年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计

一． 计要求：

1. 进行工段工艺流程设计，绘制带主要控制点的工艺流程图。 2. 进行工段物料计算、热量计算，并绘制物料衡算表、热量衡算表 。 3. 进行工段设备设计、选型，制备设备一览表。 4. 编写工段工艺初步设计说明书。 5. 绘制主要设备结构图。 二． 设计原始数据：

年产5万吨（7万吨、11万吨、17万吨、35万吨）合成氨，按照一年连续生产300天（330天）计算。 原始数据1

组 分 含量，％ CO2 9.60 CO 11.44 H2 53.79 N2 24.46 O2 0.33 CH4 0.38 合计 100 原始数据2

组 分 含量，％ CO2 9.60 CO 10.44 H2 54.22 N2 25.03 O2 0.33 CH4 0.38 合计 100 原始数据3

组 分 含量，％ 9 CO2 CO 10.11 H2 55.25 N2 24.93 O2 0.33 CH4 0.38 合计 100

目录

说明书………………………………………………………………………4

前言…………………………………………………………………………………4

1.工艺原理…………………………………………………………………………4 2. 工艺条件…………………………………………………………………………4 3. 工艺流程的选择…………………………………………………………………5 4. 主要设备的选择说明 …………………………………………………………5 5. 工艺流程的说明 ………………………………………………………………6

第一章 物料与热量衡算…………………………………………………7

1．水汽比的确定 …………………………………………………………………7 2．中变炉CO的实际变换率的求取………………………………………………8 3．中变炉催化剂平衡曲线 ………………………………………………………9 4. 最佳温度曲线的计算 …………………………………………………………10 5．中变炉一段催化床层的物料衡算……………………………………………11 6．中变一段催化剂操作线的计算 ………………………………………………17 7．中间冷淋过程的物料和热量衡算……………………………………………17 8．中变炉二段催化床层的物料与热量衡算……………………………………19 9．中变二段催化剂操作线计算 ………………………………………………23 10.低变炉的物料与热量衡算……………………………………………………24 11低变催化剂操作线计算 ………………………………………………………29 12低变炉催化剂平衡曲线………………………………………………………29 13.最佳温度曲线的计算 …………………………………………………………30 14废热锅炉的物料和热量衡算 …………………………………………………31 15.水蒸汽的加入 ………………………………………………………………34 16主换热器的物料与热量的衡算………………………………………………34 17.调温水加热器的物料与热量衡算……………………………………………36

第二章 设备的计算……………………………………………………………37

1. 中变炉的计算 …………………………………………………………………37 2. 主换热器的计算…………………………………………………………………42 设计的综述……………………………………………………………………………6 参考文献……………………………………………………………………………49 致谢…………………………………………………………………………………50

第一章 物料与热量衡算

已知条件：

组 分 含量，％ CO2 9.60 CO 11.42 H2 55.71 N2 22.56 O2 0.33 CH4 0.38 合计 100 计算基准：1吨氨

计算生产1吨氨需要的变换气量：

（1000/17）×22.4/（2×22.56）=2920.31 M3(标)

因为在生产过程中物料可能会有损失，因此变换气量取2962.5 M3(标) 年产3万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）： 日生产量：30000/330=90.9T/d=3.79T/h

要求出中变炉的变换气干组分中CO％小于2％。 进中变炉的变换气干组分：

组 分 含量，％ M3(标) kmol CO2 9.6 284.44 12.696 CO 11.42 338.32 15.103 H2 55.71 1650.41 73.679 N2 22.56 668.34 29.837 O2 0.33 9.78 0.436 CH4 0.38 11.26 0.503 合计 100 2962.50 132.25 假设进中变炉的变换气温度为330℃，取变化气出炉与入炉的温差为35℃，出炉的变换气温度为365℃。 进中变炉干气压力P中=1.75Mpa.

1．水气比的确定：

考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取H2O/CO=3.5 故V（水）=3.5?V水=1184.113m3(标) ，n(水)=52.862kmol 因此进中变炉的变换气湿组分

组 分 含量％ M3(标) CO2 6.86 284.42 12.69 CO 8.16 338.32 15.10 H2 39.80 1650.42 73.68 N2 16.12 668.34 29.84 O2 0.24 9.77 0.44 CH4 0.27 H2O 28.56 合计 100 4146.61 185.12 11.26 1184.12 0.50 52.86 kmol

2.中变炉CO的实际变换率的求取：

假定湿转化气为100mol，其中CO湿基含量为8.16％，要求变换气中CO含量为2％，故根据变换反应：

CO+H2O＝H2+CO2，

则CO的实际变换率公式为：

Xp％=

Ya?Ya?×100 （2-1） ?Ya?1?Ya?式中Ya、Ya'分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基） 所以：Xp=

?8.16?6.04??100

?100?2??8.16=74％

则反应掉的CO的量为：

8.16×74％=6.04

则反应后的各组分的量分别为：

H2O％=28.56％-6.04％+0.48％

=23％ CO％=8.16％ -6.04％

=2.12％

H2％ =39.8％+6.04％-0.48％

=45.36％ CO2％=6.86％+6.04％

=12.9％

中变炉出口的平衡常数：

Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=12

查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册 》可知Kp=12时温度为397℃。 中变的平均温距为397℃-365℃=32℃

根据《合成氨工艺与节能 》可知中温变换的平均温距为：30℃到50℃，中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。

3．中变炉催化剂平衡曲线

根据H2O/CO=3.5，与文献《小合成氨厂工艺技术与设计手册》上的公式 XP=

U?q×100％ 2AWV=KPAB-CD q=U2?4WV

U=KP（A+B）+（C+D） W=KP-1

其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度 计算结果列于下表：

t T Xp 300 573 0.9012 320 593 0.8737 340 613 0.8424 360 633 0.8074 380 653 0.7687 400 673 0.7058

t T Xp 420 693 0.6859 440 713 0.6416 460 733 0.5963 中变炉催化剂平衡曲线如下：

1009080706050403020100300350400温 度（℃）CO转化率 Xp450500

4.最佳温度曲线的计算

由于中变炉选用C6型催化剂， 最适宜温度曲线由式Tm?Te 进行计算。

RTeE21?lnE2?E1E1查《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》C6型催化剂的正负反应活化能分别为E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。 最适宜温度计算结果列于下表中：

