年產三萬噸合成氨廠變換工段工藝畢業(yè)設計

年產三萬噸合成氨廠變換工段工藝畢業(yè)設計題目年產三萬噸合成氨廠變換工段設計設計原始數(shù)據(jù)以在自貢市鴻鶴化工廠的實際數(shù)據(jù)為原始數(shù)據(jù)組分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合計 含量％ 960 1142 5571 2256 033 038 100

前言41工藝原理42工藝條件43工藝流程的選擇54主要設備的選擇說明55工藝流程的說明6第一章物料與熱量衡算71．水汽比的確定72．中變爐CO的實際變換率的求取83．中變爐催化劑平衡曲線94最佳溫度曲線的計算105．中變爐一段催化床層的物料衡算116．中變一段催化劑操作線的計算177．中間冷淋過程的物料和熱量衡算178．中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算199．中變二段催化劑操作線計算2310低變爐的物料與熱量衡算2411低變催化劑操作線計算2912低變爐催化劑平衡曲線2913最佳溫度曲線的計算3014廢熱鍋爐的物料和熱量衡算3115水蒸汽的加入3416主換熱器的物料與熱量的衡算3417調溫水加熱器的物料與熱量衡算36第二章設備的計算371中變爐的計算372主換熱器的計算42設計的綜述6參考文獻49致謝50第一章物料與熱量衡算已知條件組分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合計 含量％ 960 1142 5571 2256 033 038 100 計算基準1噸氨 計算生產1噸氨需要的變換氣量100017×2242×2256292031M3標因為在生產過程中物料可能會有損失因此變換氣量取29625M3標年產3萬噸合成氨生產能力一年連續(xù)生產330天日生產量30000330909Td379Th要求出中變爐的變換氣干組分中CO％小于2％進中變爐的變換氣干組分組分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合計 含量％ 96 1142 5571 2256 033 038 100 M3標 28444 33832 165041 66834 978 1126 296250 kmol 12696 15103 73679 29837 0436 0503 13225 假設進中變爐的變換氣溫度為330℃取變化氣出爐與入爐的溫差為35℃出爐的變換氣溫度為365℃進中變爐干氣壓力175Mpa1．水氣比的確定考慮到是天然氣蒸汽轉化來的原料氣所以取H2OCO35故V水35V水1184113m3標n水52862kmol因此進中變爐的變換氣濕組分組分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合計 含量％ 686 816 3980 1612 024 027 2856 100 M3標 28442 33832 165042 66834 977 1126 118412 414661 kmol 1269 1510 7368 2984 044 050 5286 18512

2中變爐CO的實際變換率的求取假定濕轉化氣為100mol其中CO濕基含量為816％要求變換氣中CO含量為2％故根據(jù)變換反應COH2O＝％分別為原料及變換氣中CO的摩爾分率濕基所以Xp74％則反應掉的CO的量為816×74％604則反應后的各組分的量分別為H2O％2856％-604％048％23％CO％816％-604％212％H2％398％604％-048％4536％CO2％686％604％129％中變爐出口的平衡常數(shù)KpH2％×CO2％H2O％×CO％12查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》可知Kp12時溫度為397℃中變的平均溫距為397℃-365℃32℃根據(jù)《合成氨工藝與節(jié)能》可知中溫變換的平均溫距為30℃到50℃中變的平均溫距合理故取的H2OCO可用3．中變爐催化劑平衡曲線根據(jù)H2OCO35與文獻《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》上的公式XP×100％VKPAB-CDqUKPABCDWKP-1其中ABCD分別代表COH2OCO2及H2的起始濃度計算結果列于下表t 300 320 340 360 380 400 T 573 593 613 633 653 673 Xp 09012 08737 08424 08074 07687 07058 t 420 440 460 T 693 713 733 Xp 06859 06416 05963 中變爐催化劑平衡曲線如下4最佳溫度曲線的計算由于中變爐選用C6型催化劑最適宜溫度曲線由式進行計算查《3000噸合成氨廠工藝和設備計算》C6型催化劑的正負反應活化能分別為E110000千卡公斤分子E219000千卡公斤分子最適宜溫度計算結果列于下表中Xp 09012 08737 08424 08074 07687 07058 T 526 5468 5642 5815 5988 6245 t 256 2738 2912 3085 3258 3515 Xp 067 064 061 058 055 052 T 6382 6494 6607 671 6816 6926 t 3652 3764 3873 398 4086 4196 Xp 049 045 T 7026 7166 t 4296 4436 將以上數(shù)據(jù)作圖即得最適宜溫度曲線如下圖5．