合成氨工艺及设计计算_合成氨工艺计算

合成氨工艺及设计计算由刀豆文库小编整理，希望给你工作、学习、生活带来方便，猜你可能喜欢“合成氨工艺计算”。

第一章 物料与热量衡算

已知条件：

表1－1 原料气各组分的含量 Table 1-1 of the feed gas components in 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 m(标)年产12万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）： 日生产量：120000/330=363.6T/d=１5.16T/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：

表1－2 进中变炉的变换气干组分

Table 1-2 into the furnace in the variable component of the transformation air-dry 组 分 含量，％ m3(标)kmol CO2 9.6 CO 11.42

H2 55.71

N2 22.56

O2 0.33 9.78 0.436

CH4 0.38 11.26 0.503

合计 100 2962.50 132.25

3284.44 338.32 1650.41 668.34 12.696 15.103 73.679

29.837 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℃。

进中变炉干气压力为1.75Mpa.1.1水气比的确定：

考虑到是原煤转化来的原料气，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如下：

表1－3 进中变炉的变换气湿组分

Table 1-3 into the furnace of transformation in the variable component wet gas 组 分 含量％ m3(标)kmol CO2 6.86 CO 8.16

H2 39.80

N2 16.12

O2 0.24

CH4 0.27

H2O 28.56

合计 100 284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 12.69 15.10

73.68

29.84

0.44

11.26 1184.12 4146.61 0.50

52.86

185.12 1.2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=X2/X1×100% 式中X1、X2分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）所以：Xp= 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。

1.3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= X2/X1×100% V=KP（AB-CD）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：

表1－4 t-T-Xp关系 Table 1-4 t-T-Xp relations

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

表1－5 t-T-Xp关系 Table 1-5 t-T-Xp relations t T Xp

420 693 0.6859

440 713 0.6416

460 733 0.5963 1.4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 进行计算。

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=10000KJ/Kmol，E2=19000 KJ/Kmol。

最适宜温度计算结果如下：

表1－6 t-T-Xp 组成 Table 1-6 t-T-Xp composition 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

表1－7 t-T-Xp 组成 Table 1-7 t-T-Xp composition 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

表1－8 t-T-Xp 组成 Table 1-8 t-T-Xp composition Xp T t

0.49 702.6 429.6

0.45 716.6 443.6 1.5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如下：

表1－9 进中变炉一段催化床层的变换气湿组分

Table 1-9 into the furnace section of catalytic change in the bed of wet gas components

transform 组 分 CO2 CO 8.16

H2 39.8

N2 16.12

O2 0.27 9.78 0.44

CH4 0.24

H2O 28.56

合计 100 4146.61 185.12 含量％ 6.86 m3(标)284.42 338.18 1650.41 668.34 kmol 12.69 15.10

73.68

29.84

11.26 1184.11 0.50

52.86 1.5.1 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％=4.31% 同理得：

CO2％=15.54% H2％=58.47% CO2％=15.54% N2％=21.13% CH4％=0.35% 所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分如下：表1-10 出中变炉一段催化床层的变换气干组分

Table 1-10 to change in the furnace section of the catalytic bed transform air-dry

components 组 分 含量％ m3(标)kmol 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 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％=24.19% 故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分中CO2的含量

CO2％=11.78％

同理可得：

CO％=3.27％ H2％=44.33％ N2％=16.16％ CH4％=0.27％

所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）如下：

表1－11出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）

Table 1-11 to change in the furnace section of the catalytic bed transform components in

wet gas(%)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

合计 100

1000.67 4136.92 44.67

184.68 1.5.2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（％）如下：

表1－12出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）

Table 1-12 to change in the furnace section of the catalytic bed transform components in

wet gas(%)

组 分 含量％ m3(标)koml CO2 11.78 487.39 21.76

CO 3.27

H2 44.33

N2 16.16

CH4 0.27 11.26 0.50

H2O 24.19

合计 100

135.32 1833.84 668.34 6.04

81.87

29.83

1000.67 4136.92 44.67

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℃

1.5.3 中变炉一段催化床层的热量衡算

已知条件：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=△H（298k）=Cpdt 式中：

HT—气体在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；

△H(298k)—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

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=△H（298k）－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：