Xp T t

0.9012 526 256 0.8737 546.8 273.8 0.8424 564.2 291.2 0.8074 581.5 308.5 0.7687 598.8 325.8 0.7058 624.5 351.5 Xp T t

0.67 638.2 365.2 0.64 649.4 376.4 0.61 660.7 387.3 0.58 671 398 0.55 681.6 408.6 0.52 692.6 419.6 Xp T t 0.49 702.6 429.6 0.45 716.6 443.6 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：

10.90.80.7CO转化率 Xp0.60.50.40.30.20.10250270290310330350温 度（℃）370390410430450

5．中变炉一段催化床层的物料衡算

已知条件：

进中变炉一段催化床层的变换气的温度为330℃ 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 6.86 284.42 12.69 CO 8.16 338.18 15.10 H2 39.8 N2 16.12 O2 0.27 9.78 0.44 CH4 0.24 11.26 0.50 H2O 28.56 合计 100 1650.41 668.34 73.68 29.84 1184.11 4146.61 52.86 185.12 kmol 5.1 中变炉一段催化床层的物料衡算

假设CO在一段催化床层的实际变换率为60％ 假使O2 与H2 完全反应，O2 完全反应掉 故在一段催化床层反应掉的CO的量为：

60％×338.318=202.9908 M3(标)

=9.062kmol 出一段催化床层的CO的量为：

338.318-202.9908=135.3272 M3(标)

=6.0414kmol

故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1650.409+202.9908-2×9.776=1833.8478 M3(标)

=81.868kmol

故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

284.4+202.9908=487.3908 M3(标)

=21.758kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：

V总（干）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258 =3136.1638 M3(标)

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

135.3272=4.31%

3136.1638

同理得：

487.3908=15.54%

3136.16381833.8478H2％==58.47%

3136.1638487.3908CO2％==15.54%

3136.1638668.34 N2％==21.13%

3136.163811.258CH4％==0.35%

3136.1638CO2％=

所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 15.54 487.39 21.76 CO 4.31 135.33 6.04 H2 58.47 1833.84 81.87 N2 21.13 668.34 29.83 CH4 0.35 11.25 0.50 合计 100 3136.16 140.01 kmol 剩余的H2O的量为：

1184.113-202.9908+2×9.776=1000.6742 M3(标)

=44.6729kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（湿）=135.3272+487.3908+1833.8478+668.34+11.258+1000.6742

=4136.838 M3(标) =184.68kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中H2O的含量

H2O％=

1000.6742 =24.19%

4136.83815.54%=11.78％

1?0.1554故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量 CO2％=同理可得：

0.0413=3.27％

1?0.04130.5847 H2％==44.33％

1?0.58470.2113 N2％==16.16％

1?0.2131 CO％=

CH4％=

0.0035=0.27％

1?00035所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）：

组 分 含量％ M3(标) koml CO2 11.78 487.39 21.76 CO 3.27 135.33 6.04 H2 44.33 1833.84 81.87 N2 16.16 668.34 29.83 CH4 0.27 11.26 0.50 H2O 24.19 1000.67 44.67 合计 100 4136.92 184.68 5.2对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行估算：

已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）

组 分 含量％ M3(标) koml CO2 11.78 487.39 21.76 CO 3.27 135.32 6.04 H2 44.33 1833.84 81.87 N2 16.16 668.34 29.83 CH4 0.27 11.26 0.50 H2O 24.19 1000.67 44.67 合计 100 4136.92 184.68 根据：Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）计算得K=6.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=6.6时t=445℃ 设平均温距为35℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为： 445℃-35℃=415℃

5.3．中变炉一段催化床层的热量衡算

以知条件：进中变炉一段催化床层的变换气温度：330℃ 出中变炉一段催化床层的变换气温度为：415℃

可知反应放热Q：在变化气中含有CO，H2O，O2，H2 这4种物质会发生以下2种反应：

CO +H2O=CO2+H2 （1） O2 + 2H2= 2 H2O （2） 这2个反应都是放热反应。

根据《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以P=1atm，t=25℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：

HT=△H0298=Cpdt

式中：

HT —— 气体在?0

T298在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；

△H298 —— 该气体在25℃下的标准生成热， kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；

T——绝对温度，K；

Cp ——气体的等压比热容，kcal/（kmol.℃）[4.1868kJ/（kmol.℃）] 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：

Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+…… 式中A0、A1、A2、A3……气体的特性常数 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式：

Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 (5-1) 式中常数a0、a1、a2、a3、a4与气体特性常数及标准生成热的关系为：

a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4

a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4 采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。

△H=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末 (5-2)

式中 :

△H ——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，单

位：kcal；（4.1868kJ）;

ni —— 始态或末态气体的千摩尔数，kmol； Hi ——始态温度下或末态温度下；

Hi—— 气体的统一基准焓，kcal/kmol，（4.1868kJ/kmol） 现将有关气体的计算常数列于下表中

气体统一基准焓（通式）常数表5-1.1

分子式 O2 H2 H2O N2 CO CO2 1.90318×10 -2.11244×103 -6.0036×10 -1.97673×103 -2.83637×104 -96377.88867 43 a0 a1 a2 a3 a4 5.80298 2.15675×103 –-7.40499×107 –1.08808×10–10 7.20974 7.11092 6.45903 6.26627 6.396 -5.55838×104 －4.8459×107 －-8.18957×10-5.78039×10-7.65632×10-4.14272×100.00 －111.29319×103 －1.28506×107 －－115.18164×104 －2.03296×107 －－118.98694×104 －5.04519×109 －－115.05×103 －-1.135×106 －计算O2的基准焓：

根据基准焓的计算通式：Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 在415℃时T=415+273=683K 将O2的常数带入上式得：

