完成最大限度的传递热量。 ⑵ 必须满足喷淋密度的要求。例如，对于填料塔，水量必须保证全塔在适宜的润湿率下操作。 ⑶ 必须使设备结构和经常
运行费用经济合理。
循环水量的大小基本上是由变换系统的汽气比决定的。当气体成分一定时，汽气比的大小，决定了出变换炉气体中残余的水蒸汽含量。过去单一中变流程中，汽气比大，变换气中蒸汽含量高，循环水量就大；现在采用的带有低变的流程中，汽气比小，变换气中蒸汽含量低，造成变换气露点温度低，绝热饱和温度低，循环水量就应该小。在汽气比很小的情况下，若循环水量过大，会使水加热器温升小，使饱和塔入塔热水温度低，造成出塔半水煤气温度偏低，湿含量
低，使外供蒸汽量增加。
在饱和热水塔系统中循环水量（L）与气量（G）之比为饱和热水塔的操作线斜率。这一比值有一极值（L/G）opt，当L/G为这一极值时，回收的蒸汽量最多，也就是气体离开热水塔时带出的水蒸汽量为最少。一般用热水塔出口温度来判断水蒸汽回收的好坏比用饱和塔出口的温度来判断更准确。同时，当循环水量较大时，操作线斜率大，对饱和塔来说，操作线与平衡线距离增大，推动力较大，传热效果好，对饱和塔是有利的；但对热水塔则相反。同理，循环水量小时对热水塔有利，对饱和塔不利。因此，我们必须选择一个合适的循环水量，使两者都处在合理范围之内，使热能回收达到最佳程度。带有低变流程的
循环水量一般为6～15吨/吨氨。 1.3 变换系统变换炉工艺设计
变换炉是变换系统的最主要的设备。变换炉的设计要力求做到催化剂能得到最
有效的利用、结构简单、阻力小、热损失小、蒸汽耗量低。
1.3.1变换系统变换炉工艺设计主要内容
1.根据合成氨生产原料确定初始气体成分、根据所采用的流程确定汽气比等，选定变换炉段数以及段间降温方法。根据所用催化剂确定变换炉进口温度； 2.根据选定的初始气体成分、汽气比、所用催化剂参数等，计算变换炉每一段的平衡曲线、最适宜温度曲线。计算变换炉每一段的操作线，根据每段最适宜温度曲线调整该段的进出口温度以及各段变换率，直至合理为止。据此绘
制变换炉x~t图；
3.进行变换炉的物料衡算和能量衡算；
4.根据所用催化剂的宏观动力学方程及变换炉x~t图，计算每一段催化剂
用量；
5.绘制所用系统工艺流程简图、变换炉计算物料表。
1.3.2 变换炉段间的降温方法
变换反应是剧烈的放热反应，随着反应的进行气体温度不断升高，但最适宜反应温度则是随着变换率的增高而逐步降低的。因此，为了提高变换率，使反应能在最适宜温度下进行，必须不断移走反应热，使温度随反应进行不断降低。其次，催化剂本身耐热性有一定限度，为防止催化剂层超温也必须及时移走反
应热。
要使反应完全沿着最适宜温度进行在实际上是极为困难的。在工业上是采取分段变换的方法来解决，变换炉一般分为三段。即第一段在较高温度下进行几乎绝热的变换反应，以得到较快的反应速度，提高催化剂利用率；然后进行中间冷却；第二段在较低的温度下继续反应，段间进行冷却降温；第三段的反应温度更低。中间冷却降温的方法主要有两种，**直接冷激法和通过换热器间接换
热法。
**冷激降温时，因为水的汽化潜热很大，只需很少量的水就能达到降温的目的，增加了气体中的水蒸汽含量，减少外供蒸汽消耗，因而系统阻力较小。但变换炉的结构比较复杂。中串低流程和无饱和塔全低变流程一般采用**冷激法。全低变流程采用间接换热的方法。由于全低变流程汽气比较小，反应后剩余的蒸汽量很小，造成变换气的露点温度很低，这时若热水只通过单一水加热器升温，就不可能达到饱和塔进口水温的要求。因此，全低变流程中热水经第一水加热器后，又经第二水加热器与出二段变换气换热，再经调温水加热器与出一段变换气换热，经多级换热不断提高进入饱和塔水温，使半水煤气在饱和塔中可饱和更多水蒸汽，减少外供蒸汽量。由于类似的原因，中低低流程也采用间接换
热的方法。
