年产36万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计.docx

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1、目 录摘 要1第一章 绪论21.1氨的基本性质21.2合成氨 简介21.2.1 一氧化碳变换反应的意义与目的31.2.2 CO变换工艺的发展演变情况41.3 设计依据41.4 变换工艺的选择5第二章 工艺原理和流程62.1 工艺原理62.2 工艺流程62.3 工艺条件72.3.1 压力72.3.2 温度8第三章 工艺计算及流程模拟93.1中变炉一段催化剂床层的物料衡算93.1.1 确定转化气组成93.1.2 水汽比的确定93.1.3中变炉一段催化剂床层物料衡算123.1.4中变炉催化剂平衡曲线143.1.5最佳温度曲线的计算153.3中变炉二段催化剂床层物料衡算163.3.1中变炉二段催化剂床

2、层物料衡算163.4 低变炉的物料183.4.1 低变炉的物料衡算183.4.2 低变炉催化剂平衡曲线223.4.3 最佳温度曲线的计算223.4.4最适宜温度曲线23第四章 设备的计算244.1 低温变换炉计算244.2 中变换热器计算254.2.1已知条件254.2.2 传热面积的计算264.2.3设备直径与管板的确定264.2.4传热系数的验算264.2.5壳侧对流传热系数计算284.2.6总传热系数核算284.2.7传热面积的核算284.3 对各设备ASPEN流程模拟结果29第五章 车间设备布置设计375.1 车间布置设计概述375.1.1 化工车间的组成375.1.2 车间设备布置的

3、内容375.1.3 车间设备生产要求37第六章 自动控制386.1 自动化的主要内容386.2 自控水平与控制点38第七章 安全和环境保护387.1 加强安全监管387.2 重视环境保护39第八章 公用工程39结束语39参考文献41致 谢42摘 要本设计为年产36万吨合成氨一氧化碳变换工段工艺设计。变换工序是合成氨中最重要的工序之一，在合成氨工艺的流程中起着非常重要的作用。介绍氨的基本性质和用途，阐述了变换工段工艺发展概况，优化了合成变换的工艺流程。确定本设计采用中变串低变的工艺流程，本次设计利用 ASPEN PLUS V.11对设计过程进行模拟，统筹多种因素合理安排合成工艺中的各种设备及其形

4、式、参数，通过 ASPEN 软件中的 Simulation、Energy analysis 模块完成各部分及全过程的物料及能量衡算。并对第一变换炉、第二变换炉、煤气换热器以及变换气换热器等主要设备进行选型计算，做出了合成氨变换工段中变串低变的工艺流程图和设备布置图。所得结果基本满足设计要求，工艺流程可行。关键词：合成氨 一氧化碳 ASPEN PLUS V.11 中低温变换 ABSTRACTThe design for an annual output of 360,000 tons of synthetic ammonia co conversion section process desig

5、n.Conversion process is one of the most important processes in ammonia synthesis and plays a very important role in the process of ammonia synthesis.The basic properties and applications of ammonia are introduced, the development of the conversion process is described, and the synthetic conversion p

6、rocess is optimized.The design USES ASPEN PLUS v.11 to simulate the design process. Various devices and their forms and parameters in the synthesis process are reasonably arranged based on various factors. The Simulation and Energy analysis modules in ASPEN software are used to complete the material

7、 and Energy balance of each part and the whole process.And the first conversion furnace, the second conversion furnace, gas heat exchanger and conversion gas heat exchanger and other main equipment were selected and calculated.The process flow chart and equipment arrangement diagram of low variation

8、 of variable series in ammonia conversion section are also made.The results basically meet the design requirements and the process flow is feasible.Key words:Synthetic ammonia; The carbon monoxide; ASPEN PLUS V.11; Medium-low temperature transformation第一章 绪论 1.1氨的基本性质氨（Ammonia），一种氮和氢的化合物，NH3是一种无色气体，

9、有强烈的刺激性气味，易溶于水，室温和大气压力1体积的水可以溶解700倍体积的氨，水溶液也称为氨水。它被冷却加压成液体，液氨是一种制冷剂。氨也是制造硝酸、肥料和炸药的重要原料。氨对地球上的生命很重要，它是许多食物和肥料的重要成分，氨水也是所有药物的直接或间接成分。氨有多种用途，但也有腐蚀性和其他危险性。由于其广泛的用途，氨是世界上最大的无机化合物生产商之一，其中80% 以上用于制造化肥。氨也是路易斯碱，因为它提供了孤对电子。1.2 一氧化碳变换反应的意义与目的 在合成氨的生产过程的原料中存在着有害的一氧化碳成分，因此就要除去一氧化碳，在这一过程中CO变换起着至关重要的作用。反应所需的反应气来自天