Ht=1.90318×103+5.80298×683+2.15675×10–3×6832-7.40499×10–7×6833

+1.08808×10–10×6834

=6699.742kcal/kmo=28050.412 kJ/kmol

同理根据以上方法计算可得变换气的各个组分的基准焓列于下表

组分 O2 H2 2724.221 H2O -54502.665 CO -23634.754 -98953.987 CO2 -89956.678 -376630.620 Ht（kcal/kmol） 6699.742 Ht（kJ/kmol） 28050.412 11405.772 -228191.759 放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）

△H1=（∑Hi）（∑Hi）始－末 =-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759

=-38079.10484kJ/kmol

Q1=9.0

×（-38079.10484）

=-345072.8481kJ

O2 + 2H2= 2 H2O （2）

Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=-221354.6179kJ

气体反应共放热：

Q=Q1+Q2=345072.8481+221354.6179=566427.4659kJ

气体吸热Q3

根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果得：

物质 Cp CO 31 CO2 48.2 H2 29.6 H2O 37.2 N2 30.7 CH4 56.1 所以平均热容：

Cpm=∑Yi*Cp=34.06 KJ/（kmol.T） 所以气体吸热Q3=34.06×184.68×(415-330)

=534667.068kJ

假设热损失Q4（一般热损失都小于总热量的10%） 根据热量平衡的：

Q= Q3 +Q4

Q4=31760.979 kJ

6． 中变一段催化剂操作线的计算

有中变一段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉入口气体温度 330℃ 中变炉出口气体温度 415℃ 中变炉入口CO变换率 0

中变炉出口CO变换率 60%

由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下：

1009080706050403020100300350温 度（℃）CO转化率 Xp4004507．中间冷凝过程的物料和热量计算：

此过程采用水来对变换气进行降温。 以知条件：

变换气的流量：184.68koml

设冷凝水的流量：X kg

变换气的温度：415℃ 冷凝水的进口温度：20℃ 进二段催化床层的温度：353℃ 操作压力：1750kp

冷凝水吸热Q1：据冷凝水的进口温度20℃查《化工热力学》可知h1 =83.96kJ/kg

根据《化工热力学》可知：

T/K 600 600 700 700 P/kPa 1600 1800 1600 1800 H/(kJ/kg) 3693.2 3691.7 3919.7 3918.5 冷凝水要升温到353℃，所以设在353℃, 626K,1750kp时的焓值为h

对温度进行内查法： 1600kpa时

(626-600 )/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h) h=3752.09 kJ/kg 1800kpa时

（626-600）/（h- 3691.7）=(700-626)/( 3918.5-h) h=3750.668 kJ/kg

再对压力使用内查法得在353℃, 626K,1750kp时的焓值h为：

(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)

h=3751.0235 kJ/kg

Q1= X( 3813.244875-83.96) 变换气吸热Q2

根据表5-1.2和表5-1.3得：

物质 Cp CO 31 CO2 48.2 H2 29.6 H2O 37.2 N2 30.7 CH4 56.1 所以Cpm= ∑Yi*Cp =33.92 kJ/（kmol.T） Q2=184.68×33.92×(415-353)=388389.4272 kJ 取热损失为0.04 Q2

根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.0235-83.96) X=101.676kg

=5.649 kmol =126.53 M3(标)

水的量为：126.53+1000.6742=1127.2042 M3(标) =50.3261 kmol 所以进二段催化床层的变换气组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 11.432 487.39 21.76 CO 3.17 135.32 6.041 H2 43.01 1833.84 81.87 N2 15.68 668.34 29.83 CH4 0.26 11.26 0.50 H2O 26.44 1127.20 50.32 合计 100 4263.37 190.33 kmol

8．中变炉二段催化床层的物料与热量衡算

已知条件：

所以进中变炉二段催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 15.54 487.39 21.76 CO 4.31 135.32 6.04 H2 58.47 1833.84 81.87 N2 21.13 668.34 29.83 CH4 0.35 11.26 0.50 合计 100 3136.16 140.01 kmol 8.1中变炉二段催化床层的物料衡算：

设中变炉二段催化床层的转化率为0.74（总转化率） 所以在CO的变化量为：

338.318×0.74=250.35532 M3(标) =11.7658 kmol

在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：

135.3272-（338.318-250.35532）=47.36452 M3(标)

=2.11 kmol

出中变炉二段催化床层的CO的量为：

135.3272-47.36452=87.96268 M3(标)

=3.9269 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

487.3908+47.364528= 534.75532M3(标) =23.873 kmol

故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1833.8478+47.36452= 1881.21232M3(标) =83.9826 kmol 所以在二段催化床层反应后的变换气总量：

V总（干）=87.96268+534.75532+1881.21232+668.34+11.258 =3183.528 M3(标) =142.1218 kmol

所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 16.79 534.75 23.87 CO 2.76 87.96 3.93 H2 59.09 1881.21 83.98 N2 20.99 668.34 29.83 CH4 0.35 11.26 0.50 合计 100 3183.53 142.12 kmol 故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

1127.2042-47.36452= 1079.84M3(标) =48.207 kmol

故出中变炉二段催化床层的变换气湿组分中CO的含量：

CO％=

87.9626

4263.37

=2.06%

同理得：

CO2％=

534.75532

4263.37 =12.54% H2％=

1881.21232

4263.37668.34

4263.3711.258

4263.371079.84

4263.37 =44.125%

N2％=

=15.67%

CH4％=

=0.26%

H2O％=

=25.33% 所以出中变炉的湿组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 12.54 534.76 23.87 CO 2.06 87.96 3.93 H2 44.125 1881.21 83.98 N2 15.67 668.34 29.83 CH4 0.26 11.26 0.50 H2O 25.33 1079.84 48.21 合计 100 4263.32 190.33 kmol

对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：Kp= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得Kp=10.6

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=10.6时t=409℃ 设平均温距为44℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为： 409℃-44℃=365℃

