年产15万吨合成氨设备计算

年产15万吨合成氨设备计算
年产15万吨合成氨设备计算 1
第三章设备计算 1 3.1.2 中变催化床层触媒用量 1 3.1.12 引出通道管8 3.3.3 传热系数计算13
第四章汇总16
4.2 热量汇总表：17
4.3 主要设备一览表18 结论19 致谢20 参考文献21
第三章 设备计算
3.1 中变炉的计算
3.1.1 触媒用量的计算
根据文献《合成氨厂工艺和设备计算》可知： Vr=T 0·V 0 式中 Vr ——触媒体积，N m 3
T 0 ——标准接触时间，h· m 3 / N m 3 V 0——通过触媒的气体体积，N m 3 标准接触时间的计算公式[13]如下：
⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+---⋅=q u q u q u Wn q u W q k K n ln 22ln T p 0 式中：W=K p-1;
U=K p (A+B)+(C+D); V=K P AB-CD; q=W V U 42- K p ——反应平衡常数； k ——反应速度常数；
n ——变换的CO 的量，摩尔分率；
其中A 、B 、C 、D 分别代表CO 、H 2O 、CO 2及H 2的起始浓度 3.1.2 中变催化床层触媒用量 计算基准：18.94T/h 已知条件：
中变催化床层变换气进口温度为：315℃； 中变催化床层变换气出口温度为：380℃ 平均温度为：（315℃+380℃）/2=347.5℃
进中变炉催化剂干气量：2870.5×18.94=54367.27N m 3/h 出中变炉催化剂湿气量：4116.267×18.94=77962.097N m 3/h
由《合成氨厂工艺和设备计算》得到在347.5℃时反应速度常数k=3600，
加压时取校正系数：2.8，则：k=3600×2.8=10080. 进中变炉变换气中N 2％=16.42％
则：V 0=（18940÷17）×22.4/（0.1642×2）=75993.408 N m 3/h 出中温变换炉的变换气中CO ％=2.28％
出中变炉的变换气湿组分的含量（％）：如表2.5所示。

n=8.65％-2.28％=6.37％
在347.5℃时，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》K p =19.465 则： W=19.465-1=18.465
U=19.465×(0.0865+0.3026)+(0.0628+0.3793)=8.016 V=19.465×0.0865×0.3026-0.0628×0.3793=0.486 q=486.0465.184016.82⨯⨯-=5.325
⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+---⋅=
q U q U q U W q U W q k K n n ln 22ln T p 0 ⎥⎦⎤
⎢⎣⎡+----+-⨯⨯--⨯⨯⨯=
325.5016.8325.5016.8ln
325.5016.80637.0465.182325.5016.80637.0465.182ln 325.510080465.19T 0
=0.000681h
V =T 0·V 0 =0.000681×75993.408=51.75 m 3
备用系数取：1.1
V=51.75×1.1=56.93 m 3 则中温变换炉触媒用量: V= 56.93m 3
B109型触媒堆重度:1.45kg/L
空速=77962.097÷56.93=1369.438N m 3干气/(h· m 3触媒) 说明空速合适（B109 干空速在800—1500h -1） 3.1.3 触媒直径的计算
（1）变换炉设计应考虑催化剂[14]床层的阻力降。

