2万吨合成氨第二热交换器设计
化工原理课程设计-年产合成氨2万吨小合成氨厂变换工段水加热器的设计
化工原理课程设计年产合成氨2万吨小合成氨厂变换工段水加热器的设计设计背景本换热器的设计来自于以煤为原料的中小型氨厂，大都采用多段中变的方法；由于半水煤气中不含水蒸汽，为了完成变换反应，需添加大量外供蒸汽，构成了氨厂的高能耗工序之一。
此换热器既是回收湿变换气（变换炉出）的显热，以预热入口的半水煤气，借以节约能量，使热能回收。
设计条件1、湿变换气的组成：成分CO2H2N2H2Omol % 18.55 32.73 10.75 37.792、湿变换气的进口温度：T1 = 229 ℃3、去离子水的出口温度：t2≦140 ℃工艺参数：1、操作压力：9 kg(f)/cm2（湿变换气）2、湿变换气通过水加热器的压力降ΔP ≦100 kPa注意事项：1、物性计算中单位的换算（mol与kg）；2、换热器设计中管、壳程的选择。
附：混合物料的物性计算（气体）一、 密度：RTMP M =ρ 其中：ρM ：混合气体的密度（kg/m 3）；P ：操作压力（Pa ）；M ：混合气体的分子量， y i ：i 组分的摩尔分率； M i ：i 组分的分子量； R ：气体常数（J/kmol ⋅K ）； T ：操作温度（K ）二、 粘度：采用Herning-Zipper 法（《化学工程手册》（第一卷），P1-386）∑∑===ni ii ni iiiM My My 15.015.0)()(μμ其中：μm ：混合气体的粘度（Pa ⋅s ）；μi ：i 组分的粘度（Pa ⋅s ）；注：气体的粘度一般不随压力而变，只有当P > 4⨯106 Pa （即40.8 kg(f)/cm 2）时才考虑（略为增大）（教材P24）。
三、 比热容：混合气体的比热容可通过质量分率加和进行计算：∑==ni i i M Cp y Cp 1其中：Cp M ：混合气体的比热容（kJ/kg ⋅K ）；Cp i ：i 组分的比热容（kJ/kg ⋅K ）四、 导热系数：∑∑===ni ii ni iii m My My 13/113/1)()(λλ其中：λ M ：混合气体的导热系数（W/m ⋅K ）；λi ：i 组分的导热系数（W/m ⋅K ）注：气体的导热系数与压力无关（当P 介于2.7 kPa ～200 kPa 之间），气体的λ介于0.006～0.4 W/m ⋅K 。
合成氨变换工段工艺设计
合成氨变换工段工艺设计合成氨是化工工业中的重要原料，广泛应用于制取尿素、硝化铵等农业肥料，以及制取氨水、氨盐、化肥、染料等合成工艺中。
合成氨变换工段是合成氨生产中的关键环节，其工艺设计对合成氨的产量、质量以及能耗等方面有重要影响。
一、工艺概述合成氨的变换反应器是将反应物氮气和氢气通过催化剂的作用，在一定条件下发生气相合成反应，生成合成氨。
反应器通常采用固定床催化剂反应器，催化剂的选择和催化剂床层的设计都是工艺设计的重要环节。
冷凝器主要用于对反应产生的氨气进行冷凝回收，常见的冷凝器有直接冷凝器和间接冷凝器两种形式，工艺设计中需要根据具体情况选择适用的冷凝方式。
循环气压缩机主要用于将反应器中未反应的气体通入新的循环，提高气相合成反应的转化率。
在工艺设计中，需要考虑压缩机的压比、功率消耗等参数。
氨气的分离净化装置主要用于对合成氨中的杂质进行去除，提高合成氨的纯度。
常用的分离净化装置有吸附装置、膜分离装置等，具体的工艺设计需要根据生产要求和经济效益进行选择。
二、工艺参数及控制合成氨的变换工段的工艺参数主要包括反应温度、反应压力、空速、催化剂活性等。
这些参数直接影响合成氨的产率、选择性和能耗。
反应温度是合成氨变换反应的重要参数，通过控制温度可以提高反应速率和转化率，但过高的温度会导致副反应的发生，降低合成氨的选择性。
反应压力主要用于控制氨气的产量和能耗，压力越高产氨越多，但能耗也相应增加。
空速是指单位时间内通过反应器的氮气体积，可以通过调控压力和进气量来实现，过小的空速会影响反应的效果，而过大会导致固定床催化剂的床层冲击和阻力升高，影响反应转化率。
催化剂活性主要指催化剂的活性组分含量和粒径等参数，这些参数会影响合成氨的选择性和催化剂的寿命。
在工艺设计中，需要考虑这些参数的合理选择和控制，以提高合成氨的产量和质量，并降低能耗。
三、能耗控制合成氨的变换工段是合成氨生产中的能耗重点。
能耗的控制主要体现在压力控制、催化剂选择和热交换等方面。
「年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计」
年产三万吨合成氨厂变换工段工艺设计一、工艺流程概述1.原料准备：将天然气（主要是甲烷）与空气作为主要原料，通过气体净化系统去除其中的杂质、硫化物和水分。
2.原料配送：将净化后的天然气和空气分别输送至气体净化系统进行进一步的处理和分析。
3.变换反应槽：将净化后的天然气和空气通过压缩机压缩至一定压力后，经过暖气交换器加热至高温（约500-600℃），再进入变换反应槽。