8.2．中变炉二段催化床层的热量衡算：

以知条件：进中变炉二段催化床层的变换气温度为：353

出中变炉二段催化床层的变换气温度为：365℃ 变换气反应放热Q1:

计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，使用公式5-1及表5-1.1计算平均温度为632K时的生成焓。 计算结果如下：

组分 Ht（kcal/kmol） Ht（kJ/kmol） H2 2373.4 9936.95 H2O -54949.05 -230060.69 CO -24005.565 -100506.5 CO2 -90536.421 -379057.89 放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-38553.74846 kJ/kg 所以得： Q1=2.11*38553.74846

=81348.40955 kJ/kg

气体吸热Q2：

根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算 热容。热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 -----------

CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 28.56 H2 29.25 CO2 47.3 H2O 36.78 N2 30.31 CH4 53.72 所以得：Cpm=∑Yi*Cp=33.61KJ/（kmol.T） 故：Q2=33.61×190.33×（365-353）

=76763.46kJ 热损失：

Q3=Q1-Q2=4584.95 kJ

9．中变二段催化剂操作线计算

由中变二段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉入口气体温度 353℃ 中变炉出口气体温度 365℃ 中变炉入口CO变换率 60% 中变炉出口CO变换率 74%

807060CO转化率 Xp50403020100352354356358360362364366

温 度（℃）

所以中变炉的操作线如图：

10090807060CO转化率 Xp50403020100300325350375400425温 度（℃）

]

中变换炉物料量平衡表

组分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计 组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 反应放热/kJ CO反应：345072.848 O2反应：221354.6179 总热量：566427.4659 中变换炉二段热量平衡表 反应放热/kJ 81348.40955 气体吸热/kJ 76763.46 热量损失/kJ 4584.95 进中变换炉的物料量/m3 284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 进二段催化床层的物料量/m3 487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.32 中变换炉一段热量平衡表 气体吸热/kJ 534667.068 热量损失/kJ 31760.979 出一段催化床层的物料量/m3 487.39 135.33 1833.84 668.34 —————————— 11.26 1000.67 4136.92 出二段催化床层的物料量/m3 534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32

10.低变炉的物料与热量衡算

已知条件： 进低变炉的湿组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 12.54 534.76 23.87 CO 2.06 87.96 3.93 H2 44.125 1881.21 83.98 N2 15.67 668.34 29.84 CH4 0.26 11.26 0.50 H2O 25.33 1079.84 48.21 合计 100 4263.37 190.33 kmol

所以进低变炉催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 16.79 534.76 23.87 CO 2.76 87.96 3.93 H2 59.09 1881.21 83.98 N2 20.99 668.34 29.83 CH4 0.35 11.258 0.503 合计 100 3183.53 142.12 kmol 10.1低变炉的物料衡算

要将CO％降到0.2％（湿基）以下，则CO的实际变换率为：

Xp ％=

Ya?Ya?×100=90.11％

Ya?1?Ya??则反应掉的CO的量为：

87.96268×90.11％=79.264 M3(标)

=3.539 kmol

出低温变换炉CO的量：

87.96268-79.264=8.69868 M3(标)

=0.38833 kmol

出低温变换炉H2的量：

1881.21232+79.264=1960.475 M3(标)

=87.5213 kmol

出低温变换炉H2O的量：

1079.84-79.264=1000.576 M3(标)

=44.67 kmol

出低温变换炉CO2的量:

534.75532 +79.264=614.019 M3(标)

=27.41 kmol

出低变炉催化床层的变换气干组分的体积： V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258

=3262.794 M3(标)=145.66 kmol

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

8.69868=0.266%

3262.794

同理得：

614.019=18.82%

3262.7941960.475H2％==60.08%

3262.794668.34N2％==20.48%

3262.79411.258CH4％==0.35%

3262.794CO2％=

出低变炉的干组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 18.82 614.02 27.41 CO 0.27 8.70 0.39 H2 60.08 1960.48 87.52 N2 20.48 668.34 29.83 CH4 0.35 11.26 0.50 合计 100 3262.79 145.66 kmol 出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（干）=8.69868+1960.475+614.019+668.34+11.258+1000.576

=4263.37 M3(标) =190.33 kmol

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

8.69868?100=2.0%

4263.37614.019?100=14.4% 同理： CO2％=

4263.371960.475?100=45.98% H2％=

4263.37668.34?100=15.68% N2％=

4263.3711.258?100=0.26% CH4％=

4263.371000.576?100=23.47% H2O％=

4263.37CO％=

所以出低变炉的湿组分：

组 分 含量％ M3(标) CO2 14.4 614.02 27.41 CO 0.2 8.70 0.39 H2 45.98 1960.48 87.52

N2 15.68 668.34 29.83 CH4 0.26 11.26 0.50 H2O 23.47 1000.58 44.67 合计 100 4263.37 190.33

kmol

对出底变炉的变换气温度进行估算：

根据：Kp=（H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得Kp=141.05

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当Kp=141.05时t=223℃ 设平均温距为20℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为： t=223－20=203℃

10.2．低变炉的热量衡算

以知条件：进低变炉催化床层的变换气温度为：181℃

出低变炉催化床层的变换气温度为：203℃ 变换气反应放热Q1: 在203℃时，T=476K，

计算变换气中各组分的生成焓原理与计算一段床层一样，使用公式5-1及表5-1.1计算平均温度为476K时的生成焓。 计算结果如下： 组分 H2 H2O -56347.304 CO -25178.916 CO2 -92311.594 -386490.181 Ht（kcal/kmol） 1241.516 Ht（kJ/kmol） 5197.977 -2359149.084 -105419.084 放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）

△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-39958.286 kJ/kg 所以：Q1=3.539×39958.286

=141412.3742 kJ/kg

气体吸热Q2：

气体吸热时的平均温度：（181+203）/2=191.5℃，T=464.5K

根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算 热容。热容的单位为kJ/（kmol.T）

表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 b/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 30.1 H2 29.03 CO2 44.39 H2O 35.13 N2 29.85 CH4 45.05 所以得：Cpm=∑Yi*Cp=32.86kJ/（kmol.T） 故：Q2=32.86×190.33×（203-181）

