合成氨厂变换工段工艺设计计算书

合成氨厂变换工段工艺设计 1、 原料气组成： 几种不同原料制得的原料气组成如下 制气原料 气体组成% CO2 CO H2 N2 CH4 O2 煤块、焦碳 8.35 30.28 38.47 21.3 1.2 0.4 石灰碳化煤球 14.16 23.54 39.90 20.8 1.2 0.4 煤块、石灰碳化煤球混烧 11.20 27.0 39.60 20.5 1.3 0.4 2、 压力 进工段煤气压力0.7~0.8MPa 进工段蒸汽压力1.0~1.2MPa 3、 温度 进系统半水煤气温度35~45℃ 中变炉一段进口温度300℃ 低变炉进口温度180~190℃ 系统出口温度35～45℃ 系统出口变换气（干）中CO含量0.8~1.2% 4、 流程 快递问题件怎么处理流程河南自建厂房流程下载关于规范招聘需求审批流程制作流程表下载邮件下载流程设计 中变串低变流程 物料及热量计算 设变换气进口混合气（半水煤气+再生气）为：3300Nm3/t NH3 原料为：煤块、石灰碳化煤球混烧 混合气（半水煤气+再生气）组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 合计 % 11.20 27.0 39.60 20.5 1.3 0.4 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 3300 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 147.3 以1t NH3为计算基准 设备能力以年产60000t NH3/年，8.33 t NH3/h为基准 12.1.2中温变换炉物料及热量计算 (1)干变换气量及变换率的计算 设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由                       O2+2H2=2H2O 知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为                 3300-3V氧=3300-3×13.2=3260.4 m3（标） 则干变换气量应为     V变=V+V·yCO·x 式中V——半水煤气体积m3（标） yCO——混合气中CO含量，体积% CO总变换率为     式中     变换出口CO设2% CO变换总量 3300×27.3%×90.86%=819m3（标）=36.57kmol 变换气中CO量 3300×27.3%-819=81.9 m3（标）=3.66kmol (2)总蒸汽比计算 设低温变换炉出口变换气温度为232℃,平衡温距取23℃,t=232+23=255℃ CO变换反应式为     CO+H2O=CO2+H2     设        a  b    c  d 则:a=27.0      c=11.2      d=39.6 CO反应量 △CO=27.0×90.86%=24.5Nm3CO/100干半水煤气 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得255℃时，KP=78.9 将a、c、d值代入上式求解b=45.2,即:水蒸汽/干半水煤气=45.2/100 上式中O2为煤气中氧的浓度. 需总蒸汽量(包括喷的冷凝水量)         147.3 kmol×45.2%=66.6 kmol=1198 m3（标）     (3)中变炉一段催化剂层物料及热量计算     a、入炉蒸汽比（水蒸汽/干半水煤气）计算      设CO在一段催化剂层转化60%，且O2在一段催化剂层与氢完全燃烧而生成水，则CO反应量为： △CO=27.0×60%=16.2Nm3CO/100干半水煤气 CO总反应量     设气体出一段催化剂层温度为480℃, 平衡温距取18℃, 出口气平衡温度为480+18=498℃, 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得498℃时，KP=4.9, 则:         将a、c、d、及O2等代入式         解上式得 b=40    即：水蒸汽/干半水煤气=40/100 即: H2O/CO=1.48 入炉蒸汽量： V水=1.48×891=1318.7 m3（标）=58.9 kmol=1060.2kg 入炉湿气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 % 8.0 19.3 28.3 14.6 0.9 0.28 28.5 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 1318.7 4619 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 58.9 206.2 kg 726 1114.4 116.6 845.6 28.5 18.9 1060.2 3910.2     B、平衡变换率计算及出一段催化剂层气体组成     设480℃的CO平衡变换率为xP，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,查得480℃时，KP=5.8,则         将入炉气有关组份带入上式得:     解上式得xP=62.28%     实际变换率为平衡变换率的         出一段催化剂层干气体量     3300+534.6-13.2×3=3795 m3（标）     出一段催化剂层干气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 合计 % 22 10 48.2 18.7 1.1 100 m3（标） 834.9 379.5 1829.19 709.67 41.7 3795 kmol 37.3 16.9 81.66 31.68 1.86 169.4 kg 1641.2 473.2 163.3 887.04 29.76 3194.5 出一段催化剂层湿气组成 出一段催化剂层剩余蒸汽量     1318.7-534.6+13.2×3=822.9 m3（标） 出一段催化剂层湿气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 18.08 8.2 39.6 15.37 0.9 17.83 100 m3（标） 834.9 379.5 1829.19 709.67 41.7 823.7 4618.7 kmol 37.3 16.9 81.66 31.68 1.86 36.77 206.2 kg 1641.2 473.2 163.3 887.04 29.76 661.9 3856.4     c、热量衡算     计算CO变换反应气体温升     入热     CO反应放热Q1 设气体由300℃升至480℃, 反应取平衡温度390℃的热效应, 由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年, 图4-2-1一氧化碳变换反应热效应查得△H=38900  kJ/kmol=9291kcal/kmol Q1=(39.8-16.9) kmol×38900kJ/kmol=890810kJ O2燃烧热Q2 Q2=0.59 kmol×115600 kcal/kmol=68204 kcal=285557 kJ 合计 Q1 +O2=890810kJ+285557 kJ=1176367kJ 出热 设气体温升为△t, 气体在平均温度390℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8 CO2的恒压比热容47 kJ/kmol℃ CO的恒压比热容30 kJ/kmol℃ H2的比热容29.0 kJ/kmol℃ N2的比热容30.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容53.2 kJ/kmol℃ H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.5kcal/kg℃=37.6kJ/kmol℃ 平均比热容 47×0.1808+30×0.082+29×0.396+30.5×0.1537+53.2×0.009+37.6×0.1783 =8.4+2.4+11.3+4.6+0.47+6.7=31 kJ/kmol℃ Q3=206.2 kmol×31 kJ/kmol℃×△t=6392×△t 热损失Q4 设Q4=25816 Q1+Q2=Q3+Q4 1176367=6392△t+25816 ℃ 气体出口温度为t1=300+180=480℃ d、一段催化剂平衡曲线计算 根据中变炉一段入口气中蒸汽比（水蒸汽/干半水煤气=0.4）,由下式计算各温度下的平衡变换率:     CO+H2O=CO2+H2     设        A  B  C  D 则:A=19.3      B=28.5      C=8.0      D=28.3 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,表4-2-6,300℃时KP=39.76 W=KP-1 U=KP(A+B)+(C+D) V=KPAB-CD W=KP-1=39.76-1=38.76 U=KP(A+B)+(C+D)=39.76(19.3+28.5)+(8.0+28.3)=39.76×47.8+36.3=1936.8 V=KPAB-CD=39.76×19.3×28.5-8.0×28.3=21869-226.4=21642.6 % 