年产20万吨合成氨合成工段工艺设计书

1 年产 20 万吨合成氨合成工段工艺设计书 概述 氨是一种重要的含氮化合 物。氮是蛋白质质中不可缺少的部分，是人类和一切生物所必须的养料；可以说没有氮，就没有蛋白质，没有蛋白质，就没有生命。大气中存在有大量的氮，在空气中氨占 78（体积分数）以上，它是以游离状态存在的。但是，如此丰富的氮，通常状况下不能为生物直接吸收，只有将空气中的游离氮转化为化合物状态，才能被植物吸收，然后再转化成人和动物所需的营养物质。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。目前，固定氮最方便、最普通的 方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业 。 在国民经济中，氨占有重要地位，特别是对农业生产有着重大意义。氨主要用来制作化肥。液氨可以直接用作肥料，它的加工产品有尿素、硝酸铵、氯化氨和碳酸氢氨以及磷酸铵、氮磷钾混合肥等。氨也是非常重要的工业原料，在化学纤维、塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素作为氮元素的来源生产己内酰胺、尼龙烯腈等单体和尿醛树脂等产品。由氨制成的硝酸，是各种炸药和基本原料，如三硝基申苯，硝化甘油以及其它各种炸药。硝酸铵既是优良的化肥，又是安全炸药，在矿 山开发等基本建设中广泛应用。 氨在其他工业中的应用也非常广泛。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨及其加工产品都是不可缺少的。例如制冷、空调、食品冷藏系统大多数都是用氨作为制冷剂。 2 氨的性质 氨的物理性质 氨在常温下是无色气体，比空气轻，具有刺激性臭味，能刺激人体感官粘膜空气中，含氨大于 即会引起人体慢性中毒。 气态氨易溶于水，成为氨水，氨水呈弱碱性。氨在水中的溶解度随压力增大而降低。氨水在溶解时放出大量热。氨水中的 氨极易挥发。 常压下气态氨需冷却到 （沸点）才能液化。才能液化。液氨为 无色液体，气化时吸收大量的热。 氨的化学性质 氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物 ,并能进一步与水作用 ,制得硝酸： 3 2 24 5 4 6N H O N O H O 氨与酸或酐反应生成盐类 ,是制造氮肥的基本反应： 3 2 4 4 2 42)N H H S O N H S O（3 3 4 3 N H H N O N H N O34 N H H C l N H C l3 3 4 4 2 4N H H P O N H H P O 氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵 ,进一步脱水成为尿素： 3 2 4 22 N H C O N H C O O N H 4 2 2 22N H C O O N H C O N H H O 氨与二氧化碳和水作用 ,生成碳酸氢铵： 3 2 2 4 3N H C O H O N H H C O (5) 氨可与盐生成各种络合 物 ， 如 氨与空气 (或氧 )的混合气 ,在一定浓度范围内能发生剧烈的氧化作用而爆 炸 。 在常温常压下 ， 氨与空气爆炸 极 限为 15% 28%( 100 ， ， 3 爆炸 极 限为 原料气来源 原料气主要有两部分：氮气、氢气。氮气主要是从空气中提取。氢气是从半水煤气中提取的，以煤为原料，在一定的高温条件下通入空气、水蒸气或富 氧 空气 过一系列反应生成含有一氧化碳、二氧化碳、氢气、氮气、及甲烷等混合气体的过程。在气化过程中所使用的空气、水蒸气或富 氧 空气 种生成的混合气称为煤气。 煤气的成分取决于燃料和汽化剂的种类以及进行汽化的条件。根据所用汽 化剂的不同，工业煤气可分为下列四种 ： 空气煤气：以空气为汽化剂制取的煤气，又称为吹风气。 水煤气：以水蒸气（或水蒸气与氧的混合气）为汽化剂制取的煤气。 混合煤气：以空气和适量的水蒸气为汽化剂制取的煤气，一般作燃料用。 半水煤气：是混合煤气中组成符合（ O） /一个特例。可用蒸气与适量的空气或蒸气与适量的富养空气为汽化剂制得，也可用水煤气与吹风混合配制。 本设计采用半水煤气，半水煤气经过净化后得到纯净的氢气，再配制适量的氮气，成为合成氨的原料气 ，其中含有氮气、氢气、以及惰性气体甲烷和 氩 。 文献综述 合成氨工业是氮肥工业的基础， 也是一些工业部门的重要原料，它的迅速发展促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展，随着科学技术的发展， 合成氨工业在国民经济中的作用必将日益显著。 合成氨工业的发展 合成氨工业在 20 世纪初期形成，开始用氨作 为 火炸药工业的原料，为战争服务 ;第一次世界大战结束后 ,转向为农业、工业服务。随着科学技术的发展，对氨的需要量日益增长，近 30 年来合成氨工业发展很快。目前， 国内 合成氨年生 4 产能力 30 万吨以上的大型企业有 26 家，合成氨年生产能力 10 万吨以上的中型企业有 100 多家，其他还有 800 多家小氮肥厂也生产 约占总量 60%的 合成氨 。 合成氨工业的现状 我国合成氨工业存在一些特殊问题，一是氮肥资源紧张。国际上以天然气为原料的氮肥占 85%。而我国氮肥原料以煤为主，天然气仅占 20%，我国氮肥行业急需解决采用成熟的粉煤气化技术，以本地粉煤代替无烟块煤。建议针对不同企业采用不同的技术路线。内技术进行改造。同时，对于有廉价天然气资源的地区，鼓励采用天然气改造现有装置或建设天然气化肥基地。二是企业结构不合理，产业集中度低，技术水平不高。在氮肥行业 ，要推广新型煤气化技术，包括粉煤气化、水煤浆气化技术等；新型净化技术，如低温变换、低温甲醇洗 净化技术；新型氨合成塔及大型低压合成的成套技术和装备。 合成氨工业的发展趋势 合成氨工业的发展趋势 : 原料路线的变化方向。