年產十萬噸合成氨變換工段工藝設計終稿畢業論文-資料下載頁

　　

【正文】 換的CO的量，分子分率。其中A、B、C、D分別代表CO、COCO2及H2的起始濃度[13]。計算基準： t/h。已知條件：第一段床層變換氣進口溫度：330 ℃。第一段床層變換氣出口溫度為：415 ℃。平均溫度為：（330℃+415℃）/2= ℃由《小型合成氨廠工藝和設備計算》 ℃時反應速度常數k1=4600，加壓時取校正系數：，則：k1=4600=12880。進第一段床層變換氣中N2%=%。則：V0== m3(標)/h。出第一段床層變換氣中CO%=%進第一段床層的變換氣濕組分如表31所示。表31 進第一段床層得變換濕氣組分列表組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100m3(標)komln=%%=%。℃時，查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》Kp=[13]。則： W==U=(+)+(+)=V==q=== h所以： V01 =T0*V0 == m3 備用系數取：所以：V01== m3。 第二段床層觸媒用量已知條件：第二段床層變換氣進口溫度：353 ℃。第二段床層變換氣出口溫度為：365 ℃。平均溫度為：（353℃+365℃）/2=359 ℃由《小型型合成氨廠工藝和設備計算》得到在375 ℃時反應速度常數k1=4600，在317 ℃時反應速度常數k2=2130。使用內插法：（375359）/（4600k）=（）/（k2130） k=3684加壓時取校正系數：，則：k1=3684=10315進中變爐二段床層的組分含量如表32所示。表32 進中變爐二段的變換氣各組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100m3(標)koml出中變爐二段床層的CO組分：%。n=%%=%。由《小合成氨廠工藝技術與設計手冊 》得到在359 ℃時反應平衡常數Kp=則： W==U=(+)+(+=V==q== = h所以： V02=T0*V0 == m3 備用系數取：.所以：V02 == m3中溫變換爐觸媒用量：V= V01+V02=+= m3C6型觸媒堆重度: kg/L觸媒堆重量： Nm3 /h。空速： Nm3干氣/()。 觸媒直徑的計算（1） m。催化劑床層阻力降公式：△P= （33）注： △P——氣體通過觸媒床的壓力降。f ——摩擦系數,。G——氣體重量流速,公斤/()。r ——氣體在操作狀態下的重度, 公斤/米3。dp——顆粒直徑,米。L——觸媒床高度,米。E=+ dp/ Dt。Dt——觸媒層直徑,米。C6型觸媒外型尺寸為￠98毫米圓柱體dp=(6Vp) 247。SpVp=()2=107Sp =2()2+=104則： dp=103所以：E=+103247。=（2）中變爐第一段催化床層的阻力降第一段催化床層變換氣的平均溫度： ℃第一段催化床層變換氣的壓力:1750 kp第一段催化床層變換氣的平均分子量：M=∑YiMi= kg/koml第一段催化床層變換氣的重度：r= = kg/m3 氣體重度流量(濕)：G= = kg/第一段催化床層的高度：L= = m第一段催化劑床層阻力降： △P = （34） = kgf/m3（3） 中變爐第二段催化床層的阻力降第二段催化床層變換氣的平均溫度359 ℃。第二段催化床層變換氣的平均分子量:M=∑YiMi= kg/ kmol。第二段催化床層變換氣的重度：r= = kg/m3 氣體重度流量(濕)G：G= = kg/第二段催化床層的高度：L= = m第二段催化劑床層阻力降：△P = = kgf/m3中變爐催化劑的總阻降： △P總=+= kgf/m3 = Kp所以計算得中變爐催化劑的總阻降符合要求， m可用。(4) 中變爐進口直徑的計算：Vs== m/s取氣體流速為50m/s d== m(5) 中變爐出口直徑的計算 Vs== m/s取氣體流速為50m/s d== m（6） 中間冷凝水進口直徑查《化工原理》得到H2O的組分在20 ℃，1750 kPa時的密度為998 kg/m3此時壓力對水的影響不大，不需要校核。Vs=== m/s取水流速為5m/s d== m已知條件：水進主換熱器的溫度：20 ℃。水出主換熱器的溫度：150 ℃。變換氣進主換熱器的溫度：365 ℃。變換氣出主換熱器的溫度：250 ℃。以水的吸熱來計算：從前面主換熱器的計算中可知水吸熱為：Q4Q2。則實際轉熱量為：Q= (Q4Q2)= kJ/h。平均溫差：tm= （35） = ℃。取K=250 kJ/(.℃)。傳熱面積：S=Q/(Ktm)= m3。設富裕傳熱面積為20%，則S實=(1+)= m2。選擇固定管板式換熱器。表33 固定管板式換熱器參數公稱直徑/mm800公稱面積/m2200管數/根444管長/mm6000管程數/個6殼程數/個1管子排列方式三角形 設備直徑與管板的確定管板直徑的計算公式：D=(n/) (36)注：n——管數；——管板填充系數，；t——管子中心距。