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常见的公共标志和说明？ we can often see these in different public place, such as park, cinema, theater, library, shopmall ect. thank you for bringing them here and let's know more information. when we meet them, we can know what it stand for.查看更多 4个回答 . 1人已关注

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非机械专业人员去搞设备维护工程师，如何下手？ 1、恶补基础知识 2、学习通用设备基础知识泵、压缩机 3、针对学习接触到得设备（学习说明说明书）查看更多 9个回答 . 2人已关注

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多晶硅将迎来新发展？ 多晶硅产业将迎来新发展，因为光伏产业的带动，请大家发表见解查看更多 2个回答 . 3人已关注

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搅拌器运行前应该具备的条件，启动步骤，停止步骤? 急，在此先谢过了！查看更多 3个回答 . 5人已关注

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布袋最常用的规格是那一种？！？ 请高手赐教。查看更多 14个回答 . 2人已关注

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包老师的例题：多效蒸发，模拟出现问题求解。？请教各位马友，我这两天在看包老师的多效蒸发例题的时候，模拟了一下，结果我的丙烯腈水以气体从上部分离出去了，下部成了水了，自己找了半天没找到原因在哪，恳请各位高手不吝赐教。PS：我是一个新手，现在用的是7.3版本的，包老师的书是挑着学的。查看更多 6个回答 . 3人已关注

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不锈钢泵的选型？ 我司想采购一台扬程40米，流量7-8立方每小时的不锈钢泵，有什么规格型号可以参考，大家帮我推荐下，在线急等。查看更多 15个回答 . 3人已关注

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什么是发黑工艺? 什么是发黑工艺？查看更多 1个回答 . 2人已关注

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换热器循环水的进回水管路短接的目的是什么? 今天看图发现换热器循环水进回水管线给短接上了，不知道是什么目的？短接的管子管径很小，只有2.5厘米，是不是为了防冻用的？查看更多 22个回答 . 4人已关注

