年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计

年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计.txt32因为爱心，流浪的人们才能重返家园；因为爱心，疲惫的灵魂才能活力如初。渴望爱心，如同星光渴望彼此辉映；渴望爱心，如同世纪之歌渴望永远被唱下去。 本文由guowei07198513贡献

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一、设计（论文）的要求：

1、说明书 包括前言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺流

程确定，以及主要设备的选择说明，对本设计的评述。

2、计算部分 计算。

3、图纸 带控制点的工艺流程图。 包括物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，主要设备

二、设计（论文）的原始数据： 天然气成分：以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日 330 天,其余数据自定。

三、参考资料及说明： 《化工工艺设计手册》 （上、下册）《氮肥工艺设计手册》理化数据、、《化 肥企业产品能平衡》《小合成氨厂工艺技术与设计手册》《合成氨工学》、、、《化工制图》《化工原理》《化学工程》《化工设计概论》以及关于氮肥、、、的其他相关杂志。 1 目 1. 录

前言„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 2.工艺原理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 3.4.5.6.工艺条件„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 工艺流程的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 主要设备的选择说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 对本设计的综述„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 第一章 变换工段物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„8 第一节 中变物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1．确定转化气组成„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 2．水汽比的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 3．中变炉一段催化床层的物料衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„9 4．中变炉一段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 5．中变炉催化剂平衡曲线„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 6. 最佳温度曲线的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„14 7．操作线计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 8．中间冷淋过程的物料和热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„16 9．中变炉二段催化床层的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„17 10.中变炉二段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„18 第二节 低变炉的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„19 第三节 废热锅炉的热量和物料计算„„„„„„„„„„„„„„„„„24 第四节 主换热器的物料与热量的计算„„„„„„„„„„„„„„„„26 第五节 调温水加热器的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„28 第二章 设备的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 1.低温变换炉计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 2.中变废热锅炉„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„31 参考文献及致谢„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 35 2 前

言

氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多 年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。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。粗原料气中常含有大量的 C，由于 CO 是合 成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过 CO 变换反应，使其 转化为易于清除的 CO2 和氨合成所需要的 H2。因此，CO 变换既是原料气的净化过 程，又是原料气造气的继续。最后，少量的 CO 用液氨洗涤法，或是低温变换串 联甲烷化法加以脱除。 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。在合成氨工 艺流程中起着非常重要的作用。 目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从 80 年代中期发展 起来的。所谓中变串低变流程，就是在 B107 等 Fe-Cr 系催化剂之后串入 Co-Mo 系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发 生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中 的 CO 含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性 大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。 工艺原理： 一氧化碳变换反应式为： CO+H2O=CO2+H2+Q CO+H2 = C+H2O (1-1) (1-2) 其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产 物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制 其它副反应的发生。 一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。 变换过程中还包括下列反应式： H2+O2=H2O+Q 3 工艺条件 1.压力： 压力对变换反应的平衡几乎没有影响。 但是提高压力将使析炭和生成甲 烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加 压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数 小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压 变换再进行压缩的能耗底。 具体操作压力的数值， 应根据中小型氨厂的特点， 特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。 一般小型氨厂 操作压力为 0.7-1.2MPa,中型氨厂为 1.2~1.8Mpa。 本设计的原料气由小型合 成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取 1.7MPa.1.温度： 变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常 数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 CO平衡含量增 大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因 而存在着最佳反应温对一定催化剂及气相组成， 从动力学角度推导的计算式为 Tm= Te RTe E 1+ ln 2 E 2 ? E1 E1 式中 Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成 和催化剂的不同而变化。 1．

