年产50万吨合成氨中变换工段设计

[摘要]变换工段工序是合成氨生产中关键的一步，其主要任务是将变换气中的一氧化碳转化为二氧化碳。

本设计采用中串低工艺流程。首先对工艺流程和工艺条件进行简单说明；然后对全厂布置进行合理的设计；其次根据工艺参数对中变炉、低变炉、饱和热水塔等主要设备进行物料、热量衡算；再次对变换炉、换热器进行总体结构设计和计算；最后对变换炉进行强度校核。[关键词]中串低；变换工段；工艺设计

I

The Design of the Conversion Section in the Production of the 500 thousand tons Synthetic Ammonia per year

Abstract: Conversion section is the key step in the Synthetic Ammonia production, the main task is transform the

Carbon monoxide in the feed gas to Carbon dioxide.

This design uses high and low temperature shift in series process. Firstly, simply introduce the process and process conditions; Secondly carries on the reasonable design to the entire factory arrangement; Next according to the parameters to calculate the material and heat balance of the main equipment such as medium temperature shift furnace、low temperature shift furnace and Saturated hot water tower.; Then design and calculate overall structure of the shift converter and the heat interchanger. Finally carries on the intensity examination to the shift converter.

Key word: low and medium temperature; conversion section; process design;

II

目 录

1 概述 .......................................................................................................... 1

1.1目的和意义 ......................................................................................... 1 1.2合成氨工业概况.................................................................................. 1

1.2.1基本现状 ................................................................................... 1 1.2.2发展趋势 ................................................................................... 1 1.2.3应用领域 ................................................................................... 2 1.3变换工艺介绍 ..................................................................................... 2

1.3.1中温变换工艺 ............................................................................ 2 1.3.2中串低变换工艺 ........................................................................ 2 1.3.3中低低变换工艺 ........................................................................ 2 1.3.4全低变工艺 ................................................................................ 3 1.4变换工艺的选择.................................................................................. 3

1.4.1工艺原理 ................................................................................... 3 1.4.2工艺条件 ................................................................................... 3 1.4.3工艺流程确定 ............................................................................ 3 1.4.4主要设备的选择说明 ................................................................. 4

2 全厂总平面布置 ...................................................................................... 5

2.1全场总平面布置的任务 ...................................................................... 5

2.2全厂总平面设计的原则 ...................................................................... 5 2.3全厂总平面布置内容 .......................................................................... 5 2.4全厂平面布置的特点 .......................................................................... 5 2.5全厂人员编制 ..................................................................................... 5

3 物料与热量衡算 ...................................................................................... 7

3.1已知条件及计算基准 .......................................................................... 7

3.2中温变换炉物料及热量计算 ............................................................... 7

3.2.1水汽比的确定 ............................................................................ 7 3.2.2中变炉CO的实际变换率的求取............................................... 7 3.2.3中变炉催化剂平衡曲线 ............................................................. 8 3.2.4最佳温度曲线的计算 ................................................................. 8 3.2.5中变炉一段催化床层的物料及热量衡算 ................................... 9 3.2.6中变炉二段催化床层的物料及热量衡算 ................................. 12 3.3低变炉的物料及热量衡算 ................................................................. 15

I

3.3.1低变炉物料计算 ...................................................................... 15 3.3.2出低变炉的变换气温度估算： ................................................ 16 3.3.3低变炉的热量衡算................................................................... 16 3.3.4低变催化剂操作线计算 ........................................................... 17 3.3.5低变炉催化剂平衡曲线 ........................................................... 17 3.4 饱和热水塔的热量和物料衡算 ......................................................... 19

3.4.1 饱和塔的热量和物料衡算 ...................................................... 19 3.4.2热水塔的物料和热量衡算 ....................................................... 20 3.5主换热器的物料与热量的衡算 ......................................................... 21 3.6中间变换器物料与热量衡算 ............................................................. 23

4 设备的计算 ............................................................................................ 24

4.1中温变换炉的计算 ............................................................................ 24

4.1.1触媒用量的计算 ...................................................................... 24 4.1.2第一段床层触媒用量 ............................................................... 24 4.1.3 第二段床层触媒用量 .............................................................. 25 4.1.4 触媒直径的计算 ..................................................................... 26 4.1.5中变炉进出口管径的选择 ....................................................... 27 4.2低温变换炉的计算 ............................................................................ 28

4.2.1催化剂用量计算 ...................................................................... 28 4.2.2催化剂床层阻力 ...................................................................... 28 4.3主换热器的计算................................................................................ 29

4.3.1传热面积的计算 ...................................................................... 29 4.3.2设备直径与管板的确定 ........................................................... 30 4.3.3传热系数的验算 ...................................................................... 30 4.3.4壳侧对流传热系数计算 ........................................................... 31 4.3.5总传热系数核算 ...................................................................... 32 4.3.6其他换热器的选择................................................................... 32 4.4泵的选择 ........................................................................................... 33

5 变换炉机械设计及校核 ........................................................................ 35

5.1变换炉筒体和裙座壁厚计算 ............................................................. 35

5.2变换炉的质量载荷计算 .................................................................... 35

5.2.1塔壳和裙座的质量................................................................... 35 5.2.2封头质量 ................................................................................. 35

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5.2.3 裙座质量................................................................................. 36 5.2.4塔内构件质量 .......................................................................... 36 5.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量 ............................................ 36 5.2.6保温材料质量 .......................................................................... 36 5.2.7平台、扶梯质量 ...................................................................... 36 5.2.8操作时塔内物料质量 ............................................................... 36 5.3地震载荷计算 ................................................................................... 37

5.3.1计算危险截面的地震弯矩 ....................................................... 37 5.4风载荷计算 ....................................................................................... 37

5.4.1风力计算 ................................................................................. 38 5.4.2风弯矩计算 .............................................................................. 39 5.5各种载荷引起的轴向应力 ................................................................. 39

5.5.1计算压力引起的轴向应力 ....................................................... 39 5.5.2操作质量引起的轴向压应力.................................................... 39 5.5.3最大弯矩引起的轴向应力 ....................................................... 40 5.6筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核....................................... 40

5.6.1筒体的强度与稳定性校核 ....................................................... 40 5.6.2裙座的稳定性校核................................................................... 41 5.7裙座和筒体水压试验应力校核 ......................................................... 41

5.7.1筒体水压试验应力校核 ........................................................... 41 5.7.2裙座水压试验应力校核 ........................................................... 42 5.8基础环设计 ....................................................................................... 42

5.8.1基础环尺寸 .............................................................................. 42 5.8.2基础环尺寸的应力校核 ........................................................... 42 5.8.3基础环厚度 .............................................................................. 43 5.9地脚螺栓计算 ................................................................................... 43

5.9.1地脚螺栓承受的最大拉应力.................................................... 43 5.9.2地脚螺栓直径 .......................................................................... 44

总结 ............................................................................................................ 46 设备一览表 ................................................................................................ 47 符号说明 .................................................................................................... 48 参考文献 .................................................................................................... 49 致谢 ............................................................................................................ 50 附图说明 .................................................................................................... 51

III

1 概述

氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过CO变换反应，使其转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。

变换工段是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的压缩气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。 1.1目的和意义

氨是重要的无机化工产品，在国民经济中占有重要地位。随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其他化工产品的氨用量也在增长。在化学工业中，合成氨工业已经成为了重要的支柱产业。据统计，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。

合成氨的生产主要分为原料气的制取和原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的C，由于CO是合成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过CO变换反应，使其转化为易于清除的CO2和氨合成所需要的H2。因此，CO变换既是原料气的净化过程，又是原料气造气的继续。最后，少量的CO用液氨洗涤法，或是低温变换串联甲烷化法加以脱除。

合成氨，除原料为天然气、石油、煤炭等一次能源外，整个生产过程还需消耗较多的电力、蒸汽等二次能源，而用量又很大。现在合成氨能耗约占世界能源消费总量的3%，中国合成氨生产能耗约占全国能耗的4%。因而能耗是衡量合成氨技术水平和经济效益的重要指标。

变换工段是指CO与水蒸气反应生成CO2和H2的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：COH2O = CO2H2。由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从80年代中期发展起来的。所谓中变串低变流程，就是在B106等Fe-Cr系催化剂之后串入Co-Mo系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。

变换过程需在高温高压使用催化剂条件下进行，因此变换工序是合成氨生产的高成本工序,其成本降低对合成氨成本的降低有重要意义。 1.2合成氨工业概况 1.2.1基本现状

我国的氮肥工业自20世纪50年代以来,不断发展壮大,目前合成氨产量已跃居世界第一位,已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4500万吨/年左右,氮肥工业已基本满足了国内需求,在与国际接轨后,具备与国际合成氨产品竞争的能力,今后发展重点是调整原料和产品结构,进一步改善经济性。 1.2.2发展趋势

根据合成氨技术发展的情况分析,估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期,改善经济性”的基本目标,进一步集中在 “大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。

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大型化、集成化、自动化,形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。单系列合成氨装置生产能力将从2000t/d提高至4000~5000t/d;以天然气为原料制氨吨氨能耗已经接近了理论水平,今后难以有较大幅度的降低,但以油、煤为原料制氨,降低能耗还可以有所作为。

在合成氨装置大型化的技术开发过程中,其焦点主要集中在关键性的工序和设备,即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机；在低能耗合成氨装置的技术开发过程中,其主要工艺技术将会进一步发展；实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善；提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。 1.2.3应用领域

氨在国民经济中占有重要的地位。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。

除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氨肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵、氯化铵、氨水以及各种含氨混肥和复肥，都是以氨为原料的。

氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维和塑料。从氨可以制的硝酸，继而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿酸作为氮源，生产已内酰胺，尼龙6单体、己二胺、人造丝、全脂树脂和脲醛树脂等产品。

氨的其他工业用途也十分广泛，例如，作为制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属，在医药和生物化学方面生产磺胺类生物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等。

