日产千吨合成氨蒸汽转化工段工艺设计.docx

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1、公艇工营大孝课程设计设计题目日产千吨合成氨蒸汽转化工段工艺设计学生姓名徐超学号2012212044专业班级化学工程与工艺12与班指导教师王百年2016年3月13日目录摘要2关键词3第一章前言31.1 中国合成氨行业概况31.2 合成氨生产的根本过程313氨的主要用途51.4 甲烷蒸汽转化制合成气概述51.4.1 生产方法61.4.2 工艺原理61.4.3 转化催化剂和反响动力学71.4.4 工艺流程和主要设备9第二章工艺计算112.1 设计条件122.2 物料衡算132.2.1 物料衡算主要方程式132.2.2 物料衡算基准142.2.3 一段转化炉物料衡算16二段转化炉物料衡算182.3 能

2、量衡算202.3.1 数据202.3.2 计算过程212.4 管径计算22第三章总结及致谢26参考文献26摘要:本设计以天然气为原料通过水蒸气转化法制合成气，为日产千吨合成氨提供原料气。设计文件由设计说明书，工艺流程图和厂区平面布置图组成。设计内容包括工艺路线设计，物料衡算，热量衡算，管道确定。工艺路线通过一段蒸汽转化和二段加水蒸汽工艺空气氧化联合转化过程。设计中通过平衡温距法计算一二段炉进出口物料组成以及通过物料流量及相关资料计算进出口管径，同时对一段炉进行能量衡算。关键词：天然气水蒸气物料衡算平衡温距法能量衡算初步设计第一章前言1.1 中国合成氨行业概况氨是最为重要的根底化工产品之一，其产

3、量居各种化工产品的首位；同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业，合成氨是氮肥工业的根底，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铁盐肥料，这局部约占70%的比例。未来合成氨技术进展的主要趋势是“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”。中国合成氨产量位居世界第一位，现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态燃多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。2013年，中国合成氨总生产能力为7400万吨左右，氮肥工业已根本满足了国内需求；在与国际

4、接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力，今后开展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。中国目前有中型合成氨装置55套，生产能力约为500万吨/年：其下游产品主要是尿素和硝酸铁。其中以煤、焦为原料的装置有34套，以渣油为原料的装置有9套，以气为原料的装置有12套。目前，中国有小型合成氨装置700多套，生产能力约为3000万吨/年；其下游产品主要是碳酸氢筱，但现有已有112套经过改造后开始生产尿素。中国合成氨生产装置原料以煤、焦为主；其中以煤、焦为原料的占总装置的96%,以气为原料的仅占4%。中国引进大型合成氨装置的总生产能力为IOoO万吨/年，只占中国合成氨总产能的1/4左右，因此可以说我

5、国合成氨行业对外依赖性并不高。中国自行研发了多套工艺技术，促进了氮肥生产的开展和技术水平的提高，如合成气制备、CO变换、脱硫脱碳、气体精制和氨合成技术”I。1.2 合成氨生产的根本过程合成氨工艺流程表达：(1)原料气制备将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化局部氧化的方法获得合成气；对气态烧类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。(2)净化对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO,其体积分数一般为

6、12%40%.合成氨需要的两种组分是H2和N2,因此需要除去合成气中的CO。变换反响如下：CO+H2O=H2+CO2H=-41.2kJmol由于Co变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于PI收反响热，并控制变换段出口剩余CO含量。第一步是高温变换，使大局部Co转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反响既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为

7、原料的局部氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(ReCtiSO1)、聚乙二醇二甲醛法(SeIeXol)等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除Hz外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铁等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(ReCtiS。1),聚乙二醇二甲醛法(SeleXO1),碳酸丙烯酯法。一类是化学

8、吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量剩余的CO和CO2O为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于IOCm3m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷别离法和甲烷化法。深冷别离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(H2、Nz的物质的量分别为n(CH4)、n(CO)、n(CO2)n(H2O)n(H2)n(N2),设平衡时CFh反响式(1)的转化量为CO反响式(2)的转化量为小mol,总压(绝对压力)为p。根据物料衡算可计

