合成氨变换工段毕业设计说明书

1、本文是关于重油为原料年产8万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。在合成氨 的生产中，一弱化碳变换反映是超级重要的反应。用重油制造的原料气中，含有 一部份一氧化碳，这些一氧化碳不能直接做为合成氨的原料，而且对合成氨的催 化剂有迫害作用，必需在催化剂的催化作用下通过变换反映加以除去。一氧化碳 变换反映既是原料气的净化进程，又是原料气的制造进程。本设计主要包括工艺 线路的肯定、中温变换炉的物料衡算和热量衡算、触媒用量的计算、中温变换炉 工艺计算和设备选型、换热器的物料衡算和热量衡算和设备选型等。而且综合各 方面因素对车间设得布置进行了合理的设计，最终完成了 20 00()字的设计说明 书及生产工艺流程图、

2、车间平立面布置图及主体设缶装配图的绘制。关键词：重油；一氧化碳变换；中温变换炉；流程图AbstractThis article was about the annual output of heavy oil as raw materials to transform eight thousand tons of carbon monoxide ammonia preliminary design section. In the production of ammonia, transformation of carbon monoxide was a very important react

3、ion. Manufactured using heavy oil feed gas which containa part of carbon monoxide, carbon monoxide could not be directly used as those of the raw materials of synthetic ammonia, but also a catalyst for ammonia poisoning effect there must be a catalyst for transformation through the catalytic reactio

4、n to be removed. Transformation of carbon monoxide is a gas purification process of raw materials, but also the manufacturing process of feed gas. The design of the main routes which include the identification process, the medium variant of the furnace material balance , heat balance, the calculatio

5、n of the amount of catalyst, in the variable furnace process of calculation and selection of equipment, heat exchanger of the material balance and heat balance as well as equipment selection type and so on. Taking all factors and workshop equipment to carry out a reasonable arrangement of the design

6、. In the end, the20 000-word statement and map production process, shopping facade and the main equipment layout drawing assembly were completed.Key words: Heavy oil; Transformation of carbon monoxide;Temperature shift converter; Flow chart第1章总论1概述11.1.1 一氧化碳变换反映的意义与作用11.1.2 国内外研究现状1设计依据1厂址的选择21.3.1

7、 厂址选择21.3.2 方案比较2设计规模与生产制度31.4.1 设计规模31.4.2 生产制度31.5.1 原料规格31.5.2 产品规格3第2章 工艺设计与计算4工艺原理4工艺线路的选择4工艺流程简述4图2-1变换工段流程图5工艺参数52.4.1 原料气体组分52.4.2 工作压力52.4.3 工作温度52.4.4 计算基准5物料衡算62.5.1 变换气量及变换率计算62.5.2 总蒸汽量计算62.5.3 中变炉物料衡算7热量衡算122.6.1 中变炉一段CO变换反映热量衡算122.6.2 中变炉二段CO变换反映热量衡算132.6.3 中变炉三段CO变换反映热量衡算142.6.4 换热器热

8、量衡算14第3章设备选型16设备选型原则16主要设备计算173.2.1 中变炉设备计算173.2.2 换热器设备计算23第4章设备一览表25第5章 车间设备布置设计26车间布置设计的原则265.1.1 车间设备布置的原则265.1.2 车间设备平立面布置的原则275.1.3 本工段设计设备布置计划27第6章自动控制28主要的控制原理28自控水平与控制点29第7章 安全和环境保护29三废产生情形29三废处置情形30本工段产生的有害物质较少。主如果在变换的进程中尽可能避免变换气体的泄露。 另外，在变换的进程中产生大量的废热，需要有效的利用这些废热，所以需要把这些废 热通过管道引到气体工段进行再次利

9、用。30第8章公用工程30供水30供电31通风31供暖31电气31结束语32参考文献33致谢34第1章总论概述1.1.1 一氧化碳变换反映的意义与作用在合成氨的生产中，一氧化碳变换反映是超级重要的反映。用重油制造的原料气中， 含有一部份的一氧化碳，这些一氧化碳不仅不能直接做为合成氨的原料，而且对氨合成 中的催化剂有迫害作用，因此必需在催化剂的作用下通过变换反映加以除去。在必然的 条件下，利用一氧化碳和水蒸汽等摩尔反映生成二氧化碳和氢气，除去大部份一氧化碳, 使一氧化碳含量净化到3%左右，然后进入铜洗进一步的清除。所以通过一氧化碳变换 反映既能把一氧化碳转化为易在下游除去的二氧化碳同时乂生产有效

