产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔工艺设计毕业设计.doc

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1、毕业设计（论文）题 目年产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔工艺设计专 业化学工程与工艺姓 名学 号指导教师起讫日期年产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔工艺设计摘要氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨的生产主要分为原料气的制取，原料气的净化与合成。变换工段是指一氧化碳于水蒸气反应生成二氧化碳和氢的过程；氢又是合成氨的原料气一。本设计则是年产3000吨合成氨变换工段饱和热水塔的工艺计算。本设计工艺计算部分是对饱和塔的物料和热量衡算；热水塔的物料和热量衡算，及饱和塔出口处半水煤气添加的热量平衡计算；饱和塔和热水塔进的塔板数、塔径、开孔率和塔板阻力等的计算；设备计算部分是饱和热水

2、塔的壁厚、封头的计算。关键词：变换系统 饱和塔 热水塔 合成氨目 录摘要I第一章 设计项目1第二章 前言22.1合成氨工艺的背景、现状22.2 氨的性质及用途32.3合成氨变换系统工艺流程叙述42.4合成氨工艺的节能52.5合成氨工艺的发展趋势6第三章 工艺设计说明书73.1 产品用途、原料规格要求73.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标73.3 主要公式、物性数据来源及计算公式9第四章 设计计算书104.1饱和塔物料衡算104.2饱和塔热量衡算114.3饱和塔出口半水煤气添加蒸汽热量平衡124.4 热水塔塔物料及热量衡算134.5饱和塔设备工艺计算154.6热水塔设备工艺计算264.7饱

3、和热水塔设备计算35第五章 结语37参考文献38附录39致谢40第一章 设计项目设计项目名称：年产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔工艺设计工艺设计条件：1.进入变换系统原料气体成份（以1吨氨计）混合煤气（干）成份（以水煤气+再生气）（见表1-1）表1-1混合煤气（干）成份（以水煤气+再生气）成份合计%（体积）标准38.6661389.02662.01025.352910.72140.67514.150508.33422.6940.38513.8410.6 1820.284728.67132.5301.16341.7891.8661003592.382160.375注：经脱硫后余下的少量硫化氢

4、略去不计2. 变换为的变换率为88.1%3.饱和热水塔设计条件按表1-2。表1-2饱和热水塔设计条件名 称指 标饱和塔热水塔工作压力，（表压）工作温度，设计压力，（表压）设计温度，工作介质0.6381350.687150半水煤气0.5981350.687150变换气第二章 前言2.1合成氨工艺的背景、现状中国合成氨生产是从20世纪30年代开始的，但是仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过50kt（1941年）。此外，在上海还有一个电水解制氢成产合成氨、硝酸的小型车间。对高能耗的小厂显然是一种极大的压力。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术改进主

5、要方向是开发性能更好的催化剂、降低合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。目前合成氨产量规模以中国大陆、俄罗斯、美国、印度等国最大，约占世界总产量的一半以上。合成氨的主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等，因为天然气为原料的合成氨生产设备投资较低、能耗较低、成本较低的缘故，世界大多数合成氨生产设备均是以天然气为原料，但是自从石油涨价后，由煤制取氨的制法重新受到重视，因从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总和的10倍。目前中国大陆合成氨生产设备是大、中、小规模并存，总生产能力为4，160万公吨/年。2008年我国有500多家合成氨生产企业，总产能5

6、970万。我国的氮肥工业自20世纪50年代以来,不断发展壮大,目前合成氨产量已跃居世界第一位,现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4 500万左右 ,氮肥工业已基本满足了国内需要,在与国际接轨后,具备与国际合成氨产品竞争的能力,今后发展重点是调整原料和产品结构,进一步改善经济性。中国大陆合成氨产量虽然已跃居世界第一位，但单一设备规模较小，合成氨平均规模为5万公吨/年，无法适应全球合成氨的发展趋势。除上海吴泾化工厂为国产化设备外，其余均是国外引进。

7、据相关资料统计，俄罗斯约有35套合成氨生产设备，合成氨平均规模为40万公吨/年；美国有50多套合成氨设备，合成氨平均规模在30万公吨/年以上。近年来合成氨设备的大型化是世界合成氨的主流发展趋势，目前全球最大的单一合成氨设备规模已达130万公吨/年。因此中国大陆未来必须兴建大型合成氨设备，改善中型合成氨设备，淘汰小型合成氨设备，建立区域性大型合成氨企业集团，控制全国合成氨设备在100套左右。2.2 氨的性质及用途（1）氨的主要物理性质相对分子质量:17.03含氮量%:82.2沸点（0.1MPa）:-33.35冰点:-77.70临界温度:132.4临界压力:11.30MPa 摩尔体积（0，0.1M

