中低低流程饱和热水塔.doc

课程设计设计题目中低低流程饱和热水塔工艺设计学生姓名徐然学号20103281专业班级化学工程与工艺10-2班指导教师高新勤2013年12月27日目 录中文摘要1英文摘要11 前言21.1 一氧化碳变换在合成氨生产中的意义21.2 变换系统近年来的发展概况31.3 饱和热水塔的作用41.4 湿气体的热力学性质41.5 饱和热水塔的平衡曲线和操作线61.6 饱和热水塔的循环水量72 本论82.1 中低低变换系统工艺82.1.1中低低变换系统流程82.1.2 中低低变换系统流程说明92.2 中低低变换系统的优点102.3 变换系统饱和热水塔工艺计算102.3.1 已知条件102.3.2 变换炉工艺条件计算102.3.3 变换系统各设备物量衡算、热量衡算112.3.4 饱和热水塔理论塔板数计算16心得体会20参考文献21附录22中低低流程饱和热水塔工艺设计摘 要: 本设计为合成氨厂变换工段饱和热水塔工艺设计，采用能耗较低的中低低流程。饱和热水塔是变换工段的主要热能回收设备。设计中对水加热器、饱和塔和热水塔进行物料衡算，能量衡算，计算了饱和塔和热水塔的平衡曲线和操作线。经反复试算调整，确定适宜的循环水量和两塔理论塔板数，检视 两塔推动力直至合理为止。绘制了中低低系统工艺管道与仪表流程图。关键词：中低低流程 饱和热水塔 物料衡算 热量衡算 Abstract: This design is a project for the technological design of the saturator-hot water column of the shift system for ammonia plant. Medium-low-low temperature shift flow technology is used in this project for its lower energy costs. Saturator-hot water column is used to recover heat in shift reaction and the excessive steam. Mass balance and heat balance of the water heater, saturator and hot water column have been done. The balance curve and the operating curve of the saturator and hot water column were calculated, based on which I-t diagram was drawn, and the number of the theoretical plates was obtained, checking the rationality of the urge of the two columns by adjusting the corresponding parameter. The flow diagram of the process pipe and instrument of the medium-low-low temperature shift system has been drawn. Keywords: Middle-low-low temperature shift flow; Saturator-hot water column; Mass balance; Energy balance1 前 言1.1 一氧化碳变换在合成氨生产中的意义1一氧化碳变换过程,既为合成氨原料气的净化过程,又是原料制氢过程的继续,因此,是合成氨生产过程中不可缺少的一个环节。原料气中的CO对氨合成催化剂有毒害作用，所以必须除去。一般在工业生产中分两次除去，大部分一氧化碳在变换除去。变换反应为： CO+H2O CO2+H2 这样，既能把CO变为易于除去的CO2,而且CO2又是生产碳酸氢铵，纯碱，尿素等化工产品的重要原料，同时又可制得与被除掉的一氧化碳等摩尔的氢 ，而 消耗的只是廉价的水蒸汽。残余的一氧化碳再采用铜洗或甲烷化的方法除去。1.2 变换系统近年来的发展概况2 到二十世纪八十年代，出现的“中串低”流程，既可降低汽气比和变换气中的CO含量，从而降低蒸汽消耗和减轻精炼工段的负荷，并且提高原料气的利用率，又可提高变换系统的生产能力，取得较好的效果。 