10、然气，但是天然气中含有一氧化碳成分。在合成过程所需的原料，不能用一氧化碳，因为毒害作用，会使催化剂失效。因此必须除去CO成分，这一目的需要在催化剂的促使下通过变换反应来完成。使用催化剂的情况下，发生CO+H2O=CO2+H2反应。通过该反应，既去除了大部分的一氧化碳，又制得了等量的氢，消耗的也只是水蒸气。那么，这一反应即消除了一氧化碳纯化了原料气体，又是原料气的再生。最终使一氧化碳的量净化降低至3%左右。总之，利用一氧化碳变换工段，既减少了污染，又节约了成本，具有很好的经济效益和实用效果1。1.3 设计依据经过各个大中小型企业经过多年的摸索研究，合成氨的发展现在已经具备了一套成熟的化学生产工艺

11、整个合成氨工艺大致可分为四个阶段，即造气、净化、压缩、合成。初始的反应气中通常存在着很多的的碳，因为一氧化碳对反应催化剂有毒，所以需要在进入氨合成工序之前将其中的CO经变换工艺将其转变为CO2除去。合成所需要的H2。因此，CO变换即消除了一氧化碳纯化了原料气体，同时是原料气的再生。行如果仍然存在少量的CO，可以将氨溶解于水中，形成氨水，达到洗涤除去的目的。变换工段是借助于一定温度，特定的催化剂，使一氧化碳与水蒸气发生反应生成有效气体氢气与二氧化碳。在各个大中小型企业中发挥了至关重要的作用。在这里采取中串低变的方法，中串低变这一概念是从上世纪80年代流的。中变串低变是在B109,B1113,B

12、114,B115等作为催化剂的前提下，以铁-铬系催化剂为主要添加物，然后再串进钴-钼系宽变催化剂的工艺。这一工艺使反应所需的条件发生了很大的变化。一方面最大程度的降低了入炉蒸汽比，另一方面又最大程度的降低了出炉气体中的CO含量。因为中变后钴-钼系宽变催化剂的串入，不仅使反应所需的条件发生了很大的变化，而且还大大降低了能耗，更方便了变换系统操作。1.4 变换工艺的选择变换工艺主要有 4 种：全中变、中串低、全低变和中低低。对于每一种变换工艺，由于采用不同的热回收方式而使变换工艺流程及设备结构有所不同。合理选择变换工艺应考虑以下因素：半水煤气、水和蒸汽的质量；半水煤气中硫化氢含量；变换气中 CO

13、含量要求；对变换后续工段的影响；企业现有的管理水平和操作水平。中变段间的热回收方式最主要有 3 种：煤气冷激、中变炉内喷冷激和中变炉外喷水增湿。中变段间煤气冷激与中变炉内喷水冷激两种中低工艺流程各有优缺点。现比较如下面： 节能效果：段间喷水热回收率高，直接将段间高位能转化为蒸气，增加了汽气比，降低了蒸汽消耗，节能效果比段间煤气冷激要好。 设备：段间喷水冷激需在中变炉内设置蒸发层和喷头，这样与煤气冷激相比中变炉的结构就更为复杂，设备高度亦需增加，煤气冷激流程有部分半水煤气不经过主热交换，因此主热换热面积也比炉内喷水流程要小。 操作运行：煤气冷激流程操作简单，但需防止中变下段发生偏流，造成床层漏氧

14、引起低变一段催化剂中毒失活，炉内喷水冷激操作要求高， 冷激水最好能用脱氧软水，喷水冷激装置既要达到所需的喷淋量，又要保证雾化好，以免中变下段催化剂粉化和结块。通过以上比较，中变炉内喷水冷激流程具有节能，运行费用低等优点，中变段间煤气冷激流程具有操作简单、投资省等优点。因此本设计采用中变低变串联流程，且中温变换炉采用段间煤气冷激流程。第二章 工艺原理和流程2.1 工艺原理CO变换反应式为：CO+H2O=CO2+H2+Q (2-1) CO+H2 = C+H2O (2-2) 以上是两次反应，(2-1)式是主要反应。反应为可逆变化，为了避免反应反方向进行，进一步提高反应生成目的产物的效率，在合成氨过