中變爐一段催化床層的物料衡算已知條件進中變爐一段催化床層的變換氣的溫度為330℃進中變爐一段催化床層的變換氣濕組分組分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合計 含量％ 686 816 398 1612 027 024 2856 100 M3標 28442 33818 165041 66834 978 1126 118411 414661 kmol 1269 1510 7368 2984 044 050 5286 18512 51中變爐一段催化床層的物料衡算假設CO在一段催化床層的實際變換率為60％假使O2與H2完全反應O2完全反應掉故在一段催化床層反應掉的CO的量為60％×3383182029908M3標9062kmol出一段催化床層的CO的量為338318-20299081353272M3標60414kmol故在一段催化床層反應后剩余的H2的量為×977618338478M3標81868kmol故在一段催化床層反應后剩余的CO2的量為284420299084873908M3標21758kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分的體積31361638M3標故出中變爐一段催化床層的變換氣干組分中CO的含量CO％431同理得CO2％1554H2％5847CO2％1554N2％2113CH4％035所以出中變爐一段催化床層的變換氣干組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 含量％ 1554 431 5847 2113 035 100 M3標 48739 13533 183384 66834 1125 313616 kmol 2176 604 8187 2983 050 14001 剩余的H2O的量為1184113-20299082×977610006742M3標446729kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的體積4136838M3標18468kmol故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分中H2O的含量H2O％2419故出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分中CO2的含量CO2％1178％同理可得CO％327％H2％4433％N2％1616％CH4％027％所以出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量％組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 1178 327 4433 1616 027 2419 100 M3標 48739 13533 183384 66834 1126 100067 413692 koml 2176 604 8187 2983 050 4467 18468 52對出中變爐一段催化床層的變換氣的溫度進行估算已知出中變爐一段催化床層的變換氣濕組分的含量％組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 1178 327 4433 1616 027 2419 100 M3標 48739 13532 183384 66834 1126 100067 413692 koml 2176 604 8187 2983 050 4467 18468 根據(jù)KpH2％×CO2％H2O％×CO％計算得K66查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當Kp66時t445℃設平均溫距為35℃則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為445℃-35℃415℃53．