天然气合成氨20万吨合成工段设计说明书-毕业设计

天然气合成氨20万吨合成工段设计说明书第一章总论 3 3 41.2.1氨的物理性质 41.2.2氨的化学性质 41.3原料气来源 5 51.4.1合成氨工业的发展 51.4.2合成氨工业的现状 61.4.3合成氨工业的发展趋势 61.5设计任务的项目来源 7第二章流程方案的确定 72.1生产原理 72.2各生产方法及特点 72.3工艺流程的选择 92.4合成塔进口气的组成 第三章工艺流程简述 3.1合成工段工艺流程简述 3.2工艺流程方框图 第四章工艺计算 4.1物料衡算 4.1.2计算物料点流程图 4.1.3合成塔入口气组分 4.1.4合成塔出口气组分 4.1.6氨分离器气液平衡计算 4.1.7冷交换器气液平衡计算 4.1.8液氨贮槽气液平衡计算 4.1.9液氨贮槽物料计算 234.1.10合成系统物料计算 4.1.11合成塔物料计算 4.1.12水冷器物料计算 274.1.13氨分离器物料计算 4.1.14冷交换器物料计算 4.1.15氨冷器物料计算 4.1.16冷交换器物料计算 324.1.17液氨贮槽物料计算 4.2热量衡算 374.2.1冷交换器热量计算 374.2.2氨冷凝器热量衡算 4.2.3循环机热量计算 424.2.4合成塔热量衡算 4.2.5废热锅炉热量计算 474.2.6热交换器热量计算 4.2.7水冷器热量衡算 504.2.8氨分离器热量核算 第五章设备选型及设计计算 5.1合成塔催化剂层设计 535.2废热锅炉设备工艺计算 55 555.2.2管内给热系数的计算 555.2.3管外给热系数 595.2.4传热总系数K 59 605.3热交换器设备工艺计算 605.3.2管内给热系数的计算 5.3.3管外给热系数 63 675.3.5传热面积核算 685.4水冷器设备工艺计算 685.4.2管内给热系数的计算 5.4.3管外给热系数 71 715.4.5传热总系数K 715.5氨冷器设备工艺计算 725.5.2管内给热系数的计算 735.5.3管外给热系数 765.5.4传热总系数K 76 77 77第六章车间布置 第七章“三废”治理及综合利用 7.1“三废”的产生及污染 7.1.1废气污染危害 807.1.2废水污染危害 7.1.3工业废渣对环境的污染 82结束语 83参考文献 84附录 85物料衡算汇总表 85第一章总论氨是一种重要的含氮化合物。氮是蛋白质质中不可缺少的部分，是人类和一切生物所必须的养料；可以说没有氮，就没有蛋白质，没有蛋白质，就没有生命。大气中存在有大量的氮，在空气中氨占78体积分数）以上，它是以游离状态存在的。但是，如此丰富的氮，通常状况下不能为生物直接吸收，只有将空气中的游离氮转化为化合物状态，才能被植物吸收，然后再转化成人和动物所需的营养物质。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。目前，固定氮最方便、最普通的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业。在国民经济中，氨占有重要地位，特别是对农业生产有着重大意义。氨主要用来制作化肥。液氨可以直接用作肥料，它的加工产品有尿素、硝酸铵、氯化氨和碳酸氢氨以及磷酸铵、氮磷钾混合肥等。氨也是非常重要的工业原料，在化学纤维、塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素作为氮元素的来源生产己内酰胺、尼龙-6、丙烯腈等单体和尿醛树脂等产品。由氨制成的硝酸，是各种炸药和基本原料，如三硝基申苯，硝化甘油以及其它各种炸药。硝酸铵既是优良的化肥，又是安全炸药，在矿山开发等基本建设中广泛应用。氨在其他工业中的应用也非常广泛。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨及其加工产品都是不可缺少的。例如制冷、空调、食品冷藏系统大多数都是用氨作为制冷剂。1.2.1氨的物理性质氨在常温下是无色气体，比空气轻，具有刺激性臭味，能刺激人体感官粘膜空气中，含氨大于0.01％时即会引起人体慢性中毒。气态氨易溶于水，成为氨水，氨水呈弱碱性。氨在水中的溶解度随压力增大而降低。氨水在溶解时放出大量热。氨水中的氨极易挥发。常压下气态氨需冷却到-33.35℃（沸点）才能液化。而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热。⑴氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物,并能进一步与水作用,制得硝酸：4NH+5O→4NO+6HO⑵氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应：2NH+HNH+HNO=NHNONH3+HCl=NH4ClNH+HPO=NHHPO⑶氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵,进一步脱水成为尿素：2NH+CO=NHCOONHNH4COONH2=CO(NH2)2+H2O⑷氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵：NH+CO+HO=NHHCO(5)氨可与盐生成各种络合物，如CuCl2•6NH3、CuSO4•4NH3。氨与空气(或氧)的混合气,在一定浓度范围内能发生剧烈的氧化作用而爆炸。在常温常压下，氨与空气爆炸极限为15%～28%(NH3)。100℃,0.1MPa下，爆炸极限为14.5%～29.5%(NH3)。原料气主要有两部分：氮气、氢气。氮气主要是从空气中提取。氢气是从半水煤气中提取的，以煤为原料，在一定的高温条件下通入空气、水蒸气或富氧空气-水蒸气混合气，经过一系列反应生成含有一氧化碳、二氧化碳、氢气、氮气、及甲烷等混合气体的过程。在气化过程中所使用的空气、水蒸气或富氧空气-水蒸气混合气等称为汽化剂。这种生成的混合气称为煤气。煤气的成分取决于燃料和汽化剂的种类以及进行汽化的条件。根据所用汽化剂的不同，工业煤气可分为下列四种：空气煤气：以空气为汽化剂制取的煤气，又称为吹风气。水煤气：以水蒸气（或水蒸气与氧的混合气）为汽化剂制取的煤气。混合煤气：以空气和适量的水蒸气为汽化剂制取的煤气，一般作燃料用。半水煤气：是混合煤气中组成符合（H2+CO）/N2=3.1～3.2的一个特例。可用蒸气与适量的空气或蒸气与适量的富养空气为汽化剂制得，也可用水煤气与吹风混合配制。本设计采用半水煤气，半水煤气经过净化后得到纯净的氢气，再配制适量的氮气，成为合成氨的原料气，其中含有氮气、氢气、以及惰性气体甲烷和氩。合成氨工业是氮肥工业的基础，也是一些工业部门的重要原料，它的迅速发展促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展，随着科学技术的发展，合成氨工业在国民经济中的作用必将日益显著。