4.变换催化剂：在变换反应槽中，使用催化剂（通常是高温高压下的铁-钴催化剂）促进N2和H2的反应。
反应生成的合成氨会随气流从反应槽中流出。
5.除气系统：将反应槽中的气体通过除尘器，冷却器和吸附剂等设备进行处理，去除其中的固体颗粒、水分和其他杂质。
6.合成氨回收：经过除气系统处理后的气体中仍含有未反应的氮气和氢气，通过压缩机再次压缩进入蒸馏塔。
在蒸馏塔中，根据不同的沸点，将氨气和氮气分离开来，再通过冷凝器冷凝为液态氨。
7.废水处理：在工艺过程中产生的废水会经过处理系统去除其中的有机物和杂质，以保证排放的废水符合环保要求。
二、设备布置和操作要点1.变换反应槽的设计要考虑到温度、压力和气体流动速度的控制。
同时，需要定期更换催化剂，以维持优良的反应性能。
2.除气系统中的设备要进行定期维护和清洁，确保其正常工作和去除气体中的杂质、固体颗粒和水分。
3.合成氨回收装置要根据产品质量要求设置合适的操作参数，例如蒸馏塔的温度和压力。
此外，冷凝器的冷却水流需要保持稳定，以确保气体顺利冷凝为液态氨。
4.废水处理系统应配置适当的物理和化学处理单元，如过滤器、沉淀池和生物处理等，以达到废水排放标准。
5.需要建立相应的安全措施，如设立监测系统，确保气体和液体在整个工艺中的安全运输和使用。
三、工艺控制和性能优化1.在变换反应槽中，可以通过调节供气比例、压力和温度等参数来控制合成氨的产率和选择性。
同时，也可以根据反馈控制系统监测和调整催化剂的性能。
2.除气系统中的设备可以通过监测气体的组成和温度、压力等参数，来调整操作参数，以达到满足产品质量要求的除气效果。
年产40万吨合成氨工艺设计
毕业设计题目名称：年产40万吨合成氨转变工序设计系别：化学工程系专业：班级：学生：学号：指导教师（职称）：摘要本次设计为400 kt/a合成氨变换工段的工艺设计。
本设计采用全低变的工艺流程。
根据有关文献资料，完成物料、热量的计算。
并对第一变换炉、第二变换炉、煤气换热器以及变换气换热器等主要设备进行选型计算。
并做出了合成氨变换工段全低变的工艺流程图和设备布置图。
所得结果基本满足设计要求，工艺流程可行。
关键词：合成氨；变换；热量衡算；物料衡算AbstractThe task is the design of shift process in 400 kt/a NH3. The low-temperature shift technology was adopted in this calculation.According to the relevant cultural heritage data, complete the calculation of material, calories. Furthermore, the size and type of the equipments were determined such as heat exchanger, shift converter, etc.Also do to synthesize an all of the ammonia transformation work segment low craft flow chart and equipments changing set out diagram.The results meet the requirements of the design task well, the craft process can go.Keywords: ammonia; transformation;heat balance;material calculation equations目录摘要 (I)Abstract (II)目录 .............................................................................................................................................. I II 1.前言. (1)1.1 氨的性质和用途 (1)1.1.1 物理性质 (1)1.1.2 化学性质 (2)1.1.3氨的用途 (2)1.2合成氨转变工序的工艺原理 (2)1.2.1合成氨生产方法简介 (2)1.2.2 一氧化碳变换在合成氨中的意义 (3)1.2.3合成氨转化工序的工艺原理 (3)1.2.4合成氨变换工序的工艺原理 (4)1.3 重点设计工序（变换工序）的生产方法选择论证 (4)1.3.1中低低工艺 (5)1.3.2全低变工艺 (5)1.4 工艺流程简述 (6)2. 