中變爐一段催化床層的熱量衡算以知條件進中變爐一段催化床層的變換氣溫度330℃出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為415℃可知反應放熱Q在變化氣中含有COH2OO2H2這4種物質會發(fā)生以下2種反應COH2OCO2H21O22H22H2O2這2個反應都是放熱反應根據(jù)《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》可知為簡化計算擬采用統(tǒng)一基準焓或稱生成焓計算以P1atmt25℃為基準的氣體的統(tǒng)一基準焓計算式為HT△H0298Cpdt式中HT氣體在在TK的統(tǒng)一基準焓kcalkmol41868kJkmol△H0298該氣體在25℃下的標準生成熱kcalkmol41868kJkmolT絕對溫度KCp氣體的等壓比熱容kcalkmol℃[41868kJkmol℃]CpA0A1×TA2×T2A3×T3式中A0A1A2A3氣體的特性常數(shù)將式代入式積分可得統(tǒng)一基準焓的計算通式Hta0a1×Ta2×T2a3×T3a4×T45-1式中常數(shù)a0a1a2a3a4與氣體特性常數(shù)及標準生成熱的關系為a1A0a2A12a3A34a4A34a0△H0298－16a1－162×a2－163×a3－164×a4采用氣體的統(tǒng)一基準焓進行熱量平衡計算不必考慮系統(tǒng)中反應如何進行步驟有多少只要計算出過程始態(tài)和末態(tài)焓差即得出該過程的總熱效果△H∑ni×Hi始－式中△H過程熱效應其值為正數(shù)時為放熱為負數(shù)時系統(tǒng)為吸熱單位kcal41868kJni始態(tài)或末態(tài)氣體的千摩爾數(shù)kmolHi始態(tài)溫度下或末態(tài)溫度下Hi氣體的統(tǒng)一基準焓kcalkmol41868kJkmol現(xiàn)將有關氣體的計算常數(shù)列于下表中氣體統(tǒng)一基準焓通式常數(shù)表5-11分子式 a0 a1 a2 a3 a4 O2 190318×103 580298 215675×10–3 -740499×10–7 108808×10–10 H2 -211244×103 720974 -555838×10－4 48459×10－7 -818957×10－11 H2O -60036×104 711092 129319×10－3 128506×10－7 -578039×10－11 N2 -197673×103 645903 518164×10－4 203296×10－7 -765632×10－11 CO -283637×104 626627 898694×10－4 504519×10－9 -414272×10－11 CO2 -9637788867 6396 505×10－3 -1135×10－6 000 計算O2的基準焓根據(jù)基準焓的計算通式Hta0a1×Ta2×T2a3×T3a4×T4在415℃時T415273683K將O2的常數(shù)帶入上式得Ht190318×103580298×683215675×10–3×6832-740499×10–7×6833108808×10–10×68346699742kcalkmo28050412kJkmol同理根據(jù)以上方法計算可得變換氣的各個組分的基準焓列于下表組分 O2 H2 H2O CO CO2 Htkcalkmol 6699742 2724221 -54502665 -23634754 -89956678 HtkJkmol 28050412 11405772 -228191759 -98953987 -376630620 放熱COH2OCO2H21△H1∑Hi始－kmolQ19062×-3807910484-3450728481kJO22H22H2O2Q2△H2∑ni×Hi始－Q3根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果得物質 CO CO2 H2 H2O N2 CH4 Cp 31 482 296 372 307 561 所以平均熱容Cpm∑YiCp3406KJkmolT所以氣體吸熱Q33406×18468×415-330534667068kJ假設熱損失Q4一般熱損失都小于總熱量的10根據(jù)熱量平衡的QQ3Q4Q431760979kJ6．中變一段催化劑操作線的計算有中變一段催化劑變換率及熱平衡計算結果知中變爐入口氣體溫度330℃中變爐出口氣體溫度415℃中變爐入口CO變換率0中變爐出口CO變換率60由此可作出中變爐催化劑反應的操作線如下7．中間冷凝過程的物料和熱量計算此過程采用水來對變換氣進行降溫以知條件變換氣的流量18468koml設冷凝水的流量Xkg變換氣的溫度415℃冷凝水的進口溫度20℃進二段催化床層的溫度353℃操作壓力1750kp冷凝水吸熱Q1據(jù)冷凝水的進口溫度20℃查《化工熱力學》可知h18396kJkg根據(jù)《化工熱力學》可知TK PkPa HkJkg 600 1600 36932 600 1800 36917 700 1600 39197 700 1800 39185 冷凝水要升溫到353℃所以設在353℃626K1750kp時的焓值為h對溫度進行內查法1600kpa時626-600h-36932700-62639197-hh375209kJkg1800kpa時626-600h-36917700-62639185-hh3750668kJkg再對壓力使用內查法得在353℃626K1750kp時的焓值h為1750-1600h-3752091800hh37510235kJkgQ1X3813244875-8396變換氣吸熱Q2根據(jù)表5-12和表5-13得物質 CO CO2 H2 H2O N2 CH4 Cp 31 482 296 372 307 561 所以Cpm∑YiCp3392kJkmolTQ218468×3392×415-3533883894272kJ取熱損失為004Q2根據(jù)熱量平衡096Q2X37510235-8396X101676kg5649kmol12653M3標503261kmol所以進二段催化床層的變換氣組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 11432 317 4301 1568 026 2644 100 M3標 48739 13532 183384 66834 1126 112720 426337 kmol 2176 6041 8187 2983 050 5032 19033 8．