河北科技大學(xué)化工工藝課程設(shè)計(jì)

1、化工工藝與化工設(shè)計(jì)概論課程設(shè)計(jì)題 目 年產(chǎn)四萬(wàn)噸合成氨變換工段工藝初步設(shè)計(jì) 系 別 化學(xué)與制藥工程學(xué)院 專 業(yè) 化學(xué)工程與工藝 姓 名 曹澤眾 學(xué) 號(hào) 100101401 指導(dǎo)教師 劉洪杰 孫立明 趙瑞紅 目 錄1. 前言22. 工藝原理23. 工藝條件24. 設(shè)計(jì)規(guī)模及設(shè)計(jì)方案的確定35. 工藝流程簡(jiǎn)述46. 主要設(shè)備的選擇說(shuō)明47. 對(duì)本設(shè)計(jì)的綜述4第一章 變換工段物料及熱量衡算6第一節(jié) 變換爐物料及熱量衡算6第二節(jié) 主要設(shè)備的物料與熱量衡算15 第二章 設(shè)備的計(jì)算17主要設(shè)備一覽表25 前 言氨是一種重要的化工產(chǎn)品，主要用于化學(xué)肥料的生產(chǎn)。合成氨生產(chǎn)經(jīng)過(guò)多年的發(fā)展，現(xiàn)已發(fā)展成為一種成熟的

2、化工生產(chǎn)工藝。合成氨的生產(chǎn)主要分為：原料氣的制??；原料氣的凈化與合成。粗原料氣中常含有大量的C，由于CO可使氨合成觸媒中毒，必須進(jìn)行凈化處理，所以，變換工段的任務(wù)就是，使co轉(zhuǎn)化為易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO變換既是原料氣的凈化過(guò)程，又是原料氣造氣的繼續(xù)。最后，少量的CO用液氨洗滌法，或是低溫變換串聯(lián)甲烷化法加以脫除。變換工段是指CO與水蒸氣反應(yīng)生成二氧化碳和氫氣的過(guò)程。在合成氨工藝流程中起著非常重要的作用。工藝原理：一氧化碳變換反應(yīng)式為：CO+H2O=CO2+H2+Q (1-1) CO+H2 = C+H2O (1-2) 其中反應(yīng)（1）是主反應(yīng)，反應(yīng)（2）是副反應(yīng)，為了控制

3、反應(yīng)向生成目的產(chǎn)物的方向進(jìn)行，工業(yè)上采用對(duì)式反應(yīng)（11）具有良好選擇性催化劑，進(jìn)而抑制其它副反應(yīng)的發(fā)生。一氧化碳與水蒸氣的反應(yīng)是一個(gè)可逆的放熱反應(yīng)，反應(yīng)熱是溫度的函數(shù)。變換過(guò)程中還包括下列反應(yīng)式： H2+O2=H2O+Q 工藝流程的選擇合成氨變換工藝發(fā)展至今，工藝主要有4種：全中變、中串低、全低變和中低低。對(duì)于每一種變換工藝，由于采用不同的熱回收方式而使變換工藝的流程及設(shè)備結(jié)構(gòu)有所不同。合理選擇變換工藝應(yīng)考慮一下因素：半水煤氣、水和蒸汽的質(zhì)量，半水煤氣中硫化氫的質(zhì)量；變換氣中CO含量要求；對(duì)變換后續(xù)工段的影響；企業(yè)現(xiàn)有管理水平和操作水平。 本設(shè)計(jì)采用全低變流程。 變換爐的段間降溫方式有：半水煤

4、氣冷機(jī)降溫、水冷激降溫和蒸汽冷激降溫。由于水的蒸發(fā)潛熱大，少量的水就能達(dá)到降溫的目的，用它降溫既方便又靈敏，另外，由于水冷激降溫是將氣體的顯熱轉(zhuǎn)變?yōu)檎羝臐摕?，降溫后系統(tǒng)內(nèi)總的熱負(fù)荷并沒(méi)有增加多少，相應(yīng)的系統(tǒng)阻力也變化較小。所以，本次設(shè)計(jì)變換爐段間降溫方式采用水冷激降溫。工藝流程簡(jiǎn)述下邊原料及主要工藝條件寫任務(wù)書上的其他條件任務(wù)書壓力:壓力對(duì)變換反應(yīng)的平衡幾乎沒(méi)有影響。但是提高壓力將使析炭和生成甲烷等副反應(yīng)易于進(jìn)行。單就平衡而言，加壓并無(wú)好處。但從動(dòng)力學(xué)角度，加壓可提高反應(yīng)速率。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于干原料氣摩爾數(shù)小于干變換氣的摩爾數(shù)，所以，先壓縮原料氣后再進(jìn)行變換的能耗，比常壓變