9、算出反响平衡时各组分的分压，代入式(1)和式(2)的平衡常数式，整理后可以得到：K_1-co)+%m(82)+34+%乂产P，=n(CH4)-nxn(H2O)-nx-nyX但田/二WCo2)+电)+3%+%p2WCo)+nx-nxn(H2O)-nx-ny根据反响温度由(3)和(4)求出KPl和KP2,再将总压和气体的初始组成代入(5)和(6)两式迭代解出IK和ny,即可求出平衡组成。1.4.3 转化催化剂和反响动力学转化催化剂：甲烷水蒸气转化，在无催化剂时的反响速率很慢，在IOooC以上才有满意的速率，然而在高温下大量甲烷裂解，没有工业生产价值，所以必须采用催化剂。催化剂的组成和结构决定了其催

10、化性能，而对其使用是否得当会影响其性能的发挥。生产中催化剂因其老化、中毒和积碳而失去活性。(1)转化催化剂的组成和外形研究说明，一些贵金属和银均具有对甲烷蒸汽转化的催化活性，其中锲最廉价，又具有足够高的活性，所以工业上一直采用银催化剂，并添加一些助催化剂以提高活性或改善诸如机械强度、活性组分分散、抗结碳、抗烧结、抗水合等性能。甲烷与水分子的反响是在固体催化剂活性外表上进行的，所以催化剂应该具有较大的银外表积。提高银外表的最有效的方法是采用大比外表积的载体，来支承、分散活性组分，并通过载体与活性组分间的强相互作用而使银晶粒不易烧结。载体还应具有足够机械强度，使催化剂使用中不易破碎。为了抑制烧类在

11、催化剂外表酸性中心上裂解析碳，往往在载体中添加碱性物质中和外表酸性。一般固体催化剂是多孔物质，催化剂颗粒内部毛细孔的外表称之为内外表，其上分布有活性组分，反响物分子扩散到孔内外表上进行反响，如果孔径大而短，在孔的深处反响物的浓度较高，反响速率大，产物向外扩散阻力也小，假设孔细又长，结果相反，这些孔的深处可能没有反响物分子，其内外表就没有被利用。因为催化剂内外表积比外外表积大得多，所以内外表积对反响速率起着非常重要的作用。为了提高内外表利用率，可以减小催化剂颗粒尺寸，改善颗粒外形。(2)转化催化剂的使用和失活转化催化剂在使用前是氧化态，装入反响器后应先进行严格的复原操作，是氧化银复原成金属镇才有

12、活性。复原气可以是氢气、甲烷或一氧化碳。纯氢复原可得到很高的银外表积，但银外表积不稳定，在反响时遇水蒸气会减少，故工业上是通入水蒸气并升温到500以上，然后添加一定量的天然气和少量氢气进行复原。水蒸气存在虽使银外表有所下降，但它可将催化剂中的微量硫化物转化成硫化氢气体而脱除，也可将催化剂中石墨气化而除去，还可以使反响器内温度均匀，不会产生热点而损坏催化剂。转化催化剂在使用中出现活性下降的现象的原因主要有老化、中毒、积碳等。催化剂在长期使用过程中，由于经受高温和气流作用，银晶粒逐渐长大、聚集甚至烧结，致使外表积降低，或某些促进剂流失，导致活性下降，此现象成为老化。许多物质，例如硫、碎、氯、溟、铅

13、、机、铜等的化合物，都是转化催化剂的毒物。最重要、最常见的毒物是硫化物，极少量的硫化物就会使催化剂中毒，使活性明显降低，时间不长就完全失活。甲烷水蒸气转化过程伴随有析碳副反响，同时也有水蒸气消碳反响。析出的碳是否能在催化剂上积累，要看析碳速率与消碳速率之比，但析碳速率小于消碳速率时，那么不会积碳。这与温度、压力、组分浓度等条件有密切关系。生产中，催化剂活性显著下降可由三个现象来判断：其一是反响器出口气中甲烷含量升高；其二是出口平衡温距增大。平衡温距为出口实际温度与出口气体组成对应的平衡温度之差。催化剂活性下降时,出口甲烷含量升高，一氧化碳和氢含量降低，此组成对应的平衡常数减小，故平衡温度降低，

14、平衡温距增大。催化剂活性越低，平衡温距那么越大；其三是出现“红管”现象。因为反响是吸热的，活性降低那么吸热减少，而管外供热未变，多余热量将管壁烧得通红。此时管材强度下降，如不及时停工更换催化剂，将会造成重大事故。仍未取得一致认识。不同研以下举例3种。甲烷水蒸气转化的反响机理很复杂，从20世纪30年代开始研究至今,究者采用各自的催化剂和实验条件，提出了各自的反响机理和动力学方程,r=kp(CH4)r = kp(CH4)p(H2O)p05(H2)(8)式中反响速率;k反响速率常数;Kpi一转化反响的平衡常数;P(CH4)、p(H2O)P(Fk)和P(Co)CPU、H2O.比和Co的瞬时分压。由以上