表1-13 气体统一基准焓 Table 1-13 gas benchmarking enthalpy 分子式 O2 H2 H2O a0 1.90318×103-2.11244×103-6.0036×104

a1 5.80298 7.20974 7.11092

a2 2.15675×10–3-5.55838×10－4 1.29319×10－3

a3-7.40499×10–7 4.8459×10－7 1.28506×10－7

a4 1.08808×10–10-8.18957×10－11-5.78039×10－11

N2-1.97673×103 6.45903 5.18164×10－4 2.03296×10－7-7.65632×10－11

CO CO2-2.83637×104-96377.88867

6.26627 6.396

8.98694×10－4 5.05×10－3

5.04519×10－9-1.135×10－6

-4.14272×10－11

0.00 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如下：

表1－14 变换气的各个组分的基准焓

Table 1-14 gas transform the various components of the benchmark enthalpy 组分 Ht(kcal/kmol)Ht（kJ/kmol）O2 6699.742

H2

H2O

CO

CO2

2724.221-54502.665-23634.754-89956.678 28050.412 11405.772-228191.759-98953.987-376630.620 放热： CO +H2O=CO2+H2（1）△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末=-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759

=-38079.10484kJ/kmol

Q1= 9.062×（-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.K）

表1-15 a-b-c关系 Table 1-15 a-b-c relations 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 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容得：

物质 CO CO2 H2 H2O N2 CH4

Cp（CO）=31 kJ/（kmol.K）Cp（CO2）=48.2 kJ/（kmol.K）Cp（H2）=29.6 kJ/（kmol.K）Cp（H2O）=37.2 kJ/（kmol.K）Cp（N2）=30.7 kJ/（kmol.K）Cp（CH4）=56.1 kJ/（kmol.K）

所以平均热容：

Cpm=∑Yi×Cp=34.06 KJ/（kmol.K）

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 1.6 中变一段催化剂操作线的计算

由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：T入口＝330℃ 中变炉出口气体温度：T出口＝415℃ 中变炉入口CO变换率：Xp入口＝0 中变炉出口CO变换率：Xp出口＝60% 1.7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。已知条件：

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：

表1-16 T-P-H关系 Table 1-16 T-P-H relations 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)已知变换气吸热Q2

Cp(CO)=31 kJ/（kmol.K）, Cp(C2)=48.2 kJ/（kmol.K）, Cp(H2)=29.6 kJ/（kmol.K）, Cp(H2o)=37.2 kJ/（kmol.K）, Cp(N2)=30.7 kJ/（kmol.K）, Cp(CH4)=56.1 kJ/（kmol.K）, 所以Cpm= ∑Yi×Cp =33.92 kJ/（kmol.K）

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如下：

表1-17 进二段催化床层的变换气组分

Table 1-17 Sec catalytic bed into the gas component transform 组 分 CO2 含量％ m3(标)kmol 11.432 487.39 21.76

CO H2 N2 CH4

43.01

15.68

0.26 11.26 0.50

H2O

26.44

合计 100 3.17 135.32 6.041

1833.84 668.34 81.87

29.83

1127.20 4263.37 50.32

190.33 1.8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如下：

表1-18 进中变炉二段催化床层的变换气干组分

组 分 含量％ m3(标)kmol 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 1.8.1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= 534.75532 m3(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= 1881.21232 m3(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如下：

表1-19 出中变炉二段催化床层的变换气干组分

Table 1-19 to change in the furnace Sec catalytic bed of the dry gas component transform 组 分 含量％ m3(标)kmol 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 故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

1127.2042-47.36452= 1079.84 m3(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％=2.06% 同理得：

CO2％= 12.54% H2％=44.125% N2％= 15.67% CH4％=0.26%

H2O％= 25.33% 所以出中变炉的湿组分如下：

表1-20 出中变炉的湿组分

Table 1-20 to change furnace in the wet components 组分 含量％ m3(标)kmol 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 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℃

1.8.2中变炉二段催化床层的热量衡算：

已知条件：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，使用公式计算平均温度为632K时的生成焓。

计算结果如下：

表1-21 中变炉二段催化床层平均温度为632K时各组分的生成焓

Table 1-21 changed in the furnace Sec catalytic bed with an average temperature of 632 K, each component of the formation enthalpy 组分

H2

H2O-54949.05-230060.69

CO-24005.565-100506.5

CO2-90536.421-379057.89 Ht（kcal/kmol）2373.4 Ht（kJ/kmol）9936.95 放热： CO +H2O=CO2+H2（1）△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 =-38553.74846 kJ/kg 所以得： Q1=2.11×38553.74846 14

=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.K）

表1-22 各组分a-b-c关系

Table 1-22 each component a-b-c relations 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 6.7 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-23 各组分Cp

