【正文】 體流速為100m/s則出口管尺寸為Ф45010。C6型觸媒外型尺寸為￠98mm圓柱體dp=(6Vp) 247。L——觸媒床高度,m。r ——氣體在操作狀態(tài)下的重度,。f ——摩擦系數(shù),。Q5=5558925=222357kJ熱平衡 2807611+ +222357=5558925計算得出換熱器變換氣溫度為 t=358℃ 中間換熱器熱量平衡表物質帶入熱量(kJ)帶出熱量(kJ)熱損失(kJ)半水煤氣18407472807611變換氣37181781619271總計464923944268822223574 設備的計算根據文獻[2]可知： 式中 Vr ——觸媒體積，M3(標)T0 ——標準接觸時間， / Nm3V0——通過觸媒的氣體體積，Nm3/h標準接觸時間的計算公式如下：式中： Kp——反應平衡常數(shù)；k——反應速度常數(shù)；n——變換的CO的量，分子分率；其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度計算基準： 已知條件：第一段床層變換氣進口溫度為：330℃，第一段床層變換氣出口溫度為：415℃平均溫度為：(330℃+415℃)/2=℃由文獻[2]得:℃時反應速度常數(shù)k1=4600，加壓時取校正系數(shù)：，則：實際體積流量進第一段床層的變換氣濕組分： 進第一段床層的變換氣濕組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4H2O合計含量％100Nm380124035963kmol出第一段床層變換氣中CO%=%℃時，查文獻[1]得Kp=則：所以:備用系數(shù)?。核裕?第二段床層觸媒用量已知條件：第二段床層變換氣進口溫度為：353℃，第二段床層變換氣出口溫度為：380℃平均溫度為：（353℃+380℃）/2=℃由文獻[2]得到在375℃時反應速度常數(shù)k1=4600，在317℃時反應速度常數(shù)k2=2130。Q4=t=氣體帶出總熱量為：1840747+ kJc．，熱損失為：Q5=4649239=根據熱平衡得：2026717+=4649239計算得出換熱器變換氣溫度為 t=278℃ 主換熱器熱量平衡表物質帶入熱量(kJ)帶出熱量(kJ)熱損失(kJ)半水煤氣12708631840747變換氣33783772622522總計4649239（1）已知條件： 中間換熱器物料已知條件變換氣進口溫度（℃）415半水煤氣進口溫度（℃）半水煤氣出口溫度（℃）330變換氣量(kmol)蒸汽量(kmol)a．氣體帶入熱量的計算變換氣帶入熱Q1變換氣在415℃（kmol.℃）則Q1=415=3718178kJ半水煤氣帶入熱Q2℃（kmol.℃），則Q2==1840747kJ則氣體帶入熱量為：5558925kJb．氣體帶出熱量的計算半水煤氣帶出熱Q3半水煤氣在330℃ kJ/（kmol.℃） Q3=330=2807611kJ變換氣帶出熱Q4設變換器出口溫度為358℃，在358℃（kmol.℃）。a．蒸汽混合前物料的熱量：飽和塔出口干氣熱量Q1=536970kJ過熱蒸汽熱量Q2330℃，過熱蒸汽的焓I=Q2=(－)18=3069079kJ半水煤氣中蒸汽熱量即出飽和塔的水蒸氣熱量：1567784kJ蒸汽混合前物料的熱量為：5200833Jb．蒸汽混合后物料的熱量：設混合后溫度為154℃，干半水煤氣在154℃的比熱容Cp=30kJ/（kmol.℃）。由熱平衡Q進=Q出+Q損得：查文獻[1]得出塔溫度： t=℃ 飽和塔熱量平衡表物質帶入熱量(kJ)帶出熱量(kJ)熱損失(kJ)半水煤氣536970水蒸氣1567784水106939258416263總計1095939210521017438375已知條件： 熱水塔物料已知條件變換氣進口溫度（℃）107變換氣出口溫度（℃）進口壓力(MPa)進口變換氣量(kmol)進口蒸汽量(kmol)（1）物料衡算塔內蒸汽冷凝量℃，蒸汽壓P=105Pa。01175180185190195200205溫度（℃）CO轉化率 低變爐操作線根據公式 其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度 不同溫度下低變催化劑的轉化率t160180200220240260280T433453473493513533553Xp低變爐催化劑平衡曲線如下：01160180200220240260280300溫度（℃）CO轉化率 低變催化劑平衡曲線由于低變爐選用B302型催化劑。 各組分的生成焓組分H2 H2O CO CO2Hm,f(kJ/kmol)8941230550100873370688反應放熱氣體吸熱Q2計算變換氣中各組分的熱熔，原理與計算一段床層一樣，結果見下表： 各組分的熱容組分COH2CO2H2ON2CH4Cp所以得：故熱損失（5）中變二段催化劑操作線計算由中變二段催化劑變換率及熱平衡計算結果知：中變爐入口氣體溫度 353℃中變爐出口氣體溫度 380℃中變爐入口CO變換率 60%中變爐出口CO變換率 82%01300320340360380400420440溫度（℃）CO轉化率中變二段催化劑操作線見下圖： 中變爐二段操作線 中變爐物料、熱量結果匯總見下表： 中變換爐物料量平衡表組分進中變換爐的物料量/m3出一段催化床層的物料量/m3進二段催化床層的物料量/m3出二段催化床層的物料量/m3CO2CO801H2N2O2————————————CH4H2O24031958合計5963 中變換爐熱量平衡表　