1.3变换工艺介绍 1.3.1中温变换工艺

中温变换工艺早期均采用常压，经节能改造，现在大都采用加压变换。加压中温变换工艺主要特点是：采用低温高活性的中变催化剂，降低了工艺上对过量蒸汽的要求；采用段间冷激降温，减少了系统的热负荷和阻力，减小外供蒸汽量；合成与变换，铜洗构成第二换热网络，合理利用热能。其中有两种模式，一是“水流程”模式，二是“汽流程”模式。前者指在合成塔后设置水加热器以热水形式向变换系统补充热能，并通过变换工段设置的两个饱和热水塔使自产蒸汽达到变换反应所需的汽气比。后者在合成塔设后置式锅炉或中置式锅炉产生蒸汽供变换用，变换工段则设置第二热水塔回收系统余热供精炼铜液再生用；采用电炉升温，革新了变换工段燃烧炉升温方法，使之达到操作简单、平稳、省时、节能效果。 1.3.2中串低变换工艺

所谓中温变换串低温变换流程，就是在B107等Fe-Cr系催化剂之后串入Co-Mo系宽温变换催化剂。由于宽变催化剂的串入，操作条件发生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有较大幅度的降低；另一方面变换气中的CO含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。根据催化剂低温性能，低变炉入口温度可控制在180～230℃。这样，由于催化剂终态温度降低，可以减少蒸汽添加量，达到节能的效果。另外，由于变换效率的提高，合成氨产量可以相对增加。与中变流程相比,中串低工艺蒸汽消耗下降,饱和塔负荷减轻。 1.3.3中低低变换工艺

中低低流程是在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串二段钴钼系耐硫变换催化剂，利用中温变换的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质，利用两段低温变换提高变换率，实现节能降耗。这样充分发挥了中变催化剂和低变催化剂的特点，实现了最佳组合，达到了能耗低、阻力小、操作方便的理想效果。该流程与中变串低变相比，关键是增加了第一低变，填补了280～250℃这一中变串低变所没有的反应温区，充分利用了低变催化剂在这一温区的高活性。比全低变工艺操作稳定在于中低低工艺以铁铬系中变催化剂为净化剂，过滤煤气中氧和油污，起到了保护钴钼系耐硫催化剂的作用。

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1.3.4全低变工艺

全低变工艺是全部采用低温活性钴钼系变换催化剂进行一氧化碳变换的工艺过程，作为一种节能新工艺, 节能降耗的效果显著。低变炉各段进口温度均在200℃左右，床层温度比传统的床层温度下降100～300℃，有利于变换反应平衡。汽气比降低，蒸汽消耗大幅下降，在几种变换流程中蒸汽消耗最低。热回收率高，有效能损失小，热交换设备换热面积可减少1/2左右。与原高变催化剂比较，催化剂用两可以减少一半以上，降低了变换炉床层阻力，降低了压缩功耗。余热回收效果好。催化剂段间换热等用水加热器逐级回收、逐级加热饱和热水塔循环热水，出饱和塔半水煤气的温度及饱和度高，出热水塔变换气温度可降到100℃以下。 1.4变换工艺的选择 1.4.1工艺原理

一氧化碳变换反应式为：

COH2O = CO2H2 (1)

CO+H2=C+H2O (2)

其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产物的方向进行，工业上采用对式反应（1）具有良好选择性催化剂，进而抑制其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。 变换过程中还包括下列反应式：2H21.4.2工艺条件

O2=H2O

(1)压力：

压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7～1.2MPa,中型氨厂为1.2～1.8Mpa。本设计压力取1.75MPa。

(2)温度：

变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而存在着最佳反应温。对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为

Tm1TeRTeE2-E1lnE2E1

式中Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。

(3)汽气比

水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气。改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。 1.4.3工艺流程确定

一氧化碳变换工艺的流程安排应做如下考虑。若一氧化碳体积分数较高，应采用中温变换因为中变催化剂操作温度范围较宽，而且价廉，寿命长，大多数合成氨原料气中一氧化碳高于10%，故都可先通过中变除去大部分一氧化碳。对一氧化碳体积分数高于15%者，一般可考虑适当分段，段

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间进行冷却降温，尽量靠近最适宜温度操作。其次，根据原料气的温度和湿含量情况，则考虑适当预热和增湿，合理利用余热。如允许变换气中残余CO体积分数在3%左右，只采用中变即可。如要求在0.3%左右，则将中变和低变串联使用。

目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低4种工艺。本设计参考陕西汉中市城固化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。从压缩工段来的半水煤气进入饱和热水塔，在饱和塔中半水煤气从30℃升温到109℃，在饱和塔出口加入水蒸汽使汽气比达到3到5之间，以后再进入中变炉将转换气中一氧化碳含量降到3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到180℃左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到0.3%以下，再进入脱碳工段。 1.4.4主要设备的选择说明

中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、饱和热水塔、换热器等。中变炉选用C6型催化剂，计算得中变催化剂实际用量30m3。以上设备的选择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以及变换气中所要求的CO浓度。

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2 全厂总平面布置

2.1全场总平面布置的任务

全厂平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计的是否合理，直接影响新建厂能否节约而有效的顺利进行，影响到建厂后的生产，管理，成本，能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。

总平面设计任务：

1在满足生产流程条件下，结合厂区地形情况，经济合理的安排场内外各建筑物、构筑物﹑堆场等的相对位置；

2经济合理的竖向布置，正确选择标高；

确定场内外运输方式﹑运输布置，合理组织人流﹑物流； 3布置综合管线；

4标高绿化美化，考虑卫生﹑消防条件，创造美好的工作条件。 2.2全厂总平面设计的原则

全厂总平面设计的基本原则为：

（1）建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生产作业线；

（2）原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程疏通，避免交叉和往返；

（3）厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运路线和人员路线不交叉； （4）适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但必须符合防火和卫生技术条件的要求； （5）在保证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽量紧凑，根据生产的特点和设计拟建的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环境美化。 2.3全厂总平面布置内容

全厂应主要包括厂前区、生产区、动力区、仓库区、三废处理区。 厂前区：包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等主要建筑。

生产区：应包括七大车间：原料车间、热电车间、造气车间、压缩车间、碳化车间、合成车间和尿素车间。还应有备件库、机修车间、消防车间等辅助车间。

动力区：包括变电站、锅炉房等。他们尽量靠近其服务的车间。这样可以减少管路的铺设和运输过程的损耗。

仓库区：应靠近主干道以便于运输。 2.4全厂平面布置的特点

平面布置有以下几个特点：

厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应。原料﹑半成品和成品形成整个顺序，尽量保证流水作业，避免逆行和交叉；锅炉房﹑水泵房﹑配电站等辅助车间尽量靠近其主要部门，以缩短期间距离，节省投资；由前区到生产区主要干道，应避免与主要运输道路交叉；尽量使大多数厂房向阳﹑背风﹑避免瓦斯等，尽可能使各厂区有条件采用自然采光和自然通风等；按防火规范的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定；根据卫生规范的要求，保证厂区内卫生符合规定；根据环境发展的要求，生产区设在有废渣处理系统﹑废水处理系统﹑废气处理系统等设施 ；考虑工厂今后的发展，在厂区留有建筑余地；尽量做到以生产区为轴线，再考虑辅助车间﹑行政楼和道路的安排。 2.5全厂人员编制

企业实行厂长负责制，各部门负责人直接受厂长负责，并实行三级管理，厂、科、车间及人员编制以组织好生产为原则。生产车间实行三班制，每班八小时，机械设备大修每二年一次，机械设备保养每一年一次。

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表2.1 合成氨全厂人员编制

工种 原料岗位 热电岗位 造气岗位 变换岗位 脱碳岗位 甲烷化岗位 压缩岗位 脱硫岗位 尿素岗位 司炉岗位 技术员 安全员 辅助人员 车间主任 总计

班制 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 1 1 1 1

男 3 3 3 3 3 3 3 2 5 4 32

女 3 3 3 3 1 13

总人数 3 3 3 3 3 3 3 3 3 3 4 2 5 4 45

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3 物料与热量衡算

3.1已知条件及计算基准

进中变炉变换气组分含量见下表：

表3.1 进中变炉变换气各组分含量

组 分 含量，％

CO2 13.8

CO 22.5

H2 40.1

N2 20.8

O2 0.5

CH4 2.3

合计 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20.8%)3167.421Nm3

取生产过程中物料损失为0.01，则变换气量取3560Nm3 年产五十万吨合成氨日生产量为（一年连续生产330天）： 50000/330=1515.2T/d=63.1T/h

进中变炉的变换气干组分见下表：

表3.2 进中变炉变换气干组分含量

组 分 含量，％

Nm3 kmol

CO2 13.8 491.28 21.932

CO 22.5 801 35.759

H2 40.1 1427.56 63.730

N2 20.8 740.48 33.057

O2 0.5 17.8 0.795

CH4 2.3 81.88 3.655

合计 100 3560 158.928

假设进中变炉的变换气温度为330℃，取变换气进出的温差为35℃，出炉的变换气温度为365℃。 进中变炉干气压力P=1.75MPa。

中3.2中温变换炉物料及热量计算 3.2.1水汽比的确定

取H2O/CO=3。 故VH2O3VCO2403Nm3，nH2O=107.277kmol

因此进中变炉的变换气湿组分见下表：

表3.3 进中变炉变换气湿组成

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 8.24 491.28 21.932

CO 13.43 801 35.759

H2 23.94 1427.56 63.73

N2 12.41 740.48 33.057

O2 0.3 17.8 0.795

CH4 1.37 81.88 3.655

H2O 40.3 2403 107.277

合计 100 5963 266.205

3.2.2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13.43%，要求变换气中CO含量为2％，根据变换反应： CO+H2O = H2+CO2，可得CO的实际变换率公式为：