查表4-2-6,320℃时KP=30.17 W=KP-1=30.17-1=29.17 U=KP(A+B)+(C+D)=30.17(19.3+28.5)+(8.0+28.3)=30.17×47.8+36.3=1478.4 V=KPAB-CD=30.17×19.3×28.5-8.0×28.3=16595-226.4=16368.6 查表4-2-6,340℃时KP=23.33 W=KP-1=23.33-1=22.33 U=KP(A+B)+(C+D)=23.33(19.3+28.5)+(8.0+28.3)=23.33×47.8+36.3=1151.5 V=KPAB-CD=23.33×19.3×28.5-8.0×28.3=16595-226.4=12606 查表4-2-6,360℃时KP=18.37 W=KP-1=18.37-1=17.37 U=KP(A+B)+(C+D)=18.37(19.3+28.5)+(8.0+28.3)=18.37×47.8+36.3=913 V=KPAB-CD=18.37×19.3×28.5-8.0×28.3=10104-226.4=9879 t℃ 300 320 340 360 380 400 XP 0.874 0.847 0.817 0.788 0.754 0.722 t℃ 420 440 460 480 500 XP 0.694 0.664 0.635 0.606 0.578 由表中数据作图即得平衡曲线（见图12-1-2） e、最适宜温度曲线计算 B109催化剂E1=16046kcal/kmol=67156 kJ/kmol，CO变换的逆反应活化能E2为： E2- E1=r（-△HR）     对于变换反应r=1，则     E2 =（-△HR）+ E1 △HR为反应热，取其平均温度下的值，即， △HR=-10000-0.291T+2.845×10-3T2-0.9703×10-6T3        =-10000-0.291×(390+273)+2.845×10-3×(390+273)2-0.9703×10-6×(390+273)3     =-10000-0.291×663+2.845×10-3×6632-0.9703×10-6×6633     =-10000-192.933+2.845×10-3×439569-0.9703×10-6×291434346     =-10000-192.933+1250.5738-282.7786     =-9224 kcal/kmol     =-38628kJ/kmol E2 =（-△HR）+ E1=38623+67156=105779 kJ/kmol 当Te=300℃=300+273=573K时 =543.7K=269℃ 当Te=320℃=320+273=593K时 =559K=287℃ 当Te=340℃=340+273=613K时 =578K=305℃ 当Te=360℃=360+273=633K时 =596K=323℃ 当Te=380℃=380+273=653K时 =614K=341℃ 最适宜温度计算结果列于表中 t℃ 300 320 340 360 380 400 420 440 460 480 500 XP 0.874 0.847 0.817 0.787 0.754 0.722 0.694 0.664 0.635 0.606 0.578 Tm,　K 543 560 578 596 614 633 650 667 684 672 719 ｔｍ,℃ 270 288 305 323 341 361 374 395 413 428 446 用以上数据作图即得最适宜温度曲线(见图12-1-2) f、操作线计算 由一段催化剂变换率及热平衡计算结果知 一段入口气体温度300℃ 一段出口气体温度480℃ 一段入口CO变换率0 一段出口CO变换率60% 由此可作出一段催化剂反应的操作线(见图12-1-2) (4)、中变炉二段催化剂层物料及热量计算 a、 中间冷激过程的物料热量计算 （a）、冷凝水喷淋量 （b）、入二段催化剂床层气体组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 17.4 7.9 38.2 14.8 0.9 20.8 100 m3（标） 834.9 379.5 1829.19 709.67 41.7 995.3 4790.3 kmol 37.3 16.9 81.66 31.68 1.86 44.4 213.9 kg 1641.2 473.2 163.3 887.04 29.76 799.2 3993.7 设喷水前气体温度为408℃,设喷水后温降△t。 气体放出热Q1 设喷水后气体温度为348℃，气体从408℃降到348℃的平均温度（378℃）下，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8，并计算比热容。 CO2的恒压比热容48.6 kJ/kmol℃ CO的恒压比热容30.8 kJ/kmol℃ H2的比热容29.8 kJ/kmol℃ N2的比热容30.4 kJ/kmol℃ CH4的比热容55 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.5kcal/kg℃=37.6kJ/kmol℃ 平均比热容 48.6×0.174+30.8×0.079+29.8×0.382+30.4×0.148+55×0.009+37.6×0.208 =8.45+2.4+11.38+4.5+0.5+7.8=35.11kJ/kmol℃ Q1=213.9 kmol×35.03 kJ/kmol℃×△t℃=7492.9△t kJ 冷凝水吸收热Q2 设进水温度为60℃,水的焓i＇=60kcal/kg 348℃,1.2M Pa时水蒸汽的焓753.3 kcal/kg Q2=137.9 kg×(753.3-60) kcal/kg=95606 kcal=400207 kJ 热损失Q3 设Q3=6000kJ 热平衡 Q1=Q2+Q3 气体喷水后温度 （d）、CO平衡变换率 t=408-54=354℃ b、 二段催化剂床层物料热量计算 设二段催化剂层出口气体温度为380℃，取平衡温距40℃，则t=380+40=420℃，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年，表（4-2-6）得KP=9.604,则CO平衡变换率xP可求得,由         解上式得xP=37.75% (a)、干变换气组成 出口干气体积变化100+a×xP=100+10×37.75%=103.775Nm3/100Nm3 出口干气总量 (b)、CO反应量 (c)、CO剩余量 16.9-6.4=10.5kmol (d)、二段出口湿变换气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 100 m3（标） 4791.13 kmol 37.3+6.4 16.9-6.4 81.66+6.4 31.68 1.86 44.4-6.4 213.8 kg 3993.9 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 20.4 4.9 41.15 14.81 0.87 17.77 100 m3（标） 978.9 235.2 1971 709.6 41.66 851.2 4790.3 kmol 43.7 10.5 88.06 31.68 1.86 38 213.8 kg 1922.8 294 176.12 887.04 29.76 684 3993.9 (e)、出口气体温度校检 计算结果与420℃的KP值9.734接近, 符合要求. c、热量衡算 （a）、CO反应放热Q1   CO在347℃至380℃时的平均温度下（363.5℃）的反应热，查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册，1977年，图6-10 一氧化碳变换反应热效应与温度的关系，△H=9200kcal/kmol=38519 kJ/kmol。 Q1=6.4 kmol×38519 kJ/kmol=246522 kJ （b）、气体温升吸热Q2  湿变换气在平均温度363.5℃下的平均比热容为： 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8，并计算比热容。 CO2的恒压比热容47.9 kJ/kmol℃ CO的恒压比热容30.6 kJ/kmol℃ H2的比热容29.5 kJ/kmol℃ N2的比热容30.3 kJ/kmol℃ CH4的比热容54 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册，1977年，图1-17水蒸汽的真实定压热容 0.50kcal/kg℃=37.68kJ/kmol℃ 平均比热容 47.9×0.204+30.6×0.049+29.5×0.4115+30.3×0.1481+54×0.0087+37.68×0.1777 =9.77+1.499+12.139+4.487+0.469+6.696=35.06 kJ/kmol℃ 设气体温升为△t,则 Q2=213.9 kmol×35.06 kJ/kmol℃×△t℃=7499△t kJ （c）、热损失Q3 设热损失Q3=6584 kJ 热平衡Q1=Q2+Q3 （d）、二段催化剂出口变换气温度 t=347+32=379℃ （e）、二段催化剂床层平衡曲线计算  入二段催化剂汽/气比为0.256, 根据入二段催化剂床层气体组成由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,式(4-3-3)计算出各温度下CO的平衡变换率. 