8万吨年合成氨装置中合成系统的工艺设计.docx

8万吨/年合成氮装置中合成系统的工艺设计第一章合成氨综述1合成纪工业在国民经济中的地位I二、原料路线及资源开发利用1三、未来我国合成氨工业发展方向2Ji物料衡算41.1 计算依据41.2 计算物料点流程51.3 物料计算1.4 .1合成塔入口气组分51.3.2合成塔出口气组分51.3.3合成率51.5 .4氨分离器气液平衡计算613.5冷交换器气液平衡计算81.3.6液第贮槽气液平衡计算91.3.7液翅贮槽物料计算121.3.8合成系统物料计算131.3.9合成塔物料计算151.3.10水冷器物料计算151.3.I1.第分离器物料计算161.3.12冷交换器物料计兑161.3.13/冷器物料计经171.3.14冷交换器物料计算181.3.15液氨贮槽物料计算201.3.16物料计兑汇总表212热=衡算二262.J¾A十，j：I多*22.2氨冷城热量计算282. 3循环机热量计算303. 4合成塔热量计算324. 5废热锅炉热量计算345. 6热交换潜热量计算356. 7水冷器热量计算362.8第分离器热量核算383主要设备计算387. 1废热锅炉设备工艺计算387.2 热交换器设备工艺计算427.3 水冷器设备工艺计算477.4 冷交换器设备工艺计算493.5国冷器设备工艺计算55结束语致谢参考文献附录合成工序设计符号表主要设备及工艺条件一览表设计任务书题目：自拟，要求完成一套8万吨/年合成完装置中合成系统的设计任务原始数据：1.生产能力：80000t/年2,年工作日：310天：3 .精炼气成分，%4.合成塔也CW4Ar小计入口氨74.4524.121.10.33I(XHXX)含量NHy=2.5()00%合成塔出口氨含量NHYI=16.500%合成塔人口情性气体含量CH,十八r=15.（XX）%5 .催化剂用量：7Om'32MPq(绝压)40,C35C6 .合成塔操作压力7 .精练气温度8 .水冷器出口气体温度9 .循环机进出口压差1.47MPa主要任务，1 .选定方法及流程：2 .确定合成设备的工艺操作条件:3 .确定合成设备的工艺尺寸：4 .绘图：（1）带控制点工艺流程图：（2）合成工段平面布置图。第一章合成氨综述1 .合成氨工业在国民经济中的地位合成氨工业是基础化学工业之-O其产量居各种化工产品的首位。鸵本身是重要的氮素肥料,除石灰氮外,其它氮素肥料都是先合成城,然后加工成各种镀盐或尿素。将制氧化制成硝酸,不仅可用来制造肥料(硝酸筱、硝酸磷肥等),亦是重:要的化工原料,可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分了化合物的原料，以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料一氧化碳、氢气合成气,可进行综合利用,以联产甲醇及玻基合成甲酸、醋酸、错鼾等一系列碳一化工产品.以做到物尽其用,减少排放物对环境的污染,提高企业生产的经济效益.已成为当今合成就工业生产技术发展的方向。国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面枳的扩大而不断增加。据资料统计:1997年世界合成延年产量达1.03.9Mto硕计200()年产量将达1.8Mto其化肥用氨分别占氨产量的81.7%和82.6%。我国1996年合成氨产量已达3()>4M1.专家预测20(X)年将达36MC020年将增加至45Mto即今后20年间将增加到现在的1.5倍.因而合成我的持续健康发展还有相当长的路要走。未来我国合成纪氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。合成新工业在国民经济中举足轻歪。农业生产.”有收无收在于水,收多收少在于肥”。所以,合成氨工业是农业的基础。它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。因此.我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础，我国七十至九十年代先后重究引进30多套大化肥装置.耗费巨额资金,在提高J'化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约“今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。当今走老厂改造扩建的道路.可使投资节省1，2一”3。节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要用.2 .原料路线及资源开发利用提高天然气原料制匆的比重以天然气为原料制荻应是今后我国合成氨工业发展的方向。