=138401.9044kJ 热损失 ： Q3=Q1-Q2

=141412.3742-138401.9044=3010.4698 kJ

低变换炉物料量平衡表 组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 进低温变换炉的物料量/m3 534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32 低变换炉热量平衡表 反应放热/kJ 141412.3742 气体吸热/kJ 138401.9044 热量损失/kJ 3010.4698 出低温变换炉的物料量/m3 614.02 8.7 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.32

11．低变催化剂操作线计算

有低变二段催化剂变换率及热平衡计算结果知： 低变炉入口气体温度 181℃ 低变炉出口气体温度 203℃ 低变炉入口CO变换率 74% 低变炉出口CO变换率 90.11%

100908070CO转化率 Xp6050403020100175180185190温 度（℃）195200205

12． 低变炉催化剂平衡曲线

根据公式XP=V=KPAB-CD q=U2?4WV

U=KP（A+B）+（C+D） W=KP-1

其中A、B、C、D分别代表CO、H2O、CO2及H2的起始浓度

t T Xp 160 433 0.9769 180 453 0.9623 200 473 0.9389 220 493 0.9121 240 513 0.8732 260 533 0.8229 U?q×100％ 2AW

t T Xp 280 553 0.76 低变炉催化剂平衡曲线如下：

1009080706050403020100100150200温 度（℃）CO转化率 Xp250300

13. 最佳温度曲线的计算

由于低变炉选用B302型催化剂。

查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》B302型催化剂的正反应活化能分别为E1=43164kJ/ kmol

CO变化反应的逆反应活化能E2为：

E2- E1=r×(-△H)

对于CO变换反应r=1，则E2=(-△H) + E1 △H为反应热，取其平均温度下的值，即： （181+203）/2=192℃，T=465K CO的反应式为： CO +H2O=CO2+H2

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算：

△H=?1000?0.291?T?2.845?10?3?T2?0.9703?10?6T3 kcal/ kmol

得：△H=-9422.62 kcal/kmol=-39450.653 kJ/kmol E2 =39450.653+43164=82614.653 kJ/kmol 最适宜温度曲线由式Tm=

Te 进行计算

RTeE21?lnE2?E1E1最适宜温度计算结果列于下表中：

Xp T t

0.9769 402 129 0.9623 421 148 0.9389 440 167 0.9121 457 184 0.8732 475 201 0.8229 493 220 Xp T t 0.76 510 237 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图：

10080CO转化率 Xp6040200100150温 度（℃）200250

14．废热锅炉的热量和物料衡算

以知条件：

进废热锅炉的转化气组份：

组份 ％ M3(标) CO2 7.54 284.42 12.70 CO 8.97 338.32 15.10 H2 43.76 1650.41 73.68 N2 17.72 668.34 29.84 CH4 0.29 11.258 0.50 O2 0.26 9.78 0.44 H2O 21.7 818.73 36.55 合计 100 3771.45 168.37 kmol 进废热锅炉的温度为：920℃ 出废热锅炉的温度为：330℃ 进出设备的水温：20℃ 出设备的水温：330℃

进出设备的转化气（湿）：168.3 kmol 进出设备的水量：X kmol 在设备里无物料的变化。 热量衡算： （1） 入热： 水的带入热Q1

水在20℃时 Cp=33.52 kJ/（kmol.T） 所以：Q1=X×（20+273）×33.52 =9821.36X 转化气的带入热Q2： 转化气在920℃时T=1193K

根据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容:

表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 33.27 H2 31.2 CO2 54.33 H2O 42.8 N2 32.96 CH4 78.94 故Cpm=∑Yi*Cp=36.4kJ/（kmol.T）

所以： Q2=36.4×168.37×（920+273）

=7311346.618kJ

（2）出热： 转化气的带出热Q3： 转化气在330℃时T=603K

根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算 热容。热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 30.76 H2 29.38 CO2 47.25 H2O 36.55 N2 30.44 CH4 52.73 所以：Cpm=∑Yi*Cp=32.66kJ/（kmol.T）

因此： Q3=32.66×168.37×（330+273）=3316026.759kJ 水的带出热Q4:

水在330℃，T=603K时的热容为：Cp=36.55 kJ/（kmol.T） 所以得：Q4=X×36.55×（330+273）

=22039.65X

热损失Q5:

Q5=0.04×(Q1+ Q2)

热量平衡：

0.96×(Q1+ Q2)= Q3+ Q4

0.96（9821.36X +7311346.618）=22039.65X+3316026.759

X=293.619koml

废热锅炉热量平衡表

转换气 水 ∑Q 带入热/kJ 7311346.618 2883737.902 10195084.52 带出热/kJ 3316056.759 6471259.993 9787316.752 热损失/kJ ———————— ———————— 407767.7677

15.水蒸汽的加入

要使H2O/CO=3.5还要加入的水量为：

（1184.113-818.73）÷22.4=16.312 kmol

16．主换热器的物料与热量的衡算

已知条件：

进出设备的变换气的量：190.33 kmol 进出设备的水的量：X kmol 物料的量在设备中无变化。 温度：

变换气进设备的温度：365℃ 变换气出设备的温度：250℃ 水进设备的温度： 20℃

水出设备的温度： 90℃ 热量计算： （1） 入热： 变换气带入热:Q1

变换气在365℃时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式 Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 30.91 H2 29.48 CO2 47.81 H2O 36.91 N2 30.59 CH4 54.61 故：Cpm=∑Yi*Cp=33.94kJ/（kmol.T）

所以： Q1=190.33×33.94×（365+273）

=4121352.528kJ

水的带入热Q2:

水在20℃时Cp=33.52 kJ/（kmol.T） 所以得： Q2=X*(20+273)*33.52=9821.36*X 出热：

变换气在出口温度为250℃，T=523K时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2,

N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/（kmol.T）

表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 30.39 H2 29.17 CO2 45.75 H2O 35.72 N2 30.1 CH4 48.35 故：Cpm=∑Yi*Cp=33.14kJ/（kmol.T）