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小合成氨厂工艺技术与设计？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[wiki]设备[/wiki]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：以在自贡市鸿鹤[wiki]化工[/wiki]厂的实际数据为原始数据组分 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计含量，％ 9.60 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 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[wiki]变换[/wiki]率的求取………………………………………………8 3．中变炉[wiki]催化剂[/wiki]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 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计含量，％ 9.60 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 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 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 合计含量，％ 9.6 11.42 55.71 22.56 0.33 0.38 100 M3(标) 284.44 338.32 1650.41 668.34 9.78 11.26 2962.50 kmol 12.696 15.103 73.679 29.837 0.436 0.503 132.25 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 =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 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计含量％ 6.86 8.16 39.80 16.12 0.24 0.27 28.56 100 M3(标) 284.42 338.32 1650.42 668.34 9.77 11.26 1184.12 4146.61 kmol 12.69 15.10 73.68 29.84 0.44 0.50 52.86 185.12 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％= ×100 （2-1）式中、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。 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= ×100％ V=KPAB-CD q= 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 300 320 340 360 380 400 T 573 593 613 633 653 673 Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 t 420 440 460 T 693 713 733 Xp 0.6859 0.6416 0.5963 中变炉催化剂平衡曲线如下： 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=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 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 0.7058 T 526 546.8 564.2 581.5 598.8 624.5 t 256 273.8 291.2 308.5 325.8 351.5 Xp 0.67 0.64 0.61 0.58 0.55 0.52 T 638.2 649.4 660.7 671 681.6 692.6 t 365.2 376.4 387.3 398 408.6 419.6 Xp 0.49 0.45 T 702.6 716.6 t 429.6 443.6 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 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 CO2 CO H2 N2 O2 CH4 H2O 合计含量％ 6.86 8.16 39.8 16.12 0.27 0.24 28.56 100 M3(标) 284.42 338.18 1650.41 668.34 9.78 11.26 1184.11 4146.61 kmol 12.69 15.10 73.68 29.84 0.44 0.50 52.86 185.12 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[wiki]%[/wiki] 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：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量％ 15.54 4.31 58.47 21.13 0.35 100 M3(标) 487.39 135.33 1833.84 668.34 11.25 3136.16 kmol 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 140.01 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（％）：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 M3(标) 487.39 135.33 1833.84 668.34 11.26 1000.67 4136.92 koml 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 44.67 184.68 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 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 M3(标) 487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1000.67 4136.92 koml 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 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℃ 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 —— 气体在在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)； △H0298 —— 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 a0 a1 a2 a3 a4 O2 1.90318×103 5.80298 2.15675×10–3 -7.40499×10–7 1.08808×10–10 H2 -2.11244×103 7.20974 -5.55838×10－4 4.8459×10－7 -8.18957×10－11 H2O -6.0036×104 7.11092 1.29319×10－3 1.28506×10－7 -5.78039×10－11 N2 -1.97673×103 6.45903 5.18164×10－4 2.03296×10－7 -7.65632×10－11 CO -2.83637×104 6.26627 8.98694×10－4 5.04519×10－9 -4.14272×10－11 CO2 -96377.88867 6.396 5.05×10－3 -1.135×10－6 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列于下表组分 O2 H2 H2O CO CO2 Ht（kcal/kmol） 6699.742 2724.221 -54502.665 -23634.754 -89956.678 Ht（kJ/kmol） 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.T）表5-1.2 物质 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果得：物质 CO CO2 H2 H2O N2 CH4 Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 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： 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。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 P/kPa H/(kJ/kg) 600 1600 3693.2 600 1800 3691.7 700 1600 3919.7 700 1800 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 CO CO2 H2 H2O N2 CH4 Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 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 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 11.432 3.17 43.01 15.68 0.26 26.44 100 M3(标) 487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 1127.20 4263.37 kmol 21.76 6.041 81.87 29.83 0.50 50.32 190.33 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 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量％ 15.54 4.31 58.47 21.13 0.35 100 M3(标) 487.39 135.32 1833.84 668.34 11.26 3136.16 kmol 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 140.01 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 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量％ 16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 M3(标) 534.75 87.96 1881.21 668.34 11.26 3183.53 kmol 23.87 3.93 83.98 29.83 0.50 142.12 故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为： 1127.2042-47.36452= 1079.84M3(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％= =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：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 M3(标) 534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.32 kmol 23.87 3.93 83.98 29.83 0.50 48.21 190.33 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℃ 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 H2 H2O CO CO2 Ht（kcal/kmol） 2373.4 -54949.05 -24005.565 -90536.421 Ht（kJ/kmol） 9936.95 -230060.69 -100506.5 -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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 28.56 29.25 47.3 36.78 30.31 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% 所以中变炉的操作线如图： ] 中变换炉物料量平衡表组分进中变换炉的物料量/m3 出一段催化床层的物料量/m3 CO2 284.42 487.39 CO 338.32 135.33 H2 1650.42 1833.84 N2 668.34 668.34 O2 9.77 —————————— CH4 11.26 11.26 H2O 1184.12 1000.67 合计 4146.61 4136.92 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 487.39 534.76 CO 135.32 87.96 H2 1833.84 1881.21 N2 668.34 668.34 CH4 11.26 11.26 H2O 1127.20 1079.84 合计 4263.32 4263.32 中变换炉一段热量平衡表反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ CO反应：345072.848 534667.068 31760.979 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 气体吸热/kJ 热量损失/kJ 81348.40955 