1.4.1合成氨工业的发展合成氨工业在20世纪初期形成，开始用氨作为火炸药工业的原料，为战争服务;第一次世界大战结束后,转向为农业、工业服务。随着科学技术的发展，对氨的需要量日益增长，近30年来合成氨工业发展很快。目前，国内合成氨年生产能力30万吨以上的大型企业有26家，合成氨年生产能力10万吨以上的中型企业有100多家，其他还有800多家小氮肥厂也生产约占总量60%的合成氨。1.4.2合成氨工业的现状我国合成氨工业存在一些特殊问题，一是氮肥资源紧张。国际上以天然气为原料的氮肥占85%。而我国氮肥原料以煤为主，天然气仅占20%，我国氮肥行业急需解决采用成熟的粉煤气化技术，以本地粉煤代替无烟块煤。建议针对不同企业采用不同的技术路线。内技术进行改造。同时，对于有廉价天然气资源的地区，鼓励采用天然气改造现有装置或建设天然气化肥基地。二是企业结构不合理，产业集中度低，技术水平不高。在氮肥行业，要推广新型煤气化技术，包括粉煤气化、水煤浆气化技术等；新型净化技术，如低温变换、低温甲醇洗MDEA等净化技术；新型氨合成塔及大型低压合成的成套技术和装备。1.4.3合成氨工业的发展趋势合成氨工业的发展趋势:①原料路线的变化方向。煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故,预计到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。②节能和降耗。合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。③与其他产品联合生产。合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。到2010年，力争组建50家大型企业集团，大型氮肥厂合成氨平均规模达40万吨/年以上，中型氮肥厂平均规模达20万吨/年以上。其产品集中度达到50%，并形成3-5家在国际上有一定影响的大型企业集团。同时，调整企业结构，减少基础肥料生产厂数量，提高单套装置的规模，使合成氨工业朝现代化又迈进一步。本课题是指导老师提高毕业生设计能力而选定的。希望通过此次课程设计让学生可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到课程设计训练的目的，提高学生分析和解决化工实际问题的能力。第二章流程方案的确定氨是由气态氮和氢在适宜温度压力,并有触媒的作用下发生反应的,其反应式为：H2+N263+KJ氨合成的反应特点：⑴反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。⑵温度低时，反应有利于向氨合成的方向进行，但反应速度较慢，提高温度不利于反应平衡，但可以加快反应速度，在实际操作中，温度的选择取决于触媒的活性。⑶必须借助触媒，以加快反应速度。⑷混合气中氢、氮含量越高越有利于反应，因此，气体中惰性气体含量越少越2.2各生产方法及特点合成氨的生产主要包括三个步骤：第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气；第二步是净化，不论选择什么原料，用什么方法造气，都必须对原料气进行净化处理，以除去氢、氮以外的杂质；第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在铁催化剂与高温条件下合成为氨。目前氨合成的方法，由于采用的压力、温度和催化剂种类的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种。操作压力低于20MPa的称低压。采用活性强的亚铁氰化物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质（CO、CO2）要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450～550℃。该法的优点是由于操作压力和温度较低，对设备、管道的材质要求低、生产容易管理，但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8％～10％，所以催化剂的生产能力比较低；同时由于压力低而必须将循环气降至-20℃的低温才能使气体中的氨液化，分离比较完全，所以需要设置庞大的冷冻设备，使得流程复杂，且生产成本较高。操作压力为60MPa以上的称为高压法，其操作温度大致为550～650℃。高压法的优点是，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达25％～30％，催化剂的生产能力较大。由于压力高，一般用水冷的方法气体中的氨就能得到完全的分离，而不需要氨冷。从而简化了流程；设备和流程比较低紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操作，对设备和管道的材质要求比较高。合成塔需用高镍优质合金钢制造，即使这样，也会产生破裂。高压法管理比较复杂，特别是由于合成率高，催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。操作压力为20～35MPa的称为中压法，操作温度为450～550℃。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。氨合成的上述三种方法，各有优缺点，不能简单的比较其优劣。世界上合成氨总的发展趋势多采用中压法，其压力范围多数为30～35MPa。本设计采用中压法，操作压力为32MPa。合成氨的生产工艺条件必须满足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反应温度、空间速度和气体组成等。(1)最适宜的操作压力氨合成反应是气体体积缩小的反应，提高压力有利于反应平衡向右移动。压力增加平衡常数增大，因而平衡氨含量也增大。所以，提高压力对氨合成反应的平衡和反应速度都有利，在一定空速下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨合成压力的高低，是影响氨合成生产中能量消耗的主要因素之一。主要能量消耗包括原料气压缩功、循环气压缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气压缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因而循环气压缩功减少，同时压力高也有利于氨的分离，在较高气温下，气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。