所以得： Q3=33.14×523×190.33=3298841.433kJ 水的带出热Q4:

水在90℃时Cp=34.14 kJ/（kmol.T） 得： Q4=X*34.14*(90+273)

=12392.82*X

热损失Q5:取0.04Q 根据热量平衡：

0.96*（Q1+Q2）=Q3+Q4

X=223.16 kmol

主换热器热量平衡表

转换气 水 ∑Q

带入热/kJ 4121352.528 2191734.698 6313087.226 带出热/kJ 3298841.433 2765581.711 6064423.144 热损失/kJ ———————— ———————— 248664.082

17.调温水加热器的物料与热量衡算

以知条件：

入设备的变换气温度：250℃ 出设备的变换气温度：181℃ 进设备的湿变换气的量：190.33kmol 变换气带入的热量：Q1=3298841.433kJ 变换气带出的热Q2：

变换气在181℃时T=454K时根据《物理化学》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公 式：Cp=a+b+CT-2来计算热容。 热容的单位为kJ/（kmol.T） 表5-1.2

物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3

物质 CH4 a 17.45 b/10-3 60.46 c/10-6 1.117 d/10-9 -7.2 计算结果：

组分 Cp CO 30.05 H2 29 CO2 44.1 H2O 35.02 N2 29.81 CH4 44.46 Cpm=∑Yi*Cp=32.62kJ/（kmol.T）

得： Q2=190.33×32.62×454

=2835274.946kJ

设备及管道损失取：0.04Q1 变换气放出的热量：

Q=Q1-Q2-Q3=331612.83kJ

第二章 设备的计算

2-1中变炉的计算

2-1.1．触媒用量的计算

根据文献《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》可知： Vr=T0*V0

式中 Vr ——触媒体积，M3(标)

T0 ——标准接触时间，h* m3 / M3(标) V0——通过触媒的气体体积，M3(标)/h 标准接触时间的计算公式如下：

To?Kp?2Wn?u?q?u?q? ln?ln??k?q?2Wn?u?q?u?q?式中：W=Kp-1;

U=Kp(A+B)+(C+D); V=KPAB-CD; q=u2?4WV

Kp——反应平衡常数； k1——反应速度常数；

n——变换的CO的量，分子分率；

其中A、B、C、D分别代表CO、CO2、CO2及H2的起始浓度

2-1.2．第一段床层触媒用量

计算基准：3.79T/h 已知条件：

第一段床层变换气进口温度为：330℃，第一段床层变换气出口温度为：415℃ 平均温度为：（330℃+415℃）/2=372.5℃

由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在372.5℃时反应速度常数k1=4600，加压时取校正系数：2.8，则：k1=4600*2.8=12880. 进第一段床层变换气中N2%=16.12%

则：V0=（3790÷17）×22.4÷（0.1612×2）=15489.7 M3(标)/h

出第一段床层变换气中CO%=3.27% 进第一段床层的变换气湿组分：

组 分 含量％ M3(标) koml CO2 11.78 487.39 21.76 CO 3.27 135.33 6.04 H2 44.33 1833.85 81.87 N2 16.16 668.34 29.83 CH4 0.27 11.26 0.50 H2O 24.19 1000.67 44.67 合计 100 4136.84 184.68 n=8.16%-3.27%=4.89%

在372.5℃时，查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册》Kp=16.030631 则： W=16.030631-1

=15.030631

U=16.030631×(0.0816+0.2856)+(0.0686+0.398) =6.353

V=16.030631×0.0816×0.2856-0.0686×0.398 =0.3463

q=6.3532?4?15.030631?0.3463 =4.6713

To?Kp?2Wn?u?q?u?q?ln?ln? k?q?2Wn?u?q?u?q??=0.000514h

所以： V01 =T0*V0 =0.000514×15489.7=7 M3 备用系数取：1.1

所以：V0 1=7×1.1=7.7 M3

2-1.3 第二段床层触媒用量

已知条件：

第二段床层变换气进口温度为：353℃，第二段床层变换气出口温度为：365℃ 平均温度为：（353℃+365℃）/2=359℃

由《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》得到在375℃时反应速度常数k1=4600，在317℃时反应速度常数k2=2130。

使用内插法：（375-359）/（4600-k）=（353.5-317）/（k-2130） k=3684 加压时取校正系数：2.8，则：k1=3684*2.8=10315 进中变炉二段床层的组分：

组 分 含量％ M3(标) koml CO2 11.432 487.39 21.76 CO 3.17 135.33 6.04 H2 43.01 1833.85 81.87 N2 15.68 668.34 29.80 CH4 0.26 11.26 0.50 H2O 26.44 1127.20 50.32 合计 100 4263.37 190.33 出中变炉二段床层的CO组分：2.06% n=3.17%-2.06%=1.11%

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册 》得到在359℃时反应平衡常数Kp=18.17 则： W=18.17-1=17.17

U=18.17×(0.0317+0.2644)+(0.4301+0.11432=5.925 V=18.17×0.0317×0.2644-0.4301×0.11432=0.1031 q=5.9252?4?17.17?0.1031=4.86

To?Kp?2Wn?u?q?u?q? =0.00015h ln?ln??k?q?2Wn?u?q?u?q?所以： V02=T0*V0 =0.00015×15489.7

= 2.323M3

备用系数取：1.1

所以：V02 =2.323×1.1=2.6 M3 中温变换炉触媒用量: V= V01+V02=2.6+7.7=10.3 M3 C6型触媒堆重度:1.45kg/L

触媒堆重量:3790/17×22.4÷(22.56%×2)=11038.8Nm3/h 空速=11038.8÷12.5=883.1 Nm3干气/(h* m3触媒)

2-1.4 触媒直径的计算

（1）假设触媒直径为2.5m 计算触媒直径的公式:

催化剂床层阻力降:

f?G1.91?E△P=2.1?10??3?L 1.1v?dpE?8△P——气体通过触媒床的压力降;

f ——摩擦系数,一般取1.5;