Table 1-23 components Cp 组分

Cp/ KJ/（kmol.K）

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.K）

故： Q2=33.61×190.33×（365-353）

=76763.46kJ 热损失：

Q3=Q1-Q2=4584.95 kJ 1.9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:t入口＝353℃

中变炉出口气体温度:t出口＝365℃

中变炉入口CO变换率：Xp入口＝60% 中变炉出口CO变换率：Xp出口＝36% 中变换炉物料量平衡表如下：

表1-24 中变换炉物料量平衡表

Table 1-24 in the transformation of material balance sheet furnace 组分

进中变换炉的物料量/m

3出一段催化床层的物料量/m3 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计

284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 表1-25进二段催化床层的物料量平衡表

Table 1-25 Sec into the catalytic bed of the material balance 组分

进二段催化床层的物料量/m3 出二段催化床层的物料量/m3 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计

487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.32

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32 487.39 135.33 1833.84 668.34 9.77 11.26 1000.67 4136.92 中变换炉二段热量平衡表如下：

表1-26中变换炉二段热量平衡表

Table 1-26 in the transformation furnace heat balance Sec 反应放热/kJ 81348.40955

气体吸热/kJ 76763.46

热量损失/kJ 4584.95 1.10低变炉的物料与热量衡算

已知条件：进低变炉的湿组分如下：

表1-27进低变炉的湿组分

Table 1-27 into the furnace low variable component of the wet

组 分 含量％ m3(标)kmol CO2 12.54 534.76 23.87

CO 2.06 87.96 3.93

H2 44.125

N2 15.67

CH4 0.26 11.26 0.50

H2O 25.33

合计 100

1881.21 668.34 83.98

29.84

1079.84 4263.37 48.21

190.33 所以进低变炉催化床层的变换气干组分如下：

表1-28进低变炉催化床层的变换气干组分

Table 1-28 furnace into the low variant of the catalytic bed components transform air-dry 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 1.10.1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％=90.11％

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％=0.266% 同理得： CO2％=18.82%

H2％=60.08% N2％=20.48% CH4％=0.35% 出低变炉的干组分如下：

表1-29 出低变炉的干组分

Table 1-29 to stem low variable component of the furnace 组 分 含量％ m3(标)kmol 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 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：

CO％=2.0% 同理： CO2％=4.4%

H2％=45.98% N2％=15.68% CH4％=0.26%

H2O％=23.47% 所以出低变炉的湿组分如下：

表1-30 出低变炉的湿组分

Table 1-30 changed to lower the wet furnace components 组 分 含量％ m3(标)kmol 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

合计 100

1000.58 4263.37 44.67

190.33 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℃

1.10.2低变炉的热量衡算

已知条件：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，使用公式计算平均温度为476K时的生成焓。计算结果如下：

表1-31 变换气中各组分为476K时的生成焓

Table 1-31 transform gas into the group at 476 K of the formation enthalpy 组分

H2

H2O-56347.304-2359149.084

CO-25178.916-105419.084

CO2-92311.594-386490.181 Ht（kcal/kmol）1241.516 Ht（kJ/kmol）5197.977 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.K）

表1-32各组分a-b-c关系

Table 1-32 each component a-b-c relations 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 6.3 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-33 各组分Cp

Table 1-33 components Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

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.K）

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如下：

表1-34 低变换炉物料量平衡表

Table 1-34 transform the low volume of material balance sheet furnace 组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 进低温变换炉的物料量/m3 出低温变换炉的物料量/m3

534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32

614.02 8.7 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.32 1.11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:t入口＝181℃ 低变炉出口气体温度:t出口＝ 203℃ 低变炉入口CO变换率：Xp入口＝74% 低变炉出口CO变换率：Xp出口＝90.11% 1.12低变炉催化剂平衡曲线

根据公式 XP=X2/X1 ×100％

V=KP(AB-CD)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

表1-35 t-T-Xp的关系 Table 1-35 t-T-Xp relations 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 1.13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：

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进行计算，最适宜温度计算结果列于下表中：

表1-36 Xp-T-t的关系 Table 1-36 Xp-T-t relations 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 1.14废热锅炉的热量和物料衡算

已知条件，进废热锅炉的转化气组份如下：

表1-37 进废热锅炉的转化气组份

Table 1-37 into the waste heat boiler into the gas group 组份 ％ CO2 7.54 CO 8.97

H2 43.76

N2 17.72

CH4 0.29

O2 0.26

H2O 21.7

合计 100 m3(标)284.42 338.32 1650.41 668.34 11.258 9.78 818.73 3771.45 kmol 12.70 15.10

