算结果如下： 组分 H2 Ht kcal/kmol） 1241.516 （ Ht（kJ/kmol） 5197.977 放热： H2O CO CO2 -56347.304 -25178.916 -92311.594 -2359149.084 -105419.084 -386490.181 （1） =-39958.286 kJ/kg CO +H2O=CO2+H2
△H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末
Q1=5.898*39958.286=235687.29 kJ/kg 气体吸热 Q2： 气体吸热时的平均温度： （181+203）/2=191.5℃，T=464.5K 根据《物理化学》知 CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2 来计算热 容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 H2O CO2 N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53
CH4 可用公式 Cp=a+b+cT2+dT3 来计算热容： 19
表 5-1.3 物质 CH4 计算结果： 组分 Cp CO 30.1 H2 29.03 CO2 44.39 H 2O 35.13 N2 29.85 CH4 45.05 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d -7.2
Cpm=∑Yi*Cp=32.86kJ/（kmol.℃） Q2=33.61*317.22*（203-181）=230669.84kJ 热损失 Q3=Q1-Q2=235687.29-230669.84=5017.45 kJ 4．低变炉催化剂平衡曲线 根据公式 XP= V=KPAB-CD q= U 2 ? 4WV U=KP（A+B）+（C+D） W=KP-1 U ?q ×100％ 2 AW 其中 A、B、C、D 分别代表 CO、CO2、CO2 及 H2 的起始浓度 t T Xp t T Xp 160 433 0.9769 280 553 0.76 180 453 0.9623 200 473 0.9389 220 493 0.9121 240 513 0.8732 260 533 0.8229 低变炉催化剂平衡曲线如下：
1.2 1 转化率 Xp 0.8 0.6 0.4 0.2 0 160 180 200 220 240 温度 （℃） 260 280 低变炉平衡曲线 20
5.最佳温度曲线的计算 由于低变炉选用 B302 型催化剂。 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》B302 型催化剂的正反应活化能分别为 E1=43164kJ/koml CO 变化反应的逆反应活化能 E2 为： E2- E1=r*(-△H) 对于 CO 变换反应 r=1，则 E2=(-△H) + E1 △H 为反应热，取其平均温度下的值，即： （181+203）/2=192℃，T=465K CO 的反应式为： CO +H2O=CO2+H2 反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算： △H=-1000-0.291*T+2.845×10-3*T2-0.97.3×10-3T3 得：△H=-9422.62 kcal/kmol=-39450.653 kJ/kmol E2 =39450.653+43164=82614.653 kJ/kmol 6．最适宜温度曲线 由式 Tm= Te 进行计算 RTe E2 1+ ln E 2 ? E1 E1
最适宜温度计算列于下表中： Xp T t Xp T t 0.9769 402 129 0.76 510 237 0.9623 421 148 0.9389 440 167 0.9121 457 184 0.8732 475 201 0.8229 493 220 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 21
1.2 1 转化率 Xp 0.8 0.6 0.4 0.2 0 129 148 167 184 201 220 237 温度 （℃） 最适宜温度曲线 22
第三节．废热锅炉的热量和物料计算
1．已知条件： 进废热锅炉的转化气组份： 组份 ％ M (标) koml
3
CO2 7.54 474 CO 8.97 H2 43.76 N2 17.72 CH4 0.29 O2 0.26 H2O 21.7 合计 100
563.87 2750.68 1113.9 18.76 16.29 1364.55 6285.75 0.838 0.728 60.917 280.614 21.161 25.173 122.798 49.73
进废热锅炉的温度为：925℃ 出废热锅炉的温度为：335℃ 进出设备的水温：20℃ 出设备的水温：335℃ 进出设备的转化气（湿） ：168.3koml 进出设备的水量：X koml 物量在设备里无物量的变化。 2.热量计算： （1） 入热： 水的带入热 Q1 水在 20℃时 Cp=33.52 kJ/（kmol.℃） Q1=X*（20+273）*33.52 =9821.36X 转化气的带入热 Q2： 转化气在 925℃时 T=1193K 根据《物理化学》知 CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT-2 来计算热容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 H2O CO2 N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53 23
CH4 可用公式 Cp=a+b+cT2+dT3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 CH4 计算结果： 组分 Cp CO 33.27 H2 31.2 CO2 54.33 H2O 42.8 N2 32.96 CH4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d -7.2 Cpm=∑Yi*Cp=36.4kJ/（kmol.℃） Q2=36.4*280.62*（920+273）=12185577.7kJ （2）出热： 转化气的带出热：Q3=32.66×280.62×（330+273）=5526711.3KJ 转化气在 335℃时 T=608K
-2 根据《物理化学》知 CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公式：Cp=a+b+CT 来计算热 容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 计算结果： 组分 Cp CO 30.76 H2 29.38 CO2 47.25 H 2O 36.55 N2 30.44 CH4 52.73 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 H2O CO2 N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53