XpYa-YaYa1Ya100

式中Ya、Ya′分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）

所以：

Xp13.432100100213.4383%

则反应掉的CO的量为：

13.4383%11.15%

第 7 页 共50页

则反应后的各组分的量分别为：

H2O%40.3%11.15%0.6%29.75%CO%13.43%11.15%2.28%

H2%23.94%11.15%0.6%34.49%CO2%8.24%11.15%19.39%

计算中变炉出口的平衡常数得：

Kp(H2%CO2)(H2O%CO%)10

[1]

查文献可知Kp=10时温度为405℃，中温变换的平均温距为：30℃到50℃ 中变的平均温距为405℃－365℃＝40℃

所以中变的平均温距合理，故取的H2O/CO可用。 3.2.3中变炉催化剂平衡曲线

根据H2O/CO=3，与文献[1]上的公式

XpUq2AW100% VKpABCDqU24WVU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：

表3.4 不同温度下的催化剂转化率

t T Xp

300 573 0.956

340 613 0.928

380 653 0.878

400 673 0.854

420 693 0.824

440 713 0.779

催化剂平衡曲线见下图： 10.90.80.70.60.50.40.30.20.10300CO转化率320340360380400420440温度（℃） 图3.1 中变炉催化剂平衡曲线

3.2.4最佳温度曲线的计算

由于中变炉选用C6型催化剂，最适宜温度曲线用下式进行计算：

第 8 页 共50页

Tm1986ECAXpDAXp2log1.88E1AAXpBAXp

式中E1、E2分别为催化剂的正负反应活化能。

查文献[2]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：

表3.5 中变催化剂不同转化率下的适宜温度

Xp T，K t，℃

0.956 417 144

0.878 468 195

0.824 493 220

0.779 511 238

0.7 542 269

0.65 561 288

0.59 585 312

催化剂最适宜温度曲线见下图： 10.90.80.70.60.50.40.30.20.10150170190210230250270290310330温度（℃）图3.2 催化剂最适宜温度曲线 CO转化率

3.2.5中变炉一段催化床层的物料及热量衡算

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含量见表2-3： （1）出中变炉一段催化床层的气体组成

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：

380160%480.6Nm21.455kmol 出一段催化床层的CO的量为：

801480.6320.4Nm14.304kmol

3在一段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1427.56480.6217.81872.56Nm83.596kmol3

在一段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

491.28480.6971.34Nm43.363kmol

3出中变炉一段催化床层的变换气干组分的体积：

V干320.41872.56971.34740.4881.883986.66Nm3

故出中变炉一段催化床层的变换气干组分中CO的含量：

第 9 页 共50页

CO%320.43986.668.03%

同理得：

CO2%H2%N2%971.343986.6624.36%

1872.563986.66740.483986.6681.8846.97%

18.57%CH4%3986.662.05%所以出中变炉一段催化床层的变换气干组分：

表3.6 出中变炉一段变换气干组成含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 24.36 971.34 43.363

CO 8.03 320.4 14.304

H2 46.97 1872.56 83.596

N2 18.57 740.48 33.057

CH4 2.05 81.88 3.655

合计 100 3986.66 177.976

剩余的H2O的量为：

2403-480.6+2×17.8=1958N m3=87.410kmol

故出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的体积：

V湿320.41872.56971.34740.4881.8819585944.66Nm3265.387kmol

所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量见下表：

表3.7 进中变炉一段变换气湿组成含量

组 分 含量％ Nm3 koml CO2 16.34 971.34 43.363 CO 5.39 320.4 14.304 H2 31.5 1872.56 83.596 N2 12.46 740.48 33.057 CH4 1.38 81.88 3.655 H2O 32.93 1958 87.41 合计 100 5944.66 265.387 （2）出中变炉一段催化床层的变换气的温度 根据：Kp[1]

(H2%CO2)(H2O%CO%)计算得

Kp=4

查文献知当Kp=4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℃

（3）中变炉一段催化床层的热量衡算 已知条件：

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 = H2+CO2O2+2H2=H2O（1）

（2）

这2个反应都是放热反应。

查文献[1]得变换气的各个组分的生成焓列于下表

表3.7 各组分的生成焓

组分

O2

H2

H2O

CO

CO2

第 10 页 共50页

Hm,f(kJ/kmol) 9349 8941 -231346 -101580 -380681

反应（1）放热Q1

Hm13806819841(2313461015)38814kJ/kmol

Q1H13881435.75960%832769.9kJ

反应（2）放热Q2

Hm223134689419394/2244984kJ/kmol Q2H22449840.795194762kJ

气体反应共放热：

QQ1Q2832769.9194762.31027532.2kJ

气体吸热Q3

根据文献[8]知CO, H2, H2O, CO2, N2 可用公式：Cp=a+bT+CT-2来计算热容，热容的单位为kJ/(kmol.K)，计算常数见下表：

表3.8 各组分热容计算常数

物质 a b/10-3 c/105

CO 28.41 4.1 -0.46

2

3

H2 27.28 3.26 0.502

H2O 30 10.71 0.33

CO2 44.14 9.04 -8.53

N2 27.87 4.27 -----------

CH4可用公式：Cp=a+bT+CT+dT来计算热容:

表3.9 CH4的热容计算常数

物质 CH4

a 17.45

b/10-3 60.46

c/10-6 1.117

d/10-9 -7.2

计算结果见下表：

表3.10 各组分的热容

物质 Cp

CO 31

CO2 48.2

H2 29.6

H2O 37.2

N2 30.7

CH4 56.1

所以平均热容： CpmyiCpi34.79kJ/(kmolK) 所以气体吸热:

Q334.79266.205(415330)973368kJ

根据热量平衡得： 热损失Q4QQ354164kJ

（4）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：

第 11 页 共50页

10.90.80.70.60.50.40.30.20.10300CO转化率320340360380400420440温度（℃）图2.3 中变炉一段操作线 3.2.6中变炉二段催化床层的物料及热量衡算

（1）中间冷凝过程的物料和热量计算： 已知条件：

变换气的流量：265.387koml 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：1750KPa 冷凝水吸热Q1：

据冷凝水的进口温度20℃查文献[5]可知H1 =83.96kJ/kg，冷凝水要升温到353℃，所以353℃, 1750Kpa时的焓值H=3751.0235 kJ/kg

Q1= X(3751.0235-83.96) 变换气吸热Q2：

计算各物质的Cp为：

表3.11 各组分的热容

物质 Cp

CO 31

CO2 48.2

H2 29.6

H2O 37.2

N2 30.7

CH4 56.1

所以CpmYiCpi35.72kJ/(kmolK)

Q2265.38735.72(415353)587736.7kJ取热损失为0.04 Q2 根据热量平衡：

0.96Q2X(3751.023583.96)

3X153.864kg8.548kmol191.475Nm

水的量为：191.47519582149.48Nm395.96kmol 所以进二段催化床层的变换气组分见下表：

表3.12 进二段催化床层的变换气组分含量 组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 15.83 971.34 43.363

CO 5.22 320.4 14.304

H2 30.52 1872.56 83.596

N2 12.07 740.48 33.057

CH4 1.33 81.88 3.655

H2O 35.03 2149.48 95.96

合计 100 6136.13 265.387

（2）中变炉二段催化床层的物料衡算：

第 12 页 共50页

设中变炉二段催化床层的转化率为0.82，所以CO的变化量为：

8010.82656.82Nm29.322kmol

3在中变炉二段催化床层的转化的CO的量为：

320.4(801656.82)176.22Nm7.867kmol

3出中变炉二段催化床层的CO的量为：

320.4176.22144.18Nm6.437kmol

3故在二段催化床层反应后剩余的CO2的量为：

971.34176.221147.56Nm51.23kmol

3故在二段催化床层反应后剩余的H2的量为：

1782.56176.222048.78Nm91.463kmol

3所以在二段催化床层反应后的变换气总量：

V干144.181147.562048.78740.4881.88

4162.88Nm3185.842kmol

所以出中变炉二段催化床层的变换气干组分见下表：

表3.13 出二段催化床层的变换气干组分含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 27.57 1147.56 51.23

CO 3.46 144.18 6.437

H2 49.22 2048.78 91.463

N2 17.79 740.48 33.057

CH4 1.97 81.88 3.655

合计 100 4162.88 185.482

故在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：

2149.48176.221973.26Nm88.092kmol

3所以在二段催化床层反应后的变换气总量：

V湿144.181147.562048.78740.4881.881973.26

6136.143Nm273.934kmol表3.14 出二段催化床层的湿变换气组分含量

所以出中变炉的湿组分：

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 18.7 1147.56 51.23

CO 2.3 144.18 6.437

H2 33.39 2048.78 91.463

N2 12.07 740.48 33.057

CH4 1.33 81.88 3.655

H2O 32.16 1973.26 88.092

合计 100 6136.14 273.934

（3）出中变炉二段催化床层的变换气温度估算： 根据：Kp(H2%CO2%)/(H2O%CO%)计算得Kp=8.4 查文献知当Kp=8.4时t=420℃

设平均温距为40℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为： 420℃－40℃=380℃

（4）中变炉二段催化床层的热量衡算：

已知条件：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：380℃

变换气反应放热Q1:

查文献[1]得变换气的各个组分的生成焓列于下表。

第 13 页 共50页

[1]

表3.15 各组分的生成焓

组分 Hm,f(kJ/kmol)

H2 8941

H2O -230550

CO -100873

CO2 -370688

Hm13706888941(100873230550)30324kJ/kmol

反应放热Q1H1303247.867238557kJ

气体吸热Q2

计算变换气中各组分的热熔，原理与计算一段床层一样，结果见下表：

表3.16 各组分的热容

组分 Cp CO 28.56 H2 29.25 CO2 47.3 H2O 36.78 N2 30.31 CH4 53.72 所以得：CpmYiCpi33.61kJ/(kmolK) 故Q233.61265.387(380353)231911.1kJ 热损失Q3Q1Q26665.9kJ （5）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 380℃ 中变炉入口CO变换率 60% 中变炉出口CO变换率 82% 中变二段催化剂操作线见下图：