物料衡算及热量衡算 (9)2.1设计条件 (9)2.2 CO全变换过程总蒸汽比的计算 (9)2.3第一变换炉催化剂床层物料与热量衡算 (10)2.3.1入第一变换炉催化剂床层汽气比 (10)2.3.2 CO平衡变换率及出催化剂床层气体的组成 (10)2.3.3 第一变炉热量衡算 (11)2.4 第二变换炉第一段催化剂层物料及热量衡算 (12)2.4.1 第二变换炉第一段催化剂层汽/气比 (12)2.4.2 第二变换炉第一段催化剂层CO的平衡转化率计算 (13)2.4.3 出口温度校核 (14)2.4.4 第二变换炉第一段催化剂热量衡算 (14)2.5 第二变换炉第二段催化剂床层物料及热量衡算 (15)2.5.1 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算 (15)2.5.2第二变换炉第二段催化剂热量衡算 (16)2.5.3平衡温距校核 (17)2.6 煤气换热器热量衡算 (17)2.7 变换气换热器热量衡算 (18)2.7.1进设备热量计算 (18)2.7.2出设备热量计算 (18)3. 主要设备计算 (19)3.1第一变换炉的计算 (19)3.1.1 催化剂用量计算 (19)3.1.2 催化剂床层阻力计算 (20)3.2第二变换炉的计算 (21)3.2.1 第二变换炉第一段催化剂用量计算 (21)3.2.2 第二变换炉第二段催化剂用量计算 (22)3.2.3 第二变换炉催化剂床层阻力的计算 (23)3.3 煤气换热器的计算 (25)3.3.1 设备直径及管数确定 (25)3.3.2 设备规格的确定 (26)3.3.3 传热系数计算 (27)3.3.4 传热面积计算 (31)3.3.5 列管长度的计算 (32)主要设备一览表 (33)设计结果及总结 (34)参考文献 (35)致谢 ............................................................................................................ 错误！未定义书签。
合成氨装置变换炉设计
和 固体 颗粒 并进行 适度 的 Ｃ Ｏ变 换反 应 。为 了提 高 Ｃ Ｏ变换反 应 的速度 ， 常采用 中温 变换 。为 了使 变 通 换 反应 更完 全 ， 降低 合成 气 中 的 Ｃ Ｏ含 量 ， 生成 更 多
料 的 。氨 主要 由氢 和氮在 高温 高压和催 化剂 的作用
的 Ｈ ， 中温 变换 后 ， 常再 进 行 低 温 变换 。变换 在 通 反 应 的流程 图如 图 １ 所示 。
ＴＩ ＡＮ Ｃｈｕ ｘ ａ ｎ． ｉ
（Ｉ ＳＮＯＰ ｎ ｂ ｇｎｅｉｇ Ｃ ．，Ｌｄ ＥＣ Ｎｉｇ ｏＥｎ ｉｅｒ ｏ ｎ ｔ．，Ｎｉｇ ｏ ３ ５ ０ ｎ ｂ １ １ ３，Ｃ ｉａ） ｈｎ
Ａｂｓｒ ｃ Ｃｏ ｖ ￣ｉ ｕ ｎａ ｅ ｉ ｎ ｆｔｅ ｋ ｙ ｅ ｉ ｔ ａ ｔ： ｎ ｅ ｎｇｆ ｒ ｃ ｓｏ ｅ ｏ ｈ ｅ ｑｕｐｍｅ ｔｉ ｙ ｔ ｅｉ ｍｍｏ ａ ｐａ ． Ｉ ｈｉ ｒｉｌ ｎ ｎ ｓ ｎ ｈ ｔｃａ ｎｉ ｌｎｔ ｎ ｔ ｓａ ｔｃｅ，ｗｉｈ ｒ ｓ ｅ ｔｔ ｈｅｐ ｏ ｅ ｔｅ ｆ ｔ ｅ ｐ ｃ ｏ ｔ ｒ ｐ ｒｉｓｏ
中 图分 类 号 ： Ｑ ０ ２ Ｔ ５ 文 献 标识 码 ： Ａ 文 章 编 号 ： ０ ９ ３ ８ （ ０ １ ０ － １ －５ １ ０ —２ １ ２ １ ） ２０ ４０ ０
Ｄｅ ｉ ｎ ｏ ｎｖ ｒ ｉ ｇ Ｆｕｒ ａ ｅ ｉ ｙ ｈ ｔｃ Ａｍ ｍ ｏ ｉ ａ ｓｇ ｆ Ｃｏ ｅ ｔｎ ｎ ｃ ｎ Ｓ ｎｔ ｅ ｉ ｎ ａ Ｐｌ ｎｔ
年产2万吨合成氨变换工段工艺设计设计
合成氨是一种重要的工业化学品，广泛用于农业肥料、化肥、塑料、炸药等领域。
为了满足市场需求，设计一个年产2万吨合成氨变换工段的工艺。
合成氨工艺通常包括三个主要步骤：气体净化、合成反应和分离纯化。
以下是一个基本的工艺设计方案。
1.气体净化从天然气中提取氢气（H2）和氮气（N2），一种常用的方法是通过蒸汽重整和高温转热反应。
天然气先经过脱硫除硫化氢（H2S）处理，然后进入蒸汽重整器，与水一起反应生成H2和CO。
再通过转热反应，将CO转化为CO2和H22.合成反应合成反应通常采用哈贝-博斯曼工艺（Haber-Bosch Process），即在高温（400-500摄氏度）和高压（200-300巴）下，将氢气与氮气催化反应生成氨。
反应器通常采用固定床催化剂，催化剂常用的是铁（Fe）或铁钼（Fe-Mo）催化剂。
反应器主要分为顶座和底座两部分，用以升温和降温，以保持恒定的反应温度。
3.分离纯化合成氨的产物中除了氨外还含有一些杂质，如副产物氮氧化物（NOx）和未反应的氢气。
因此，需要对产物进行分离纯化，以获得高纯度的合成氨。
分离纯化一般采用蒸馏、吸附和压缩等方法。
首先，通过蒸馏将氨与轻杂质分离。
然后，使用吸附剂去除重杂质，如CO、CO2和H2O。
最后，利用压缩机将氨气压缩，得到最终产品。
此外，为了实现连续生产，工艺中还需要一些辅助设备，如冷却器、加热器、循环泵和控制阀等。
