年产5200吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计讲解.docx
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年产5200吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计讲解
化工原理课程设计任务书
设计题目：
年产5200吨合成氨厂变换工段列管式热
交换器的工艺设计
一．基础数据
1.半水煤气的组成（体积%）
CH40.31
H2S0.2
O20.2
H236.69
CO32.07
CO28.75
N221.78
2.水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为1.2:
1;饱和水蒸汽后湿
混合煤气压力为7.45kgf/cm2（绝）；温度为144℃；要求经热
交换器后温度达到378℃后再进变换炉
3.变换率为90%;变换炉出口变换气温度为480℃，压力为7.15kgf/cm2（绝）。
4.每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。
5.每生产一吨氨需耗半水煤气量为3562标准米。
6.要求热交换器管、壳程的压力降均小于250毫米水柱
二．设计范围
1.列管热交换器传热面积；
2.列管热交换器结构及工艺尺寸；
3.绘制列管热交换器结构图
摘要⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯5
一．概述⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯6
二．热交换器设计的主要因素⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯6
三．列管式换热器的设计步骤⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯7
3.1.物料衡算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯7
3.1.1.净化前组成⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯7
3.1.2.净化后组成⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯8
3.1.3.混合后组成⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯9
3.1.4.变换气组成⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯10
3.2.热量衡算及物性数据⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
3.2.1.冷、热流体的摩尔流率⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
3.2.2.冷流体的物性参数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
3.2.2.1.冷流体的定性温度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
3.2.2.2.冷流体的比热⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯12
3.2.2.2.1.常压下，各气体在t261℃时的比热⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯12
3.2.2.2.2.常压下，混合气在t261℃时的比热⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯12
3.2.2.2.3.比热的校正⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯12
3.2.2.3.冷流体的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯13
3.2.2.3.1.各气体在t261℃时的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯13
3.2.2.3.2.混合气在t_261℃时的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯13
3.2.2.4.冷流体的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯14
3.2.2.4.1.各气体在t261℃时的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯14
3.2.2.4.2.混合气在t261℃时的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯14
3.2.2.5.冷流体的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯14
3.2.2.5.1.各气体在t261℃时的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯14
3.2.2.5.2.混合气在t_261℃时的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
3.2.2.6.冷流体的吸热量⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
3.2.2.7.冷流体的平均摩尔质量⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
3.2.3.热流体的物性参数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
3.2.3.1.热流体的出口温度T2⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
3.2.3.2.热流体的定性温度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯16
3.2.3.3.热流体的比热⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯16
3.2.3.4.热流体的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯16
3.2.3.4.1.各气体在T_350℃时的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
3.2.3.4.2.变换气在T350℃时的黏度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
3.2.3.5.热流体的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
3.2.3.5.1.各气体在T_350℃时的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
3.2.3.5.2.变换气在T350℃时的导热系数⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
3.2.3.6.热流体的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
3.2.3.6.1.各气体在T350℃时的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
3.2.3.6.2.变换气在T_350℃时的密度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
3.2.3.7.热流体的平均摩尔质量⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
3.2.4.冷、热流体的物性表⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
3.3.冷热流体的流程安排⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯19
3.4.管、壳程数的确定⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯19
3.5.传热平均温差的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯19
3.6.估算传热面积⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯20
3.7.结构设计⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯20
3.7.1.管程设计—确定换热管规格、管数和布管⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯20
3.7.2.设置拉杆⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯21
3.7.3.确定管程流速u2⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.4.壳程设计⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.4.1.确定换热管长度⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.4.2.管外传热面积的设计值A。
⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.4.3.设置折流板⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.5.核算传热面积A⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
3.7.5.1.管程对流传热膜系数αi⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯23
3.7.5.2.壳程对流传热膜系数α。
⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯23
3.7.5.3.污垢热阻Ra的确定⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯25
3.7.5.4.管壁热阻⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯25
3.7.5.5.传热系数k。
⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯25
3.7.5.6.核算传热面积A。
⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
3.8.计算阻力压降⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
3.8.1.管程阻力损失⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
3.8.2.壳程阻力损失⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯27
3.9.计算温差应力、确定热补偿方法⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯28
3.9.1.换热管壁温的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯28
3.9.2.圆筒壁温的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯29
3.9.3.温差应力的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯30
3.9.4.确定热补偿方法⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯^31
3.10.设计管箱和接管⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯31
3.10.1.管箱⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯31
3.10.2.接管⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯31
3.11.确定换热管与管板连接方法⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯31
3.12.