15、程中加入拥有良好选择性的催化剂。(2-2)式是低温变换反应，也是(2-1)的副反应。通过两次变换，一氧化碳含量减少到0.3%，从而纯化了原料气体，达到了优质、高效、节能、减排的目的。2.2 工艺流程整个生产过程主要分为三部分，分别是一二段的转化和中-低变串联流程。如图2-1所示，首先经过天然气加氢脱硫，在一定温度和压力下使水碳比为3.5，然后进入一段转化炉对流加热反应，在集气管中的温度升到850左右，在输气总管的作用下，加热后的气体进入二段转化炉。然后再把经二段转化气连续送入到第一换热器、第二换热器，回收高位能废热并使之由最初的1000降温至360左右。最后将气体送进变换工序，进一步处理。此时

16、变换工艺原料气在360、3.0MPa下进入中变炉。转化气到达锅炉后，不再有转化炉的高温，而是冷却到了330。在锅炉出口处加入水蒸汽，把汽气比调控在在35之间。要求一氧化碳含量下降3%以下，然后送入中变炉实现这一过程。这个时候的气体温度仍然有些高。是不可以进行气体变换的，需要用来加热其他工艺气体达到换热效果，使温度降到180左右时送入低变炉。在此过程中，换气中一氧化碳含量将会下降到0.3%以下，这时就可以进行后续工段的净化了10。图2-1 工艺流程简图2.3 工艺条件2.3.1 压力在一氧化碳变换工艺中压力虽不起决定性作用，但是，提高反应的压力将促使副反应发生。从反应平衡来看的话，增加压力没有

17、十分显著的好处。不过从动力学角度来看，增加压力反而可以提高反应的速率，降低反应时间。而且从耗能上看，增加压力可以减少能量的损耗。由于干燥原料气体摩尔量小于干燥转化气体的摩尔量，增加压力后反应正向进行，因此，在转化前压缩原料气所需的能量低于在常压下压缩的能量消耗。操作压力的确切数值，需要根据不同的工艺要求和合成氨厂配置来定，特别是投料过程中各个反应段的压力需求都不相同。平常情况下，规模小点的合成氨工艺的数值在0.7-1.2MPa的范围,中型合成氨工艺的数值在1.2-1.8Mpa范围。该生产工艺所需的原料气，是在规模不大的合成氨厂通过变换反应来的，取1.7MPa的压力。2.3.2 温度变换反应是可

18、逆放热反应。从动力学的角度看，升温使反应速率常数增大，减少了反应正向进行的时间。但是从热力学角度考虑，升高温度反应朝着吸热方向进行，即逆反应，平衡常数随之变小，CO平衡含量随之增大。这时就要从动力学方面对反应所需的最适宜的温度进行计算。Tm= （2-3）上式中，Tm是最佳反应温度， 是反应平衡时的温度。Tm随反应物组分和催化剂的种类变化而发生改变。第三章 工艺计算及流程模拟3.1中变炉一段催化剂床层的物料衡算3.1.1 确定转化气组成一氧化碳变化工艺原料气组成见表3-1。表3-1 原料气组成组分CO2COH2N2CH4O2合计%9.611.4255.7122.560.380.33100计算基准

19、1吨氨年产36万吨合成氨生产能力：年生产时间：8000流量：45000kg/h要求出中变炉变换气组成（干基）中CO摩尔百分含量小于2%。表3-2中变炉进口气组分（干基）组 分CO2COH2N2O2CH4合计含量，9.611.4255.7122.560.330.38100kmol581.76692.0523376.0261367.13619.99823.0286060 中变炉进口气体温度为330，中变炉出口气体温度为360.74。进中变炉干气压力=1.75Mpa.3.1.2 水汽比的确定已知变换气为半水煤气制合成气工艺，因此取水碳比为3.5。故N（水）=5544kmol表3-3中变炉进口气组分

20、湿基） 组 分CO2COH2N2O2CH4H2O合计含量5.015.9629.0911.780.200.2047.77100kmol581.76692.0523376.0261367.13619.99823.028554411604图3-1 中变炉ASPEN模拟流程图以100kmol转换气（湿基）为计算基准，其中CO含量5.96%，要求经变换工艺后的原料气（湿基）中CO含量为2%，故根据变换反应：CO+H2OH2+CO2 则CO的实际变换率为：=100=74式中Ya、分别为原料及变换气中CO的摩尔分率（湿基）则反应掉的CO的量为：5.9674=4.41则反应后的各组分的量分别为： H2O=4

