：
将上述煤气各成分列为下表： 组成 含量（％） N2 1.5 CO 14.51 0.1451 CH4 5.43 0.0543 CO2 17.04 0.1704 H2 25.23 0.2523 H2O 36.29 0.3629 合计 100 1 含量（kmol） 0.015
3.4变换炉温升估算
对变换炉的温升的估算可用以下公式：
??HR.CO00?t?t2?t1??(x2?x1)
CP(1?n)式中：出、进催化剂床气体温度 ℃ ：出、进催化剂床气体的变换率
：进催化剂床气体在平均温度( )下的真实分子热容 kcal/kmol,℃
：进口温度下的反应热 kcal/kmol CO%：气体中CO的浓度，摩尔分率
查表得到在0—600℃范围内的平均热容为8.35 kcal/kmol，ΔHR=9000 kcal/kmol
变换率：X=
进口煤气、出口变换气中一氧化碳的含量，，（干基）
代入数字可以得到变换率为： X===84.3
代入数字可以得到大致的温升为：
??HR.CO00?t?t2?t1??(x2?x1)
CP(1?n)9000?22.7800??84.300?0? =
8.35?(1?0.5353)=134.8℃
从上面的计算可以看出要使粗煤气中的CO含量从22.78%经过变换反应降到3%，变换炉的温升大概在130 ~140℃。而工艺中所选用的催化剂QCS-04的活性温度范围
是320~ 480℃。通常情况下，反应器入口要高出催化剂起活温度10 ~30℃，另外由于煤气被水蒸气饱和，出口温度还要高出露点温度25 ~30℃。如果把此变换反应放到一台变换炉中进行的话，变换气的出口温度很可能会超过催化剂的活性温度从而使催化剂失活。并且变换反应是放热反应，随着温度的升高将不利于变换率的提高，即使在一台变换炉可以达到变换率，势必会使变换炉的高度增加而使设备投资费用增加和造成床层出口超温。综合上述原因，本设计将此变换反应定为在两台变换炉中进行。为了充分利用催化剂的活性范围，我们将第一变换炉入口的温度定为330℃，把第一变换炉出口温度定为410℃。然后将变换气引出与粗煤气换热降低变换气的温度，在第二变换炉中继续进行变换反应。
4.1变换炉的物料衡算
第4章 物料衡算
变换炉的物料衡算中要对进入第一变换炉和第二变换炉的CO的入口温度、出口温度、压力、变换率及组分含量进行物料衡算。 4.1.1 第一变换炉的物料衡算
第一变换炉的入口温度选为330℃，出口温度选为410℃，查表在410℃(683K)时变换反应的热效应：
-ΔH=9094.97kcal/kmol
湿煤气由330℃升至410℃，平均温度为370℃。 在370℃时，常压下各组分的平均定压热容： 组分 Cp kcal/kmol,℃ 表4—1 CO2 10.21 CO 7.106 H2 6.974 H2O 8.332 CH4 10.573 N2 7.059 湿煤气在370℃，常压下的分子热容：
CP0=ΣyiCpi=10.21×0.1704+7.106×0.1451+6.974×0.2523+8.332×0.3629+10.573×0.0543+7.05
9×0.015=8.23 kcal/kmol,℃
由《氮肥设计手册》，查出各气体的临界温度，临界压力：
表4—2
组分
CO2 CO H2 H2O CH4 N2
Tc,K Pc,atm 304.2 72.9 133 34.5 33.3 12.8 647 218.3 190 45.8 126.2 33.5 利用上表中的数据，可以求得在进口组成的虚临界值：
Tc= Σyi.TCi=304.2×0.1704+133×0.1451+33.3×0.2523+647×0.3629 +190.7×
0.0543+126.2×0.015=326K
Pc= Σyi.Pci=72.9×0.1704+34.5×0.1451+12.8×0.2523+218.3×0.3629+45.8×
0.054356+33.5×0.015=102.9atm
设入口压力:2.90MPa=28.62atm 则可以求得入口状态下的： 对比温度： 对比压力： 查热容校正图：