但是压力高时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反应温度一般较高，催化剂使用寿命也比较短，操作管理比较困难。所以要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采用20~32MPa。(2)最适宜的反应温度合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡氨含量必定减少。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。实际生产中还要考虑反应速率的要求。为了提高反应速率，必须使用催化剂才能实现氨合成反应。而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400~500℃。反应温度不能低于活性温度，在活性温度范围内选用较低温度，也有利于延长催化剂的使用寿命。在合成氨生产过程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反应速率的温度，即最佳温度。就整个反应过程来说，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。反应温度的控制还与催化剂的使用时间有关。新的催化剂因活性比较高，可采用较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高8~10℃。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。空间速度反映气体与催化剂接触时间的长短。空间速度增加，气体与催化剂接触时间减少，反应物来不及反应就离开了反应区域，因此将是合成塔出口气体中氨含量降低，即氨净值降低。但由于氨净值降低的程度比空间速度的增大倍数要少，所以当空间速度增加时，合成氨的产量也有所增加。在其他条件一定时，增加空间速度能提高合成氨的生产强度。但空间速度增大，将使系统阻力增加，压缩循环气功耗增加，分离氨所需的冷冻量也增大，因此冷冻功耗增加。同时，单位循环气量的产氨量减少。但在一定限度内，其他条件不变，增加空间速度，合成氨产量增加，单位时间所得的总反应热增多，通过水冷器和氨冷器的气体流量增大，需要移走的热量增多，导致冷凝器的冷却面积要相应增大，否则就不能将高流速气体中的氨冷凝下来。此外，空间速度增大，使出塔气体中氨的百分含量降低，为了使氨从混合气中冷凝分离出来，必须降低出塔气体温度，这样就要消耗更多的冷冻量，导致冷冻功耗增加。综合以上各方面的考虑，空间速度的增加是有限度的。目前，国内一些小型合成氨厂合成压力在30MPa左右的，空间速度选择在2000~3000每小时之间。工业上采用的氨合成工艺流程虽然很多，而且流程中设备结构操作条件也各有差异，但实现氨合成过程的基本步骤是相同的，都必须包括以下几个步骤：氮、氢原料气的压缩并补充到循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力，循环使用；排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。流程设计在于合理地配置上述几个步骤，以便得到较好的技术效果，同时在生产上稳定可靠。从氢氮混合气体中分离氨的方法大致有两种：水吸收法、冷凝法。本设计采用冷凝法。一般含氨混合气体的冷凝分离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨在氨分离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。贮槽压力一般为1.6～1.8MPa，此时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部分可减压释放出来，即弛放气。2.4合成塔进口气的组成合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量和塔进口氨含量。当氢氮比为3:1时，对于氨合成反应可以获得最大的平衡氨浓度，但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生产中，进塔气体的氢氮比控制在2.8~2.9比较适宜。在混合气体中含有甲烷和氩气等，统称为惰性气体。惰性气体不参与反应，也不毒害催化剂，但由于他们的存在会降低氢氮比的分压。无论从化学平衡还是动力学角度分析，他们都是有弊无利的，导致氨的生产率下降。惰性气体来源于新鲜气，随着合成反应的进行，它们不参与反应而在系统中积累，这样合成系统中惰性气体越来越多，为了提高氨的合成率，必须不断在循环气中将它们排放出去。排放量多，可以使合成系统惰性气体含量降低，氨的合成率提高。但是氢氮气和部分氨也随之排放，造成一定损失，故循环气体中惰性气体的控制含量不能过高也不能过低。循环气体中惰性气体的控制还与操作压力和催化剂活性有关。操作压力比较高，及催化剂活性比较好时，惰性气体的含量可以高一些。相反，则要控制低一些。由于原料气的制备与净化方法不同，新鲜气体中惰性气体的含量也不同。在生产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在0.5%~1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%~15%之间。(3)塔进口氨含量进塔气体中氨的含量，主要决定于氨分离时的冷凝温度和分离效率。冷凝温度越低，分离效果越好，则进塔气体中氨含量也就越低。降低进口氨含量，可加快反应速度，提高氨净值和生产能力。但将进口氨含量降的过低，会导致冷冻功耗增加过多，经济上并不可取。进口氨含量还与合成操作压力和冷凝温度有关。压力高，氨合成反应速度快，进口氨含量可适当控制高一些；压力低，为保持一定的反应速度，进口氨含量可适当控制低一些。综合考虑的结果，一般中小型合成氨厂当操作压力在30MPa左右时，塔进口氨含量约控制在2.5%~3.5%之间。对于压力在15MPa的合成氨厂，一般应控制在2.0%左右。本设计中塔进口氨含量控制为2.5%。第三章工艺流程简述3.1合成工段工艺流程简述由氮氢气压缩机送来的35℃的新鲜气，在油分离器中与循环机来的循环气混合，除去气体中的油、水及其杂质。混合气进冷交换器上部换热管内，与冷交换器下部来的冷气体进行换热回收冷量，热气体被冷却至17℃,然后进入氨冷器。气体在管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步冷却至-10℃,出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用氨分离器将液氨分离。分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至25℃后出冷交换器。