21、7.77-4.41+0.4=43.76CO=5.96 -4.41=1.55H2 =29.09+4.41-0.4=33.1CO2=5.01+4.41=9.42中变炉出口的平衡常数：K= （H2CO2）/（H2OCO）=4.6查小合成氨厂工艺技术与设计手册可知K=4.6时温度为510。中变的平均温距为510-360=150上述核算中变炉平均温差合理，故一氧化碳变换工艺水碳比为3.2。3.1.3中变炉一段催化剂床层物料衡算查阅资料并结合年产36万吨合成氨变换工段工艺设计要求，可假定一段催化剂床层CO实际变换率为60%。表3-4中变炉一段催化剂床层进口气组成（湿基）组 分CO2COH2N2O2CH4H

22、2O合计含量5.015.9629.0911.780.200.2047.77100kmol581.76692.0523376.021367.1319.99823.028554411604一段催化剂床层中CO的变化量为：60692.052=415.23kmol一段催化剂床层出口气中CO含量：692.052-415.23=276.82kmol令式O2+2H2 =2 H2O存在并完全反应一段催化剂床层出口气中H2含量：3376.02+415.23-219.998=3751.254kmol一段催化剂床层出口气中CO2含量：581.76+415.23=996.99kmol一段催化剂床层出口气（干基）组分的

23、量N总（干）=NCO+NCO2+NH2+NN2+NCH4=276.82+996.99+3751.254+1367.13+23.028 =6513.232kmol一段催化剂床层出口气中CO（干基）含量：CO=4.25%同理得：CO2=15.3%H2=57.59% N2=20.99%CH4=0.35%所以，一段催化剂床层出口气（干基）组分：表3-5一段催化剂床层出口气（干基）组分组 分CO2COH2N2CH4O2合计含量15.34.2557.5920.990.350.31100kmol996.99276.823751.2541367.1323.02819.9986475.23剩余的H2O的量为：5

24、544-451.23+219.998= 5955.234kmol一段催化剂床层出口气组分（湿基）的总体积：N总（湿）= NCO+NCO2+NH2+NN2+NCH4+NH2O276.82+996.99 +3751.254+136.13+23.028+5955.234=11139.456kmol一段催化剂床层出口气中H2O（湿基）含量 H2O= =53.46%一段催化剂床层出口气中CO2（湿基）含量 CO2=100=8.95同理可得： CO=100=2.49 H2=100=33.68 N2=100=11.78 CH4=100=0.21一段催化剂床层出口气组分（湿基）含量：表3-6出中变炉一段催化床

25、层的变换气（湿基）组分组 分CO2COH2N2CH4H2OO2合计含量8.952.4933.6811.780.2153.460.17100koml996.99276.823751.2541367.1323.0285128.76819.99811604由上述数据，一段催化剂床层变换气出口温度估算如下由：K=(H2CO2)/（H2OCO)得K=2.26查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当K=2.26时t=400则可设平均温差为30，则一段催化剂床层出口气温度：400-30=3703.3中变炉二段催化剂床层物料衡算3.3.1中变炉二段催化剂床层物料衡算表3-7进二段催化床层的变换气组分组 分CO2CO

26、H2N2CH4H2OO2合计含量8.952.4933.6811.780.2153.460.17100kmol996.991276.8203791.2571367.13623.0285128.7619.99811604图3-2中变炉二段进料与出料ASPEN模拟数据表3-8 出中变炉二段催化床层的变换气干组分组 分CO2COH2N2CH4O2合计含量18.160.8360.120.30.3450.3100kmol1218.4555.364012.711367.1423.02819.9986676.688在二段催化床层反应后剩余的H2O的量为：4907.31kmol所以出中变炉的湿组分如下表：表3-

27、9出中变炉的湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2OO2合计含量10.450.47734.5811.780.242.290.17100kmol1218.4555.364012.711367.1423.0284907.3119.99811604对出中变炉一段催化床层的变换气温度进行估算：根据：Kp= （H2CO2）/（H2OCO）计算得Kp=17.9查小合成氨厂工艺技术与设计手册知当Kp=17.9 时，t=409设平均温距为40，则出中变炉二段催化床层的变换气温度为：409-40=3613.4 低变炉的物料3.4.1 低变炉的物料衡算图3-3低变炉进料与出料ASPEN模拟数据已知进低变炉的湿组