汽气比： 水蒸汽比例一般指 H2O/CO 比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是

工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了 CO 的平衡变 换率，从而有利于降低 CO 残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸 汽的存在，保证催化剂中活性组分 Fe3O4 的稳定而不被还原，并使析炭及生 成甲烷等副反应不易发生。 但是， 水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标， 尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义， 蒸汽比例如果过高， 将造 成催化剂床层阻力增加；CO 停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所 以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5，经反应后， 4 中变气中 H2O/CO 可达 15 以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。 工艺流程确定 目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低 4 种工艺。本设计参 考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。转化气从转化 炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从 920℃降到 330℃，在废热锅炉出 口加入水蒸汽使汽气比达到 3 到 5 之间，以后再进入中变炉将转换气中一 氧化碳含量降到 3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到 180℃左右， 进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到 0.3%以下，再进入甲烷化工段。 主要设备的选择说明 中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、废热锅炉、换热器等。低 变炉选用 C6 型催化剂，计算得低变催化剂实际用量 10.59m3。以上设备的选 择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以 及变换气中所要求的 CO 浓度。 对本设计评述 天然气变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为 能否正常生产出合格的压缩气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。 因此，必须控制一定的工艺条件，使转化气的组成，满足的工艺生产的要 求。 在本设计中，根据已知的天然气组成，操作条件，采用了中变串低变的工艺 流程路线。首先对中，低变进行了物料和热量衡算，在计算的基础上，根据 计算结果对主要设备选型，最终完成了本设计的宗旨。设计中一共有中温废 热锅炉，中变炉，主换热器，调温水换热器，低变炉几个主要设备。 由于天然气变换工段工序是成熟工艺，参考文献资料较多，在本设计中， 主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《合成氨工艺学》这两本 书。由于时间有限，设计可能不完善，请各位老师指出。谢谢！ 5 第一章

第一节 第一节 1．确定转化气组成：

变换工段物料及热量衡算

中温变换物料衡算及热量衡算 中温变换物料衡算及热量衡算 物料

已知条件中变炉进口气体组成： 组分 % CO2 9.6 CO 11.42 H2 55.71 N2 22.56 CH4 0.38 O2 0.33 合计 100 计算基准：1 吨氨 计算生产 1 吨氨需要的变化气量： 1000/17）（ ×22.4/ （2×22.56） =2920.31 M3(标) 因为在生产过程中物量可能回有消耗，因此变化气量取 2962.5 M3(标) 年产 5 万吨合成氨生产能力： 日生产量：50000/330=151.52T/d=6.31T/h 要求出中变炉的变换气干组分中 CO％小于 2％ 进中变炉的变换气干组分： 组 分 含量，％ M3(标) 合 CO2 9.6 474 6 68 9 CO 11.42 563.8 H2 55.71 2750.N2 22.56 1113.16.29 3 7.5 O2 0.33 CH4 0.38 18.76 计 100 493 假设入中变炉气体温度为 335 摄氏度，取出炉与入炉的温差为 30 摄氏度，则 出炉温度为 365 摄氏度。 进中变炉干气压力 P中 =1.75Mpa.2．水汽比的确定： 考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取 H2O/CO=3.5 故 V（水）=1973.52m3(标) n(水)=88.1kmol 因此进中变炉的变换气湿组分: 6 组 分 含量％ M (标) koml 3 CO2 6.86 474 21.16 CO 8.16 563.86 25.172 H2 39.8 2750.68 122.798 N2 16.12 1113.9 49.73 O2 0.24 16.29 0.727 CH4 0.27 18.763 0.838 H 2O 28.56 1973.52 88.1 合计 100 6911.02 308.53 中变炉 CO 的实际变换率的求取： 假定湿转化气为 100mol，其中 CO 基含量为 8.16％，要求变换气中 CO 含量为 2％，故根据变换反应：CO+H2O＝H2+CO2，则 CO 的实际变换率为： X ％= Ya ? Ya′ ×100=74％ Ya (1 + Ya′ ) 式中 Ya、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：8.16×74％=6.04 则反应后的各组分的量分别为： H2O％=28.56％-6.04％+0.48％=23％ CO％=8.16％ -6.04％=2.12％ H2％ =39.8％+6.04％-0.48％=45.36％ CO2％=6.86％+6.04％=12.9％ 中变炉出口的平衡常数： K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％）=12 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知 K=12 时温度为 397℃。 中变的平均温距为 397℃-365℃=32℃ 中变的平均温距合理，故取的 H2O/CO 可用。 3.中变炉一段催化床层的物料衡算 假设 CO 在一段催化床层的实际变换率为 60％。 因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组 分 含量，％ M (标) koml 3 CO2 6.86 474 21.16 CO 8.16 563.86 25.172 H2 39.8 2750.68 122.798 N2 16.12 1113.9 49.73 O2 0.24 16.29 0.727 CH4 0.27 18.763 0.838 H 2O 28.56 1973.52 88.1 合计 100 6911.02 308.53 假使 O2 与 H2 完全反应，O2 完全反应掉 故在一段催化床层反应掉的 CO 的量为： 7 60％×563.86=338.318M3(标)=15.1koml 出一段催化床层的 CO 的量为： 563.86-338.318=225.545 M (标)=10.069koml 故在一段催化床层反应后剩余的 H2 的量为: 2750.68+338.318-2×16.29=3056.41 M (标)=136.447koml 故在一段催化床层反应后剩余的 CO2 的量为： 474+338.318=812.318 M3(标)=36.26koml 出中变炉一段催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ M (标) koml 3 3 3 CO2 15.54 812.318 36.26 CO 43.1 225.545 10.069 H2 58.47 3056.41 136.447 N2 21.13 1113.9 49.73 CH4 0.35 18.76 0.838 合计 100 5226.94 233.35 剩余的 H2O 的量为： 1973.52-338.318+2×16.29=1667.79M3(标)=74.45koml 所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组 分 含量％ M (标) koml 3 CO2 11.78 812.318 36.26 CO 3.27 225.545 10.069 H2 44.33 3056.41 136.447 N2 16.16 1113.9 49.73 CH4 0.27 18.76 0.838 H 2O 24.19 1667.79 74.45 合计 100 6894.73 307.8 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算： 已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％） ：