5、換再進(jìn)行壓縮的能耗底。具體操作壓力的數(shù)值，應(yīng)根據(jù)中小型氨廠的特點(diǎn)，特別是工藝蒸汽的壓力及壓縮機(jī)投各段壓力的合理配置而定。一般小型氨廠操作壓力為0.7-1.2MPa,中型氨廠為1.2-1.8Mpa。本設(shè)計(jì)壓力取1.7MPa.溫度：變化反應(yīng)是可逆放熱反應(yīng)。從反應(yīng)動(dòng)力學(xué)的角度來(lái)看，溫度升高，反應(yīng)速率常數(shù)增大對(duì)反應(yīng)速率有利，但平衡常數(shù)隨溫度的升高而變小，即 CO平衡含量增大，反應(yīng)推動(dòng)力變小，對(duì)反應(yīng)速率不利，可見(jiàn)溫度對(duì)兩者的影響是相反的。因而存在著最佳反應(yīng)溫度。對(duì)一定催化劑及氣相組成，從動(dòng)力學(xué)角度推導(dǎo)的計(jì)算式為Tm=式中Tm、Te分別為最佳反應(yīng)溫度及平衡溫度，最佳反應(yīng)溫度隨系統(tǒng)組成和催化劑的不同而變化。

6、汽氣比：水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料氣.改變水蒸汽比例是工業(yè)變換反應(yīng)中最主要的調(diào)節(jié)手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡變換率，從而有利于降低CO殘余含量，加速變換反應(yīng)的進(jìn)行。由于過(guò)量水蒸汽的存在，保證催化劑中活性組分Fe3O4的穩(wěn)定而不被還原，并使析炭及生成甲烷等副反應(yīng)不易發(fā)生。但是，水蒸氣用量是變換過(guò)程中最主要消耗指標(biāo)，盡量減少其用量對(duì)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)性具有重要的意義，蒸汽比例如果過(guò)高，將造成催化劑床層阻力增加；CO停留時(shí)間縮短，余熱回收設(shè)備附和加重等。設(shè)計(jì)規(guī)模及設(shè)計(jì)方案的確定1）原料組成本設(shè)計(jì)采用的原料的組成，如表1所示。表1 半水煤氣的組成（干基）組 分H2COCO2O2

7、N2CH4合計(jì)含量/41.027.012.00.318.71.01002）建設(shè)規(guī)模 年生產(chǎn)40000t合成氨廠生產(chǎn)能力，年工作日按330天計(jì)，日產(chǎn)量 40000/330/24=5.05t/h。3）設(shè)計(jì)方案本工藝采用以煤為原料一氧化碳低溫變換工藝設(shè)計(jì)。催化劑采用B302Q,該催化劑的活性溫度為180500之間，變換爐為二段，一二段采用換熱器降溫，最終一氧化碳的變換率達(dá)到符合生產(chǎn)的需要。工藝流程簡(jiǎn)述半水煤氣溫度35，壓力0.88MPa，進(jìn)入飽和塔加熱增濕，出塔氣體補(bǔ)充蒸汽達(dá)到所需的蒸汽比后進(jìn)入蒸汽混合器，飽和塔出氣所夾帶的少量水霧皆可蒸發(fā)成蒸汽，而保證進(jìn)入熱換熱器的半水煤氣的干燥，半水煤氣在熱交換

8、器中被加熱到38左右，進(jìn)入變換爐，經(jīng)一段變換后的氣體由變換爐引到熱交換器降溫后氣體再回到變換爐二段觸媒層，完成全部變換反應(yīng)，出爐氣體先去熱交換器與部分半水煤氣換熱后依次進(jìn)入水加熱器和熱水塔加熱系統(tǒng)中循環(huán)熱水，出熱水塔的變換氣進(jìn)入第二水加熱器加熱鍋爐給水后，再進(jìn)入冷凝塔，被冷卻水所洗滌和冷卻。然后進(jìn)變換氣儲(chǔ)罐。畫方框圖圖1 一氧化碳變換生產(chǎn)流程主要設(shè)備的選擇說(shuō)明 低溫變換流程中，主要設(shè)備有低變爐、飽和熱水塔、換熱器、水加熱器等。以上設(shè)備的選擇主要是依據(jù)所給定的合成氨系統(tǒng)的生產(chǎn)能力、原料氣中碳氧化物的含量以及變換氣中所要求的CO濃度。對(duì)本設(shè)計(jì)評(píng)述半水煤氣的變換是合成氨生產(chǎn)中較為關(guān)鍵的一步，因?yàn)槟芊?/p>

