【正文】 半水煤氣 。經(jīng)一段反應后的變換氣在段間補充水分后進入變換爐二段，二段反應后變換氣進入中間換熱器，達到一定溫度后進入三段反應 ,最終將半水煤氣中 CO的含量由 %降低至 %左右，使之符合年產(chǎn) 9萬噸中溫變換工藝設計的要求。s ? i—— 混合氣體中 i組分在溫度 t時的黏度， MPa℃ )或 kJ（ kg pco 、 pH2O 、 pco2 、 pH2 —— 分別為 CO、 H 2 O、 CO 2 和 H 2 各組分的分壓 H —— 標準摩爾焓（ kJ /mol） ρ /r—— 密度 /(kg/ m3) S—— 標準摩爾熵 /(J/mol k) Kp —— 平衡常數(shù) Kt—— 反應速率常數(shù)， mol/（ ℃） R—— 氣體常數(shù)， (mols yi —— 混合氣體中 i組分摩爾分數(shù) Mi—— 混合氣體中 i組分的分子量 Sa —— 弓形截面積， m2 hˊ —— 弓形高度， m H —— 檔板間距， m F—— 傳熱面積 ， m2 L—— 列管長度 ， m K—— 總傳熱系數(shù) ， kJ/(m2 本 設計從變換理論，工藝計算及設備選型等方面進行了闡述，并對該變換工藝進行了物料計算，熱量計算和有關的設備計算。一氧化碳 。 此設計分別對中溫變換工藝過程選擇、論證、變換原理以及相關的物料、熱量衡算，設備的計算、選型作了比較詳盡的闡述，以實際的工藝生產(chǎn)為指導，以理論計算為依據(jù)，將理論與實際相結(jié)合起來。 中華人名共和國建立以來，化工部門貫徹農(nóng)業(yè)服務的方針，把發(fā)展化肥生產(chǎn)放在首位。人們在大約 100cm/m 氨的環(huán)境中，每天接觸 8H會引起慢性中毒。 氨的主要物理性質(zhì) ： 相對分子質(zhì)量 沸點 – 含氮量 /% 蒸發(fā)熱 摩爾體積 冰點 /℃ 6 – 液體密度（ 熔化熱（ ℃ ） (kJ /kg) 液體密度 氣體高熱值 /（ MJ/） m3 界濕度 /℃ 液體高熱值 /（ MJ/kg） 臨界壓力 /MPa 液體低熱值 /（ MJ/kg） 臨界體積 /L/kg 標準摩爾焓 臨界密度 /(g/ cm3) 0235 標準摩爾熵 臨界熱導率 /[W/（ m常壓，常溫下的爆炸范圍分別為 %~82%（氧氣）。氨能生成各種加成配位 化合物，它們和水合物類似，統(tǒng)稱氨合物或氨絡物，例如對應 CaCl. 6H2O和Cu SO4 . 4H2O,也分別有 CaCl. 6 NH3 和 Cu SO4 . 4 NH3。 7 氨在工業(yè)上主要用來制造炸藥和各種化學纖維及塑料。 小型氨廠的發(fā)展 為了適應農(nóng)業(yè)發(fā)展的迫切需要，發(fā)展中央和地方辦化肥廠的積極性， 1958年著名化學家侯德榜提出碳化法合成氨流程制取碳酸氫氨新工藝，經(jīng)過生產(chǎn)實驗，歷時 6年，終于闖過了技術(shù)關，經(jīng)濟關。氮氣可將空氣液化分離而得，或使空氣通過燃燒，將生成的 CO、 CO2除去而制得。 合成氨的生產(chǎn)過程，主要包括以下三個步驟： （ 1） 造氣：即制備含有氫、氮的原料氣； （ 2） 凈化：采用適當?shù)姆椒ǔピ蠚庵泻械膶铣砂庇泻Φ母鞣N雜質(zhì)； （ 3） 壓縮和合成：將合格的氫、氮混合氣壓縮到高壓，在鐵催化劑的存在下合成氨。因此，在原料氣使用之前，必須將一氧化碳清除。 [3 9 2 一氧化碳脫除方 發(fā)和 選擇 一氧化碳的脫除方法 脫除半水煤氣中一氧化碳主要有以下四種方法 ： （ 1） 液氮洗滌法 ： 液氮洗滌法是用液氮在 — 和 190℃ 左右的條件下洗滌轉(zhuǎn)化氣。 （ 2） 一氧化碳甲烷化法 ： 甲烷化是 60 年代開發(fā)的新方法，它是在一定溫度和催化劑存在時，使原料氣中的一氧化碳與氫作用而生成甲烷。因此此法只能適用于一氧化碳含量甚少的原料氣，通常用在低溫變換后殘余一氧化碳的轉(zhuǎn)換氣。 （ 4） 一氧化碳的變換 ： 一氧化碳變換是在一定溫度、壓力下，使半水煤氣中 CO 在催化劑作用下，與水蒸氣反應轉(zhuǎn)化為 H2和 CO2達到除去絕大部分 CO，同時制得等量 H2。經(jīng)中溫變換，殘余的 CO可降至 3%左右，經(jīng)低溫變換后， CO 可降至 %左右 。 因此，本設計采用中溫變換來脫除 CO。經(jīng)過三段反應后，出口溫度在 359℃ 左右 ， 變換器中 CO 含量在 %以下。 各種方法制取的原料氣都含有 CO，其體積分數(shù)一般是 12%~40%，現(xiàn)在利用CO的變換反應式在不同溫度下分兩步進行，第一步是高溫變換，使大部分 CO 轉(zhuǎn)化為 CO2和 H2，第二步是低溫變換，將 CO含量降到 %左右。不同溫度下的反應熱可以用 式計算 : 變換反應的化學平衡 （ 1） 變換反應的平衡常數(shù) 由于 CO 變換反應是在常壓或壓力不高的條件下進行的，故計算平衡常數(shù)時 11 各組分分壓表示已足夠準確。 生產(chǎn) 中可測定原料氣及變換氣中一氧化碳的 含量 ，而由下式計算一氧化碳的實際變換率 X： X= %100)1( ??? ?? aaa yya yy 式中 : ya 、 ya′ —— 分別為原料氣及變換氣中一氧化碳的摩爾分數(shù)（ 干基） 。 流程三 ： 為屬于向半水煤氣添加蒸汽之后進入換熱系統(tǒng)的類型，但利用變換器余溫加熱水，在飽和熱水塔中提高半 水煤氣的溫度，以降低生蒸汽的消耗。 (a)流程一與 流程二相比較：中間換熱器的高低溫端氣流量相當，有效溫差一致，其所需換熱面積也差異不大。一氧化碳變換是在催化劑存在下進行的，催化劑均有一定的活性溫度范圍，故半水煤氣必須預熱至一定溫度后，才可送入催化床，而變換后的氣體溫度卻很高，應該予以冷卻，因此設有換熱器，以回收熱量，維持全系統(tǒng)的熱平衡。因此熱量的回收和蒸汽的節(jié)約，是判斷變換流程好壞的一個重要尺度，而這兩項同飽和塔操作情況有密切關系 。當汽 氣比增加時，除增加反應物 H2O 含量外，還造成反應物 CO 濕含量的降低，對反應速率的降低起主導作用。 中變爐工藝 常見的變換爐，一般設為三段床層 ,上面的理論分析可知，一段宜采用低汽氣比，但考慮到催化劑的操作溫度，往往還是加入比較高的蒸汽量。 第三段 CO 變換反應量是比較低的，不必追求增加汽氣比的效應。( ) 1 0 0 %(1 0 0 39。℃ CO kJ/ kmol℃ H 2O kJ/ kmol 一段催化劑平衡曲線計算 根據(jù)中變爐一段入口氣中蒸汽比（汽 /氣） ，計算各溫度下的平衡變換率 。 操作線計算 ： 由一段催化劑變換率及熱平衡計算結(jié)果知： 一段入口氣體溫度 320℃ 一段出口氣體溫度 480℃ 一段入口 CO變換率 0 一段出口 CO變換率 56% 由此可作出一段催化劑反應的操作線 。 則 2Q 2 4 4 2 . 6 2 9 2 . 9 9 4 5 3 . 0 6 9 7 3 9 0 2 . 3 k J? ? ? ?（ ） 熱損失 Q3， 取 3Q ? 熱平衡 1 2 3Q Q Q?? 即 7 5 3 2 . 3 4 t 9 7 3 9 0 2 . 3 5 1 2 6 . 9 3??V 得 t 120?V ℃ 氣體噴水后溫度 t 480 120 360? ? ? ℃， 與前面的假設溫度一致?！? 設氣體溫升為 △t 則 : 2Q 2 1 6 3 1 7 t?? V 熱損失為 Q3， 設 Q3= kJ。 [8] 表 8 二段催化劑床層氣體變換率 t/℃ 280 300 320 340 360 380 400 420 Xp 與一段催化劑最適宜溫度相同的算法 ,計算出二段催化劑最適宜溫度曲線 。 熱量衡算 CO 反應放熱 Q1： CO 在 350℃ 至 362℃ 的平衡溫度下的反應熱，得 H 3 9 0 0 0 k J / k m o l?V 。根據(jù)入三段催化劑床層氣體 組成計算出各溫度下 CO的平衡變換率 。 