组 分 含量％ M (标) koml 3CO2 11.78 812.318 36.26 CO 3.27 225.545 10.069 H2 44.33 3056.41 136.447 N2 16.16 1113.9 49.73 CH4 0.27 18.76 0.838 H 2O 24.19 1667.79 74.45 合计 100 6894.73 307.8 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：K=(H2％×CO2％)/（H2O％×CO％)计算得 K=6.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当 K=6.6 时 t=445℃ 设平均温距为 30℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： 445℃-30℃=415℃ 4．中变炉一段催化床层的热量衡算 以知条件：进中变炉温度：335℃ 8 出变炉一段催化床层的变换气温度为：415℃ 反应放热 Q：在变化气中含有 CO，H2O，O2，H2 这 4 种物质会发生以下 2 种反应： CO +H2O=CO2+H2 O2 + 2H2= 2 H2O 这 2 个反应都是放热反应。 为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以 P=1atm，t=25℃ 为基准的气体的统一基准焓计算式为： HT=△H 298=Cpdt 式 中 HT — — 气 体 在 0 （1-1） （1-2）

∫ T 在 TK 的 统 一 基 准 焓 ， 298 kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)； △H0298 — — 该 气 体 在 25℃ 下 的 标 准 生 成 热 ，

kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)； T——绝对温度，K； Cp — — 气 体 的 等 压 比 热 容 ， kcal/ （ kmol.℃ ） [4.1868kJ/ （kmol.℃）] 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式： Cp=A0+A1×T+A2×T2+A3×T3+„„ 式中 A0、A

1、A

2、A3„„气体的特性常数 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式： Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 式中常数 a0、a

1、a

2、a

3、a4 与气体特性常数及标准生成热的关系为： a1=A0, a2=A1/2, a3=A3/4, a4=A3/4 a0=△H0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4 采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行， 步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。 △H=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末 式中△H ——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热， kcal； （4.1868kJ）; ni 始态或末态气体的千摩尔数，kmol； 9 Hi — 始态温度下或末态温度下； I — 气体的统一基准焓，kcal/kmol， （4.1868kJ/kmol）