28、分如下：表3-10进低变炉的湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2OO2合计含量10.450.47734.5811.780.242.290.17100kmol1218.44855.3644012.7141367.13623.0284907.3119.99811604所以，低变炉催化剂床层进口变换气（干基）组分见表3-23所示：表3-11进低变炉催化床层的变换气干组分组 分CO2COH2N2CH4O2合计含量18.190.8359.9220.420.340.30100kmol1218.44855.3644012.7141367.13623.02819.9986696.69按照设计要求将一氧化碳

29、摩尔百分含量（湿基）降至0.2%一下，则要求一氧化碳实际转化率为：p=100=92.27则反应掉的CO的量为：55.36492.27= 51.08kmol出低温变换炉CO的量： 55.364-51.08 = 4.28kmol出低温变换炉H2的量： 4012.71 +44.3=4057.005kmol出低温变换炉H2O的量：4907.312-44.3= 4863.021 kmol出低温变换炉CO2的量: 1218.448+44.3=1262.739 kmol低变炉催化剂床层出口变换气（干基）组分量为：N总（干）=4.28+4057.005+4863.021+1262.739+1367.136+2

30、3.028=6696.69kmol故出低变炉催化剂床层变换气（干基）组分中CO的含量为： CO=0.064%同理得： CO2=18.86%H2=60.6%N2=20.42%CH4=0.444%出低变炉的干组分如下：表3-12出低变炉的干组分组 分CO2COH2N2CH4O2合计含量18.860.04660.620.420.4440.3100kmol1262.7394.284057.0051367.13623.02819.9986696.69低变炉催化剂床层出口变换气（湿基）量：N总（干）=1218.448+55.364+4012.714+1367.136+23.028+19.998+4869.

31、02=11604 kmol低变炉催化剂床层出口变换气（干基）组分中CO的含量：CO=0.037%同理： CO2=10.882% H2=35% N2=11.78% CH4=0.2% H2O=41.91%所以出低变炉的湿组分如下：表3-13出低变炉的湿组分组 分CO2COH2N2CH4H2OO2合计含量10.8820.0373511.780.241.910.17100kmol1262.7394.284057.0051367.13623.0284863.219.99811604对低变炉出口变换气温度进行估算如下：根据：Kp=（H2CO2）/（H2OCO）计算得Kp=245.62查小合成氨厂工艺技术与

32、设计手册知当Kp=245.62，t=223且平均温差为20时，低变炉一段催化剂床层出口变换气温度为：204第四章 设备的计算4.1 低温变换炉的计算4.1.1 对低温变换炉的ASPEN模拟图4-1 ASPEN对低变炉模拟数据4.1.2 催化剂用量计算B302型CO变换催化剂的宏观动力学方程为：r=1822exp(1-)由上述方程计算得催化剂理论用量为5 m34.1.3 催化床层直径计算查阅相关资料并结合年产36万吨合成氨变换工段工艺设计的要求，选用非球形催化剂，粒度为5.04.50.5（平均值为21.25即球形粒径4.6mm）；催化剂床层总阻力f690kpa（即700mm水柱）,催化剂床层压力

33、降计算P=2.1设催化剂床层直径为4.0m, 则计算可得E=0.4;G=23829.86kg/(m2.h);L=3.00 m带入公式可得P=6.3KPa7.0KPa 由上述结果可得假设正确，可以取催化剂直径4.0m4.2 中变换热器计算4.2.1对中变换热器的ASPEN模拟图4-2 ASPEN对中变换热器模拟数据4.2.2 传热面积的计算实际转热量为：Q= (Q4-Q2)* 44.19 =(12392.82*833.207-9821.36*833.207) *44.19=94679658.9kJ/h平均温差： tm= =263.78可以取K=260 kJ/(m2*h*)则可计算的传热面积：S=

34、Q/(K*tm)=1489.56m34.2.3设备直径与管板的确定 管板直径的计算公式：D=1.05t(n/)0.5n管数管板填充系数，取0.9t管子中心距，取0.032m所以D= =0.88m管板直径选用1.0m，设备外径为1.2m17。4.2.4传热系数的验算主换热器管内物料给热系数计算：内=0.023Re0.3Pr0.4Re=G*d/Pr=*Cp/=粘度的计算：查化工原理在310时，各气体的u值如下：表4-2 310时，各气体的u值组分CO2COH2CH4N2H2O (mPa.s)0.0330.0310.0170.0300.03060.027根据公式得： =0.0255mPa*s导热系数

35、的计算：查化工原理在310时，各气体的导热系数值如下：表4-3 310时，各气体的导热系数值组分CO2COH2CH4N2H2O0.0340.00770.0310.0370.0940.043根据公式得： =0.0438498kcal/(h*)计算结果如下：表4-4 310时各组分热容组分COH2CO2H2ON2CH4Cp30.6730.0046.7836.4530.3850.7Cpm=Yi*Cp=33.55kJ/（kmol.K）M=YiMi=16.00kg/kmolCp=0.51kcal/(kg.)雷诺系数的计算：Re=G*d/=12581Pr=(*Cp)/=1.078则：内=0.023Re0.