1.3.3 变换反应平衡曲线、最适宜温度线和操作线
（1）平衡曲线
平衡变换率与温度的关系曲线称为平衡曲线。
对于一定组成的湿半水煤气，不同温度下的平衡变换率xp可由下式计算： A、B、C、D ——气体中CO、H2O、CO2、H2的原始组成（湿基），摩尔分率。 （2）最适宜反应温度的计算只要知道气体的原始组成和催化剂活化能就可直
接算出不同平衡变换率 xp 时的最适宜反应温度Tm 。
E1、E2—— 正、逆反应活化能，kJ/kmol
最适宜反应温度曲线绘出后对各段催化剂层进出口温度的选择具有重要的指
导意义。
最适宜反应温度与半水煤气原始组成有关，因此和平衡曲线一样，对于用热水或水蒸汽冷激的变换炉，冷激后气体的原始组成发生变化，这时应根据冷
激后气体的原始组成来进行计算。
（3）操作线
操作线是炉内反应进行时温度与变换率的变化过程线。由于进出口焓差是状态函数，我们可以假设一个便于计算的步骤来进行。第一步，气体组成不变，温度升高至出口温度；第二步，气体在出口温度下进行反应（假设先反应再升温
也可以）。
N1、N2 ——进、出催化剂床的气体流量，kmol，对于变换反应 N1＝N2 ；
t1、t2 ——进、出催化剂床的气体温度，℃ ； x1、x2 —— 进、出催化剂床气体的变换率 ；
Cp —— 进催化剂床气体在平均温度 (t1+t2)/2下的真实摩尔热容，
kJ/kmol?K ；
ΔHR —— 出口温度下的反应热，kJ/kmolCO ；
NR —— 变换掉的一氧化碳量，kmol；
CO% —— 气体中一氧化碳的浓度，摩尔分率（湿基）。如果反应是在
绝热条件下进行（忽略散热），
上式就是操作线方程式。由上式可看出操作线是一直线，若考虑半水煤气中的氧气与氢气反应放热，同时考虑变换炉因热损失而造成的温度降Δtl（℃），则
操作线方程为
1.3.4 工艺条件的选定
（1）最终变换率 最终变换率过高或过低都会带来不利的影响。如定得过高，则要耗用过多的催化剂或由于要提高汽气比使蒸汽消耗增加；过低则要增加半水煤气耗量，加重铜洗工段负荷，并浪费气体压缩功。由于设计中采用了带有低变的流程，而且后续工段采用铜洗脱除残余的一氧化碳，允许出变换系统的变换气中残余一氧化碳含量稍高一点，因此可选择最终变换率为95％，
相应的CO为1％左右。
（2）变换炉进出口温度 进炉温度根据已选定的催化剂来决定，一般高于催化剂的活性起始温度20℃即可。出口温度要根据催化剂的活性温度和流程
来确定，对于带有低变的流程，低变的出口温度一般在200℃左右。 （3）汽气比 在最终变换率和出口温度选定后，可根据最佳出口平衡温差来选定汽气比。所谓出口平衡温差是指出口温度与出口变换率对应的平衡温度之间的温度差。最佳平衡温差与操作条件有关，一般可取15～20℃作为合理的最佳平衡温差。对钴钼耐硫催化剂，由于其低温活性好，活化能低，平衡温差可适当放宽，15～30℃也是合理的。对于不同的半水煤气成分，可用试算法
来选定汽气比。 试算步骤如下：
1、已知半水煤气成分，最终变换率，初选汽气比，据此算出变换后有关组
分的摩尔分率。
2、根据变换后有关组分的摩尔分率计算出平衡常数。
3、根据平衡常数查表得到对应的平衡温度； 4、根据选定的出口温度计算平衡温差；