小合成氨厂低温变换工段工艺设计(共25页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工工艺设计任务书课题内容变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。要求：绘制带控制点的工艺流程图系统物料、能量合算系统主要设备能力及触媒装填量核算该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算课题进度按化工设计要求进度进行基本条件要求1. 入工序气体流量：6000kmol/h（干基）压力：2.47Mpa 温度：402.入口气体组分：CO%=2.79% CO2%=11.95% H2%=39.71% N2%=13.

2、93% CH4%=0.21% H2O%=31.23% Ar=0.18 %(体积比)3. 出口气体组分：CO%0.34%（体积比）专心-专注-专业变换工艺设计说明书设计题目 小合成氨厂低温变换工段工艺设计课题来源 小合成氨厂低温变换工段工艺设计变换工段化学工艺设计标准变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。要求：1. 绘制带控制点的工艺流程图 2. 系统物料、能量衡算 3. 系统主要设备能力及触媒装填量核算4. 该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统

3、水循环设备及能力核算。变换工艺流程低压机四段来的半水煤气压力2.0 MPa，温度40的半脱气经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的166175的热水逆流接触，进行传质传热，使气体中的水汽含量接近饱和，从塔顶出来到蒸汽喷射器，补入外管来的高压蒸汽，进一步提高气体的温度和水气比，使H2O/干气0.60.7。达到变换所需的液气比值。接着气体进入半水煤气换热器，半水煤气换热器管内加热，温度升至300，经过加压电炉进入中变炉内。中变炉触媒分三段，每段各装一层触媒，上段出口变换气CO含量1315%，温度437，通过甲烷化加热器壳程换热和增湿器降温，增湿温度降至370进入中变二段

4、，二段出口CO变换率89%，温度403进入增温器，三段出口变换气中，CO 33.5%，温度386，经过半水煤气换热器和半水煤气换热器的管间，加热进中变的半水煤气，温度降至285然后进入一水加热器被管内的循环热水降温至185，进入低变炉进行低温变换。低变炉触媒分上、下两段，每段各层一层耐硫变换催化剂，上段出口变换气温度222，含CO 0.50.6%，进入段间冷却器管间，温度降至190，进入低变炉下段反应，出口变换气温度232，含CO 0.20.3%，进入二水加热器降温后，温度170进入热水塔与饱和塔底出来的热水逆流接触，进行传质传热，进一步降温并回收热量，147的变换气接着又进入脱盐水预热器管内

5、与来自脱盐水站的脱盐水换热后进入变换气水冷器管间，出来后温度降至40，在变换气水分离器内，分离冷凝水后去变脱工段。变换工段化学工艺设计原则1. 入工序气体流量：6000kmol/h（干基）压力：2.47Mpa 温度：402.入口气体组分：CO%=2.01% CO2%=10.95% H2%=41.49% N2%=13.93% CH4%=0.21% H2O%=31.23% Ar=0.18 %(体积比)3. 出口气体组分：CO%0.34%（体积比）目录1. 前言合成氨生产常用的原料包括：焦碳、煤、焦炉气、天然气、石脑油和重油。不论以固体、液体或气体为原料，所得到的合成氨原料气中均含有一氧化碳。固体燃

6、料气化所得半水煤气中的一氧化碳含量为28%30%，烃类蒸汽转化为12%13%，焦炉转化气为11%15%，重油部分氧化为44%48%。一氧化碳的清除一般分为两次。大部分一氧化碳，先通过变换反应，即在催化剂存在的条件下，一氧化碳与水蒸气作用生成氢气和二氧化碳。通过变换反应，既能把一氧化碳变为易于清除的二氧化碳，同时，又可制得与反应了的一氧化碳相等摩尔的氢，而所消耗的只是廉价的水蒸气。因此，一氧化碳的变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。最后，残余的一氧化碳再通过铜氨液洗涤法、液氮洗涤法或甲烷化法等方法加以清除。变换工段是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。目前，变换工序主要有“全