现世界天然气探明储量约相当于石油储量。世界天然气可采资源员为3.28×10I4h资源探明度约59%,预计可采年限在65年以上。近期发现大有前途的冷冻天然气潜在资源.在地球上约有16X1015"甲烷水化物冷冻成冰的天然气,其储员比已探明的天然气量高达数倍。这种位于海底的矿藏起码在海底80Om处.最佳开果深度为4000m。在今后IO-15年中.钻井技术和从深层运出天然气都会有突破，我国海域辽阔,将公成为未来的丰富天然气资源。目前我国天然气在一次能源中只占2%,但天然气潜在资源丰富.遍布祖国疆域,已经评价的总资源储量为38X1012"',其中陆地30×1012,海域8XIO12P,可探明地质储量13.2×1012户,目前仅占探明资源的6%,到2000年.资源探明程度接近8%.而世界平均探明度为61%。国家正在加快规划勘探开发利用。另外还有30×1012,'的煤层气（主要成分为甲烷）资源量,可供开发利用.预计今后20年内,我国天然气占一次能源由目前的2%提高到8%时，其年开采量为1-1.×10I1,m目前,世界生产合成氨走气原料的比重提高到8（1.98.2%,而我国仅占22-25%.当我国合成氨年产量发展到45Mt时,以使用天然气原科比武提高到50%计,年耗用天然气量约22×IO1.Om3,占开采H的1/5左右。利用廉价水电电解水制双开发我国水利资源十分丰富.潜在的水利资源达数亿万T瓦的水力发电,开发利用能提供廉价的电能,用以作水电解分离出城气和氧气,再用氧气同水煤浆汽化生产合成氨、甲醉及碳一化工产品。合成气制旗和碳一化学品在水力资源丰常地区,开发建设水电同煤炭生产化肥、动力燃料及化工产品,亦是可苑的能源基础,可作为今后开发利用的方向。3 .未来我国合成氨工业发展方向3.1 生产能力大型化目前国外合成城生产规模发展趋势是提尚单系列生产能力。未来氨装置堆系列生产能力为日产2kt.尿素装竟相应为3.5kt°新建派系列投资比双系列可降低20%,我国合成氨日产2kt大型系列应走老厂改扩道路.在现仃日产Ikt合成氨装过上采用在二段转化炉加班,便可使生产合成气生产能力加翻,达日产2k,再进行获合成配套和将氨加工成尿素,采用高压变换气气提法在生产尿素的同时代替脱除C02装置.,以平衡增产包和翅的加工产品的生产能力。这种改造投资还不到新建的1/2,将来天然气成网配置后,对30多套大型合成虬装置改扩后,每年就能够增产合成氨近IOM1.同时提高了天然气原料制氨的比重。3.2 产品多样化当今,从制妖用合成气出发,在制取合成就的同时,联产甲醉和假一化工产品,已成为资源综合利用的有效途径。随着深度加工产品的不断开发,化学应用领域不断开拓,其在国民经济中的地位将愈显重要。3.3 开发插装式装附在油田开采中,分散伴生的天然气都未能回收利用而放空烧掉。在新疆地区每年就烧掉近O9m3天然气,若回收可牛.产尿素1.6MUa或甲醇IMta.这是个具有重大的经济和环境意义的工程.需要统筹规划.开发建设移动撬装式回收装置,以灵活地进行油田伴生气的回收利用113.4 研究开发天然气制氨新工艺3.4.1 开发天然气电热换热多媒体转化器。在等压下合成熟、甲醇、尿素新工艺,因其能耗低、投资省.利于模块化、系列化的中小规模生产装巴,聘是今后天然气制合成气的-种新工艺。3.4.2 研窕天然气分子重排制尿素工艺，在天然气(CH4)中.加入39%的富氧空气,通过分子重排而成尿素.其化学反应式:CH4+N2+1202=(NH2)2CO天然气、京氯空气、尿素这将有待将来科学技术高度发展来变为现实。GI(I=0.20*31.852+0.60529.511+0.112*38.038+0.034*21.234+0.04877*81.092=33.171KJ1.kntob9C杳T=22.5度时，GW=4.765KJfkmt小代入上式八=24.125C24C与假设一致。846.9533171+0.406*4.765混合后犯冷器入口热气温度24C。(6)气体带出热量Q；由冷交换潜热量计算。；=-159456.290UtNH3(7)气体中液妖带出热量QK由冷交换器热增计兑Q1.=-19876.557Q/W/(8)液第蒸发吸收热量Qe(冷冻量)由热平衡计算。啖=。八-<Q2+QP=730662406-(-159456.29)+(-19876.557)=909995.253X7NH,查251.C液纸培Aw,c=535.583QJ(由液氨储槽来)-15C蒸发蒸气ah,9=1663.767KJkg加M=1汕,，IM1.=1663.767-535.583=1128.185KJ/kg(9)冷冻量计算W=90995253=806602Agw1128.185,TfI收方支方气体带入热量Q'17265852.933气体带出热fi1.Q,2-159456.290液氨带入热量Q'71.19881.872液氨带出热量Q'21.