但“中串低”流程存在某些不足，主要是由于中变二、三段使用的仍是铁铬系催化剂，要求在较高的温度下进行反应，因而造成该催化剂的利用率较低，而且中变二、三段换炉一段采用铁铬系中变催化剂，二、三段采用钴钼耐硫催化剂。由于铁铬系中变催化剂耐有害成分的能力较强，因而有效地保护了低变催化剂，使其优越性得以充分发挥。与中串低流程相比，中低低流程的蒸汽进一步下降，饱和塔负荷进一步减轻，主要缺点是由于反应汽气比下降，中变催化剂发生过度还原，引起中变催化剂失活、硫中毒及阻力增大导致中变催化剂使用寿命缩短。运行初期的操作指标优于中串低，中期与中串低相当，后期往往影响生产。但随着低温变换技术的采用， 特别是全低变工艺的应用，变换气中过量蒸汽已很少，传统利用冷凝和蒸发原理直接接触的饱和热水塔已失去了原始依据。也就是说，利用饱和热水塔回收潜回收潜热的意义也就不大了，用喷水增湿来代替水加热器回收变换气的显热的方法得到应用。目前中低低变换特别适用于我国小氮肥企业变换系统改造，可实现低蒸汽耗 、长周期稳定运行的目标，关键是要合理调整好变换工艺中各段的转化。1.3 饱和热水塔的作用中低低和全低变工艺的总汽气比摩尔比均在0.350.45，故反应后最终变换器中剩余蒸汽很少，可降低余热回收的负荷，也为降低汽耗打下了良好的基础。但这部分预热如不尽可能地加以回收，汽耗仍难以降低。对于采用何种方法回收热量，有观点认为：由于低汽气比降低了热水塔的负荷，因而主张取消饱和塔(保留热水塔) 。实际上，在热水循环中，热水除了在热水塔中回收变换气中的余热外，还在第一水加热器及调温水加热器，甚至合成系统水加热器回收变换炉各段及合成的反应热,然后在饱和塔中将半水煤气升温,增湿,回收热量.在全低变或中低低工艺的饱和塔回收的热量中,热水塔中回收的热量仅占总回收量的30%左右，但饱和塔出口气体温度并并无明显降低，故低汽气比对饱和塔的影响要比对热水塔的影响小得多。在中低低变换系统中，热水塔出口变换气的温度可降至4560。饱和热水塔是变换系统的主要热量回收设备，它的设计与操作好坏直接关系到外界补充给系统蒸汽量的多少。外界补充的蒸汽越少，则能耗越低，经济效益越好。1.4 湿气体的热力学性质341.4.1 饱和度：气体中水蒸汽分压PH2O与同一温度下水的饱和蒸汽压PH之比，称为气体中水蒸汽饱和度，即 饱和塔出口气体中的水蒸汽含量，最大达到出口温度下的饱和湿含量，即100，实际生产中是达不到饱和的，一般90951.4.2 湿含量m： 指1kg干气体中所含有的水蒸汽质量 kg/kg(干气)M干干气体分子量 P气体总压，绝对压力 1.4.3 热含量I：即单位质量气体所含有的热量。一种物质在某一状态下的热含量是从某一基准状态变化到该状态是所吸收的热量。基准状态一般选为0 ，对于湿气体它的热含量应是干气体的显热与所包含的水蒸汽的显热与潜热之和，以1kg干气体为基准的湿气体的热含量为：干气体的平均比热容（0t ），kJ/kg i水蒸汽在t 时的焓，kJ/kg1.4.4 露点温度td：湿气体在湿含量不变的条件下冷却到饱和时的温度，称为露点度，达到露点是=100%。欲求某一气体的露点，只需从饱和蒸汽表查出与该气体的水蒸汽分压相应的饱和温度，即是该气体的露点温度。水加热器出气温度应比露点温度高10 左右。1.4.5 绝热饱和温度ts：当不饱和的气体与足够量的水在绝热情况下相接触时，水向气体中汽化时只有取自气体中的显热，于是气体温度逐渐降低，而湿含量逐渐增加，当水汽含量达到饱和时，气体温度将不再因蒸发水分而降低，这时的温度称为气体的绝热饱和温度。 绝热饱和温度是气、水直接接触时，能被加热或冷却的极限温度。在变换系统中，出热水塔的热水温度，取决于入塔变换气的绝热饱和温度。故在变换系统的计算中，首先必须计算入热水塔变换气的绝热饱和温度，而后才能进一步确定出系统的温度分布。出热水塔的热水温度，应比绝热饱和温度低1.01.5 。 气体的绝热饱和温度决定于它的最初温度和湿含量。由热平衡可知，若以1 kg干气体为计算基准，则 + mS=+ m1+（mS - m1）CP水当达到绝热饱和温度时，气体的最终热含量将等于它的初始热含量加上以水蒸汽状态进入到气体中的水的热含量。式中下标s的各项为绝热饱和温度下的值，下标1的各项为气体初始状态的值。绝热饱和温度可用试算法求解，其步骤为：1 先假定一个绝热饱和温度ts，这个温度可参考气体的露点温度来假定，如气体温度较露点温度高得不多，试算可在其附近假设；2 计算出假定的绝热饱和温度时的饱和湿含量ms和入热水塔变换气的湿含量mi；3 分别查出蒸汽在假定的绝热饱和温度下和进气温度下的焓is和i1；4 分别计算上式的等式两边，看计算结果是否相等，如相等则说明假设值正确，否则需重新假定再计算，直至相等为止。