中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算已知條件所以進中變爐二段催化床層的變換氣干組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 含量％ 1554 431 5847 2113 035 100 M3標 48739 13532 183384 66834 1126 313616 kmol 2176 604 8187 2983 050 14001 81中變爐二段催化床層的物料衡算設中變爐二段催化床層的轉化率為074總轉化率

所以在CO的變化量為338318×07425035532M3標117658kmol在中變爐二段催化床層的轉化的CO的量為1353272-338318-250355324736452M3標211kmol出中變爐二段催化床層的CO的量為1353272-47364528796268M3標39269kmol故在二段催化床層反應后剩余的CO2的量為48739084736452853475532M3標23873kmol故在二段催化床層反應后剩余的H2的量為839826kmol所以在二段催化床層反應后的變換氣總量3183528M3標1421218kmol所以出中變爐二段催化床層的變換氣干組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 含量％ 1679 276 5909 2099 035 100 M3標 53475 8796 188121 66834 1126 318353 kmol 2387 393 8398 2983 050 14212 故在二段催化床層反應后剩余的H2O的量為11272042-4736452107984M3標48207kmol故出中變爐二段催化床層的變換氣濕組分中CO的含量CO％ 206同理得CO2％1254H2％44125N2％1567CH4％026H2O％2533所以出中變爐的濕組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 1254 206 44125 1567 026 2533 100 M3標 53476 8796 188121 66834 1126 107984 426332 kmol 2387 393 8398 2983 050 4821 19033 對出中變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算根據(jù)KpH2％×CO2％H2O％×CO％計算得Kp106查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當Kp106時t409℃設平均溫距為44℃則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為409℃-44℃365℃82．中變爐二段催化床層的熱量衡算以知條件進中變爐二段催化床層的變換氣溫度為353出中變爐二段催化床層的變換氣溫度為365℃變換氣反應放熱Q1計算變換氣中各組分的生成焓原理與計算一段床層一樣使用公式5-1及表5-11計算平均溫度為632K時的生成焓計算結果如下組分 H2 H2O CO CO2 Htkcalkmol 23734 -5494905 -24005565 -90536421 HtkJkmol 993695 -23006069 -1005065 -37905789 放熱COH2OCO2H21△H1∑Hi始－kJkg8134840955kJkg氣體吸熱Q2根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 2856 2925 473 3678 3031 5372 所以得Cpm∑YiCp3361KJkmolT故Q23361×19033×365-3537676346kJ熱損失Q3Q1-Q2458495kJ9．