9、正常生產(chǎn)出合格的變換氣，是后面的所有工序正常運(yùn)轉(zhuǎn)的前提條件。因此，必須控制一定的工藝條件，使轉(zhuǎn)化氣的組成，滿足的工藝生產(chǎn)的要求。在本設(shè)計(jì)中，根據(jù)已知的原料氣組成，操作條件，采用了全低變變換的工藝流程路線。首先進(jìn)行物料和熱量衡算，在計(jì)算的基礎(chǔ)上，根據(jù)計(jì)算結(jié)果對(duì)主要設(shè)備選型，最終完成了本設(shè)計(jì)的宗旨。在本設(shè)計(jì)中，主要參考了小合成氨廠工藝技術(shù)與設(shè)計(jì)手冊(cè)和合成氨工藝學(xué)化工原理物理化學(xué)等書。 第一章 變換工段物料及熱量衡算第一節(jié) 變換爐物料衡算及熱量衡算 已知條件(1) 生產(chǎn)流程見(jiàn)圖1；(2) 干半水煤氣成分見(jiàn)表1；(3) 每噸氨消耗干半水煤氣量 3270Nm3；(4) 半水煤氣溫度35；變換氣溫度38；

10、(5) 觸媒型號(hào)B302Q(6) 變換氣中一氧化碳（干基）1.5%；(7) 各設(shè)備的熱損失按5%計(jì)算；(8) 熱水塔出口變換氣溫度：75-80；(9) 加入蒸汽為飽和蒸汽：壓力1.0Mpa(表)； 冷卻水溫度：371確定轉(zhuǎn)化氣組成：已知條件低變爐進(jìn)口氣體組成：表1 半水煤氣的組成（干基）組 分H2COCO2O2N2CH4合計(jì)含量/41.027.012.00.318.71.0100年產(chǎn)10萬(wàn)噸合成氨生產(chǎn)能力：日生產(chǎn)量：100000/330/24=12.63t/h要求出低變爐的變換氣干組分中CO小于1.5表2 進(jìn)低變爐的變換氣干組分組 分H2COCO2O2N2CH4合計(jì)含量，41.027.012.

11、00.3018.71.0100M3(標(biāo))1340.7882.9392.49.81611.4932.732702變換爐工藝條件計(jì)算(1)進(jìn)出口溫度的估計(jì)根據(jù)觸媒B302Q的活性溫度,選取變換爐進(jìn)氣溫度為200(此值尚待以后計(jì)算檢驗(yàn)是否合適)。因系煤氣冷激氣流程,進(jìn)出口溫度差可稍小一點(diǎn),現(xiàn)取為20,則變換爐出口溫度為200+20=220。(2)蒸汽比的選擇假定汽氣比為1.2,則單位干混合煤氣應(yīng)加入水蒸氣：882.9×1.2=1059.48N； =56.76kmol則進(jìn)變換器總的濕轉(zhuǎn)化氣量為 =3270+1059.48=4329.48N表3 變換進(jìn)口的濕氣組成組 分CO2COH2N2O2C

12、H4 H2O合計(jì)含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(標(biāo))392.4882.91340.7611.499.8132.71059.484329.48Kmol17.5239.4259.8527.300.441.4647.30193.29生產(chǎn)中可測(cè)定原料氣及變換氣中一氧化碳的含量（干基），而由下式計(jì)算一氧化碳的實(shí)際變換率x：Xp=×100式中、分別為原料及變換氣中CO的摩爾分率（干基）。所以：Xp=93.0變換后氣體中有關(guān)成分的濃度為(氧氣與氫氣的反應(yīng)略去不計(jì)；轉(zhuǎn)化率為93.0)H2=0.3097+0.2039×0.930=0.4993

13、 CO=0.2039×（1-0.930）=0.0143CO2=0.0906+0.2039×0.930=0.2802H2O=0.2447-0.2039×0.930=0.0551出口組成的平衡常數(shù)由下試算出:K=177.56相應(yīng)的平衡溫度由參考無(wú)機(jī)化工工藝學(xué)P88查得，T=200時(shí)，K=227.9;T=250時(shí)，K=86.51.內(nèi)插法求得K=177.56時(shí)，T為217.8。出口平衡溫差為220-217.8=2.2。計(jì)算所得出口平衡溫差在合理范圍之內(nèi)，不必重新假設(shè)蒸汽比，原假設(shè)的蒸汽比可用。（3） 濕半水煤氣組成上一個(gè)表中的數(shù)據(jù)組 分CO2COH2N2O2CH4 H2O

14、合計(jì)含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(標(biāo))376.66847.681287.53587.029.5631.61017.314157.36Kmol16.8237.8457.4826.210.431.4145.42185.603.低變爐一段催化劑床層的物料衡算計(jì)算基準(zhǔn)：1噸氨。假設(shè)CO在一段催化床層的實(shí)際變換率為70。因?yàn)檫M(jìn)低變爐一段催化床層的變換氣濕組分：見(jiàn)上表假設(shè)O2與H2 完全反應(yīng)，O2 完全反應(yīng)掉故在一段催化床層反應(yīng)掉的CO的量為：70×882.9=618.03M3(標(biāo))=27.59koml出一段催化床層的CO的量為：882.9*（