然后气体分两股进入合成塔，一股主线经主阀由塔顶进入塔内环隙，另一股副线经副阀从倒塔底进入塔内中心管，以调节催化剂床层温度。入塔气氨含量为2.5%。反应换热后温度降为140~160℃,氨含量13%的反应气体出合成塔进入水冷器，气体经水冷器冷却至常温，其中部分气氨被冷凝，液氨在氨分离器中分出。为降低惰性气体含量，保持循环系统中一定量的惰性气体，循环气岀氨分离器后部分放空，然后进循环机增压后送往油分离器，从而完成一个循环。冷交换器和氨分离器内的液氨，经液位调节系统减压后送往液氨贮槽。该流程具有能如下一些特征：○1氨合成反应热未充分予以回收，用来副产蒸汽，或用来预热锅炉给水。2流程简单，设备投资抵。○3放空气位置设在惰性气体含量最高，氨含量较低处以减少氨和原料气损废热锅炉热交换器水冷器新鲜气废热锅炉热交换器水冷器新鲜气○4循环机位于水冷器和氨冷器之间，适用于有油润滑往复式压缩机。○5新鲜气和循环气中油、水及杂质可通过氨冷器低温液氨洗涤后除去。合成塔放空循环机冷交换器油分离器氨分离塔循环机冷交换器油分离器驰放气氨冷器液氨储槽第四章工艺计算1.年产20万吨液氨,设计裕度及液氨损失均不计2.精炼气组成（%如下表表4-1-1精炼气组成（mol%)N2H2CH4Armol%3.合成塔入口氨含量（molNH3,入=2.5%合成塔出口氨含量（molNH3,出=16.5%合成塔入口惰性气体含量（molCH4+Ar=15.0%4.合成塔操作压力:32MPa(绝压)5.精炼气温度：35℃6.水冷器出口温度：35℃7.循环机进出口压差：1.47Mpa8.年工作日：330天9.产量：25.2525tNH3/h10.计算基准：生产1吨液氨4.1.2计算物料点流程图图4-1-1计算物料点流程图6合成塔8废热锅炉9热交换器775冷交换器循环机油分离器冷交换器循环机1氨冷器 液氨储槽4.1.3合成塔入口气组分根据计算依据有y5y5,Ary5y5,H2y5y5,N2表4-1-2入塔气组分含量（%）NH3CH4ArH2小计4.1.4合成塔出口气组分以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：出塔气量:5,CH48,Ar)×表4-1-3出塔气体组分含量（%）NH3CH4ArH2小计5,CH44.1.6氨分离器气液平衡计算已知氨分离器入口混合物组分mi表4-1-4氨分离器入口混合物组分CH4Ar小计1表4-1-5平衡常数表KNH3KCH4KArKHKi=计算各组分溶解液量:LNH3LH2LN2分离液体量：总NH3CH4ArH2N24'L结果合理从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量：xNH液体中氩含量：xAr液体中甲烷含量：2液体中氢含量：xH22液体中氮含量：xN23LNH NHL ArArLCH 4CHL LH 2LH 2LLN 2 2L表4-1-6氨分离器出口液体含量（%）NH3CH4ArH2小计分离气体组分含量：yNHyNH3yCHyCH4气体氩含量气体氢含量yAr=2yH=2气体氮含量N2LN2气体氮含量表4-1-7氨分离器出口气体含量（%）NH3CH4ArH2小计4.1.7冷交换器气液平衡计算根据气液平衡原理xi=，由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量yi和操作条件下的分离温度可查出Ki，便可解出xi。表4-1-8平衡常数表KNH3KCH4KArKHKH冷交换器出口液体组分含量：出口液体氨含量3 K3NH3 出口液体甲烷含量4 4 4K4CH4 出口液体氩含量出口液体氢含量出口液体氮含量xAr表4-1-9冷交换器出口液体组分含量（%）NH3CH4ArH2小计4.1.8液氨贮槽气液平衡计算图4-1-2液氨贮槽气液平衡图L L21液氨储槽LL由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气;两种液体百分比估算值，即水冷后分离液氨占总量的百分5,NH3)×(y8,NH3−NH3分) 水冷后分离液氨占总量的57.554%，冷交分离液氨占总量的42.446%。含量：混合后入口氨含量：m0,NH3=混合后入口甲烷含量：m0,CH4混合后入口氩含量：混合后入口氢含量：混合后入口氮含量：表4-1-10液氨贮槽入口液体含量（%）小计KNH3KCH4KArKHKi根据气液平衡L=iV L,设V L,设出口液体总量：总NH3CH4ArH2N2出口气体总量：l出口液体组分含量LNH 3出口液体氨含量：NH 3L 出口液体甲烷含量：4LCH 4CHL 出口液体氢气含量：出口液体氮气含量： 表4-1-12液氨贮槽出口液氨组分（%）NH3CH4ArH2小计出口弛放气组分含量：表4-1-13出口弛放气组分含量(%)NH3CH4ArH2小计4.1.9液氨贮槽物料计算以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L19==1319375Nm3其中NH3L19,NH3=L19×x19,NH3=1319.375×99.869%=1317.467Nm3CH4L19,CH4=L19×x19,CH4=1319.375×0.085%=1.121Nm3H2L19,H2=L19×x19,H2=1319.375×0.034%=0.449Nm3N2L19,N2=L19×x19,N2=1319.375×0.009%=0.119Nm3液氨贮槽出口弛放气V=00821L.其中NH3V20,NH3=V20×y20,NH3=108.321×59.605%=64.565Nm3CH4V20,CH4=V20×y20,CH4=108.321×14.447%=15.649Nm3ArV20,Ar=V20×y20,Ar=108.321×1.526%=1.653Nm3H2V20,H2=V20×y20,H2=108.321×19.145%=20.738Nm3N2V20,N2=V20×y20,N2=108.321×5.277%=5.716Nm3液氨贮槽出口总物料=L19+V20=1319.375+108.321=1427.696Nm3液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L21=L19+V20=1427.696Nm3入口液体各组分含量计算：L21,i=L19,i+V20,i其中NH3L21,NH3=1317.647+64.565=1382.212Nm3=3=4=3=40,NH0,CH===×100%=0.408%0,Ar0,H20,N2CH4ArH2N2L21,CHL21,ArL21,H2L21,N24=1.121+15.649=16.77Nm333=0.039+0.1653=0.1692Nm33=0.449+20.738=21.187Nm=0