中變二段催化劑操作線計算由中變二段催化劑變換率及熱平衡計算結果知中變爐入口氣體溫度353℃中變爐出口氣體溫度365℃中變爐入口CO變換率60中變爐出口CO變換率74所以中變爐的操作線如圖]中變換爐物料量平衡表組分 進中變換爐的物料量m3 出一段催化床層的物料量m3 CO2 28442 48739 CO 33832 13533 H2 165042 183384 N2 66834 66834 O2 977 CH4 1126 1126 H2O 118412 100067 合計 414661 413692 組分 進二段催化床層的物料量m3 出二段催化床層的物料量m3 CO2 48739 53476 CO 13532 8796 H2 183384 188121 N2 66834 66834 CH4 1126 1126 H2O 112720 107984 合計 426332 426332 中變換爐一段熱量平衡表反應放熱kJ 氣體吸熱kJ 熱量損失kJ CO反應345072848 534667068 31760979 O2反應2213546179 總熱量5664274659 中變換爐二段熱量平衡表反應放熱kJ 氣體吸熱kJ 熱量損失kJ 8134840955 7676346 458495 10低變爐的物料與熱量衡算已知條件進低變爐的濕組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 1254 206 44125 1567 026 2533 100 M3標 53476 8796 188121 66834 1126 107984 426337 kmol 2387 393 8398 2984 050 4821 19033 所以進低變爐催化床層的變換氣干組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 含量％ 1679 276 5909 2099 035 100 M3標 53476 8796 188121 66834 11258 318353 kmol 2387 393 8398 2983 0503 14212 101低變爐的物料衡算要將CO％降到02％濕基以下則CO的實際變換率為p ％M3標3539kmol出低溫變換爐CO的量8796268-79264869868M3標038833kmol出低溫變換爐H2的量875213kmol出低溫變換爐H2O的量107984-792641000576M3標4467kmol出低溫變換爐CO2的量5347553279264614019M3標2741kmol出低變爐催化床層的變換氣干組分的體積3262794M3標14566kmol故出低變爐催化床層的變換氣干組分中CO的含量CO％0266同理得CO2％1882H2％6008N2％2048CH4％035出低變爐的干組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 合計 含量％ 1882 027 6008 2048 035 100 M3標 61402 870 196048 66834 1126 326279 kmol 2741 039 8752 2983 050 14566 出低變爐催化床層的變換氣濕組分的體積426337M3標19033kmol故出低變爐催化床層的變換氣干組分中CO的含量CO％20同理CO2％144H2％4598N2％1568CH4％026H2O％2347所以出低變爐的濕組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 144 02 4598 1568 026 2347 100 M3標 61402 870 196048 66834 1126 100058 426337 kmol 2741 039 8752 2983 050 4467 19033 對出底變爐的變換氣溫度進行估算根據(jù)KpH2％×CO2％H2O％×CO％計算得Kp14105查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當Kp14105時t223℃設平均溫距為20℃則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為t223－20203℃102．低變爐的熱量衡算以知條件進低變爐催化床層的變換氣溫度為181℃出低變爐催化床層的變換氣溫度為203℃變換氣反應放熱Q1在203℃時T476K計算變換氣中各組分的生成焓原理與計算一段床層一樣使用公式5-1及表5-11計算平均溫度為476K時的生成焓計算結果如下組分 H2 H2O CO CO2 Htkcalkmol 1241516 -56347304 -25178916 -92311594 HtkJkmol 5197977 -2359149084 -105419084 -386490181 放熱COH2OCO2H21△H1∑Hi始－kJkg所以Q13539×399582861414123742kJkg氣體吸熱Q2氣體吸熱時的平均溫T4645K根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 b10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 301 2903 4439 3513 2985 4505 所以得Cpm∑YiCp3286kJkmolT故Q23286×19033×203-1811384019044kJ熱損失Q3Q1-Q21414123742-138401904430104698kJ低變換爐物料量平衡表組分 進低溫變換爐的物料量m3 出低溫變換爐的物料量m3 CO2 53476 61402 CO 8796 87 H2 188121 196048 N2 66834 66834 CH4 1126 1126 H2O 107984 100058 合計 426332 426332 低變換爐熱量平衡表反應放熱kJ 氣體吸熱kJ 熱量損失kJ 1414123742 1384019044 30104698 11．