15、1-30%）=264.87M3(標(biāo))故在一段催化床層反應(yīng)后剩余的H2的量為:1340.7 +508.61-2×9.56=1777.02(標(biāo))=79.33koml故在一段催化床層反應(yīng)后剩余的CO2的量為：376.66+508.61=885.27M3(標(biāo))=39.52koml出低變爐一段催化床層的變換氣干組分： 組 分CO2COH2N2CH4 合計(jì)含量，24.469.3749.0916.220.87100M3(標(biāo))885.27339.071777.02587.0231.63619.98Kmol39.5215.1479.3326.211.41161.61剩余的H2O的量為：1017.31-

16、508.61+2×9. 56=527.82M3(標(biāo))=23.56koml所以出低變爐一段催化床層的變換氣濕組分：組 分CO2COH2N2CH4H2O合計(jì)含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(標(biāo))885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17對(duì)出低變爐一段催化床層的變換氣的溫度進(jìn)行計(jì)算：根據(jù)：K=(0.2134*0.4284)/(0.0817*0.1273)=8.7901查無(wú)機(jī)工藝學(xué)知當(dāng)t=450 K=7.311；t=400 K=11.7

17、0。求得 K=8.7901，t=433.1設(shè)平均溫距為30，則出變換爐一段催化床層的變換氣溫度為：433.1-30=403.14低變爐一段催化床層的熱量衡算以知條件：進(jìn)低變爐溫度：217.8 出低變爐一段催化床層的變換氣溫度為：403.1反應(yīng)放熱Q：在變化氣中含有CO，H2O，O2，H2 這4種物質(zhì)會(huì)發(fā)生以下2種反應(yīng)：CO +H2O=CO2+H2 （1-1）O2 + 2H2= 2 H2O （1-2）這2個(gè)反應(yīng)都是放熱反應(yīng)。由公式計(jì)算得溫度403.1時(shí)-HR=38291KJ/ kmol。則CO變換反應(yīng)熱：-(37.84-15.14)×38291=-869205.7KJ；O2反應(yīng)熱:（-

18、54456*2-2934- 2760*2）×0.44×4.18=-215859.55 KJ氣體吸熱Q3= Cpm×192.27×(403.1-217.8)=35.84×192.27×(403.1-217.8)=1276894.30 KJ假設(shè)熱損失Q4根據(jù)熱量平衡的：Q=Q3+Q4Q4=191829.75kJ 5變換爐二段催化床層的物料衡算：一，二段之間采用體外換熱降溫。所以出一段與進(jìn)二段之間的物料不變。進(jìn)二段催化床層的變換氣濕組分的含量（）：組 分CO2COH2N2CH4H2O合計(jì)含量21.348.1742.8414.510.7261

19、2.73100M3(標(biāo))885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17求低變爐二段催化床層的轉(zhuǎn)化率因?yàn)榭傓D(zhuǎn)化率x=93.0%，入變換爐時(shí)半水煤氣中的CO的含量是847.68 M3(標(biāo))，則反應(yīng)完成后CO的含量是59.3376 M3(標(biāo))。X=（339.07-59.3376）/339.07=82.50%在低變爐二段催化床層的轉(zhuǎn)化的CO的量為：339.07-59.3376=279.7324 M3(標(biāo))故在二段催化床層反應(yīng)后剩余的H2的量為：1777.02+279.7324=2056.7

20、524M3(標(biāo))=91.82kmol故在二段催化床層反應(yīng)后剩余的CO2的量為：885.27+279.7324=1165.0024M3(標(biāo))=52.01kmol故在二段催化床層反應(yīng)后剩余的H2O的量為：527.82-279.7324=248.0876M3(標(biāo))=11.08kmol所以出二段催化床層的濕組分：組 分CO2COH2N2CH4H2O合計(jì)含量28.09 1.43 49.59 14.15 0.76 5.98 100M3(標(biāo))1165.002459.3376 2056.75244587.0231.6248.08764147.80004koml52.012.3491.8226.211.4111

21、.08184.87第二節(jié)主要設(shè)備的物料與熱量的計(jì)算1、熱水塔排水溫度的計(jì)算熱水溫度的估計(jì)，進(jìn)熱水塔變換氣壓力為0.88Mpa（絕），變換氣中水蒸汽分壓為0.88×0.0598=0.052624Mpa（絕），由化工原理飽和水蒸氣表內(nèi)插求得變換氣露點(diǎn)約為82.35，出水加熱器的變換氣溫為140，管道熱損失取為2，進(jìn)熱水塔變換氣溫度為138。因變換氣入塔溫度較露點(diǎn)溫度高得較多，因此絕熱飽和溫度可假定為100.84。干變換氣分子量=（2×0.4959+28×0.0143+44×0.2809+28×0.1415+16×0.0076）/(1-0.