76763.46 4584.95 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 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 12.54 2.06 44.125 15.67 0.26 25.33 100 M3(标) 534.76 87.96 1881.21 668.34 11.26 1079.84 4263.37 kmol 23.87 3.93 83.98 29.84 0.50 48.21 190.33 所以进低变炉催化床层的变换气干组分：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量％ 16.79 2.76 59.09 20.99 0.35 100 M3(标) 534.76 87.96 1881.21 668.34 11.258 3183.53 kmol 23.87 3.93 83.98 29.83 0.503 142.12 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： p ％= ×100=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：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 合计含量％ 18.82 0.27 60.08 20.48 0.35 100 M3(标) 614.02 8.70 1960.48 668.34 11.26 3262.79 kmol 27.41 0.39 87.52 29.83 0.50 145.66 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％= =14.4% H2％= =45.98% N2％= =15.68% CH4％= =0.26% H2O％= =23.47% 所以出低变炉的湿组分：组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 14.4 0.2 45.98 15.68 0.26 23.47 100 M3(标) 614.02 8.70 1960.48 668.34 11.26 1000.58 4263.37 kmol 27.41 0.39 87.52 29.83 0.50 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℃ 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 CO CO2 Ht（kcal/kmol） 1241.516 -56347.304 -25178.916 -92311.594 Ht（kJ/kmol） 5197.977 -2359149.084 -105419.084 -386490.181 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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 b/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.1 29.03 44.39 35.13 29.85 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进低温变换炉的物料量/m3 出低温变换炉的物料量/m3 CO2 534.76 614.02 CO 87.96 8.7 H2 1881.21 1960.48 N2 668.34 668.34 CH4 11.26 11.26 H2O 1079.84 1000.58 合计 4263.32 4263.32 低变换炉热量平衡表反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ 141412.3742 138401.9044 3010.4698 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% 12．低变炉催化剂平衡曲线根据公式XP= ×100％ V=KPAB-CD q= 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 160 180 200 220 240 260 T 433 453 473 493 513 533 Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 t 280 T 553 Xp 0.76 低变炉催化剂平衡曲线如下： 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= 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= 进行计算最适宜温度计算结果列于下表中： Xp 0.9769 0.9623 0.9389 0.9121 0.8732 0.8229 T 402 421 440 457 475 493 t 129 148 167 184 201 220 Xp 0.76 T 510 t 237 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 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 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计％ 7.54 8.97 43.76 17.72 0.29 0.26 21.7 100 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.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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 33.27 31.2 54.33 42.8 32.96 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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.76 29.38 47.25 36.55 30.44 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带入热/kJ 带出热/kJ 热损失/kJ 转换气 7311346.618 3316056.759 ———————— 水 2883737.902 6471259.993 ———————— ∑Q 10195084.52 9787316.752 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 1 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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.91 29.48 47.81 36.91 30.59 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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.39 29.17 45.75 35.72 30.1 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带入热/kJ 带出热/kJ 热损失/kJ 转换气 4121352.528 3298841.433 ———————— 水 2191734.698 2765581.711 ———————— ∑Q 6313087.226 6064423.144 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 CO H2 H2O CO2 N2 a 28.41 27.28 30 44.14 27.87 b/10-3 4.1 3.26 10.71 9.04 4.27 c/105 -0.46 0.502 0.33 -8.53 ----------- CH4可用公式：Cp=a+b+CT2+dT3来计算热容: 表5-1.3 物质 a b/10-3 c/10-6 d/10-9 CH4 17.45 60.46 1.117 -7.2 计算结果：组分 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.05 29 44.1 35.02 29.81 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：式中：W=Kp-1; U=Kp(A+B)+(C+D); V=KPAB-CD; q= 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 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 11.78 3.27 44.33 16.16 0.27 24.19 100 M3(标) 487.39 135.33 1833.85 668.34 11.26 1000.67 4136.84 koml 21.76 6.04 81.87 29.83 0.50 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= =4.6713 =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 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计含量％ 11.432 3.17 43.01 15.68 0.26 26.44 100 M3(标) 487.39 135.33 1833.85 668.34 11.26 1127.20 4263.37 koml 21.76 6.04 81.87 29.80 0.50 50.32 190.33 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= =4.86 =0.00015h 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: △P= △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= =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）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 = =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 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 O2 N2 H2 CO CO2 CH4 密度（kg/m3） 1.429 1.251 0.0899 1.250 1.976 0.717 kg/m3 对密度进行校核得在330℃，1750kP时密度为： 0.4779605 kg/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： kg/m3 所以气体密度为：19.29+727.186 kg/m3 Vs= = =16.7m/s 取气体流速为50m/s d= =0.652m (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 N2 H2 CO CO2 CH4 密度（kg/m3） 1.251 0.0899 1.250 1.976 0.717 kg/m3 对密度进行校核得在365℃，1015kP时密度为： 0.3424069 kg/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： kg/m3 所以气体密度为：8.81345+527.806 kg/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℃，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= = =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 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= =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/ u= 粘度的计算：查《化工原理》在307.5℃时，各气体的u值如下：组分 CO2 CO H2 CH4 N2 H2O u(mp*s) 0.031 0.0305 0.015 0.025 0.0302 0.023 根据公式得： =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 CO H2 CH4 N2 H2O 0.0396 0.0071 0.0308 0.0372 0.0936 0.0429 根据公式得： =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 CO H2 CO2 H2O N2 CH4 Cp 30.65 29.32 46.86 36.32 30.35 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 Re0.8Pr0.4 =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 kcal/(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= 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= =90.65℃ 传热面积：S=Q/(K*tm)=83.7m3 安全系数：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名称规格图号数量材料备注 1 废热锅炉 1000 22,L=8287mm, F=130m2, 换热管 38×390根， 25×2 E-301 1 Cr16 Ni32 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[wiki]石油[/wiki]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！ [ ]查看更多 0个回答 . 3人已关注