Cpm=∑Yi*Cp=32.66kJ/（kmol.℃） Q3=32.66*280.62*（330+273）=5526711.265kJ 水的带出热 Q4: 水在 335℃，T=603K 时的热容为：Cp=36.55 kJ/（kmol.℃） Q4=X*36.55*（330+273）=22039.65X 热损失 Q5: Q5=0.04*(Q1+ Q2) 热量平衡： 24
0.96*(Q1+ Q2)= Q3+ Q4 0.96（9821.36X +12185577.7）=22039.65X+5526711.265 X=489.365koml 3.水蒸汽的加入： 要使 H2O/CO=3.5 还要加入的水量为： （1973.52-1364.55）÷22.4=27.187koml 25
第四节
1.已知条件：
主换热器的物料与热量的计算 进出设备的变换气的量：190.33koml 进出设备的水的量：Xkoml 物料的量在设备中无变化。 温度： 变换气进设备的温度：365℃ 变换气出设备的温度：250℃ 水进设备的温度： 水出设备的温度： 2.热量计算： （1） 入热： 变换气带入热:Q1 变换气在 365℃时根据 《物理化学》 CO, H2, H2O, CO2, N2 ， 知 可用公式： Cp=a+b+CT-2 来计算热容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 H2O CO2 20℃ 90℃
N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53
CH4 可用公式 Cp=a+b+cT2+dT3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 CH4 计算结果： 组分 Cp CO 33.27 H2 31.2 CO2 54.33 H 2O 42.8 N2 32.96 CH4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d -7.2 Cpm=∑Yi*Cp=33.94kJ/（kmol.℃） Q1=317.22*33.94*（365+273）=6868920.88kJ 26
水的带入热 Q2: 水在 20℃时 Cp=33.52 kJ/（kmol.℃） Q2=X*(20+273)*33.52=9821.36*X 出热： 变换气在出口温度为 250℃，T=523K 时根据《物理化学》知 CO, H2, H2O, CO2, N2 ， 可用公式：Cp=a+b+CT 来计算热容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 H2O CO2 -2
N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53
CH4 可用公式 Cp=a+b+cT2+dT3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 CH4 计算结果： 组分 Cp CO 33.27 H2 31.2 CO2 54.33 H 2O 42.8 N2 32.96 CH4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d -7.2 Cpm=∑Yi*Cp=33.14kJ/（kmol.℃） Q3=33.14*523*317.22=5498069.055kJ 水的带出热 Q4: 水在 90℃时 Cp=34.14 kJ/（kmol.℃） Q4=X*34.14*(90+273)=12392.82*X 热损失 Q5:取 0.04Q 根据热量平衡： 0.96*（Q1+Q2）=Q3+Q4 X=371.93koml 27 第五节
1.已知条件： 入设备的变换气温度：250℃ 出设备的变换气温度：181℃ 调温水加热器的物料与热量计算
进设备的湿变换气的量：190.33koml 变换气带入的热量：Q1=3298841.433kJ 变换气带出的热 Q2： 变换气在 181℃时 T=454K 时根据《物理化学》知 CO, H2, H2O, CO2, N2 ，可用公 式：Cp=a+b+CT-2 来计算热容。 热容的单位为 kJ/（kmol.℃） 表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 CO 28.41 4.1 -0.46 2 3 H2 H2O
CO2
N2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04 -8.53
CH4 可用公式 Cp=a+b+cT +dT 来计算热容： 表 5-1.3 物质 CH4 计算结果： 组分 Cp CO 33.27 H2 31.2 CO2 54.33 H 2O 42.8 N2 32.96 CH4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d -7.2 Cpm=∑Yi*Cp=32.62kJ/（kmol.℃） Q2=190.33*32.62*454=2835274.946kJ 设备及管道损失取：0.04Q1 变换气放出的热量： Q=Q1-Q2-Q3=331612.83kJ 28 第二章
1. 低温变换炉计算 设备的计算 1.1 已知条件：平均操作压力 0.83Mpa. 气体进口温度 气体出口温度 气体流量（干） 湿气流量 220℃ 6.313×3556.288=22450.85Nm /h 6.313×4707.66=29719.45 Nm3/h 3 180℃
进低变炉催化剂气体（干）组分 组 分 含 量％ CO2 16.79 CO 2.76 H2 59.09 N2 20.99 CO%=0.27% CH4 0.35 合计 100
低变炉出口干气中 CO 含量： 入催化剂蒸汽比 1.2 催化剂用量计算 B302 R=0.2445 型 低 变 催 化 剂 的 宏 观 动 力 学 方 程 为 ：
? 1.0351 × 10 4 ? ?0 ? ? y0.6 co y H 2O y CO.3 y H02.8 (1r=1822exp ? 2 ? ? RT ? ? yco2 yH 2 ) ycoyH 2 O
根据低变催化剂的选用原则，故选 B302 型国产低变催化剂，当变换气中 CO（干）为 0.27%时，计算得催化剂床层空速为 2120（标）/（m ．h） ． 对于 B204 因动力学方程式中催化剂按体积计,计算出的催化剂床层空速 是以体积为单位的“空速”. 22450.85 3 = 因此,催化剂理论用量：V 低 2120 = 10.59m 在采用中变串低变的流程中，低变催化剂条件较好，故可以不考虑催化剂备用 系数。 1.3 催化剂床层直径计算 设计要求催化剂层总阻力＜690Kpa（即 700mmH2O）, 催化剂层阻力降采用式（4-6-16）试算 ΔP=2.1× 10 ?6 3.