7、低变”工艺和“中低变”工艺，此次设计运用的是“中低变串联”工艺是90年代在我国小合成氨厂开始使用的，是从“中低变”演变而来，使用低温活性较好的B302Q、B303Q等耐硫变换催化剂，各段进口温度均在200 左右。经过几年的发展，随着耐硫低温催化剂的开发利用，“全低变”的工艺和设备不断完善，操作水平也进一部提高，目前“全低变”工艺已进入成熟阶段。该工艺具有蒸汽消耗低、系统阻力小、生产强度大等优点。1.1. 变换气反应原理合成氨生产需要的原料气是H2和N2，而半水煤气中含有约30%左右的CO，需要将其除去。变换工段的目的就是将半水煤气中的CO除去，在本质上是原料气净化的一个过程。为了将CO除去，工

8、业上采用的方法是:在催化剂存在的条件下，利用较为廉价的水蒸气与CO反应，生成H2和CO2。原料气中的一氧化碳与水蒸汽的变换反应可用下式表示： （1-1）此反应为可逆放热反应，反应热为40964 J/mol，当开车正常生产后，即可利用其反应热来维持过程的继续进行。在一般情况下，一氧化碳与水蒸汽直接进行反应，其变换反应的速度是很慢的，如果用催化剂催化，则可以加快反应速度，大大有利于变换反应的进行。随着一氧化碳变换反应的进行，伴随着微量的副反应发生，主要有如下几种：（1）甲烷的生成 (1-2) （1-3） （1-4）（2）一氧化碳的分解反应 （1-5）（3）有机硫的转化反应 （1-6） （1-7）

9、（1-8）CO变换反应化学平衡一氧化碳和水蒸汽的变换反应系可逆反应。其平衡常数为： （1-9）式中：yi各组分的摩尔分数r 气体的逸度系数KpCO的平衡常数由于小合成氨厂的变换反应多在压力2.0 MPa，温度为180250 条件下进行的，其逸度系数接近于1，即： （1-10）则式（1-9）可简化为： （1-11）式中，Pi-各组分的分压由于变换反应是一个放热反应，考虑平衡常数是温度的函数，且随温度的升高而降低。平衡常数与温度关系的表达式很多，数值各不相同，这是由于恒压热容等基础热平衡数据不同所致。本设计可采用下面的公式计算1。 （1-12）式中，T温度，K（1-13）在变换范围内，平衡常数也可

10、用下面简化式计算： （1-14）式（1-14）在低温下计算出的Kp与式（1-12）及（1-13）相差较大，温度越高误差越小。1.2. CO变换反应的化学平衡的影响因素：a. 温度温度对变换反应的影响较大：温度升高，反应速度加快。从化学平衡来看，降低反应温度，增加蒸汽用量，有利于反应向生成氢气和二氧化碳的方向进行，可以提高CO平衡转化率。在变换反应的初期，反应物浓度高，提高反应温度，可加快正反应；在变换反应的后一阶段，二氧化碳和氢气的浓度增加，逆反应速度加快，因此，须设法降低反应温度，使逆反应速度减慢，这样可以得到较高的变换率。但降低温度也减慢了反应速度，降低了催化剂的生产能力，应综合考虑。对于

11、一氧化碳含量较高的半水煤气，开始反应时，为了加快反应速度，一般要在较高的温度下进行，而在反应的后一阶段，为了使反应比较完全，就必须使温度降低一些，工业上采取的两段中温变换就是根据这一概念设计确定的。对于一氧化碳含量在2%4%的中温变换气体，只需要在230 左右，用低温变换催化剂进行低温变换。此外，反应温度与催化剂的活性有很大的关系，一般工业用的变换催化剂低于某一温度反应便不能正常进行，而高于某一温度也会损坏催化剂，因此一氧化碳变换反应必须在催化剂的适用温度范围内选择合理的工艺条件。b. 压力一氧化碳变换反应前后气体的分子数相同，若为理想气体，压力对于反应的平衡没有影响。目前的工业操作条件下：压

12、力4.0 MPa气压下，温度为200500 时，压力对于变换反应没有显著的影响。但是在较高压力下，反应物浓度增加，分子间的有效碰撞次数增加，可以加快变换反应速度，提高催化剂的生产能力。且各种气体与理想气体有一定的偏差，必须根据各气体组分的逸度计算KP，因此压力对CO的变换反应有一定的影响。c. 蒸汽添加量一氧化碳变换反应为可逆反应，增加蒸汽量可使反应向正方向移动。因此，工业上一般均采用加入一定的过量水蒸气的方法来提高一氧化碳的变换率。实际上，当使用半水煤气为原料，使用中温铁铬催化剂的工艺流程中，一般采用H2O（汽）/CO（气）=(34)/1；在使用铁镁催化剂的工艺流程中，一般采用H2O（汽）/