以上是一个简单的年产2万吨合成氨变换工段的工艺设计方案。
实际设计中还需要考虑各种因素，如安全性、能源消耗、成本等。
同时，工艺设计还应根据具体情况进行优化和改进，以提高产量和效率。
年产10万吨合成氨变换工序毕业设计完整说明书(可编辑)
年产10万吨合成氨变换工序毕业设计完整说明书目录摘要IIIAbstract IV第一章总论部分 11.1设计对象规格 11.2产品品种和产品性质 11.2.1产品品种 11.2.2产品性质 11.3原料的来源和规格 11.4合成氨在国民经济中的地位和用途 11.5建厂位置选择 21.6全厂生产路线的选择论证 31.6.1煤气化及造气炉选择31.6.2本设计造气基本原理71.6.3本设计造气工艺流程71.7原料气的净化81.7.1脱硫81.7.2变换101.7.3脱碳101.7.4精制121.8氨合成141.9年工作日和工作制度的确定16第二章工艺部分172.1 重点设计工序(变换工序)的基本原理17 2.1.1变换反应的特点 172.1.2化学平衡172.1.3催化剂的选择212.1.4化学动力学272.2变换工序生产方法选择论证292.2.1工艺技术路线选择292.2.2全低变工艺流程 302.3变换炉主要参数312.4工艺操作条件的确定322.4.1温度322.4.2压力332.4.3 H2O/CO 33第三章工艺计算..343.1物料及热量计算353.1.1计算基准及已知条件353.1.2全工段物料及变换率计算353.1.3 1#变换炉一段计算373.1.4 1#变换炉二段计算423.1.5 2#变换炉计算493.1.6 增湿器物料及热量衡算523.2设备计算573.2.1主换热器573.2.2 次换热器593.2.3 催化剂计算 62第四章非工艺部分714.1环境保护及三废处理724.1.1废水724.1.2 废气724.1.3 废渣734.1.4噪声734.2技术经济指标73参考文献 (73)致谢.74附录 (75)年产10万吨合成氨工程项目工艺设计(重点工序:变换工序,CO进口含量:28.0%)摘要合成氨生产工序主要有原料气的制取、原料气的净化和氨合成,原料气的净化又分为原料气的脱硫、CO变换、脱碳和精制。
年产二十万吨合成氨变换工段工艺设计
4、二氧化碳
CO2为变换反应的产物，除去CO2有利于反应平衡向生成H2
的方向移动，从而提高CO的变换率，降低变换气中CO含量。
生产中，若选用中变串低变工艺，可在两个变换炉之间串 入脱碳装置，最终CO含量可降低到0.1％。
CO变换工艺流程
CO水蒸气变换反应，简称CO变换反应:
CO+H2O
H2+CO2
转 化 气
CO 13-15%， 800℃， 3.04MPa
甲烷 化预 热器
饱和器
贫液再沸器
变换气
中串低流程特点
主要工艺参数:中变部分的进口温度~ 3000C、 出口温度~ 450℃，低变部分的进口温度~ 1800C、出口温度~ 2300C，反应汽气比~ 0.5，吨氨蒸汽消耗450Kg，中变催化剂空速 ~ 700 h-1，低变催化剂空速~ 1 800 h-1， 出口CO含量~ 1.5%。 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。
蒸汽转化法 制气
煤连续加压 气化法制气
自给
重油部分氧 化水冷激除 碳黑法制气
提供蒸汽 的方式
外供
煤间歇常压 气化法制气
一、大型氨厂一氧化碳中变串低变流程
370℃，
220℃，
CO 3-4%
废 热 锅 炉
中 变 炉
440℃，
低 变 炉
废 热 锅 炉
235℃，
CO 0. 3-0.5%
CO 3-4%
软水
474017.95
85021.13
15330.33
4737.91
中变炉 二段
89759.04
变换工段存在的意义
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C0，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。
合成氨变换工段流程图年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计
合成氨变换工段流程图年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计导读：就爱阅读网友为您分享以下“年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计”的资讯，希望对您有所帮助，感谢您对的支持!2008届化学与材料工程系《化工工艺设计任务书》变换工艺设计说明书设计题目年产8万吨小合成氨厂中温变换工段工艺设计课题来源年产8万吨小型合成氨厂变换工段变换工段化学工艺设计标准变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。