现将有关气体的计算常数列于下表中 气体统一基准焓（通式）常数表

分子式 O2 H2 H2O N2 CO CO2 a0 1.90318×10 3 a1 5.80298 3 a2 2.15675×10 –3 a3 -7.40499×10 4.8459×10 －7 –7 a4 1.08808×10 –10 -2.11244×10 -6.0036×10 4 7.20974 7.11092 -5.5584×10 1.2932×10 －4 -8.18957×10 -5.78039×10 -7.65632×10 -4.14272×10 0.00 －11 －3 1.28506×10 2.03296×10 5.04519×10 -1.135×10 －7 －11 -1.97673×10 -2.83637×10 -96377.88867 3 6.45903 6.26627 6.396 5.18164×10 8.98694×10 5.05×10 －3 －4 －7 －11 4 －4 －9 －11 －6 计算 O2 的基准焓： 根据基准焓的计算通式：Ht=a0+a1×T+a2×T2+a3×T3+a4×T4 在 415℃时 T=415+273=683K 查表可得变换气的各个组分的基准焓列于下表：

组分 Ht（kcal/kmol） Ht（kJ/kmol） O2 6699.742 28050.412 H2 2724.221 11405.77 H2O -54502.665 -228191.759 CO -23634.754 -98953.987 CO2 -89956.67833 -376630.6208 放热： CO +H2O=CO2+H2 （1）

△H1=(∑Hi)始-（∑Hi）末 =-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759 =-38079.10484kJ/koml Q1=15.1×（-38079.10484）=-575121.414kJ O2 + 2H2= 2 H2O （2） Q2=△H2=（∑ni×Hi）始－（∑ni×Hi）末=-368924.3632kJ 气体共放热： Q=Q1+Q2=575121.414+368924.3632=944045.7772kJ 气体吸热 Q3： 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.℃） 查表可得： 10 物质 a b/10 c/10 -3 CO 28.41 4.1 -0.46 H2 27.28 3.26 0.502 H 2O 30 10.71 0.33 CO2 44.14 9.04 -8.53 N2 27.87 4.27 -5 Cpm=∑Yi*Cp=34.06 KJ/（kmol.℃） 所以气体吸热 Q3=34.06*307.8*(415-330)=891111.78kJ 假设热损失 Q4 根据热量平衡的： Q= Q3 +Q4 Q4=52934.965 kJ 5．中变炉催化剂平衡曲线 根据 H2O/CO=3.5，与公式 XP= V=KPAB-CD q= U 2 ? 4WV U=KP（A+B）+（C+D） ，W=KP-1 其中 A、B、C、D 分别代表 CO、CO

2、CO2 及 H2 的起始浓度 t 300 320 340 360 380 T 573 593 613 633 653 Xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 t T Xp 420 693 0.6859 440 713 0.6416 460 733 0.5963 U ?q ×100％ 2 AW 400 673 0.7058 中变炉催化剂平衡曲线如下： 11 1 0.8 转化率 Xp 0.6 中变炉平衡曲线

0.4 0.2 0 250 300 320 340 360 380 400 420 440 460 温度 （℃）

6.最佳温度曲线的计算 由于中变炉选用 C6 型催化剂， 最适宜温度曲线由式 Te 进行计算。 RTe E2 1+ ln E 2 ? E1 E1 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》C6 型催化剂的正负反应活化能分别为 E1=10000 千卡/公斤分子，E2=19000 千卡/公斤分子。 最适宜温度计算列于下表中： Xp T t Xp T t Xp T t 0.9012 526 253 0.67 638.2 365.2 0.49 702.6 429.6 0.8737 546.8 273.8 0.64 649.4 376.4 0.45 716.6 443.6 0.8424 564.2 291.2 0.61 660.7 387.3 0.8074 581.5 308.5 0.58 671 398 0.7687 598.8 325.8 0.55 681.6 408.6 0.7058 624.5 351.5 0.52 692.6 419.6 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 12 1 0.9 0.8 转化率 Xp 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 253 274 291 309 326 352 365 376 387 398 409 420 430 444 最适宜温度线