-19876.557气体中氨冷凝热Q冷287773.911冷冻量Q吸909995.253新鲜气带入热量Q1.157150.690小计Q入730662.406小计Q支730662.4062.3 循环机羯疑计算(1)循环机出口气体温度计鸵由E小氮肥厂工艺设计手册附表1-1-1查得循环气体中各组分的绝热指数如下：NH、CH,Ar也K1.1.291.311.661.411.4根据公式0.0250.115390.034620.618740.20625-1.-19- +1.31.-1.+1.66-1+1.41.-1.+1.4-1=0.08261+().37223+0.05245+1.50912+0.51563+2.53564.K=1.394由前已知Ta=30+273=303K%=30.94,MPGP=28.MP”代入上式得I,刈1.=292.5(=303*(1.105严6=311.673K=38.673,CN39*C(2)气体带入热量由前计算Q；=489324.3377z7,(3)压缩功N=16.674/V1KK1r-Pi=28.OMP,鸟=30.94MP,K=I.394,Z,=1.13,Z1=1.02式中，YT，JT=I8.47*OO98*（273+39）1 °P1.Tn6028.0273将上述数据代入压缩功计算工式中得：=0.761m'/nun/V=16.674*28.0*0.76128.01.13.和T30.94f=16.674*28.0*0.761*3.538*0.03317*1.053=37.872KW压缩热QZ=3600N=3600*37.872=136339.663KJItNH3(4)气体带出热量由热平衡得：C1=Q+Qn=489324.337+136339.663=625664.000KJItNHyQi=V4C,.iC,=e=.想4=31.7j8KJfkmo1.1C'V411418.47*39由i=39CP=30.91MPa.查常压下各组分气体比热容并计算得:N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压Pa63.814191.44135.70010.7107.735各组分在39度Cp,32.18629.55339.91921.23450.578Cr=0.206*32.186+0,619*29.553+0.115*39.919+0.035*21.234+0.025*5().578=31.530KJ/kmobqC误差=偿*%=号募科叱=Og%收方支方气体带入热量Q'3489324.337气体带出热量Q4625664.OOO压缩热QN136339.663小计625664.000小计625664.0002.4 合成塔然就计算合成塔热量计算示意图回,1«Qr,k(1)环隙温升1.计算(2)设合成塔环隙高度高度h=14.OOOm,由经验公式知,环隙每米温升按1.2*C计，则合成塔一出温度t1.1.为，=+1.46=39+1.2*14=55.8X?(3)气体带入热量Q、由前计匏Q4=625661.000K/八因油分离涔内无温升变化(忽略热损失)。所以Q,=Q,=476358.788AfJz71.(4)气体反应热Q.设合成塔二出温度37(TC,假定气体在塔内先温开到出口温度后再进行氨合成反应。在压力.P=2907MPa下的气体反应热简化计算公式为：-R=I1.599+3.216，,将"370七代入得：-H(I=11599+3.216*370=I2788.92Afca/,w7/,=53457.686AT/hzrr.V/,由物料平衡计免知氨产珏AXw=”72611"标)=61.277«“则合成塔内反应热Qr=(-Hr)*Vm=53457.686*61.277=3275742.297KJItNH3(5)二次入塔气体带入热量。，由热平衡知QT=M+。$+。畏)-(。1.a)=V£,外,fQ+Qk+。/。+。,),7=¼(6)合成塔一出气体带出热量已查t-55.8,CP-30.5MPa混合气体热容,N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压Pa61.875185.62534.61510.3857.500各组分在190度Cp'30,51429.67845.98020.98452.250Cp,=0.206*30.514+0.619*29.678+0.115*45.98+0.035*20.984+0.025*52.250=31.995hjooC则6065J71.=189568r31.995误差=竽X1.O0%=1.2票J90X00%=228%171o5o假设值与计算值基本相符,计兑有效.