低變催化劑操作線計算有低變二段催化劑變換率及熱平衡計算結果知低變爐入口氣體溫度181℃低變爐出口氣體溫度203℃低變爐入口CO變換率74低變爐出口CO變換率901112．低變爐催化劑平衡曲線根據(jù)公式XP×100％VKPAB-CDqUKPABCDWKP-1其中ABCD分別代表COH2OCO2及H2的起始濃度t 160 180 200 220 240 260 T 433 453 473 493 513 533 Xp 09769 09623 09389 09121 08732 08229 t 280 T 553 Xp 076 低變爐催化劑平衡曲線如下13最佳溫度曲線的計算由于低變爐選用B302型催化劑查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》B302型催化劑的正反應活化能分別為E143164kJkmolCO變化反應的逆反應活化能E2為E2-E1r×-△H對于CO變換反應r1則E2-△HE1△H為反應熱取其平均溫度下的值即1812032192℃T465KCO的反應式為COH2OCO2H2由《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》可知反應熱是溫度的函數(shù)不同溫度下的反應熱可以用以下公式計算△Hkcalkmol得△H-942262kcalkmol-39450653kJkmolE2394506534316482614653kJkmol最適宜溫度曲線由式Tm進行計算最適宜溫度計算結果列于下表中Xp 09769 09623 09389 09121 08732 08229 T 402 421 440 457 475 493 t 129 148 167 184 201 220 Xp 076 T 510 t 237 將以上數(shù)據(jù)作圖即得最適宜溫度曲線如下圖14．廢熱鍋爐的熱量和物料衡算以知條件進廢熱鍋爐的轉化氣組份組份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合計 ％ 754 897 4376 1772 029 026 217 100 M3標 28442 33832 165041 66834 11258 978 81873 377145 kmol 1270 1510 7368 2984 050 044 3655 16837 進廢熱鍋爐的溫度為920℃出廢熱鍋爐的溫度為330℃進出設備的水溫20℃出設備的水溫330℃進出設備的轉化氣濕1683kmol進出設備的水量Xkmol在設備里無物料的變化熱量衡算入熱水的帶入熱Q1水在20℃時Cp3352kJkmolT所以Q1X×20273×3352982136X轉化氣的帶入熱Q2轉化氣在920℃時T1193K根據(jù)《物理化學》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 3327 312 5433 428 3296 7894 故Cpm∑YiCp364kJkmolT所以Q2364×16837×9202737311346618kJ2出熱轉化氣的帶出熱Q3轉化氣在330℃時T603K根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 3076 2938 4725 3655 3044 5273 所以Cpm∑YiCp3266kJkmolT因此Q33266×16837×3302733316026759kJ水的帶出熱Q4水在330℃T603K時的熱容為Cp3655kJkmolT所以得Q4X×3655×3302732203965X熱損失Q5Q5004×Q1Q2熱量平衡096×Q1Q2Q3Q4096982136X73113466182203965X3316026759X293619koml廢熱鍋爐熱量平衡表 帶入熱kJ 帶出熱kJ 熱損失kJ 轉換氣 7311346618 3316056759 水 2883737902 6471259993 ∑Q 1019508452 9787316752 4077677677 15水蒸汽的加入要使H2OCO35還要加入的水量為1184113-81873÷22416312kmol16．