10、组分氢气或生产 具有较高H2/CO2比的合成气。变换反映既是原料气的净化进程，乂是原料气制造的继 续进程。一氧化碳加压变换，能够提高生产能力，降低能源消耗，节约触媒，提高经济 效益川。1.1.2 国内外研究现状许多氮肥厂都对一氧化碳变换系统采取了一些相应的改良办法，力争降低能量的消 耗和本钱。常常利用的有采用中温变换串联低温变换工艺，利用新型高活性的低温催化 剂，常压变换变成加压变换等。从我国目前的情形看，新建工厂或是改建的工厂大体都 采用加压变换。随着新型耐硫催化剂的开发成功，八十年代中期开发了中变用低变工艺; 为了利用低变的低温高活性，九十年代初期开发了全低变工艺；为了克服全低变工艺不 能

11、长期稳固运行的缺点，九十年代中期乂开发了中-低-低工艺。其后的十年间是全低变 工艺和中-低-低工艺推行和完善的进程。国外大部份利用宽温区的催化剂，变换催化剂 从传统类型Fe-Cr系变换为Co-M。系。国外合成氨的规模一般都比较大，无论是原料仍 是操作压力的选择都与我国的中小型氮肥厂大不相同。设计依据本次设计是依照学校下发的齐齐哈尔大学本科生毕业设计（论文）工作手册和齐 齐哈尔大学化学工程与工艺专业下达的化学工程与工艺专业毕业教学环节文件编。 并依据以下国标进行详细的设计：ZBY47-87、GB457-4460-84、GB100-93、GB50160-9 二、HGJ211-85o厂址的选择1.3

12、.1 厂址选择厂址选择是工业大体建设中的一个重要环节，是一项政策性，技术性很强，牵涉面 很广，影响面很深的工作。正确的选择厂址是保障化工生产的重要前提。化工厂的选择应按照城市计划和工业 区的要求，按经批准的设计计划任务书指定的地理位置选择厂址。选择厂址应综合分析 与衡量厂址的地形条件和有关的自然和经济资料，进行多方案的技术经济、安全可行性 的比较，合理选择，作到安全靠得住。从全局动身，正确处置工业与农业、城市与乡村、远期与近期和协作配套等各类关 系，并因地制宜、节约用地、不占或少占耕地及林地。同时.，还要做到有利生产、方便生活、便于施工，并提供有多个可供选择的方案进 行比较和评价。厂址的安全靠

13、得住要涉及工程地质条件的好坏、厂区范围可否适应平面布置和安全 距离的要求、自然灾害的要挟程度及对抗的可能性、可否避免由于临近企业发生事故时 而引发此生灾害、可否便于治理三废和同外部的联系与协调等因素。选择厂址的大体安 全要求是：土地面积与外形，能知足按照生产工艺流程特点合理布置建筑物、构筑物的 需要，即厂区总图的要求；地形应力求平坦而略有坡度（一般以不超过千分之五至十为 宜），以减少土地平整的土方工程量，有利于厂区排水和运输；有良好的工程地质条件, 厂址不该设在有滑坡、断层、泥石流、岩溶、地下水位太高，有强烈地震和地基上承载 力低于MPa的地域；应尽可能接近水源地，并便于污水的排放和处置；应靠

14、近主要原 料燃料的供给源，靠近动力供给中心，并有利于和有关联企业的协作；应注意与周围交 通的联系，尽可能接近铁路、水路、公路，以缩短货运距离；对排放有毒废水、废气、 废渣和噪声严重的工厂，不要设在城镇居民区的上风向、水源上游。和人口密集的地方; 重要项目应远离机场，避建国际航线，且不宜选在水库、水力枢纽、大桥、大工厂等明 显目标周围；厂区和居住区应维持必然的距离距离，设置必要的卫生防护地带；要知足 本地航空站，通信发射台等对距离距离和技术上的要求。1.3.2 方案比较按照以上原则和依据，本设计厂址初步设在在齐齐哈尔市南郊区的下风向处。齐齐 哈尔铁路比较发达，乂靠近大庆油田，故生产用的原料重油能