36、8Pr0.4=413.24kJ/(mh)4.2.5壳侧对流传热系数计算壳程物料对流传热系数计算：外=1.72*(/do)*(de)0.6*(do*Gu/)0.6*(Cp*/)1/3*(/w)0.14本次设计不考虑温度对气体粘度影响，因此校正项忽略不计。查得水的物性数据：温度T=55；导热系数=65.04kcal/(mh)热容： Cp=4.176kJ/(kg) 粘度: =50.9110-5PaS 则可以取de=0.024 m则可计算得壳侧对流传热系数外=6423kcal/(m2h)4.2.6总传热系数核算对管程和壳程污垢热阻取0.002总传热系数计算公式为：K= 计算得 K =331.01kJ/

37、m2h)4.2.7传热面积的核算实际转热量为：Q= (Q4-Q2)*18.94=19546474.32kJ/h平均温差： tm= =263.07传热面积：S=Q/(K*tm)=138m34.3 对各设备ASPEN流程模拟结果图4-1 CO变换工段ASPEN流程模拟图表4-5 对E103、E106模拟分析数据名称E103E106物性方法PENG-ROBPENG-ROBHenry组分列表ID电解质化学反应ID对电解质使用真实组分法YESYES自由水相物性方法STEAM-TASTEAM-TA水溶度方法33指定的压力 bar00指定的温度 C20045指定的汽相分率指定的热负荷 Gcal/hrEO模

38、型组分压力计算值 bar2121温度计算值 C20045汽相分率计算值10.583421626计算热负荷 Gcal/hr-12.9026674-65.1739827温度更改 C过热度 C过冷度 C压降关联式参数净负荷 Gcal/hr-12.9026674-65.1739827第一液相/全液相1总进料流股CO2e流量 kg/hr62859.462764808.7152总产品流股CO2e流量 kg/hr62859.462764808.7152净流股CO2e产量 kg/hr00公用工程CO2e产量 kg/hr00总CO2e产量 kg/hr00表4-6 对E101、E102、E104、E105-2模拟

39、分析数据名称E101E102E104E105-2热侧物性方法PENG-ROBPENG-ROBPENG-ROBPENG-ROB热侧 Henry 组分列表 ID热侧电解质化学反应 ID热侧对电解质使用真实组分法YESYESYESYES热侧自由水相物性方法STEAM-TASTEAM-TASTEAM-TASTEAM-TA热侧水溶度方法3333冷侧物性方法PENG-ROBPENG-ROBPENG-ROBPENG-ROB冷侧 Henry 组分列表 ID冷侧电解质化学反应 ID冷侧对电解质使用真实组分法YESYESYESYES冷侧自由水相物性方法STEAM-TASTEAM-TASTEAM-TASTEAM-T

40、A冷侧水溶度方法3333换热器规范300330150100换热器单位规范CCCC换热器面积 sqm常数 UA cal/sec-K最小温差 C1111热侧出口压力 bar0000冷侧出口压力 bar0000EO 模型组分热侧 EO 模型组分冷侧 EO 模型组分进口热流股温度 C360.401052369.191901204.348011202.250066进口热流股压力 bar21212121进口热流股汽相分率1111出口热流股温度 C334.282115339.627639202.250066199.179512出口热流股压力 bar21212121出口热流股汽相分率1111进口冷流股温度 C

41、273.307637300100.18687125进口冷流股压力 bar21212421进口冷流股汽相分率1100出口冷流股温度 C300330150100出口冷流股压力 bar21212421出口冷流股汽相分率1100热负荷 Gcal/hr2.538630582.863626730.2003308030.29315155计算的热负荷 Gcal/hr2.538630582.863626730.2003308030.29315155换热器面积要求 sqm57.235091699.42090673.620090272.97030081实际换热器面积 sqm57.235091699.42090673.620090272.97030081平均 U (污) kcal/hr-sqm-K730.868444730.868444730.868