主換熱器的物料與熱量的衡算已知條件進出設備的變換氣的量19033kmol進出設備的水的量Xkmol物料的量在設備中無變化溫度變換氣進設備的溫度365℃變換氣出設備的溫度250℃水進設備的溫度20℃水出設備的溫度90℃熱量計算入熱變換氣帶入熱Q1變換氣在365℃時根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 3091 2948 4781 3691 3059 5461 故Cpm∑YiCp3394kJkmolT所以Q119033×3394×3652734121352528kJ水的帶入熱Q2水在20℃時Cp3352kJkmolT所以得Q2X202733352982136X出熱變換氣在出口溫度為250℃T523K時根據(jù)《物理化學教程》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 3039 2917 4575 3572 301 4835 故Cpm∑YiCp3314kJkmolT所以得Q33314×523×190333298841433kJ水的帶出熱Q4水在90℃時Cp3414kJkmolT得Q4X3414902731239282X熱損失Q5取004Q根據(jù)熱量平衡096Q1Q2Q3Q4X22316kmol主換熱器熱量平衡表 帶入熱kJ 帶出熱kJ 熱損失kJ 轉換氣 4121352528 3298841433 水 2191734698 2765581711 ∑Q 6313087226 6064423144 248664082 17調溫水加熱器的物料與熱量衡算以知條件入設備的變換氣溫度250℃出設備的變換氣溫度181℃進設備的濕變換氣的量19033kmol變換氣帶入的熱量J變換氣帶出的熱Q2變換氣在181℃時T454K時根據(jù)《物理化學》知COH2H2OCO2N2可用公式CpabCT-2來計算熱容熱容的單位為kJkmolT表5-12物質 CO H2 H2O CO2 N2 a 2841 2728 30 4414 2787 b10-3 41 326 1071 904 427 c105 -046 0502 033 -853 ----------- CH4可用公式CpabCT2dT3來計算熱容表5-13物質 a b10-3 c10-6 d10-9 CH4 1745 6046 1117 -72 計算結果組分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 3005 29 441 3502 2981 4446 Cpm∑YiCp3262kJkmolT得Q219033×3262×4542835274946kJ設備及管道損失取004Q1變換氣放出的熱量QQ1-Q2-Q333161283kJ

第二章設備的計算2-1中變爐的計算2-11．觸媒用量的計算根據(jù)文獻《3000噸型合成氨廠工藝和設備計算》可知VrT0V0式中Vr觸媒體積M3標T0標準接觸時間hm3M3標V0通過觸媒的氣體體積M3標h標準接觸時間的計算公式如下式中WKp-1UKpABCDVKPAB-CDqKp反應平衡常數(shù)k1反應速度常數(shù)n變換的CO的量分子分率其中ABCD分別代表COCO2CO2及H2的起始濃度2-12．第一段床層觸媒用量計算基準379Th已知條件第一段床層變換氣進口溫度為330℃第一段床層變換氣出口溫度為415℃平均溫度為330℃415℃23725℃由《3000噸型合成氨廠工藝和設備計算》得到在3725℃時反應速度常數(shù)k14600加壓時取校正系數(shù)28則k146002812880進第一段床層變換氣中N21612則V03790÷17×224÷01612×2154897M3標h出第一段床層變換氣中CO327進第一段床層的變換氣濕組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 1178 327 4433 1616 027 2419 100 M3標 48739 13533 183385 66834 1126 100067 413684 koml 2176 604 8187 2983 050 4467 18468 n816-327489在3725℃時查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》Kp16030631則W16030631-115030631U16030631×00816028560068603986353V16030631×00816×02856-00686×039803463q467130000514h所以V01T0V00000514×1548977M3備用系數(shù)取11所以V017×1177M32-13第二段床層觸媒用量已知條件第二段床層變換氣進口溫度為353℃第二段床層變換氣出口溫度為365℃平均溫度為353℃365℃2359℃由《3000噸型合成氨廠工藝和設備計算》得到在375℃時反應速度常數(shù)k14600在317℃時反應速度常數(shù)k22130使用內插法375-3594600-k3535-317k-2130k3684加壓時取校正系數(shù)28則k136842810315進中變爐二段床層的組分組分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合計 含量％ 11432 317 4301 1568 026 2644 100 M3標 48739 13533 183385 66834 1126 112720 426337 koml 2176 604 8187 2980 050 5032 19033 