15、够方便快捷的取得。另外, 黑龙江乂是产粮大省，因此化肥的需求量较大，故有较好的市场。水也是合成氨的重要 原料，齐齐哈尔靠近嫩江，水源丰硕。设计规模与生产制度1.4.1 设计规模重油为原料年产8万吨氨车间一氧化碳变换反映工段初步设计，年生产时刻为 7200小时。1.4.2 生产制度本工厂实行倒班制度，初步拟定为五班三倒。在生产进程中，必然要增强安全防范 意识，严格依照化工行业安全生产规范来操作。注意防火、防爆、防泄漏等一系列危险 情形的发生。要做到不时注意安全，事事想着安全，做到早预报，做处置，尽可能避免 重大事故的发生。原料与产品规格1.5.1 原料规格原料由上一工段重油氧化所制得，氮气来自空

16、气，其余气体均为在氧化进程中所产 生。原料气组分如表1-1所示。表1-1原料气组分组分co2coh2n2ch4o2合计%1001.5.2 产品规格通过变换反映后，气体中CO含量应低于3%。第2章工艺设计与计算工艺原理半水煤气中co是在必然温度和有催化剂存在的条件下与水蒸气发生变换反映，生 成CO2和H2,同时产生大量的反映热，这是一个等体积可逆的放热反映：CO+H2O -CO2+H2+Q在变换触媒中CO变换反映的原理一般以为是水分子第一被催化剂的活性表面所吸 附，然后分解成氢和吸附态的氧，氢脱附后进入气相，当气相中的co撞击到氧原子的 吸附层后，即被氧化为CO2,离开催化剂表面，催化剂则恢复，

17、然后其表面与水分子作用 从头生成氧原子的吸附层，如此反映反复进行，催化剂用K表示，则化学反映进程表 示如下：K+H20f K H2OK+H20T K O+H2OKO+CO- K+CO2从反映式看出，催化剂本身不发生氧化还原作用，而只是提供吸附反映物和活性吸 附中心川。工艺线路的选择目前的转变工艺主要有：多段中温变换，中温串连低温变换，全低变这3种工艺。 本设计参考齐齐哈尔市黑龙江化工集团的生产工艺，选用多段中温变换工艺。工艺流程简述中温变换工艺多数采用加压变换，本流程的气压是。采用低温高活性中变催化剂 Be型，降低了工艺上对过量蒸汽的要求。山造气来的半水煤气给原料气紧缩后，进入半水煤气分离器分

18、离掉油后进入饱和塔 接触传热，然后进入第一、第二换热器进行换热，达到工艺要求后进入中变炉一段进行 反映，再依次进入二、三段进行反映。反映结束，通过第一、第二互换器使气体达到工 艺要求，进入下一工段。在各段之间配有冷凝水作为冷激线，调节汽气比和温度。系统中的热水在饱和塔、热水塔和水加热器中循环，按期排污，维持循环水的质量 和水的平衡。图2-1变换工段流程图第交 换第交 换第换 热 器第一换热器工艺参数2.4.1原料气体组分表2-1原料气组分组分 co2 co h2 n2 ch4 O2 合计-%ibo2.4.2 工作压力进料气压力：进料汽压力：2.4.3 工作温度进中变炉一段催化剂的气体温度：32

19、0出中变炉一段催化剂的气体温度：450进中变炉二段催化剂的气体温度：350出中变炉二段催化剂的气体温度：400进中变炉三段催化剂的气体温度：350出中变炉三段催化剂的气体温度：380出系统变换气（干基）中CO含量：低于3%2.4.4 计算基准以lt/h氨为计算基准，则1000 - x 22.4"12-=3 h2x21.533x10-2假设生产进程中的物料损失10%,则V d=3 x(l + 10%)=3 h=h物料衡算原料气组分如表2-2。表2-2原料气组分组分CO2COh2n2ch4o2合计%100Nm'/h13Kinol/li.5912.5.1变换气量及变换率计算设氢与氧

20、在变换炉一段催化剂作用下完全燃烧生成水，由O2+2H22Hq可知，实 际参加CO变换反映的半水煤气量为：3 «=3 x3 h则干变换气量为:(2-1)V V+V YcoX参加反映的班水煤气体积，Nm3/h Ye参加反映的半水煤气中CO含量，% co变换率为：(100 + 九。)%xlOO%(2-2)其中:3 373 RYeo =x 29.444% = 29.79%3 334.1100(29.79-3.0)X=xlOO% = 87.310%29.79(100 + 3.0)则：V 4=3 x (1 +% x %)=4 h=hCO变换总量为：3 XX Nm3/h=h变换气中CO的量为:3