73.68

29.84

0.50

0.44

36.55

168.37 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.K）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.K）

表1-38 各组分a-b-c关系 Table 1-38 each component a-b-c relations 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 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-39 各组分Cp

Table 1-39 components Cp 组分 Cp/kJ/（kmol.T）

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.K）

表1-40 各组分a-b-c关系

Table 1-40 each component a-b-c relations 物质 a b/10 c/105-3CO 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 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-41各组分Cp

Table 1-41 components Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

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.K）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.K）所以得： Q4=X×36.55×（330+273）

=22039.65X 24 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

表1-42 废热锅炉热量平衡表 Table 1-42 waste heat boiler heat balance 带入热/kJ 转换气 水 ∑Q

带出热/kJ 7311346.618 2883737.902 10195084.52

热损失/kJ 3316056.759 6471259.993 9787316.752

513367.6894 416687.6743 407767.7677 407767.7677 1.15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 1.16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.K）

表1-43 各组分a-b-c关系 Table 1-43 each component a-b-c relations 物质 a b/10-3 c/105 CO 28.41 4.1-0.46

3H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04-8.53

N2 27.87 4.27 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT+dT来计算热容，计算结果如下：

表1-44 各组分的Cp

Table 1-44 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

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.K）

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.K）所以得： Q2=X×(20+273)×33.52

=9821.36X 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.K）

表1-45 各组分a-b-c关系 Table 1-45 each component a-b-c relations 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 0.63 26 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-46 各组分的Cp

Table 1-46 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

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.K）

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.K）得： Q4=X×34.14×(90+273)

=12392.82*X 热损失Q5: 取Q5=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如下：

表1-47 主换热器热量平衡表

Table 1-47 principal balance of heat exchanger 带入热/kJ 转换气 水 ∑Q 带出热/kJ 4121352.528 2191734.698 6313087.226

热损失/kJ 3298841.433 2765581.711 6064423.144

513367.6894 416687.6743 407767.7677 248664.082 1.17调温水加热器的物料与热量衡算

已知条件：

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.K）

表1-48 各组分a-b-c关系 Table 1-48 each component a-b-c relations 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 0.63 CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容，计算结果如下：

表1-49 各组分的Cp

Table 1-49 components of the Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

CO 30.05

H2 29

CO2 44.1

H2O 35.02

N2 29.81

CH4 44.46

Cpm=∑Yi×Cp

=32.62kJ/（kmol.K）

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低变炉的计算

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：

式中： W=Kp-1;

U=Kp(A+B)+(C+D);

V=KP(AB-CD);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如下：

表2-1 进第一段床层的变换气湿组分

Table 2-1 into the bed of the first paragraph of wet gas components transform 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

合计 100

1000.67 4136.84 44.67

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=0.000514h 所以： V01 =T0×V0

=0.000514×15489.7 =7 m3(标)备用系数取：1.1 所以： V01=7×1.1

=7.7 m3(标)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 进底变炉二段床层的组分如下：

表2-2 进底变炉二段床层的组分

Table 2-2 into the furnace at the end of variable component of the Sec bed 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

合计 100

1127.20 4263.37 50.32

190.33 出底变炉的CO组分为0.26%

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 m3(标)q=0.00015h 所以： V02= T0×V0

=0.00015×15489.7 =2.323 m3(标)备用系数取：1.1 所以： V02 =2.323×1.1

=2.6 m3(标)低温变换炉触媒用量:

V= V01+V02

=2.6+7.7=10.3 m3(标)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 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 m3(标)Sp =2×3.14/4×(0.009)2+3.14×0.009×0.008 =3.5325×10-4m 则: dp=8.64×10-3

所以: E=0.378+0.308×8.64×10-3÷2.5 =0.379（2）低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=∑Yi×Mi

=15.8736kg/koml 第一段催化床层变换气的重度：

r= 5.176kg/m3 气体重度流量(湿)G：

G=2237.282 kg/m3.h 第一段催化床层的高度: L = 1.57m 第一段催化剂床层阻力降: △P =46.613kgf/m3（3）低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=∑Yi×Mi

=15.98346kg/ kmol 第二段催化床层变换气的重度:

r = 5.37kg/m3

气体重度流量(湿)G: G= 2252.76 kg/m3.h 第二段催化床层的高度: L= 0.979m 第二段催化剂床层阻力降: △P =28.386kgf/m3 低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)低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:

