年產十萬噸合成氨變換工段工藝設計終稿畢業論文-wenkub.com

　 　

【正文】 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。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。傳熱面積：S=Q/(Ktm)= m3。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。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) 。所以：D= = m官板直徑選用￠ m，設備外徑為￠ m。傳熱面積：S=Q/(Ktm)= m3。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。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 ℃。=（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 ℃。E=+ dp/ Dt。G——氣體重量流速,公斤/()。空速： Nm3干氣/()。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。則： W==U=(+)+(+)=V==q=== h所以： V01 =T0*V0 == m3 備用系數取：所以：V01== m3。則：V0== m3(標)/h。已知條件：第一段床層變換氣進口溫度：330 ℃。V0——通過觸媒的氣體體積，m3(標)/h。表247 變換氣各組分在454K時的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4Cp29Cpm=∑YiCp= kJ/（）。進設備的濕變換氣的量： kmol。表245 變換氣各組分在523K時的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4Cp故：Cpm=∑YiCp= kJ/（）。計算結果如表244所示。水進設備的溫度： 20 ℃。進出設備的水的量：X kmol。水的帶出熱Q4：水在330 ℃，T=603 K時的熱容為：Cp= kJ/（）。所以： Q2=（920+273）= kJ出熱：轉化氣的帶出熱Q3：轉化氣在330 ℃時T=603 K。水在20 ℃時 Cp= kJ/（）所以：Q1=X（20+273） =轉化氣的帶入熱Q2：轉化氣在920 ℃時T=1193 K。進出設備的轉化氣（濕）： kmol。△H為反應熱，取其平均溫度下的值，即：（181+203）/2=192 ℃，T=465 KCO的反應式為： CO +H2O=CO2+H2 (210)由《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》可知反應熱是溫度的函數，不同溫度下的反應熱可以用以下公式計算[12]：△H=kcal/ kmol (213)得：△H= kcal/kmol= kJ/kmolE2 =+43164= kJ/kmol最適宜溫度曲線由式Tm= 進行計算最適宜溫度計算結果列于表（237）中：表237 低變爐中CO轉化的最適宜溫度XpT402421440457475493510t129148167184201220237將以上數據作圖即得最適宜溫度曲線如圖5所示： 圖5 低變爐中CO轉換的最適宜溫度曲線圖 廢熱鍋爐的熱量和物料衡算以知條件：進廢熱鍋爐的轉化氣組份如表238所示：表238 變換氣進廢熱鍋爐時的各組分含量組份CO2COH2N2CH4O2H2O合計％100m3(標)kmol進廢熱鍋爐的溫度為：920 ℃。表234 變換氣各組分的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4Cp所以得：Cpm=∑YiCp= kJ/（）故：Q2=（203181）= kJ熱損失 ： Q3=Q1Q2== kJ。計算變換氣中各組分的生成焓原理與計算一段床層一樣，計算結果如表231所示。查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當Kp==223 ℃。表222 變換氣各組分在623K時的熱熔組分COH2CO2H2ON2CH4Cp 所以得：Cpm=∑YiCp= kJ/（）故：Q2=（365353）= kJ熱損失：Q3=Q1Q2= kJ 中變爐物料、熱量恒算結果列表表 223 中變爐一段物料平衡表組分進中變換爐的物料量/m3 出一段催化床層的物料量/m3CO2COH2N2O2——————————CH4H2O合計表 224 中變爐二段物料平衡表組分進二段催化床層的物料量/m3出二段催化床層的物料量/m3CO2COH2N2CH4H2O合計表 225 中變爐一段熱量平衡表反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJCO反應：O2反應：總熱量：表226 中變爐二段熱量平衡表反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJ 低變爐的物料與熱量衡算已知進中變爐的濕氣組分如表227所示，干變換氣的組分如表228所示。計算結果如表219所示。表218 變換氣出中變爐濕氣組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100m3(標)kmol對出中變爐一段催化床層的變換氣溫度進行估算：根據：Kp= （H2％CO2％）/（H2O％CO％）計算得Kp=查《小合成氨廠工藝技術與設計手冊》知當Kp==409 ℃設平均溫距為44 ℃，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：409℃44℃=365 ℃。根據熱量平衡： Q2= X() X= kg= kmol= m3(標)水的量為：+= m3(標) = kmol所以進二段催化床層的變換氣組分如表215所示.表 215 變換氣進二段催化床層各組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100M3(標)kmol 中變爐二段催化床層的物料與熱量衡算已知條件：所以進中變爐二段催化床層的變換氣干組分如表216所示。Q1= X( )。冷凝水吸熱Q1：據冷凝水的進口溫度20 ℃查《化工熱力學》可知h1 = kJ/kg。變換氣的溫度：415 ℃。 中變爐出口CO變換率60%。表213 變換氣各組分在683K時熱熔列表物質COCO2H2H2ON2CH4Cp31所以平均熱容：Cpm=∑YiCp= KJ/（）所以氣體吸熱：Q3=(415330)= kJ假設熱損失Q4（一般熱損失都小于總熱量的10%）。表29氣體統一基準焓（通式）常數表物質 a0 a1 a2 a3 a4O2103 10–310–710–10H210310－410－710－11H2O10410－310－710－11N210310－410－710－11CO10410－410－910－11CO210－310－6計算O2的基準焓：根據基準焓的計算通式：Ht=a0+a1T+a2T2+a3T3+a4T4 (211)在415 ℃時T=415+273=683 K。采用氣體的統一基準焓進行熱量平衡計算，不必考慮系統中反應如何進行、步驟有多少，只要計算出過程始態和末態焓差，即得出該過程的總熱效果：△H=（∑niHi）始－（∑niHi）末 (210)式中： △H ——過程熱效應，其值為正數時為