河北科技大学化工工艺课程设计剖析

1、化工工艺与化工设计概论课程设计题 目 年产四万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系 别 化学与制药工程学院 专 业 化学工程与工艺 姓 名 曹泽众 学 号 100101401 指导教师 刘洪杰 孙立明 赵瑞红 目 录1. 前言22. 工艺原理23. 工艺条件24. 设计规模及设计方案的确定35. 工艺流程简述46. 主要设备的选择说明47. 对本设计的综述4第一章 变换工段物料及热量衡算6第一节 变换炉物料及热量衡算6第二节 主要设备的物料与热量衡算15 第二章 设备的计算17主要设备一览表25 前 言氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的

2、化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO可使氨合成触媒中毒，必须进行净化处理，所以，变换工段的任务就是，使co转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。变换工段是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。工艺原理：一氧化碳变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2+Q (1-1) CO+H2 = C+H2O (1-2) 其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制

3、反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（11）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式： H2+O2=H2O+Q 工艺流程的选择合成氨变换工艺发展至今，工艺主要有4种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺的流程及设备结构有所不同。合理选择变换工艺应考虑一下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量，半水煤气中硫化氢的质量；变换气中CO含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有管理水平和操作水平。 本设计采用全低变流程。 变换炉的段间降温方式有：半水煤

4、气冷机降温、水冷激降温和蒸汽冷激降温。由于水的蒸发潜热大，少量的水就能达到降温的目的，用它降温既方便又灵敏，另外，由于水冷激降温是将气体的显热转变为蒸汽的潜热，降温后系统内总的热负荷并没有增加多少，相应的系统阻力也变化较小。所以，本次设计变换炉段间降温方式采用水冷激降温。工艺流程简述下边原料及主要工艺条件写任务书上的其他条件任务书压力:压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变

5、换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8Mpa。本设计压力取1.7MPa.温度：变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而存在着最佳反应温度。对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为Tm=式中Tm、Te分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。

6、汽气比：水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等。设计规模及设计方案的确定1）原料组成本设计采用的原料的组成，如表1所示。表1 半水煤气的组成（干基）组 分H2COCO2O2

7、N2CH4合计含量/41.027.012.00.318.71.01002）建设规模 年生产40000t合成氨厂生产能力，年工作日按330天计，日产量 40000/330/24=5.05t/h。3）设计方案本工艺采用以煤为原料一氧化碳低温变换工艺设计。催化剂采用B302Q,该催化剂的活性温度为180500之间，变换炉为二段，一二段采用换热器降温，最终一氧化碳的变换率达到符合生产的需要。工艺流程简述半水煤气温度35，压力0.88MPa，进入饱和塔加热增湿，出塔气体补充蒸汽达到所需的蒸汽比后进入蒸汽混合器，饱和塔出气所夹带的少量水雾皆可蒸发成蒸汽，而保证进入热换热器的半水煤气的干燥，半水煤气在热交换

8、器中被加热到38左右，进入变换炉，经一段变换后的气体由变换炉引到热交换器降温后气体再回到变换炉二段触媒层，完成全部变换反应，出炉气体先去热交换器与部分半水煤气换热后依次进入水加热器和热水塔加热系统中循环热水，出热水塔的变换气进入第二水加热器加热锅炉给水后，再进入冷凝塔，被冷却水所洗涤和冷却。然后进变换气储罐。画方框图图1 一氧化碳变换生产流程主要设备的选择说明 低温变换流程中，主要设备有低变炉、饱和热水塔、换热器、水加热器等。以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。对本设计评述半水煤气的变换是合成氨生产中较为关键的一步，因为能否

9、正常生产出合格的变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。因此，必须控制一定的工艺条件，使转化气的组成，满足的工艺生产的要求。在本设计中，根据已知的原料气组成，操作条件，采用了全低变变换的工艺流程路线。首先进行物料和热量衡算，在计算的基础上，根据计算结果对主要设备选型，最终完成了本设计的宗旨。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合成氨工艺学化工原理物理化学等书。 第一章 变换工段物料及热量衡算第一节 变换炉物料衡算及热量衡算 已知条件(1) 生产流程见图1；(2) 干半水煤气成分见表1；(3) 每吨氨消耗干半水煤气量 3270Nm3；(4) 半水煤气温度35；变换气温度38；

10、(5) 触媒型号B302Q(6) 变换气中一氧化碳（干基）1.5%；(7) 各设备的热损失按5%计算；(8) 热水塔出口变换气温度：75-80；(9) 加入蒸汽为饱和蒸汽：压力1.0Mpa(表)； 冷却水温度：371确定转化气组成：已知条件低变炉进口气体组成：表1 半水煤气的组成（干基）组 分H2COCO2O2N2CH4合计含量/41.027.012.00.318.71.0100年产10万吨合成氨生产能力：日生产量：100000/330/24=12.63t/h要求出低变炉的变换气干组分中CO小于1.5表2 进低变炉的变换气干组分组 分H2COCO2O2N2CH4合计含量，41.027.012.