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ID3500大直径不锈钢筒体椭圆度控制及对装问题？现在要做一个ID3500的填料塔，壁厚8mm.材料不锈钢 SA240 304 ，由于壁厚比较薄，直径相对较大，在卷圆回圆时候，椭圆度极不好控制，请教下有经验的高手， 1，如何保证在初次卷圆时候椭圆度是可以接受的 2，如何保证在回圆放平后，对装前，这个椭圆度是在规定范围内查看更多 3个回答 . 1人已关注

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PSE APMF 2016的几篇ppt？ RT,有些有意思的内容查看更多 0个回答 . 4人已关注

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Aspen Plus B-JAC无法安装成功，求助？ 我使用的是Aspen Plus 12.1版B-JAC12.1无法安装成功，安装到一半，缺少文件退回，求助哪位有能够安装成功的。谢谢查看更多 0个回答 . 1人已关注

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主风机电流交流？催化装置的三机组主风机电机电流是多少？请各位晒晒，也好同仁间找找差距！我们的正常时烟机入口蝶阀开度50%左右，电流210A，蝶阀再开高速端振动超标。我们周边的有的蝶阀全开，电流在110A。差距呀！！查看更多 0个回答 . 5人已关注

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关于最高允许工作压力的讨论？现有一台设备，工作温度150度，工作压力3.0MPa，介质特性高度危害，容器需设置爆破片及安全阀，要求爆破片安全装置在安全阀入口侧，串联设置。请讨论工作压力、安全阀整定压力、设计爆破压力、设计压力及最高允许工作压力的关系，请给出相应的数值。本人是这么理解的，既然介质特性为高度危害，那么本设备需要作泄漏性试验，而《固容规》第4.8.3条规定：“进行气密性试验时，一般应当将安全附件装配齐全”，即在做气密性试验时（气密性试验压力为设计压力），安全阀及爆破片不允许失效，即此时的安全阀的整定压力及爆破片的最低爆破压力应大于容器的设计压力。而GB150.1附录B中B.4.7条中又规定安全阀的整定压力Pz取（1.05~1.1）Pw，那么本台设备的安全阀的整定压力Pz=3.3MPa显然与以上条件不符。此时，我采取的方法是给定爆破片的设计爆破压力，反算设备的设计压力及安全阀的整定压力。那么先给出这几个压力的大小关系：工作压力≤设计压力≤安全阀整定压力≤设计爆破压力下限≤设计爆破压力≤设计爆破压力上限≤最高允许工作压力爆破片的设计爆破压力应为设计人员给定，此处选反拱形爆破片，且取制造范围为1/2范围，那么爆破片的上下偏差为±5%（此处GB150中反拱形爆破片的下限为0，本人与大连理工安全装备在限公司联系过，爆破片的制造下限应为-5%，此处保守点好了）。此时取爆破片的设计爆破压力为3.8MPa，那设计爆破压力下限取3.8×0.95=3.61MPa，爆破片的最高爆破压力取3.8×1.05=3.99MPa，即该台设备的最高允许工件压力应大于设计爆破压力上限3.99MPa，可取4.0MPa。那么根据安全阀整定压力≤设计爆破压力下限，取安全阀整定压力PZ=3.6MPa。按GB150.1附录B中B.5条中容器的设计压力应大于等于1.1×3.0+0.05×3.8=3.49MPa，可取3.5MPa。综上：工作压力Pw=3.0MPa 设计压力P=3.5MPa 安全阀整定压力Pz=3.6MPa 设计爆破压力Pb=3.8MPa 最高允许工件压力=4.0MPa 以上为本人在设计时考虑的因素，拿出来与大家讨论，望赐教！问题如果延伸的话，计算时，是否应按最高允许工件压力作为设计压力进行计算，如果这样该台设备成本会增加很多，很矛盾。查看更多 10个回答 . 3人已关注