21、x Nm3/h= kmol/h2.5.2 总蒸汽量计算中温变换炉出口变换气温度为38C,平衡温距去24C,则t=404CCO变换反映式为：CO+H2O=CO2+H2设起始浓度为：abed则 a= , /?=, d=CO反映量为：ACO=x Nmh(每lOONnf干半水煤气严查表，得404。时，Kp=K _ PcoDs _(c + 25.708)W + 25.708 _ 2Oj_p pg Ph、。 (« - 25.708)(Z? - 25.708 + O2) -将小c,"的值代入上式，得"即汽/气=上式中，02为半水煤气中氧的浓度， 为需要总蒸汽量(包括喷的冷凝水量

22、)为：x%=h1812.5.3 中变炉物料衡算(1) 一段物料衡算入炉蒸汽比计算设CO在一段催化剂层转化率为,且02在一段催化剂与氢气完全燃烧生成水，则CO反映量为：CO &声x%=h(每100Nm3干半水煤气)CO 峨汆=3 x%=h=h气体出一段催化剂层温度为450,平衡温距取18,出口气平衡温度为428C。查表得，468c的Kp=,则叱 Pco、Ph、 与一Pco Pup将m c, d即Ch代入上式,得b=.即汽/气=37 入炉蒸汽量为3 x 37=1 h=h 入炉湿气组分如表2-3。表2-3入炉湿气组分(2-3)组分CO：COH：N=CH1OcH：0合计%Nm7h11Kmol/

23、h1004现在，a=9 b=9 c=, d=9 02=变换率计算设450CCO变换为Xp,查表得450时，Kk则：°Pco2 Ph? (c + aXp) (" + aXp 2O2)PcoPiho (a-aXpXb-aXp + 2O2)(2-4)将入炉气有关组分代入上式得，Xp=%实际变换率为平衡变换率的仃分数："吧xlOO%=% 62.698则，出一段催化剂层干气体量为：3 + h=h其中，剩余CO= 73)=h=hCO2=+x 73=h=hH2=l +x 73=1 h=h(2-5)出一段干气如表2-4。组分CO2coh2n2ch4合计% Nm'/h km

24、ol/h11003出一段催化剂层剩余蒸汽量为：1出一段湿气如表2-5。表2-5出一段催化剂层湿气组分组分co2coh2n2ch4h2o合计%Nm-Vh kmol/h100(2)二段物料衡算二段入炉蒸汽比计算表2-6二段入炉干气组成组分co2coh2n2ch4合计%Nm3/li kmol/h11003表2-4出一段催化剂层干气组分设CO在二段催化剂层转化为50%,则二段催化剂层中CO反映量为：CO欣kx=h(每lOONnf干半水煤气)CO 0麻产3 x 45=h=h气体出二段催化剂层温度为400C,平衡温距取18,出口气平衡温度为418C, 查表得418c时的Kk 现在：K _ Pea Ph,

25、_ (c +ACO)( + ACO) P - PcoPh2o (a-CO)(b-CO)。二,c=9 d= (22.13 + 500 45) (48.20 + 5.045)八2rKp= 9.977(10.09-5.045) (b-5.045)解得，b=,即入二段催化剂层汽/气二二段入炉蒸汽量为：3 x 92=1 h=h表2-7二段入炉湿气组分组分CO2COh2n2ch4h2o合计%100Nm3/h115kmol/li平衡变换率计算和出二段催化剂层气体的计算设400C时，CO平衡变换率为Xp, 400c时，KP=(2-6)之 _ Pco.Pi!. _(c + aXp)(d + aXp)Pco Ph

26、.o ("aXp)(b-aXp)a=, b=, c=, d=将 a, b, c,"代入(1 -6)_ Pco,Ph. _ (16.534 + 7.5423“(36.029 + 7.542功) PcoPh、。 (7.542 7.542加)(25.257 7.542冷)一解得XP=%实际变换率为平衡变换率的白分数：-x 100% = 89.537% 55.843出二段催化剂层干气体量为：3+=h=h其中：CO2=+x=l h=hCO=h=hH?= 1 +x=2 h=h出二段催化剂层干气组分如表2-8o 表2-8出二段催化剂层干气组分组分 COi COILk,ciU 合计ioo-

27、Nnf/h124kmol/h出二段催化剂层剩余蒸汽量为：1 NmVh出二段催化剂层湿气组分如表2-9。表2-9出二段催化剂层湿气组分CO CO S bh CFh FhO iF%Nm3/h121kmol/li1005(3)三段物料衡算三段入炉蒸汽比计算表2-10三段入炉干气组分组分co2coh2n2ch4合计%Nm3/li12kmol/h1004设co在三段催化剂层转化率为，则三段催化剂层中co反映量为： CO=x=h(每lOONnf干半水煤气)“1.753.(C/ 电及联-1111100气体出三段催化剂层温度为380C,平衡温距取18,出口气平衡温度为398C, 查表得398c时的厮=。现在(