查表4-2-6,280℃时KP=53.527 W=KP-1=53.527-1=52.527 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=53.527(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=53.527×22.67+61.55=1275 V=KPAB-CD=53.527×4.9×17.77-20.4×41.15=53.527×87.073-839.46=3821.3 查表4-2-6,300℃时KP=39.758 W=KP-1=39.758-1=38.758 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=38.758(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=38.758×22.67+61.55=939 V=KPAB-CD=39.758×4.9×17.77-20.4×41.15=39.758×87.073-839.46=2622.4 查表4-2-6,320℃时KP=30.168 W=KP-1=30.168-1=29.168 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=30.168(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=30.168×22.67+61.55=746.07 V=KPAB-CD=30.168×4.9×17.77-20.4×41.15=30.168×87.073-839.46=1788.11 查表4-2-6,340℃时KP=23.33 W=KP-1=23.33-1=22.33 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=23.33(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=23.33×22.67+61.55=589 V=KPAB-CD=23.33×4.9×17.77-20.4×41.15=23.33×87.073-839.46=1191 查表4-2-6,360℃时KP=18.366 W=KP-1=18.366-1=17.366 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=18.366(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=18.366×22.67+61.55=478.1 V=KPAB-CD=18.366×4.9×17.77-20.4×41.15=18.366×87.073-839.46=758.2 查表4-2-6,380℃时KP=14.68 W=KP-1=14.68-1=13.68 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=14.68(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=14.68×22.67+61.55=394.5 V=KPAB-CD=14.68×4.9×17.77-20.4×41.15=14.68×87.073-839.46=439.21 查表4-2-6,400℃时KP=11.9 W=KP-1=11.9-1=10.9 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=11.9(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=11.9×22.67+61.55=332.3 V=KPAB-CD=11.9×4.9×17.77-20.4×41.15=11.9×87.073-839.46=197.7 查表4-2-6,420℃时KP=9.79 W=KP-1=9.79-1=8.79 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=9.79(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=9.79×22.67+61.55=284.2 V=KPAB-CD=9.79×4.9×17.77-20.4×41.15=9.79×87.073-839.46=13.1 T ℃ 280 300 320 340 360 380 400 420 xP 0.715 0.658 0.5467 0.5156 0.346 0.236 0.125 0.09 (f)、最适宜温度曲线计算 与一段催化剂最适宜温度相同的算法，计算出二段催化剂最适宜温度曲线列于下表， B109催化剂E1=16046kcal/kmol=67156 kJ/kmol，CO变换的逆反应活化能E2为： E2- E1=r（-△HR）     对于变换反应r=1，则     E2 =（-△HR）+ E1 △HR为反应热，取其平均温度下的值，即， △HR=-10000-0.291T+2.845×10-3T2-0.9703×10-6T3        =-10000-0.291×(363+273)+2.845×10-3×(363+273)2-0.9703×10-6×(363+273)3     =-10000-0.291×636+2.845×10-3×6362-0.9703×10-6×6363     =-10000-185.1+1005.2-249.6     =-9431.7 kcal/kmol     =-39482 kJ/kmol E2 =（-△HR）+ E1=39479+67156=106635 kJ/kmol 当Te=280℃=280+273=553K时 = = =524K=251℃ 当Te=300℃=300+273=573K时 = = =542K=270℃ 当Te=320℃=320+273=593K时 Tm= =562K=289℃ 当Te=340℃=340+273=613K时 Tm= =579K=306℃ 当Te=360℃=360+273=634K时 Tm= =597K=324℃ 当Te=380℃=380+273=653K时 Tm= =614K=368℃ 当Te=400℃=400+273=673K时 Tm= =633K=360℃ 当Te=420℃=420+273=693K时 Tm= =649K=376℃ T ℃ 280 300 320 340 360 380 400 420 xP 0.715 0.658 0.5467 0.5156 0.346 0.236 0.125 0.09 Tm，K 525 543 561 578 596 614 632 649 T，℃ 252 270 288 305 323 368 359 376 (g)、二段催化剂床层操作线计算 根据二段催化剂床层变换率及热平衡计算结果得 入二段催化剂床层气体温度    347℃ 出二段催化剂床层气体温度    379℃ 入二段催化剂床层CO变换率    (39.8-16.9)/39.8=58% 出二段催化剂床层CO变换率    (39.8-10.5)/39.8=73.6% 12．1．3低变炉物料及热量计算 （1）、低变炉进口物料量及组成    同中变炉二段出口 中变炉二段出口湿变换气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 20.4 4.9 41.15 14.81 0.87 17.77 100 m3（标） 978.9 235.2 1971 709.6 41.66 851.2 4790.3 kmol 43.7 10.5 88.06 31.68 1.86 38 213.9 kg 1922.8 294 176.12 887.04 29.76 684 3993.7 低变炉出口干气量 湿低变CO含量1.02% CO体积    4790×1.02%=48.86Nm3=2.18kmol CO变换量△CO=10.5-2.18=8.32 kmol 湿低变气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 100 m3（标） 4790.3 kmol 43.7+8.32 10.5-8.32 88.06+8.32 31.68 1.86 38-8.32 213.9 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 24.33 1.02 45.08 14.82 0.63 13.88 100 m3（标） 1165.25 48.83 2158.91 709.63 41.66 664.83 4790.3 kmol 52.02 2.18 96.38 31.68 1.86 29.68 213.9 干低变气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 100 m3（标） 1165.25 48.83 2158.91 709.63 41.66 664.83-664.83 4790.3-664.83 kmol 52.02 2.18 96.38 31.68 1.86 29.68-29.68 213.9-29.68 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 28.25 1.18 52.33 17.2 1 100 m3（标） 1165.25 48.83 2158.91 709.63 41.66 0 4125.5 kmol 