要求：1. 绘制带控制点的工艺流程图2. 系统物料、能量衡算3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算。
变换工段化学工艺设计主要技术资料1. 变换技术方案CO2变换反应是放热反应，从化学平衡来看，降低反应温度，增加水蒸汽用量，有利于上述可逆反应向生成CO2和H2的方向移动，提高平衡变换率。
但是水蒸气增加到一定值后，变换率增加幅度会变小。
温度对变换反应的速度影响较大，而且对正逆反应速度的影响不一样。
温度升高，放热反应即上述反应速度增加得慢，逆反应（吸热反应）速度增加得快。
因此，当变化反应开始时，反应物浓度大，提高温度，可加快变换反应，在反应的后一阶段，二氧化碳和氢的浓度增加，逆反应速度加快，因此，需降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可得到较高的变化率。
但降温必须与反应速度和催化剂的性能一并考虑，反应温度必须在催化剂的使用范围内选择。
在本设计中我们选择三段中温变化工艺流程。
2. 工艺流程含32.5% CO、温度为40℃的半水煤气，加压到2.0Mpa，经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的120～140℃的热水逆流接触，气体被加热而又同时增湿。
然后在混合器中与一定比例的300～350℃过热蒸汽混合，25%～30%的气体不经热交换器，作为冷激气体。
合成氨变换工段设计
合成氨变换工段设计一、工艺简介合成氨（NH3）是一种重要的化学原料，广泛应用于肥料、化工、冶金等领域。
合成氨通常是通过哈伯-博士过程进行合成的，该过程主要有三个阶段：气化反应、变换反应和分离装置。
其中，变换反应是合成氨反应的核心环节。
二、工艺流程1.进料系统：将氮气（N2）和氢气（H2）以一定的比例通入反应器。
进料系统应包括氮气和氢气的净化装置，以确保进入反应器的气流中不含有不利于反应的杂质。
2.反应器：反应器是合成氨变换的关键装置，需要选择适当的催化剂，并控制合适的反应温度和压力。
反应器的设计应满足以下要求：具有高的转化率和选择性、较小的压力损失、对催化剂具有良好的分布和稳定性。
3.除尘装置：合成氨反应会产生一些固体杂质，如烟尘颗粒等。
除尘装置主要用于去除这些固体杂质，以确保产品的纯度。
4.产品收集系统：将合成氨收集并进行后续的分离和提纯。
收集系统应包括冷凝器、吸收塔等设备，以确保合成氨的回收率。
三、工艺参数1.反应温度：合成氨变换反应通常在300-500°C的温度范围内进行，具体温度的选择应考虑催化剂的活性和热力学平衡等因素。
2.反应压力：合成氨变换反应的压力通常在10-30MPa之间，压力的选择应使反应的平衡位置有利于产生高的氨气浓度。
3.氮气和氢气的比例：氮气和氢气的比例对合成氨反应的转化率和选择性有重要影响，一般通过调节氮气和氢气的流量比例来控制。
4.催化剂的选择：催化剂的选择应考虑其活性和稳定性，促使反应的进行，并提高催化剂的利用率。
四、工艺设备1.反应器：选用合适的反应器，如固定床反应器或流化床反应器，确保催化剂的分布均匀和反应的高转化率。
2.净化装置：包括氮气和氢气的净化装置，用于去除进料中的杂质。
3.冷凝器：用于冷却和冷凝反应器出口的气体，以便进行后续的分离和提纯。
4.吸收塔：用于收集合成氨气体，并进行后续的分离和提纯。
五、工艺控制1.温度控制：根据反应的热力学特性，控制反应温度在适当的范围内，以提高反应的转化率和选择性。
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目录1 引言.........................................................................................................................................1.1 课题目的.......................................................................................... 错误！未定义书签。
1.2 工艺流程简述.................................................................................. 错误！未定义书签。
1.3 换热器的选型.................................................................................. 错误！未定义书签。
2 第二热交换器的工艺计算................................................................. 错误！未定义书签。