22、0598)=18.97干變換氣0138平均熱容算得為1.52 kJ/kmol100.84時(shí)飽和水汽分壓PH=104.61KPa絕壓100.84時(shí)飽和濕含量XS=104.61/(880-104.61)*18/17.98=0.1351kg/kg變換氣中濕含量X=52.624/(880-52.624)*18/17.98=0.0637kg/kg100.84與138的蒸汽焓分別為2680.36kJ/kg和2735.16kJ/kg由參考文獻(xiàn)1中式（4-8-4）是等號(hào)的左邊1.52×100.84+0.1351×2680.36=515.39由參考文獻(xiàn)1中式（4-8-4）等號(hào)的右邊1.52&

23、#215;138+0.0626×2735.16+100.84×（0.1351-0.0626）=388.29于是熱水塔出口熱水溫度可取為100.84，熱水經(jīng)水加熱器加熱后溫升估計(jì)為6,經(jīng)過(guò)管道及熱水泵的熱損失取為2.5，于是飽和塔入口熱水溫度估計(jì)為：100.84+6-2.5=104.34飽和塔出口半水煤氣溫度的估計(jì)飽和塔出口氣液溫差取為4，于是飽和塔出口半水煤氣溫度為104.34-4=100.34。飽和塔出口半水煤氣中夾帶蒸汽量飽和塔出口半水煤氣的水蒸汽飽和度取為95%100.34時(shí)蒸汽壓力蒸汽表查得為102.7KPa半水煤氣中水蒸汽含量為X=102.7*0.93/(880-

24、102.7*0.93)=0.1217kmol/kmol干氣2、第一熱交換器進(jìn)口半水煤氣溫度的選定熱交換器進(jìn)口半水煤氣中的蒸汽分壓為：查得在0.1871MPa時(shí)半水煤氣的露點(diǎn)溫度為117.88由熱平衡檢驗(yàn)出飽和塔半水煤氣加入補(bǔ)充蒸汽后能否達(dá)到或超過(guò)以上溫度，補(bǔ)充蒸汽為1.0MPa(表)飽和蒸汽。 入熱 干半水煤氣 1*17.97*100.34=1903.45KJ 半水煤氣中夾帶水汽 補(bǔ)充水汽 (0.27-0.1217)*18*2788.5=7443.62KJ合計(jì) 18373.99出熱 干半水煤氣 1*17.97*117.88=2236.18KJ 水汽 合計(jì) 15457.08入熱>出熱雖然入

25、熱>出熱,但因?yàn)闆](méi)有考慮熱損失，混合氣體溫度可能不能達(dá)到127.688，加入補(bǔ)充蒸汽后將有冷凝產(chǎn)生，第一熱交換器入口溫度即為露點(diǎn)溫度。3、 第二熱交換器物料及熱量衡算(1) 物料衡算進(jìn)出物料：濕混合煤氣成分同進(jìn)變換器變換氣：變換氣同出一段變換氣相同(2) 熱量衡算：濕混合煤氣出口溫度217.8，變換氣進(jìn)口溫度403.1，變換器出口溫度190入熱變換氣帶入熱量因?yàn)楦髁黧w的熱容值假定為一常數(shù)，不隨溫度和組成而變，CP=35.84 kJ/kmol·。干變換氣熱含量=1.171×403.1×35.84=16917.56kJ水蒸氣熱含量=0.174×18&#

26、215;2555.67=8004.35k變換氣帶入熱量=16917.56+8004.35=24921.91kJ半水煤氣帶入熱量：設(shè)半水煤氣進(jìn)口溫度為153.6干半水煤氣熱含量=153.6×35.84=5505.024kJ水蒸氣帶入熱量=0.324×18×2755.09=16067.68kJ出熱濕混合煤氣帶出熱量干混合煤氣0217.8平均熱容為CP=35.84 kJ/kmol·干混合煤氣熱含量=29.95×217.8=6523.11kJ水蒸氣熱含量=0.324×18×2752=16049.664 kJ濕混合煤氣帶出熱量2257

27、2.774kJ干變換氣0190平均熱容為CP=35.84 kJ/kmol·干變換氣熱含量=1.171×29.05×190=6463.3345kJ水蒸氣帶出熱量=0.324×18×2768.54=16146.125kJ 熱損失取為總?cè)霟岬?%(16067.68+5505.024+24921.91)×0.02 =929.89kJ熱平衡總?cè)霟?16067.68+5505.024+24921.91=46494.614 kJ總出熱=6463.3345+16146.125+929.89+16049.664=39588.75kJ總?cè)霟崤c總出熱相近，