.119+5.716=5.835Nm3入口液体中组分含量核算,由m'0,i=入口液体中氨含量入口液体中甲烷含量入口液体中氩含量入口液体中氢气含量入口液体中氮气含量入口液体中组分含量4.1.10合成系统物料计算mmmm==m将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气V放,离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V驰，产品液氨L氨，见图4-1-3所示：合成塔合成塔V补VV入V出V放V驰V氨图4-1-3合成系统物料计算示意图由前计算数据如下表：表4-1-14合成系统物料计算数据名称NH3CH4ArH2N2气量Nm3补充气0.7445V补放空气V放弛放气0.1921液氨入塔气V入出塔气V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出:循环回路中氢平衡：放2放+VyH23+V2yH23+V2yH23+L2NH循环回路中氮平衡:放2放+VyN21+V2yN21+V2yN21+L2NH循环回路中惰性气体平衡:V补)=V弛弛4+yAr)+V(yCH4+yAr)补放补放补放补放循环回路中惰性气体平衡:3VV入NH3yNH3yNH3NH3循环回路中总物料平衡:放放33其中NH3CH4ArH2V33VV3VV3VVV3合成塔一出，二进物料，热交换器冷气进出物料等于合成塔入塔物料33333333废热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。3进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V10,入=10212.836Nm3出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比VV将VV3333H33333其中NH3CH4ArH2L3L4L3L43L33L33进器物料：氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料3出器物料：气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体出器液体L15＝3其中，33333进器物料：进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量VVV3其中，NH3CH4ArH23V33V43V33V4V3V3V3出器物料（热气设热气出口温度17℃（由热量计算核定）查T=17平衡氨含量y*NH3=5.9%，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。设热气出口氨体积为a，则：33冷交换器热气出口气量及组分：其中NH3CH4ArH2VV3V3V3V33出口气体各组分：======ArH2N2V17,ArVV17,H2VV17,N2V 4.1.15氨冷器物料计算进器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2956.98Nm3其中CH4V1,CH4=2956.98×0.011=32.527Nm3ArV1,Ar=2956.98×0.0033=9.758Nm3H2V1,H2=2956.98×0.7445=2201.472Nm3N2V1,N2=2956.98×0.2412=713.223Nm3进器气体物料V18=V1+V17=2956.98+8948.691=11905.671Nm3进器气体组分含量V18,i=V1,i+V17,i其中NH3V18,NH3=V17,NH3=580.769Nm3CH4V18,CH4=32.527+1305.641=1338.168Nm3ArV18,Ar=9.758+394.739=404.497Nm3H2V18,H2=2201.472+4999.948=7201.42Nm3N2V18,N2=713.223+1667.594=2380.817Nm3各组分百分含量y18,i=NH3y18,NH3=11×100%=4.878%H进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18=L18,NH3=L17,NH3=284.979Nm33出器物料：已知出器气体中氨含量为2.5%，设出器气体中氨含量为bNm3。333333333各组分百分含量y2,i=V2V14V2V142,CH42,H23图4-1-4冷交换器物料计算示意图V17V3进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料其中气体入口液体入口其中气体入口液体入口LNH3；由气液平衡计算得，以1kmol进口物料为计算基准：3NH3NH可由物料平衡和氨平衡计算可由物料平衡和氨平衡计算V′=V+V′V33V V2V′=V+L+L′式中V2′———冷交换器入口总物料；V′———V′V2′,NH3———冷交换器入口总氨物料VLV3；V3由L可求出冷交换器冷凝液体量L16=L=005045VVV.33出器物料：冷交换器（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷凝液体量。V333333校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：冷分冷分333H33333H333333H333333HV33333CHA3333HN4r22各组分百分含量：其中NH3CH4ArH2液氨产量核算:3 44 33物料衡算汇总表见附录4.2.1冷交换器热量计算Q3Q2冷交换器Q16QQ16Q14图4-2-1冷交换器热量计算示意图（1）热气进口温度，冷交换器热气进口温度等于水冷器体出口温度，由题意知（2）冷气进口温度，为保证合成塔入口氨含量在2.5％,出氨冷器的气体的氨含量必须等于或小于2.5设过饱和度为10％,则，该冷凝温度下的平衡氨含查《小氮肥工艺设计手册》图9-3-1平衡氨含量为2.27p=28.4MPa时，冷激温度T2=−10℃,故冷气进口温度等于−10℃（3）热气体带入热量，热气体在器内处于氨饱和区，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容：查,p=28.4MPa时的各组分比热容并计算得：Cpm=29.806KJ/(kmol⋅℃)查《小氮肥工艺设计手册》附表1-1-1，各物质的临界温度和压力并计算得：Tc=112.273Kpc=3.246MPaT==cm prm== 