11、00.3018.71.0100M3(标)1340.7882.9392.49.81611.4932.732702变换炉工艺条件计算(1)进出口温度的估计根据触媒B302Q的活性温度,选取变换炉进气温度为200(此值尚待以后计算检验是否合适)。因系煤气冷激气流程,进出口温度差可稍小一点,现取为20,则变换炉出口温度为200+20=220。(2)蒸汽比的选择假定汽气比为1.2,则单位干混合煤气应加入水蒸气：882.9×1.2=1059.48N； =56.76kmol则进变换器总的湿转化气量为 =3270+1059.48=4329.48N表3 变换进口的湿气组成组 分CO2COH2N2O2C

12、H4 H2O合计含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(标)392.4882.91340.7611.499.8132.71059.484329.48Kmol17.5239.4259.8527.300.441.4647.30193.29生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量（干基），而由下式计算一氧化碳的实际变换率x：Xp=×100式中、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（干基）。所以：Xp=93.0变换后气体中有关成分的浓度为(氧气与氢气的反应略去不计；转化率为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=0.2802H2×0.930=0.0551出口组成的平衡常数由下试算出:K=177.56相应的平衡温度由参考无机化工工艺学P88查得，T=200时，K=227.9;T=250时，K=86.51.内插法求得K=177.56时，T为217.8。出口平衡温差为220-217.8=2.2。计算所得出口平衡温差在合理范围之内，不必重新假设蒸汽比，原假设的蒸汽比可用。（3） 湿半水煤气组成上一个表中的数据组 分CO2COH2N2O2CH4 H2O合计含量，9.0620.393

14、0.9714.120.230.7624.47100M3(标)376.66847.681287.53587.029.5631.61017.314157.36Kmol16.8237.8457.4826.210.431.4145.42185.603.低变炉一段催化剂床层的物料衡算计算基准：1吨氨。假设CO在一段催化床层的实际变换率为70。因为进低变炉一段催化床层的变换气湿组分：见上表假设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：70×882.9=618.03M3(标)=27.59koml出一段催化床层的CO的量为：882.9*（1-30%）=264.87M3

15、(标)故在一段催化床层反应后剩余的H2的量为:1340.7 +508.61-2×9.56=1777.02(标)=79.33koml故在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：376.66+508.61=885.27M3(标)=39.52koml出低变炉一段催化床层的变换气干组分： 组 分CO2COH2N2CH4 合计含量，24.469.3749.0916.220.87100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.63619.98Kmol39.5215.1479.3326.211.41161.61剩余的H2O的量为：1017.31-508.61+2×9

16、. 56=527.82M3(标)=23.56koml所以出低变炉一段催化床层的变换气湿组分：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17对出低变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算：根据：K=(0.2134*0.4284)/(0.0817*0.1273)=8.7901查无机工艺学知当t=450 K=7.311；t=400 K=11.70。求得 K=8.7901，t

17、=433.1设平均温距为30，则出变换炉一段催化床层的变换气温度为：433.1-30=403.14低变炉一段催化床层的热量衡算以知条件：进低变炉温度：217.8 出低变炉一段催化床层的变换气温度为：403.1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 （1-1）O2 + 2H2= 2 H2O （1-2）这2个反应都是放热反应。由公式计算得温度403.1时-HR=38291KJ/ kmol。则CO变换反应热：-(37.84-15.14)×38291=-869205.7KJ；O2反应热:（-54456*2-2934- 2

18、760*2）×0.44×4.18=-215859.55 KJ气体吸热Q3= Cpm×192.27×(403.1-217.8)=35.84×192.27×(403.1-217.8)=1276894.30 KJ假设热损失Q4根据热量平衡的：Q=Q3+Q4Q4=191829.75kJ 5变换炉二段催化床层的物料衡算：一，二段之间采用体外换热降温。所以出一段与进二段之间的物料不变。进二段催化床层的变换气湿组分的含量（）：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(标)885