15、方程可知，对于一定的催化剂而言，影响反响速率的主要因素有温度、压力和组成。(1)温度的影响温度升高，反响速率常数增大，由(7)和(8)看，反响速率亦增大；在式(9)中还有一项KPl也与温度有关，因甲烷蒸汽转化因甲烷蒸汽转化是要吸热的，平衡常数随温度的升高而增大，结果反响速率也是增大的。(2)压力的影响总压增高，会使各组分的分压也增高，对反响初期的速率提高很有利。此外，加压尚可使反响体积减小。(3)组分的影响原料的组成由水碳比决定，H2O/CH4过高时，虽然水蒸气分压高，但甲烷分压过低，反响速率不一定高；反之，H2O/CH4过低时，反响速率也不会高。所以水碳比要适当。在反响初期，反响物HzO和C

16、H4的浓度高，反响速率高。到反响后期，反响物浓度下降，产物浓度增高，反响速率降低，需要提高温度来补偿。转化反响是气固相催化过程，包括内、外扩散和催化剂外表上吸附、反响、产物脱附和扩散等多个步骤，每个步骤对整个过程的总速率都有影响，最慢的一步控制了总速率(4-5o1.4.4工艺流程和主要设备工艺流程图如图所示，据此进行物料恒算和热量恒算图1-1工艺流程程图流程简介如下：原料天然被压缩至3.6MPa左右，送到一段炉的对流段预热至380至400,热源是由辐射段来的高温烟道气。预热后气体进入钻铝催化脱硫器，使有机硫加氢变成硫化氢，再到氢化锌脱硫罐脱硫硫化氢，使天然气中总含硫量降至0.5X106(体积分

17、数)以下。脱硫后天然气与中压蒸汽混合，再送到对流段加热至500至520,然后分流进入位于一段炉辐射段的各转化管，自上而下经过管内催化剂层进行吸热的转化反响,热量由管外燃烧天然气提供。由反响管地步出来的转化气温度为8(XrC至820,甲烷含量约9.5%(干基)，各管气体集合于集气管并沿中心管上升，由炉顶出来送往二段转化炉。在二段炉入口预热至450C左右的空气，与一段转化气中的局部甲烷在炉顶部燃烧，是温度升至1200C左右，然后经过催化剂床层继续转化，离开二段炉的转化器约1000。压力3.0MPa,剩余甲烷低于0.3%(干基)，(H2+CO)N2=3。从二段转化炉出来的高温转化气先后经废热锅炉，同

18、收高温气的显热产生蒸汽，此蒸汽再经对流段加热成为高温过热蒸汽,作为工厂动力和工艺蒸汽。转化气本省温度降至370左右，送往变化工段。燃料天然气先经一段炉对流段预热后，进入到辐射段的烧嘴，助燃空气由鼓风机送预热器后也送至烧嘴，在喷射过程中混匀并在一段炉内燃烧，产生的热量通过反响管壁传递给催化剂和反响气体。离开辐射段的烟道气温度高于1000,在炉内流至对流段，依次流经排列在此段的天然气-水蒸气混合原料气的预热器、二段转化工艺空气的预热器和助燃空气预热器，温度降至150至200,由排风机送至烟囱而排往大气。主要设备：(1)一段转化炉：一段转化炉采用顶烧方箱炉，由辐射段和对流段组成，外壁用钢板制成，炉内

19、壁衬耐火层。转化管竖直排列在辐射段炉膛内，总共有300400根内径约70120mm、总长1012m的转化管，每根管内装催化剂。多管型式能提供大的比传热面积，而且，管径小者更有利于横截面上温度均匀，提高反响效率。反响炉管的排布要着眼于辐射传热的均匀性，故应有适宜的管径、管心距和排间距，此外，还应形成工艺期望的温度分布，要求烧嘴有合理的布置及热负荷的恰当控制。反响炉管的入口处温度50Oe至520C,出口处800C至820。对流段有回收热量的换热管，采用中国西南化工研究院生产的Z-IIl型一段转化炉用催化剂。(2)二段转化炉：二段转化炉不需要外部供热，在炉内，氧气与局部甲烷燃烧放热，使转化反响自热进