1.5 饱和热水塔的平衡线和操作线56饱和热水塔平衡曲线是指在不同温度下气体与水达到平衡状态，也就是气体中水汽含量达到饱和状态时的热含量与水温的关系曲线。一般以水温t为横坐标，饱和湿气体的热含量I为纵坐标来绘制的。操作线是在塔内实际操作过程中，气体的热含量与水温的关系线。设进、出塔的干气体重量为G，进塔气的热含量为I1，出塔气的热含量为I2，进塔水重量为L1、温度为t1，出塔水重量为L2，温度为t2，根据热平衡得 G I1+ L1 t1 =G I2+ L2 t2因气相中湿含量的变化而造成的水量变化与循环水量相比是很小的，如略去其影响则水量可视为不变，则上式即为操作线方程式。从式中可看出操作线是一条直线，其斜率为L/G。一般在设计饱和热水塔时，首先要进行物料衡算和能量衡算，通过计算求出I1、I2、t1、t2，这时只要以（I1，t2）为一点，（I2，t1）为另一点，相连的直线即为操作线。绘出平衡曲线和操作线后就能清楚地看出塔内推动力的状况。 从平衡曲线也能看出热量能够回收的程度。热水塔平衡线表示了得到某温度的水时需要从变换气中吸收的最低限度（即达到平衡时）的热量；饱和塔平衡曲线则表示了某温度的水能传给半水煤气的最高限度（达到平衡状态时）的热量。由于热水塔的压力低于饱和塔，而饱和蒸汽压是温度的函数，当温度一定时其值也一定，所以变换气的饱和湿含量要高于同温度半水煤气的饱和湿含量，从而使变换气热含量高于同温度的半水煤气热含量，因此热水塔的平衡曲线总处于饱和塔平衡曲线之上。两平衡曲线之间的间距越小则能回收的热量就越多，反之就越少。因此减少系统阻力对加强热回收也有有积极意义。加压流程中两塔平衡曲线间的间距小于常压流程，这就是加压流程的热回收优于常压流程的原因。1.6 饱和热水塔的循环水量7饱和热水塔中，回收变换气的余热传递给半水煤气是靠水为媒介来完成的。循环于饱和热水塔中的水量必须满足于以下几个条件：1 水量必须保证完成最大限度的传递热量。2 必须满足喷淋密度的要求。例如，对于填料塔，水量必须保证全塔在适宜的润湿率下操作。3 必须使设备结构和经常运行费用经济合理。循环水量的大小基本上是由变换系统的汽气比决定的。当气体成分一定时，汽气比的大小，决定了出变换炉气体中残余的水蒸气含量。过去单一中变流程中，汽气比大，变换气中蒸汽含量高，循环水量就大；现在采用的带有低变的流程中，汽气比小，变换气中蒸汽含量低，造成变换气露点温度低，绝热饱和温度低，循环水量就应该小。在汽气比很小的情况下，若循环水量过大，会使水加热器升温小，使饱和塔入塔热水温度低，造成出塔半水煤气温度偏低，湿含量低，使外供蒸汽量增加。在饱和热水塔系统中循环水量（L）与气量（G）之比为饱和热水塔的操作线斜率。这一比值有一极值（L/G）opt，当L/G为这一极值时，回收的蒸汽量最多，也就是气体离开热水塔时带出的水蒸汽量为最少。一般用热水塔出口温度来判断水蒸汽回收的好坏比用饱和塔出口的温度来判断更准确。同时，当循环水量较大时，操作线斜率大，对饱和塔来说，操作线与平衡线距离增大，推动力较大，传热效果好，对饱和塔是有利的；但对热水塔则相反。同理，循环水量小时对热水塔有利，对饱和塔不利。因此，我们必须选择一个合适的循环水量，使两者都处在合理范围之内，使热量回收达到最佳程度。带有低变流程的循环水量一般为6-15吨/吨氨。选择循环热水量的步骤如下：1 根据初始气体成分、最终变换率，计算变换后气体成分，变换气露点，变换气绝热饱和温度。2 初定循环热水量，进行水加热器、饱和塔，热水塔物料衡算，能量衡算。3 计算饱和塔、热水塔平衡线，操作线，据此绘制It图，求出饱和塔，热水塔理论塔板数。4 检视两塔推动力是否合理，若不合理，则调整循环水量，从第二步开始重新计算，直至合理为止。2 本 论2.1 中低低变换系统工艺【3】2.1.1中低低变换系统流程简图图2.1 中低低系统流程简图A.半水煤气进口；B.变换气出口。1.饱和热水塔；2.热水泵；3.水加热器；4.预腐蚀器；5.热交换器；6.调温水加；7.变换炉（从上到下依次是中变段、低变一段和低变二段）；8.电加热器。2.1.2 中低低变换系统流程说明中低低系统中气体的流程：半水煤气进入系统后，首先经过综合净化塔，除去原料气中的灰尘及杂质，然后进入饱和塔，在塔内气体与塔上流下的热水逆流换热，进行热量和物质的交换，半水煤气温度升高，湿度加大。