CO转化率 1 0.8 0.6 0.4 0.2 0 300

320

340

360

380

400

420

440

温度℃ ） （

图3.4 中变炉二段操作线

中变炉物料、热量结果汇总见下表：

表3.17 中变换炉物料量平衡表

组分

进中变换炉的物出一段催化床层的物进二段催化床层出二段催化床层的

料量/m3

CO2 CO H2 N2 O2

491.28 801 1427.56 740.48 17.8

料量/m3 971.34 320.4 1872.56 740.48 ————

的物料量/m3 971.34 320.4 1872.56 740.48 ————

物料量/m3 1147.56 144.18 2048.78 740.48 ————

第 14 页 共50页

CH4 H2O 合计

81.88 2403 5963

81.88 1958 5944.66

81.88 2149.48 6136.13

81.88 1973.26 6136.14

表3.18 中变换炉热量平衡表

反应放热/kJ CO反应：832769.9

中变炉一段

O2反应：194762.3 总热量：1027532.2

中变炉二段

238577

气体吸热/kJ ——— ——— 937768 231911.1

热量损失/kJ ——— ——— 54164 6665.9

3.3低变炉的物料及热量衡算

已知条件：

进低变炉的湿组分见下表：

表3.19 进低变炉变换气组分含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 18.7 1147.56 51.23

CO 2.3 144.18 6.437

H2 33.39 2048.78 91.463

N2 12.07 740.48 33.057

CH4 1.33 81.88 3.655

H2O 32.16 1973.26 88.092

合计 100 6136.14 273.934

3.3.1低变炉物料计算

要将CO％降到0.2％（湿基）以下，则CO的实际变换率为：

Xp%YaYaYa1Ya10089.5%

则反应掉的CO的量为：

144.1889.5%129.041Nm2.761kmol

3出低温变换炉CO的量：

144.18129.04115.139Nm0.676kmol

3出低温变换炉H2的量：

2048.78129.0412177.821Nm97.224kmol

3出低温变换炉H2O的量：

1973.26129.0411844.219Nm82.331kmol

3出低温变换炉CO2的量：

1147.56129.0411276.601Nm56.991kmol

3出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：

V干15.1392177.8211276.601740.0881.88

4291.521Nm191.586kmol

3故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO15.1394291.5210.353%

同理得：

CO2%1276.6014291.52129.75%

第 15 页 共50页

H2%N2%2177.8214291.521740.084291.52181.8850.75%

17.25%CH4%4291.5211.91%出低变炉的干组分：

表3.20 出低变炉变换气干组分含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 29.75 1276.601 56.991

CO 0.353 15.139 0.676

H2 50.75 2177.821 97.224

N2 17.25 740.08 33.057

CH4 1.91 81.88 3.655

合计 100 4291.521 191.586

出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积：

V湿15.1392177.8211276.601740.0881.881844.219

6135.74Nm273.917kmol

3所以出低变炉的湿组分见下表：

表3.21 出低变炉变换气湿组分含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 20.81 1276.601 56.991

CO 0.247 15.139 0.676

H2 35.49 2177.821 97.224

N2 12.06 740.08 33.057

CH4 1.33 81.88 3.655

H2O 30.06 1844.219 82.331

合计 100 6135.74 273.917

3.3.2出低变炉的变换气温度估算：

根据：Kp(H2%CO2)(H2O%CO%)

计算得Kp=99.47

查文献[1]知当Kp=99.47时t=235℃

设平均温距为32℃，则出中变炉一段催化床层的变换气温度为：t=235－32=203℃ 3.3.3低变炉的热量衡算

已知条件：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:

[1]

查文献得变换气的各个组分的生成焓列于下表。

表3.22 各组分的生成焓

组分 Hm,f(kJ/kmol)

H2 4559

H2O -236680

CO -106063

CO2 -387434

Hm13874344559(106063236680)40132kJ/kmol

Q1H1401325.761231200.5kJ

气体吸热Q2：

第 16 页 共50页

计算变换气中各组分的热熔，原理与计算一段床层一样，计算结果见下表：

表3.23 各组分的热容

组分 Cp

CO 30.1

H2 29.03

CO2 44.39

H2O 35.13

N2 29.85

CH4 45.05

所以得：Cpm故Q2YiCpi32.86kJ/(kmolK)

32.86273.934(303181)228032.4kJ

出低温变换炉的物料量/m3

1276.601 15.139 2177.821 740.48 81.88 1844.219 6135.74

热损失：Q3Q1Q2231200.5228032.43168.1kJ表3.24 低变换炉物料量平衡表 组分 CO2 CO H2 N2 CH4 H2O 合计

进低温变换炉的物料量/m3

1147.56 144.18 2048.78 740.48 81.88 1973.26 6136.14

表3.25 低变换炉热量平衡表

反应放热/kJ 231200.5

气体吸热/kJ 228032.4

热量损失/kJ 3168.1

3.3.4低变催化剂操作线计算

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 82% 低变炉出口CO变换率 89.5% 低变催化剂操作线见下图。

1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 175 CO转化率 180 185 190 温度 （ ℃ ） 195 200 205 图3.5 低变炉操作线

3.3.5低变炉催化剂平衡曲线

根据公式XpUq2AW100%

第 17 页 共50页

VKpABCD

q2U4WV 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

表3.26 不同温度下低变催化剂的转化率 t T Xp

160 433 0.9769

180 453 0.9623

200 473 0.9389

220 493 0.9121

240 513 0.8732

260 533 0.8229

280 553 0.76

低变炉催化剂平衡曲线如下：

1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 160 180 200 220 240 260 280 300 温度（ ℃ ） 图3.6 低变催化剂平衡曲线

CO转化率 3.3.6最佳温度曲线的计算

由于低变炉选用B302型催化剂。

查文献[1]得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E1(H)

△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

由文献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10000.291T2.84510T0.970310Tkcal/kmol

3263[1]

计算得：H9422.62kcal/kmol39450.653kJ/kmol

E2394500.6534316482614.653kJ/kmol

最适宜温度曲线由式Tm1TeRTeE2E1lnE2E1 进行计算

最适宜温度计算结果列于下表中：

第 18 页 共50页

表3.27 不同转化率的适宜温度

Xp T T

0.9769 402 129

0.9623 421 148

0.9389 440 167

0.9121 457 184

0.8732 475 201

0.8229 493 220

将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 120 140 160 180 200 （温度 ℃ ） 220 240 CO转化率 图3.7 低变最适宜温度曲线

3.4 饱和热水塔的热量和物料衡算

3.4.1 饱和塔的热量和物料衡算

已知条件：

表3.28 饱和塔物料已知条件 半水煤气进口温度（℃） 半水煤气出口温度（℃）

热水进口温度(℃) 进口压力(MPa) 进口半水煤气量(kmol)

表3.29 进饱和塔半水煤气组分含量

组份 ％ Nm3 koml

CO2 13.61 491.28 21.932

CO 22.19 801 35.759

H2 39.54 1427.56 63.73

N2 20.51 740.48 33.057

CH4 2.27 81.88 3.655

O2 0.49 17.8 0.795

H2O 1.39 50 2.232

合计 100 3610 161.16

35 113 116.1 0.883 158.928

（1）物料衡算：

设入塔水量： 22000kg1222.2 2k出塔湿气量：

取饱和塔出口中蒸汽的饱和度为93%，113℃时的饱和蒸汽压P=1.6144×105Pa 出饱和塔煤气中带出的蒸汽量：

G1.6144/(91.6144)158.9280.9332.308kmol

表3.30 出饱和塔半水煤气湿组分含量

组份 ％ Nm3 kmol

CO2 11.47 491.28 21.932

CO 18.7 801 35.759

H2 33.33 1427.56 63.73

N2 17.29 740.48 33.057

CH4 1.91 81.88 3.655

O2 0.42 17.8 0.795

H2O 16.89 723.7 32.308

合计 100 4283.7 191.24

第 19 页 共50页

（2）热量衡算

a．带入热量Q1的计算： 气体带入热Q2

.

35℃干半水煤气比热熔Cp=29.2kJ/(kmol℃)，蒸汽焓I=2564.8kJ/kg 干半水煤气带入热 158.29829.235162 4蒸汽带入热 2.232182564.810304 3Q2162424.4103043.305265467.8kJ

水带入热量Q3

Q3116.12200010693925kJ

总共带入热量Q1=10959392kJ b．带出热量Q4的计算

气体带出热Q5

.