52.02 2.18 96.38 31.68 1.86 0 184.22 (2)、热量衡算 CO反应放热Q1 设气体进催化剂床层温度为185℃，气体出催化剂床层温度为235℃，平均温度 （185+235）/2=210℃，查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年，图4-2-1，一氧化碳变换反应热效应，在210℃时， △H=40100k J/kmol CO反应热 Q1=（10.5-2.18）kmol×40100 k J/kmol =333632 k J 气体吸热Q2 设气体温升为△t, 气体在平均温度210℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8 CO2的恒压比热容44.2 kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.6 kJ/kmol℃ H2的比热容29.2 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5kJ/kmol℃ CH4的比热容45.2 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.544kcal/kg℃=41kJ/kmol℃ 平均比热容 44.2×0.2433+29.6×0.0102+29.2×0.4508+29.5×0.1482+45.2×0.0063+41×0.1388=10.75+0.3+13.16+4.37+0.28+5.69=34.55 kJ/kmol℃ Q2=213.9 kmol×34.55 kJ/kmol℃×△t=7379.55×△t 热损失Q3  设 Q3=13000 k J 气体出催化剂层温度 t=185+44=229℃ 平衡温距校核 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,表4-2-6 已知KP=77.47,查平衡温度为258℃平衡温距为 258-229=29℃ （3）、平衡曲线、最适宜温度曲线及操作线计算 a、 平衡曲线计算 设入低变催化剂床层气体的汽/气比(水蒸汽/干气)为0.2 中变炉二段出口湿变换气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 20.4 4.9 41.15 14.81 0.87 17.77 100 m3（标） 978.9 235.2 1971 709.6 41.66 851.2 4790.3 kmol 43.7 10.5 88.06 31.68 1.86 38 213.9 kg 1922.8 294 176.12 887.04 29.76 684 3993.7 由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,式(4-3-3)计算出各温度下CO的平衡变换率. 查表4-2-6,140℃时KP=1014.23 W=KP-1=1014.23-1=1013.23 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=1014.23(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=1014.23×22.67+61.55=23060.02 V=KPAB-CD=1014.23×4.9×17.77-20.4×41.15=1014.23×87.073-839.46=87469.99 查表4-2-6,160℃时KP=589.64 W=KP-1=589.64-1=588.64 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=589.64(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=589.64×22.67+61.55=13428.77 V=KPAB-CD=589.64×4.9×17.77-20.4×41.15=589.64×87.073-839.46=50502.22 查表4-2-6,180℃时KP=360.28 W=KP-1=360.28-1=359.28 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=360.28(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=360.28×22.67+61.55=8228.9 V=KPAB-CD=360.28×4.9×17.77-20.4×41.15=360.28×87.073-839.46=30532.0 查表4-2-6,200℃时KP=229.9 W=KP-1=229.9-1=228.9 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=229.9(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=229.9×22.67+61.55=5274.54 V=KPAB-CD=229.9×4.9×17.77-20.4×41.15=229.9×87.073-839.46=19177.69 查表4-2-6,220℃时KP=152.4 W=KP-1=152.4-1=151.4 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=152.4(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=152.4×22.67+61.55=3515.88 V=KPAB-CD=152.4×4.9×17.77-20.4×41.15=152.4×87.073-839.46=12431.09 查表4-2-6,240℃时KP=104.48 W=KP-1=104.48-1=103.48 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=104.48(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=104.48×22.67+61.55=2430.52 V=KPAB-CD=104.48×4.9×17.77-20.4×41.15=104.48×87.073-839.46=8258.23 =1578.32 =84.65% 查表4-2-6,260℃时KP=73.8 W=KP-1=73.8-1=72.8 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=73.8(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=73.8×22.67+61.55=1735.8 V=KPAB-CD=73.8×4.9×17.77-20.4×41.15=73.8×87.073-839.46=5586.91 =1174.5 =78.66% 查表4-2-6,280℃时KP=53.53 W=KP-1=53.53-1=52.53 A= CO 4.9%    B= H2O 17.77%      C= CO2 20.4%      D= H2  41.15% U=KP(A+B)+(C+D)=53.53(4.9+17.77)+(20.4+41.15)=53.53×22.67+61.55=1276.1 V=KPAB-CD=53.53×4.9×17.77-20.4×41.15=53.53×87.073-839.46=3822.3 =899.9 =70.22% 计算得各温度下的CO平衡变换率列于下表 T ℃ 140 160 180 200 220 240 260 280 xP 0.982 0.9693 0.9504 0.9237 0.8876 0.8411 0.7835 0.9071 B、最适宜温度计算 B302Q的正反应活化能E1=10351 kcal/kmol=43337.57 kJ/kmol，取170℃～250℃的平均温度210℃下的反应热效应，由《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-2-1一氧化碳变换反应热效应查得，△H=40100 kJ/kmol。 E2= E1+△H=43337.57+40100=83437.57 kJ/kmol 当Te=140℃=140+273=413K时 = =391K=118℃ 当Te=160℃=160+273=433K时 =408K=135℃ 当Te=180℃=180+273=453K时 =428K=155℃ 当Te=200℃=200+273=473K时 =444K=171℃ 当Te=220℃=220+273=493K时 =462K=189℃ 当Te=240℃=240+273=513K时 =479K=206℃ 当Te=260℃=260+273=533K时 =498K=225℃ 当Te=280℃=280+273=553K时 =516K=243℃ 计算得最适宜温度列于表中 T ℃ 140 160 180 200 220 240 260 280 xP 0.982 0.9693 0.9504 0.9237 0.8876 0.8411 0.7835 0.9071 Tm，K 391 409 427 445 462 480 497 515 TM，℃ 118 136 154 172 189 207 224 242 C、操作线计算 根据物料及热量计算知： 入催化剂层气体温度  185℃     出催化剂层气体温度     235℃ 入催化剂层CO变换率  (39.8-10.5)/39.8=73.6% 出催化剂层CO变换率  (39.8-2.18)/39.8=94.5% 12.1.5  中间换热器物料及热量计算 (1) 蒸汽过热段 入设备的变换气量          同变换炉一段出气量 出设备的变换气量          同变换炉一段出气量 进出设备的蒸汽量 66.6-7.66-30=28.94kmol=520kg 66.6为中变炉需总蒸汽量,7.66为中变炉内喷水量,30为饱和塔带出蒸汽量,物料在设备内无变化 热量衡算 进出物料温度        进设备的变换气温度            480℃     进设备蒸汽温度                187℃     出设备蒸汽温度        370℃     出设备的变换气温度            t℃ 入热 进设备湿变换气带入热Q1 气体在480℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. 