出饱和塔的半水煤气进入预腐蚀器，同时补充过热蒸汽，使半水煤气的汽气比达到设计要求值，然后进入热交换器换热，温度升至320左右，进入变换炉中变段进行反应,之后进入热交换器和调温水加热器，温度下降到210左右。从中变段出来的气体再进入低变一段继续进行一氧化碳变换反应，气体温度升高后，去预腐器与半水煤气间接换热，降温后进入低变二段。经低变二段反应后的气体中一氧化碳的含量降到1%左右。从低变二段出来的气体经过水加热器、热水塔回收热量和过量的水蒸汽后去板式换热器换热，使变换气温度进一步降低。然后变换气去水冷却器，冷却至常温后去变换气脱硫。中低低流程中的水的流程为：从热水塔中出来的热水进入热水泵升压，然后在水加热器中与低变二段出来的变换气间接换热升温，再经过调温水加热器，在此被中变炉出口气体加热后进入饱和塔。饱和塔中热水与半水煤气逆流接触，使半水煤气升温增湿，热水降温后，经 U 形管进入热水塔与变换气换热，热水回收了变换气的余热和多余的水蒸汽后进入水加热器。如此不断循环下去。 2.2 中低低变换系统的优点89变换反应为可逆放热反应，它较好的满足了工艺设计中“高温提高反应速率，低温提高转化率”的基本原则，利用中变的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质（如氧等)，同时由于中变催化剂价格低，节约资金；利用两段低变来提高转化率实现节能降耗，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，创造出能耗、阻力及操作的理想效果。中低低流程中，汽气比为0.40-0.45的半水煤气在300左右进入一段中变催化剂反应，出口温度达470左右，变换率可达55%-65%（CO体积分数为8%-12%），经过二三段以后变换率高，被氧气污染后也容易还原，恢复活性。气体带入的油份在300以上也可被分解。在中低低条件下，变换系统比较容易维护，保养，便于操作。而且变换系统还采用了低变钴钼耐硫催化剂，价格便宜，费用较低。对于进入二段催化剂层的变换气，由于煤气带入的氧气等毒物和油污已被一段中变换反应所除去。而且二三段为低变，采用低变钴钼耐硫催化剂，反应的汽气比降低，这些条件均有利于降低蒸汽的消耗，减轻对设备的腐蚀和变换气脱硫的负荷。2.3 变换系统饱和热水塔工艺计算2.3.1 已知条件2.3.1.1 干半水煤气成分干半水煤气成分如下表所示：表2.1 干半水煤气成分成分H2COCO2O2N2CH4合计百分含量(%)40.025.012.90.320.81.01002.3.1.2 每吨氨耗用干半水煤气量3400NM3。2.3.1.3 半水煤气进口温度35。2.3.1.4 汽气比 2.3.1.5 最终变换率95%。2.3.1.6 补充软水温80。2.3.1.7 计算基准：1kmol干半水煤气2.3.1.8 生产能力 3万吨合成氨/年2.3.2 变换炉工艺条件计算CO(g) + H2O(g) CO2(g) + H2(g)(1)2H2(g) + O2(g) = 2H2O.(2)2.3.2.1 计算反应后总摩尔数反应（1）前后气体摩尔数不变，反应（2）气体摩尔数减小的反应。则 m总=反应前气体总摩尔数-反应减少的摩尔数 =（1+0.41）-10.3%= 1.407 kmol出低变二段气体成分如下表所示：表2.9出低变二段气体成分成 分数量（kmol）湿含量（%）H20.63144.88CO0.0130.89CO20.36726.05N20.20814.78CH40.0090.71H2O0.17912.69合 计1.407100.002.3.3 变换系统各设备物量衡算、热量衡算【10】2.3.3.1 系统内部分温度估计A. 水加热器出口变换气温度水加热器出口变换气压力为0.705MPa，水气分压为0.705MPa0.1269=0.89846MPa（绝压），由水蒸汽表查得低变气露点温度=96.5，通常情况下，水加热器出口变换气温度应比露点温度高10左右，选为106。B. 热水塔的排出水温度计算出水加热器的变换气经过管道，热损失取为1，于是进热水塔的变换气温度为106-1=105，在热水塔中，热水被变换气加热的极限温度是变换气的绝热饱和温度，因此，应首先计算变换气的绝热饱和温度。