查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-9∆Cpm=4.598KJ/(kmol⋅℃)由压力校正法：Cp,14=Cpm+∆Cpm×29.806+4.598=34.405KJ/(kmol⋅℃)热气体带入热量：Q14=V14Cp,14T14=×34.405×35=496381.901KJ(4)冷气体带入热量：,p=28.12MPa时各组分比热容并计算得：Tc=83.882Kpc=11.326MPaprm===11.326查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-19∆Cpm=4.18kJ/(kmol⋅℃)由压力校正法：Cp,2=Cpm+∆Cpm=31.904+4.18=36.08KJ/(kmol⋅℃)冷气体(5)氨冷凝热：设热气出口温度为17℃，热气体在器内由35℃冷却到17℃然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3=1197.445KJ/kg(6)液氨带入热量：查-10℃时液氨比热容Cp,L=4.535KJ/(kg⋅℃)(7)热气体带出热量：查T14=17℃,p=28.4MPa时的各组分比热容并计算得：cmT=102.931Kcmpcm=2.986MPacT=T=17+273.15=2.817crmT102.931查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8∆Cpm=4.389KJ/(kmol⋅℃)由压力校正法：Cp=Cpm+∆Cpm=29.464+4.389=33.853KJ/(kmol⋅℃)热气体带出热量：Q17=V17Cp,17T17=8948.691×33.853×=229909.84KJ(8)热气体中液氨带出热量：查17℃时液氨比热容Cp,L=4.696KJ/(kg⋅℃)液氨带入热量×=17519.657KJ(9)冷气体带入热量：Q16=Q2L=−19802.608KJ(10)冷气体带出热量：Q3=Q14+Q2+Q冷+Q2L−Q17−Q17L−Q2L=320824KJQVC设T设T3=====11605×Cp,3Cp,3,查p=28.12MPa时的各组分比热容并计算得：QQ表4-2-1冷交换器热量平衡汇总表热量（KJ）热量（KJ）管内热气体带入热量管内热气体带出热量管内热气体带出热量Q管外冷气体带入热量Q2管内液氨带出热量Q管内液氨带出热量Q管内液氨冷凝热冷管外液氨带出热量管外液氨带出热量Q管外液氨散热管外冷气带出热量Q3(11)冷交换器热量负荷计算：∆Q放管内热气体带入热量内液氨冷凝热）−（管内热气体带出热量内液氨带出热量）4.2.2氨冷凝器热量衡算氨冷凝器气氨图4-2-2氨冷凝器热量计算示意图（2）气体中液氨带入热量Q17L（3）氨冷器Ⅰ中气氨冷凝热查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》在−10℃,INH3=1295.633KJ/kg则气氨冷凝热：Q（4）新鲜气带入热量QⅠT=35℃,1=36MPa查压力下各组分气体比热容然后用叠加的方法计算得实际气体混合热容Cp,1=29.70KJ/(kmol⋅℃)所以新鲜气带入热量：氨冷器收入总热量Q=Q17+Q17L+QⅠ,冷Ⅰ+Q=229909.849+17519.657+285535.476+137231.594=670198.576KJ（5）氨冷器入口混合物温度T18计算由热平衡Q18=Q−Q冷=V18Cp,18T18+V18LCp,18LT18=670196.576−T=Q18V VCC+18,Lp,18Lp,18V= C+C+=285535.476=384661.1KJC+0.4069C设T18=20℃,p=28.42MPa查压力下各组分气体比热容，然后用叠加的方法计算得实际气体混合热容。pc=2.705MPa,cT=91.726Kc rp=p r,cT=T=293=3.194c查《小氮肥工艺设计手册》附图4-1-1液氮的比热容p20与假设一致。混合后按冷气入口热气温度20℃.（6）气体带出热量Q2和Q2L由冷交换器热量计算Q2=−187109.86KJ（7）气体中液氨带出热量（8）液氨蒸发吸热Q吸=Q−2+Q2L（9）需冷冻量Q2L=−19802.608KJ=670196.576−187109.查25℃液氨INH3=535.583KJ/kg，−15℃液氨INH3=1663.767KJ/kg，所以：∆INH3=1128.185KJ/kg，W1=3=85=777.452kg表4-2-2氨冷器热量平衡汇总表热量（KJ）热量（KJ）气体带入热量229909.849气体带出热量液氨带入热量液氨带出热量气体中氨冷凝热285535.476冷冻量877109.046新鲜气带入热137231.594670196.576670196.5764.2.3循环机热量计算（1）由《小氮肥工艺设计手册—理化数据》表1-1-1查的绝热指数如下表：Cp,4T4表4-2-3绝热指数表组分H2ArCH4NH3Ki×出×出入代入上式得：代入上式得：入Z1式中V/min将上述数据代入压缩功的计算式得：1(4)气体带出热量由T4=29℃p=31.458MPa查常压下各组分气体比热容并计算得：pc=2.991MPacT=88.955KcT=T=3.288crTcrp=prpc查《小氮肥工艺设计手册》附图1-5-19比热容压力校正图，则计算正确。气体带出热量Q4=476358.788KJ表4-2-4循环机热平衡汇总表收方（KJ）支方（KJ）气体带入热量Q′3320824气体带出热量Q4476358.788压缩热QN476358.788476358.7884.2.4合成塔热量衡算图4-2-3合成塔热量计算示意图合成塔QR设合成塔环隙高度h=13.5，由经验公式知：环隙温升按1.46℃计则合成塔一出温度T6为:TT(2)气体带入热量Q5476358.788KJ因油分离器内无温升变化（忽略损失）设合成塔二出温度365℃,假定气体在塔内先温升至出口温度后进行氨合成反R则合成塔内反应热(4)二次入塔气体带入热量Q7由热平衡知Q7∴T7∴T7VC(5)合成塔一出气体带出热量Q6混合气体热容，按高压叠加法计算得：(6)合成塔二出气体带出热量Q8查T=365℃p=30.388MPa混合气体热容，按高压叠加法计算得：∴Q8==5860107.059KJ(7)合成塔热损失根据经验公式Q损=αwFw(Tw−TB)设塔壁温度Tw=80℃空气温度−5℃塔外壁高h=15m外径D=1.008mw=202422.085KJ(8)合成塔二入温度计算将上述数据带入T7温度计算式中得：711607p,7Cp,7查混合气体热容，按高压叠加法计算得：Cp，7=31.513KJ/(kmol⋅℃)则T7=59=186.337℃假设值与实际值基本相符,计算有效。∴合成塔气体二次入口带入热量Q7=302419.602KJ（9）合成塔绝热温升核算∴T6=T7+180.59=186.337+180.59=366.9℃假设值与实际值基本相符,计算有效。