8、Pa）:22.8L/mol 气体密度（0，0.1MPa）:0.7714 g/L液体密度（-33.4，0.1MPa）:0.6818 g/cm3熔化热（-77.7）:333.42kJ/kg氨极易容与于水，溶解时放出大量的热，可生产含NH315%30%的氨水，氨水溶液是碱性，易挥发。液氨或干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。（2）氨的化学性质氨在常温是相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作用下可分解为氮和氢，其分解速度在很大程度上与大气接触的表面性质有关。氨是一种可燃性物质，自燃点为630，一般较难点燃。氨与空气或氧气的混合物在一定范围内能够发生爆炸。常压

9、下的爆炸范围分别为15.5%28%（空气）和13.5%82%（氧气）。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐。例如氨也能和CO2反应生成氨基甲酸胺，脱水成尿素。利用氨与各种无机酸反应制取磷酸铵，硝酸铵；与CO2制取碳酸氢铵。（3）氨的的用途氨在国名经济中占有重要的地位。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其它化工产品的原料。氨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氨，然后加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸，不仅可用来制造肥料（硝酸铵、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、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以

10、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CO+H2合成气，可进行综合利用，以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐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。已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向。2.3合成氨变换系统工艺流程叙述合成氨系统工艺流程示意见图2-1 空气空气分离制 水煤 浆气化氮洗甲醇洗压缩变换合成水 煤液氨煤渣图2-1合成氨系统工艺流程示意图以煤为原料制成水煤浆，再用大型空分装置，分离出的氧化供气化，分离出的氮气氮洗后配入合成气之中，气化后饱含水的合成气先进入变换，一氧化碳与水变换成无毒的二氧化碳，同时生成原料气

11、氢气，再经甲醇洗脱除二氧化碳和硫化氢，再经液氮洗脱除微量一氧化碳、二氧化碳及其它杂质，此时原料气只剩氢气，再配以空分出的氮气制成纯净的净化合成气去氨合成工序。在该流程中，变换工序就是将煤气中的一氧化碳最大限度地转变为氢气，在为合成氨制取原料气的同时，减少一氧化碳对合成催化剂的毒害。因此，变换工序的工艺流程设计、工艺指标的确定和催化剂的选用等是变换工艺设计的关键所在；另一方面，变换过程中大量热能的合理利用，也是变换工艺设计的重要内容。饱和热水塔是合成氨厂变换工段的一个重要的余热回收设备。它一方面使半水煤气升温增湿,以适应变换反应的需要；另一方面又使变换气降温减湿,以回收其显热和潜热。该设备的工艺

12、条件和设备参数对回收余热、降低能耗具有重要意义。2.4合成氨工艺的节能合成氨生产能量系统优化节能工程，是利用合成氨系统造气生产过程中产生的余热余压资源进行回收利用，从而达到余热余压三废 资源综合利用，可大大降低原料煤和燃料煤的消耗量，有明显的环境效益和经济效益，节能减排效果明显。全低变工艺的也早已得到专家和使用厂家的认可,并在节能方面取得很大的效益,但在有的厂家使用得不理想,其关键问题是应充分掌握其使用技术,特别是从气体净化、循环水质、蒸汽质量、调节手段等方面进行严格控制,满足其使用条件,才能充分发挥其效益。随着近年来国家对节能减排工作的重视, 国内大型氮肥企业开展新一轮节能技术改造将是未来发

13、展趋势。在新时期政策和环境影响下，合成氨节能技术会向以下几方面发展。采用先进的煤气化技术, 调整原料结构, 来实现节能降耗的目标。适当加大装置生产规模，让企业的设备大型化，集成化，自动化并形成经济规模的生产中心。加强对废水、废气、废渣和废热进行综合利用, 创造新的经济价值。2.5合成氨工艺的发展趋势20世纪合成氨取得了令人瞩目的进展，满足了世界对氨的需求。可以预见21世纪合成氨将不断发展，效率更高、能耗更低、与环境友好的合成氨生产技术将满足世界对氨的需求。我国的氮肥工业自20世纪50年代以来，不断发展壮大。目前合成氨产量已跃居世界第一位，现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液

