年产25万吨煤制合成氨耐硫变换工序工艺设计--毕业论文.doc

北京化工大学毕业设计（论文） 第一章 文献综述 合成氨的原料是氢和氮两种气体。空气中存在着取之不尽的氮，而氢则多是取之于水或水蒸汽。合成氨厂的制氢方法多数是用烃类或煤碳夺去水分子中的氧，而放出氢气。据统计，1975年国外合成氨原料中天然气占69.6%，石脑油占14.9%，煤占8%，重油及炼厂气分别占2.7%和2.5%。以后合成氨原料将以天然气占首位，因为天然气制合成氨工艺流程简单，基建投资节省，生产成本低，而且气体原料相对来说比较纯净，它的净化比液体或固体原料简单，气体的输送也比液体或固体更易控制和自动化。石脑油蒸汽转化法制合成氨的过程与天然气基本相同，但原料精制要复杂一些，脱碳和二氧化碳再生负荷也更大一些。但油类的运输在一定情况下比气体容易。以煤为原料合成氨虽然从造气和净化的成本来说，煤碳最高，工艺流程也比较复杂。但按目前消耗速度来看，气、油只能维持供应30-40年，而煤能维持300年，可见煤是具有巨大潜力的。山西不具备天然气和石油资源，而具有丰富的煤碳资源，所以我们选用煤为原料来合成氨。由气态烃、液态烃和煤为原料制成的原料气中含有15-50%的CO，CO不仅不是合成氨的直接原料，而且对氨合成催化剂有毒害。所以在原料气送往合成工序之前必须清除干净。生产中通常采用变换反应除去大部分CO，即CO在催化剂存在的条件下和水蒸汽反应，生成CO2和H2.这样一方面增加了合成氨反应所需的氢气，同时又除去了合成氨催化剂的毒物CO。视进一步除去残余CO的方法，对变换反应的深度的要求也不一样。后工序如用铜氨液洗或液氮洗涤,则允许残余CO在3%左右，此时变换反应的温度较高(400以上)，通常被称为高温变换。若后工序用甲烷化法除去CO，则要求将CO降到1%以下，此时变换反应的温度较低(300左右)，称为低温变换。因为后工序中选用液氮洗除去CO和 CH4，所以要采用高温变换过程。变换反应需要在催化剂作用下进行。目前工业上常用的变换催化剂有三种：铁系催化剂（使用温度）、钴钼系催化剂（使用温度（3）和铜系催化剂（使用温度）。前两种称为高、宽温变换催化剂，铜系催化剂称为低温变换催化剂。由于采用高温变换过程，所以只能用铁系催化剂或钴钼系催化剂。铁系催化剂在温度较低或H2S含量较多时会严重影响其活性，在恢复其活性的过程中若气体中有氧，将FeS氧化成Fe2(SO4)3之后，其活性将永久丧失。而钴钼系催化剂的特点为：耐硫（粗煤气中含有约0.07%H2S气体）对气体中不饱和烃加氢反应有促进作用；其活性高，活性区域宽，可以在300-500范围内操作，原料气中含有重烃时，会聚合析碳使催化剂活性下降，使床层阻力增大，通过烧碳操作，可以使工况恢复。由于本合成氨流程脱硫脱碳工序放到了变换工序之后，所以在一氧化碳变换炉中只能用耐硫催化剂。根据以上原则，结合钴钼系催化剂的特点，在本设计中采用齐鲁石化研究院生产的QCS-04耐硫变换催化剂。35第二章 设计简介2.1设计任务设计题目：年产二十五万吨煤制合成氨一氧化碳耐硫变换工序的工艺设计。2.2反应原理 CO+H2O(汽)CO2+H2+9840千卡/千克分子这是一个可逆、放热、反应前后气体体积不变的化学反应，从平衡移动原理可知，压力对反应平衡无影响，降低温度，增加过量的水蒸汽或脱除反应生成的CO2，均有利于变换反应向正方向进行。2.2.1变换反应的热效应： 变换反应是放热反应，反应热是温度的函数。其关系式表示为：Q=10681-1.44T-0.4110-4T2+0.0810-6T3 2-1式中：Q-反应热(J/mol) T-温度(K)2.2.2变换反应的化学平衡(1)平衡常数：在一定条件下，反应达到平衡时，反应中各组分的数量关系：KP=PCO2PH2/PCOPH2O=yCO2yH2/yCOyH2O 2-2 式中：PCO2、PH2、PCO、PH2O -各组分平衡分压 yCO2、yH2、yCO、yH2O -各组分平衡组成 KP-平衡常数 从上式中可以看出KP值越大，原料气中一氧化碳转化率越高，达到平衡时，变换气中残余一氧化碳量越少。(2)变换率：X=(VCO-VCO，1)/VCO(1+VCO，1)100% 2-3式中VCO、VCO，1-变换前后气体中CO的体积百分数 X-变换率%平衡变换率：达到平衡时的变换率。平衡变换率与平衡常数的关系：KP=(c+a)(d+a)/(a-a)(b-a)式中：a、b、c、d-反应前原料气中CO、H2O、CO2、H2含量(摩尔分率) -平衡变换%在工业生产中，由于反应不可能达到平衡，因此可以用实际变换率与平衡变换率的接近程度来衡量生产工艺条件的好坏。(3)影响变换化学反应平衡的因素：温度：CO变换反应的平衡常数与温度的关系式为：lgKp=1914/T-1.782 2-4由上式可知，温度降低，平衡常数增大 ，反应向右进行，平衡变换率增大 ，变换气中CO含量减少。蒸汽量的影响：蒸汽量增加，反应向生成CO2的方向进行。因此，原料气中过量的水蒸汽，可以提高变换率。要达到同一变换率，降低反应温度，蒸汽量也可减少。同一温度下，蒸汽量增大，平衡变换率也增大，但蒸汽量过大，变换率增大不显著，同时造成催化剂床温难以维持。