20、行。故采用内径约3m,高约13m的圆筒形转化炉，壳体为碳钢制成，内衬不含硅的耐火材料，炉壳外保温，与环境无热交换，所以，二段炉是一个上部有均相燃烧空间的固定床绝热式催化反响器，高温气体自上而下流过带孔的耐火砖层、耐高温的倍催化剂层、银催化剂层，最后由炉下部引出二段转化气。采用中国西南化工研究院生产的Z-206型二段转化炉用催化剂。(3)钻铝加氢脱硫器：为圆筒形设备，内装两层催化剂。采用中国T-201型加氢催化剂。(4)氧化锌脱硫槽：为立式圆筒形设备，其结构与加氢脱硫器相似，采用T-3O3型催化剂。脱硫剂的用量可按一年考虑，设计为两槽串联，使用半年后，第一槽（前槽）更换为新脱硫剂，而将第二槽（后

21、槽）作前槽使用。这样总是让新脱硫剂在串联的后槽起把关作用L第二章工艺计算2.1 设计条件进一段炉原料气组成如下表，进口温度510。原料气组成组分N2H2CO2CH4C2H6C3H8C4H10C5H12合计mol%2.5110.1010.01194.2192.1610.1990.0980.7100空气组成组分N202Armol%78211进二段炉空气中加10%的蒸汽（平安目的）进合成系统合成气组成合成气组成组分H2N2CH4Ar合计mol%73.9524.651.080.32100一段转化的H2OC=3.5一段转化压力P=3.1MPa二段转化压力P=2.97MPa上升管出气温度856一段炉转化反

22、响CH4H2O=3H2+COCOH2O=H2+CO2CH4+2H2O=4H2+CO2C2H6+4H2O=7H2+2CO2C3H8+6H2O=10H2+3CO2C4Hl0+8H2O=l3H2+4CO2C5Hi2+IOH2O=16H25CO2二段炉反响H2+O2=2H2OCH4H2O=3H2+COCH4+2H2O=4H2+CO2CO+H2O=H2+CO2空气中的氧气按下式全部生成水O2+2H2=2H2O设CO2吸收塔出口Co2含量为0.1%（干基），此CO2在甲烷化炉中按下式全部转化为CH4CO2+4H2=CH4+2H2O每生产一吨氨耗氢96.025kmol,高于理论值；耗二段转化气量142.68

23、kmol2.2 物料衡算2.2.1 物料衡算主要方程式一段炉转化反响：CH4+H2O=3H2+COCO+H2O=H2+CO2CH42H2O=4H2CO2C2H6+4H2O=7H2+2CO2C3H8+6H2O=10H2+3CO2C4Hio+8H20=13H2+4C02C5H12+IOH2O=16H2+5CO2二段炉反响：H2+O2=2H2OCH4+H2O=3H2+COCH42H2O=4H2CO2CO+H2O=H2+CO2甲烷化反响:CO2+4H2=CH4+2H2O2.2.2 物料衡算基准以生产1吨氨为基准计算1、计算基准IOokmOl纯氢、氮气。2、以100knK)I原料气为基准，按照一段路转化

24、反响方程式，计算IOokmol原料气可提供的总氢气量为0.101+94.2194+2.1617+0.19910+0.09813+0.716=406.568kmol/1OOkmoI原料气3、以100kmol合成气为根底，计算原料气的量G、进二段炉空气的量A以及CCh回收量；N2平衡：0.002511XG+0.78A=24.65H2平衡：由合成气组成知ImOlCH4消耗4molH2,在二段炉中ImOIo2消耗2mol比，那么有GX4.06568-20.21A-1.084=73.95联立以上两式可解出：G=22.509kmolA=31.53kmol。合成每吨氨气：需要原料气量22.509142.68

25、/100=32.12kmoltNH3空气需要量3l.53l42.68/100=44.99kmoltNH3水蒸气需求量=进一段炉空气量+进二段炉空气量X10%天然气总碳指数=(94.219+2.16120.1993+0.0984+0.7X5)/100=1.0234那么需要的水蒸气的量=32.12X1.0234X3.5+44.99X10%=l19.55kmoltNH3CO2回收量=32.12X(1.0234+0.00011)-142.68X0.0108=31.33kmoltNH3按日产千吨氨气计算消耗的原料量日产千吨氨生产消耗的原料量物料原料气工艺空气水蒸气Co2回收消耗/(kmoltNH3)32