煤的储量约为石油、天然气总和的 10 倍，自从 70 年代中东石油涨价后 ,从煤制氨路线重新受到重视 ,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故 ,预计到 20 世纪末 ,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。 节能和降耗。合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的 技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、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。 与其他产品联合生产。合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。 到 2010 年，力争组建 50 家大型企业集团，大型氮肥厂合成氨平均规模达40 万吨 /年以上，中型氮肥厂平均规模达 20 万吨 /年以上。其产品集中度达到 50%，并形成 3在国际上有一定影响的大型企业集团。同时，调整企业结构，减少基础肥料生产厂数量 ，提高单套装置的规模，使合成氨工业朝现代化又迈进一步。 5 设计任务的项目来源 本课题是指导老师提高毕业生设计能力而选定的。 希望通过此次课程设计让学生可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到课程设计训练的目的，提高学生分析和解决化工实际问题的能力。 第二章 流程方案的确定 生产原理 氨是由气态氮和氢在适宜温度压力 ,并有触媒的作用下发生反应的 ,其反应式为： 2 2 331 4 6 . 2 2 22H N N H K J 此 式 为 一 不 可 逆 ， 放 热 ， 体 积 缩 小 的 反 应 ， 其 反 应 过 程 为 ： 2 2 3 32 2 2 2 2N N N H N H N H N H （ 扩 散 ） （ 吸 附 ） （ 吸 附 ） （ 吸 附 ） （ 附 ） （ 扩 散 到 气 相 ）氨合成的反应特点： 反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。 温度低时，反应有利于向氨合成的方向进行，但反应速度较慢，提高温度不利于反应平衡，但可以加快反应速度，在实际操作中，温度的选择取决于触媒的活性。 必须借助触媒，以加快反应速度。 混合气中氢、氮含量越高越有利于反应，因此，气体中惰性气体含量越少越好。 各生产方法及特点 合成氨的生产主要包括三个步骤 ： 第一步是造气，即制备 含有氢、氮的原料气；第二步是净化，不论选择什么原料，用什么方法造气，都必须对原料气进行净化处理，以除去氢、氮以外的杂 6 质；第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在铁催化剂与高温条件下合成为氨。 目前氨合成的方法，由于采用的压力、温度和催化剂种类的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种。 (1) 低压法 操作压力低于 20 称低压。采用活性强的亚铁氰化 物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质（ 求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度 450 550 。该法的优 点是由于操作压力和温度较低，对设备、管道的材质要求低 、 生产容易管理，但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约 8 10，所以催化剂的生产能力比较低；同时由于压力低 而 必须将循环气 降 至 的低温才能使气体中的氨液化，分离比较完全，所以需要设置庞大的冷冻设备，使得流程复杂，且生产成本较高。 (2) 高压法 操作压力为 60 上的称为高压法，其操作温度大致为 550 650 。高压法的优点是，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达 25 30，催化剂的生产能力较大。由于压力高，一般用水冷的方法气 体中的氨就能得到完全的分离，而不需要氨冷。从而简化了流程；设备和流程比较低紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操作，对设备和管道的材质要求比较高。合成塔需用高镍优质合金钢制造，即使这样，也会产生破裂。高压法管理比较复杂，特别是由于合成率高，催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。 (3) 中压法 操作压力为 20 35 称为中压法，操作温度为 450 550 。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。 氨合成的上 述三种方法，各有优缺点，不能简单的比较其优劣。世界上合成氨总的发展趋势多采用中压法，其压力范围多数为 30 35 设计采用中压法，操作压力为 32 7 工艺流程的选择 合成氨的生产工艺条件必须满足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反应温度、空间速度和气体组成等。 (1) 最适宜的操作压力 氨合成反应是气体体积缩小的反应，提高压力有利于反应平衡向右移动。压力增加平衡常数增大，因而平衡氨含量也增大。所以，提高压力对氨 合成反应的平衡和反应速度都有利，在一定空速下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨合成压力的高低，是影响氨合成生产中能量消耗的主要因素之一。主要能量消耗包括原料气压缩功、循环气压缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气压缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因而循环气压缩功减少，同时压力高也有利于氨的分离，在较高气温下，气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。