28、故半水煤氣進(jìn)第二熱交換器溫度為153.6。4、 第一熱交換器物料及熱量衡算(1) 物料衡算進(jìn)出物料：濕混合煤氣成分同進(jìn)變換器變換氣：變換氣同出二段變換氣相同(2) 熱量衡算濕混合煤氣進(jìn)口溫度127.7，濕混合煤氣出口溫度153.6,變換氣進(jìn)口溫度403.1，入熱變換氣帶入熱量因?yàn)楦髁黧w的熱容值假定為一常數(shù)，不隨溫度和組成而變，CP=35.84 kJ/kmol·。干變換氣熱含量=1.2292×403.1×35.84=17758.38kJ水蒸氣熱含量=0.1278×18×2680=6165.07 kJ半水煤氣帶入熱量：干水煤氣0127.7平均熱容為

29、CP=35.84 kJ/kmol·干水煤氣熱含量=127.7×35.84=4576.768 kJ水蒸氣帶入熱量=0.324×18×2709.66=15802.737kJ出熱濕混合煤氣帶出熱量干混合煤氣0153.6平均熱容為CP=35.84 KJ/kmol·干混合煤氣熱含量=35.84×153.6=5505.02 kJ水蒸氣熱含量=0.324×18×2756.3=16074.742 kJ設(shè)變換氣出口溫度為251干變換氣0251平均熱容為CP=35.84 kJ/kmol·干變換氣熱含量=1.2292×

30、;35.84×251=11057.686kJ水蒸氣帶出熱量=0.324×18×2789.2=16266.614kJ 熱損失取為總?cè)霟岬?%(17758.38+6165.07+4576.768+15802.737) ×0.02 =886.06 kJ熱平衡總?cè)霟?17758.38+6165.07+4576.768+15802.737 = 44303.02 kJ總出熱=5505.02+16074.742+11057.686+16266.614+886.06=49790.12 kJ總?cè)霟崤c總出熱相近，故半水煤氣進(jìn)第二熱交換器溫度為153.6。5、水加熱器物料熱量

31、衡算物料衡算進(jìn)出塔熱水量取18t/t NH3 相當(dāng)于1kmol干混合煤氣18000×22.4/3140=128.41=7.55kmol 進(jìn)出塔變換氣流量 同出變換爐二段氣體物料在器內(nèi)無(wú)變化熱量衡算進(jìn)出物料溫度 變換氣進(jìn)口251（減管道1）變換氣出口溫度140熱水進(jìn)口99.5（出熱水塔100.84減去管道及熱水泵熱損失為1.34） 入熱濕變換氣入熱：干變換氣0251平均熱容為CP=35.84 kJ/kmol·干變換氣帶入熱： 1.229×35.84×251=11055.89kJ水蒸氣帶入熱：0.1278×18×2790.1=6418.3

32、5 kJ熱水帶入熱：117.209×4.187×99.5=48830.031kJ合計(jì)66304.271kJ 出熱濕變換氣帶出熱干變換氣0140平均熱容為CP=35.84 kcal/kmol·干變換氣帶出熱：1.229×35.84×140=6166.630 kJ水蒸氣帶出熱：0.1278×18×2737.8=6298.04 KJ熱損失取為總?cè)霟岬?% ，則66304.271×0.02=1326.085 KJ 熱水出口溫度：t=(66304.271-6166.630-6298.04-1326.085)/(117.209

33、×4.187)=107.0實(shí)際溫升為7.56、飽和塔物料熱量衡算首先核算以前假設(shè)的飽和塔出口半水煤氣溫度是否正確。熱水出水加熱器溫度為107.0，扣除管道熱損失2，進(jìn)飽和塔熱水溫度為105.0，原假設(shè)的飽和塔出氣溫度為100.84，氣液溫差為4.66，在合理范圍以內(nèi)，所以根據(jù)原假設(shè)的飽和塔出口氣體溫度進(jìn)行的計(jì)算皆有效。(1) 物料衡算進(jìn)塔物料 干半水煤氣 1kmol進(jìn)塔熱水量取18t/t NH3 相當(dāng)于1kmol干混合煤氣18000×22.4/3140 =128.41=7.55kmol出塔物料 干半水煤氣 1 kmol半水煤氣帶出水汽 0.1131 kmol熱水： 7.55

34、-0.1131=7.44 kmol(2) 熱量衡算進(jìn)出物料溫度 半水煤氣進(jìn)口35 半水煤氣出口 100.84熱水進(jìn)口 105入熱 濕半水煤氣帶入熱干半水煤氣 035平均分子熱容=35.84kJ/kmol·干半水煤氣帶入熱=35.84×35=1254.4 kJ熱水帶入熱=117.209×4.187×105=51529.18 kJ出熱濕半水煤氣帶出熱干半水煤氣0100.84平均分子熱容=35.84 kJ/kmol·干半水煤氣帶出熱=35.84×100.84=3614.10kJ水蒸汽帶出熱=0.1131×18×2680.