表4-2-5合成塔热量平衡汇总表热量（KJ）支方热量（KJ）一次气体进口带入热量Q5476358,788一次气体出口带入热量Q6二次气体进口带入热量Q73042919.602二次气体进口带入热量Q8反应热QR热损失Q损202422.0856844063.208小计6844063.2084.2.5废热锅炉热量计算（1）管内热气体带入热量Q8由合成塔热平衡计算得Q8=5860107.059KJ（2）管内热气体带出热量Qs设T9=220℃p=29.4MPa查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》并计算得：Cp,9=34.895KJ/(kmol⋅℃)∴Q9=V9×Cp,9×T9==3500130.388KJ(3)废热锅炉热负荷(4)软水量计算设废热锅炉加入软水温度T=30℃,需软水量X。.716KJ/kg∴废热锅炉软水带入热量：表4-2-6废热锅炉热量平衡汇总表热量（KJ）热量（KJ）管内热气带入热量Q8管内热气带出热量Q9软水带入热量Q软蒸汽带出热量Q蒸4.2.6热交换器热量计算热交换器（1）冷气带入热量Q6由合成塔热平衡计算得：热交换器热量计算示意图Q6=781534.064KJ（2）热气体带入热量Q9由废热锅炉热平衡计算得：Q9=3500130.388KJ（3）冷气带出热量Q7由合成塔热平衡计算得：Q7=3042919.602KJ（4）热气出口温度计算由热平衡得：Q6+Q9=Q7+Q10Q10=Q6+Q9−Q7=781534.064+3500130.388−3042919.602=1238744.85KJQ设T10=75℃p=29.4MPa查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》混合气体热容按叠加法计算得：pc=3.889MPacT=135.432KccT=T=348=2.569crT rp=p r查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》附图1-5-19比热容压力校正图∆CpmCpT=Cpm+∆Cpm===V10p,10=31.252+5.057=36.039KJ/(kmol⋅℃)假设值与实际值基本相符，计算有效。（5）热交换器热负荷表4-2-7热交换器热量平衡汇总表热量（KJ）热量（KJ）冷气带入热量Q6冷气带入热量Q7热气带入热量Q9热气带出热量Q104.2.7水冷器热量衡算由题意知水冷器出口温度T11=35℃,设气体先冷却至35℃后氨再冷凝（2）氨冷凝热查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》10-1-1得：氨冷凝热冷式中16.796是液氨的平均分子量。先计算常压下气体组分比热容然后用压力校正法计算实际比热容T pr=T=308=2.743查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》比热容压力校正图则混合气的比热容Cp=Cpm+∆Cpm热气带出热量Q11=V11Cp,11T11==503664.955KJ=503664.955KJ(4)液氨带出热量查35℃液氨比热容CpL=4.891KJ/kg (5)冷水量计算设需冷水量W，冷却上水Ta=30℃，冷却下水Tb=38℃，冷却水比热容CpL=4.18KJ/kg则冷却水吸收热量为∆Q=Q吸−Q支液−Q11+Q=1335693.583KJ∆Q=WCp(Tb−Ta)×1000冷却上水带入热量：冷却下水带入热量：Q下水∆Q+Q=1335693.583+5008852.2=6344545.783KJ表4-2-8水冷器热量平衡汇总表热量（KJ）热量（KJ）热气带入热量Q10热气带出热量Q11氨冷凝热量Q冷液氨带出热量Q液冷却上水带入热量Q上水冷却下水带入热量Q下水4.2.8氨分离器热量核算其进出口温度无变化，由气体热平衡，氨分离器吸入热、水冷器热平衡计算得：.955KJ氨分离器支出热，气体放空气带出热量：V冷交换器带入热量，由冷交换器热平衡计算得：'假设值与实际值基本相符计算有效氨分离器带入热量等于液氨带出热量热量计算点图见附录第五章设备选型及设计计算5.1合成塔催化剂层设计1223456入塔气图5-1三段绝热冷激—间接换热式内件流程图选用三段绝热冷激—间接换热式内件，此内件是由三段轴向绝热床和复合换热式结构组成，层间换热器与下换热器并联：第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+下换热器。三段绝热冷激—间接换热式内件流程如图5-1所示。并在此基础上进行合成塔的催化剂层设计，依据已给定参数设计确定催化剂用量及几何尺寸等工艺参数，然后再按照一定的操作条件确定催化剂床层温度、浓度和产量。本设计根据经验对催化剂床层进行近似设计。将整个催化剂床层分成三段，各段尺寸及参数见下表：表5-1各段催化剂床层尺寸及参数表名段称数n123绝热层高度∆Ln,mm150025003500催化剂用量∆VK,n,m3An,n−6(m3催化剂活性系数Ef412472.10447487进口氨含量yNH,n−1,%出口氨含量yNH3,n,%氨产量∆MNH3,n,kmol/hKJ/(m⋅h)依图5-1对该流程进行说明：入塔主线气体经内外筒环隙进入，经底部出口去塔外预热器预热后，分两股二次入塔，一股进入下换热器预热，然后通过中心管进入一段床层进行绝热反应，出一段催化剂气体与从塔顶引入的冷激气，在冷激分布器中混合均匀，降低温度后进入二段催化剂，经二段绝热反应后气体进入层间换热器管内与另一股管间冷气换热降温，冷气从塔顶引入，出换热管间后通过升气管与入塔主线气体混合后一起进入一段床层，经三段床层绝热反应后的气体进入底部下换热器，降温后出塔，改变冷激气和冷却气流量，可以分别调节二段及三段床层入口气体温度，一段床层入口气体温度可采用塔副线调节。