19、.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17求低变炉二段催化床层的转化率因为总转化率x=93.0%，入变换炉时半水煤气中的CO的含量是847.68 M3(标)，则反应完成后CO的含量是59.3376 M3(标)。X=（339.07-59.3376）/339.07=82.50%在低变炉二段催化床层的转化的CO的量为：=279.7324 M3(标)故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：1777.02+279.7324=2056.7524M3(标)=91.82kmol故在二段催化床层反应后

20、剩余的CO2的量为：885.27+279.7324=1165.0024M3(标)=52.01kmol故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：527.82-279.7324=248.0876M3(标)=11.08kmol所以出二段催化床层的湿组分：组 分CO2COH2N2CH4H2O合计含量28.09 1.43 49.59 14.15 0.76 5.98 100M3(标)1165.002459.3376 2056.75244587.0231.6248.08764147.80004koml52.012.3491.8226.211.4111.08184.87第二节主要设备的物料与热量的计算1、热水

21、塔排水温度的计算热水温度的估计，进热水塔变换气压力为0.88Mpa（绝），变换气中水蒸汽分压为0.88×0.0598=0.052624Mpa（绝），由化工原理饱和水蒸气表内插求得变换气露点约为82.35，出水加热器的变换气温为140，管道热损失取为2，进热水塔变换气温度为138。因变换气入塔温度较露点温度高得较多，因此绝热饱和温度可假定为100.84。干变换气分子量=（2×0.4959+28×0.0143+44×0.2809+28×0.1415+16×0.0076）/(1-0.0598)=18.97干变换气0138平均热容算得为1.5

22、2 kJ/kmol100.84时饱和水汽分压PH=104.61KPa绝压100.84时饱和湿含量XS=104.61/(880-104.61)*18/17.98=0.1351kg/kg变换气中湿含量X=52.624/(880-52.624)*18/17.98=0.0637kg/kg100.84与138的蒸汽焓分别为2680.36kJ/kg和2735.16kJ/kg由参考文献1中式（4-8-4）是等号的左边1.52×100.84+0.1351×2680.36=515.39由参考文献1中式（4-8-4）等号的右边1.52×138+0.0626×2735.16+

23、100.84×（0.1351-0.0626）=388.29于是热水塔出口热水温度可取为100.84，热水经水加热器加热后温升估计为6,经过管道及热水泵的热损失取为2.5，于是饱和塔入口热水温度估计为：100.84+6-2.5=104.34饱和塔出口半水煤气温度的估计饱和塔出口气液温差取为4，于是饱和塔出口半水煤气温度为104.34-4=100.34。饱和塔出口半水煤气中夹带蒸汽量饱和塔出口半水煤气的水蒸汽饱和度取为95%100.34时蒸汽压力蒸汽表查得为102.7KPa半水煤气中水蒸汽含量为X=102.7*0.93/(880-102.7*0.93)=0.1217kmol/kmol干气

24、2、第一热交换器进口半水煤气温度的选定热交换器进口半水煤气中的蒸汽分压为：查得在0.1871MPa时半水煤气的露点温度为117.88由热平衡检验出饱和塔半水煤气加入补充蒸汽后能否达到或超过以上温度，补充蒸汽为1.0MPa(表)饱和蒸汽。 入热 干半水煤气 1*17.97*100.34=1903.45KJ 半水煤气中夹带水汽 补充水汽 (0.27-0.1217)*18*2788.5=7443.62KJ合计 18373.99出热 干半水煤气 1*17.97*117.88=2236.18KJ 水汽 合计 15457.08入热>出热虽然入热>出热,但因为没有考虑热损失，混合气体温度可能不能

25、达到127.688，加入补充蒸汽后将有冷凝产生，第一热交换器入口温度即为露点温度。3、 第二热交换器物料及热量衡算(1) 物料衡算进出物料：湿混合煤气成分同进变换器变换气：变换气同出一段变换气相同(2) 热量衡算：湿混合煤气出口温度217.8，变换气进口温度403.1，变换器出口温度190入热变换气带入热量因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，CP=35.84 kJ/kmol·。干变换气热含量=1.171×403.1×35.84=16917.56kJ水蒸气热含量=0.174×18×2555.67=8004.35k变换气带入热量=1