fG 1.9 1 ? E × 3 L r.d 1.1 E p 29
B302 为非球形催化剂，粒度为 5×4.5±0.5，取其平均值为 5×4.25=21.25， 即转化为球形粒径，即φ4.6mm，dp=4.6mm=0.0046m 设催化剂床层直径为 2.5m, 则： E=0.378+0.308 dp D = 0.378 + 0.308 × 0.0046 = 0.3786 2 .5
1.31 催化剂床层阻力 气体平均分子量 M=14.7 气体在进入低变催化剂层中的重度γ γ=
14.70 =2.968Kg/m3 273 + 200 1 22.4 × × 273 8.5 式中：200 为气体的平均温度值 气体质量流量 G=
22450.85 × 14.7 1 × =3001.45Kg/(m2.h) 3.14 22.4 2 × (2.5) 4 1.3.2 催化剂层高 L= 10.59 =2.16 m Π 2 × 2 .5 4 8
所以：ΔP= 2.1 × 10 × 2.968 × (0.0046 )
1.5 × 3001.451.9 1.1 ×
1 ? 0.3786 (0.3786)3 × 2.16
=396Kgf/m2=3.96Kpa(396mmH2O)
计算结果符合要求ΔP＜6.90KPa,故取催化剂直径 2.5m 2. 中变废热锅炉
取中变废热锅炉入口热水温度为 80℃,假定出口热水温度为 150℃,查饱和 水蒸气表得 150℃时的焓值 IH2O=632.20KJ/㎏, IH2O(g)=2750.7 KJ/㎏,汽化热 为 2115.5 KJ/㎏ 2.1 已知条件:
气体流量及组成(不考虑水蒸气冷凝量) 进气流量:6.323×10.16=1326.74kmol/h 出气流量:6.323×10.16=1326.74 kmol/h 30
气体组成: 同中变气体出口组成(略) 操作状况: 操作状况 中 变 气 热 水 换热器热负荷: 拟采用单程换热器,并使热气体走管内,冷气体走管间,故以热气体放出热量 为计算热负荷: Q=6.313×(Q 放- Q 损) =6.313×(998423.71-35620) =6080452.43kJ/h 2.2 设备直径与列管数量确定: 为使设备结构紧凑,减少热量损失,提高单位面积换热能力,拟采用φ25× 2.5 小列管,单程结构,并使热气体走管内,冷气体走管程. 列管数量估算: 管内气体重量流量为: G=14.77×210.16×6.313=19595.95Kg/h 为使管内雷诺准数大于 10000， 估计重量流速为 25Kg/(m2.s),则需要列管 数为：n=
19595.95 = 693 (根) ∏ 2 25 × × 0.02 × 3600 4 m =14.77
进口温度℃ 430 80 出口温度℃ 280 150 操作压 1.2MPa 蒸汽压
管板直径估算： 采用正六角形排列，取充填系数η=0.9，管间距取 t=19mm. D=1.05t n η
=1.05×30
693 =927.12mm 0.8
设备规格选定： 中变废热锅炉内径取 940mm,列管φ25×2.5，采用正六角形排列，管间距 取 30mm, 管壁与壳壁净距不小于 15mm。共排 13 层（553 根） 每个弓形内布 23 孔，扣除拉杆 6 孔得：n=553+6×23-6=685 根 2.3 传热系数计算 管内给热系数计算： 31
管内给热系数按下式计算：α内=0.023
430 + 280 = 355 ℃ 管内气体平均温度 2 Cm=2.9356KJ/(㎏.K) λ d
Re0.8Pr0.4
按温度 355℃及压力 0.75Mpa 压力确定物性参数为：