山东化工职业学院毕业设计（论文）专用纸
1.5695×8.4×(410-330)=1054.70 kcal/kmol 热损失： 1186.89-1054.70=132.19 kcal/mol
第5．6节 第二变换炉的热量衡算
以1kmol湿煤气为基准： CO变换量为：
0.0973-0.0358=0.0615 kmol/mol CO变换反应热为：
0.0615×9270.9=570.16 kcal/kmol 气体升温耗热为：
1.5695×8.4662×(337-305)=425.21 kcal/kmol 热损失：570.16-425.21=144.95 kcal/kmol
第六章 变换炉的工艺计算
第6．1节 变换催化剂用量的计算
变换催化剂用量的计算：VR=τ0×V0 式中：VR---催化剂体积，m3 τ0----标准接触时间，h.m3/Nm3 V0----通过催化剂气体体积，Nm3/h
6.1.1运用施湛青主编，《无机物工艺学》上册第六章中变换催化剂用量计算：
若令 W?KP?1
u?KP?A?B???C?D?
V?KPAB?CD
q?u2?4WV
K----反应速度常数，Nm3/m3催化剂.h
KP?2Wx?u?q?u?q???则 ?0? ln?ln??K?q?2Wx?u?q?u?q?- 21 -
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6.1.2通过触媒床气体的体积的确定：
为了在事故情况下或者床层阻力上升情况下仍然能够维持生产，本设 计特设变换系统为两个相同的系列。从造气工序来的总湿气为164000Nm3/h，所以通过每一系列的湿气体积为：
164000?82000 Nm3/h V0=2因为没有查到QCS?04催化剂的资料，所以在本设计中暂用G66?B型催化剂的资料来代替说明催化剂装填量的计算方法。
G66?B型催化剂：
lnK?12.88?1855 T式中T为热力学温度，K为反应速度常数 第一变换炉催化剂用量的计算：
t入=330℃ t出=410℃
330?410=370℃(643K) 21914?1.782 KP=15.6557 lgKP=6431855根据lnK?12.88?
643t平均=
K?22000Nm3/h.m3
W=KP-1=15.6557-1=14.6557
u=KP(A+B)+(C+D)=15.6557×(0.145+0.3629)+(0.1704+0.2523) =8.3758 V=KPAB-CD=15.6557×0.1451×0.3629-0.1704×0.2523=0.7814 q=u2?4WV=4.9342 x=0.1451-0.0620=0.0831
?2?14.6557?0.0831?8.3758?4.9342????ln15.65572?14.6657?0.0831?8.3758?4.9342τ0=?? ?8.3758?4.934222000?4.9342?ln?????8.3758?4.9342?- 22 -
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=1.485?10?4 h
VR=1.485×10-4×82000=12.156 m3 第二变换炉催化剂量的计算：
305?337=321℃(594K) 21914?1.782 KP=27.5423 lgKP=5941855根据lnK?12.88?
594t平均=
K?17276Nm3/h.m3
w=KP-1=27.5423-1=26.5423
u=KP(A+B)+(C+D)=27.5423×(0.062+0.2798)+(0.2535+0.3354) =10.0029 V=KPAB-CD=27.5423×0.062×0.2798-0.2535×0.3354=0.3928 q==u2?4WV=7.6561
x=0.062-0.0228=0.0392
?2?26.5342?0.0392?10.0029?7.6561????ln27.5423?2?26.5423?0.0392?10.0029?7.6561?τ0=
?17276?7.6561??10.0029?7.6561?ln???10.0029?7.6561?=3.618?10-4h
VR=3.618×10-4×82000=29.667 m3
变换炉催化剂用量：（修正到与实际装填量相同） 第一变换炉备用系数取2.6，第二变换炉备用系数取1.08 V1=12.156×2.6=32 m3 V2=29.667×1.08=32 m3 V=32+32=64m3
第6．2节 变换炉工艺尺寸计算
第一变换炉塔径的计算 进入第一变换炉的气体流量：
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?T1V1?V0??T?0??P0???.???P1?8200064313???=?360029827.93=1.760m/s ?一般空塔气速为0.2～1.0m/s，这里选择为u?0.22m/s, 则：D?4V14?1.760??3.19m ?u3.14?0.22将塔径圆整，塔径取为D=3.2m
32变换炉高度h1??4.0m
??3.224第二变换炉塔径的计算
进入第二变换炉的气体流量：
?T2??P0?8200059413?????m/s ==1.637V2?V0?.?T??P?360029827.73?0??2?这里选择为u?0.22m/s, 则：D?4V14?1.637??3.16m ?u3.14?0.22将塔径圆整，塔径取为D=3.2m 变换炉高度h2?32?4?4.0m
?3.22第6.3节 催化剂床层阻力降计算
?P?fm?fu0dS?2???1?????L
?3式中：dS ----颗粒的直径，m
?f----混合煤气的密度，Kg/m3
u0----以床层空截面积计算的流体平均流速，
l----床层高度，m
fm----修正摩擦系数，无因次 fm=
150 +1.75 Rem- 24 -
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Rem?dsG
?g?1??B?μ----混合煤气的粘度，Kg/m.s G----混合煤气的质量流速，Kg/m3.s ε----空隙率，取0.34 催化剂颗粒为Φ4×4，ds=4×10-3m 进入第一变换炉气体的平均温度为370℃ 进入第一变换炉的气体量：
82000Nm3/h?1.017kmol/s
22.4Nm3/kmol?3600s/h进入第一变换炉气体的摩尔质量：
44.01×0.1704+28.01×0.1451+2.016×0.2523+18.016×0.3629+
16.042×0.0543+28.016×0.0150=19.89kg/kmol
进入气第一变换炉气体的质量：
m1=19.89kg/kmol?1.017kmol/s=20.228kg/s 进入第一变换炉的气体实际体积：
m1120.228ρ1===11.493 kg/m3
1.760v1m1120.228G1= = =2.516kg/m2.s
???3.22?3.22?14G12.516 ==0.2189 m/s u0=
11.493?1V1?1.760m3/s
?C=0.0404?0.1704+0.019×0.1451+0.00347×0.2523+0.0495×0.3629
+0.0159×0.0543+0.0180×0.0150=0.02961 CP (厘泊) Tr=1.978 Pr=0.276 查普遍化粒度图:μr=0.88
μ=?C.μr =0.88×0.02961=0.02606 CP=2.606×10-5 Kg/m.s
4?10?3?2.516Rem= ==585 ?3??1???0.02606?10??1?0.34?- 25 -
dSG