2.1 设计条件.......................................................................................... 错误！未定义书签。
2.2 确定湿变换气的物性参数.............................................................. 错误！未定义书签。
2.3 确定湿混合气的物性参数.............................................................. 错误！未定义书签。
2.4 估算传热面积.................................................................................. 错误！未定义书签。
2.5 工艺结构尺寸的确定...................................................................... 错误！未定义书签。
2.6 传热系数的计算.............................................................................. 错误！未定义书签。
2.7 换热器的核算.................................................................................. 错误！未定义书签。
3 第二热交换器的结构设计和强度计算............................................. 错误！未定义书签。
3.1 结构设计.......................................................................................... 错误！未定义书签。
3.2 换热器筒体及封头壁厚的计算...................................................... 错误！未定义书签。
3.3 换热器的水压试验及壳体应力校核.............................................. 错误！未定义书签。
3.4 开孔补强 (32)3.5 法兰的选用...................................................................................... 错误！未定义书签。
3.6 管板的设计...................................................................................... 错误！未定义书签。
3.7 支座形式的确定 (35)结论....................................................................................................... 错误！未定义书签。
致谢....................................................................................................... 错误！未定义书签。
参考文献.. (35)2 第二热交换器工艺计算2.1 设计条件2.1.1 工艺条件表2.1 设计条件操 作 介 质 管程（湿混合煤气）壳程（湿变换气）操 作 温 度 ℃ 295/371486/405 操作压力(表)MPa 0.79430.78重量流量（kg/s ） 4.429 4.4372.1.2 物料组成表2.2（a ） 湿混合气的物料组成组分 H 2COCO 2N 2CH 4+ArO 2H 2O% 21.855 13.183 8.519 10.793 0.4243+0.2042 0.200 44.822表2.2(b) 湿变换气的物料组成组分 H 2COCO 2N 2CH 4+ArO 2 H 2O %30.244 3.963 17.783 10.813 0.4254+0.204636.0672.2 确定湿变换气的物性参数2.2.1 定性温度湿变换气定性温度(+)/2(486405)/2445.5oo t t t C ==+=入出 2.2.2 热容表2.3 湿变换气各组分热容由《小氮肥工艺设计手册》附录查的混合气体的热容计算公式为p i piC y C =∑，计算得变换气的热容0 1.9164/.o p C KJ Kg C=2.2.3 黏度表2.4 湿变换气各组分黏度组分H 2COCO 2N 2CH 4ArH 2OCp(KJ/Kg.