出一段催化剂层湿气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 18.08 8.2 39.6 15.37 0.9 17.83 100 m3（标） 834.9 379.5 1829.19 709.67 41.7 823.7 4618.7 kmol 37.3 16.9 81.66 31.68 1.86 36.77 206.2 kg 1641.2 473.2 163.3 887.04 29.76 661.9 3856.4 CO2的恒压比热容50.8 kJ/kmol℃ CO的恒压比热容31.8kJ/kmol℃ H2的比热容29.5 kJ/kmol℃ N2的比热容31.3 kJ/kmol℃ CH4的比热容60.4 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O饱和水蒸汽的平均定压热容0.523kcal/kg℃=39.4kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=50.8×0.1808+31.8×0.082+29.5×0.396+31.3×0.1537+60.4×0.009+39.4×0.1783 =9.18+2.6+11.7+4.8+0.54+7.02=35.23kJ/kmol℃     Q1=206.2 kmol×35.84 kJ/kmol℃×480℃=3547299kJ 蒸汽带入热Q2 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 1.2Mpa(绝)饱和蒸汽的焓664.9kcal/kg=2783.8 kJ/kg Q2=520kg×2783.8 kJ/kg=1447578 kJ 合计  Q1 +Q2=3547300 kJ+1447578 kJ=4994878 kJ 出热 出设备变换气带出热Q3 设出设备的变换气温度为445℃, 气体在445℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容50kJ/kmol℃ CO的恒压比热容31.5kJ/kmol℃ H2的比热容29.5 kJ/kmol℃ N2的比热容30.9 kJ/kmol℃ CH4的比热容57.4 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.55kcal/kg℃=41.4kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=50×0.1808+31.5×0.082+29.5×0.396+30.9×0.1537+57.4×0.009+41.4×0.1783 =9.04+2.58+11.68+4.74+0.52+7.38=35.36 kJ/kmol℃ 气体带出热  Q3=(206 kmol×35.95 kJ/kmol℃) ×t=7406.2t 蒸汽带出热  Q4 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 1.2Mpa(绝),370℃过热蒸汽的焓753.3kcal/kg=3153.9 kJ/kg Q4=520kg×3153.9 kJ/kg=1640037 kJ 热损失Q5 Q5=59082 kJ 热平衡  Q1 +Q2 =Q3+Q4 +Q5 即，出蒸汽过热段变换气的温度为439℃ （2）半水煤气换热段 物料量 进、出设备变换气量    206.2 kmol 进出设备半水煤气量    206.2 kmol 设备内物料无变化 进设备变换气温度      447℃ 出设备变换气温度    409℃ 出设备半水煤气温度    300℃ 进设备半水煤气温度    设此温度为t℃ 热量衡算 入热 变换气带入热Q1 7406.2×439℃=3295759kJ 半水煤气带入热Q2 设半水煤气进口温度为262℃,气体在262℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容45.2kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.7kJ/kmol℃ H2的比热容29.2 kJ/kmol℃ N2的比热容29.8 kJ/kmol℃ CH4的比热容48 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.55kcal/kg℃=41.4kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=45.2×0.1808+29.7×0.082+29.2×0.396+29.8×0.1537+48×0.009+41.4×0.1783 =8.17+2.44+11.56+4.58+0.43+7.38=34.67 kJ/kmol℃ Q2=(206 kmol×34.56 kJ/kmol℃) ×t=7119t kJ 合计        Q1 +Q2=3295759kJ+7119t kJ 出热 设备出口变换气带出热  Q3 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 24.33 1.02 45.08 14.82 0.63 13.88 100 m3（标） 1165.25 48.83 2158.91 709.63 41.66 664.83 4790.3 kmol 52.02 2.18 96.38 31.68 1.86 29.68 213.9 气体在409℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容49kJ/kmol℃ CO的恒压比热容31kJ/kmol℃ H2的比热容29.4 kJ/kmol℃ N2的比热容30.8 kJ/kmol℃ CH4的比热容56.8 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=49×0.2433+31×0.0102+29.4×0.4508+30.8×0.1482+56.8×0.0063+39.9×0.1388 =11.92+0.32+13.25+4.56+0.36+5.54=35.39 kJ/kmol℃ Q3=206 kmol×35.39 kJ/kmol℃×409℃=2981749kJ 半水煤气带出热Q4 气体在300℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容46.8kJ/kmol℃ CO的恒压比热容31kJ/kmol℃ H2的比热容29.4 kJ/kmol℃ N2的比热容30 kJ/kmol℃ CH4的比热容51 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=46.8×0.1808+31×0.082+29.4×0.396+30×0.1537+51×0.009+39.9×0.1783 =8.46+2.54+11.64+4.61+0.46+7.11=34.82 kJ/kmol℃ Q4=206 kmol×34.82 kJ/kmol℃×300℃=2151876kJ 热损失Q5 设Q5=27312 kJ 热平衡    Q1 +Q2 =Q3+Q4+Q5 3295759kJ+7119t kJ=2981749kJ+2151876kJ+27312 kJ     =262℃ 入设备半水煤气温度为262℃ 12.1.6  主热交换器物料及热量计算       (1)已知条件     物料量     进出设备半水煤气量(湿)    206.2 kmol     进出设备变换气量(湿)    213.9 kmol     物料量在设备内无变化     温度     变换气进设备温度        380℃     出设备变换气温度        t℃     出设备半水煤气温度    217℃     (2)进设备半水煤气温度计算    出饱和塔气体补充过热蒸汽后物料量与入变换炉一段气量组成相同. 