26、6917.56+8004.35=24921.91kJ半水煤气带入热量：设半水煤气进口温度为153.6干半水煤气热含量=153.6×35.84=5505.024kJ水蒸气带入热量=0.324×18×2755.09=16067.68kJ出热湿混合煤气带出热量干混合煤气0217.8平均热容为CP=35.84 kJ/kmol·干混合煤气热含量=29.95×217.8=6523.11kJ水蒸气热含量=0.324×18×2752=16049.664 kJ湿混合煤气带出热量22572.774kJ干变换气0190平均热容为CP=35.84

27、kJ/kmol·干变换气热含量=1.171×29.05×190=6463.3345kJ水蒸气带出热量=0.324×18×2768.54=16146.125kJ 热损失取为总入热的2%(16067.68+5505.024+24921.91)×0.02 =929.89kJ热平衡总入热=16067.68+5505.024+24921.91=46494.614 kJ总出热=6463.3345+16146.125+929.89+16049.664=39588.75kJ总入热与总出热相近，故半水煤气进第二热交换器温度为153.6。4、 第一热交换

28、器物料及热量衡算(1) 物料衡算进出物料：湿混合煤气成分同进变换器变换气：变换气同出二段变换气相同(2) 热量衡算湿混合煤气进口温度127.7，湿混合煤气出口温度153.6,变换气进口温度403.1，入热变换气带入热量因为各流体的热容值假定为一常数，不随温度和组成而变，CP=35.84 kJ/kmol·。干变换气热含量=1.2292×403.1×35.84=17758.38kJ水蒸气热含量=0.1278×18×2680=6165.07 kJ半水煤气带入热量：干水煤气0127.7平均热容为CP=35.84 kJ/kmol·干水煤气热含量

29、=127.7×35.84=4576.768 kJ水蒸气带入热量=0.324×18×2709.66=15802.737kJ出热湿混合煤气带出热量干混合煤气0153.6平均热容为CP=35.84 KJ/kmol·干混合煤气热含量=35.84×153.6=5505.02 kJ水蒸气热含量=0.324×18×2756.3=16074.742 kJ设变换气出口温度为251干变换气0251平均热容为CP=35.84 kJ/kmol·干变换气热含量=1.2292×35.84×251=11057.686kJ水蒸

30、气带出热量=0.324×18×2789.2=16266.614kJ 热损失取为总入热的2%(17758.38+6165.07+4576.768+15802.737) ×0.02 =886.06 kJ热平衡总入热=17758.38+6165.07+4576.768+15802.737 = 44303.02 kJ总出热=5505.02+16074.742+11057.686+16266.614+886.06=49790.12 kJ总入热与总出热相近，故半水煤气进第二热交换器温度为153.6。5、水加热器物料热量衡算物料衡算进出塔热水量取18t/t NH3 相当于1km

31、ol干混合煤气18000×22.4/3140=128.41=7.55kmol 进出塔变换气流量 同出变换炉二段气体物料在器内无变化热量衡算进出物料温度 变换气进口251（减管道1）变换气出口温度140热水进口99.5（出热水塔100.84减去管道及热水泵热损失为1.34） 入热湿变换气入热：干变换气0251平均热容为CP=35.84 kJ/kmol·干变换气带入热： 1.229×35.84×251=11055.89kJ水蒸气带入热：0.1278×18×2790.1=6418.35 kJ热水带入热：117.209×4.187&

32、#215;99.5=48830.031kJ合计66304.271kJ 出热湿变换气带出热干变换气0140平均热容为CP=35.84 kcal/kmol·干变换气带出热：1.229×35.84×140=6166.630 kJ水蒸气带出热：0.1278×18×2737.8=6298.04 KJ热损失取为总入热的2% ，则66304.271×0.02=1326.085 KJ 热水出口温度：t=(66304.271-6166.630-6298.04-1326.085)/(117.209×4.187)=107.0实际温升为7.56、饱

33、和塔物料热量衡算首先核算以前假设的饱和塔出口半水煤气温度是否正确。热水出水加热器温度为107.0，扣除管道热损失2，进饱和塔热水温度为105.0，原假设的饱和塔出气温度为100.84，气液温差为4.66，在合理范围以内，所以根据原假设的饱和塔出口气体温度进行的计算皆有效。(1) 物料衡算进塔物料 干半水煤气 1kmol进塔热水量取18t/t NH3 相当于1kmol干混合煤气18000×22.4/3140 =128.41=7.55kmol出塔物料 干半水煤气 1 kmol半水煤气带出水汽 0.1131 kmol热水： 7.55-0.1131=7.44 kmol(2) 热量衡算进出物料