CO2、压力、副反应对实际中变换反应的影响不考虑。2.3 年操作时间： 7200h 第三章 原理概述3.1原理概述粗煤气中所含的CO在变换装置中的变换炉内与蒸汽反应生成CO2和H2。即： CO+H2OCO2+H23.2工艺流程该设计的变换系统由两个独立的系列组成，每个系列设置两台串联的变换反应器，可通过约67762.5Nm3/h的粗煤气(湿基)，即正常能力的50%。来自气化装置的粗煤气首先在径流洗涤器B-302中进行洗涤，除去气体中的煤尘和焦油。以降低热交换器和变换炉的堵塞速率。洗涤后的粗煤气经B-301气水分离后，通过换热器W-301、W-302换热，粗煤气温度升到330，进入第一变换炉C-301，进行变换反应。然后进入W-302与粗煤气换热，温度降到305进入第二变换炉C-302。气体在第二变换炉反应后，经换热器W-301与粗煤气换热，气温降到288，离开系统，送往变换气冷却工序。3.3工艺流程图：图3-1 C-301第一变换炉 C-302 第二变换炉 W-301第一换热器 W-302 第二换热器 B-302 径流洗涤器 B-301 煤气水分离器 变换气 粗煤气 W-301 W-302 B-301 C-301 C-302 B-302 煤气水 第四章 设计计算4.1已知条件与要求已知条件：从造气工序来的粗煤气，绝对压力2.94MPa,冷却到蒸汽饱和的181后，进入本工序。总湿气量为135525粗煤气的组成（体积比） 表4-1进工号粗煤气组成组成N2COCH4CO2H2合计含量2.3522.788.5326.7539.59100要求：出变换工序的CO含量要达到3（干基），因为后工序要进行的甲烷蒸汽转化反应是吸热反应，用这部分未被变换的CO作为燃料气来为甲烷蒸汽转化反应提供热量，所以不能把CO全部变换掉。4.2核算： 从造气工序来的粗煤气中的水蒸汽对变换反应是否充足。查181时的饱和水蒸汽压PS=1.0254 MPa则：而干气中CO的百分含量是22.78，因为变换反应中CO和H2O（g）之比为1：1，所以在181、2.94MPa下被水蒸汽饱和的粗煤气进行变换反应，其中的水蒸汽已经足够了，不用再补加水蒸汽。 4.3计算煤气的成分:以1kmol湿煤气为计算基准 单位干煤气里携带的蒸汽量：0.22782.350.5353kmol有关湿煤气成分为： N2：0.0235（10.5353）1001.5 CO：0.2278（10.5353）10014.51 CH4：0.0853（10.5353）1005.43 CO2：0.2675（10.5353）10017.04 H2：0.3959（10.5353）10025.23 H2O：0.5353（10.5353）10036.29对湿煤气成分列表：表4-2湿煤气成分组成N2COCH4CO2H2H2O合计含量(%)1.514.515.4317.0425.2336.29100含量 Kmol0.0150.14510.05430.17040.25230.36291平衡曲线和最适宜温度曲线的计算:平衡曲线的计算公式：T *1914/lg（c+ax）（b+ax）/（a-ax）（n-ax）+1.782-1 4-1最适宜温度曲线公式：Tm1914/lgE2/E1（c+ax）（b+ax）/（a-ax）（n-ax）+1.782-2 4-2公式中a，n，b，c为湿煤气中CO，H2O，CO2,H2的起始组成浓度（摩尔分率）a0.1451，n0.3629，b0.1704，c0.2523。 因为选用国产QCS-04型催化剂，其催化剂活化能 E031813J/mol7603kcal/kmol， E1E0+900016603kcal/kmol。(1kcal=4.184KJ)将上述条件分别代入12两式中，得出不同x值时的平衡温度和最适宜温度值，并列于下表： 表4-3x0.500.550.600.650.700.750.800.850.90T*,K812786760733706678649616577T*,539513487460433405376343304Tm,K710691670649628606582555524Tm,437418397376355333309282251第五章 物料衡算5.1 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：-HR=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：表5-1组成CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.217.1066.9748.33210.5737.059湿煤气在370，常压下的分子热容：Cp0=yiCpi=10.210.1704+7.1060.1451+6.9740.2523+8.3320.3629+10.5730.0543+7.0590.015=8.23kcal/kmol,由氮肥设计手册，查出各气体的临界温度，临界压力： 