，合成塔气体二次入带入热量Q1=(882706.357+5947436.88+63988.349)-(3275742.297+6256M.000)=3092725.288kJ1.NH3(10)合成塔绝热温升核算由At=1.=(!±1-且)cp1+),h1NT11式中q,=(Cb+CN)=(35.829+31,995)=33.912kj(kmo1.,C)代入上式得：I0.14x53457.686163988.39、io/=()=189.454C33.9121+0.16511422.11/22.41.h=7+189.454C=189.568+189.454=379.0224C与前面假设基本相符，计算有效.合成塔热量平衡汇总表收方支方一次气体进口带入热Q5625664.000一次气体出1.带出热Q6882706.357二次入塔气体带入热Q73092725.288二次气体出口带出热Q85947436.880反应热QR3275742.297热损失Q损163988.349小计6994131.585小计6994131.5852.5废瓶铜炉热爱计算(1)内热气体带入热量Q,由合成塔热平衡计算Q1.t=537436.880ZnVH.(2)管内热平衡气体带出热量Q,(I)冷气体带入热殳Qh(2)热气体带入热晶&(3)冷气体带出热量2由合成塔热平衡计尊Qs=SC706.35JN3由废热锅炉热平衡计算Q,=X54233.359kJZtNH.由合成塔热平衡计算。7=3092725.2kJtNH,(4)热气体出口温度计算Q,+Qg=Qi+Qu>由热平衡得00=C+Q,-Qi=882706357+3454233.359-3092725.288=1244214.42IkJ1.INH、,0½,1Q101244214.427*22.42773.318OM9.48=*CnoCptoQ1.o=匕OCPin1IO设外=66.4Cp=29.2MPa,N2H2CU4ArNH3气体含量0.1660.4980.1310.0390.165各组分分压Pa18,509145.52838.29411.488-18.180各组分在66.4度Cp'30.76529.42740.96421.15193.214Crio0,166*30.765+0.4984t29.427+0.131*40.9(4+0.039*21.151+0.165*93.214=41362"/外加八r1.(1.=67.()5IX：2773.3182773318Cpm41.362误差=%二G*100%="士出%1*0()%=-0.98%假设基本正确，计算有效。6)664(5)热交换器热负荷RQ=QmQ=1244214.427-3454233.3592210018.931kJNH3热交换明蒸魔汇总表收方支方冷气体带入热量Q6882706.357冷气体带入热量Q73092725.288热气体带入热电Q93454233.359热气体带出热量QIO1244214.427小计4336939.715小计4336939.7152.7水冷卷编量计算由题知.水冷器出口热气体温度小=35C设气体先冷却至35C后，氨再冷凝.(I)热气体带入热量Qu,由热交换器热平衡F卯,=1244214.427MtNH3(2)氨冷凝热H冷凝热Q冷1060465.072液氨带出热Q液105516.327冷却上水带入热Q上水6304666.410冷却下水带入热Q下水7985910.786小计86093-15.910小计8609345.9102.8氯分离器热量核算氨分离器进出口温度没有发生变化,由气体热府平衡，侬分离器收入热,则QM=517918.797kJNH3氨分离器支出热气体放空气带走热量Qt3=½.,Cf,1.3-1.j=×35.955×35=7731.336kJtNH3冷交换器带入热量,由冷交换器热平衡计算得Q14=510189.464kJtNU3Q1.1.=Q13+Q14=7731.336+510189.464=517920.800kJtNH3误差=%一：XH=热二?7空也.吟O(X)O4%QU517920.8故合成系统热量汁品有效.氨分离裾液荻带入热量等于液匆带出热量即Qm=Qn=105516.327kJINH、3主要设备计算3.1 废热铜炉设备工艺计售3.1.1 计算条件(1)选卧式U型换热管.(2)高压管尺寸中24x4.5<n=0.024w,t1.1.=0.015.rf=0.0195mj.(3)热负荷:0=2493203.5211kJItNH,(4)产量:W=K).75WH/6(5)气体压力A=29.89P"(6)气体入口温度以=370C(7)气体出口温度叫=220C(8)软水入口温度G=3OC(9)副产蒸汽乐力>=1.247/(10)进气室V=108058.92w,(I1.)