熱水塔出口排水溫度 因熱水出熱水塔的極限溫度是變換氣的絕熱飽和溫度，且變換氣 若熱水塔的溫度比露點溫度高的不多，因此絕熱飽和溫度可設在變換氣的露點溫度附近，現(xiàn)設絕熱飽和溫度為 ℃ ，由 下 式進行驗算： Cp ts+xsis=Cp tl+ xl il +( xs – xl) ts 干變換氣的平均分子量為： M 0 . 2 0 9 4 4 4 0 . 0 2 3 4 2 8 0 . 4 0 3 4 2 0 . 1 3 7 3 2 8 0 . 0 0 8 2 1 6 1 4 . 0 6? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?干 變換器從 0~156℃ 的平均比熱容計算得 ： PC kJ / kg? 變換氣中濕含量 X1 = 3 5 5 184 6 7 1 4 6 7 1 ?????? MPP P OHOHkg/kg 氣體在 ℃ 設計的飽和蒸汽壓 2PH o ? Xs= ?? ?= kg/kg 蒸汽在 ℃ 及 156℃ 時的焓 查得 is=,及 i1= kJ/kg，查文獻 式（ 465）等號左邊： [8] Cp ts+xsis 2 . 4 5 2 1 5 0 . 2 0 . 3 7 2 7 5 1 . 5 1 3 8 6 . 3 5? ? ? ? ? 式（ 465）等號右邊： Cp tl+ xl il +( xs – xl) ts 2 . 4 5 2 1 5 6 0 . 3 5 5 2 7 5 7 . 0 0 . 3 7 0 . 3 5 5 1 5 0 . 2 1 3 6 3 . 5? ? ? ? ? ? ? ?（ ） 等號左右兩邊基本相等，可不必假設再算，絕熱飽和塔溫度可認為 。 飽和熱水塔物料 和 熱量計算 飽和塔物料及熱量計算 已知條件： 進塔半水煤氣溫度 35℃ 23 出塔半水煤氣溫度 150℃ 進塔熱水溫度 156℃ 壓力 進飽和塔氣體壓力 進飽和塔氣體壓中水蒸氣分壓 物料量 進塔半水煤氣量 33 0 2 2 .1 3 N m 1 3 4 .9 1 7 k m o l? 進塔半水煤氣中蒸汽量 31 7 . 7 3 N m 0 . 7 2 9 k m o l? 出塔干半水煤氣量同入塔半水煤氣量 表 13 入塔半水煤氣組成 組成 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合計 % 100 N m3 kmol 物料計算： 設入塔水 量： 2 2 0 0 0 k g 1 2 2 2 .2 2 2 k m o l? 出塔濕氣量 取飽和塔出口氣中蒸汽的飽和度為 93%， 150℃ 時的飽和蒸汽壓 PH2O = 出飽和塔出口氣中帶出的蒸汽量： G= 表 14 出塔氣濕組成 組成 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合計 % 100 N m3 kmol 熱量衡算： 入熱： 氣體帶入熱 Q1： 35℃ 干半水煤氣比熱容 查得 Cp= kJ/(kmol 2Q 1 5 5 2 2 0 0 0 4 . 3 4 2 1 4 7 6 1 8 9 0k J? ? ? ? 合計 1? 出熱 氣體帶出熱 Q3： 155℃ 水的比熱容 查得 Cp = kJ/(kmol 熱水塔物料及熱量計算 壓力： 氣體出塔壓力 氣體入口溫度 156℃ 氣體出口溫度 143℃ 物料量 入塔干氣量 ： 33 6 8 0 .4 0 N m 1 6 4 .3 0 6 k m o l? 出塔蒸汽量 ： 31 1 0 1 .0 9 4 N m 4 9 .1 5 6 4 k m o l? 物料計算： 塔內(nèi)蒸汽冷凝量 設氣體出熱水塔溫度為 143℃ ， 在 143℃ 時的蒸汽壓2HOP 393 .928k P a?。 干氣帶入熱 ： 1Q 1 6 4 . 3 0 3 3 0 . 9 7 4 1 5 6 7 8 9 0 7 1 . 0 k J? ? ? ? 蒸汽帶入熱 ： 1Q 4 9 . 1 5 6 1 8 2 7 5 8 2 4 4 0 3 0 0 . 4 6 k J?