河南城建学院专科毕业设计(论文) 工艺设计
?1由tk，3=490 0C, yoNH3,3=0.1224查??rNH?3?1 ??rNH?3?1?1?= ????32?rNH3?-53
?=9.8?10(h.m)/ m3
??3?1?1?+ ????22?rNH3?? ??31 =(7.8?10-5+9.8?10-5)=8.8?10-5(h.m3)/ m3
2?1 An,3= ??rNH?3?1( y0NH3,3- y0NH3,2) ??Ef,3?3=8.8?10-5?1(0.1224-0.10)=4.06?10-5(h.m3)/ m3 0.485与本段常数An,3=4.06?10-5(h.m3)/ m3基本符合，故假设tk,3=4900C正确。 本段冷管传递热量为
?Q3= KkoFko(tk,3 -t0,3)=2765.3?1.324?(490-300)=684829KJ/h 由热平衡公式（6-4-13）知：由t0,=3000C查C0,3=30.51KJ/(kmol.0C)
KkoFko(tk,3 -t0,3)=M0,3 cp0,3(t0,3-t0,2)
?Q3= M0,3 cp0,3(t0,3-t0,2), M0,3= Mk,o=892.86kmol/h
684829t0,3-t0,2==26.11 0C
892.86?30.51t0,3=t0,2+26.11?310.97 0C故假设t0,3=310 0C正确
684829?由于?Q?3=?Q3 ，故单位长度上和冷管传热?Q*=Q=KJ/(m.h) 330.57
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各段计算结果列表如下表32
段数n 名称 进口温度 tk,n-1 ,C 出口温度 tk,n ,C 冷管进口温度 To,n -1,C 冷管出口温度 To,n ,C 进口氨含量 oooo1 2 3 4 5 6 7 8 415 444 490 490 487 481 474 472 444 490 490 487 481 474 472 472 282 310 332 364 387.5 410 310 332 364 387.5 410 417 yNH3.3.10 ,% 5.43 8.21 9.90 12.11 13.01 13.95 14.95 n?1出口氨含量 yNH3.n ,% 氨产量?MnKJ/(m.h) 催化剂单位反应热, 5.43 8.21 9.90 12.11 13.01 13.95 14.95 17.00 16.23 20.20 14.89 9.95 10.23 8.91 7.55 3.12 ， 3.033?106 1.338?106 KJ/(m.h) 冷管单位传热， KJ/(m.h) 1.338?106 表24 催化剂各段计算结果表
2.3.2水冷器设备工艺计算
①计算条件
（1）选淋洒式排管冷却器
（2）高压换热管Ф68×13 d外=0.068m d内=0.042m d平~=0.00055m （3）热负荷Q=1500704.771KJ/t NH3
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（4）产量W=37.88tNH3/h （5）热气体压力p=30Mpa （6）热气入口温度 t入=66.4℃ （7）热气出口温度 t出=55.3℃ （8）热气气量 V=476429.827Nm3/h （9）冷却水压力p=0.392Mpa （10）冷却水入口温度 t入=25℃ （11）冷却水出口温度 t出=38℃ （12）冷却水量W=27.617m3/tNH3 ②管内给热系数的计算 α0＝0.023λ/d0×Re0.738×Pr0.3
式中各物性数据取之平均温度 t平=(35+66.4)÷2=50.7℃ （1）压缩系数
又 Tc=135.44K Pc=7.431Mpa
对比温度 Tr=(55+273)÷135.44=2.42 对比压力Pr=30÷6.431=4.66 查《氮肥》（理）图1-4普遍化压缩系数图得 Z＝1.96 （2）混合气体平均分子量 M平=11.411 （3）气体热容 Cp=36.412KJ/Kmol. ℃ （4）气体导热系数λ
已知常压下气体的导热系数λ0m＝0.3648 KJ/(m.h. ℃)
T′cm=141.361K p′cm=7.554Mpa
则假对比参数Pr′=30÷7.554=3.971 Tr′(97.5+273)/112.27=2.313 (5) 气体粘度μ
查《氮肥》（理）图1-22,23,25,30,31各组分气体在压力下的粘度 NH3 CH4 Ar H2 N2 Ci μi Kg/(m.h) 0.3 0.595 0.75 0.102 1 0.214 1 0.065 0.7382 0.113 高压下含氨混合气体的粘度 μ=∑(yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2) =0.0963Kg/(m.h) (6) 雷诺准数