13、CO（气）=(35)/1。d. 二氧化碳浓度从一氧化碳变换反应的方程式来看，如果出去生成的二氧化碳，有利于反应向正方向进行，并使变换反应接近于完成。除去二氧化碳可以采用良种方式：（1）利用碱性氧化物与二氧化碳作用生成碳酸盐，例如： （1-15）或利用碱性氧化物作为催化剂的的一种组分来吸收二氧化碳。由于（1-15）为一放热反应，要对生成的热量采取一定的措施。更重要的是这一反应进行到一定程度后要进行更换催化剂，增加了生产操作的复杂性，因此在实际中很少应用。（2）在两段变换催化剂之间或中变和低变之间，将气体送往脱除二氧化碳装置，然后再进行第二次变换。这种方法相互干扰较少，比较容易实现，但增加了换热和

14、脱除二氧化碳的设备，流程要复杂一些。1.3. CO低温变换催化剂随着脱硫技术的进展，烃类蒸汽转化镍催化剂在工业上的广泛应用，以及纯净合成气的制造，特别是在60年代初，透平压缩机在合成氨工业上的出现，大系列化合成氨工艺对原先脱除少量一氧化碳以及二氧化碳的铜碱洗工序，已显的很复杂，气体精制度不能达到现代化工厂的要求（CO+CO210 mLm-3）,因此从1963年开始，世界各国对低温变换催化剂展开了广泛的研究。铜是合适的一氧化碳催化剂，能在较低温度（200250 ）下进行变换反应，一氧化碳平衡转换率可达到99%左右。1.4. 工艺流程简述低温变换的工艺流程示意图见图1-1。半水煤气低变炉中变炉喷淋

15、塔蒸汽喷射器换热器油分离器活性炭滤油器换热器电炉甲烷化加热器器增湿器增湿器冷却器换热器汽水分离器去变脱工段图1-1 低温变换工艺流程示意图自低压机四段来的半水煤气压力2.0 MPa，温度40的半脱气经热水洗涤塔除去气体中的油污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的166175的热水逆流接触，进行传质传热，使气体中的水汽含量接近饱和，从塔顶出来到蒸汽喷射器，补入外管来的高压蒸汽，进一步提高气体的温度和水气比，使H2O/干气0.60.7。达到变换所需的液气比值。接着气体进入半水煤气换热器，半水煤气换热器管内加热，温度升至300，经过加压电炉进入中变炉内。中变炉触媒分三段，每段各装一层触媒，上段出口

16、变换气CO含量1315%，温度437，通过甲烷化加热器壳程换热和增湿器降温，增湿温度降至370进入中变二段，二段出口CO变换率89%，温度403进入增温器，三段出口变换气中，CO 33.5%，温度386，经过半水煤气换热器和半水煤气换热器的管间，加热进中变的半水煤气，温度降至285然后进入一水加热器被管内的循环热水降温至185，进入低变炉进行低温变换。低变炉触媒分上、下两段，每段各层一层耐硫变换催化剂，上段出口变换气温度222，含CO 0.50.6%，进入段间冷却器管间，温度降至190，进入低变炉下段反应，出口变换气温度232，含CO 0.20.3%，进入二水加热器降温后，温度170进入热水塔

17、与饱和塔底出来的热水逆流接触，进行传质传热，进一步降温并回收热量，147的变换气接着又进入脱盐水预热器管内与来自脱盐水站的脱盐水换热后进入变换气水冷器管间，出来后温度降至40，在变换气水分离器内，分离冷凝水后去变脱工段。2. 物料及热量衡算2.1. 设计条件计算基准：入工序气体总量6000kmol/h入口气体组成见表2-1温度185组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D42.7911.9531.2339.7113.930.210.18Kmol/h167.47171873.82382.6835.812.610.8表2-1 入口气体组成2.2. 低温炉变换第段催化剂层物料及热量衡算