阻力降与设备直径及催化剂床层高度有关。

要求中变催化剂床层阻力<9.68kPa 假设触媒直径为3.5m 计算触媒直径的公式：
催化剂床层阻力降：
△P=L E
E
d G f p
⨯-⨯⋅⋅⨯
⨯-31
.19
.18
1101.2γ △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2·小时)； γ——气体在操作状态下的重度, 公斤/米3； d p ——颗粒直径,米； L ——触媒床高度,米； E=0.378+0.308 d p / D t ； D t ——触媒层直径,米；
上式适用于φ6.4~φ9.5mm 粒度的催化剂，对于B109催化剂外型尺寸为φ9×7~9mm ，可用上式求取，将催化剂的粒度折算成相当于同体积的球体直径 则: d p =0.01m
E=0.378+0.308×0.01÷3.5=0.3789 （2）中变炉催化床层的阻力降[15] 中变炉催化床层变换气的平均温度:347.5℃ 中变炉段催化床层变换气的压力:1750kPa 中变炉催化床层变换气的平均分子量：
M=∑Y i ·M i =44×0.0628＋28×0.0865＋2×0.3793＋28×0.1642＋
16×0.0031＋18×0.3026＋39.948×0.0015=16.10kg/koml 中变炉催化床层变换气的重度γ：
γ=
1750
33.1012735.3472734.2210
.16⨯
+⨯ =5.461kg/m 3
气体重度流量(湿)G ：
G=2
5
.34
14.34.22079
.7796210.16⨯⨯⨯=5827.141kg/m 2 ·h
催化床层的高度L ：
L=
25.34
14
.356.93
⨯=5.920m
中变炉催化剂床层阻力降:
△P=L E E
d G f p
⨯-⨯⋅⋅⨯
⨯-3
1
.19
.18
1101.2γ =920.53789.03789
.01)01.0(461.5141.58275.1101.23
1.19
.18
⨯-⨯⨯⨯⨯⨯-）
（）（=881.688kg f/m 2=8.644kPa
计算结果△P<9.68 kPa,符合要求，中变炉催化剂床层直径3.5m 可用. 3.1.4 中变炉工艺计算汇总
（1）、催化剂体积为56.93m 3，床层直径为3.5m ，填料高度为5.920 m ； （2）、干空速1369.438h -1；
（3）、催化剂床层阻力降为8.644kPa ； 3.1.5 中变炉壁厚的计算 （1）、已知条件
MPa P C 925.175.11.1=⨯=，温度为350℃～450℃，压力为中压[16]，介质属于易燃易爆的物质，查文献[16]，选用15CrMoR （2）、确定参数
,3500,925
.1mm Di MPa P C ==由文献[16]附录9，表16查得：MPa t 118][=σ； 由文献[16]表4-9查得：mm C 8.01=，钢板厚度：全部厚度；
由文献[16]表4-8查得：针对GB6654-96，0.1=φ（采用双面焊对接接头，100%无损伤检测）mm C 12= 则：C =1C ＋2C =1.8mm
（3）、计算厚度
由文献[16]式（4-5）查得：
mm P Di P C t C 78.28925
.1-0.111823500
925.1-][2=⨯⨯⨯==
φσδ
在考虑腐蚀裕度2C ，由文献[16]式（4-5’），得到中变炉得设计壁厚为：
mm C d 78.29178.282=+=+δ mm d 58.308.078.29=+=δ
圆整后取mm n 31=δ，复验mm n 86.1%631%6=⨯=⨯δ>0.8mm ，故最后取
mm C 8.01=，该塔体可以用厚度为31mm 的15CrMoR 钢板制造。

（4）、校核
由文献[16]式（4-18）查得：s i T T S S D P φσσ9.0≤2)
(e
e +=
式中：MPa P P T 4063
.2925.125.125.1=⨯== n e δδ=-C=31-1.8=29.2mm
由文献[16]附录9，表16查得：MPa s 295=σ，则：
MPa
T 416.1452.292)2.293500(4063.2=⨯+⨯=σ
T s MPa σφσ>=⨯⨯=5.26529519.09.0，所以水压试验强度足够。

该塔是一个直径为3500mm ，壁厚为31mm 的15CrMoR 制成。

3.1.6 封头的选择：
（1）封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计选用椭圆形的封头[17]，公称直径D g =3500mm ，由文献[17]表2-8查得：
表3.1 封头的尺寸（JB/T4746-02）
公称直径 D g （mm ） 曲面高度 h 1（mm ） 直边高度 h 2（mm ）
内表面积 F （m 2） 容积 V （m 3） 3500
700
50
8.91
3.18
（2）、封头厚度的计算
由文献[16]式4-21查得： C
P D P t
i
c 0.5-][2φσδ=
已知：0.1,118][,3500,925.1====φσMPa mm D MPa P t i C ，代入上式，则：
mm 67.28925
.10.5-0.111823500
925.1⨯⨯⨯⨯=δ
mm C d 67.29167.282=+=+=δδ，mm C 8.01=， mm C d 46.308.067.291=+=+δ
圆整后取mm n 26=δ，复验mm n 86.1%631%6=⨯=⨯δ>0.8mm ，故最后取
mm C 8.01=，该封头可以用厚度为31mm 的15CrMoR 钢板制造。

3.1.7 群座：
塔底常采用群座[18]支撑，群座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为制作方便，一般采用圆筒形，由于群座内径>800mm ，
故其厚度取16mm 。