℃) 14.6309 1.1197 1.1384 1.1040 3.6968 0.5215 2.1322由《小氮肥工艺设计手册》附录查的混合气体的黏度计算公式为i i i i iy M y M μμ∑=∑，50 3.32610Pa s μ-=⨯⋅ 2.2.4 导热系数表2.5 湿变换气各组分导热系数由《小氮肥工艺设计手册》附录查的混合气体的导热系数计算公式为i i ii iy M y M λλ∑=∑，由计算得0.1327/(m )oo W C λ=⋅ 2.2.5 密度在定性温度下密度的计算：019.21M =0445.5oT C = 00.7943794.3P MPa Pa == 30019.210.8576/22.422.4M kg m ρ'===3000000273.15794.30.8576 2.555/(273.15445.5)101.325T P kg m T P ρρ''=⋅⋅=⨯⨯='+2.3 确定湿混合煤气的物性参数2.3.1 定性温度湿混合煤气定性温度(+)/2(295371)/2333oi t t t C ==+=入出 2.3.2 热容表2.6 湿混合煤气的热容计算得1.8260/.o pi C KJ Kg C=2.3.3 黏度表2.7 湿混合煤气的黏度组分 H 2 CO CO 2 N 2 CH 4 Ar H 2O μ.Pa s （）0.9100 3.2628 3.2337 3.3445 2.21268.53422.633组分H 2COCO 2N 2 CH 4ArH 2Oλ0W/(m C)⋅0.3160 0.0525 0.0508 0.05140.1146 0.0349 10.0608组分H 2COCO 2N 2CH 4ArO 2H 2OCp(KJ/Kg.℃) 14.5552 1.0912 1.0849 1.0186 3.3026 0.5221 1.007 2.104计算得52.409910.iPa s μ-=⨯ 2.3.4 导热系数表2.8 湿混合煤气导热系数计算得0.0647/(m )o i W C λ=⋅ 2.3.5 密度0.78780i P MPa Pa== 333oi T C = 19.188i M =22.4i i M ρ'=319.1880.8566/22.4kg m ==i i i i i i T P T P ρρ''=⋅⋅'3273.157800.8566 2.981/(273.15333)101.325kg m =⨯⨯=+2.4 估算传热面积2.4.1 确定换热器的平均传热温差两流体成逆流状态，参照《小氮肥工艺设计手册》第十二章，换热设备进行计算1405295110o t C =-= 2486371115o t C =-=21115 1.0452110t t ==<12m +110+115===112.522o t t t C'进行温差修正 1221486405=1.066t 371295T T R t --==-- 2111t 3712950.398486295t P T t --===--查图12-1-1的温差修正系数Φ=0.91组分 H 2 CO CO 2 N 2 CH 4 Ar O 2 H 2O1.0062.917552.82602.98211.96093.93383.50732.1607组分 H 2 CO CO 2 N 2 CH 4 ArO 2H 2O0.2870.04580.04220.04530.09030.0309 0.04820.0480m m 0.91112.5102.38o t t C'=Φ=⨯=即换热器的平均传热温差m t = 102.38o C2.4.2 换热器热负荷Q 的计算=m p Q q C t已知0 4.437/m q kg s = 4.429/mi q kg s=则：4.437 1.9164(486405=688.748 kJ/s o Q =⨯⨯-）4.429 1.8260(371295=614.639 kJ/si Q =⨯⨯-）取max 688.748/Q Q KJ S == 2.4.3 初算传热面积参照《小氮肥工艺设计手册》，初选传热系数2120/()o K W m C =⋅ 传热面积32/688.74810/120102.3856.06m A Q K t m =∆=⨯⨯=取10%~20%的面积裕度，传热面积在61.66~67.27m 2，则取传热面积266A m =2.5 工艺结构尺寸的确定2.5.1 管径和管内流速选定25 2.5φ⨯的换热管，即025,20i d mm d mm ==，管间距32S mm = 取管内流速12.5/i u m s = 2.5.2 管根数及传热管管长 传热管根数2/4v i i n q d u π=管程流体的体积流量3/ 4.429/2.981 1.486m /s vi mi i q q ρ===23.141.486/0.0212.5378.63794n =⨯⨯=≈根 换热管的管长0/66/(3.140.025379) 