28、2-7)K _(c + ACO)(" + ACO)"PcoPh,o («-ACO)(/?-ACO)。二,c=, d=将a, c, d的值代入(1-7)(25.862 +1.753 ) (50.692 +1.753) _P (4.803 -1.753)S 1.753)解得，b=,即如三段催化剂层汽/气二三段入炉蒸汽量为：4 x 15=1 Nm?/h=h入三段催化剂层湿气组分如表2-1U表2-11三段入炉湿气组分组分CO2coh2n2ch4h2o合计%100NmVh12I5kmol/h平衡变换率计算和出三段催化剂层气体的计算设380c时，CO平衡变换率为Xp, 380

29、C时，KP=。Pco. Ph. (c + aXp)(d + aXp) 'PcoPh2o (a-aXp)(b-aXp)(2-8)a=9 b=9 c=, d=将小b, c,”代入(1-8)Pc02 PM (16.534 + 7.542期)(36.029 + 7.542划). p PcoPh2o(7.542 - 7.542切)(25.257 - 7.542口)解得Xp=%实际变换率为平衡变换率的百分数：*xl00% = 80.118%45.558出三段催化剂层干气体量为：4 +=4 h=h 其中：CO2=1 +x=l h=hCO=h=hHi=2 +x=2 h=h出三段催化剂层干气组分如表2-

30、12o表2-12出三段催化剂层干组分组分co2coh2n2ch4合计%100Nm3/li12kmol/h4出三段催化剂层剩余蒸汽量为：1 Nnf/h4 出三段催化剂层湿气组分如表2-13。表2-13出三段催化剂层湿气组分组分co2coh2n2ch4h2o合计%100Nm3/h12Ikmol/li5(4)中间冷凝进程物料衡算此进程采用冷凝水来对变换气进行降温 已知条件：变换气的流量：h冷凝水流量：Xkg 变换气温度：450冷凝水入口温度：20进二段催化剂床层温度：350 操作压力：1 750kPa冷凝水吸热：Qi据冷凝水的入口温度20C,查化工热力学可知，/?尸kg,冷凝水升温至450C, 所以

31、设在450C, 1 750kPa时的烯值为力，对温度进行内查法：1 600kPa 时:(623-600) _ (700-623)(A-3693.2)-(3919.7-/?)得 h=3 kg1 800kPa 时:(623-600) _ (700-623)(77-3693.2)-(3918.5-/?)得 /?=kg在对压力利用内查法得，在35OC, 1 750kPa时的燧值为： (1750-1600) _ (1800-1750) (/? -3 745.295) - (3 743.864-/?)得 /?=kgQ/=X(3变换气吸收热量Q表2-14部份组分的G物质COCO2h2h2on2ch4CP31

32、由公式:Cpm=XY,Cp(2-9)得，CPm=x31 +x+x+x+x+x=(kmob t)得，(22=x(450-350)=71 h取热损失为，按照热平衡：=X(3得X=545.958kg=h 故进催化剂二段水的量为：h+h=h热量衡算2.6.1 中变炉一段CO变换反映热量衡算 计算co变换反映一段催化剂层热量损失 (1)入热计算：CO反映放热Qi气体由320c升至450C,反映取平均温度385C,算得在385c时反映热为：XHk=9 kmo=38 kmolQi= x38=l 028 h 燃烧热：02=x115 600=68 320kmol=28 6041kJ/h合计：Qj+Q2= 314

33、h(2)出热计算：气体温度升高吸收热量:。3气体温度升高130,气体在平均温度385c下计算得平均热容为(kmolP),则0 为：Q.i=xx 130=997 h热损失：合计：。什 997热平衡：。+。2=。3+。4解得：04=317 h在一段变换反映中，应向系统补充317 h的热量2.6.2 中变炉二段CO变换反映热量衡算计算co变换反映二段催化剂层热量损失(1)入热计算：CO反映放热Qi气体由350c升至400,反映取平均温度375,算得在375c时反映热为： “r=9 kmol=38 kmolQi= =342 h补充热量：Q2合计：342 +02(1)出热计算：气体温度升高吸收热量：。3