表5-2组分CO2COH2H2OCH4N2TC，K304.213333.3647190.7126.2PC，atm72.934.512.8218.345.833.5在进口组成的虚临界值：TC=304.20.1704+1330.1451+33.30.2523+6470.3629+190.70.0543+126.20.015=326KPC=72.90.1704+34.50.1451+12.80.2523+218.30.3629+45.80.0543+33.50.015=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：Tr=T/TC=643/326=1.97对比压力：Pr=P/PC=28.62/102.9=0.28查普遍化热容校正图：CP=0.165kcal/kmol,CP=CP0+CP=8.23+0.165=8.395kcal/kmol, 5-1由热平衡关系式，求第一变换炉出口气体变换率：t2=t1-t+(-HR)CO%/CP(x2-x1) 5-2式中：t2，t1：出，进催化床气体温度 x2，x1：出，进催化床气体的变换率 CP：进催化床气体在平均温度下的真实分子热容 kcal/kmol, HR：进口温度下的反应热 kcal/kmol CO%：气体中CO的浓度，摩尔分率 t：因损失而造成变换气温度降 (取10)410=330-10+9094.970.1451/8.395(x2-0)x2=0.5725=57.25%变换了的CO的量为：0.14510.5725=0.08307 kmol (1kmol湿煤气中CO变换量)剩余的CO的量为：0.1451-0.08307=0.0620 kmol则第一变换炉出口各组分：（以1kmol湿气为基准）N2: 0.015 kmolCO: 0.1415-0.08307=0.0620 kmolCH4: 0.0543 kmolCO2: 0.1704+0.08307=0.2535 kmolH2: 0.2535+0.8307=0.3354 kmolH2O: 0.3629-0.08307=0.2978 kmol第一变换炉出口各组分含量表：表5-3组成N2COCH4CO2H2H2O合计含量%1.56.25.4325.3533.5427.98100含量kmol0.0150.0620.05430.25350.33540.27981410(683K)时平衡常数：lgKp=1914/T-1.782 =1914/683-1.782 =1.02Kp=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%5.2 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5-4组分CO2COH2H2OCH4N2Cp Kcal/kmol,10.0637.06686.96428.253610.23497.0247CP0=10.0630.2535+7.06680.062+6.96420.3354+8.2530.2798+10.23490.0543+7.02470.015=8.294 kcal/kmol,TC=289.1K PC=90.5atmTr=T/TC =594/289.1 =2.055Pr=P/PC =27.73/90.5 =0.306查表CP=0.172 kcal/kmol,CP=CP0+CP =8.294+0.172 =8.466 kcal/kmol,337(610K)变换反应的热效应：-HR=9270.9 kcal/kmol 337=t-10+9270.90.1451/8.466(0.843-0.5725) t=304.7305(与假定的进口温度一致)变换了的CO总量：0.14510.843=0.1223 Kmol则第二变换炉出口各组分：（以1kmol湿气为基准）N2: 0.015 kmolCO: 0.1415-0.1223=0.0228 kmolCH4: 0.0543 kmolCO2: 0.1704+0.1223=0.2927 kmolH2: 0.2535+0.1223 =0.3746 kmolH2O: 0.3629-0.1223 =0.2406 kmol第二变换炉出口成分含量表： 表5-5组成N2COCH4CO2H2H2O合计含量%1.52.285.4329.2737.4624.06100含量kmol0.0150.02280.05430.29270.37460.240615.3总物料衡算表：以1kmol湿煤气为基准的物料衡算表:表5-6组分进变换系统第一变换炉出口出变换系统kmolkmolkmolN20.0151.50.0151.50.0151.5CO0.145114.510.06206.20.02282.28CH40.05435.430.05435.430.05435.43CO20.170417.040.253525.350.292729.27H20.252325.230.335433.540.374637.46H2O0.362936.290.279827.980.240624.06合计110011001100以1kmol干煤气为基准的物料衡算表: 