ΔCp=0.165kcal/kmol℃
由热平衡关系，求第一变换炉出口气体变换率：
??HR.CO00t2?t1??t??(x2?x1)
CP式中：出，进催化剂床气体温度 ℃ ：出，进催化剂床气体的变换率
：进催化剂床气体在平均温度()下的热容 kcal/kmol·℃ ：进口温度下的反应热 kcal/kmol CO%：气体中CO的浓度，摩尔分率
Δt：因损失而造成变换气温度降 ℃ (取10℃)
9094.97?14.5100410?330?10??(x2?0)
8.395
变换了的CO的量为：
0.1451×0.5725=0.08307 kmol (1kmol湿煤气中CO变换量) 剩余的CO的量为：
0.1451-0.08307=0.0620kmol
则第一变换炉出口各组分：(以1kmol湿气为基准) N2：0.015kmol CO： kmol CH4：0.0543 kmol CO2： 0.2535 kmol H2： kmol
H2O：0.3629－0.08307=0.2798 kmol 第一变换炉出口各组分含量表： 表4—3 组分 含量（％） 含量kmol N2 1.5 0.015 CO 6.2 0.0620 CH4 5.43 0.0543 CO2 25.35 0.2535 H2 33.54 0.3354 H2O 27.98 0.2798 合计 100 1 410℃(683K)时平衡常数：
lgKp=1914/T-1.782=1914/683-1.782=1.02 Kp=101.02=10.47
第一变换炉入口温度为：330℃ 第一变换炉出口温度为：410℃ 第一变换炉入口CO变换率为：0 第一变换炉出口CO变换率为：57.25％ 4.1.2第二变换炉的物料衡算
第二变换炉入口压力假定为：2.81MPa=27.73atm
第二变换炉的入口温度选为305℃，出口温度选为337℃，平均温度为321℃(594K)。 在321℃，常压下各组分的平均定压热容为： 表4-4
组分 Cp kcal/kmol,℃ CO2 10.63 CO 7.0668 H2 6.9642 H2O 8.2536 CH4 10.2349 N2 7.0247 则第二变换炉中变换气在321℃时的平均热容为：
=10.063×0.2535+7.0668×0.062+6.9642×0.3354+8.2530.2798+10.2349×
0.0543+7.0247×0.015=8.294kcal/kmol,℃
=289.1K =90.5atm
查热容校正图：ΔCP=0.172
CP=CP0+ΔCP=8.294+0.172=8.466 kcal/kmol,℃ 337℃(610K)变换反应的热效应：
=9270.9 kcal/kmol
337=t-10+9270.9×0.1451/8.466× (0.843-0.5725) t=304.7℃≈305℃(与假定的进口温度基本一致) 变换了的CO总量：0.1451×0.843=0.1223 kmol 则第二变换炉出口各组分：(以1kmol湿气为基准) N2：0.015kmol CO： kmol CH4：0.0543 kmol CO2： 0.2927 kmol H2： kmol
H2O：0.3629－0.1223=0.2406 kmol 第二变换炉出口成分含量表：
表4—5
组分 含量（％） 含量kmol N2 1.5 0.015 CO 2.28 0.0228 CH4 5.43 0.0543 CO2 29.27 0.2927 H2 37.46 0.3746 H2O 24.06 0.2406 合计 100 1 4.2.3物料衡算表：
以1kmol湿煤气为基准的物料衡算表：
表4-6
组分 进变换系统 kmol N2 CO CH4
第一变换炉出口 ％ 1.5 14.51 5.43 kmol 0.015 0.0620 0.0543 ％ 1.5 6.2 5.43 出变换系统 kmol 0.015 0.0228 0.0543 ％ 1.5 2.28 5.43 0.015 0.1451 0.0543