5.2废热锅炉设备工艺计算（1）选卧式U型换热管 （2）高压管尺寸Φ24×4.5，d外=0.024m，d外=0.015m，（3）热负荷Q=2359976.671KJ/tNH3（4）产量W=25.2525tNH3/h（5）冷气体压力p=29.89Mpa（6）气体入口温度T入=360℃（7）气体出口温度T出=220℃（8）进气量V=9998.906×25.2525=252497.374Nm3/h（9）副产蒸气压力p=1.274Mpa(表）（10）软水入口温度T入=30℃（11）蒸气饱和温度T蒸=194.13℃5.2.2管内给热系数的计算式中各物性数据取之平均温度T==290℃p=29.89MPa之值查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）表1-1气体的临界常数表5-2-1临界常数表NH3CH4ArH2N2iTKTKpci,MPaTcm=iTci=135.44Kpcm=ipci=3.889Mpa对比压力r p=p=r pcm 查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据） 对比温度对比温度cmrTcm普遍化压缩系数之四得(2)混合气体平均分子量M=iMi查《小氮肥厂工艺手册》气体比热容表5-2-2气体比热容表NH3CH4ArH2N2pi,MPaCpi29.427(4)气体导热系数λ高温下含氮混合气体的导热系数，用氮的对比导热系数图进'T'T=r=行计算查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）临界修正参数表5-2-3临界修正参数表NH3CH4ArH2N2iTKTK239pci,MPa0.3687=141.76Kpm=ipci=7.47Mpam=ipi 假对比参数p 假对比参数p=='pcmTcm·cmT rm=查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）图1-22,23,25,30,31各组分气体的粘度表5-2-4各组分气体粘度表NH3CH4ArH2N2i11µiM 1 2i4高压下含氨混合气体的粘度1µ=iMi2C1iµiiM2i iMiMiM 1i2Ciµi1iMi23.035重量流量W= VM ==136686.748kg/h管道截面积，设管道数量185根Re=Re0.8（7）普兰特准数d0Gµ=65Pr=CpPr==管内给热系数 =27926.983KJ/(m5.2.3管外给热系数o0.176(m2式中q=Q—锅炉热负荷，KJ/h,F—锅炉换热面积，m2,p—蒸气压力，Mpa设锅炉换热面积F=60.0m2，副产1.372Mpa绝热蒸气，代入上式o0.1760.176o5.2.4传热总系数K设液相侧污垢系数R2=2.0393×10−4m2⋅h⋅℃/KJK==1 +++Rd内外1++−4管内气体温度360℃220∆Tm= ∆Tm=F=K⋅Tm=2325=69.65m2实取换热面积F=70m2按一根U型管长8.04m，需列管数N=F=70=185根5.3热交换器设备工艺计算热气走管程=0.014m，3热气走管程=0.014m，3（3）热负荷Q=2261385.538KJ/tNH（4）产量W=25.2525tNH3/h（5）冷气体压力p=31.458Mpa（6）冷气入口温度T入=48.71℃（7）冷气出口温度T出=186.337℃（8）冷气气量（9）热气体压力p=29.4Mpa（10）热气入口温度T入=220℃（11）热气出口温度T出=75℃d外=0.010m，d=0.012m（12）热气气量V'=257899.641Nm3/h5.3.2管内给热系数的计算式中各物性数据取之平均温度T==147.5℃p=29.4MPa之值(1)压缩系数和体积流量由废热锅炉压缩系数计算知Tcm=135.44K，pcm=3.889MPa查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）普遍化压缩系数之四得Z=1.14则气体体积流量V=V0T=257899.64121098×420.5=1509.516m3h (2)混合气体平均分子量M=12.126查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）并计算得Cp=36.58KJ/(kmol⋅℃)(4)气体导热系数λ查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）1-88表常压下各组分导热系数表5-3-1各组分导热系数表NH3CH4ArH2N20.1907M 1 3i计算1iMi3 3 3iyiMµ=M由前计算'TT=141.76K'pcm=7.554MPa查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）普遍化气体对比导热系数，m查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）图1-22,23,25,30,31各组分气体的粘度表5-3-2各组分气体粘度表NH3CH4ArH2N211µi0.0135高压下含氨混合气体的粘度1µ=iMi2C1iµiiMi21iMi21iMi2Ciµi1iMi23.035设取管内流速ω=1.0ms ρ===92.487kg/m3Re==Re==Pr=CpµPr== 管内给热系数25.3.3管外给热系数oµm式中冷气体物性数据取平均温度pcm由前计算知Tcm=pcm2=2.489MPa对比压力 rp=p=rpcm 查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）普遍化压缩系数之四得Z=1.21(2)混合气体分子量．M=iM查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）气体比热容表5-3-3气体比热容表NH3CH4ArH2N2,MPaCp=iCpi查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）1-88表常压下各组分导热系数表5-3-4导热系数表NH3CH4ArH2N2M 1 3i由=yiMi3m1iMi3计算其中1iMi31yiMi31=yiMi3=0.7148miM1.879由前计算Tr=4.649p=12.639查《小氮肥厂工艺手册》理（化数据）普遍化r查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）图1-22,23,25,30,31各组分气体的粘度表5-3-5气体粘度表NH3CH4ArH2N211µi0.0403高压下含氨混合气体的粘度1µ=iMi2C1iµiiMi2其中1iMi211iMi22.747(6)换热器尺寸设计设换热器面积F=620m2，换热管L=4.12m则换热管数N=F=620=3994根管间距t0=1.2d外=1.2×14=16.8mm取t0=18mm正六边形排列层数a==36.49实取37层六边形对角线排管b=1.1n=70根取板间距h=200mm，取e=1.5d外=1.5×14=21mm实取换热器直径D=1300mm校核管内流速===1.337m/si管外当量直径de=2==15.855mm2=f2取档板直径D'=644mm，r==322mmh=0.23D=0.23×1300=299mm(弓形高度）2=0.148m2流道截面积f2=0.1482]=0.0444m2(7)计算雷诺准数气体重量流速 (8)计算普兰特准数0.14=0.14=0.14=管内给热系数oo取R=0.0001196(m2⋅h⋅℃)/KJK==1 + +++Rd内外λ1++ −45.3.5传热面积