进水量W=10081.35依/人3.1.2 官内给隽系数计算«=0.023-×Ren,×Prft4d式中导热系数kJ(mh'C),a给热系数人"(，力*C)pt1.MPa18.03023.1964.8621.5683.3931,1J(M-C)0.66960.4469().1()680.36870.128667二=Zy;/=0.165×405.5+0.13115×239+0.03935×151.2+0.49838×33.3+0.16612x126.2=141.76吸=Z受匕=°16518.03+O.13115×23.I96+0.03935×4.862+0.49838×1.568+O.I6612×3.393=7.554MPa求假对比参数7.554”上空=3.972141.76*0=些=3矽由Pr'.7?查城肥工艺设计手册，图143得4=1.25=rJn=.25O.3784=0.473kj1.(mIi-'C)(5)气体的粘度查氮肥工艺设计手册图1-22,23,25,30,31各组分气体压力下的粘度。高压下含氨混合气体的粘度由下式计算.A=Zyi/=O.I65×4.12+O.I31I5×4+0.03935×6.32+0.49838×1.41+0.16612×5.29=3.0350.1654.120.970.08060.13115x4I,040.0074O,O3935×6.32×I0.14693.035+3.035+3.0350.49838x1.41x1x0.0498().16612x5.29x0.92x().1()62W5+3.035=0.0833(m)(6)雷诺准数行”，才皿V108058.92×12.126一，,重量流量W=-=58496.54kgIh22.422.4管道截面积，设管道数量182根。F=O.785×O.O152X182=0.03则重量流速CW58496.54G=F0.030.0838Re"8=25844.15=1819728.54g(wr)×1819728.54=327682.21(7)普兰特准数Pr=>:返一3536=05M0.473x12.126Pr04=0.773.2热交换器设备工艺计算3.2.1 计算条件(1) 选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程(2) 列管尺寸中14x2无健钢管<n=0.014114t1.=0.01md=0.01.2z?(3)热负荷Q=2210018.93HW%(4)产量W=K).7527W”"(5)冷气体压力p=29.80WPa(6)冷气入口温度=48.7'C(7)冷气体出口温度Z111=189.57,C(8)冷气气量V=122818.5242mih(9)热气体压力=29.4MPa(10)热气入口温度t,=220X:(II)热气出口温度d=66.4C(12)热气气址V,=108058.92m33.2.2 管内给热系数°计算a1.,=0.023×Re,s×Pi0"4式中各物性数据均取之平均温度、%詈g=143.2C7=294M4之值(1)压缩系数和体积流量由废热弼炉压缩系数计.算知7=135.44K,P-=3.889MPa则对比压力Pr=2=卫士=7.559Pm3.889对比温度I=/=斗373=3.105V1.t1.包6氮肥工艺设计手册图1-4普遍化压缩系数之四，得Z=1.14则气体体积流量为V=YQ曙=626.0b*0(2)混合气体分子量方=12.126(3)气体热容Cy杳财肥工艺设计手册图IS1.至1-5-8气体比热容。NHyCHiAr也N2P1.,MPa4.8513.8561.15714.6524.884CZkJ映mo1.P)56.4343.8921.23431.3530.43混合气体比热容管内外总热阻取无缝钢管导热系数传热总系数3.5.5 平均传瓶温3.5.6 传播面积R1=1.195×1()(m-小C)C=167.44A./(n.8=0.003mIx1.O1.817+0.407+1.195+0.17924-I5-(-10)-(-15)1.n24-(-15)(-10)-(-15)54Inr=2657.5(w2-C)=6.8'C与假定面枳相符。实际换热面积，取管数=2000根，管长/=8则F,=nm1.1.=2(XX)×3.14×0.016×6=6029«?结束语首先丧心感谢我的指导老师四方集团设计部的程甲辰等老师。本设计从资料收集、开题、设计到初稿、二稿直到最终的定稿都凝聚了老师的巨大的心血。同时也要感谢同学们对我的热情帮助和大力支持。经过近两个月的合成工序工艺设计，使我对合成工段的原理，设计思路及其中可能出现的问题有了一个初步的了解，并提高了如卜.方面的能力：1.熟悉查阅文献资料、收集有关数据、正确选用公式.当缺乏必要数据时，需要自己通过实验测定或到生产现场进行实际杳定。2.