18、2.2.1. 低温变换第段催化剂层H2O/干气设气体入口、出口的温度分别是185、222，平衡温距取130则出口气体的平衡温度为350。查文献1知此时Kp=20.66CO和H2O的反应方程式为： 设 A B C D设CO变换反应的变换量为COA=2.79、C=11.95、D=39071， 2-1CO在此段的转换量为：120.60.4906=59.165kmol/h分别代入式2-2，则变换反应的平衡常数Kp： 2-2则可以得出B=42.433，则可以得到汽气比为42.433/100。此时所需要的补入得蒸汽量为：（42.433-31.23）1873.8100=208.2kmol/h 2-3由以上的

19、计算可以求出此时的入炉湿气组成为，结果见表2-2表2-2入炉湿气组成组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D41.96610.7132.74340.5813.620.2050.176Kmol/h120.66572008.772489.4835.812610.82.2.2. 低温变换第段催化剂层CO的平衡转换率计算由出口平衡温度350，查文献1可知Kp=20.66，由公式（2-2）出口气体组成计算如下：CO的量： 120.6（1-0.6182）=46.045kmol/hCO2的量： 657+74.555=731.56kmol/hH2的量： 2489.4+74.555=2563.96

20、kmol/hH2O的量： 2008.77-74.555=1934.215kmol/h以上面的计算可得出出口变换气的组成，结果见下表2-3表2-3第段催化剂层出口变换气组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D40.75111.9231.5341.79213.620.20540.176Kmol/h46.045731.561934.2152563.96835.812610.82.2.3. 出口温度校核KP=(CO2%H2%)/(CO%H2O%) =（11.9241.792）/(0.75131.53)=21.04由上述计算可知与所取KP相不大，故不必重复计算。2.2.4. 低温炉变换第段

21、催化剂层物料及热量衡算（1）CO放热Q1设低温炉变换第段内CO变换放热量为Q1气体由185升至222，平均温度tm=203.5,查文献1知H=-39762kJ/kmol则 Q1=37962（120.6-46.045）=2.83106kJ(2)气体温度上升吸收热量Q2湿变换气在平均温度203.5 ，查文献1知Cp(H2)=29.30 kJ/（kmolK） Cp(N2) = 29.78 kJ/（kmolK）Cp(CO)=30.00 kJ/（kmolK） Cp(CO2)=45.75 kJ/（kmolK） Cp(CH4)=48.22 kJ/（kmolK） Cp(H2O)=38.96 kJ/（kmolK

22、）则CP(m)= 0.0075130.00+0.119245.75+0.315338.96+0.4179229.30+0.136229.78+0.48.22=34.363kJ/(kmolK)Q2=6134.97534.363t(3)假设热损失Q3=0.8106kJ/kmol 由热平衡得 Q1=Q2+Q3 t=38 计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算2.3. 第二变换炉第段催化剂床层物料及热量衡算已知进入低变炉第段的气体组成见表2-4表2-4进入低变炉第段的气体组成组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D40.75111.9231.5341.79213.620.20540.1

23、76Kmol/h46.045731.561934.2152563.96835.812610.8设出低变炉的CO含量为0.34%CO在此段的转化率为2.3.1. 第二变换炉第二段催化剂层CO的平衡转化率计算由出口平衡温度230，查文献1知道此时的Kp=220.90，由公式（2-2）代入数据得：出口气体组成计算如下：H2的量： 2563.96+41.23=2605.19kmol/hCO的量： 46.045（1-0.8955）=4.812kmol/hH2O的量： 1934.215-41.23=1892.99kmol/hCO2的量： 731.56+41.23=772.79kmol/h由上面的计算可得出

24、出口湿变换气的组成，结果见表2-5:表2-5 出第二变换炉第二段催化剂层干变换气组成组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D40.07812.6030.8642.4613.620.20540.176Kmol/h4.812772.791892.992605.19835.812610.82.3.2. 第二变换炉第二段催化剂热量衡算（1）CO放热Q1设第二变换炉二段内CO变换反应放热量为Q1：出此段催化剂床层的温度200 ，进口温度175 ，平均温度tm=187 ，查文献1 则 （2）气体温度上升吸热Q2气体由190 上升至232 ，在平均温度tm=211，压力2.0 MPa下，查文献