表2-3 气体各组分的密度 Table 2-3 components of the gas density 组分 密度（kg/m3）

O2 1.429

N2 1.251

H2 0.0899

CO 1.250

CO2 1.976

CH4 0.717 对密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为：0.4779605kg/m3

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： 670.3kg/m3 所以气体密度为：19.29+727.186kg/m3，Vs=6.7m/s 取气体流速为50m/s，d=0.652m(5)低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

表2-4 气体各组分的密度 Table 2-4 components of the gas density 组分 密度（kg/m3）

N2 1.251

H2 0.0899

CO 1.250

CO2 1.976

CH4 0.717 对密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为：0.3424069kg/m3

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： 670.3kg/m3 所以气体密度为：8.81345+527.806kg/m3，Vs=26.6m/s 取气体流速为50m/s，d=0.820m（6）中间冷凝水进口直径：

查《化工原理》得到H2O的组分在20℃，1750kPa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=0.1019m/s，取气体流速为5m/s d=0.1611m 2.2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= 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 34 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/k)0.5

n——管数

k——管板填充系数，取0.9 t——管子中心距，取0.032m 所以D= 0.56 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/G 粘度的计算：

查《化工原理》在307.5℃时，各气体的u值如下：

表2-6 气体各组分的u值 Table 2-6 gas components of the u 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： u =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：

表2-7 各气体的导热系数值

Table 2-7 of the gas value of the thermal conductivity 组分 K/ kcal/(h.K)

CO2 0.0396

CO 0.0071

H2 0.0308

CH4 0.0372

N2 0.0936

H2O 0.0429 根据公式得： K=0.0438498kcal/(h.K)

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来计算热容可得。热容的单位为：kJ/（kmol.K）

计算结果如下：

表2-8 各气体的Cp Table 2-8 of the gas Cp 组分

Cp/ kJ/（kmol.K）

CO 30.65

H2 29.32

CO2 46.86

H2O 36.32

N2 30.35

CH4 50.5

Cpm=∑Yi×Cp

=33.55kJ/（kmol.K）=8.0134 kJ/（kmol.K）∑M=∑Yi×Mi

=15.979kg/kmol Cp=8.0134/15.979 =0.503kcal/(kg.K)雷诺系数的计算：

Re=G×d/u

=(0.02×3600×13.73)/0.0918 =10455 Pr=(u×Cm)/G

=(0.0918×0.503)/0.0438498 =1.053 则： a内=0.023 Re0.8Pr0.4

=0.023×0.0438498/0.02×10455）0.8×（1.053）0.4 =84.55kcal/(m.h.K)=353.98kJ/(m.h.K)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： K=65.04 kcal/(m.h.K)热容： Cm=4.176kJ/(kg.K)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.K)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，由总传热系数的计算公式得： K=68.4559 kcal/(m2.h.K)=286.609 kJ/(m2.h.K)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= 90.65℃ 传热面积： S=Q/(K.tm)=83.7m3

结论

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。

主要设备一览表如下： 序号 1 名称 废热锅炉

规格 L=8287mm，F=130m2中温变换炉 H:10534 操作温度≤450℃ 操作压力≤1.78MPa 3 中变换热器 换热面积：245m2

800

管子排列方式：三角形温水调节器 换热面积：25m2

400

E-302钢

图号 1000 22 2500

数量

38×390根 25×2根

材料 E-301 Cr16 Ni32

催化剂床段数：2 C-301

12CrMo

管子排列方式：三角形

E-303钢低温变换炉 H:11420 操作温度≤260℃ 操作压力≤1.7MPa

2600 1 2C-302 16MnR

参考文献

[1]梅安华.小合成氨厂工艺技术与设计手册 [M].北京：化学工业出版社,1995:730～785.[2]上海市化学工业局设计室.3000吨型合成氨厂工艺和设备计算[M].北京：化学工业出版社.[3]陈五平.合成氨工艺学[M].北京：化学工业出版社1996:13～167.[4]张成芳.合成氨工艺与节能[M].上海：华东化工学院出版社，1997:149～178.[5]陈声宗.化工设计[M].北京：化学工业出版社,1995:17～28，181～187.[6]国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册[M].北京：化学工业出版社,1996:36～38.[7]安阳化工集团有限公司.合成氨工艺操作规程[M].安阳：安化集团出版社，2003:35～47.[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[M].上海：上海人民出版社，1996：136～137.[9]姚玉英.化工原理[M].北京：高等教育出版社，1996:76～78.[10]王正烈.物理化学（第三版）[M].北京：高等教育出版社，2003:86～89.39