在兼顾技术上先进性、可行性，经济上合理性的前提卜.，综合分析设计任务的要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全运行所需要的检测和计圻参数“3.准南而迅速的进行过程计算及主要设备的工艺设计计兑。4.用简练的语言、简洁的文字、清晰的图表来表达自己的设计思想和计算结果。由于经验和水平的不足,本工序设计还有不少的不足之处，如对该工序的经济核算等问题没有涉及到。总之，这次毕业设计对我来说是受益非浅，为我以后从事化工设计方面的工作打下了一个良好的携础.致谢参考文献1石油化学工业部化工设计院主编.小氨厂工艺设计手册M.新油化学工业出版社，19792石油化学工业部化工设汁院主编.露肥工艺设计手册M.理化数据.石油化学工业出版社，19773化工部第六设计院编化学工程手册M.第1篇.化学工业出版社，19804化工部第六设计院编.化学工程手册M.笫13篇.化学工业出版社，198Q5石油化学工业部化工设计院主院.小氮肥厂设计手册M.石油化学工业出版社，19796E布拉熨克著.赵仁修等译.固定氮工艺学一合成犯M(±).中国工业出版社，19637张成芳著.合成氨工艺与节能M.华东化工学院出版社，1988年。8上海化工学院无机化工教研组.化肥工业J.上海化工学院出版社，NoI13,19799化工部化工工艺设计技术中心站编,化工管路手册M(b).化学工业出版社，198610戎兴汉.节能纵横学位论文.氮肥设计J.No2,198411化工部第六设计院编.化学工程手册M第3卷.化学工业出版社，199112赵育洋编.合成氨生产工艺M.化学工业出版社，1998213梅安华主编.小合成新厂工艺技术与设计手册M.化学工业出版社，1995(14石油化学工业部化工设计院编.氮肥工艺设计手册M.北京:石油化学工业出版社，1997(15 Moyes,.J.Wi1.kinson,J.S.TheChemica1.Engineer,1974(February):8490(16 Keinhardt1K.EnergieTechnik11956,6,(10):454合成工序设计符号表符号名称单位NM合成塔中生成究的气体摩尔流量knu>1.1.h出合成塔气体摩尔流量kno1.hM进合成塔气体摩尔流域knu>1.hy,wi,o出合成塔气体中氨含量%进合成塔气体中氨含量%A>n/级净值%新鲜补充气体量/（标）%放空气量/（标）1.弛放气量/（标）加出合成塔某气体组分的含量%1.9）液氨储槽出口某组分液体量小（标）%液氨储槽出口某组分弛放气量”/（标）1.液领储槽入口液体某组分量%液氨储槽入口液体某组分百分含量%匕入合成塔某组分气量/（标）%出令成塔某组分气量“'（标）匕O入水冷落进器物料量/（标）V1,.出水冷器某组分气体员/（标）几出水冷器某组分液体量广（标）%,第分离器出口某组分气体量/（标）%进冷交换器某组分气量/（标）符号名称单位½7W1.冷交换器出口某组分气量加（标）%冷交换器出口总气量/（标）九氨冷器进器某组分物料量，,（标）%氨冷器进器某组分气体量/（标）y荻冷落进渊某组分气体百分含量%风冷器中冷凝液包量/（标）匕，氨冷器出口某组分气量"/（标）第冷器出口某组分气体百分含量/（标）匕冷交换器入口总物料"/（标）%冷交换器出口总物料/（标）V2.w.冷交入口鸵总物料”/（标）Q比热容kJ/(kntf.C)P,临界压力MpTC临界温度'C对比压力/Tr对比温度/Z压缩因子/导热系数kJ(nJ!c)a给热系数kJ/(tnJt.C)气体粘度/W重量流量kg/h符号名稼单位雷诺准数/Pr普栏特常数/F换热面积MR污垢系数/P气体密度kgmiA。，平均传热温差(ICB流速III/SM混合气体平均分子量/n管数根1.管长ma层数/D设备直径mmdf当量直径mm4常压下混合气体导热系数kJ/(w.c)V气液比/(j)某气体在特定温度下的平衡常数IA对比导热系数/%管外绐热系数kJ/iin.h：C)aI)管内给热系数hG”.力:C)fr对比粘度/P蒸汽压力Mp主要设备及工艺条件一览表-废熊蝌炉型号尺寸tK屯P换热面积列管数U型换热耦24×4536022029.8931.1791热交换器列管式换热耦14×248.7,（光程）189.57（光程）29.8（%ft）155.932200220（管程）66.4（管程）29.4（管程）水冷S淋洗洒式排管冷却器68×1.66.4i热气）35（怨气）29.1热气）1573.495030冷却水）38冷却水）0.392冷胡水）冷交换器列管式换热器14×235（管程）20（管程）29.1（热气）342.692150-1（）（光程）30（光程）29冷气）立式氨冷器I9320（管程）-IO管程）28.7（热气）2117002515（光程）-15（光程）（热气体走程，冷气体走完程）