所以：D= = m官板直徑選用￠ m，設備外徑為￠ m。 傳熱系數的驗算管內給熱系數的計算公式如下： a內= （37）Re=Gd/u （38）Pr=uCm/ （39） u= （310）粘度的計算：查《化工原理》 ℃時，各氣體的u值如表34所示[13].表34 ℃時的粘度值組分CO2COH2CH4N2H2Ou()根據公式得： = = kg/()導熱系數的計算：查《化工原理》 ℃時，各氣體的導熱系數值如表35所示[15]。表35 ℃時的導熱系數組分CO2COH2CH4N2H2O根據公式得： = kcal/(h.℃)熱容的計算： ℃時用公式：Cp=a+b+cT2來計算熱容。計算結果如表36所示。表36 ℃的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4CpCpm=∑YiCp= kJ/（）= kJ/（kmol.℃）∑M=∑YiMi= kg/kmolCp=(kg.℃)雷諾系數的計算：Re=Gd/u=(3600)/=10455Pr=(uCm)/=()/=則：a內==（）（10455）（）= kcal/(.℃)= kJ/(.℃) 殼側對流傳熱系數計算殼側對流傳熱系數的計算公式如下：a外=(/do)(de)(doGu/u)(Cmu/)1/3(u/uw) (310)在本設計中由于溫度對氣體粘度變化影響不大，故校正項(u/uw) 。水的物性數據水的溫度為：（20+150）/2=85 ℃。導熱系數： = kcal/(mh℃)。熱容：Cm= kJ/(kg℃)。粘度： u= 取de= m所以殼側對流傳熱系數為：a外=(/do)(de)(doGu/u)(Cmu/)1/3 =6423kcal/(.℃) 總傳熱系數核算。由《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》可知總傳熱系數的計算公式為[16]：則： K= kcal/(.℃) = kJ/(.℃)以水的吸熱來計算從前面主換熱器的計算中可知水吸熱為：Q4Q2。則實際轉熱量為：Q= (Q4Q2)= kJ/h。平均溫差： tm= = ℃。傳熱面積：S=Q/(Ktm)= m3。安全系數：100%=%。 其他主設備 其他主設備見表37所示。表37 其他主設備表名稱規格數量材料廢熱鍋爐1 00022L=8 287mmF=130m2換熱管38390根2521Cr16 Ni32溫水調節器400換熱面積：25m2管子排列方式：三角形1碳鋼第4章 設備一覽表根據前面的工藝和設備計算，將主要設備的規格列于表41。表41 主要設備一覽表名稱規格數量材料中變爐h1=h2=116MnR換熱器公稱直徑：800mm公稱面積：200m2管數：444根管長：6000mm排列方式：三角形1碳鋼廢熱鍋爐1 00022L=8 287mmF=130m2換熱管38390根2521Cr16 Ni32溫水調節器400換熱面積：25m2管子排列方式：三角形1碳鋼參考文獻[1] [M].化學工業出版社，1982.[2] [M].石油化學工業出版社，1978.[3] [M].北京：化學工業出版社，1999.[4] ［Ｍ］.華東化工學院出版社，1988年.[5] ［Ｍ］.工業出版社，1977.[6] ［Ｍ］.石油化學工業出版社，1979.[7] 陳五平..,1996:131167.[8] [M]. ：（11）.[9] ,Chemical Engineer’Handbook,5th edition ,McGraywHill,Newyork,1973.[10] Moyes, Chemical Engineer,1974.(February):84～90.[11] Reinhardt, Technik,1956,6,(10):454.[12] ［Ｍ］..[13] ［Ｍ］.化學工業出版社.致 謝由于合成氨變換工藝是成熟工藝，參考文獻資料較多。本設計主要參考了《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》這本書，查閱和參考了許多合成氨方面的相關資料。本設計選擇了合適的工藝流程；通過計算和繪圖分析出了溫度對轉化率和反應速率的影響變化，確定良好的工藝條件；通過熱量衡算，選擇合適的換熱器，合理的利用和回收了熱量；選擇了合適的催化劑，對設備結構進行了合理的設計。本次畢業設計是一個理論與實際相結合的過程。通過本次設計，提高了我查閱資料、運用知識的能力，使我對化工生產及操作有進一步的了解，對以后的學習和工作有很大幫助。由于本人水平有限，生產實習的經驗較少，設計會有不少缺點與不足，熱切期望得到各位老師的批評指正。本次畢業設計得以順利完成，離不開指導老師張廷紅老師在設計過程中給予的悉心指導并在本次設計過程中提出了寶貴意見，使本次設計得以順利完