35、36=5456.68 kJ熱水帶出熱=7.44×18×4.187×T熱損失取為總?cè)霟岬?%熱損失=（1254.4+51529.18）×0.02=1055.67 kJ熱平衡3614.10+1055.677.44×18×4.187×T+5456.68=1254.4+51529.18T=76.08飽和塔排水溫度為76.087、 熱水塔物料及熱量衡算(1)已知條件 變換氣入塔溫度138（減管道損失2）熱水入塔溫度79.0（減管道損失0.11）熱水出塔溫度100.84變換氣流量：進(jìn)塔氣量同變換爐三段出氣出塔干氣量不變，濕含量待計(jì)算熱水

36、流量 進(jìn)入塔熱水 7.55-0.1131=7.54 kmol出塔熱水量待計(jì)算(2)物料與熱量衡算假設(shè)出塔變換氣溫度為60.1560.15時(shí)飽和水蒸氣壓力=23.08 kg/cm2出塔變換氣中所帶水汽量=×1.2292=0.0331kmol在塔中冷凝的蒸汽量=0.1278-0.0331=0.0947kmol合計(jì)出塔熱水量=7.44+0.0947=7.5347kmol入熱：變換氣帶入熱干變換氣帶入熱=1.2292×35.84×138=6079.52kJ水蒸氣帶入熱=0.1278×18×2735.15=6291.94 kJ合計(jì) 12371.46kJ熱

37、水帶入熱=79.0×18×4.18×7.5347=47786.00 kJ出熱:變換氣帶出熱干變換氣帶出熱=1.2292×35.84×60.15=2649.88 kJ水蒸氣帶出熱=0.0331×18×2606.53=1552.97 kJ熱水帶出熱= 100.84×18×4.187×7.5347=57263.02 kJ熱損失取為總?cè)霟岬?%，則熱損失約為1203.15 kJ總?cè)霟幔?2371.46kJ+47786.00kJ=60157.46kJ總出熱：2649.88+1552.97+57263.02

38、+1203.15=62669.02 kJ 與取定值接近。假定的變換氣出口溫度60.15是正確的。 第二章 設(shè)備的計(jì)算1. 低溫變換爐計(jì)算1.1 已知條件：平均操作壓力0.88Mpa；氣體進(jìn)口溫度190；氣體出口溫度 210氣體流量（干） 5.05×3140=15857Nm3/h濕氣流量 5.05×4157.36=20994.67 Nm3/h進(jìn)低變爐催化劑氣體（干）組分組 分CO2COH2N2O2CH4合計(jì)含量/12.027.041.018.70.31100低變爐出口干氣中CO含量： CO%=1.5%1.2 催化劑用量計(jì)算B302型低變催化劑的宏觀動(dòng)力學(xué)方程為：r=1822e

39、xp(1-)根據(jù)低變催化劑的選用原則，故選B302型國(guó)產(chǎn)低變催化劑，計(jì)算得催化劑床層空速為2000（標(biāo)）/（m3.h）因動(dòng)力學(xué)方程式中催化劑按體積計(jì),計(jì)算出的催化劑床層空速是以體積為單位的“空速”.因此,催化劑理論用量：V=20994.67/2000=10.50 m3.催化劑備用系數(shù)為100%故催化劑實(shí)際用量為10.50×2=21m3.。1.3 催化劑床層直徑計(jì)算 設(shè)計(jì)要求催化劑層總阻力50Kpa,催化劑層阻力降采用式（4-6-16）試算P= B302Q為非球形催化劑，粒度為5×4.5±0.5，取其平均值為5×4.25=21.25，即轉(zhuǎn)化為球形粒徑，即4

40、.6mm，dp=4.6mm=0.0046m 設(shè)催化劑床層直徑為3m, 則： E=0.378+0.308*0.0046/3=0.37851.3.1催化劑床層阻力氣體平均分子量M=18.97氣體在進(jìn)入低變催化劑層中的重度=18.97/22.4/(273+295)*273*8.8=3.582Kg/m3 式中：295為氣體的平均溫度值 氣體質(zhì)量流量G=15857*18.97*4/22.4/3.14/3.5/3.5=1396.48Kg/(m2.h)1.3.2催化劑層高L=21*4/3.14/3.5/3.5=2.18m 所以：P=P=35.43Kpa 計(jì)算結(jié)果符合要求P40KPa,故取催化劑直徑3.5m2

41、、第二熱交換器2.1、已知條件濕半水煤氣成分如表所示。組 分CO2COH2N2O2CH4 H2O合計(jì)含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(標(biāo))376.66847.681287.53587.029.5631.61017.314157.36Kmol16.8237.8457.4826.210.431.4145.42185.60濕半水煤氣平均壓力：0.88MPa（絕） 濕半水煤氣進(jìn)口溫度：153.6濕半水煤氣出口溫度：217.8 濕半水煤氣平均分子量：18.97濕半水煤氣總量流量：W煤=5.05*3140/22.4*1.324*18.97/3600=4.94