34、温度 半水煤气进口35 半水煤气出口 100.84热水进口 105入热 湿半水煤气带入热干半水煤气 035平均分子热容=35.84kJ/kmol·干半水煤气带入热=35.84×35=1254.4 kJ热水带入热=117.209×4.187×105=51529.18 kJ出热湿半水煤气带出热干半水煤气0100.84平均分子热容=35.84 kJ/kmol·干半水煤气带出热=35.84×100.84=3614.10kJ水蒸汽带出热=0.1131×18×2680.36=5456.68 kJ热水带出热=7.44×

35、18×4.187×T热损失取为总入热的2%热损失=（1254.4+51529.18）×0.02=1055.67 kJ热平衡3614.10+1055.677.44×18×4.187×T+5456.68=1254.4+51529.18T=76.08饱和塔排水温度为76.087、 热水塔物料及热量衡算(1)已知条件 变换气入塔温度138（减管道损失2）热水入塔温度79.0（减管道损失0.11）热水出塔温度100.84变换气流量：进塔气量同变换炉三段出气出塔干气量不变，湿含量待计算热水流量 进入塔热水 7.55-0.1131=7.54 kmo

36、l出塔热水量待计算(2)物料与热量衡算假设出塔变换气温度为60.1560.15时饱和水蒸气压力=23.08 kg/cm2出塔变换气中所带水汽量=×1.2292=0.0331kmol在塔中冷凝的蒸汽量=0.1278-0.0331=0.0947kmol合计出塔热水量=7.44+0.0947=7.5347kmol入热：变换气带入热干变换气带入热=1.2292×35.84×138=6079.52kJ水蒸气带入热=0.1278×18×2735.15=6291.94 kJ合计 12371.46kJ热水带入热=79.0×18×4.18&#

37、215;7.5347=47786.00 kJ出热:变换气带出热干变换气带出热=1.2292×35.84×60.15=2649.88 kJ水蒸气带出热=0.0331×18×2606.53=1552.97 kJ热水带出热= 100.84×18×4.187×7.5347=57263.02 kJ热损失取为总入热的2%，则热损失约为1203.15 kJ总入热：12371.46kJ+47786.00kJ=60157.46kJ总出热：2649.88+1552.97+57263.02+1203.15=62669.02 kJ 与取定值接近。假

38、定的变换气出口温度60.15是正确的。 第二章 设备的计算1. 低温变换炉计算1.1 已知条件：平均操作压力0.88Mpa；气体进口温度190；气体出口温度 210气体流量（干） 5.05×3140=15857Nm3/h湿气流量 5.05×4157.36=20994.67 Nm3/h进低变炉催化剂气体（干）组分组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量/12.027.041.018.70.31100低变炉出口干气中CO含量： CO%=1.5%1.2 催化剂用量计算B302型低变催化剂的宏观动力学方程为：r=1822exp(1-)根据低变催化剂的选用原则，故选B302型国产低

39、变催化剂，计算得催化剂床层空速为2000（标）/（m3.h）因动力学方程式中催化剂按体积计,计算出的催化剂床层空速是以体积为单位的“空速”.因此,催化剂理论用量：V=20994.67/2000=10.50 m3.催化剂备用系数为100%故催化剂实际用量为10.50×2=21m3.。1.3 催化剂床层直径计算 设计要求催化剂层总阻力50Kpa,催化剂层阻力降采用式（4-6-16）试算P= B302Q为非球形催化剂，粒度为5×4.5±0.5，取其平均值为5×4.25=21.25，即转化为球形粒径，即4.6mm，dp=4.6mm=0.0046m 设催化剂床层直

40、径为3m, 则： E=0.378+0.308*0.0046/3=0.37851.3.1催化剂床层阻力气体平均分子量M=18.97气体在进入低变催化剂层中的重度=18.97/22.4/(273+295)*273*8.8=3.582Kg/m3 式中：295为气体的平均温度值 气体质量流量G=15857*18.97*4/22.4/3.14/3.5/3.5=1396.48Kg/(m2.h)1.3.2催化剂层高L=21*4/3.14/3.5/3.5=2.18m 所以：P=P=35.43Kpa 计算结果符合要求P40KPa,故取催化剂直径3.5m2、第二热交换器2.1、已知条件湿半水煤气成分如表所示。组