塔的高度：L 2h L h 2h 2H H /211'+++++=
=3500＋2×700＋50×2＋5920＋300+2×600 =12420mm
其中：
mm
,h mm ,L mm ,h mm ,h mm
,H '211进气管高出塔的高度—开人孔的空间距离—封头直边高度—封头短半轴高度—裙座高度—'
由文献[18]表3-12查得：
表3.2 裙座尺寸（20/35=米公斤q ）
塔径D g （mm ）
S c （mm ）
S 环（mm ）
Z —M 3500
5.1
11.2
12—27
由文献[18]表3-8查得：
基础环内径：()3bi 104.0~2.01623500D ⨯-⨯+=）（
=3232mm
基础环内径：()3bo 104.0~2.01623500D ⨯+⨯+=）（
=3832mm
圆整：bi D =3300mm ；bo D =3830mm ，基础环厚度，考虑到腐蚀裕度取18mm ，群座高度取3.5mm ，地脚螺栓直径取M27。

表3.3 裙座基座尺寸
群座直径 （mm ） D 1 （mm ） D 2 （mm ） D 0 （mm ） F 环×102 （cm 2） W 环×102 （cm 2） 3500
3830
3000
3300
238.14
160.6
3.1.8 地脚螺栓
由文献[18]表3-14查得：
表3.4 螺栓尺寸（M27）
d 4 d 2 Sa Sc hf l 3 34
40
26
12
300
L+50
3.1.9 人孔
采用A 型[18]人孔，由文献[7]表8-5查得：
表3.5 人孔尺寸
群座直径（mm ） 数量（个）
D （mm ） M （mm ） H （mm ） 1800≤D≤3400
2
450
200
600
3.1.10 排气孔
由文献[15]表8-13查得：
表3.6 排气孔尺寸
群座直径 （mm ） 排气孔直径 （mm ） 数量 （个） 孔中心离切线距离H
（mm ） 1800≤D≤3400
108
1
230
3.1.11 接管
由公式：nRT PV =得，0
10
101T P V T nP V =，则： 中变炉入口流速：s m V /701.23600
2731750)
315273(33.101097.796273=⨯⨯+⨯⨯=
而2
4R
V
v π=
，由文献[9]表3-12查得，若中变炉入口管选用的内管尺寸为219×6mm ， s m v /74.714
219.014.3701
.22
=⨯
=
表3.7 入口接管尺寸
内管（mm ） 外管（mm ） a （mm ） b （mm ） c （mm ）
H 2（mm ）
δ（mm ）
219×6 273×8 25 210 95 200 8
同理：
中变炉出口流速： 由文献[18]表3-15查得，中变炉出口管选用的内管尺寸为219×6mm ，
s m v /66.794219.014.3999
.22
=⨯
=
s
m V /999.23600
2731750)
380273(33.101097.779623=⨯⨯+⨯⨯=
表3.8 出口接管尺寸
内管（mm ） 外管（mm ）
a （mm ）
b （mm ）
c （mm ）
H 2（mm ）
δ（mm ）
219×6 273×8
25
210
95
200
8
3.1.12 引出通道管
由文献[18]表3-17查得：
表3.9 引出通道管尺寸
D g （mm ）
d 3×S 3（mm ）
E （mm ） D （mm ） L （mm ） H （mm ） 200
379×8
350
≤300
150
1600
3.1.13 法兰
因为原料气为易燃易爆的气体，由文献[6]查得该采用凹凸面平焊法兰。

由文献[17]表8-16查得：
表3.10凹凸面法兰尺寸（HG/T20592—97）（单位：mm ）
D g d H S D D 1 D 2 D 3 D 4 D 5 200
219
6
360
310
278
239
259
238
续上
D 6 b B 3 B 4 f f 1=f 2 h d 质量 260
32
10
11
3
4.5
92
25
68.8
3.1.14 筋板
由文献[18]式4-6查得：
z
D L 1
π=
-筋S
其中1D ：基础环外径3830mm ； Z ：地脚螺栓个数12；
筋S ：螺栓座筋板厚度，取12mm 。