25、1知：Cp(H2)=29.19 kJ/kmolK Cp(N2)=29.62 kJ/kmolKCp(CO)=29.78 kJ/kmolK Cp(CO2)=45.53 kJ/kmolKCp(CH4)=44.35 kJ/kmolK Cp(H2O)=39.45 kJ/kmolK 平均热容为（3）假设热损失 Q3=0.15106kJ。由Q1=Q2+Q3 t=42 计算温度与出口温度一致，故不需要重复计算。2.3.3. 平衡温距校核查得当时，T=232.2 ，温距为232.2-200=30.2 与所取温距相近，故不需要重复计算。3. 主要设备计算3.1. 低变换炉的计算已知条件：平均操作压力：2.0 MP

26、a 一段气体进口温度：185 一段气体出口温度：222 一段气体进口流量（干）：6000kmol/h一段气体出口流量：6134.98kmol/h 一段出口CO含量：0.751一段入口汽气比R：0.38433 催化剂型号：B302Q进此段催化剂气体成分（湿）见表3-1：表3-1 低变换炉湿半水煤气组成组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D41.96610.7132.74340.5813.620.2050.176Kmol/h120.66572008.772489.4835.812610.83.1.1. 低温变换第一段催化剂用量计算根据B302Q催化剂宏观动力学方程得 （3-1）式中

27、，各组分湿基摩尔分率R通用气体常数，8.314 kJ/（molK）T气体温度，KKpCO反应平衡常数CO反应速度，mol/h4770反应速率常数16040反应活化能，J/mol则由上式可推出: （3-2）式中，V0气体的体积，Nm3T平均温度， 积分并解之得：w=8.56故可知道实际催化剂用量为w实=8.6 m3。3.1.2. 第二变换炉第二段催化剂用量计算已知条件变换气进口温度 190 变换气出口温度 232 平均操作压力 2 MPa 变换气流量 6234.98kmol/h进此段催化剂气体组成见表3-3：表3-3低温变换炉第二段催化剂层变换气组成组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%

28、Ar%D40.75111.9231.5341.79213.620.20540.176Kmol/h46.045731.561934.2152563.96835.812610.8由已知条件可知此操作状态下的平均温度为187 ，查文献1知道此温度下的Kp=306.53，根据B302Q型催化剂动力学方程：，代入数据积分并解之得：w= 24.31故可知道实际催化剂用量为w实= 24.4。3.2. 煤气换热器的计算计算条件半水煤气平均压力 2.0 MPa 半水煤气流量 6000 kmol半水煤气进口温度 285 半水煤气出口温度 185湿半水煤气平均分子量18.89表3-4入变换炉湿半水煤气组成组分CO%

29、CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D41.96610.7132.74340.5813.620.2050.176Kmol/h120.66572008.772489.4835.812610.8变换气平均压力 2.0 MPa 变换气流量 1907.3 kmol变换气进口温度 370 变换气出口温度 200 变换气平均分子量 18.93变换气组成见表3-5表3-5出换热器的变换气组分组分CO%CO2%H2O%H2%N2%CH4%Ar%D41.96610.7132.74340.5813.620.2050.176kmol/h120.66572008.772489.4835.812610.83.2.

30、1. 设备直径及管数确定湿半水煤气的平均温度192 ，采用列管换热器，湿半水煤气走管内，变换气走管间。现取管内气体流速.管内湿半水煤气质量流速由公式（3-4）计算，即 （3-3）代入数据可得由以上条件求取半水煤气质量流量：列管面积由下式计算： （3-4）代入数据可求得所须列管面积查文献2选用煤气换热管作为列管的换热管，则管子数管板直径由下式确定 式中：n列管数t列管中心距，取0.032管板填充系数，0.9则由式（3-6）代入数据可求出管板直径管板直径可取1.2，即设备内径取1.2。3.2.2. 设备规格的确定设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为取18层，由文献1得管子数为988根，去掉8根

31、拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为管内气体实际流速3.2.3. 传热系数计算（1）管内传热系数计算努塞尔准数可由下面公式计算： （3-5）式中，Nu努塞尔准数Re雷诺准数Pr普朗特准数半水煤气各组分在平均温度192 、压力1.0 MPa下的物性数据如下：Cp(H2)=29.26 kJ/kmolK Cp(N2)=29.46 kJ/kmolK Cp(CO)=29.88 kJ/kmolK Cp(CO2)=44.07 kJ/kmolKCp(H2O)=38.35 kJ/kmolK Cp(O2)=30.90 kJ/kmolKCp(CH4)=43.22 kJ/kmolK则有混合气

