【正文】 其中 ——計(jì)算壓力，MPa ——焊縫系數(shù)，取= ——平蓋計(jì)算直徑，mm K——結(jié)構(gòu)特征系數(shù)，查得，在設(shè)計(jì)溫度（280℃）下的許用應(yīng)力，則有計(jì)算壁厚：設(shè)計(jì)壁厚： （其中為腐蝕裕量， ） 名義壁厚：（其中為鋼板厚度負(fù) 偏差，）圓整后取=185mm。如果沒有三套管換熱，催化劑床層的溫度將升至t， 故床層的可近似取平均傳熱溫度差為： 傳熱面積為： 實(shí)際傳熱面積為 中心管的面積裕度為 面積裕度合適，能完成生產(chǎn)任務(wù)。查圖[3]知： A=120，B=，C=，D=35 聯(lián)醇催化劑的堆比重為，此處取堆比重為則催化劑的堆體積為： 催化劑床層高度 設(shè)催化劑床層高度為h，則有 考慮一定的高度裕度后取h=。hh) μk——?dú)怏w粘度，kg/(mh 換熱器核算 熱量核算 殼程對(duì)流傳熱系數(shù) 對(duì)圓缺形折流板，可采用公式正三角形排列的傳熱管的當(dāng)量直徑可由下式算得：=殼程流通面積殼程流體的質(zhì)量流量為： 殼程流體雷諾數(shù)及其普蘭特?cái)?shù)分別為因溫度對(duì)氣體粘度影響不大，故可取粘度校正 ≈1 管程對(duì)流傳熱系數(shù)前面已算出 總傳熱系數(shù)K 傳熱面積 該換熱器的實(shí)際傳熱面積Sp 該換熱器的面積裕度為 %=傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。 下端接管內(nèi)徑為: 故取下端接管的直徑為70mm。 折流板圓缺高度 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，=，故可取h=。取管心距t= 殼程內(nèi)徑 對(duì)多管程結(jié)構(gòu)有 又對(duì)于此處的換熱器，其中心有一冷襯管，設(shè)其直徑為d。== 管徑和管內(nèi)流速 選用φ25(碳鋼)， 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 前面已算得單程列管數(shù)為 按單程管計(jì)算,所需的傳熱管長(zhǎng)度為 實(shí)取管長(zhǎng)，則管程數(shù)為一。定性溫度:可取流體進(jìn)出口溫度的平均值.殼程原料氣的定性溫度為：℃管程產(chǎn)物的定性溫度為:199℃根據(jù)定性溫度,可查得流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù).℃下的物性數(shù)據(jù): 平均摩爾質(zhì)量： 定壓比熱容: Cp0= kJ/(kg.℃) 導(dǎo)熱系數(shù): λ0= W/(m.℃)粘度: μ0=產(chǎn)物在199℃下的物性數(shù)據(jù): 平均摩爾質(zhì)量： 定壓比熱容: Cpi=(kg.℃) 導(dǎo)熱系數(shù): λi= W/(m.℃) 粘度: μi=[12][13][14] 設(shè)，選用的碳鋼傳熱管。C)因冷凝器出口液體溫度為38℃，故液體帶出熱量為： 于是，由冷卻水帶走的熱量為： 冷凝器熱平衡表帶入熱量，KJ/h帶出熱量，KJ/h氣體顯熱冷凝熱合計(jì)氣體顯熱液體帶出熱冷卻水帶熱合計(jì) 冷卻水的用量已知：冷凝器冷卻水溫度為32℃，回水溫度為45℃，則冷凝器需冷卻水量為： 5 主體設(shè)備設(shè)計(jì) 根據(jù)上端原料氣與下端冷氣的比率及換熱器的熱負(fù)荷確定：的原料氣走殼程。C)流量，Kg/h熱量，KJ/(h于是?！淠鞒隹谝后w各組分摩爾流量，kmol/h CP——各液體組分的比熱容，J/（mol GF39。 冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合計(jì)熱容，J/mol氣量Nm3/ hKg/h熱量，kJ/(h176。C) 進(jìn)冷凝器氣體總熱量 式中 GF——進(jìn)冷凝器各組分摩爾流量，kmol/h CP——各組分比熱容，J/（mol.℃） T出塔——出合成塔氣體溫度，℃ 冷凝器出口氣體顯熱冷凝器出口氣體顯熱 式中 GF39。C)假設(shè)，有相變物質(zhì)在低于沸點(diǎn)時(shí)全部冷凝，擴(kuò)散于氣相中的組分忽略不計(jì)。 