则：12
3830
14.3⨯=
L -20
=983mm
3.1.15 中变炉材料与零部件一览表
表3.11材料与零部件一览表
名称 标准号 数量 备注
裙座 1 Φ＝3500 人孔 J04-0091 2 Φ=450
封头 JB1154-73 2 δ＝31
接管 HG20595-97 2 Φ219×6
法兰 HG5011-58
2 P g 25D g 200
引出管 1 Φ510 排气孔 1 Φ100
塔体
1
δ＝31
3.2 低温变换炉计算
3.2.1 已知条件：
平均操作压力 1.75Mpa. 气体进口温度 197℃ 气体出口温度 221℃
平均温度 （197℃+221℃）/2=209℃ 气体流量（干） 18.94×3132.443=59328.470N m 3/h 湿气流量 18.94×4116.267=77962.097N m 3/h
进低变炉催化剂气体（干）组分
表3.12进低变炉催化剂气体（干）组分
组 分 CO 2 CO H 2 N 2 Ar CH 4 合计 含量,％ 16.61 3.00 58.21
21.57
0.20 0.41 100 N m 3 520.318 93.969 1823.495 675.716 6.315 12.630 3132.443 kmol
23.228
4.185
81.406
30.166
0.282
0.564
139.831
入催化剂蒸汽比 R =
入口湿气中干气总量
入口湿气中水蒸气含量
R = 443
.3132824
.983= 0.3141
3.2.2 催化剂用量计算
根据低变催化剂的选用原则，选B302Q 型国产低变催化剂。

用B302Q 型国产低变催化剂进行计算 V =T 0·V 0
V 0的求取：进低变炉变换气中N 2％=21.57％
则：V 0=（18940÷17）×22.4/（0.2157×2）=57849.410 N m 3/h T 0的求取：⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+---⋅=
q U q U q U Wn q U Wn q k Kp ln 22ln T 0 在209℃时，查《 小合成氨厂工艺技术与设计手册》K p =190.275 则： W=190.275-1=189.275
U=190.275×(0.0228+0.2390)+(0.4430+0.1264)=50.383 V=190.275×0.0228×0.2390-0.4430×0.1264=0.9809 q=9809.0275.1894383.502⨯⨯-=42.377
低变炉出口湿气中CO 含量： CO%=0.31％ n=2.28％-0.31%=1.97％
由《合成氨厂工艺和设备计算》得到在309℃时反应速度常数k=3571，加压时取校正系数：2.8，则：k=3571×2.8=10000. 故⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+---⋅=
q U q U q U Wn q U Wn q k Kp ln 22ln T 0 ⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡+----+-⨯⨯--⨯⨯⨯=
377.42383.50377.42383.50ln
377.42383.500197.0275.1892377.42383.500197.0275.1892ln 377.4210000275.190T 0
=0.00117h
V =T 0·V00=0.00117×57849.410=67.684 m 3
在采用中变串低变流程中，低变催化剂条件较好，故可以不考虑催化剂备用系数。

3.2.3 催化剂床层直径计算
设计要求催化剂层总阻力＜9.68KPa （即700mmH 2O ）,
催化剂层阻力降采用下式计算
ΔP=2.1×L E E
d r fG p
31
.19.18
110-⨯⋅- B302Q 为球形催化剂，粒度为φ3～5mm ，取其平均值为φ4mm ， 即d p =4mm=0.004m
设催化剂床层直径为4.2m, 则：
E=0.378+0.308 t
p D d =0.378+0.308×
2
.4004
.0=0.3783 (1)催化剂床层阻力 气体平均分子量
M=∑YiMi=44×0.1264＋28×0.0228＋2×0.4430＋28×0.1642 ＋39.948×0.0031＋18×0.2390=16.109kg/koml 气体在进入低变催化剂层中的重度γ
035.71750
33.1012732732094.22109
.16=⨯
+⨯=
γ kg/m 3
式中：209为气体的平均温度值 气体质量流量G=
2
2.44
14.34.22097
.77962109.16⨯⨯⨯ =4048.889kg/m 3·h
(2)催化剂层高
()m 888.44
14
.32.4684
.67L 2=⨯
=
ΔP=888.43783.03783.01)004.0(035.7889.40485.1101.23
1.19
.18
⨯-⨯⨯⨯⨯⨯-）
（）（=779.689kgf/m 2
=7.644K Pa
计算结果符合要求ΔP ＜9.68KPa,故取催化剂直径4.2m 3.2.4 封头的选择
（1）封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计选用椭圆形的封头，由公称直径D g =4200mm ，由文献[17]表2-8查得：
表3.13封头的尺寸（JB1/T4746-02）
公称直径 D g （mm ） 曲面高度 h 1（mm ） 直边高度 h 2（mm ）
内表面积 F （m 2） 容积 V （m 3） 4200
800
50
8.91
3.18
3.3 主换热器的计算
3.3 .1 已知条件：
进出设备的变换气的量：183.762 kmol 进出设备的水的量：234.090 kmol 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：380℃ 变换气进主换热器的温度：260℃ 气体平均温度：
3202
260
380=+℃
湿变换气组成：
表3.14换热器进口湿变换气组成
组 分 CO 2 CO H 2 N 2 Ar CH 4 H 2O 合计 含量,％ 12.64
2.28
44.30
16.42
0.15
0.31
23.90
100 N m 3 520.318 63.969 1823.495 675.716 6.315 12.630 983.824 4116.267 kmol
23.228
4.195
81.406
30.166
0.282
0.564
43.921
183.762
湿变换气分子量：M=16.109kg/koml 换热器热负荷:
拟采用单程换热器,并使热气体走管内,冷气体走管间,故以热气体放出热量为计算热负荷:
Q = (Q 4－Q 2)×18.94=(2901035.234－2299082.162)×18.94=11400991.182kJ/h 3.3 .2 设备直径与列管数量确定
采用列管换热器，变换气走管内，水走管间。