G——气体重量流速,公斤/(米3*小时); r ——气体在操作状态下的重度, 公斤/米3; dp——颗粒直径,米; L——触媒床高度,米; E=0.378+0.308 dp/ Dt Dt——触媒层直径,米;

C6型触媒外型尺寸为￠9×8毫米圆柱体dp=(6×Vp) ÷Sp

Vp=3.14/4×(0.009)2×0.008 =5.0868×10-7

Sp =2×3.14/4×(0.009)2+3.14×0.009×0.008 =3.5325×10-4

则: dp=8.64×10-3

所以: E=0.378+0.308×8.64×10-3÷2.5

=0.379

（2）中变炉第一段催化床层的阻力降: 第一段催化床层变换气的平均温度：372.5℃ 第一段催化床层变换气的压力:1750kp 第一段催化床层变换气的平均分子量：

M=∑YiMi=15.8736kg/koml

第一段催化床层变换气的重度：

r=

15.8736

273?372.5101.3322.4??2731750=5.176kg/m3

气体重度流量(湿)G：

G=

15.8736?15489.7

3.1422.4??2.524=2237.282 kg/m3 *h 7.7

3.14?2.524=1.57m

第一段催化床层的高度:

L=

第一段催化剂床层阻力降:

f?G1.91?E △P = 2.1?10??3?L 1.1v?dpE?8=46.613kgf/m3

（3） 中变炉第二段催化床层的阻力降: 第二段催化床层变换气的平均温度359℃

第二段催化床层变换气的平均分子量:M=∑YiMi=15.98346kg/ kmol 第二段催化床层变换气的重度:

r=

15.9834273?353.5101.3322.4??2731750

=5.37kg/m3

气体重度流量(湿)G

G=

15.9834?15489.7

?3.14?222.4????2.5?4? =2252.76 kg/m3 *h

第二段催化床层的高度:

L=

4.8

3.14?2.524=0.979m

第二段催化剂床层阻力降:

f?G1.91?E △P =2.1?10??3?L 1.1v?dpE?8=28.386kgf/m3

中变炉催化剂的总阻降：

△P总=28.386+46.613 =74.999 kgf/m3 =735.28Kp

所以计算得中变炉催化剂的总阻降符合要求，中变炉催化剂床层直径2.5m可用. (4) 中变炉进口直径的计算：

查《化工原理》得到气体的组分在0℃，101.33kP时的密度如下表

组分 密度（kg/m3） O2 1.429 N2 1.251 H2 0.0899 CO 1.250 CO2 1.976 CH4 0.717 kg/m3 ?m???yi??i??0.4779605对密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为：

0.4779605?273?330101.33?1750??19.29 kg/m3 273101.33查《化工原理》得到H2O的组分在330℃，12879.6kP时的密度为640.2 kg/m3 对水的密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为： 640.2?12879.6?1750?727.186 kg/m3

12879.6所以气体密度为：19.29+727.186?0.2856?226.974 kg/m3

Vs=

3790Ws==16.7m/s 226.974?取气体流速为50m/s

d=

4?16.7=0.652m

??50

(5) 中变炉出口直径的计算

查《化工原理》得到气体的组分在0℃，101.33kP时的密度如下表

组分 密度（kg/m3） N2 1.251 H2 0.0899 CO 1.250 CO2 1.976 CH4 0.717 kg/m3 ?m???yi??i??0.3424069对密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为： 0.3424069?273?365101.33?1015??8.81345 kg/m3

273101.33查《化工原理》得到H2O的组分在365℃，12879.6kP时的密度为489.25 kg/m3 对水的密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为： 489.25?12879.6?1015?527.806 kg/m3

12879.6所以气体密度为：8.81345+527.806?0.2533?142.506 kg/m3

Vs=

3790Ws==26.6m/s 142.506?取气体流速为50m/s

d=

4?26.6=0.820m

??50（6） 中间冷凝水进口直径：

查《化工原理》得到H2O的组分在20℃，1750kP时的密度为998 kg/m3 此时压力对水的影响不大，不需要校核 Vs=

Ws5.649?18==0.1019m/s

998?取气体流速为5m/s

d=

4?0.1019=0.1611m

??52-2.主换热器的计算

已知条件：

水进主换热器的温度：20℃

水出主换热器的温度：90℃ 变换气进主换热器的温度：365℃ 变换气进主换热器的温度：250℃

2-2.1传热面积的计算

以水的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2 则实际转热量为：Q= (Q4-Q2)*3.79=2174880.182kJ/h 平均温差： tm=

?t2??t2 ?t2ln?t1 =90.65℃ 取K=250 kJ/(m2*h*℃)

传热面积：S=Q/(K*tm)=95.96m3 设富裕传热面积为：30%

S实=95.96*1.2=115.152m2

选择固定管板式换热器：

公称直径：600 mm ,公称面积：120 M2,管子总数：254，管长：6m 管程数：2，壳程数：1，管子：￠25?2.5，管子排列方式：三角形

2-2.2设备直径与管板的确定

管板直径的计算公式：

D=1.05t(n/?)0.5 n——管数

?——管板填充系数，取0.9 t——管子中心距，取0.032m

所以

D=1.05t =0.56

n?

官板直径选用￠0.75m，设备外径为￠1.0m

2-2.3传热系数的验算

管内给热系数的计算公式如下： a内=0.023Re0.3Pr0.4 Re=G*d/u Pr=u*Cm/?? u=

?y?u?M?yMiiiii

粘度的计算：

查《化工原理》在307.5℃时，各气体的u值如下：

组分 u(mp*s) CO2 0.031 CO 0.0305 H2 0.015 CH4 0.025 N2 0.0302 H2O 0.023 根据公式得： um??y?u?M?yMiiiii =0.0255mPa*s=0.0918kg/(m*h)

导热系数的计算：

查《化工原理》在307.5℃时，各气体的导热系数值如下：

组分 CO2 0.0396 CO 0.0071 H2 0.0308 CH4 0.0372 N2 0.0936 H2O 0.0429 ? 根据公式得：

y??????y?iii?MiMi

=0.0438498kcal/(h*℃)

热容的计算：

变换气在307.5℃时根据《物理化学教程》知CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式： Cp=a+b+CT-2来计算热容以及表5-1.1和5-1.2可得。 热容的单位为kJ/（kmol.T）

计算结果：

组分 Cp CO 30.65 H2 29.32 CO2 46.86 H2O 36.32 N2 30.35 CH4 50.5 Cpm=∑Yi*Cp=33.55kJ/（kmol.T）

=8.0134 kJ/（kmol*℃） ∑M=∑YiMi=15.979kg/kmol Cp=8.0134/15.979=0.503kcal/(kg*℃) 雷诺系数的计算：

Re=G*d/u

=(0.02*3600*13.73)/0.0918 =10455 Pr=(u*Cm)/?