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天然气的设计压力与设计温度的选取? 设计一台换热器，天然气走管程，其使用温度为零下25度至10度之间，工作压力1.2MPa,天然气主要组份有甲烷、丙烷、丁烷，还有少量的氮气、二氧化碳、丁烷等。请问 1、此管程设计压力与设计温度取多少合适？ 2、它是不是应该按照《容规》上对贮存用液化石油气的规定，按相应的天然气介质的50度的饱和蒸汽压来确定设计压力？ 3、还是直接按（1.05至1.1）倍的工作压力选取，设计温度按低温极限选取？ 4、此设备若选用全不锈钢材料，那么管板及管箱法兰必须选三级锻件吗？哪里有规定否？ 5、且管法兰垫片可用石棉橡胶板或者聚四氟乙烯吗查看更多 0个回答 . 3人已关注

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aspen 关于阳离子聚合模拟的教程？ 求助：求aspen plus上面关于阳离子聚合的教程，除了那本基于polymer plus那本书，有没有更详细的或者有polymer plus的使用手册也可以！！！！查看更多 0个回答 . 5人已关注

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甲醇：节后市场淡稳运行局部尚存阴跌压力?？节后国内大盘整体淡稳运行局部走软，目前由于对后市看法不一，业者多谨慎观望，买家采购意向不强，目前市场正处于僵持胶着阶段。宏观面的不确定性仍然对市场有利空影响，但目前基本面尚对市场有一定支撑：首先，目前国内整体供应压力不大：由于9月底至10月初西北部分主要企业均有入冬前的计划内检修（据初步统计涉及产能超过500万吨，故节后西北企业售价坚挺）；而近期随着成品油价格的下调，山东等地前往西北运油配车数量明显减少，也影响了西北甲醇对山东等市场的供应；此外按照惯例，每到冬季民用天然气需求增大时，化工供气量必然减少，“气荒”将或制约气头甲醇产能在今年四季度和明年一季度的释放；而近期华东港口库存压力不大在40余万吨，加之后期部分亚洲主要装置均有检修计划，外盘价格依旧坚挺，从而支撑港口贸易商心态。其次，10月份正值国内下游传统旺季，而后期冬季用油用气高峰也将支撑需求增长的预期。再次，原料煤炭价格持续高位且市场即将步入上行周期，随着冬季储煤期的到来，煤价有望继续拉涨，甲醇成本支撑依旧明显。综上虽然市场对西北检修供应缩量的预期仍在延续，然而在目前宏观经济环境仍然偏弱及二甲醚需求低迷的背景下，下游接货积极性偏低，市场成交清淡，装置检修的利好尚未显现。而内地部分贸易商节后订货集中，如后期库存持续承压，低价抛货可能性犹存，市场仍有潜在的风险。综上预计近期市场将保持窄幅震荡格局，局部在出货压力较大的背景下，不乏阴跌可能。查看更多 0个回答 . 3人已关注

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蜡油加氢脱硫装置设计？哪位大哥大姐能帮我理顺一下（使用场合：180万吨/年蜡油加氢脱硫装置蜡油加氢反应器，设计压力：11.68Mpa，设计温度：450℃，筒体内径φ4000mm，筒体高度33504mm，材质：2.25Cr-1Mo-0.25V；）这个设计的大概设计步骤应该怎么着手设计，还有他的大概的图纸帮我弄一张好吗？谢谢了我这个是本科毕业设计题目不必要太深入简单一点就好谢谢了若果可以请发我邮箱 2031654@163.com 在此提前谢谢各位大哥大姐了！！查看更多 3个回答 . 1人已关注

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pdms中如何实现环形管道？ 支持一下，望高手指教查看更多 14个回答 . 5人已关注

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简介

职业：上虞京新药业有限公司 - 销售

学校：荆州职业技术学院 - 化工学院

地区：河南省

个人简介：秩序，只有秩序才能产生自由。查看更多

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