26、.1244.99119.5531.33消耗/(kmolh)1338.3331874.5834981.251305.417循环氢气量计算设定出加氢转化器的出口氢气量为5%,再计算一段炉出口物料组成，通过计算平衡温差判断出口氢气量的设定是否合理，经过计算得只当出口氢气量为5%时，平衡温差4t=63C,与生产中控制一段炉的平衡温距22C28C的范围相差过大，结果不合理。重新设定出口氢气量含量为4.5%。计算结果如下。循环氢气(合成气)中氢气组分为74.113%循环氧气里(l-V)，H273.95%循环气里yH2 0.1%去一段转化炉 8.MO加氢转化器 H2 4.5%H2的平衡方程0.001y+0.

27、7395X(1-y)=1.0X0.045解得y=0.9334l-y=0.0666可知0.9334kmol原料气加氢转化需要循环气为0.0666kmol,那么每吨NH3需要循环氢气量为:32.120.06660.9334=2.292kmoltNH3出转化器气体量为：32.12+2.292=34.4Ikmol加氢转化器进出口物料组成见下表：进出加氢转化器气体组成组分进天然气量进-循环气量出总气体量mol%kmol/tNH3kmol/hmol%kmol/tNH3kmolhmol%kmol/tNH3kmol/hN22.5110.80733.60624.6500.56523.5413.9861.3725

28、7.146H20.1010.0321.35273.9501.69570.6224.501.72771.974CO20.0110.0040.1470.0100.0040.147CH494.21930.2631260.9641.0800.0251.03188.51630.2881261.996C2H62.1610.69428.9212.0170.69428.921C3H80.1990.0642.6630.1860.0642.663C4H100.0980.0311.3120.0910.0311.312C5H10.7000.2259.3680.6530.2259.3682Ar0.3200.0070.3

29、060.0210.0070.306合计10032.121338.331002.29295.510034.4121433.83223一段转化炉物料衡算1、计算依据天然气总碳指数=(88.02+2.017X2+0.1863+0.0914+0.6535)/100=0.962那么需要的水蒸气的量=34.412X0.962X3.5=115.865kmol/INH3=4827.71kmol/h进一段炉气体总量=出加氢转化器气体+水蒸汽量=34.412115.865=150.277kmol/tNH3进一段炉气体组成进一段炉气体组成组分N2H2CO2CH4C2H6C3H8C4Hi0CsH12Ar合计mol%3

30、.9865.020.0188.5162.0170.1860.0910.6530.021100水碳比为3.5一段转化压力P=3.IMPa二段转化压力P=2.97MPa上升管出气温度856出口转化气中CH4含量为9.7%（干基）出口温度下，Co转化反响到达平衡即气体组成满足：pC02pH2nCO2nH2kp=pC0pH20=nCOnH2O查设计资料氮肥工艺设计手册理化数据得知当t=856C时，kp=0.8432、计算过程一段炉出口气体量的计算设nco、nc02、nH2分别表示转化炉出口气中的CO、CO2%的物质的量。nX20表示反响掉的蒸汽的物质的量，n*o表示转化炉出口气中HzO的物质的量，V表

31、示干气的物质的量。C平衡：0.004+30.288+0.6942+0.064X3+0.031X4+0.225X511co+11co20.097V整理得：1380.04=nco+nc020.097VHz平衡：71.9741261.996X2+28.921X3+2.6634+1.3125+9.368X6+4827.71=nH2+20.097V+4827.71-n1120整理得：2756.149=11H2+0.194V-nH2。2平衡：0.147+0.5X4827.71=0.5Xn1120+0.5nco+nc02整理得：0.294=211co2+nco-n1120总气量V=nco+nc02+0.09

32、7V+n112+n2nAr=nco+co2+0.097V+nH2+57.452-nH2=V-1437.49211H2O-联立nco2nco11h20=4827.71-11h2O因为.pCO2pH2nCO2nH2_.okP=荷丽丽=前丽=843得到(1.291V-5573.387)(V-1437,492)CC/c=0.843(6953.427-1.388V)(9021.351-1.194V)整理V2-95528V+423274519=0解得V=4658kmol/h将V值代入得11H2=3220.5kmol/hh2o=3459.7kmol/hnco=388.1kmol/hnco2=440.0kmo

33、l/h11ch4=451.8kmol/hh2o=1368kmol/h11湿二3459.7+4658=8117.7kmolh3.一段炉平衡温距的计算_pCOp3H2_nCOrPH21P?PCHLPeH4pH20-nCH411H2OIEn湿)-488.13220.53X(30.69y-451.83459.78117.7y,=305.8查设计资料得t=824C,故得平衡温距At=856-824=32c.一段炉进出口物料组成表组分进出mol%kmol/hmol%kmol/hN23.98556157.1461.25357957.146H25.01968871.97470.645883220.5CO20.