=(0.0918*0.503)/0.0438498 =1.053

则：a内=0.023?/dRe0.8Pr0.4

=0.023*（0.0438498/0.02）*（10455）0.8*（1.053）0.4 =84.55kcal/(m*h*℃)=353.98kJ/(m*h*℃)

2-2.4壳侧对流传热系数计算

壳侧对流传热系数的计算公式如下：

a外=1.72*(/do)*(de)0.6*(do*Gu/u)0.6*(Cm*u/)1/3*(u/uw)0.14

在本设计中由于温度对气体粘度变化影响不大，故校正项(u/uw)0.14可以忽略不计 。 水的物性数据

水的温度为：（20+90）/2=55℃ 导热系数：

?=65.04?10?5kcal/(m?h?℃) 热容：

Cm=4.176kJ/(kg?℃)

粘度

u=50.91?10-5Pa?S 取de=0.024m

所以壳侧对流传热系数为：

a外=1.72*(/do)*(de)0.6*(do*Gu/u)0.6*(Cm*u/)1/3 =6423kcal/(m2*h*℃)

2-2.5总传热系数核算

管，壳程污垢热阻各取0.001

由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知总传热系数的计算公式为：

K=

111???R?a内a外?

则： K=68.4559 kcal/(m2*h*℃) =286.609 kJ/(m2*h*℃)

2-2.6传热面积的核算

以水的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知水吸热为：Q4-Q2 则实际转热量为：Q= (Q4-Q2)*3.79=2174880.182kJ/h 平均温差： tm=

?t2??t2 ?t2ln?t1 =90.65℃

传热面积：S=Q/(K*tm)=83.7m3 安全系数：

120-83.7?43%

83.7

设计综述

本设计的优点在于选择较为良好的工艺路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂以及设备的选型和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。分析出了气体组分对温度的影响变化。在设计过程中能发现文献中不合理的地方。

本设计也有许多不足的地方：压力选取过高、在设备计算中气体在高压下取的流速不太准确。由于本人水平不高，设计许多因数对设计的影响考虑不足。

由于合成氨的变换工段是成熟工艺，参考文献资料较多，在本设计中，主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《3000吨合成氨厂工艺和设备计算》这两本书。由于本人水平有限，本设计肯定会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老师的批评指正。

主要设备一览表 序号 1 废热锅炉 名称 规格 图号 数量 材料 备注 ?1000?22,L=8287mm, F=130m2, 换热管?38×390根， E-301 1 Cr16 Ni32 ?25×2 2 中温变换炉 ? 2500 H:10534 操作温度≤450℃ 操作压力≤1.78MPa 催化剂装量10.3m3 C-301 1 12CrMo 催化剂床段数：2 3 中变换热器 ?800 换热面积：245m2 管子排列方式：三角形 E-302 1 钢 4 温水调节器 ?400 换热面积：25m2 管子排列方式：三角形 E-303 1 钢 5 低温变换炉 ?2600 H:11420 操作温度≤260℃ 操作压力≤1.7MPa 催化剂装量25m3 C-302 1 16MnR 催化剂床段数：1

参考文献

1． 梅安华 ,《小合成氨厂工艺技术与设计手册》（上册）

化学工业出版社1995年3月第一版 ，ISBN 7-5025-1452-1 引用部分：730页—785页

2． 上海市化学工业局设计室编，《3000吨型合成氨厂工艺和设备计算》

化学工业出版社

3． 陈五平,《合成氨工艺学》

化学工业出版社1996年5月第二版，ISBN 7-5025-1452-X/G.364； 引用部分：131页—167页 4． 张成芳，《合成氨工艺与节能》

华东化工学院出版社， ISBN 7-5628-0065-71TQ.3； 引用部分：149页—178页 5. 陈声宗，《化工设计》

化学工业出版社. ISBN 7-5025-3041-X 引用部分：17页—28页，181页—187页

6. 国家医药管理局上海医药设计院，<<化工工艺设计手册>> 化学工业出版社1996年6月第二版.ISBN 7-5025-1537-2 7. 自贡鸿鹤化工股份有限公司，《合成氨工艺操作规程》

引用部分：35页—47页

8. 上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组，《化工设备图册》 9． 关于氮肥的其他相关杂志；

10． 其它相关资料，如《化工原理》、《物理化学》、等。

致 谢

本次毕业设计得以顺利完成，离不开指导老师在设计过程中给予的悉心指导和教研室各位老师以及同学的帮助，并在本次设计过程中提出了宝贵意见，使本次设计得以顺利完成，在此表示最衷心的感谢！

TPFR304TPFRC303TPFR314图例TPR305TFRC313工艺物料管辅助物料管截止阀集中安装仪表TFRC301冷却水冷淋水TPR307冷却水TPR306TFRC310TFRC311冷却水TPR315TPFR312TPR316TFR302TPR308 T-------温度P-------压力F-------流量I-------指示R-------记录C-------控制转化气TPFR317TPFR309变换气E-301------------------废热锅炉C-301-------压缩机R-301----------中温变换炉E-302---------中变换热器E-303---------温水调节器R-302----------低温变换炉中低温变换初步设计四川理工学院材化系设计制图周阳周阳设计项目设计阶段

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