温度（℃） 7．操作线计算 有中变催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉人口气体温度 中变炉出口气体温度 中变炉入口 CO 变换率 中变炉出口 CO 变换率 335℃ 415℃ 0 60% 由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下： 70 60 50 40 30 20 10 0 330 415 温度 （℃）

转化率 Xp 操作线

8．中间冷淋过程的物料和热量衡算： 此过程采用水来对变换气进行降温。 13 以知条件： 变换气的流量：307.8koml 设冷淋水的流量：X kg 变换气的温度：415℃ 冷淋水的进口温度：20℃ 进二段催化床层的温度：353℃ 操作压力：1750kp 热量计算： 冷淋水吸 热 Q1： 据 冷淋水的 进口温 度 20℃查《 化工热 力学 》可知 h1 =83.96kJ/kg 根据《化工热力学》可知 T/k 600 600 700 700 P/kPa 1600 1800 1600 1800 H/(kJ/kg) 3693.2 3691.7 3919.7 3918.5 冷淋水要升温到 353℃，所以设在 353℃, 615K,1750kp 时的焓值为 h 对温度进行内查法： 1600kpa 时 (626-600 )/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h) h=3752.09 kJ/kg 1800kpa 时 (626-600)/(h-3691.7)=(700-626)/(3918.5-h) h=3750.668 kJ/kg 对压力用内差法得 353℃，615K，1750Kp 时的焓值 h 为： (1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h) h=3751.0235 kJ/kg Q1= X( 3813.244875-83.96) 变换气吸热 Q2 根据表 5-1.2 和表 5-1.3 的计算方法得： 物质 CO CO2 H2 H 2O N2 CH4 14 Cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1 所以 Cpm= ∑Yi*Cp =33.92 kJ/（kmol.℃） Q2=308.53*33.92*(415-353) 取热损失为 0.04 Q2 根据热量平衡：0.96 Q2= X(3751.0235-83.96) X=169.46kg=9.415koml=210.88 M3(标) 所以进二段催化床层的变换气组分： 水的量为：210.88+1667.79=1878.67 M (标) 组 分 含 量％ M3(标) koml CO2 11.432 812.318 36.265 CO 3.17 225.545 10.068 H2 43.01 3056.413 136.45 N2 15.68 1113.9 49.73 CH4 0.26 18.76 0.838 H 2O 26.44 1878.67 83.87 合计 100 7105.61 317.2 2 3 9．中变炉二段催化床层的物料衡算： 设中变炉二段催化床层的转化率为 0.74（总转化率） 所以在二段 CO 的变化量 563.86*0.74=417.26 M3(标) 在中变炉二段催化床层的转化的 CO 的量为： 225.545-（563.86-417.26）=78.94M3(标)=3.52koml 出中变炉二段催化床层的 CO 的量为：225.545-78.94=146.605 M3(标) 故在二段催化床层反应后剩余的 CO2 的量为： 812.318+78.94= 891.26M3(标) 故在二段催化床层反应后剩余的 H2 的量为： 3056.413+78.94= 3135.353M3(标) 故在二段催化床层反应后剩余的 H2O 的量为： 1878.67-78.94= 1799.73M3(标) 所以出中变炉的湿组分： 组 分 含 量％ M3(标) CO2 12.54 891.26 CO 2.06 146.605 H2 44.125 3135.353 N2 15.67 1113.CH4 0.26 18.76 H 2O 25.33 1799.73 合计 100 7105. 15 9 koml 39.788 6.545 139.971 49.73 0.838 80.345 6 317.2 2 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得 K=10.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当 K=10.6 时 t=409℃ 设平均温距为 48℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： 409℃-44℃=365℃ 10.中变炉二段催化床层的热量衡算： 以知条件：进变炉二段催化床层的变换气温度为：353℃ 出变炉二段催化床层的变换气温度为：365℃ 变换气反应放热 Q1: 计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，平均温度为：632K, 计算结果如下： H2 组分 Ht （kcal/kmol） 2373.4 Ht（kJ/kmol） 9936.95 放热： H2O -54949.05 -230060.69 （1） =-38553.74846 kJ/kg CO -24005.565 -100506.5 CO2 -90536.421 -379057.89 CO +H2O=CO2+H2 △H1=（∑Hi）始－（∑Hi）末 Q1=3.52*38553.74846=135580.683 kJ/kg 气体吸热 Q2： 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： 16 物质 CH4 计算结果： 组分 CO Cp 28.56 a 17.45 H2 29.25 b 60.46 CO2 47.3 H2O 36.78 c 1.17 N2 30.31 d -7.2 CH4 53.72 Cpm=∑Yi*Cp=33.61KJ/（kmol.℃） Q2=33.61*317.22*（365-353）=12789.1kJ 热损失： Q3=Q1-Q2=7641.6 kJ 17 第二节