反應放熱/kJ氣體吸熱/kJ熱量損失/kJ中變爐一段CO反應：——————　O2反應：——————總熱量：　93776854164中變爐二段238577已知條件：進低變爐的濕組分見下表： 進低變爐變換氣組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100Nm3kmol要將CO％％（濕基）以下，則CO的實際變換率為：則反應掉的CO的量為：出低溫變換爐CO的量： 出低溫變換爐H2的量： 出低溫變換爐H2O的量：出低溫變換爐CO2的量： 出低變爐催化床層的變換氣干組分的體積：故出低變爐催化床層的變換氣干組分中CO的含量：同理得：出低變爐的干組分： 出低變爐變換氣干組分含量組 分CO2COH2N2CH4合計含量％100Nm3kmol出低變爐催化床層的變換氣濕組分的體積：所以出低變爐的濕組分見下表： 出低變爐變換氣濕組分含量組 分CO2COH2N2CH4H2O合計含量％100Nm3kmol：根據：計算得Kp=查文獻[1]知當Kp==235℃設平均溫距為32℃，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：t=235－32=203℃已知條件：進低變爐催化床層的變換氣溫度為：181℃出低變爐催化床層的變換氣溫度為：203℃變換氣反應放熱Q1:查文獻[1]得變換氣的各個組分的生成焓列于下表。設平均溫距為35℃，則出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：445℃35℃=415℃（3）中變爐一段催化床層的熱量衡算已知條件：進中變爐一段催化床層的變換氣溫度：330℃出中變爐一段催化床層的變換氣溫度為：415℃可知反應放熱Q：在變化氣中含有CO，H2O，O2，H2 這4種物質會發(fā)生以下2種反應：（1） （2）這2個反應都是放熱反應。查文獻[2]C6型催化劑的正負反應活化能分別為E1=10000千卡/公斤分子，E2=19000千卡/公斤分子。根據H2O/CO=3，與文獻[1]上的公式 其中A、B、C、D分別代表CO、H2O、CO2及H2的起始濃度。取H2O/CO=3。 合成氨全廠人員編制工種班制男女總人數(shù)原料崗位333熱電崗位333造氣崗位333變換崗位333脫碳崗位333甲烷化崗位333壓縮崗位333脫硫崗位333尿素崗位333司爐崗位333技術員1314安全員122輔助人員155車間主任144總計3213453 物料與熱量衡算 進中變爐變換氣組分含量見下表： 進中變爐變換氣各組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，％100計算基準：1噸氨計算生產1噸氨需要的變換氣量：，則變換氣量取3560Nm3年產五十萬噸合成氨日生產量為（一年連續(xù)生產330天）：進中變爐的變換氣干組分見下表： 進中變爐變換氣干組分含量組 分CO2COH2N2O2CH4合計含量，％100Nm38013560kmol假設進中變爐的變換氣溫度為330℃，取變換氣進出的溫差為35℃，出爐的變換氣溫度為365℃。企業(yè)實行廠長負責制，各部門負責人直接受廠長負責，并實行三級管理，廠、科、車間及人員編制以組織好生產為原則。平面布置有以下幾個特點：廠房建筑物的布置與生產工藝流程相適應。這樣可以減少管路的鋪設和運輸過程的損耗。動力區(qū)：包括變電站、鍋爐房等。生產區(qū)：應包括七大車間：原料車間、熱電車間、造氣車間、壓縮車間、碳化車間、合成車間和尿素車間。全廠應主要包括廠前區(qū)、生產區(qū)、動力區(qū)、倉庫區(qū)、三廢處理區(qū)?？偲矫嬖O計任務：1在滿足生產流程條件下，結合廠區(qū)地形情況，經濟合理的安排場內外各建筑物、構筑物﹑堆場等的相對位置；2經濟合理的豎向布置，正確選擇標高；確定場內外運輸方式﹑運輸布置，合理組織人流﹑物流；3布置綜合管線；4標高綠化美化，考慮衛(wèi)生﹑消防條件，創(chuàng)造美好的工作條件。以上設備的選擇主要是依據所給定的合成氨系統(tǒng)的生產能力、原料氣中碳氧化物的含量以及變換氣中所要求的CO濃度。 中低變串聯(lián)流程中，主要設備有中變爐、低變爐、飽和熱水塔、換熱器等。從壓縮工段來的半水煤氣進入飽和熱水塔，在飽和塔中半水煤氣從30℃升溫到109℃，在飽和塔出口加入水蒸汽使汽氣比達到3到5之間，以后再進入中變爐將轉換氣中一氧化碳含量降到3%以下。目前的變化工藝有：中溫變換，中串低，全低及中低低4種工藝。如允許變換氣中殘余CO體積分數(shù)在3%左右，只采用中變即可。對一氧化碳體積分數(shù)高于15%者，一般可考慮適當分段，段間進行冷卻降溫，盡量靠近最適宜溫度操作。一氧化碳變換工藝的流程安排應做如下考慮。由于過量水蒸汽的存在，保證催化劑中活性組分Fe3O4的穩(wěn)定而不被還原，并使析炭及生成甲烷等副反應不易發(fā)生。改變水蒸汽比例是工業(yè)變換反應中最主要的調節(jié)手段。對一定催化劑及氣相組成，從動力學角度推導的計算式為式中Tm、Te—分別為最佳反應溫度及平衡溫度，最佳反應溫度隨系統(tǒng)組成和催化劑的不同而變化。從反應動力學的角度來看，溫度升高，反應速率常數(shù)增大對反應速率有利，但平衡常數(shù)隨溫度的升高而變小，即 CO平衡含量增大，反應推動力變小，對反應速率不利，可見溫度對兩者的影響是相反的。～,～。由于干原料氣摩爾數(shù)小于干變換氣的摩爾數(shù)，所以，先壓縮原料氣后再進行變換的能耗，比常壓變換再進行壓縮的能耗