干变换气分子量：由小氮肥厂工艺设计手册附图1-5-1118查得各组分在0.705MPa压力下0106时的平均恒压摩尔热容：=1.680kJ/kg变换气中的湿含量： kg水气/kg干变气因变换气入热水塔温度比露点温度高得不多，因此可假设绝热饱和温度稍高于露点温度，取绝热饱和温度=97.65，查表得97.65饱和水气分压PH=0.09347MPa，则95.8时饱和湿含量： kg水气/kg干变气97.65和106时蒸汽焓分别=2672.34 kJ/kg，=2685.34kJ/kg。由合成氨厂工艺技术与设计手册P427式4-6-5： 可以看出，上述等式左右两边大致相等，假设基本成立，所以绝热饱和温度可假设为97.65，出热水塔水温应比绝热饱和温度低11.5，故取为96。C. 饱和塔出口半水煤气温度的估计从热水塔流出的热水进入水加热器和调温水加后，温度可升为140左右，饱和塔出口半水煤气与进水温度差可取为15 20，取饱和塔出气温度为126，水蒸汽饱和度为70%，查126时水的饱和蒸汽压PH=2.415105Pa。出口半水煤气的压力为0.75MPa，出口半水煤气中水蒸汽含量：kmol水气/kmol干半水煤气2.3.3.2 水加热器的物料、热量衡算A.物料衡算a.湿变换气流量与低变二段出口相同：1.2285kmol干基，0.1785kmol水蒸汽。b.取循环水量8tH2O/tNH3，即： kg水/kmol干气=2.928kmol水气/kmol干气B.热量衡算进、出物料温度：进口变换气：200（低变二段出口温度202，管损失取为2）；出口变换气：106；进口热水96.65（管损失取为1）。a.入热。湿变换气带入热：200，0.7MPa下水蒸汽焓kJ/kg，变换气在0200的恒压平均摩尔热容：干变换气入热=1.228532.95200 kJ =8092.52 kJ水蒸汽入热=0.1785182793.2 kJ =8974.55kJ合计：（8092.52+8974.55）kJ =17027.47kJ热水带入热：（52.7196.654.186）kJ =21323.58kJ总入热：（17027.47+21323.58）kJ =38390.05kJb.出热。湿变换气带出热：干变换气在0106，0.7MPa时的恒压平均摩尔热容：=32.441kJ/kmol106，0.7 MPa蒸汽焓kJ/kg干变换气带出热=1.228532.441106 kJ =4222.78kJ水蒸汽带出热=04 kJ =8628 kJ热水带出热：52.714.1868t kJ =220.628tkJ热损失取为总入热的0.5%，既热损失为0.5%38390.05 kJ=191.95 kJ总出热：（191.95t+13042.73）kJ。c.平衡。（191.95t+13042.73）kJ=38390.05 kJ，解得t=114.89，既水加热器出水温度为114.89，热水温升（114.89-96.65）=18.24。2.3.3.4 饱和塔的物料、热量衡算A.物料衡算a.进塔物料：干半水煤气1kmol，半水煤气带入水气的饱和蒸汽压按35时计算，为0.005628MPa。半水煤气带入水汽：kmol水汽/kmol干气进塔热水=52.71kg水汽/kmol干气=2.928kmol水汽/kmol干气。b.出塔物料：干半水煤气1kmol出塔半水煤气带出水气0.2910kmol出塔热水（2.928+0.007561-0.2910） kmol水汽/kmol干气=2.645kmol水汽/kmol干气=47.602kg水汽/kmol干气。B.热量衡算进出物料温度：半水煤气进口35，出口126，热水进口140。a.入热。湿半水煤气带出热：干半水煤气在035时的平均摩尔热容：= 30.113kJ/kmol35时蒸汽焓i=2565.3kJ/kg干半水煤气带入热：（130.11335）kJ=1053.96kJ水蒸汽带入热（0.007561182565.3）kJ=349.1kJ合计：1053.96+349.1=1403.06kJ热水带入热：（52.711404.1868）kJ= 30890.17kJ总入热：1403.06+ 30890.17=32293.23kJb.出热。湿半水煤气带出热：126时半水煤气=30.286 kJ/kmol i=2714.8kJ/kg干半水煤气带出热：（130.286126）kJ=3816.0kJ水蒸汽带出热：（0.2910182714.8）kJ=14220.12kJ热水带出热：（47.6024.1868t）kJ=199.26tkJ热损失：（0.00532293.23）kJ=161.5kJ总出热：（18197.62+199.26t）kJc.