表5-7组分进变换系统第一变换炉出口出变换系统kmolVkmolVkmolVN20.02352.350.02352.080.02351.97CO0.227822.780.09738.610.03583.00CH40.08538.530.08537.550.08537.16CO20.267526.750.397935.190.459538.54H20.395939.590.526446.570.587949.32合计11001.13041001.1920100H2O0.535353.530.404835.810.343328.80总湿气1.5353153.531.5353135.811.5353128.80第六章 热量衡算6.1第二换热器进口煤气温度的计算：（以1kmol湿煤气为基准）图6-1变换气去C-302 305 粗煤气 t 粗煤气 330 2.9MPa=28.62atm 变换气来自C-301 410 2.83MPa=27.93atm变换气由410降到305，平均温度为357.5(630.5K)。在630.5K下，常压下各组分的平均定压热容为：表6-1组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.17257.0966.97158.31210.48687.0503CP0=10.17250.2535+7.0960.062+6.97150.3354+8.3120.2798+10.48680.0543+7.05030.015=8.3578 kcal/kmol,TC=289.1K PC=90.5atmTr=T/TC=630.5/289.1=2.181Pr=P/PC=27.93/90.5=0.309查普遍化热容校正图:CP=0.144CP=CP0+CP =8.3587+0.144 =8.5018 kcal/kmol,煤气在330(603K)时，常压下各组分的平均定压热容：表6-2组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.097.0746.9668.26810.2977.031CP0=10.090.1704+7.0740.1451+6.9660.2523+8.2680.3629+10.2970.0543+7.0310.015=8.1683 kcal/kmol,TC=325K PC=103.7atmTr=603/325=1.855Pr=28.62/103.7=0.276查表CP=0.189CP=CP0+CP=8.1683+0.189=8.3573 kcal/kmol,该换热器热损为：18.5018(410-305)=18.3573(330+5-t)t= 2286.2第一换热器出口变换气温度的计算： (1kmol湿煤气为基准)图6-2变换气去冷却工序 t 粗煤气181 2.94MPa W-302 228 变换气 337 2.77MPa=27.34atm煤气从181升至228，平均温度为204.5(477.5K)。在477.5K下，常压下各组分的平均定压热容为：表6-3组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,9.69446.97366.94098.07689.44066.9336CP0=9.69440.1704+6.97360.1451+6.94090.2523+8.07680.3629+9.44060.0543+6.93360.0150 =7.9627 kcal/kmol,TC=325K PC=103.7atmTr=477.5/325=1.469Pr=29.01/103.7=0.280查表CP=0.4CP=CP0+CP =7.9627+0.4=8.3627 kcal/kmol,变换气在337(610K)时，常压下各组分的平均定压热容:表6-4组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.1117.07966.96748.279210.34537.0359CP0=10.1110.2927+7.07960.0228+6.96740.3746+8.27920.2406+10.34530.0543+7.03590.0150=8.3802 kcal/kmol,TC=272.5K PC=84.4atmTr=610/272.5=2.239Pr=27.34/84.4=0.324查表CP=0.128CP=CP0+CP=8.3802+0.128=8.5082 kcal/kmol,取换热器热损为2：18.3627(228-181)=18.3627(337-2-t) t=2886.3热量衡算：(1kmol湿煤气为基准)6.3.1第一换热器热量衡算：变换气由337降至288，平均温度为312.5(585.5K)在585.5K，常压下各组分的平均定压热容：表6-5组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,10.03757.066.96258.2410.17637.0188CP0=10.03750.2927+7.060.0228+6.96250.3746+8.240.2406+10.17630.0543+7.01880.0150=8.3476 kcal/kmol,TC=272.5K