匯總能量平衡各過程， 甲醇合成塔全塔熱平衡表熱 量氣體顯熱反應(yīng)熱熱損失合計(jì)入熱，KJ/h出熱，KJ/h誤差=在允許的范圍內(nèi)。C)氣量Nm3/ hkg/hC出塔，KJ/(h176。C)氣量Nm3/ hKg/hC出塔，KJ/(h176。 甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)熱組 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18CH4H2O合計(jì)生成熱，KJ/mol生成熱Nm3/ hKg/h反應(yīng)熱，KJ/h6365 塔出口總熱量計(jì)算，并按，分別算出出塔各組分的熱量。C)根據(jù)計(jì)算條件，入塔氣溫為40176。C)入塔量Nm3/ hkg/h入塔熱量kJ/(h 醇合成塔入塔各組分熱容和熱量組 分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合計(jì)組分熱容kJ/(kmol 氨合成塔物料平衡表消 耗 分 類反應(yīng)消耗或損耗反應(yīng)合成NH3合 計(jì)H2N2CH4Ar精煉氣Nm3/ h溶解損耗Nm3/ h小計(jì)合成反應(yīng)消耗Nm3/ h吹出氣Nm3/ h氨擴(kuò)散損耗Nm3/ h（）合成氨產(chǎn)量Nm3/ hKg/h 匯總物料平衡各過程。 甲醇弛放氣流量與組成組分COCO2H2N2CH4CH3OH合計(jì)弛放氣量Nm3/ h組成，%100 。 甲醇塔循環(huán)氣量及其組成組分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合計(jì)流量Nm3/ h組成，%100 甲醇合成塔入塔氣量的計(jì)算 根據(jù)，（）量，： 甲醇合成塔入塔氣量及其組成組 分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合 計(jì)流量Nm3/ h組成/%100 甲醇合成塔出塔氣流量及組成計(jì)算 因?yàn)?，? 甲醇合成塔出塔氣流量及組成組成COCO2H2N2CH4Ar入塔氣流量，Nm3/ h合成反應(yīng)消耗，Nm3/ h反應(yīng)生成物，Nm3/ h出塔氣流量，Nm3/ h組成，%組分CH3OHC4H8OH(CH3)2OC8H18H2O合計(jì)入塔氣流量，Nm3/ h合成反應(yīng)消耗，Nm3/ h反應(yīng)生成物，Nm3/ h出塔氣流量，Nm3/ h組成，%100。則，、在水洗過程中的損耗為 已知變換氣中含量為28%，若變換氣中含量為 于是。C時(shí)。 新鮮氣量G新鮮氣與組成，即得進(jìn)入甲醇合成塔之新鮮氣量G新鮮氣與組成。C時(shí)液態(tài)甲醇中、混合氣溶解的含量為，減壓后液相中溶解的氣體除二甲醚外全部釋放出來，則甲醇擴(kuò)散損失G醇擴(kuò)散為 即式中 。式（43）生成的水量為 式（44）生成的水量為 式（45）生成的水量為 式（47）生成的水量為 則（46）式生成的水量為 即在逆變換中每小時(shí)生成的和 粗甲醇中溶解的反應(yīng)氣組分查表[10]，壓力為在30176。 液氨在貯罐氣中的擴(kuò)散損失查表，在13106Pa，25176。已知：原料氣中含有不參加反應(yīng)的惰性氣體甲烷（CH4）和氬（Ar），在合成塔后排放，CH％％，年工作日按330天算，產(chǎn)品粗甲醇的組成（質(zhì)量）為：甲醇 （CH3OH） ％二甲醚 [（CH3）2O] ％高級(jí)醇 （以異丁醇C4H9OH計(jì)） ％高級(jí)烷烴（以辛烷C8H18計(jì)） ％水 ％ 合成工段的物料衡算 產(chǎn)量分配 合成氨 5000t/a 粗甲醇 5000t/a 合成氨所需原料氣 (41)則所耗氫氣為 所耗氮?dú)鉃? 原料氣中惰性氣體的含量原料氣中惰性氣體的含量為： = 其中 的含量為 的含量為 液氨中氫氮?dú)馊芙鈸p失在壓力為13106Pa，溫度在30176。正常生產(chǎn)中，醇氨比維持在40~50％，甲醇合成塔后一氧化碳含量在2％左右，此時(shí)水洗氣中一氧化碳大約維持在8~10％。但是，確定聯(lián)醇生產(chǎn)中氫氣與一氧化碳的比例，必須考慮甲醇產(chǎn)量在總氨中所占比例，也即原料氣中的氫在制醇和制氨中如何分配的問題。 氫氣與一氧化碳的比例從