32
33
化工工艺设计参数汇总参考文献
摘要
本文设计的是列管式固定管板换热器用于合成氨工艺中CO的变换。
通过内插法计算冷、热流体的物性参数；通过试差法确定换热器的管数、内径、换热管长度、长径比、换热面积、传热系数、管壳程流速等。
并进行热量、传热面积、压降的校核。
关键词：
列管式换热器，CO变换，内插法，试差法。
一.概述
传热设备简称换热器，是一种实现物料之间热量传递的节能设备，在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。
石油化工厂中，它的投资占到建厂投资的1/5左右，它的重量占工艺设备总重量的；在我国一些大中型炼油企业中，各式热交换器的装置达到300～500台以上。
就其压力、温度来说，国外的管壳式热交换器的最高压力达840bar，最高温度达1500℃。
而最大的外形尺寸长达33m，最大的传热面积达6700。
按用途分为加热器、冷凝器、冷却器、蒸发器、过热器和废热锅炉；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式；按制造材料可分为金属、陶瓷、塑料、石墨、玻璃的交换器等；按热流体与冷流体的流动方向可分为顺流式、逆流式、错流式。
目前，在换热设备中，使用量最大的是列管式换热器。
列管式换热器又称固定管板式换热器。
固定管板式换热器由壳体、管束、管板、封头等部件构成。
其结构较紧凑，排管较多，在相同的直径情况下面积较大，制造较简单。
其特点是传热面积比浮头式换热器大20%～30%；旁路漏流较小；锻件使用较少，成本低20%以上；没有内漏；壳体和管子的温差应力应小于等于50℃，大于50℃时应在壳体上设置膨胀节；壳程无法清洗适用于管外物料比较清洁且不易结垢的场。
由于结构紧凑、坚固，且能选用多种材料来制造，故适应性较强，尤其是在大型装置和高温、高压中得到普遍的采用。
二.热交换器设计的主要因数
完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求:
2.1合理地实现所规定的工艺条件
传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、黏度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。
设计时要根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，使所设计的换热器有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。
2.2
安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》
3.1物料衡算以每生产一吨氨为计算基准
3.1.1净化前组成
每生产一吨氨需半水煤气量为3562标准m3，即0℃，101.3kpa下、
总=3562m
1
0℃，101.3kpa下、1kmol气体的体积为22.4m3n总=V总=3562=159.018kmol
22.422.4
表1各气体的摩尔质量5
H2
CO
CO2
N2
CH4
H2S
O2
M（kg/kmol）2.01628.00
44.00
28.0216.03
34.09
32.00
H2:
v%=n%=36.69%
nH2=159.018×36.69%=58.344kmol
m=nH2×MH2=58.344×2.016=117.622kg
表2净化前半水煤气的组成
体积分率%=摩尔分率%
n（kmol）
m（kg）
质量分率w%
H2
36.690
58.344
117.622
3.735
CO
32.070
50.997
1427.916
45.338
CO2
8.750
13.928
612.832
19.458
CH4
0.310
0.493
7.903
0.251
H2S
0.200
0.318
10.841
0.344
O2
0.200
0.318
10.176
0.323
N2
21.780
34.634
962.207
30.511
m总=∑mi=117.622+1427.916+612.832+7.903+10.841+10.176+962.207=3149.497
wiMiniWH2mH2=117.6223.735%同理求出其他组成见表2
miH2m总3149.497
3.1.2净化后的组成：
该过程中只有H2S变化，从0.2%降至0.1%，则
V1总V1H2SV2总V2H2S356（210.2%）V2总（10.1%）
3
V2总3558.44m3
V3558.434
此体积也是在0℃、101.3Kpa下测得，故：
n2总2总158.859kmol
222.422.4
表3净化后的半水煤气组成
体积分率%=摩尔分率%
n（kmol）
m（kg）
质量分率w%
H2
36.727
58.344
117.622
3.741
CO
32.102
50.997
1427.916
45.416
CO2
8.768
13.928
612.832
19.492
CH4
0.310
0.493
7.903
0.251
H2S
0.100
0.159
5.420
0.172
0.31810.1760.324
34.634962.20730.604
∑mi=117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=3144.056kg
3.1.3混合气组成
V水蒸气:
V2总1.2:
1V水蒸气1.23558.4344270.121
3
V3总V水蒸气V2总4270.1213558.4347828.555m3
因为V3总为标准状态（0℃、101.3kpa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状
态（144℃、7.45kgf/cm2）下的体积值。
则：
V水蒸气实=904.455m3V半水煤气实=753.705m3
由PV=nRT可得：
n3总=349.291kmol
表4混合气的组成
体积分率%=摩尔分率%
n（kmol）
m（kg）
质量分率w%
H2
16.704
58.344
117.622
1.789
CO
14.600
50.997
1427.916
21.715
CO2
3.988
13.928
612.832
9.320
CH4
0.141
0.493
7.903
0.120
H2S
0.046
0.159
5.420
0.082
O2
0.091
0.318
10.176
0.155
N2
9.916
34.634
962.207
14.633
H2O
54.520
190.432
3431.585
52.232
nH2O=n3总—n2总=349.291—158.859=190.432kmol
mH2O=nH2O×MH2O=190.432×18.02=3431.585kg
m3总=∑mi=m2总+mH2O=3144.056+3431.585=6575.641kg
3.1.4变换气的组成
变换反应中，CO的转化率为90%，且O2全部消耗.