113℃干半水煤气比热熔Cp=29.9kJ/(kmol℃)，蒸汽焓I=2695.9kJ/kg 出塔干气带出热 158.928×29.9×113=536970kJ 出塔蒸汽带出热 32.308×18×2695.9=1567784kJ Q5=536970+1567784=2104754kJ 塔底排水带出热Q6 塔底排水量 1222.2232.3082.2321192.144kmo l设排水热焓为H,则Q6=22650.74H

总共带出热量Q4=2104757+22650.74H kJ c．出塔热水温度的计算

取热损失为0.04，热损失Q7为： Q7=10959392×0.04=438375kJ。

由热平衡Q进=Q出+Q损得：

H(106039252104757438375)/22650.74412kJkg

查文献[1]得出塔温度： t=98.6℃

表3.31 饱和塔热量平衡表

物质 半水煤气 水蒸气 水 总计

带入热量(kJ) 162424.4 103043.305 10693925 10959392

带出热量(kJ) 536970 1567784 8416263 10521017

热损失(kJ)

438375

3.4.2热水塔的物料和热量衡算

已知条件：

表3.32 热水塔物料已知条件 变换气进口温度（℃） 变换气出口温度（℃）

进口压力(MPa) 进口变换气量(kmol) 进口蒸汽量(kmol)

107 99.6 0.824 191.586 82.331

（1）物料衡算

第 20 页 共50页

塔内蒸汽冷凝量

5

气体出塔温度为99.6℃，蒸汽压P=1.01519×10Pa。 变换气带出蒸汽量

1.015158.41.01515191.58626.34kmol

塔内蒸汽冷凝量

82.33126.3455.961kmol

塔顶进水量

设饱和热水塔的排污由饱和塔底排出，排污量为总循环量的0.5%，则排污量为 1222.22×0.5%=6.111kmol=60kg

塔顶进水量 1192.1446.1111186.033kmol21348kg 外界向系统补水 22000213486 5（2）热量衡算

a．进热水塔热量计算 气体带入热Q1

进气温度107℃时，干气比热熔Cp=31.7kJ/(kmol.℃)，蒸汽焓I=2691kJ/kg 变换气带入热 191.586×31.7×107=310650.6kJ 蒸汽带入热 82.331×18×2691=3987949kJ Q1=310650.6+3987949=4298600kJ 塔顶热水带入热量Q2

21348=2104699kJ Q2=98.59×

补充水带入热Q3

设补充水温度为61℃，水的焓为255.31kJ/kg Q3=652×255.31=166462.1kJ

进热水塔总热量为：6569761.7kJ b．出热水塔热量的计算 气体带出热Q4

99.6℃变换气比热熔Cp=31.6kJ/(kmol.℃)，蒸汽焓I=2676kJ/kg 出塔干气带出热 191.586×31.7×99.6=604898.3kJ 出塔蒸汽带出热 26.34×18×2676=1268745kJ Q4=604898.3+1268745=1873643.3 kJ 排水带出热Q5

设出塔热水的焓为H kJ/kg,则Q5=22000H 出热水塔的热量为：1873643+22000H kJ c．出塔水温的计算

取热损失为总热的0.04，热损失Q6为： Q6=6569761×0.04=262790kJ由热平衡得

H(65697611873643262790)22000416.33kJ/kg 查文献[1]得热水塔水温为： t=99.3℃

表3.33 热水塔热量平衡表

物质 变换气 水蒸气 水 总计

带入热量(kJ) 310650.6 3987949 2271161.1 6569761.7

带出热量(kJ) 604898.3 1268745 4433328.4 6306971.7

热损失(kJ)

262790

3.5主换热器的物料与热量的衡算

（1）已知条件：

表3.34 主换热器物料已知条件

第 21 页 共50页

变换气进口温度（℃） 半水煤气出口温度（℃）

变换气量(kmol) 蒸汽量(kmol)

380 216.9 266.205 273.934

（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与变换炉一段气体组成相同。 a．蒸汽混合前物料的热量：

饱和塔出口干气热量Q1=536970kJ 过热蒸汽热量Q2

330℃，1.75MPa下，过热蒸汽的焓I=3083.4kJ/kg Q2=(88.092－32.308)×3083.4×18=3069079kJ

半水煤气中蒸汽热量即出饱和塔的水蒸气热量：1567784kJ 蒸汽混合前物料的热量为：5200833J b．蒸汽混合后物料的热量：

设混合后温度为154℃，干半水煤气在154℃的比热容Cp=30kJ/（kmol.℃）。 干半水煤气热量Q4 Q4=158.928×30×t=4767.84tkJ 蒸汽热量Q5

蒸汽在154℃时得焓为I=2774kJ/kg Q5=88.092×18×2774=4398610kJ

蒸汽混合后物料的热量为：4606643+4767.84t c．取热损失为总热的0.04，热损失为 Q6=5200833×0.04=208033.3kJ：

热平衡 4398610+4767.84t +208033.3=5200833 计算得进换热器半水煤气温度为t=154℃ （3）出热交换器的变换气温度计算 a．气体带入总热量计算： 变换气带入热Q1

变换气在380℃的比热容为33.5kJ/(kmol.℃)， Q1=273.934×33.5×380=3378377kJ 半水煤气带入热Q2

湿半水煤气在在154℃的比热容为31kJ/(kmol.℃) Q2=266.205×31×154=1270863kJ 气体带入总热量为4649239kJ b．气体带出总热量计算 半水煤气带出热Q3

半水煤气在216.9℃的比热容为31.88 kJ/(kmol.℃) Q3=266.205×31.88×216.9=1840747kJ 变换气带出热Q4

设变换气出口温度为278℃，在278℃时变换气的比热容为32.9 kJ/(kmol.℃)。 Q4=273.934×32.9×t=8731.23t

气体带出总热量为：1840747+8731.23t kJ c．取热损失为总热的0.04，热损失为： Q5=4649239×0.04=185969.6kJ

根据热平衡得：2026717+8731.23t=4649239 计算得出换热器变换气温度为 t=278℃

第 22 页 共50页

表3.35 主换热器热量平衡表

物质 半水煤气 变换气 总计

带入热量(kJ) 1270863 3378377 4649239

带出热量(kJ) 1840747 2622522 4463269.4

热损失(kJ)

185969.6

3.6中间变换器物料与热量衡算

（1）已知条件：

表3.36 中间换热器物料已知条件 变换气进口温度（℃） 半水煤气进口温度（℃） 半水煤气出口温度（℃）

变换气量(kmol) 蒸汽量(kmol)

415 216.9 330 266.205 265.387

a．气体带入热量的计算 变换气带入热Q1

变换气在415℃的比热容为33.76kJ/（kmol.℃） 则Q1=265.387×33.76×415=3718178kJ 半水煤气带入热Q2

湿半水煤气在在216.9℃的比热容为31.88kJ/（kmol.℃）， 则Q2=266.205×31.88×216.9=1840747kJ 则气体带入热量为：5558925kJ b．气体带出热量的计算 半水煤气带出热Q3

半水煤气在330℃的比热容为31.96 kJ/（kmol.℃） Q3=266.205×31.96×330=2807611kJ 变换气带出热Q4

设变换器出口温度为358℃，在358℃时变换气的比热容为33.58kJ/（kmol.℃）。 Q4=265.387×33.58×t=8911.695t 则气体带入热量为：2807611+8911.695t kJ 热损失Q5，取热损失为总热的0.04。 Q5=5558925×0.04=222357kJ

热平衡 2807611+8911.695t +222357=5558925 计算得出换热器变换气温度为 t=358℃

表3.37 中间换热器热量平衡表

物质 半水煤气 变换气 总计

带入热量(kJ) 1840747 3718178 4649239

带出热量(kJ) 2807611 1619271 4426882

热损失(kJ)

222357

第 23 页 共50页

4 设备的计算

4.1中温变换炉的计算 4.1.1触媒用量的计算

根据文献[2]可知： VrT0V0

3

式中 Vr ——触媒体积，M(标)

3 3

T0 ——标准接触时间，h.m/ Nm

3

V0——通过触媒的气体体积，Nm/h 标准接触时间的计算公式如下：

ToKp2Wnuquqlnln kq2Wnuquq式中：VKpABCD

q2U4WV UKp(AB)(CD) WKp1

Kp——反应平衡常数； k——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、H2O、CO2及H2的起始浓度 4.1.2第一段床层触媒用量

计算基准： 63.1T/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℃

[2]

由文献得:在372.5℃时反应速度常数k1=4600，加压时取校正系数：2.8，则：k46002.812 80实际体积流量V0596363.1273372.52731.0117.549881.81m/h3

进第一段床层的变换气湿组分：

表4.1 进第一段床层的变换气湿组分含量 组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 8.24 491.28 21.932

CO 13.43 801 35.759

H2 23.94 1427.56 63.730

N2 12.41 740.48 33.057

O2 0.30 17.8 0.795

CH4 1.37 81.88 3.655

H2O 40.30 2403 107.277

合计 100 5963 266.205

出第一段床层变换气中CO%=5.39%

n13.43%5.39%8.04%

在372.5℃时，查文献[1]得Kp=16.030631 则：W16.030631115.030631

第 24 页 共50页

U16.030631(0.13430.403)(0.08240.2394)8.935 V16.0306310.13430.403)0.08240.23940.8479

qTo8.935415.0306310.84795.3718

2Kp2Wnuquq lnln0.00026hkq2Wnuquq所以:V01T0V00.00026498810.6813.34m3 备用系数取：1.1

所以：V0113.341.114.68m3

4.1.3 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：380℃ 平均温度为：（353℃+380℃）/2=366.5℃

[2]

由文献得到在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：得k=4128

加压时取校正系数：2.8，则：k141282.811558.4

375366.54600k353317k2130

实际体积流量V06136.1361.3进中变炉二段床层的组分：

273366.52731.0117.551330.08Nm/h

3表4.2 进中变炉二段床层的组分含量

组 分 含量％ Nm3 kmol

CO2 15.83 971.34 43.363

CO 5.22 320.4 14.304

H2 30.52 1872.56 83.596

N2 12.07 740.48 33.057

CH4 1.33 81.88 3.655

H2O 35.03 2149.48 95.96

合计 100 6136.13 265.387

出中变炉二段床层的CO组分：2.3%

n5.22%2.3%2.92%

由文献[1]得到在366.5℃时反应平衡常数Kp=18.72 则：W18.72117.72

U18.72(0.05220.3503)(0.15830.3052)7.998 V18.720.05220.35030.15830.30520.287 qTo7.998417.720.2876.605

2Kp2Wnuquqlnln0.00028hkq2Wnuquq

所以： V02T0V00.0002851330.0814.372m3第 25 页 共50页

备用系数取：1.1

所以：V0214.3721.115.81m3 中温变换炉触媒用量:

VV01V0214.6815.8130.49m3

C6型触媒堆重度:1.45kg/L 触媒重量m30.491.4544.21T

每小时处理干气体量：50169.42722.4273372.51.01372.517.534847.05Nm/h3

空速：34847.05/30.491142.901Nm3/(hm3触媒) 4.1.4 触媒直径的计算

（1）假设触媒直径为2.4m 计算触媒直径的公式: 催化剂床层阻力降:

P2.1108fGvdp1.91.11EE3L

△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，kg/(m3h);

r ——气体在操作状态下的重度,kg/m3; dp——颗粒直径,m; L——触媒床高度,m; Dt——触媒层直径,m; C6型触媒外型尺寸为￠9×8mm圆柱体dp=(6×Vp) ÷Sp

Vp3.14/4(0.009)0.0085.086810227

4Sp23.14/4(0.009)3.140.0090.0083.532510

则: dp6Vp/Sp8.64103

3E0.3780.308dp/Df0.3780.3088.6410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:1750KPa 第一段催化床层变换气的平均分子量：

MYiMi18.9088kg/kmol

第一段催化床层变换气的重度：

r22.418.9088273372.5273101.33175036.1675kg/m

气体重度流量(湿)G：

第 26 页 共50页

G18.9088498810.6822.43.1442.42313814.85kg/(mh)

第一段催化床层的高度:

L14.683.1442.423.24m

第一段催化剂床层阻力降:

P2.1108fGvdp1.91.11EE33L35.498kgf/m

（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366.5℃ 第二段催化床层变换气的平均分子量:

MYiMi15.96908kg/kmol

第二段催化床层变换气的重度:

r22.415.96908273366.5273101.33175035.257kg/m

气体重度流量(湿)G

G15.9690851330.822.43.1442.4214868.65kg/(mh)

3第二段催化床层的高度:

L15.813.1442.423.49m

第二段催化剂床层阻力降:

P2.1108fGvdp1.91.11EE33L35.705kgf/m

中变炉催化剂的总阻降：

P总=35.498+35.702=71.2kgf/m697.76KPa3

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2.4m可用. 4.1.5中变炉进出口管径的选择

中变炉进口直径的计算

（1）Vs49881.81360013.85m/s

3

取气体流速为100m/s计算得进口管径为：

D413.85100421mm

则出口管尺寸为Ф440×10。 实际流速为：

第 27 页 共50页

u13.853.1444202100.018m/s

（2）中变炉出口直径的计算

Vs51880.08360014.258m/s

3取气体流速为100m/s

d414.258100426mm

则出口管尺寸为Ф450×10。 实际流速为：

u14.2583.1440.43298.23m/s

（3）中间冷凝水进口直径：

查文献得：H2O的组分在20℃，1750KPa时的密度为998 kg/m

VsWs[8]

3

8.548189980.154m/s

3取气体流速为3m/s

d40.15430.255m

则进口管尺寸为Ф280×10。 实际流速为:

u0.1543.1440.2622.902m/s

4.2低温变换炉的计算

4.2.1催化剂用量计算

已知条件：

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℃

气体流量:6136.1463.52731922731.0117353172.36m/h

用B302Q低变催化剂进行计算 取催化剂床层空速为2500h-1 则低变催化剂用量

V'53172.36250021.26m3

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。 4.2.2催化剂床层阻力

B302Q为球形催化剂，其粒度为3～5mm，取4mm。 dp4mm=0.00 4第 28 页 共50页

设催化剂床层直径2.4m，则

E0.3780.308dpD0.379

催化床层变换气的平均温度：192℃ 催化床层压力:1700KPa 变换气的平均分子量：

MYiMi19.01kg/kmol

低变催化床层变换气的重度：

r22.419.01273192273101.33170038.3614kg/m

气体重度流量(湿)G：

G19.0153172.3622.43.1442.4216335.95kg/(mh)

2低变催化床层的高度:

L25.263.1442.425.58m

低变催化剂床层阻力降:

P2.1108fGvdp31.91.11EE3L

34.7598kgf/m340.998KPa

4.3主换热器的计算 4.3.1传热面积的计算

已知条件：

变换气进口温度：380℃ 变换气出口温度：278℃ 半水煤气进口温度：154℃ 半水煤气出口温度216.9℃ 以半水煤气的吸热来计算

从前面主换热器的计算中可知半水煤气吸热为：Q3Q2 则实际转热量为： Q(Q3Q2)31.5517981108kJ/h 平均温差：

tmt2t2lnt2t180.88℃

取K300kW/(m2℃)

传热面积：SQ/(Ktm)741m3

选择固定管板式换热器,半水煤气走管内，变换气走管间，查文献[6]，选取的换热器主要参数见下表：

表4.3 主换热器的结构尺寸数据

第 29 页 共50页

公称直径m

1.5

公称压力MPa

6.4

管程数，N

4

管子根数，n 管尺寸，mm

781.8

25×2

管心距，m 0.025

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

10

0.0078

6

三角形

781.8

0.1

4.3.2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

式中：n——管数

——管板填充系数，取0.9 t——管子中心距，取0.032m 所以D=1.05tn1.75m

官板直径选用Ф1.75m，设备外径为Ф2m 4.3.3传热系数的验算

管内给热系数的计算公式如下：

a内0.023DRe0.3Pr0.4

Redu

PruCp/

yiiMi yiMi粘度的计算：

查文献[12]在185.5℃时，各气体的值如下：

表4.4 半水煤气各组分的黏度

组分

CO2 0.0218

CO 0.0241

H2 0.0117

CH4 0.0164

N2 0.0238

H2O 0.0146

O2 0.0282

/mPa.s

根据公式得： myiiMiyiMi0.0794mP as导热系数的计算：

查文献[12]在185.5℃时，各气体的导热系数值如下：

表4.5 半水煤气各组分的传热系数

组分

CO2 0.0283

CO 0.036

H2 0.0259

CH4 0.0582

N2 0.0368

H2O 0.0336

O2 0.0277

/W/(m℃)

第 30 页 共50页

根据公式得：

yyiiiMiMi0.1315W/(m℃)

热容的计算：

计算得185.5℃得各组分的Cp见下表

表4.6 半水煤气各组分的热容 组分 Cp /kJ/(kmol. ℃)

CO 29.64

H2 29.10

CO2 44.33

H2O 35.12

N2 29.43

CH4 44.97

O2 29.84

CpmYiCpi32.33kJ/(kmol℃)

MYiMi19.04kg/kmol

Cp32.33/19.041.69kJ/(kg℃)

Redu35704.6

PruCp/0.7941.69/0.13151.02

则：a内0.023DRe0.3Pr0.4358kW/(m℃)

24.3.4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1.721dode0.6Re0.6Pr3

粘度的计算：

查文献[12]，在329℃时，各气体的黏度如下：

表4.7 变换气各组分的黏度

组分

CO2 0.031

CO 0.0282

H2 0.0124

CH4 0.0185

N2 0.0302

H2O 0.0231

O2 0.0342

/mPa.s

根据公式得： umyuyiiiMiMi0.0823mP a s导热系数的计算：

查文献[12]，在329℃时，各气体的导热系数值如下：

表4.8 变换气各组分的传热系数

组分 

CO2 0.0379

CO 0.043

H2 0.0308

CH4 0.0853

N2 0.0431

H2O 0.096

O2 0.0286

根据公式得：

第 31 页 共50页

yyiiiMMii0.1426W/℃(m

)热容的计算：

查文献[12]在329℃时，得各组分的热容如下：

表4.9 变换气各组分的热容

组分 Cp

CO 30.32

H2 29.18

CO2 46.86

H2O 34.65

N2 30.12

CH4 50.5

O2 30.52

CpmYiCpi34.64kJ/(kmol℃)

MYiMpi15.979kg/kmol

Cp34.64/15.9790.503kJ/(kg℃)

RePrduCp2533174.24

2.89

deDnd0Dnd020.0445

a外do11.72de0.6Re0.6Pr3

672kW/(m℃)

24.3.5总传热系数核算

管、壳程污垢热阻各取0.001

由文献[1]可知总传热系数的计算公式为：

K11a内1a外R

则K283kW/(m2℃)

实际传热面积：SQ/(Ktm)785.28m2 4.3.6其他换热器的选择

表4.10 换热器（E-2）结构尺寸数据

公称直径m 公称压力MPa

1.4

6.4

管程数，N

2

管子根数，n 管尺寸，mm 管心距，m

1510

25×2

0.032

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

43

0.2371

6

三角形

699.4

0.1

表4.11 换热器（E-3）结构尺寸数据

公称直径，m 公称压力PN，MPa

1.2

6.4

管程数，N

2

第 32 页 共50页

管子根数，n 管尺寸，mm

1102

25×2

管心距，m 0.032

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

37

0.1730

6

三角形

510.4

0.1

表4.12 换热器（E-4）结构尺寸数据

公称直径，m 公称压力PN，MPa

1.2

6.4

管程数，N

2

管子根数，n 管尺寸，mm 管心距，m

1102

25×2

0.032

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

37

0.1730

6

三角形

510.4

0.1

表4.13 换热器（E-5）结构尺寸数据

公称直径，m 公称压力PN，MPa

1

6.4

管程数，N

2

管子根数，n 管尺寸，mm 管心距，m

742

25×2

0.032

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

29

0.1165

6

三角形

343.7

0.1

表4.14 换热器（E-6）结构尺寸数据

公称直径，m 公称压力PN，MPa

1

6.4

管程数，N

2

管子根数，n 管尺寸，mm 管心距，m

742

25×2

0.032

中心排管数 管程流通面积，m2 换热器长度L，m 管排列方法 换热面积，m2 折流板间距

29

0.1165

6

三角形

343.7

0.1

4.4泵的选择

3

泵（p-1）将密度为1000kg/m的水输送到热水塔内。其上方的压力为101.325KPa，塔内的压力为101.325KPa，高度用10m。

选轻度腐蚀无缝钢管：绝对粗糙度 0.00025 选取流速为：1.5m/s

所以管径为： D0.006750.7851.50.075

所以选用83×4mm管，故圆整后管径为：74mm 所以实际流速：1.56m/s 计算得Re=163025

查图得摩擦系数为：0.03 取管长为：20米 所以直管阻力：Hflu2d2g=1.18m

在缓冲罐和精馏塔进料口列伯努力方程：

Z1P1gu122gHeZ2P2gu222gHf

其中以地面为参考面则：

Z10，Z210m； P1P2；u1=u2；

管路中有两个标准弯头 2.5×2=5m；2个角式截至阀 3.5×2=7m。 Hf=5+7+1.18=13.18m He=Hf+Z2=13.246+10=23m

第 33 页 共50页

根据以上计算, 泵(p-1)型号DFLH-65-32[4]。 泵(P-2)的型号：DFLH-65-20A 泵(P-3)的型号：DFLH-65-20A 泵(p-4)型号DFLH-65-32[4]