PC=84.4atmTr=585.5/272.5=2.149Pr=27.34/84.4=0.324查表CP=0.151CP=CP0+CP=8.3476+0.151=8.4986 kcal/kmol,煤气由181升至228吸热量为：18.3627(228-181)=393.05 kcal/kmol变换气由337降至288放热量为：18.4986(337-288)=416.43 kcal/kmol热损失：Q1=416.43-393.05=23.38 kcal/kmol (23.38/416.43100%=5.61%)6.3.2第二换热器热量衡算：粗煤气由228升至330，平均温度为279(552K)在552K，常压下各组分的平均定压热容：表6-6组分CO2COH2H2OCH4N2Cp kcal/kmol,9.93287.03326.95588.18859.94726.9932CP0=9.93280.1704+7.03320.1451+6.95580.2523 +8.18850.3629+9.94720.0543+6.99320.0150 =8.0845 kcal/kmol,TC=325K PC=103.7atmTr=552/325=1.698Pr=28.82/103.7=0.278查表CP=0.26CP=CP0+CP=8.0845+0.26=8.3445 kcal/kmol,煤气由228升温到330吸热：18.3445(330-228)=851.14 kcal/kmol变换气由410降温到305放热：18.5018(410-308)=892.69 kcal/kmol热损失：Q2=892.69-851.14=41.55 kcal/kmol (41.55/892.69100%=4.65%)6.3.3第一变换炉的热量衡算：CO变换反应热：出一段变换率为57.25%，CO变换量为：0.22780.5725=0.1305 kmol/kmolq1=0.13059094.97=1186.89 kcal/kmol 气体升温耗热：q2=1.56958.4(410-330)=1054.70 kcal热损失：Q3=1186.89-1054.70=132.19 kcal6.3.4第二变换炉的热量衡算：CO变换量为：0.0973-0.0358=0.0615 kmol/kmolCO变换反应热为： q3=0.06159270.9=570.16 kcal/kmol气体升温耗热为： q4=1.56958.4662(337-305)=425.21 kcal/kmol 热损失：Q4=570.16-425.21=144.95 kcal/kmol第七章 变换炉的工艺计算7.1催化剂用量计算： VR=0V0 式中: 7-1 VR-催化剂体积，m3 0-标准接触时间，hm3/Nm3 V0-通过催化剂气体体积，Nm3/h7-2 W=KP-1 7-3 u=KP(A+B)+(C+D) 7-4 V=KPAB-CD 7-5 7-6 K-反应速度常数，Nm3/m3催化剂hx-CO变换了的浓度A、B、C、D分别为开始时CO、H2O、CO2、H2的摩尔分数通过催化剂床气体的体积：本设计为日产834吨合成氨，变换系统为两个系列：834 t NH3/日=834/24=34.75 t NH3/h生产1 吨氨需要3900Nm3煤气(湿气)通过催化剂床气体的体积：V0=390034.75/2=67762.5 Nm3/h第一变换炉催化剂用量计算：t入=330 t出=410 t平均=(330+410)/2=370(643K)lgKP=1914/643-1.782 KP=15.6557K=138exp(-10320/(1.987T) mol/g.hr.atm =13822.4750exp(-10320/1.987T) Nm3/m3.h.atm =2318400exp(-10320/(1.987643) =719.8207 Nm3/m3.h.atmP=2.83MPa=27.93atmK=719.820727.93=20104Nm3/m3.hW=KP-1=15.6557-1=14.6557u=KP(A+B)+(C+D)=15.6557(0.1451+0.3629)+(0.1704+0.2523) =8.3758 V=KPAB-CD=15.65570.14510.3629-0.17040.2523=0.7814q=4.9342x=0.1451-0.0620=0.0831=1.622210-4 hVR=1.622210-467762.5=10.9926 m3第二变换炉催化剂用量计算：t平均=(305+337)/2=321(594K)lgKP=1914/594-1.782 KP=27.5423K=2318400exp(-10320/(1.987T)27.73 =10252 Nm3/m3.h.atmW=KP-1=27.5423-1=26.5423u=KP(A+B)+(C+D)=27.5423(0.062+0.2798)+(0.2535+0.3354) =10.0029V=KPAB-CD=27.54230.0620.2798-0.25350.3354=0.3928q=7.6561x=0.062-0.0228=0.0392=3.89610-4VR2=3.89610-467762.5=26.4 