蒸汽混合前 饱和塔出口干气热量Q1 入炉湿气组成    (进出主热交半水煤气组成) 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 % 8.0 19.3 28.3 14.6 0.9 0.28 28.5 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 1318.7 4619 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 58.9 206.2 kg 726 1114.4 116.6 845.6 28.5 18.9 1060.2 3910.2 中变炉二段出口湿变换气组成  (进出主热交变换气组成) 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 20.4 4.9 41.15 14.81 0.87 17.77 100 m3（标） 978.9 235.2 1971 709.6 41.66 851.2 4790.3 kmol 43.7 10.5 88.06 31.68 1.86 38 213.9 kg 1922.8 294 176.12 887.04 29.76 684 3993.7 113℃干半水煤气比热容为 混合气（半水煤气+再生气）组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 合计 % 11.20 27.0 39.60 20.5 1.3 0.4 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 3300 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 147.3 气体在113℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8 CO2的恒压比热容40.5kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.5 kJ/kmol℃ H2的比热容29.5 kJ/kmol℃ N2的比热容29 kJ/kmol℃ CH4的比热容40.2 kJ/kmol℃ 平均比热容40.5×0.112+29.5×0.27+29.5×0.396+29×0.205+40.2×0.013 =4.54+7.97+11.505+5.95+0.52=30.49kJ/kmol℃ Q1=147.3 kmol×30.49kJ/kmol℃×113℃=507503 kJ 过热蒸汽热量Q2 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 370℃,1.2Mpa(绝)过热蒸汽的焓763.5kcal/kg=3196kJ/kg 设过热蒸汽用量为566kg Q2=566kg×3196kJ/kg=1808936kJ 半水煤气中蒸汽热量Q3 113℃时干饱和蒸汽的焓643.9 kcal/kg=2696 kJ/kg 设蒸汽含量为30 kmol Q3=30 kmol×18kg/ kmol×2696 kJ/kg=1455840 kJ 合计  Q1 +Q2 +Q3=507503 kJ+1808936kJ+1455840 kJ =3772279 kJ 蒸汽混合后 设干半水煤气与蒸汽混合后温度为154℃ 气体在154℃下查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8 CO2的恒压比热容42kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.5 kJ/kmol℃ H2的比热容29 kJ/kmol℃ N2的比热容29.8 kJ/kmol℃ CH4的比热容42.2 kJ/kmol℃ 平均比热容42×0.112+29.5×0.27+29×0.396+29.8×0.205+42.2×0.013 =4.7+7.97+11.48+6.11+0.55=30.8kJ/kmol℃ 干半水煤气在154℃热量  Q4 Q4=147.3 kmol×30.8kJ/kmol℃×t℃=4536.8t kJ 蒸汽在154℃热量  Q5 混合气中蒸汽分压为0.26M Pa(绝),蒸汽在154℃及0.26 M Pa(绝)时的焓为690.2 kcal/kg=2890 kJ/kg Q5=58.9 kmol×18kg/ kmol×2890 kJ/kg=3064071 kJ 热损失  设Q6=9540 kJ 合计    Q4+Q5 +Q6=4536.8t kJ+3064071 kJ+9540 kJ=4536.8t kJ+3063611 kJ 热平衡 3772279 kJ=4536.8t kJ+3063611 kJ     t=156℃ 即入热交换器混合气的温度为156℃ (3)出热交换器的变换气温度计算 入热 变换气带入热Q1 变换气在380℃时的比热容为 气体在380℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容48kJ/kmol℃ CO的恒压比热容30.8kJ/kmol℃ H2的比热容29 kJ/kmol℃ N2的比热容30.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容55 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容 CP=48×0.204+30.8×0.049+29×0.4115+30.5×0.1481+55×0.0087+39.9×0.1777 =9.79+1.51+11.9+4.52+0.48+7.1=35.3 kJ/kmol℃ Q1=213.9 kmol×35.3 kJ/kmol℃×380℃=2869255 kJ 半水煤气带入热Q2 气体在154℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容42kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.5kJ/kmol℃ H2的比热容29 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容41.5 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 42×0.08+29.5×0.193+29×0.283+29.8×0.146 +41.5×0.009+39.9×0.285=31kJ/kmol℃ 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 % 8.0 19.3 28.3 14.6 0.9 0.28 28.5 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 1318.7 4619 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 58.9 206.2 kg 726 1114.4 116.6 845.6 28.5 18.9 1060.2 3910.2 由计算得,湿半水煤气在154℃时的比热容为31 kJ/kmol℃ Q2=206.2 kmol×31 kJ/kmol℃×154℃=984399 kJ 合计    2869255 kJ+984399 kJ=3853654 kJ 出热 半水煤气带出热Q3 气体在262℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容45kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.8kJ/kmol℃ H2的比热容28.5 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容48 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 45×0.08+29.8×0.193+28.5×0.283+29.5×0.146 +48×0.009+39.9×0.285=32kJ/kmol℃ 半水煤气在262℃时的比热容为32 kJ/kmol℃ Q3=206.2 kmol×32 kJ/kmol℃×262℃=1728780 kJ 变换气带出热Q4 设变换气出口温度为278℃, 气体在278℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容46.5kJ/kmol℃ CO的恒压比热容30kJ/kmol℃ H2的比热容28.5 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容48 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 45×0.204+29.8×0.049+28.5×0.4115+29.5×0.1481 +48×0.087+39.9×0.1777=32.9kJ/kmol℃ 在278℃时变换气的比热容为32.9 kJ/kmol℃,且设变换气出设备实际温度为t. Q4=213.9 kmol×32.9 kJ/kmol℃×t℃=7037t kJ 热损失Q5 设Q5=169422 kJ 热平衡    3853654 kJ=1728780 kJ+7037t kJ+169422 kJ     t=281℃ 即变换气出热交时温度为281℃ 12.1.7调温水加热器中变换气放出热量计算 温度 入设备变换气温度    281℃ 出设备变换气温度    185℃ 进、出设备湿变换气量    213.9 kmol 变换气带入热Q1    Q1=7037×278=1955523 kJ 变换气带出热 气体在185℃时查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容40kJ/kmol℃ CO的恒压比热容28kJ/kmol℃ H2的比热容28.5 