2.218m l A d n π==⨯⨯= 查GB151取换热管的标准管长 2.5m l = 2.5.3 壳体内径的计算参照《化工设备设计全书》第二章计算壳体内径 换热管的排列方式为正三角形排列1.1 1.137921.41b n ==⨯=壳体内径()01(2~3)i D S b d =-+=0.032⨯（23.41-1）+3⨯0.02 =703.27mm由GB151 选取标准内径i D =700mm 长径比/ 2.5/0.7 3.57i l D ==，因此无需分程 2.5.4 折流板参照GB151-5.9折流板和支持半的形式，选取单弓形折流板折流板的弦高0.250.25700175mm i h D ==⨯=，即切去缺口高度为175mm 折流板间距700mm i B D ==折流板数/1 2.5/0.713N l B =-=-≈块 2.5.5 拉杆查GB151表43及表44得025mm,700mm i d D ==时，拉杆直径16mm n d =，拉杆根数为4根2.5.6 实际管内流速画布管图得实际管根数n =379实根 实际管内流速23.141.486/0.02375=12.62m/s 4i u =⨯⨯（） 2.5.7 接管的计算参照《化工设备设计》-化工容器计算 取管内流速50m/s i ω=，壳程流速060m/s ω=4Qd πω=，计算得管程接管直径为0.195m ，壳程接管直径为0.192m取管程和壳程接管内径为200mm ；根据GB150规定选取2199.5φ⨯的接管2.6 传热系数的计算2.6.1 管程给热系数的计算R /ei i i i i d u ρμ=5(0.0212.62 2.981)/(2.409910)-=⨯⨯⨯31221.29= /r Pi i i P C μλ=351.826102.4099100.067-⨯⨯⨯=0.6801=管程给热系数0.80.40.023ii ei r iR P d λα=0.80.40.06470.023(31221.29)(0.6801)0.02= 249.067= 2.6.2 壳程给热系数的计算 1 当量直径管子按正三角形排列，当量直径的计算参照《化工设备设计全书》2200+T e T D N d d D N d -=220.73790.025=0.7+3790.025-⨯⨯=0.0249m壳程流通截面积0i S =1d BD S-（） 0.025=0.70.710.032⨯-（） 2=m 0.1072 壳程流体的流速00u =v q S 1.73660.1072=16.20m/= （壳程流体的体积流量3000/ 4.437/2.555 1.7366m /s v m q q ρ===） 壳程雷诺数00000R /e d u ρμ=5(0.02516.20 2.555)/(3.32610)-=⨯⨯⨯31111.69=壳程普朗特数0000/r P P C μλ=351.916410 3.326100.1327-⨯⨯⨯= 0.48=壳程给热系数0.551/30000.36e r eR P d λα=0.551/30.13270.36(31111.69)(0.48)0.0249= 444.458= 2.6.3 总传热系数K 的计算 由《化工原理》传热系数的计算知：00111i ir r K δαλα=++++ 由《小氮肥工艺设计手册》表12-1-1查得： 钢材的导热系数λ=40（千卡/W.h ）=46.49o (W/m C)⋅ 由《小氮肥工艺设计手册》表12-1-3查得：混合气体的污垢热阻2o 2o 00.001(m h C)0.00086m C/W i r r ==⋅⋅=⋅（）00111/()i iK r r δαλα=++++ 10.002511/(0.000860.00086444.45846.49249.067=++++）102.59= 2.7 换热器核算2.7.1 传热面积的核算 理论传热面积20 3.140.025 2.537974.38m A dln π==⨯⨯⨯=实际传热面积32/688.74810/102.59102.3865.57m m A Q K t =∆=⨯⨯=实面积裕度为074.3865.57100%100%13.43%65.57A A A --⨯=⨯=实实符合10%~20%的面积裕度范围，即面积核算符合要求 2.7.2 换热器内流体阻力计算参照《换热器设计手册》第二章压力降的计算，对管壳程流体阻力进行核算 1） 管程压力降t n s ()i l r p s P P P F N N P N ∆=∆+∆+∆式中 l P ∆——流体流过直管因摩擦阻力引起的压降，a P ； r P ∆——流体流经回弯中因摩擦阻力引起的压降，a P ； n P ∆——流体流经管箱进出口的压降，a P ；t F ——结构校正因素，无因次，对25 2.5mm φ⨯，取为1.4； p N ——管程数，p N =1；s N ——串联的壳程数。