41、分CO2COH2N2O2CH4 H2O合计含量，9.0620.3930.9714.120.230.7624.47100M3(标)376.66847.681287.53587.029.5631.61017.314157.36Kmol16.8237.8457.4826.210.431.4145.42185.60湿半水煤气平均压力：0.88MPa（绝） 湿半水煤气进口温度：153.6湿半水煤气出口温度：217.8 湿半水煤气平均分子量：18.97湿半水煤气总量流量：W煤=5.05*3140/22.4*1.324*18.97/3600=4.94kg/s湿变换气成分如表所示组 分CO2COH2N2CH4

42、H2O合计含量21.348.1742.8414.510.72612.73100M3(标)885.27339.071777.02587.0231.6527.824147.8koml39.5215.1479.3326.211.4123.56185.17湿变换气平均压力：0.80MPa（绝）湿变换气进口温度：403.1（减管道热损失5）湿变换气出口温度：266湿变换气平均分子量：18.97 湿变换气总量流量：18.W变=5.05*4147.8*18.97/22.4/3600=4.93kg/s2.2、直径与列管数的确定半水煤气中不含液态水，对管壁的腐蚀大为减轻，为了减少热损和提高给热系数，可以采用半水

43、煤气走管程，变换气走壳程的流程。管内半水煤气重量流速计算：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列管根数：半水煤气重量流速W煤=4.93kg/s 需通道的截面积=4.93/29.81=0.1654m2选用25×2.5钢管管子数=0.1654*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2=526.7527根管板直径：按式（12-4-3）估算：采用正六角形排列，取充填系数=0.9，取管间距t=32mmD=1.05t=1.05

44、×0.032×(527/0.9)0.5=0.813m0.82（0.8076查国标）选用管径为0.82m2.3、设备规格的选定：换热器内径取为0.9m，管子采用六角形排列，管子排列层数由参考文献1中（12-4-2）估算：n=(0.9-2*0.025)/0.032/2=13.3取整数14层，可排管子根数由参考文献1表（12-4-1）查得为538根，因安排拉杆减少5根，故实际管子数为533根。半水煤气在管内的实际重量流速G=4.93*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2/533=29.46kg/m3·s2.4、传热面积计算： 传热系数为80 KJ/kmol&

45、#183;入热：干半水煤气热含量153.6×35.84=5505.024KJ 水蒸气带入热量0.324×18×2755.09=16067.68KJ出热：干混合煤气热含量=29.95×217.8=6523.11kJ水蒸气热含量=0.324×18×2752=16049.664 kJ热负荷：以管内介质计算：Q=（16049.664+6523.11）×3140*5.05/22.4=707951.34kJ/h平均温差：tm=118.10A=707951.34/80/118.10=74.9m2取备用系数15%，实需换热面积：A=74.9

46、×1.15=86.14m287 m22.5、列管高度计算因管内外较小，故以管外径计算传热面列管高度 L= 87 /3.14/0.025/533=2.08m2.1考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取L=2.5m3、第一热交换器3.1、已知条件湿半水煤气平均压力：0.88MPa（绝），湿半水煤气进口温度：127.7湿半水煤气出口温度：140，湿半水煤气平均分子量：18.97湿半水煤气总量流量：4.94kg/s，湿变换气平均压力：0.8MPa（绝）湿变换气进口温度：309（减管道热损失5）湿变换气出口温度：251，湿变换气平均分子量：18.27湿变换气总量流量：W变=5.05*4157.

47、36/22.4/3600*18.97=4.94kg/s3.2、 设备直径与列管数的确定半水煤气中不含液态水，对管壁的腐蚀大为减轻，为了减少热损和提高给热系数，可以采用半水煤气走管程，变换气走壳程的流程。管内半水煤气重量流速计算：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列管根数：半水煤气重量流速W煤=4.94kg/s需通道的截面积=4.94/59.63=0.083m2 ， 选用25×2.5钢管管子数=0.09*4/3.14/(0.025-0.0025*2)2=287根管板直径：按式（12-4-3）估算：采用正六角形排列，取充填系数=0.9，取管间距t=32mmD=1.05t=1.05×0.032×(287/0.9)0.50.6m，选用管径为0.6m3.3、设备规格的选定：换热器内径取为0.6m，管子采用六角形排列，管子排列