1.已知条件： 进低变炉的湿组分: 组 分 含 量％ 3 M (标) koml CO2 12.54 891.26 39.788 CO 2.06 146.605 6.545 低变炉的物料与热量计算 H2 44.125 3135.353 139.971 N2 15.67 1113.9 49.73 CH4 0.26 18.76 0.838 H 2O 25.33 1799.73 80.345 合计 100 7105.6 317.2 2 进低变炉的干组分：

组 分 含量％ M (标) koml 3 CO2 16.79 891.26 39.788 CO 2.76 146.605 6.545 H2 59.09 3135.353 139.971 N2 20.99 1113.9 49.72 CH4 0.35 18.76 0.838 合计 100 5305.91 236.87 2．低变炉的物料衡算： 要将 CO％降到 0.2％（湿基）以下，则 CO 的实际变换率为： X ％= Ya ? Ya′ ×100=90.11％ Ya (1 + Ya′ ) 3 则反应掉的 CO 的量为：146.605×90.11％=132.11 M (标)=5.898 koml 出低温变换炉 CO 的量：146.605-132.11=14.495 M3(标)=0.64722koml 出低温变换炉 H2 的量： 3135.353+132.11=3267.463 M3(标)=145.869 koml 出低温变换炉 H2O 的量：1799.73-132.11=1667.62 M3(标)=74.45koml 出低温变换炉 CO2 的量: 891.26 +132.11=1023.37 M3(标)=45.68koml 出低变炉的湿组分：

组 分 含量％ M (标) koml 3 CO2 14.4 1023.37 45.68 CO 0.2 14.495 0.64722 H2 45.98 3267.463 145.869 N2 15.68 1113.9 49.72 CH4 0.26 18.76 0.838 H 2O 23.47 1667.62 74.45 合计 100 7105.62 317.22 出低变炉的干组分：

组 分 含量％ M (标) 3 CO2 18.82 1023.37 CO 0.27 14.495 0.64722 H2 60.08 3267.463 N2 20.48 1113.9 CH4 0.35 18.76 合计 100 5437.99 koml 45.68 145.869 49.72 0.838 242.767 对出低变炉的变换气温度进行估算： 18 根据：K= （H2％×CO2％）/（H2O％×CO％） 计算得 K=141.05 查《小合成氨厂工艺与设计手册》知当 K=141.05 时 t=223℃ 设平均温距为 20℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： t=223-20=203℃ 3．低变炉的热量衡算： 以知条件：进低变炉催化床层的变换气温度为：181℃ 出低变炉催化床层的变换气温度为：203℃ 变换气反应放热 Q1: 在 203℃时，T=476K 计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，平均温度为：476K, 计算结果如下： 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、CO

2、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： μm=1.2965×10-5Pa.S λm=0.1792W/(m.K) 所以：Re=G.d/μm.F= Pr= μm.Cm/λm= 19595.59 × 0.02 × 4 =22666.07 4.666 × 10 ? 2 × 685 × 0.02 2 × 3.14 4.666 × 10 ?2 × 0.701 = 0.2119 0.1543 α内 = 0.1543 × 0.023 × 22666.07 0.8 × 0.2119 0.4 =290.95Cal/(m2.h.℃)=338.37 0.02 =338.37W/（m2.K）