32、体粘度可由下面的公式计算： （3-6）式中： 混合气体在温度t时的粘度，MPasyi 混合气体中i组分的摩尔分数Mi 混合气体中i组分的分子量混合气体中i组分在温度t时的粘度，MPas查文献2可知在200 ，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。 由于CH4和O2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得同理可求得 m=0.2332 kJ/mhK则由雷诺准数计算公式代入数据可得 由普朗特准数计算公式 代入数据可得 管内传热系数可用下面的公式计算 （3-7）式中：d列管直径。代入数据可得 589.88 kJ/m2hK（2）壳侧给热系数计算挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m，缺口高度为

33、直径的30%，给热系数由下面公式计算 (3-8)式中：设备当量直径流体在壁下的粘度，kg/(mh)按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2h)管外径，m在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项可忽略不计。在286，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：Cp(m)=33.56 kJ/kmolK =0.0857 kg/mh =0.342 kJ/ mhK壳程流道基准面积由下面公式计算式中，S1流体横过管束时的流道截面积，m2； S2弓形缺口处流道截面积，m2。对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S1可由下面的公式计算 （3-9）弓形缺口处流道截面积S2

34、可由下面公式计算 （3-10）其中，Sa可由下面公式计算： （3-11）式中，Sa弓形截面积，m2弓形高度，mr 挡板半径，m挡板间距，m变换气质量流量变换气质量流速当量直径de由下式计算代入数据可得将以上计算得到的数据代入可以得到（3）总传热系数的确定总传热系数可由下面公式计算 （3-12）式中，R管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001列管管壁厚度，m管壁传热系数，kJ/m2hK则总传热系数 =259.74 kJ/.h.K3.2.4. 传热面积计算以变换气放出的热量为热负荷的计算基准平均温差传热面积设富裕量为30%，可知3.2.5. 列管长度的计算实际取7.4m（加上管板厚度所需要的管长）

35、4. 主要设备一览表主要设备的型号、尺寸及工作条件见表3-6。表3-6 主要设备一览表序号名称位号台数型号、规格1低温变换 炉RO42021材质：16MnR 操作温度280 操作压力1.69 MPa催化剂床层直径：4.0 m催化剂用量：一段8.6 m3，二段24.4 m2煤气换热 器EO42011双管程单壳程式换热器，列管：282.5 mm，980根，长 7.4 m总传热面积568.27工作压力：1.7 MPa工作温度：360 3变换气换热器EO42021工作压力：1.7 MPa工作温度：230 5. 主要参考文献1. 化工工艺设计手册.国家医药管理局上海医药设计院，1986年.2. 化工过程

36、及设备设计.华南理工大学出版社，1986年.3. 谭天恩，麦本熙，丁惠华等编，上下册（第二版），化学工业出版社4. 黄仲九， 房鼎业. 化学工艺学M.北京:高等教育出版社, 2001.5. 化工手册编委会编.化工手册（第一篇），化学工业出版社，1980.6. 朱思明，汤善普等编，化工设备机械基础，华南理工大学出版社，1991.7时均，汪家鼎，余国琮等.化学工程手册M. 2版. 北京: 化学工业出版社, 1996.8石油化学工业部化工设计院主编.小氮肥厂设计手册.石油化学工业出版社，1979.9石油化学工业部化工设计院主编，氮肥工艺设计手册.理化数据分册，石油化学工业出版社，1977.10张成芳著.合成氨工艺与节能.华东化工学院出版社，1988.11华东化工学院.化学反应工程基本原理.第二版，1987.12化工第四设计院.小型氮肥装置新技术选编.1992.13部化工工艺设计技术中心站编.化工管路手册.（下）.化学工业出版社，1986.14湖北化学研究所.化工部氮肥技术设计中心站编.B302Q球型宽温（耐硫）变换催化剂.1991.15陈劲松等编.小型合成氨厂变换工段操作数据手册.化学工业出版社，1991.16向德辉等编.化肥催化剂实用手册.化学工业出版社，1992.