消耗的CO的量：
n消CO=50.997×90%=45.897kmol
CO+H2O↑=H2+CO2+10.25千卡2H2+O2→2H2O反应值：
nCO=n原CO—n消CO=50.977—45.897=5.100kmol
nH2O=n原H2O+n生H2O—n消H2O=190.432+0.636-45.897=145.171kmolnH2=n原H2—n消H2+n生H2=58.344-0.636+45.897=103.601kmolnco2=n原co2+n生co2=13.928+45.897=59.825kmolno2=0kmol
nN2=n原N2=34.634nCH4=n原CH4=0.493nH2S=n原H2S=0.159P4=7.15kgf/cm2=7.15×101.3×10÷10.33=701.157kpa
表5变换气的组成
体积分率%=摩尔分率%
n（kmol）
m（kg）
质量分率w%
H2
29.687
103.601
208.860
3.178
CO
1.461
5.100
142.800
2.173
CO2
17.143
59.825
2632.300
40.050
N2
9.924
34.634
962.207
14.640
CH4
0.141
0.493
7.903
0.120
H2S
0.046
0.159
5.420
0.082
O2
0
0
0
0
H2O
41.598
145.171
2613.078
39.757
m总=∑mi=6572.568kg
3.2热量衡算及物性数据
3.2.1冷、热流体的摩尔流率
以1吨物料为衡算基准
热流体ns1n4总348.983kmol;
冷流体ns、2n3总349.291kmol;
每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计，年产量5200吨，则
热流体ns1348.9835200252.043kmol/hs130024
冷流体ns2349.2915200252.266kmol/hs230024
3.2.2冷流体的物性参数
3.2.2.1
冷流体的定性温度：
3.2.2.2冷流体的比热
3.2.2.2.1常压下，各气体在t=261℃时比热
表6常压下0~t℃时气体的平均定压热容[kcal/kmol·℃]
温度/℃
H2
O2
N2
CO
CO2
CH4
H2O
200
6.94
7.17
6.93
6.97
9.68
9.41
8.07
300
6.96
7.28
7.01
7.05
10.00
10.09
8.23
400
6.98
7.38
7.08
7.13
10.30
10.78
8.38
由内插法可求出t=261℃时，常压下各气体的比热见表七。
表7各气体在常压，t=261℃时的平均定压热容[kcal/kmol·℃]
H2O2N2COCO2CH4H2OH2S
_7
3.2.2.2.2常压下，混合气体在t=261℃时的比热
CP'm2CPiyi=（16.704×6.9522+7.0188×14.6+9.8752×3.988+9.8309×
0.141+6.9788×9.916+7.2371×0.091+54.520×8.1676）÷100=7.7456kcal/kmol·℃
3.2.2.2.3将常压下，261℃时的CPm2校正为该温度下730.576kpa下的CPm2
表8各气体组分的临界温度，临界压力
TCK
PCMpa
摩尔分率%（y）
H2
33.2
1.297
16.704
CO
132.9
3.496
14.600
CO2
304.2
7.376
3.988
N2
126.2
3.394
9.916
CH4
190.6
4.606
0.141
H2S
373.2
8.937
0.046
O2
154.6
5.046
0.091
H2O
647.3
22.5
54.520
TmcyiTci=（33.2×16.704+132.9×14.6+304.2×3.988+126.2×9.916+190.6
×0.141+373.2×0.046+154.6×0.091+647.3×54.520）÷100=403.08K
PmcyiPci（1.297×16.704+3.496×14.6+7.376×3.988+3.394×
9.916+4.606×0.141+8.937×0.046+5.046×0.091+22.5×54.52）÷100=13.64Mpa
查通用热容校正图得
∴=
CPm2+
=7.7456+0.15=7.8956
3.2.2.3冷流体的黏度
3.2.2.3.1
各气体在
t=261℃时的黏度
表9各气体在t=261℃时的的黏度
摩尔分率%（y）
H2
0.0128
2.016
16.704
CO
0.0280
28.00
14.600
CO2
0.0250
44.00
3.988
N2
0.0281
28.02
9.916
CH4
0.0173
16.03
0.141
H2S
0.0231
34.09
0.046
O2
0.0322
32.00
0.091
H2O
0.0190
18.02
54.520
1cp=0.001pa·s
3.2.2.3.2
混合气在
t=261℃时的的黏度.
3.2.2.4冷流体的导热系数
3.2.2.4.1各气体在t=261℃时的导热系数
表10各气体组分在t=261℃时的导热系数
0.28840.04010.03420.04210.07440.04350.04480.0481
1=1.163
计算的时，应用公式其中=0.0113
=273.15K=534.15K=0.0374
3.2.2.4.2混合气在t=261℃时的导热系数
3.2.2.5冷流体在t=261℃时的密度
3.2.2.5.1各气体在t=261℃时的密度（730.576kpa）
表11各气体在t=261℃.P=730.576kpa下的密度
H2
CO
CO2
N2
CH4
O2
H2O
0.3317
4.607
7.238
4.610
2.638
5.609
5.265
2.965
由计算上表中的各值
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