42、kg/s濕變換氣成分如表所示組 分CO2COH2N2CH4H2O合計(jì)含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(標(biāo))885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17濕變換氣平均壓力：0.80MPa（絕）濕變換氣進(jìn)口溫度：403.1（減管道熱損失5）濕變換氣出口溫度：266濕變換氣平均分子量：18.97 濕變換氣總量流量：18.W變=5.05*4147.8*18.97/22.4/3600=4.93kg/s2.2、直徑與列管數(shù)的確定半水煤氣中不含液態(tài)水，對(duì)管

43、壁的腐蝕大為減輕，為了減少熱損和提高給熱系數(shù)，可以采用半水煤氣走管程，變換氣走殼程的流程。管內(nèi)半水煤氣重量流速計(jì)算：r0=18.97/22.4=0.847kg/m3 取w。=4m/s 由下式得G= w。×r。×P=4.0×0.847×8.8=29.81kg/m3·s列管根數(shù)：半水煤氣重量流速W煤=4.93kg/s 需通道的截面積=4.93/29.81=0.1654m2選用25×2.5鋼管管子數(shù)=0.1654*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2=526.7527根管板直徑：按式（12-4-3）估算：采用正六角形排列，取充填

44、系數(shù)=0.9，取管間距t=32mmD=1.05t=1.05×0.032×(527/0.9)0.5=0.813m0.82（0.8076查國(guó)標(biāo)）選用管徑為0.82m2.3、設(shè)備規(guī)格的選定：換熱器內(nèi)徑取為0.9m，管子采用六角形排列，管子排列層數(shù)由參考文獻(xiàn)1中（12-4-2）估算：n=(0.9-2*0.025)/0.032/2=13.3取整數(shù)14層，可排管子根數(shù)由參考文獻(xiàn)1表（12-4-1）查得為538根，因安排拉桿減少5根，故實(shí)際管子數(shù)為533根。半水煤氣在管內(nèi)的實(shí)際重量流速G=4.93*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2/533=29.46kg/m3·

45、s2.4、傳熱面積計(jì)算： 傳熱系數(shù)為80 KJ/kmol·入熱：干半水煤氣熱含量153.6×35.84=5505.024KJ 水蒸氣帶入熱量0.324×18×2755.09=16067.68KJ出熱：干混合煤氣熱含量=29.95×217.8=6523.11kJ水蒸氣熱含量=0.324×18×2752=16049.664 kJ熱負(fù)荷：以管內(nèi)介質(zhì)計(jì)算：Q=（16049.664+6523.11-16067.68-5505.024）×3140*5.05/22.4=707951.34kJ/h平均溫差：tm=118.10A=7

46、07951.34/80/118.10=74.9m2取備用系數(shù)15%，實(shí)需換熱面積：A=74.9×1.15=86.14m287 m22.5、列管高度計(jì)算因管內(nèi)外較小，故以管外徑計(jì)算傳熱面列管高度 L= 87 /3.14/0.025/533=2.08m2.1考慮管板、擋板所占長(zhǎng)度及定管尺長(zhǎng)，實(shí)取L=2.5m3、第一熱交換器3.1、已知條件濕半水煤氣平均壓力：0.88MPa（絕），濕半水煤氣進(jìn)口溫度：127.7濕半水煤氣出口溫度：140，濕半水煤氣平均分子量：18.97濕半水煤氣總量流量：4.94kg/s，濕變換氣平均壓力：0.8MPa（絕）濕變換氣進(jìn)口溫度：309（減管道熱損失5）濕變換

47、氣出口溫度：251，濕變換氣平均分子量：18.27濕變換氣總量流量：W變=5.05*4157.36/22.4/3600*18.97=4.94kg/s3.2、 設(shè)備直徑與列管數(shù)的確定半水煤氣中不含液態(tài)水，對(duì)管壁的腐蝕大為減輕，為了減少熱損和提高給熱系數(shù)，可以采用半水煤氣走管程，變換氣走殼程的流程。管內(nèi)半水煤氣重量流速計(jì)算：r0=18.97/22.4=0.847kg/m3取w。=8m/s由下式得G= w。×r。×P=8.0×0.847×8.8=59.63kg/m3·s列管根數(shù)：半水煤氣重量流速W煤=4.94kg/s需通道的截面積=4.94/59.63=0.083m2 ， 選用25×2.5鋼管管子數(shù)=0.09*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2=287根管板直徑：按式（12-4-3）估算：采用正六角形排列，取充填系數(shù)=0.9，取管間距t=32mmD=1.05t=1.05×0.032×(287/0.9)0.50.6m，選用管徑為0.6m3.3、設(shè)備規(guī)格的選定：換熱器內(nèi)徑取為0.6m，管子采用六角形排列，管