第 34 页 共50页

5 变换炉机械设计及校核

5.1变换炉筒体和裙座壁厚计算

[13]

选用16MnR钢板，查文献表9-4得：[]t170MPa焊接采用双面焊100%无损探伤检查，焊接接头系数1.00，则由筒体的计算厚度为：

pcDi 2tpc[13]

1.752400217011.7512.35(mm)

查文献

得C10.8mm，取腐蚀裕量C22mm，则

设计厚度dC212.35214.35 （mm）圆整后取名义厚度ndC1△15 （mm）应力校核：

采用水压试验，试验压力为

PT1.25Pt1.251.75170170 2.18（MPa）压力试验时的薄膜应力

PTDie T2e有效厚度 enC150.82故T2.18240012.2212.212.2( m215.5(MPa)

查表9-4，16MnR的s345

故0.9s0.91345310.5(MPa)＞215.5MPa

所以满足水压试验要求。

封头采用标准椭圆封头

加上壁厚附加量C2mm，并圆整，还应考虑刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体和裙座的名义厚度均为17mm。 5.2变换炉的质量载荷计算 5.2.1塔壳和裙座的质量

圆筒质量

塔体圆筒总高度H015m

m1π4D2-DiH0ρ钢

22π2.41742.4152157.8510317412.54kg

5.2.2封头质量

查文献[5]得：DN2400，壁厚17mm的椭圆形封头的质量为281kg，则

m22812562kg

第 35 页 共50页

5.2.3 裙座质量

锥形裙座尺寸：Dis3200mm，Dos3222mm。

m3π4D2os-Dis2Hs钢

π223（2.4172.4）57.85104353kg 4m01m1m2m317412.54562435322327.54kg

5.2.4塔内构件质量

触媒重量m0244210kg 5.2.5人孔、法兰、接管与附属物质量

ma0.25m010.2517412.544353.13kg

5.2.6保温材料质量

m03π4πD0 2δsD0H0ρ22m0322222.41720.22.41530020.5870.3983004152.4kg

45.2.7平台、扶梯质量

m04π4πD02δs2B-D02δs2212nqPqFHF

1222.41720.220.92.41720.221504025 244127.3kg式中：qp ------平台单位质量，为150kg/m2；

HF-----扶梯高度，为25m；

qF------笼式扶梯的单位质量，为40kg/m； n------平台数量。 5.2.8操作时塔内物料质量

m05(59636.61756136.145.257)506758kg

全塔操作质量

m0m01m02m03m04m05ma

22327.54442104353.134152.44127.3675878274.4kg

塔设备最小质量mmim

mminm010.2m02m03m04ma

22327.540.2442104152.44127.34353.1342559.97kg

塔自振周期计算

第 36 页 共50页

T190.33Hm0HESeDi3103

90.332078274.4200001.910202400531031.2s

5.3地震载荷计算

由文献中查得：amax[5][5]

0.45（设计地震烈度8级）。

由文献查得：Tg0.3（2类场地土，近震）。

Tg地震影响系数1T10.9max0.31.10.90.450.14

结构综合影响系数

CZ0.5。

20m，必须考虑高振型影响。确定危险界面，如附图。0-0

H/Di20000/24008.33，塔高大于

截面为裙座基底截面，1-1截面为裙座人孔出截面，2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面。 5.3.1计算危险截面的地震弯矩

0-0截面：

0-0ME163516350-0CZ1m0gH

0.50.1478274.49.81200008

0-0

1.2810NmmME1.25ME1.251.28101.47810Nmm88

1-1截面：

1-1ME8CZa1m0g175H2.510H3.5-14H2.5h4h3.5 图5.1 塔体和裙座机械设计简图

3.580.50.1478274.49.811752000082.5

1020000200002.51000410003.5

1.0710NmmME1.25ME1-11-11.251.07101.3410Nmm

882-2截面：

2-2ME8CZa1m0g175H2.510H3.5-14H2.5h4h3.5

3.580.50.1478274.49.811752000082.51020000200002.54000440003.5

0.9710NmmME2-22-21.250.971081.22108Nmm 1.25ME5.4风载荷计算

第 37 页 共50页

5.4.1风力计算 （1）风振系数

各计算塔段的风振系数由式K2i1ViZifi计算。计算结果列于下表：

表5.1 各塔段的风振系数

（2）有设笼式

塔段号

计算截面距地面高度hit/m 脉动增大系数§（B类） 脉动影响系数Vi（B类） 振型系数zi

风压高度变化系数（fiB类）

K2i11 1 0.72 0.006 0.64 1.018

2 5 0.72 0.0375 0.80 1.092

3 8 2.74 0.72 0.126 1.0 1.248

4 12 0.79 0.35 1.14 1.665

5 16 0.83 0.691 1.25 1.962

6 20 0.84 1.00 1.36 2.351

ViZifi

效直径Dei 扶梯与塔顶

管线成90°角，取平台构建的投影面积A0.5m2，则Dei取下使计算值中的较大者。

DeiDoi2δsiK3K4 DeiDoi2δsiK4d02δps

式中，塔和管线的保温层厚度sips200mm，塔顶管线外径

2Alid0337mm，K3400mm，K4。

表5.2 各塔段有效直径Dei

塔段号 塔段长度li

K3

K42Ali1 1000

2 4000

3 3000 200 2693

400

4 4000 111 2604

5 4000 111 2604

6 4000 111 2604

Dei

0 2856

0 2656

（3）水平风力计算

6由下使计算各塔段的水平风力 PiK1K2iq0filiDei10（ N）各段有关参数及计算结果列于表4.3。

表5.3 各塔段水平风力计算结果

塔段

1

号 K1

0.7

2

3

4

5

6

第 38 页 共50页

1.

K2i

081

q0/(N/

1.092

1.249

1.616

2.117

2.532

400

m)

0.

fi

64 10

li/mm

00

Dei/mm

2856 56

Pi /N

7.2

1.3

8.3

7.1

6.4

0.3

0 2656 287

0 2693 514

0 400

500

5000

5000

6000

0.8

1.0

1.14

1.25

1.36

2

2604 2604 2604

126518792567

5.4.2风弯矩计算

风弯矩由下式计算：

MwPi1-1lilPi1lii122l1li2ln PllPllli2ii1nii1i2220-0截面：

Mw0-0P1ll9P2l12P6l1l2l3l4l562.1210(N.mm) 2221-1截面：

MwP21-1l2ll9P3l23P6l1l2l3l4l561.7810(Nmm) 222l3ll9P4l34P5...P6l1l2l3l4l561.2610(Nmm) 2222-2截面：

Mw2-2P35.5各种载荷引起的轴向应力

5.5.1计算压力引起的轴向应力

1PcDi4Se0.17524004176.176MPa

5.5.2操作质量引起的轴向压应力

0-0截面：

002m000gAsbm000gDisSes78274.49.813.142417178.14MPa

1-1截面：

112m0gAsm11m0gAsm1178274.4584.49.81703609.28MPa

第 39 页 共50页

式中：Asm------裙座人孔处截面的即积，由式得Asm70360mm2 2-2截面：

222m022gAsmm022gDiSe78274.4584.410574.89.813.1424171711.46MPa

5.5.3最大弯矩引起的轴向应力

最大弯矩Mmaxi-ii-ii-iMmaxMw取下式计算值中最大值：

i-ii-ii-iMmaxME0.25Mw计算结果如下表：

表5.4 最大弯矩引起的轴向应力 截面

Mmax（/Nmm）i-i0-0

2.121091-1

1.781092-2

1.26109

各危险截面的3计算如下：

003MmaxZsb1-10-02.1210942.121092DisSes920.78524001760.66MPa

1-13MmaxZsm1.78102660598870.04MPa

式中 Zsm------裙座人孔处截面的抗弯截面系数，由式得Zsm26605988mm3。

223MmaxZ2-2Mmax2-241.261092DiSe20.785240017111.78MPa

5.6筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 5.6.1筒体的强度与稳定性校核

（1）强度校核

筒体危险截面2-2处的最大组合轴向拉应力：

max122-2223226.17611.46111.78109.16MPa0.85134.64MPa

轴向许用应力：Kσtφ1.2132t

2-2因为σmaxKσφ，故满足强度条件。

（2）稳定性校核

筒体危险截面2-2处的最大组合轴向压应力：

max22-22232211.46111.78123.24MPa

许用轴向压应力：σcrKBtKσ取其中较小值

按GB150《钢制压力容器》组合的规定，由

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A0.094RiSe0.094700/120.00162