kJ/kmol℃ N2的比热容29.4 kJ/kmol℃ CH4的比热容43 kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年 H2O过热水蒸汽的平均定压热容0.53kcal/kg℃=39.9kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 40×0.204+28×0.049+28.5×0.4115+29.4×0.1481 +43×0.087+39.9×0.1777=32kJ/kmol℃ 变换气在185℃时的比热容为32kJ/kmol℃ 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 20.4 4.9 41.15 14.81 0.87 17.77 100 m3（标） 978.9 235.2 1971 709.6 41.66 851.2 4790.3 kmol 43.7 10.5 88.06 31.68 1.86 38 213.9 kg 1922.8 294 176.12 887.04 29.76 684 3993.7     Q2=213.9 kmol×32kJ/kmol℃×185℃= 1266288kJ 设备及管道的热损失Q3 设Q3=36815 kJ 变换气放出热 Q=Q1 +Q2 +Q3=1955452 kJ-1266288kJ-36815 kJ =652401 kJ 12.1.8  水加热器中低变气放出热计算     物料量及温度 进出水加热器的低变气量    同低变炉出口气量 进水加热器低变气温度    232℃ 出水加热器低变气温度    107℃ 热量计算 入热 低变气带入热Q1 低变气在232℃时的比热容CP=32.9 kJ/kmol℃     Q1=213.9 kmol×32.9kJ/kmol℃×232℃= 1632642kJ 出热 低变气带出热Q2 低变气在107℃时的比热容CP=32.1 kJ/kmol℃     Q2=213.9 kmol×32.1kJ/kmol℃×107℃= 734633kJ 热损失Q3      Q3=12649 kJ 低变气放出热量     Q= Q1- Q2- Q3=1632656kJ-734682kJ-12650 kJ=885333 kJ 12.1.9饱和热水塔物料及热量计算 （1）饱和塔物料及热量计算 已知条件 温度 进塔半水煤气温度    35℃ 出塔半水煤气温度    113℃ 进塔热水温度    116℃ 压力 进饱和塔气体压力    0.883M Pa(9kgf/cm3) 物料量 进塔干半水煤气气量3300Nm3=147.3 kmol 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 35℃时的饱和蒸汽压PH2O=0.05733 kgf/cm3 进塔半水煤气中蒸汽量 0.944 kmol=21.15 Nm3 入塔湿半水煤气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 % 11.13 26.83 39.35 20.37 1.29 0.39 0.64 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 21.15 3321.15 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 0.94 148.24 出塔干半水煤气量  同入塔半水煤气量 a  物料计算 设入塔水量      22000kg    22000kg÷18 kg/kmol=1222 kmol 出塔湿气量 取饱和塔出口气中蒸汽的饱和度为93%,  113℃时的饱和蒸汽压PH2O=1.6144 kgf/cm3 出饱和塔煤气中带出的蒸汽量 29.9 kmol=670.75 Nm3 出塔湿半水煤气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 O2 H2O 合计 % 9.31 22.44 32.91 17.04 1.08 0.33 16.89 100 m3（标） 369.6 891 1306.8 676.5 42.9 13.2 670.75 3970.7 kmol 16.5 39.8 58.3 30.2 1.9 0.59 29.9 177.2 B热量衡算 入热 气体带入热Q1 35℃干半水煤气比热容CP=29.2 kJ/kmol℃, 蒸汽焓i=612.6kcal/kg=2564.8 kJ/kg 干半水煤气带入热    147.3 kmol×29.2 kJ/kmol℃×35℃=150540 kJ 蒸汽带入热    0.944 kmol×18 kg/kmol×2564.8 kJ/kg=43581 kJ 所以    Q1=150540 kJ+43581 kJ=194121 kJ 水带入热Q2     Q2=22000kg×1 kcal/kg℃×116℃=2552000 kcal=10684714kJ 合计    Q1 +Q2=194121 kJ+10684714kJ        =10878835 kJ 出热 气体带出热Q3 113℃时干气比热容CP=29.9 kJ/kmol℃, 蒸汽焓i=643.9kcal/kg=2695.9 kJ/kg 出塔干气带出热    147.3 kmol×29.9 kJ/kmol℃×113℃=497683 kJ 出塔蒸汽带出热    29.9 kmol×18 kg/kmol×2695.9 kJ/kg=1450933 kJ 所以                Q3=497683 kJ +1450933 kJ =1948616 kJ 塔底排出水带出热Q4 塔底排出水量    1222 kmol-29.9 kmol -0.944 kmol=1191.2 kmol=21441 kg 设排水热焓为    H  (kJ/kg)     Q4=21441 kg×H (kJ/kg)=21441H  kJ 热损失    Q5=75086 kJ 合计Q3+ Q4 +Q5=1948616 kJ+21441H  kJ+75086 kJ=2023702kJ  +21441H  kJ 热平衡    10878835 kJ=2023702kJ  +21441H  kJ     H=413 kJ/kg=98.64 kcal/kg 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 过热蒸汽性质表, 得出塔水温     t=98℃ （2）、热水塔物料及热量计算 已知 压力 气体出塔压力0.8Mpa(绝) 温度 气体入口温度107℃ 气体出口温度99℃ 物料量 入塔干气量184.22 kmol 入塔蒸气量29.68 kmol a. 物料计算 塔内蒸汽冷凝量 设气体出热水塔温度为99℃,在99℃时的蒸汽压 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 99℃时的饱和蒸汽压PH2O=0.9969 kgf/cm3 变换气带出蒸汽量 kmol 塔内蒸汽冷凝量 29.68 kmol-25.5 kmol=4.18 kmol 4.18 kmol×18 kg/kmol=75.24 kg 塔顶进水量 设饱和热水塔的排污由饱和塔底部排出, 排污量为总循环量的0.5%, 则排污量为 1222 kmol×0.5%=6.1 kmol =109.8 kg 塔顶进水量 1191.2 kmol-6.1 kmol=1185.1 kmol                                                                                                                        1185.1 kmol×18 kg/kmol=21332kg 外界向系统补水量22000kg -21332kg-75.24 kg=593 kg b. 热量衡算 入热 气体带入热Q1 干低变气组成 组份 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计 % 28.25 1.18 52.33 17.2 1 100 m3（标） 1165.25 48.83 2158.91 709.63 41.66 0 4125.5 kmol 52.02 2.18 96.38 31.68 1.86 0 184.22 在进气温度107℃干变换气比热容, 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容41kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.5kJ/kmol℃ H2的比热容29.8 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容40.2kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 41×0.2825+29.5×0.0118+29.8×0.5233+29.5×0.172+40.2×0.01 11.58+0.348+15.59+5.07+0.402=33kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 饱和蒸汽的焓i=641.7kcal/kg 641.7kcal/kg ×4.184 kJ/ kcal =2684.9 kJ/kg 干变换气带入热    184.22kmol×33 kJ/kmol℃×107℃=650481 kJ 