34、气体温度升高50,气体在平均温度375c下计算得平均热容为(kmohC),则Q为:2.?=xx50=360 h热平衡:。/+。2=。3解得：0=17 h在二段反映中，应向系统补充12 h的热量2.6.3中变炉三段CO变换反映热量衡算计算co变换反映三段催化剂层热量损失(1)入热计算：CO反映放热Q”气体由350C升至380。，反映取平均温度365C,算得在365c时反映热为： Hq=9 kmol=38 kmol0=125h补充热量：合计：0+125(2)出热计算:气体温度升高吸收热量：。3气体温度升高50,气体在平均温度375c下计算得平均热容为(kmoh ),则0为:0=xx3O=275 h

35、热平衡：解得：02=150h在三段变换反映中，应向系统补充150 h热量“°】。2.6.4 换热器热量衡算已知条件：进设备的气量：h进设备的水量：Xkmol/h物料在设备中无转变变换气进设备为400出设备温度为350c水进设备温度为20出设备温度为150C(1)入热变换气带入热量Qi变换气在400c时，按照公式Gk产来计算热容，如表2-15。表2-15物质的比热容物质coPhiw conTa30b/102c/10-5CH4可用公式C,产a+b+cF+dT5来计算如表2-16。表2-16 CH4的热容物质ab/103c/10-6d/109CH4计算结果如表2-17。表2-17部份物质的

36、热容物质COH2H2OCO2n2ch4Cp故，Cpm= S V, Cp =x+x+x+x4-x+x=(kmob T)所以，2/=xx(400+273)=6 157 h水的带入热。2：水在 20 时，CP= kJ/(kmol-T)所以，Q=X(20+273)x=9同理可知，出口时气体的热容为kJ/(kmol-T)所以©3=x623x=5 359 h水的带出热。水在 150时的 CP= kJ/(kmol-T)所以得，。户Xxx( 150+273)= 14热损失。5：取(Q+Q)按照热平衡：X(Q+Q2)=Q3+04得，X=hl，,12.6.5 物料衡算热量衡算一览表在以上的计算进程中，均

37、以lt/h为计算标准，实际生产量为h,故所有数据均应乘 以,最终数据如下表皿。表278物料衡算一览表变换率CO反应量co剩余量co,剩余量蒸汽剩余量%kmol/hkmol/hkmol/hkmol/h压含量 kmol/h一段1二段三段112-19热量衡算一览表热损失kj/h3 199带入热kj/h带出热kj/h变换气6835359 487""水11640817 307总热量799944767 949第3章设备选型设备选型原则所谓设备选型即是从多种能够知足相同需要的不同型号、规格的设备中，通过技术 经济的分析评价，选择最佳方案。设备选型第一应考虑的是生产上适用；第二是技术上先进

38、，在生产适用的基础上力 求做到技术上先进，经济上合理。把生产上适用、技术上先进与经济上合理统一路来选 以取得最大的单位产量；能适应产品品种转变的要求，并确保产品质量；能降低劳动强 度提高劳动生产率，能降低原材料及相应的公用工程（水、电、气）的能耗；能改善环境 保护；设备制造较易，材料易患，操作及维修保养方便。化工设备进行设备选型时要注意以下经济指标的知足：即单位生产能力高、消耗系 数低、设备价钱廉价、制造容易、结构简单、用材不多、管理费用低的设备。另外除要 知足这些经济指标外，在结构上还应知足下述各项要求。(1)化工设备及构件应知足强度与刚性的要求，达到规定的标准。(2)设备的耐久性主要取决于

39、设备侵蚀的情形。一般化工设备的利用年限为1020 年，而高压设备为2025年。(3)密封性对化工设备是一个很重要的问题，特别在处置仍然、易爆、有毒介质时 尤其重要。要按照有毒物质在车间的允许浓度来肯定设备的密封性。(4)在用材和制造上，要尽可能减少材料用量，专门是一些珍贵材料。同时乂要尽 可能考虑制造方便，减少加工量，力求降低设备的制造本钱。主要设备计算3.2.1中变炉设备计算(1)触媒用量计算“北川按照文献知：(3-1)(3-2)V,=toxVo式中Vl触媒体积，nffo标准接触时刻，h n?/M3(标)诙一通过触媒的气体体积，标)/h 标准接触时刻的计算公式：tn=!= In-In-U k