出中變爐二段床層的CO組分206n317-206111由《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》得到在359℃時反應平衡常數(shù)Kp1817則W1817-11717U1817×0031702644043010114325925V1817×00317×02644-04301×01143201031q486000015h所以V02T0V0000015×1548972323M3備用系數(shù)取11所以V022323×1126M3中溫變換爐觸媒用量VV01V022677103M3C6型觸媒堆重度145kgL觸媒堆重量379017×224÷2256×2110388Nm3h空速110388÷1258831Nm3干氣hm3觸媒2-14觸媒直徑的計算1假設觸媒直徑為25m計算觸媒直徑的公式催化劑床層阻力降△P△P氣體通過觸媒床的壓力降f摩擦系數(shù)一般取15G氣體重量流速公斤米3小時r氣體在操作狀態(tài)下的重度公斤米3dp顆粒直徑米L觸媒床高度米E03780308dpDtDt觸媒層直徑米C6型觸媒外型尺寸為￠9×8毫米圓柱體dp6×Vp÷SpVp3144×00092×000850868×10-7Sp2×3144×00092314×0009×000835325×10-4則dp864×10-3所以E03780308×864×10-3÷2503792中變爐第一段催化床層的阻力降第一段催化床層變換氣的平均溫度3725℃第一段催化床層變換氣的壓力1750kp第一段催化床層變換氣的平均分子量M∑YiMi158736kgkoml第一段催化床層變換氣的重度r5176kgm3氣體重度流量濕GG2237282kgm3h第一段催化床層的高度L157m第一段催化劑床層阻力降△P46613kgfm33中變爐第二段催化床層的阻力降第二段催化床層變換氣的平均溫度359℃第二段催化床層變換氣的平均分子量M∑YiMi1598346kgkmol第二段催化床層變換氣的重度r537kgm3氣體重度流量濕GG225276kgm3h第二段催化床層的高度L0979m第二段催化劑床層阻力降△P28386kgfm3中變爐催化劑的總阻降△P總283864661374999kgfm373528Kp所以計算得中變爐催化劑的總阻降符合要求中變爐催化劑床層直徑25m可用4中變爐進口直徑的計算查《化工原理》得到氣體的組分在0℃10133kP時的密度如下表組分 O2 N2 H2 CO CO2 CH4 密度kgm3 1429 1251 00899 1250 1976 0717 kgm3對密度進行校核得在330℃1750kP時密度為04779605kgm3查《化工原理》得到H2O的組分在330℃128796kP時的密度為6402kgm3對水的密度進行校核得在330℃1750kP時密度為kgm3所以氣體密度為1929727186kgm3 Vs167ms取氣體流速為50ms d0652m中變爐出口直徑的計算查《化工原理》得到氣體的組分在0℃10133kP時的密度如下表組分 N2 H2 CO CO2 CH4 密度kgm3 1251 00899 1250 1976 0717 kgm3對密度進行校核得在365℃1015kP時密度為03424069kgm3查《化工原理》得到H2O的組分在365℃128796kP時的密度為48925kgm3對水的密度進行校核得在365℃1015kP時密度為kgm3所以氣體密度為881345527806kgm3 Vs266ms取氣體流速為50ms d0820m中間冷凝水進口直徑查《化工原理》得到H2O的組分在20℃1750kP時的密度為998kgm3此時壓力對水的影響不大不需要校核Vs01019ms取氣體流速為5ms d01611m2-2主換熱器的計算已知條件水進主換熱器的溫度20℃水出主換熱器的溫度90℃變換氣進主換熱器的溫度365℃變換氣進主換熱器的溫度250℃2-21傳熱面積的計算以水的吸熱來計算從前面主換熱器的計算中可知水吸熱為Q4-Q2則實際轉熱量為QQ4-Q23792174880182kJh平均溫差tm9065℃取K250kJm2h℃?zhèn)鳠崦娣eSQKtm9596m3設富裕傳熱面積為30S實959612115152m2選擇固定管板式換熱器公稱直徑600mm公稱面積120M2管子總數(shù)254管長6m管程數(shù)2殼程數(shù)1管子￠2525管子排列方式三角形2-22設備直徑與管板的確定管板直徑的計算公式D105tn05n管數(shù)管板填充系數(shù)取09t管子中心距取0032m所以D056官板直徑選用￠075m設備外徑為￠10m2-23傳熱系數(shù)的驗算管內給熱系數(shù)的計算公式如下a內0023Re03Pr04ReGduPruCmu粘度的計算查《化工原理》在3075℃時各氣體的u值如下組分 CO2 CO H2 CH4 N2 H2O umps 0031 00305 0015 0025 00302 0023 根據(jù)公式得00255mPas00918kgmh導熱系數(shù)的計算查《化工原理》在3075℃時各氣體的導熱系數(shù)值如下組分 CO2 CO H2 CH4 N2 H2O 00396 00071 00308 00372 00936 00429 根據(jù)公式得00438498kcalh℃熱容的計算變換氣在3075℃時根據(jù)《物理化學教程》知COH2