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2.46，第二变换炉备用系数取1.02V1=10.99262.46=27m3V2=26.41.02=27 m3V总=27+27=54 m37.2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：=1.44一般空塔气速为0.21.0，这里选择为则：3.0m塔径取为D=3.0m催化剂床层高度第二变换炉塔径的计算进入第二变换炉的气体流量：=1.36这里选择则：2.94m将塔径圆整，塔径取为D=3.0m催化剂床层高度7.3催化剂床层阻力降计算P=fm(fu02)/ds(1-)/3L 7-7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，m/s L-床层高度，m fm-修正摩擦系数，无因次fm=150/Rem+1.75 7-8Rem=dsG/(1-) 7-9 -混合煤气的粘度，kg/m.s G-混合煤气的质量流速，kg/m2.s -空隙率，取0.34催化剂颗粒为44，ds=410-3m一段气体的平均温度为370进入一段的气体量：3900/2Nm3/t.NH3=1950Nm3/t.NH3=1950/22.4kmol/t.NH3=87.05 kmol/t.NH3进入一段气体的摩尔质量：44.010.1704+28.010.1451+2.0160.2523+18.0160.3629+16.0420.0543+28.0160.0150=19.89 g/mol进入一段气体的质量：m1=87.05100019.89=1731.421000 g/t.NH3=1731.42 kg/t.NH3一段气体实际体积：V1=1950(370+273)/2731/28.62=160.48 Nm3/t.NH31=m1/V1=1731.42/160.48=10.7890 kg/m3G1=m1/(/42.52)62.5=22056.31 kg/m3.h=6.1268 kg/m3.su0=G1/1=6.1268/10.7890=0.5679 m/sc=0.04040.1704+0.0190.1451+0.003470.2523+0.04950.3629+0.01590.0543+0.01800.0150=0.02961 CP (厘泊)Tr=1.978 Pr=0.276查普遍化粒度图r=0.88=rc=0.880.02961=0.02606 CP=2.60610-5 kg/m.sRem=dsG/(1-)=410-36.1268/(0.0260610-3)(1-0.34)=1424.87fm=150/Rem+1.75=150/1424.87+1.75=1.9606P=fm(fu02)/ds(1-)/3L =1.960610.78900.56792/(410-3)(1-0.34)/0.3433.82 =77325.88 kg/m.s2=0.758 kg/cm2=0.076 MPa二段气体的平均温度为321进入二段气体的摩尔质量：44.010.2535+28.010.062+2.0160.3354+18.0160.2798+16.0420.0543+28.0160.0150=19.89 g/mol进入二段气体的质量：m2=87.05100019.89=1731.421000 g/t.NH3 =1731.42 kg/t.NH3一段气体实际体积：V2=1950(321+273)/2731/27.73=153.01 Nm3/t.NH32=m2/V2=1731.42/153.01=11.3157 kg/m3G2=m2/(/43.52)62.5=11253.22 kg/m3.h=3.1259 kg/m3.su0=G2/2=3.1259/11.3157=0.2762 m/sc=0.04040.2535+0.0190.062+0.003470.3354+0.04950.2798+0.01590.0543+0.01800.0150=0.0756 CP (厘泊)Tr=2.055 Pr=0.306查普遍化粒度图r=0.91=rc=0.910.02756=0.02508 CP=2.50810-5 kg/m.sRem=dsG/(1-)=410-33.1259/(2.50810-5)(1-0.34)=755.3767fm=150/Rem+1.75=150/755.3767+1.75=1.9486P=fm(fu02)/ds(1-)/3L =1.948611.31570.27622/(410-3)(1-0.34)/0.3433.82 =33895.33 kg/m.s2=0.332 kg/cm2=0.033 MPa第八章 换热器的选型8.1第二换热器的计算与选型：8.1.1换热器的型号规格当不计热损失时，换热器的热负荷为：Q=kcal/s416.43 kcal/kmol4.183kJ/kcal77 =1127090.2W逆流平均温度差=75 逆流：t1 228 t2 330 T2 305 T1 410初估计