为使设备结构紧凑,减少热量损失,提高单位面积换热能力,拟采用φ25×2.5小列管,单程结构,并使热气体走管内,冷气体走管程.
列管数量估算: 管内气体重量流量为:
G=16.109×183.762×18.94=56066.605Kg/h
为使管内雷诺准数大于10000，估计重量流速为25Kg/(m 2.s),则需要列管数为：n=
19843600
02.04
25605
.560662=⨯⨯∏
⨯(根)
管板直径估算：
采用正六角形排列，取充填系数η=0.9，管间距取t=30mm. D=1.05t
η
n
=1.05×30
9
.01984
=1478.973mm 设备规格选定：
换热器内径取1500mm,列管φ25×4.0采用正六角形排列，管间距取30mm, 管壁与壳壁净距不小于15mm 。

共排13层（918根）
每个弓形内布23孔，扣除拉杆6孔得：n=918+6×23-6=1050 根 3.3.3 传热系数计算 管内给热系数计算：
管内给热系数按下式计算：α内=0.023
d
λRe 0.8Pr 0.4
管内气体平均温度
3552
280
430=+℃
按温度355℃及压力0.75Mpa 压力确定物性参数为： C m =2.9356KJ/(㎏.K) μm =1.2965×10-5Pa.S λm =0.1792W/(m.K) R e =G .d/µm .F=
14
.302.010*******.44
02.0605.560662
2⨯⨯⨯⨯⨯⨯-=72890.440 P r = µm .C m /λm =
2119.01543
.0701
.010666.42=⨯⨯- 内α=
4.08.02119.0440.72890023.002
.01543
.0⨯⨯⨯=769.34Cal/(m 2.h.℃)=894.73W/（m 2.K ）
管间给热系数计算：
管间装方形挡板r=0.47m,方形板开口高度取直径的40％，即h′=0.376m,板间距取0.32m,此时流体横过管束的流道截面积：
S 1=H d (1-d 0/t)=0.32×0.94⎪⎭
⎫
⎝⎛-30251=0.0501m 2
挡板开口方向截面积：S a =π/180r 2COS -1(
)'r h r --(r-h’)2h h d '-'⨯=π/180×
0.472COS -1（47
.0376
.047.0-）
-（0.47-0.376）×2376.0376.094.0-⨯=0.2682m 2 开口弓形面积减去列管所占面积：
S 2=S a =⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-2091.01t d =0.2682×⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-2
302591.01=0.09872m
平均流通截面积：S m =0987.00501.021⨯=S S =0.07032m 壳程热水在压力1.2Mpa,温度t =2
150
80+=115℃时水的物性参数： C H2O =4.249KJ/(kg.℃) μ=24.81×10-5Pa.S λ=68.56×10-2W/（m.℃） 管间给热系数按下式计算
α外=λm /d e ×1.72de 0.6(d 0G/µM S m )0.6(C m µM /λm )1/3(µM /µW )
0.14
式中: d e =0
202nd D nd D +-=025.0105094.0025.0105094.02
2⨯+⨯-=0.0126m
d 0G/µmS m =
0703
.0103506.89605
.56066025.02
⨯⨯⨯- =22314.721 d 0G/µmS m =(0.014×754.959×8.7771)/(0.06414×0.09992)=14475.08
m
m
m C λμ=5904
.03056.89014.12
-⨯=1.5388
略去流体由于蒸汽的存在而对热水的物性参数如粘度的影响，则： α外=1.72×
3/16.06.05388.1721.223140126.0025
.05904
.0⨯⨯⨯ =1381.994Cal/(m 2.h.℃)
总传热系数计算
以管外表面计的总传热系数为： K 0=
i
i i m d d d d R d d R 0
00011
1
⨯++++内外αλδα
列管平均直径：m d =
02
.0025.0ln
02
.0025.0-=0.0224m
列管导热系数λ=30Cal/(m.h.℃)