查文献[5]得B则KB112MPa

取cr134.4MPa1.2112134.4MPatKσ1.2132158.4MPa

2-2因为max＜cr，故满足稳定性条件。 组压5.6.2裙座的稳定性校核

裙座危险截面0-0及1-1处的最大组合轴向压应力

max21-1max0-0003008.1460.6668.8MPa

1121139.2870.0479.32MPa0.094700/120.00162由A0.094Ris/Ses

查相应的材料图得BKB则112MPa1.2112134.4MPatKσ1.2113135.6MPa取cr134.4MPa

因为

σmax组压＜σcr0-0σ1-1max组压＜σcr 故满足稳定性条件。

5.7裙座和筒体水压试验应力校核 5.7.1筒体水压试验应力校核

（1）由试验压力引起的环向应力

试验压力

PT1.25Pt1.251.751321322.18MPa

36.24MPapT液柱静压力DiSei2Sei2.180.3146240017217

0.9s0.92450.85187.5MPa

因为σ＜0.9σsφ 故满足要求。 （2）由试验压力引起的轴向应力：

1PTDiSei2.18240041776.94MPa

（3）水压试验时，重力引起的轴向应力

σ222mmaxgπDiSe2-276631.79.813.1421001226.27MPa

（4）由弯矩引起的轴向应力

σ2230.3Mπ422-2w0.31.0405100.785210029DiSei1229.43MPa

（5）最大组合轴向拉应力校核

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max122-2223224.626.2729.437.76MPa

许用应力：

0.9Kσsφ0.91.22450.85224.8MPa

2-2因为m＜0.9Ks 故满足要求。 ax最大组应力校核

σmaxσ22-222σ32226.2729.4357.7MPa0.9KσsKB

轴向许用压应力σcr取其中最小值 取cr135.6MPa0.9Kσs0.91.2245264.6MPaKB1.2113135.6MPa

2-2因为max＜cr 故满足要求。

5.7.2裙座水压试验应力校核

（1）水压试验时，重力引起的轴向应力

σ200mmaxgπDisSes1-10-076631.79.813.142100126.8MPa

σ112mmaxgAsm76031.79.81351808.51MPa（2）由弯矩引起的轴向应力

0030.3Mw0-040.32.121029DSes1-12is0.785320022922.35MPa

1130.3MwZsm0.31.78101660598825.87MPa（3）最大组合轴向压应力校核

max组压211max组压00003006.822.3529.15MPa8.5125.8734.38MPa

112113轴向许用压应力 σcr0.9KσsKB取其中最小值

0.9Kσs0.91.2235253.8MPaKB1.2101121.2MPa取cr121.2MPa

因为

max组压＜0-0cr 故满足要求。

1-1max组压＜cr5.8基础环设计 5.8.1基础环尺寸

取

DobDis（160400）24003002700mmDibDis（160400）24002002200mm

5.8.2基础环尺寸的应力校核

第 42 页 共50页

σbmax0-0Mmaxm0gAbZb取其中较大者 0-00.3MwmmaxgZAbbZbDobDib4432Dob3.142700220044322400228.6910mm83

AbD4bmax2obDib0.7852700220022.551066mm3

0.72MPa（1）（2）MmaxZb00m0gAb2.12108.69109976631.79.812.551093.49MPabmax0.3MmaxZb00mmaxgAb0.32.12108.6910876631.79.812.55106

取bmax3.45MPa

3.5MPa选用75号混凝土，其许用应力Ra因为bmax＜Ra 故满足要求。 5.8.3基础环厚度

有筋板时，计算基础环的厚度Sb。

b12DobDos1227002417141mm

设地脚螺栓的直径为M36，l=160mm,则1/b=0.9.查文献[5]得

MMxy0.142bmaxb0.1423.451429878.3Nmm/mm0.0872bmaxl0.08723.451607701.5Nmm/mmMx9878.3Nmm/mm2222

取Ms

基础材料的许用应力b140MPa 基础环厚度S6Ms69878.314019.51mmbb 取Sb20mm

5.9地脚螺栓计算

5.9.1地脚螺栓承受的最大拉应力

00MwmgminAbZb 取其中较大值 0-00-0ME0.25Mwm0gZbAbσB（1）BM00wZbmmingAb2.12108.69109842559.979.82.551061.3MPa

第 43 页 共50页

（2）BME0.25MwZb0-00-0m0gAb1.478100.252.12108.691088976631.79.82.551060.42MPa

取B1.3MPa。 5.9.2地脚螺栓直径

因为B＞0，所以此塔必须安装地脚螺栓，取地脚螺栓个数n28，地脚螺栓材料的许用应力

bt147MPa

d14BAbn[5]

bt41.32.55103.1428147635.6mm

查文献，取地脚螺栓为M36。故选用28个M36地脚螺栓，满足要求。以上各计算均满足 强度条件及稳定性条件。

表5.5 中温变换炉机械设计结果汇总表

塔的名义厚度 筒体Sn=17mm，封头Snh=17mm，裙座Sns=17mm m0=78274.4kg mmin=42559.97kg M w 0-0=2.12×109 N·mm M w 1-1=1.78×109 N·mm M w 2-2=1.26×109 N·mm M E 0-0=1.478×108 N·mm M E 1-1=1.07×108 N·mm 地震弯矩 M E 2-2=0.97×108 N·mm 计算压力引起的轴向应力 各种载荷引起的轴向应力 最大组合轴向拉应力 σ1=6.176MPa σ20-0=－8.14MPa σ21-1=－9.28MPa σ22-2=－11.46MPa σ30-0=±60.66MPa σ31-1=±70.04MPa σ32-2=±111.78MPa σmax2-2=109.16MPa σmax0-0=－68.8MPa σmax1-1=－79.32MPa σmax2-2=－123.24MPa σmax2-2=109.16MPa< K[σ]tФ=134.4MPa 满足强度条件 σmax0-0=－68.8MPa<[σ]cr =134.4MPa 满足稳定性条件 稳定性校核 σmax1-1=－79.32MPa<[σ]cr =134.4MPa满足稳定性条件 σmax2-2=－109.16MPa<[σ]cr =134.4MPa 满足稳定性条件 质量载荷 荷及其弯塔的载矩 风弯矩 操作质量引起的轴向应力 最大弯矩引起的轴向应力 最大组合轴向压应力 强度校核 强度及稳定性校核 第 44 页 共50页

σ=36.24MPa<0.9σSФ=187.5 MPa 满足强度条件 水压试验时的应力校核 裙座 σmax1-1=－34.38MPa<[σ]cr =121MPa 满足强度条件 基础环设计 基础环的应力校核 σbmax=3.45MPa总结

由于合成氨变换工艺是成熟工艺，参考文献资料较多。本设计主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》这本书，查阅和参考了许多合成氨方面的相关资料。

本设计选择了合适的工艺流程；通过计算和绘图分析出了温度对转化率和反应速率的影响变化，确定良好的工艺条件；通过热量衡算，选择合适的换热器，合理的利用和回收了热量；选择了合适的催化剂，对设备结构进行了合理的设计。

本次毕业设计是一个理论与实际相结合的过程。通过本次设计，提高了我查阅资料、运用知识的能力，使我对化工生产及操作有进一步的了解，对以后的学习和工作有很大帮助。

由于本人水平有限，生产实习的经验较少，设计会有不少缺点与不足，热切期望得到各位老师的批评指正。

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设备一览表

设备名称 饱和热水塔(T-1) 中温变换炉(T-2) 低温变换炉(T-3) 换热器(E-2） 换热器(E-3) 换热器(E-4) 换热器(E-5) 换热器(E-6) 泵（P-1） 泵（P-2） 泵（P-3） 泵（P-4） 设备型号 Ф2000×18000×20 Ф2400×20000×17 Ф2400×18000×17 Ф1400×6000 Ф1200×6000 Ф1200×6000 Ф1000×6000 Ф1000×6000 备注 填料塔 12CrMo 16MnR 固定管板式 固定管板式 固定管板式 固定管板式 固定管板式 离心式 离心式 离心式 离心式 数量 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 DFLH-65-32 DFLH-65-20A DFLH-65-20A DFLH-65-32 第 47 页 共50页

符号说明

英文字母

V P T E dp D H G M n Xp Cp Kp Hmf Ya Q H

意义与符号 罐；容积，m3 泵；压力，Pa 温度，℃ 活化能，kJ/kmol 颗粒直径,m 塔径，m 塔高，m 物料流量，kmol/h 摩尔质量，kg/kmol 物质的量，kmol

转化率 热容，kJ/(kmol.℃)

平衡常数 摩尔反应热，kJ/kmol

摩尔分率 热量，kJ 焓值，kJ/kg

英文字母

r L u K f S



意义与符号 重度，kg/m3 触媒层高度，m 流速，m/s 传热系数，kW/(m2.℃)

摩擦系数 传热面积，m2 管板填充系数 黏度，mPa.s 传热系数，W/(m℃)

有效厚度，mm 名义厚度，mm 地震弯矩，N.mm 风弯矩，N.mm 压力，MPa 标准接触时间，h 反应速率常数 触媒体积，M3





e n

ME Mw p To k Vr

第 48 页 共50页

参考文献

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致谢

本次毕业设计是在李志洲老师的悉心指导下完成的。老师严谨的治学态度、渊博的知识以及对工作的高度热情是我学习的典范，也是我以后生活和工作的表率。本设计从选题到完成，李老师给予了我很多的教诲、指导以及鼓励。每一步都是在导师的指导下完成的，倾注了老师大量的心血。在此，谨向李老师表示崇高的敬意和衷心的感谢。

此次设计使我学会了很多专业知识，掌握了许多化工软件的使用方法，提高了我的计算机水平，为以后的学习和工作打下了坚实的基础。

本次设计的顺利完成还离不开刘军海老师和各位同学的热心帮助。在此特别感谢刘军海老师的指导和帮助。感谢在整个毕业设计期间与我密切合作的同学和曾经在生活上、学习上给予过我帮助的伙伴们。

在此，我再一次真诚地向帮助过我的老师和同学表示感谢！ 祝各位老师和同学百事可乐，万事如意。

邓宝军

2010年06月5日

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附图说明

附图一 工艺流程图 附图二 变换炉装配图 附图三 设备立面图

附图四 全厂平面布置图

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