设取管内流速ω＝5.0m/s
密度 ρ=M平 pT0/(Z p0VoT)=(11..411×30×273)÷(1.96×323.7×0.098×22.4)
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=114.26Kg/m3
Re=doωρ/μ=0.442×5.0×114.26×3600÷0.0963=943798.131 Re0.738 =58940.65 （7）普兰特准数
Pr=Cpμ/(λM)=36.309×0.0963÷(11.411×0.472)=0.649 Pr0.3=0.7653 管内给热系数
α0=0.023×0.472÷0.042×58940.65×0.7653=12981.85KJ/(m.h. ℃) ③管外给热系数 αi=167.44L0.4 d外0.6 式中L=W/2ln
W-冷却水量Kg/h忽略蒸发水量 l-高压管真管长度 l=7m n-冷却管列数n=20
L=50.28×105727×1000/(2×7×20)=1930.739 L0.4=19.50 d外0.6=0.1884
管外给热系数 α0=167.44×19.50÷0.1884=17330.57KJ/(m2.h. ℃) ④传热温差Δtm=[(55.3-38)-(35-25)]÷ln[(55.3-38)/ (35-25)]=10.00℃ ⑤传热总系数K
设管内污垢系数R1＝1.213×10－4(m2.h. ℃)/KJ 设管外污垢系数R2=2.40×10-4(m2.h. ℃)/KJ
δ=0.013m λ钢=167.44 KJ/(m.h. ℃) K=1÷[(0.055÷(0.042×6757.906)+0.055÷(0.068×15601.48)+3.584×10-4+0.013 ÷167.44)] =1726.256 KJ/(m2.h. ℃)
⑥传热面积
F=Q/K△tm=50.505×1500704.771÷(10.00×1726.256)=3012.06m2 实取换热面积 F=2930.956×1.2=3468.956 m2
需排管数N＝F`/(nπl d外)=3614.47÷(20×3.14×7×0.068)=59.46 取60 排 实际传热面积 F实＝F真＋F弯
F实=3.14×0.068×7×10.573×20+3.14×0.068×(2×3.14×0.12)/2×10.573×20 =1560.43 m2
冷排高度 H=2×12×(60-1)÷2=7.08m 流速核算 气体实际体积流量: V=VoZpoT/(pTo×3600)=12935.14m3/h 管内流速 ω= V /F=6.829m/s
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2.3.3冷交换器设备工艺计算
①计算条件
（1）选列管式换热器，冷气走管外，热气走管内 （2）列管尺寸Ф14×2无缝钢管
d外=0.014m d内=0.01m d平=0.012m （3）热负荷Q=564684.911KJ/t NH3 （4）产量W=37.88 t NH3/h （5）热气体压力p=30Mpa （6）热气入口温度 t入=35℃ （7）热气出口温度 t出=20℃ （8）热气气量 V=354324.324m3/h （9）冷气体压力p=30Mpa （10）冷气入口温度 t入=-10℃ （11）冷气出口温度 t出=30℃ （12）冷气气量V=184456.721m3/h （13）冷交换器内件内径D＝1300 m m ②管内给热系数的计算
α0＝0.023λ/d0×Re0.738×Pr0.3
式中各物性数据取之平均温度 t平=(35＋20)/2=27.5℃ (1) 压缩系数Z
由前计算知Tc=112.27,Pc=5.12
对比压力Pr=30÷5.12=5.85, 对比温度Tr=280/112.27=2.494 查《氮肥》（理）图1-4普遍化压缩系数图得 Z＝1.18 (2) 混合气体平均分子量
由前计算知M平=11.411 (3) 气体比热容
Pi Mpa Cpi KJ/Kmol. ℃ Cp=∑yi
Cpi=0.02×48.348+0.1519×41.437+0.0448×23.474+0.5877×32.415
+0.1956×34.257
50
NH3 0.705 48.348 查气体比热容
CH4 Ar 3.25 41.437 0.976 23.474 H2 17.45 32.415 N2 5.816 34.257