平衡：18197.62+199.26t=32293.23，解得t=71.55，即出饱和塔的热水温度为71.52.3.3.5 热水塔物料、热量衡算已知条件：变换气入塔温度105（管损1）热水入塔温度70.5、出塔温度96变换气流量：进塔干气1.2285kmol，水气0.1785kmol热水流量入塔2.656kmol水汽/kmol干气=47.808kg水汽/kmol干气物料、热量衡算。假定出塔变换气温度为76.4，PH=0.04106MPa，出塔变换气所带水汽：kmol=0.07598kmol塔中冷凝蒸汽量：（0.1785-0.07598）kmol=0.10252kmol合计出塔热水量：（2.656+0.10252）kmol=2.7582kmol需补软水量：（2.928-2.7582）kmol=0.1698kmol=3.0564kga.入热。湿变换气带入热：干变换气在0104.5时的=32.451 kJ/kmol，104.5时蒸汽焓i=2683.8kJ/kg干变换气带入热：（1.228532.431105）kJ=4183.36kJ蒸汽带入热：（0.1785182683.8）kJ=8623.05kJ合计：4183.36+8623.05=12806.41kJ热水带入热：（2.6561870.54.186）kJ=14609.073kJ补充软水带入热：（0.1698184.18650）kJ=639.773kJ总入热：12806.41+14609.073+639.773=28055.25kJa. 出热。变换气带出热：干变换气在066.5时的=32.145kJ/kmol，66.5时i=2620.51kJ/kg干变换气带出热：（1.228532.145t）kJ= 39.490t kJ水蒸汽带出热：（0.07598182637.667）kJ=3606.844kJ热水带出热：（2.928184.18696）kJ= 21289.728kJ热损失：（0.00528055.25）kJ=140.276kJ总出热：（25036.848+39.490t）kJb. 平衡：28055.25=39.490t+25036.848，解得t = 76.4，与假设基本一致。2.3.4 饱和热水塔理论塔板数计算11122.3.4.1 饱和塔平衡曲线和操作线计算a.已知条件：塔型采用填料塔。干半水煤气的成分如下表：表2.12 干半水煤气成分成分H2COCO2O2N2CH4合计百分含量(%)40.025.012.90.320.81.0100系统压力：0.75MPa进气温度：35 ，出气温度：126进水温度：140，出水温度：71.5进气的平均分子量为：M=0.42+0.2528+0.12944+0.00332+0.20828+0.0116=19.556kg/kmol由合成氨厂工艺技术与设计手册P427公式4-6-2可以计算1Kg干气中所含有的水蒸汽质量为：进气的湿含量为：kg水汽/kg干气出气的湿含量为： kg水汽/kg干气b.饱和塔塔板数的计算。饱和塔平衡曲线的计算。由合成氨厂工艺技术与设计手册P427公式4-6-4可计算以1Kg干气体为基准的湿气体的热含量为： 其中X为气体的湿含量。以35为例，此时干半水煤气为的平均摩尔热容：35时 i=2565.3kJ/kg 得：I=1.54035+2565.30.00696=71.75kJ/kg按以上计算的方法可得下表：表2.13 饱和塔平衡曲线温度/ 饱和蒸汽压/ Mpa蒸汽焓/ kJ/kg半水煤气比热容/ kJ/ kg半水煤气热焓/ kJ/kg600.019942609.61.543158.175650.025032618.31.543183.478700.031192626.81.543212.890750.038582635.31.543247.234800.047392643.71.544287.534850.057832651.91.544335.080900.070142660.11.545391.501950.084552668.11.545458.6601000.10142676.11.545539.4081050.12242683.81.546643.8281100.14332691.51.546754.9541150.17092698.91.547910.7141200.19852706.31.5471082.8281250.23432713.41.5491327.7391300.27012720.51.5491610.0491350.31572727.21.5502033.0961400.36132733.91.5512555.084由表中的数据在It图上做饱和塔的平衡曲线（图见附录）。 