14、态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术。形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4 500万t/ a左右，氮肥工业已基本满足了国内需要。在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力，今后发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。根据合成氨技术发展的情况分析，估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变，其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期，改善经济性”的基本目标，进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。展望我国的合成氨工业，中小型装置除继续延续优胜劣汰的趋势外，在现

15、在的基础上，会继续向规模化和节能降耗的方向迈进。原料仍会气、液、固多样化，新建或扩建厂除注重采用先进成熟的工艺外，还应特别注意经济性和盈利性。最近，我国天然气的开发已进入了一个新阶段，目前已探明的天然气储量达15276亿立方米。由于天然气合成氨的优越性及国家加快天然气发展的策略，以天然气为原料的合成氨装置将在近期内加快发展，新技术的引进将引发老装置的新一轮的技术改造和设备及操作的更新换代，设备的国产化率会在原有基础上增加更快。总之，我国合成氨工业总体水平将在21世纪登上一个新台阶。第三章 工艺设计说明书3.1 产品用途、原料规格要求氨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氨，

16、然后加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸，不仅可用来制造肥料（硝酸铵、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、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。原料为碳化煤球，本设计是对年产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔的工艺和设备计算，所以原料为处理的混合煤气（半水煤气+再生气）3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标3.2.1 设计任务书根据所有工艺条件，对年产3000吨合成氨变换系统饱和热水塔工艺和设备进行计算。3.2.2变换工艺流程叙述（1）基本原理一氧化碳的变换过程是将原料气中不易除去的一氧

17、化碳转变为易清除的二氧化碳，同时制得与参加反应的一氧化碳等摩尔的氢气的过程。所以一氧化碳的变换过程即是原料气的净化过程又是原料气的制造的继续。一氧化碳变换反应是在一个条件下，半水煤气中的CO和水蒸气反应生成氢气和二氧化碳的工艺流程： （式2-1）这是一个可逆放热反应。从化学平衡来看，降低反应温度，增加水蒸气用量，有利于上述可逆反应向生成二氧化碳和氢气的方向移动，提高平衡转化率。但是水蒸气增加到一定值以后，变换率增加幅度会变小。温度对变换反应的影响较大，而且正逆反应速率的影响不一样。温度高，放热反应即上述变换反应速率增加得慢，逆反应（吸热反应）速度增加得快。因此，当变换反应开始时，反应物浓度大，

18、提高温度，可加快变换反应，在反应的后一阶段，二氧化碳和氢气的浓度增加，逆反应速度加快，因此，必须降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可以得到较高的变换率。（2）变换工艺流程变换工艺示意流程及温度压力分布见图3-1图3-1变换系统示意流程及温度压力分布图1饱和塔；2水气分离器；3第一热交换器；4第二热交换器；5变换炉；6第一水加热器；7第二水加热器；8热水泵；9热水塔；10冷凝塔从操作压力的不同，变换可分为常压和加压变换。首先在流程上没有多大的区别，只是常压系统中的热水塔叠在饱和塔之上，经热水塔加热后的热水靠位差流入水加热器，然后进去饱和塔，饱和塔的排水则有水泵打入热水塔顶。在加压系统中，因系统

19、阻力比常压系统大得多，如热水塔叠在饱和塔之上，其位差不足以克服系统的压差，水不能流下，因此饱和塔叠在热水塔之上，饱和塔排水流入热水塔，在其中加热后，由泵打入水加热器，再进入饱和塔。此外，加压系统中热水塔出口变换气温度较常压系统高，多数设计中设有第二水加热器，利用变换气余热加热锅炉给水。变换气的最后冷却，常压系统中采用水直接洗涤冷却，而在加压系统中为了减少二氧化碳的损失以保持氨和二氧化碳的平衡，采用毕式冷却器较好。其次常压和加压变换在其他方面有很大的差别。从反应速度看，加压系统比常压系统反应速度快，所以在生产能力相同时，加压变换需要设备的尺寸相对较小，投资较少。从能耗方面，由于原料气摩尔数小于变

20、换气，所以先压缩再进行变换的加压系统比常压系统变换再压缩的能耗低。另外从反应条件和设备材质上，加压系统要求的蒸汽的压力较高，设备的材质也要好。但综合考虑，优点的主要的，所以常压变换被加压变化所代替。3.2.3主要工艺技术指标设计中涉及到大量的参数，包括温度，压力，平衡常数，密度，粘度，饱和蒸汽压等。3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式所采用的数据、公式和计算方法主要参考3000吨型合成氨厂工艺和设备计算、小氮肥厂工艺设计手册、小合成氨工艺计算。第四章 设计计算书4.1饱和塔物料衡算首先对饱和塔出口气体温度进行估计；变换系统压力0.741 (绝压)，变换系统压力约为0.049(饱和塔压强0.