蒸汽带入热    29.68 kmol×18 kg/kmol×2684.9kJ/kg=1434381 kJ 所以    Q1=650481 kJ +1434381 kJ =2084862kJ 塔顶热水带入热Q2 Q2=21332kg×98kcal/kg(98℃时水的焓)=2090536 kcal=8746803 kJ 补充水带入热Q3 设补充水温度60 ℃, 60℃时水的焓为60 kcal/kg=251.04 kJ/kg Q3=593 kg×251.04 kJ/kg=148866.7 kJ 合计  Q1 +Q2+Q3=2084862kJ+8746803 kJ+148866.7 kJ=10980532 kJ 出热 气体带出热Q4 热水塔出气温度99℃干变换气比热容, 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》梅安华1995年,图4-6-1～图4-6-8,计算混合气体的平均比热容. CO2的恒压比热容41kJ/kmol℃ CO的恒压比热容29.5kJ/kmol℃ H2的比热容29.8 kJ/kmol℃ N2的比热容29.5 kJ/kmol℃ CH4的比热容40.2kJ/kmol℃ 平均比热容CP= 41×0.2825+29.5×0.0118+29.8×0.5233+29.5×0.172+40.2×0.01 11.58+0.348+15.59+5.07+0.402=33kJ/kmol℃ 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 饱和蒸汽的焓i=638.7kcal/kg 638.7kcal/kg ×4.184 kJ/ kcal =2672.32 kJ/kg 干气带出热  184.22kmol×33 kJ/kmol℃×99℃=601846.7 kJ 蒸汽带出热  25.5 kmol×18 kg/kmol×2672.32 kJ/kg=1226595 kJ Q4=601846.7 kJ+1226595 kJ=1828442 kJ 热水带出热Q5 设出热水塔热水的焓为H kJ/kg Q5=22000 kg×H kJ/kg=22000 H kJ 热损失Q6 设Q6=22090 kJ 合计  Q4 +Q5 +Q6=1828442 kJ+22000 H kJ+22090 kJ=1850532 kJ +22000 H kJ 热平衡  1850532 kJ +22000 H kJ=10980532 kJ           H=413 kJ/kg=99 kcal/kg 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 过热蒸汽性质表, 得热水塔排水温度为     t=100℃ (3). 进饱和塔水温核算 调温水加热器供热652349 kJ 水加热器供热885324 kJ 水吸收热 进塔热水的焓H=413 kJ/kg+69.9 kJ/kg=482.9 kJ/kg=115.4 kcal/kg 查《氮肥工艺设计手册》理化数据分册  石油化学工业出版社1977年, 过热蒸汽性质表, 得            t=115℃      与所设的饱和塔热水进口温度116℃接近. 12.1.10 热水循环塔物料及热量计算 已知条件 气体入口温度99℃ 热水入塔温度84℃ 气体出口温度86℃ 操作压力0.8MPa= 8kg/cm2 进塔物料量  干气184.22kmol     蒸汽25.5 kmol (1) 物料计算 塔内蒸汽冷凝量 气体在86℃时的饱和蒸汽压PH2O=0.6129 kg/cm2,出塔气体中蒸汽量 kmol=275kg 蒸汽冷凝量25.5 kmol-15.3 kmol=10.2 kmol=183.6kg 多余蒸汽冷凝液排除量183.6kg 由于热水循环塔回收的热量供精炼铜液再生加热用,故水为封闭循环,冷凝下来的水作为中变炉二段入口气体喷水降温或饱和热水塔的补充水用. (2) 热量衡算 入热 低变气带入热Q1 干气带入热601846.7 kJ(见热水塔计算) 蒸汽带和热1226595 kJ(见热水塔计算) Q1=601846.7 kJ+1226595 kJ=1828442 kJ 水带入热Q2 设循环水量为G kg, 84℃水的焓为 1 kcal/kg ℃×84℃=84kcal/kg=351.7 kJ/kg Q2=G kg×351.7 kJ/kg=351.7G Kj 合计Q1+ Q2=1828442 kJ+351.7G Kj 出热 低变气带出热Q3 86℃干变换气的比热容计算得31.9 kJ/kmol℃, 86℃蒸汽的焓633.7 kcal/kg=2653.2 kJ/kg 干低变气带出热184.22kmol×31.9 kJ/kmol℃×86℃=505389.1 kJ 蒸汽带出热275kg×2653.2 kJ/kg=729630 kJ Q3=505389.1 kJ+729630 kJ=1235019 kJ 热水带出热Q4 设热水温度为98℃,此时水的焓为 1 kcal/kg ℃×98℃=98kcal/kg=410.3 kJ/kg Q4=410.3G kJ 热损失Q5 设Q5=7423 合计Q3+ Q4 +Q5=1235019 kJ+410.3G kJ + 7423 kJ 热平衡1828442 kJ+351.7G Kj=1235019 kJ+410.3G kJ + 7423 kJ     G =10000 kg     供精炼系统的热水量     10000 kg-183.6kg=9820.1 kg     供精炼系统的热量     9820.1kg×(410.3 kJ/kg-351.7 kJ/kg)= 575239.54 kJ 12.1.11软水加热器物料及热量计算 已知条件 变换气进口温度86℃ 软水进口温度30℃ 软水出口温度70℃ 操作压力0.8MPa 入口干低变气量184.22kmol     入口蒸汽量15.3 kmol (1) 物料计算 低变气出设备时带出蒸汽量 设低变气出设备的温度为64℃,64℃时饱和蒸汽压力PH2O=0.2438 kg/cm2, 气体带出蒸汽量 kmol=105kg 蒸汽冷凝量15.3 kmol-5.79kmol=9.5kmol= 171.2kg 软水用量 设软水需要量为G kg (2) 热量衡算 入热 低变气带入热Q1 Q1=1234999 kJ(见热水循环塔计算) 软水带入热Q2 30℃软水焓为 1 kcal/kg ℃×30℃=30kcal/kg=124.9kJ/kg Q2=G kg×124.9 kJ/kg=124.9G k J 合计Q1+ Q2=1235019 kJ+124.9G k J 出热 低变气带出热Q3 出设备气体温度为64℃，计算64℃时干低变气比热容为33.5 kJ/kmol℃,蒸汽的焓为2615.9 kJ/kg 干低变气出热184.22kmol×33.5kJ/kmol℃×64℃=394967.43kJ 蒸汽带出热104kg×2615.9 kJ/kg=272032.57 kJ Q3=394967.43kJ+272032.57 kJ=667000 kJ 软水带出热Q4 70℃软水的焓为 1 kcal/kg ℃×70℃=70kcal/kg=292.9kJ/kg Q4=292.9G Kj 冷凝水带出热Q5 设冷凝水出设备温度为48℃, 48℃软水的焓为 1 kcal/kg ℃×48℃=48kcal/kg=200.96kJ/kg Q5=171.2kg×200.96kJ/kg=34410 kJ 热损失Q6 设Q6=5967.7 kJ 合计Q3 +Q4 +Q5 +Q6=667021.3 kJ+293.1G Kj+34405 kJ +Q6 热平衡1235019 kJ+125.6G k J=667000kJ+293.1G Kj+34410 kJ +Q6 G=3149 kg 12.1.12变换气冷却器物料及热量计算 压力 气体进设备压力0.8MPa(绝) 温度 低变气入设备温度64℃ 低变气出设备温度35℃ 冷却水进设备温度30℃ 冷却水出设备温度40℃ 物料 进设备干变换气量184.22kmol     进设备蒸汽量5.79kmol     进出设备冷却水量  设G kg (1) 物料计算 出设备低变气中带出蒸汽量 35℃时饱和蒸汽压力PH2O=0.05733kg/cm2, 带出蒸汽量 kmol=23.94kg 冷凝蒸汽量5.79kmol-1.36kmol=4.43kmol=79.2kg (2) 热量热量衡算 入热 气体带入热Q1=667021.3 kJ 冷却水带入热Q2 30℃水的焓为 1 kcal/kg ℃×30℃=30kcal/kg=125.6kJ/kg 水入热Q2=G kg×125.6 kJ/kg=125.6G k J 合计Q1 +Q2=667021.3 kJ+125.6G k J 出热 气体带出热Q3 35℃干低变气的比热容计算得32.5 kJ/kmol℃, 35℃蒸汽的焓612.6 kcal/kg=2564.8kJ/kg 干气带出热184.22kmol×32.5kJ/kmol℃×35℃= 209550.1kJ 蒸汽带出热23.94kg×2564.8kJ/kg= 60449.1kJ Q3=209550.1kJ+ 60449.1kJ=269999.2 kJ 冷却水带出热Q4 40℃冷却水的焓为 1 kcal/kg ℃×40℃=40kcal/kg=166.33kJ/kg Q4=166.33G k J 热损失Q5 设Q5=8349.2kJ 合计Q3 +Q4 +Q5=269999.2 Kj+167.47G k J+ Q5 热平衡667021.3 kJ+125.6G k J=269999.2 Kj+166.33G k J+ Q5     G=9258kg     即冷凝水用量9258kg/t NH3