垢层热阻i R R =0=0.003..2h m ℃/Kcal
20
25
73.89412025003.04.222530002.0003.086.142111
0⨯
+⨯+⨯++=
K =112.05Kcal/(2m .h.℃)
平均温度差计算：
Δt m =ψΔt Δt m ’
Δt m ’=
1212ln t t t t ∆∆∆-∆=()()⎪⎭
⎫ ⎝⎛-----2026090380ln 2026090380=93.57℃
查得： ψΔt =0.98
Δt m =ψΔt Δt m ’=0.98×93.57=91.70℃
换热面积计算： 05
.11270.911868.4182
.114009910⨯⨯=
∆=
m t K Q F =188.943 m 2 取备用系数1.3，则F′=245.627m 2 列管长度计算L=
∏
⨯⨯025.01050627
.245=2.981m
考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取L=3.0m
第四章汇总
4.1 物料汇总表
表4.1 中变炉物料衡算(基准：18.94tNH3/h)
设备中变炉
物料入口气体组成出口气体组成
组分kmol/ h N m3/h V% kmol/h N m3/h V% CO2218.435 4893.054 6.28 439.938 9854.823 12.64 CO 300.957 6741.542 8.65 79.453 1779.773 2.28 H21320.478 29572.227 37.93 1541.886 34536.995 44.30 N2571.344 12798.061 16.42 571.344 12798.061 16.42 Ar 5.341 119.606 0.15 5.341 119.606 0.15 CH410.682 239.212 0.31 10.682 239.212 0.31 H2O 1053.337 23595.395 30.26 831.864 18633.627 23.90 合计3480.574 77959.134 100 3480.508 77962.098 100
表4.2低变炉物料衡算(基准：18.94tNH3/h)
设备低变炉
物料入口气体组成入口气体组成
组分kmol/h N m3/h V% kmol/h N m3/h V% CO2439.938 9854.823 12.64 508.747 11395.743 14.62 CO 79.453 1779.773 2.28 10.663 238.852 0.31
H21541.886 34536.993 44.30 1610.620 36077.916 46.28 N2571.344 12798.061 16.42 571.344 12798.061 16.41 Ar 5.341 119.606 0.15 5.341 119.606 0.15 CH410.682 239.212 0.31 10.682 239.212 0.31
H2O 831.864 18633.627 23.90 763.074 17092.706 21.92 合计3480.508 77692.098 100 3480.471 77692.096 100
表4.3废热锅炉物料衡算(基准：18.94tNH3/h)
设备废热锅炉
物料入口气体组成出口气体组成
组分kmol/ h N m3/h V% kmol/ h N m3/h V% CO2218.435 4893.057 6.59 218.435 4893.057 5.50 CO 300.956 6741.541 9.46 300.956 6741.541 7.57 H21320.478 29575.225 41.48 1320.478 29575.225 33.22 N2571.344 12790.063 17.94 571.344 12790.063 14.37 CH410.682 239.214 0.34 10.682 239.214 0.27 Ar 5.341 119.607 0.17 5.341 119.607 0.13 H2O 755.706 16928.002 24.02 1547.833 23595.397 38.94 合计3182.429 71286.709 100 3975.069 77954.104 100
主换热器和调温水加热器中物料组成与中变炉出口气体组成一样，且物料的量在设备内无变化。