饱和塔操作线的计算由合成氨厂工艺技术与设计手册P427公式4-6-2可以计算1kg干气中所含有的水蒸汽质量为：进气湿含量：在35时 Cp=1.540 kJ/kg i=2565.3kJ/kg 35时 PH=0.005628MPa kg水汽/kg干气由气焓I的计算公式可知：I1=1.55035+0.006962565.3=71.75kJ/kg出气湿含量：在126时：Cp=1.549kJ/kg PH=0.2522MPa i=2714.8kJ/kg kg水汽/kg干气由气焓I的计算公式可知：tI2=1.549126+0.2682714.8= 922.32 kJ/kg以点A（71.5，71.75），点B（140，922.32）两点为端点在It图上画出线段即为饱和塔操作线。 由，作出的曲线得理论塔板数为5.2。（图见附录）2.3.4.2 热水塔平衡曲线和操作线计算a.已知条件：塔型采用填料塔。出低变二段干气的成分如下表：表2.14 出低变二段的干气体组成成分H2COCO2N2CH4合计百分含量(%)51.41.0229.816.90.81100平均操作压力：0.705MPa进气温度：105 ，出气温度76.4进水温度：70.5，出水温度：96进气（干基）的平均分子量为：M=0.5142+0.010228+0.29844+0.16928+0.008116=19.31kg/kmol同饱和塔曲线数据计算公式，可得：进气的湿含量为：m1= =0.1355kg水汽/kg干气出气的湿含量为:76.4时，PH=0.04106MPam2= =0.0618kg水汽/kg干气b.热水塔塔板数的计算。 热水塔平衡曲线的计算。按同饱和塔数据计算的方法可得下表：表2.15 热水塔平衡曲线温度/ 饱和蒸汽压/ Mpa蒸汽焓/ kJ/kg变换气比热容/ kJ/ kg气体热焓/ kJ/kg600.019942609.41.669170.937650.025032618.31.649197.016700.031192626.81.650228.825750.038262635.31.651266.019800.047392643.71.653309.812850.057832651.91.654361.469900.061232660.11.655422.908950.084552668.11.656496.2351000.10332676.11.657584.7861050.12242683.81.658699.6991100.14332691.51.659822.6031150.17092698.91.661996.0331200.19852706.31.6631189.3151250.23432713.41.6651467.1221300.27012720.51.6651791.4241350.31572727.31.6672286.5941400.36132733.91.6692912.528表中的数据在It图上做热水塔的平衡曲线（图见附录图1.2）。 热水塔操作线的计算。同饱和塔曲线数据计算公式，可得：进气湿含量：m3=0.1355kg水汽/kg干气在105时：Cp=1.694kJ/kg i=2683.8 kJ/kg由气焓I的计算公式可知：I3= 1.694105+2683.80.1355 =541.52kJ/kg出气湿含量：在76.4时：Cp=1.679kJ/kg i=2637.667kJ/kg m4= =0.0618kg水汽/kg干气由气焓I的计算公式可知：I4=1.67976.4+0.07142637.667=316.61kJ/kg以点C（96，541.52），点D（70.5，316.61）两点为端点在中的It图上画出线段即为热水塔操作线。 由，作出的曲线得理论塔板数为5.1。（图见附录图1.2）根据饱和塔、热水塔的It图，检视两塔推动力合理，说明以上计算是正确的。心得体会历时三周的化工工艺课程设计终于结束了。此次课程设计是将课本上所学的理论知识与实际情况结合运用的一个过程，正因如此，才使得所设计的方案更加地符合实际生产要求。在高老师的指导下，我们将课程设计的任务有计划的分成三步走。第一周，通过手工计算出饱和热水塔的物料衡算、热量衡算以及饱和塔、热水塔的平衡曲线和操作曲线。由于有上一届学长学姐的草稿作为参考，所以这项任务进展的比较快，而且比较准确。第二周，开始任务分工，部分同