21、010，变换炉压强0.029，热水塔压强0.010，其他略去不计)。变换气中水汽分压 =(0.741-0.049)0.39295=0.272 (绝压)。由饱和蒸汽表查得变换气露点温度为130.66，于是第一水加热器出口变换气可定为135。绝热饱和温度估计为131，出热水塔热水温度估计为129，热水经第一水加热器后加热后，一般升高温度48，加压变换可取较大值。现取7，管道热损失取1，热水入饱和塔温度估计为129+7-1=135，饱和塔出口气体温度估计为135-5=130。入塔半水煤气温度35，饱和蒸汽压力0.00562 (绝压)，水汽饱和度100%。出塔半水煤气温度130，饱和蒸汽压力0.270

22、 (绝压)，水汽饱和度95%。（1）进塔物料干半水煤气 160.375半水煤气中水汽含量 （4-1）其中i组分的饱和蒸汽压，MPa系统压力，MPa进塔热水量 取28吨/吨氨 即28000（2）出塔物料干半水煤气 160.375半水煤气带出水汽 出塔热水量 28000-(86.827-1.227)18=26459.2为使蒸汽与半水煤气比为1:1，故需添加的水蒸汽量为160.3751=160.375添加的水蒸汽量160.375-86.827=73.548 1323.864.2饱和塔热量衡算入塔热水温度135（1）入热 进塔混合煤气带入热量干煤气035平均热容H2 62.0106.8854.2=17

23、93.144 O2 0.6187.0784.2=18.371CO 40.6577.06=1205.560 N2 32.537.054.2=963.215CO2 22.6949.3894.2=894.911 CH4 1.8668.384.2=65.675 合计 4940.876干煤气热含量=1176.399354.2=172931水蒸汽热含量=1.22718612.64.2=56826混合煤气带入热量=172931+56826=229757 热水带入热量 280001354.2=15876000（2）出热 出塔混合煤气带出热量 干煤气0130平均热容H2 62.0106.9354.2 =1806

24、.164 O2 0.6187.0784.2=18.568CO 40.6577.054.2=1203.846 N2 32.537.034.2=960.481CO2 22.6949.6624.2=920.930 CH4 1.8669.064.2=71.005 合计 4981.003干煤气热含量=1185.9531304.2=647531水蒸汽热含量=86.82718649.8=4265365混合煤气带入热量=647531+4265365=4912896 取热损失为入热的1%（3780000+54704）0.014.2=161057 设热水出口温度为t，带出热量为111128.64t（3）热平衡 入

25、热 出热 混合煤气 229756.8 4912895.4 热 水 1587600 111128.64t 热 损 失 161057.4 合 计 16105756.8 5073952.8+111128.64由热量平衡得饱和塔出口热水温度为99.3，热水带出热量为11031804。4.3饱和塔出口半水煤气添加蒸汽热量平衡饱和塔出口气体中添加0.834 (绝压)蒸汽，温度为172.12。（1）入热 混合煤气带入热量 4912895.4 添加蒸汽带入热量 1323.86661.84.2=3679750.2（2）出热 设添加蒸汽后湿混合煤气温度为140.4，水气比为1:1。 干混合煤气0140.4平均热容

26、H2 62.0106.944.2=1807.466 O2 0.6187.1624.2=18.589CO 40.6577.054.2=1203.854 N2 32.537.034.2=960.481CO2 22.6949.684.2=922.648 CH4 1.8669.124.2=71.476 合 计 4984.514干混合煤气热含量=4984.514t水蒸汽热含量=160.37518653.144.2=7918898.4湿混合煤气热量=7918898.4+4984.514t（3）热平衡 入热 出热 混合煤气 4912895.4 7918898.4+4984.514t 蒸 汽 3679750.