34、0102670.1479.669525440.8CH488.015511261.9969.910825451.8C2H62.01706728.92100C3H80.1857462.66300C4H100.0914731.31200C5H120.6533779.36800Ar0.02131303060.0067040.306CO8.513482388.1干气1001433.8331004558.652H2O4827.713459.7湿气6261.5438018.352二段转化炉物料衡算1、计算依据:二段炉出口CM含量为0.033%（干基）；出口气体温度为1003；出口压力为2.97MPa；补充蒸

35、汽为工艺蒸汽量的10%o2、计算过程二段炉出口转化气气体量的计算二段炉入口的工艺空气的量为1874.583kmolh,补充蒸汽量为1875kmolh。设neo、nc02、11h2分别表示转化炉出口气中的CO、CO2%的物质的量。nX20表示反响掉的蒸汽的物质的量，ilH2O表示转化炉出口气中HzO的物质的量，V表示干气的物质的量。那么有C平衡：neonc02+0.0033V=1380.04H2平衡：nn2+O.OO33VX2+(3459.7+187.5)-n112o=3220.5+451.82+(3459.7+187.5)整理得：4124.1=n112+0.0066V-n1120O2平衡：44

36、0.8+388.10.5+(3459.7+187.5)0.5+0.211875=0.5nco+nc02+(3459.7+187.5)X0.5-0.5nxH2整理得：2037.04=11co+2nco2-nn20干气物质的量V=1ICO+CO2+H2+N2+ArCH4=nco+nc02+11H257.146+0.306+0.791875+0.0033V整理得V=nco+nc02+由+1538.702+0.0033V设出口条件下，CO转化反响到达平衡，查设计资料得该条件下kpCO=0.566pCO2pH2_nCO2nH2而PC0-pCOpH20-nC0nH20+得V=11H2+2918.742将代

37、入得nH2=1.006611H2-4104.84-得657-0.0033V=nco2-nH20将代入得nco2=1.0099nH2-3438.2将代入得CO11H2出二段炉气体中11h2O=3459.7+187.5-nH20n112将代入.CC(1.0099nH2-3438.2)nH2八kpCO=-=0.566r(4808.6-1.0132nH2)(7752.04-1.0066nH2)整理得n+8711.8-49051800=0从而解得H2=3891.7kmol/h将解得的加2代入得h2o=3834.7kmol/h11co=865.4kmol/h11co2=492.03kmol/h11ch4=

38、22.47kmol/hnxH20=-187.5kmol/h(负号表示反响完成后体系内水含量增加)出口干气V=11H2+2918.742=6810.4kmolh11湿二V+11H2o=10645.1kmol/h3、二段转化炉平衡温距的计算二段转化炉出口压力为2.97MPa。那么kpCH4=PCop3H2pCH4pH20nCOn3H2zPx2nCH4nH20(En湿)-865.43891.73- 22.473834.7(29.710645.1)2=4987.9查设计资料知kpCH4=4987.9时，对应l=963C;故平衡温距t=1003-963=4Oe二段转化炉进出口物料衡算表组分进出mol%k

39、mol/hmol%kmol/hN223.616041519.25622.30951519.256H250.0613220.557.147623891.7CO26.852007440.87.225209492.03CH47.022996451.80.3299622.47026.119007393.645Ar0.29613819.0510.27975419.051CO6.032813388.112.70796865.4干气1006433.1521006809.907H2O3459.73834.7湿气10644.6072.3能量衡算数据一段转化炉进出、口各物料量见上表；基准温度取298K。反响器入口温度为370C(643K),出口温度为856C(U29K),各组分在对应温度下的平均摩尔热容值以及各组分在298K的生成热可从文献中查出阳引。组分7f(298K)kJkmo1c(kJkmo,K,)643K1129K