40、xq L 2Wn-u + q-ii - q式中 W=KP-=Kp(4+8)+(C+O)V=KPAB-CDq=ylu2-4WVKp反映平衡常数3反映速度常数n变换的CO的量，分子分率其中4、B、C、。别离代表CO、CO2> CCh及H?的起始浓度(2)第一段床层触媒用量计算计算基准：h已知条件：进中变炉一段催化剂的气体温度：320C出中变炉一段催化剂的气体温度：450 平均温度：320 + 4X)=385。2在380时反映速度常数女尸4650,力口压时取校正系数，k=4 650x=13 020进第一段床层变换气进气量：%=3hx=37 Nm3/h出一段床层变换气中：co%=% =%=%在

41、385c时,Kp=u=x 29+ 54)+ 28+ 39)=+ 67V=x 29x 28x 39657 5=0由公式:q = 4WV得:<7 = 75.5272 -4x14.25x0.23092 =由公式(3-2)得：13.68“- 13 020x2.75in 2x12.68x0.129 68-6.896-2.75 f6986-2.752 x 12.68 xO.129 68-6.896 + 2.75-6.896 - 2.75382 069 in 3,3-0.857-4.146382 069 2.0CM-0.844443h所以，Voj=toxVo= 443x3 =16.59m3取备用系数为

42、故：V0=x= 18.25 ni(3)第二段床层触媒用量计算已知条件：进中变炉二段催化剂的气体温度：350C 出中变炉二段催化剂的气体温度：400平均温度：350 + 400 - s2在375c时反映速度常数幻=4610,加压时取校正系数，心二4 610x= 129 008 /?=%=%在 375c时，Kp= 则：W=u=x 42+ 57)+ 34+ 29)=8+ 63=43V=x 42x 34x 29=0.2904 57=92由公式:q =/J”/得:q = V5.5272 - 4 x 14.25 x 0.231 =由公式(3-2)得:15.25“一一12 908乂4.057in 2xI4.

43、25xOO37726527-4.O57 , -5.527-4.。572x14.25 x 103 772 - 5.527 + 4.057-5.527 - 4.057= 291 21 - 6.626 1-9.584In In-1.488-1.47= 291 21 3.42-1.97= 31h所以，V02=7'0xV()=31x37=11.61m3取备用系数为故：Vy=x= 12.8m3(4)第三段床层触媒用量计算已知条件：进中变炉三段催化剂的气体温度：350 出中变炉三段催化剂的气体温度：380c平均温度350 + 380门=3o5 C2在365c时反映速度常数七二3842,加压时取校正系

44、数，上=3 842x= 10 /?=%=%在 365时，KP=则：W=U=x 11+85)+ 66+ 99)=+V=x llx 66x 99=7由公式：q = yp4wv得：q = 6.0712 - 4 x 16.06 x 0.103 =由公式(3-2)得：17.06，2 x 16.06 x 0.012 43 - 6.071 -5.50 , -6.071-5.50to = InIn10757.6x5.50 1 2x16.06x0.012 43-6.071 + 5.50-6.071-5.50=0. 000 288 337 4,17 - 3.009 = 23h所以，V()3=ToxVu= 23x3

45、7 =8.61m3取备用系数为 故：Vo=x=9.47m3中变炉触媒总用量：V= Voj+V02+ Voj=+=4O.5 2 m 3中变炉催化剂选用Bu3型堆密度：L4kg/L触媒堆重量：X22.4/(21.533%x2) = 33961.55Nnf/h17空速：33 961.D5 =838 4Nnf 干气/(hi/)40.52(5)触媒直径计算假设触媒直径为2.5m触媒直径计算公式：f L9 1 _5AP=2.1xl0-8x-x-VxL(3-3)vxdpL1 E3式中 AP-气体通过触媒床压力降)摩擦系数，取G气体重量流速，kg/(m3 h)r气体在操作条件下的重度，kg/m3dp颗粒直径，

46、mL触媒床高度，mE-i-DtD1触媒层直径，mBu3型触媒外型尺寸为X毫米圆柱体dp=(6xVp)/Sp AVp= X 0.0092 X 0.006 = 3.81x1 O-74c c 3.14dn=2xx+xx4=xl0-4+xl0-4=xl04则，Jp=6xx 107/x 104=x 103所以，E=+X-r=中变炉催化剂层一段床层阻力降第一段催化剂床层变换气平均温度：385第一段催化剂床层变换气平均压力：1750kPa第一段催化剂床层变换气平均分子量：2kg/kmol 第一段催化剂层变换气重度：171.552v , 3=4x3"="9kg/m175273气体重度流量(