4.2 热量汇总表：
表4.4 中变换炉热量平衡
反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ
451555.645 405994.575 45561.07
表4.5低变换炉热量平衡
反应放热/kJ 气体吸热/kJ 热量损失/kJ
144931.328 144217.202 714.126
表4.6废热锅炉热量平衡
带入热/kJ 带出热/kJ 热损失/kJ
转换气7196248.905 3203210.410 --------
水3037530.578 6590296.655 --------
∑Q10233779.48 9793507.065 440272.415
表4.7主换热器热量平衡
带入热/kJ 带出热/kJ 热损失/kJ 转换气4107243.146 3249036.383 --------
水2299082.162 2901035.234 --------
∑Q6406325.308 6150071.617 256253.691
表4.8调温水加热器热量平衡
带入热/kJ 带出热/kJ 放出的热/kJ 热损失/kJ 转换气3249036.383 2808260.072 310814.856 129961.455
4.3 主要设备一览表
表4.9 设备一览
序号名称规格图号数量材料备注
1 废热锅炉φ1000⨯22,L=8287mm,
F=130m2,
换热管φ38×390根，
φ25×2.5
E-201 1 Cr16 Ni32
2 中温变换炉
D g3500 H:12320
操作温度≤400℃
操作压力≤1.75MPa
催化剂装量56.93m3
C-201 1 15CrMoR
催化剂床段数：1
3 中变换热器
D g600
管程数I
换热面积245.627m2
长度3000mm
管子排列方式：六角形
E-202 1 20R
4 温水调节器
D g400
换热面积：25m2
管子排列方式：六角形
E-203 1 20R
5 低温变换炉
D g3200
操作温度≤260℃
操作压力≤1.7MPa
催化剂装量67.684m3
C-202 1 16MnR
化剂床段数：
1
结论
CO气变换工段工序既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续,是合成氨生产中较为关键的一步，变换工段主要利用CO变换反应式：CO+H2O→CO2+H2
，进入中温变换炉前的转化气进行降温，降到310℃，同时增加汽气比；中温变换里加入冷激水，不仅可以降低温度，而且可以增加汽气比，减少外加水蒸气的加入，有节能降耗的效果；从中变炉出来的变换气经过换热器的换热、降温，进入低变炉再次进行CO和水蒸气反应，使CO的含量降到0.3％，有利于后面的甲烷化工序。

因此，必须控制一定的工艺条件，使变换气的组成，满足的工艺生产的要求。

在本设计中，根据已知原料气中CO的含量为12.4％，且小于15％，根据操作条件，采用了中变串低变的工艺流程路线。

首先对中变炉进行了物料和热量衡算，进入中变炉的CO含量为12.4％，其中反应掉的量为11.695kmol，最后出来的含量为0.3％，在中变炉中的温度由310℃升到380℃，气体反应共放出的热量为451555.645kJ；在物料盒热量衡算的基础上，对中变炉的设计尺寸进行了计算，得到中变炉的直径为3500mm，填料层的高度为5920mm，塔的总高度为12420mm。

通过主要设备的物料、热量衡算，对其进行尺寸的计算，得到低变炉的直径为4200mm，填料层高度为4880mm；换热器内径为1500mm，列管共排13层列管长度取3000mm。

本设计主要设计了中温废热锅炉、中温变换炉、主换热器、调温水换热器和低变炉共五个主要设备，基本圆满完成了本次设计。

致谢
毕业设计这段期间，我得到了老师和同学的帮助与指导，这是我能够顺利完成毕业设计的重要保证，使我感受到了的团结合作的氛围。

能够成功完成自己的课题，首先要感谢老师花费很多宝贵时间来耐心指导我，他不光为我提供了良好的毕业设计的环境和条件，而且由于他的耐心指导使我在这次毕业设计中不仅学会了更多的书本及实践知识，更让我学会了做事要认真，避免马虎。

也非常感谢我寝室的室友们，他们在我的设计过程中提出了许多建设性意见，并给我解决了一些专业性问题，他们的帮助使我受益匪浅。

在多年的学习生活中，还得到了许多老师的热情关心和帮助，用言语无法表达我的感激之情，只有在以后的工作中更加的努力，把种精神继续发扬下去，来回报你们！
由于时间有限，设计可能不完善，请各位老师批评指正。

衷心地感谢在百忙之中评阅论文和参加答辩的各位专老师，谢谢！
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