27、2 合 计 8592645.6 由热量平衡得 由以上热平衡算得添加蒸汽后混合煤气温度135.2，验算其是否达到混合煤气的露点温度。混合煤气中蒸汽分压 由蒸汽表查得混合煤气露点温度为140.4。135.2不到露点温度，所以加入蒸汽后将有冷凝水产生，需补充加入蒸汽使混合煤气温度达到露点温度，前面计算中混合煤气温度(冷激煤气温度)取140.4为合适。需补充加入蒸汽量设加入混合煤气中蒸汽量为 入热 出热 混合煤气 4912895.4 7918898.4+4984.514140.4=8618723.4 蒸 汽 2779.56 140.4 4.2(-1323.86) (凝水)热平衡得 需补充增加蒸汽量=1

28、335.77-1323.86=11.91以此11.91蒸汽冷凝，用冷凝放热提高混合煤气温度至140.4进入热交换器。4.4 热水塔塔物料及热量衡算（1）进入物料 变换气气体成分（见表4-1）表4-1变换气气体成分成份合计%（体积）30.1731.51118.27710.1610.58339.29510096.5924.83658.51232.5301.867125.79432.131 热水 26459.2 （2）进出物料温度及压力变换气进口温度 135热水进口温度 99.3热水塔出口压力 0.692 (绝压)（3）物料及热量衡算 出塔物料设变换气进口温度为104.2104.2时的饱和蒸汽压力为

29、0.117 (绝压)出塔变换气中水汽含量 =在热水塔中冷凝的蒸汽量 125.794-39.792=86.002 热水塔出口热水量 26459.2+1548.04=28007.24需排放热水量 28007.24-28000=7.24 入热.变换气带入热量 ，即第一水加热器变换气带出热量。干变换气0135平均热容 32.718干变换气热含量=7.79194.3371354.2=858664.8水蒸汽热含量=125.79418651.44.2=6194832变换气带入热量=858664.8+6194832=7053496.8.热水带入热量 11031804（见饱和塔热量计算） 出热.变换气在104.

30、2时的热含量干变换气0104.2平均热容H2 96.5926.9254.2=2809.38 N2 32.537.034.2=960.48CO 4.8367.044.2=142.989 CH4 1.8678.844.2=69.3168CO2 58.5129.554.2=2346.918 合 计 6329.085干变换气热含量=6329.085t水蒸汽热含量=39.792变换气带出热量=6329.085t+1927102.8.热水带出热量 28007.24.热损失为324206.4 ，占入热的1.8%。热平衡 入热 出热 变 换 气 7053496 6329.085t +1927102.8 热 水

31、 11031804 15174322 热 损 失 324206.4 合 计 18085300 17425632+6329.085 由热量平衡得 与前假设基本相等故热水塔变换气出口温度为104.2变换气带出热量=659677.2+1927102.8=25867804.5饱和塔设备工艺计算（1）已知条件煤气进口温度 35 煤气出口温度 130煤气出塔水汽饱和度 95%塔内平均压力 0.736 (绝压)进塔热水量 19.04 出塔热水量 17.992热水进塔温度 135 热水出塔温度 99.3干混合煤气的组成及数量(氨)（见表4-2）表4-2干混合煤气的组成及数量(氨)成份合计%（体积）38.666

32、25.35214.1500.38520.2841.16310062.01040.67522.6940.61832.531.866160.375124.021138.396398.63619.776910.8429.8563221.424 干混合煤气体积160.375标准（2）塔板数温度焓平衡曲线气体平均分子量 按计算不同温度下饱和半水煤气的焓，列于下表4-3表4-3不同温度下饱和半水煤气的焓温度蒸汽焓饱和蒸汽压干气热容饱和气体湿含量饱和气体t (绝压)水汽/干气802651.50.04741.5410.68840.06880.06164286.73852659.90.05781.5410.67

33、790.08530.07643334.32902667.80.07011.5410.66560.10540.09444390.68952676.20.08451.5410.65120.12980.11630457.721002684.20.10131.5460.63440.15980.14318538.901052691.80.12081.5460.61490.19650.17606636.221102699.80.14331.5460.59240.24190.21674755.161152707.30.16911.5460.56660.29850.26746901.821202714.80.