管间给热系数计算： 管间装方形挡板 r=0.47m,方形板开口高度取直径的 40%，即 h′=0.376m, 板间距取 0.32m,此时流体横过管束的流道截面积： 25 ? S1=Hd(1-d0/t)=0.32×0.94 ?1 ? ? =0.0501m2 ? 30 ? 挡板开口方向截面积：Sa= π /180r2COS-1( = π /180×0.472COS-1（

0.47 ? 0.376 ）-（0.47-0.376）× 0.47 r ? h' ) -(r-h’)(Dh’-h’2)0.5 r 0.94 × 0.376 ? 0.376 2 =0.2682m2 开口弓形面积减去列管所占面积：

2 2 ? ? ? d0 ? ? ? 25 ? ? S2=Sa= ?1 ? 0.91? ? ? =0.2682× ?1 ? 0.91? ? ? =0.0987 m 2 ? 30 ? ? ? t ? ? ? ? ? ? ? ? 平均流通截面积：Sm= S1 S 2 = 0.0501 × 0.0987 =0.0703 m 2 壳程热水在压力 1.2Mpa,温度 t = CH2O=4.249KJ/(㎏.℃) 80 + 150 =115℃时水的物性参数： 2 μ=24.81×10-5Pa.S 32 λ=68.56×10-2W/（m.℃） 管间给热系数按下式计算 α 外=λm/de×1.72de0.6(d0G/μ MSm)0.6(Cm μ M/λm)1/3(μ M/μ W)0.14 式中: D 2 ? nd 02 0.94 2 ? 685 × 0.025 2 de= = =0.0252m D + nd 0 0.94 + 685 × 0.025 d0G/μmSm= 0.025 × 19595.95 =7799.26 89.3506 × 10 ? 2 × 0.0703 d0G/μmSm=(0.014×754.959×8.7771)/(0.06414×0.09992)=14475.08 Cm μ m λm = 1.014 × 89.3056 ?2 =1.5388 0.5904 略去流体由于蒸汽的存在而对热水的物性参数如粘度的影响，则： α外=1.72×

0.5904 × 0.0252 0.6 × 7799.26 0.6 × 1.53881 / 3 =1114.65Cal/(m2.h.℃) 0.025 总传热系数计算 以管外表面计的总传热系数为： K0= 1 1 α外 + R0 + d δd 0 1 d0 + Ri 0 + × λd m d i α内 d i 列管平均直径： d m = 0.025 ? 0.02 =0.0224m 0.025 ln 0.02 列管导热系数λ=30Cal/(m.h.℃) 垢层热阻 R0 = Ri =0.003 m 2 .h.℃/Kcal 所以： K 0 = 1 1 0.002 25 25 1 25 + 0.003 + × + 0.003 × + × 1114.65 30 22.4 20 338.37 20 =87.6Kcal/( m 2 .h.℃) 平均温度差计算： Δt m = (430 ? 150) ? (280 ? 80) =237.36℃ ln 430 ? 150 280 ? 80 33 换热面积计算：

F0 = Q 6080452.43 = =69.96 K?t m 4.18 × 237.36 × 87.6 取备用系数 1.3，则 F′=90.95m 列管长度计算 L= 90.95 =1.70m 685 × 0.025 × ∏

考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取 L=2.0m 34 主要设备一览表

序号 名称 1 位号 台 型号，规格 数 1 材质：12CrMo 操作温度≤450° 操 作 压 力 ≤ 1.74MPa 1 U 型换热器， 列管： φ25×2 1 1 工作压力：1.7Mpa 工作温度：180℃ 材质：16MnR 操作温度≤260℃ 操 作 压 力 ≤ 1.69MPa 型号：DG25-50× 10 中 温 D203 变 换 炉 中 换 器 淬 器 低 变 炉 变 C202 热 冷 F202 温 D205 换 2 3 4 5 中 变 C201 废 热 锅 炉 1 35 1

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