47、湿)G：-17.1552x37 443.63 r、G = 7FW3r5.49kg/（m3.h）17522.4 xx273第一段催化剂床层高度:了 18.25Li = y：= 3.72m叁 x2.524第一段催化剂床层阻力降:*01.91 _ FAP = 2.1xlOx-xxL=61.613kgf/m3vxdj E阻力降符合要求，故中变炉催化剂床层直径2.5m符合要求 故，第二段床层高度为：3、；”）一- 二 2.61m把 x2.5:4笫三段床层高度为:L、=： '7= 1 .937 L&.524(6)中变炉入口直径计算查化工原理得气体的组分在0C,时的密度如表3-1。表3-1气

48、体在时密度组分O2n2H2COco2CH4密度kg/m3则，气体的平均密度为：pm=EyiX/?ip m=%X+%X+%X+%X+%X+%X=50.8975 lkg/m3对密度进行校核，得在320C, 1 750kPa时密度为：cccr 273 + 320 101.33+1750p = 0.897 xx273101.33=xx =35.61 kg/m查化工原理得，此0组分在320C,时的密度为667.lkg/m3,对水的密度进行 校核，得：“1750 + 101.3.p = 667.1 x= 705.72 kg/m3所以气体密度为：+x 54=223.71 kg/m3v 叱 moo /V =

49、=m/s5 p 223.71取气体流速为50m/s, 则：,144、14x49.61 d = J = J= 0.45 mV miY3.14x50(7)中变炉出口直径计算出口时，气体密度：0m = Z5 X8(标准状态)=x%+ 9x%+x%+x%=0.836kg/m3对密度进行校核，得在365, 855kPa时的密度为：校核得，水在365, 855kPa时的密度为：521.5kg/m3U2= Hioo =496im/sJ p 223.71总密度:, =+=522.36 kg/m取气体流速为50m/s, 则：d =4x21.25 =036"3.14x50mi3.2.2换热器设备计算20

50、150已知条件：水进换热器温度: 水出换热器温度: 变换气进换热器温度：400c变换气出换热器温度：350(1)传热面积计算之前面换热器的计算可知，水吸收的热量为则，实际传热量为。=(。2*=5 666 h平均温差:In -纯(400-150)-(350-20)f 400-150hi350-20=287.77取 K=250kJ/(m2.h )传热面积：(3-4)s=qKx&贝ij, S=78.76m2设富裕传热面积为20%,则S 4X(1+=94.5Inf 选择固定管板式换热器：表3-2固定管板式换热器参数公称直径/mm600公称面积/1蜡管数/根416管长/mm4 500管程数/个2

51、壳程数/个1管子排列方式三角形(2)设备直径与管板的肯定管板直径计算公式：D=(-)(3-5)式中一管数一管板填充系数，取/一管子中心距，取0.032m所以，D = 1.05r I- = 1.05x0.033 * = 0.722 7V 0.9管板直径选用0.75m,设备外径为LOiML3.3其他主要设备表3-3其他主要设备名称规格数量材料废热锅炉 1 000 x 22L=8 287mmF=130m2换热管38x390根 25x24001Crl6Ni32温水调行器换热面积：25m2管子排列方式：三角形1碳钢第4草设备一览表按照前面的工艺和设备计算，将主要设备的规格列于下表。表4-1主要设备一览表

52、名称规格数量材料中变炉2.5mh：-3. i 2mh：=2. 61m116MnR换热器hs=l. 93m 人孔1. Om公称直径：600mm 公称面积:109. 3m= 管数：416根1碳钢废热锅炉管长：4 500mm 排列方式：三角形 1 000x22L=8 287mm1Crl6 Ni32F二130m二换热管38X390根 25X20400碳钢温水调节器换热面积：25m:管子排列方式：三角形第5章 车间设备布置设计车间布置设计的原则5.1.1车间设备布置的原则车间设备布置是依照加工件的工艺流程摆放加工中心并按照生产流程情形及各类 有关因素，把各类工艺设备在必然的区域内进行排列。同时也要注意以下几方面的内 容：(1)最大限度地知足工艺生产包括设备维修的要求。(2)有效地利用车间建筑面积(包括空间)和土地。(3)要为车间的技术经济指标、先进合理和节能等要求创造条件。(4)考虑其他专业对本车间布置的要求。(5)要考虑车间的进展和厂房的扩建。(6)车间中所采取的劳动保护、防腐、防火、防毒、防爆及安全卫生等办法是不是 符合要求。(7)本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管线最短， 联系最方便。(8)考虑建厂地域的气象、地质、水文等条件。(