34、19861.5460.53710.36970.331251084.781252722.00.23221.5460.50360.46100.413061317.541302729.20.27021.5460.46550.58040.520041620.191352735.90.31311.5500.42260.74090.663852025.45用表中作图,即得饱和塔平衡曲线。（见图4-1）操作线.进塔半水煤气的焓35时饱和蒸汽压力为0.00562 (绝压)35时饱和蒸汽焓为2572.9235时进塔干气体平均热容为1.533。进塔气体湿含量 水汽/干气进塔气体焓.出塔半水煤气的焓130时饱和蒸汽

35、压力0.270 (绝压)130时饱和蒸汽焓为2729.16出塔气体水汽饱和度为95%出塔干气体平均热容诶1.546出塔气体湿含量 水汽/干气出塔气体焓 进塔热水温度 ,出塔热水温度 以()为点1，()为点2，作出操作线。（见图4-1） 塔板数作图求出所需理论板数为5.7块,塔板效率取55%（见图4-1）按参考文献16依旧沿用老单位（千卡/公斤）绘图。实际塔板数=块取塔板数为11块.图4-1 饱和热水塔塔板数计算图（3）塔径塔内气体负荷及液体负荷皆为变数，去塔中部第2.8块理论板处数据进行计算 由图中操作线上查得热水温度120,气体焓为915.6煤气饱和度取97%煤气温度用试差法决定设煤气温度为

36、116.3，此时饱和蒸汽压力0.176 则 水汽/干气所得焓与查得数字接近，故假设温度可用。煤气中水汽含量=塔内气体负荷 出塔煤气中的水汽含量=塔上部蒸发的水量=1062.65-594.96=467.69塔内液体负荷 水在120时的密度 气体密度气体密度 塔内液体为水 塔板开孔直径取6，孔间距取11，取0.84。按计算 开孔率 气体操作气速按下式计算 （4-2）式中操作气速，； 系数，开孔为圆形和长形时为10； 塔板开孔率，%；液体粘度，；水的粘度，；塔板上开孔的当量直径，；液体密度，；气体密度，；塔内液体负荷，；塔内气体负荷，。 代入（4-2）式得 塔径取塔径0.8实际气速 （4）塔板开孔

37、上部塔板开孔取用第4、7块理论板处的条件进行计算.由图中操作线上查得热水温度为128.5，气体焓为1260气体饱和度取96%煤气温度用试差法决定设煤气温度为125，5时饱和蒸汽压力为0.232 则 （绝压） 水汽/干气 所得焓与查得数字接近，故假设温度可用。煤气中水汽含量=塔内气体负荷 .出塔煤气中水汽含量塔内蒸发水量=14.2=880.53塔内液体负荷.水在128.5时的密度 .气体重度气体密度 .当塔径为0.635时的操作速度.塔板开孔直径取5 代入（4-2）式得0.618= 孔间距 取则 下部塔板开孔取第1.1块理论处的条件进行计算.由图中操作线上查得热水温度111，气体焓为546气体饱

38、和度取99%煤气温度用试差法决定设煤气温度为101，101时饱和蒸汽压为0.105 则 (绝压)水汽/干气所得焓与查得数字接近，故假设温度可用。煤气中水汽含量= 塔内气体负荷 .出塔煤气中水汽含量塔内蒸发水量=塔内液体负荷 .水在时的密度 .气体密度气体密度 .当塔径为0.635时之操作速度.塔径开孔取直径6代入（4-2）式得0.484= 孔间距 取 气体穿孔速度.上部塔板穿孔速度.中部塔板穿孔速度.下部塔板穿孔速度（5）塔板阻力 （4-3） 式中塔板压力降，； 干板阻力系数，对于多孔板可取为1.51.8； 起沫系数； 穿孔速度； 重力加速度9.81； 液体表面张力，；孔的当量直径，；值用下式

39、计算 （4-4）液体通过塔板孔的流量系数，可取为0.62。 上部塔板的阻力查得128.5时水的表面张力代入（4-3）式得 中部塔板阻力水在120时的表面张力代入（4-3）式得 下部塔板阻力水在111时的表面张力代入（4-3）式得 全塔塔板总阻力塔板数：上部塔板四块；中部塔板三块；下部塔板四块。全塔总阻力 4.6热水塔设备工艺计算（1）已知条件变换气进口温度 135 变换气出口温度 104.2塔内平均压力 0.696(绝压)进塔热水量 17.992 出塔热水量 19.045热水进塔温度 99.3 出塔热水温度 129干混合煤气的组成及数量(氨)（见表4-4）表4-4干混合煤气的组成及数量(氨)成份H2COCO2N2CH4合计%（体积）49.7032.48830.10916.7390.96110096.5924.83658.52132.531.867194.337193.184135