但是压力高时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反应温度一般较高，催化剂使用寿命也比较短，操作管理比 较困难。所以要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采用2032 (2) 最适宜的反应温度 合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡氨含量必定减少。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。实际生产中还要考虑反应速率的要求。为了提高反应速率，必须使用催化剂才能实现氨合成反应。而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度 在400500 。反应温度不能低于活性温度，在活性温度范围内选用较低温度，也有利于延长催化剂的使用寿命。在合成氨生产过程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反应速率的温度，即最佳温度。就整个反应过程来说，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。 反应温度的控制还与催化剂的使用时间有关。新的催化剂因活性比较高，可 8 采用较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高 810 。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。 (3) 空间速度 空间速度反映气体与催化剂接触时间的长短。空间速度增加，气体与催化剂接触时间减少，反应物来不及反应就离开了反应区域，因此将是合成塔出口气体中氨含量降低，即氨净值降低。但由于氨净值降低的程度比空间速度的增大倍数要少，所以当空间速度增加时，合成氨的产量也有所增加。 在其他条件一定时，增加空间速度能提高合成氨的生产强度。但空间速度增大，将使系统阻力增加，压缩循环气功耗增加，分离氨所需的冷冻量也增大，因此冷冻功耗增加。同时，单位循环气量的产氨量减少。但在一定限度内，其他条件不变，增加空间速度， 合成氨产量增加，单位时间所得的总反应热增多，通过水冷器和氨冷器的气体流量增大，需要移走的热量增多，导致冷凝器的冷却面积要相应增大，否则就不能将高流速气体中的氨冷凝下来。此外，空间速度增大，使出塔气体中氨的百分含量降低，为了使氨从混合气中冷凝分离出来，必须降低出塔气体温度，这样就要消耗更多的冷冻量，导致冷冻功耗增加。 综合以上各方面的考虑，空间速度的增加是有限度的。目前，国内一些小型合成氨厂合成压力在 30 右的，空间速度选择在 20003000 每小时之间。 工业上采用的氨合成工艺流程虽 然很多，而且流程中设备结构操作条件也各有差异，但实现氨合成过程的基本步骤是相同的，都必须包括以下几个步骤：氮、氢原料气的压缩并补充到循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力，循环使用；排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。 流程设计在于合理地配置上述几个步骤，以便得到较好的技术效果，同时在生产上稳定可靠。 从氢氮混合气体中分离氨的方法大致有两种：水吸收法、冷凝法。 本设计采用冷凝法。一般含氨混合气体的冷凝分离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨 在氨分离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部分可减压释放出来 ，即弛放气 。 9 合成塔进口气的组成 合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量和塔进口氨含量。 (1) 氢氮比 当氢氮比为 3:1 时，对于氨合成反应可以获得最大的平衡氨浓度，但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生 产中，进塔气体的氢氮比控制在 (2) 惰性气体 在混合气体中含有甲烷和氩气等，统称为惰性气体。惰性气体不参与反应，也不毒害催化剂，但由于他们的存在会降低氢氮比的分压。无论从化学平衡还是动力学角度分析，他们都是有弊无利的，导致氨的生产率下降。 惰性气体来源于新鲜气，随着合成反应的进行，它们不参与反应而在系统中积累，这样合成系统中惰性气体越来越多，为了提高氨的合成率，必须不断在循环气中将它们排放出去。排放量多，可以使合成系统惰性气体含量降低，氨的合成率提高。但是氢氮气和部分氨也随 之排放，造成一定损失，故循环气体中惰性气体的控制含量不能过高也不能过低。 循环气体中惰性气体的控制还与操作压力和催化剂活性有关。操作压力比较高，及催化剂活性比较好时，惰性气体的含量可以高一些。相反，则要控制低一些。由于原料气的制备与净化方法不同，新鲜气体中惰性气体的含量也不同。在生产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在 间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在 10%15%之间。 (3) 塔进口氨含量 进塔气体中氨的含量，主要决定于氨分离时的冷凝温度和分离效率。冷凝温度越低，分离 效果越好，则进塔气体中氨含量也就越低。降低进口氨含量，可加快反应速度，提高氨净值和生产能力。但将进口氨含量降的过低，会导致冷冻功耗增加过多，经济上并不可取。 进口氨含量还与合成操作压力和冷凝温度有关。压力高，氨合成反应速度快，进口氨含量可适当控制高一些；压力低，为保持一定的反应速度，进口氨含量可 10 适当控制低一些。 综合考虑的结果，一般中小型合成氨厂当操作压力在 30 右时，塔进口氨含量约控制在 间。对于压力在 15 合成氨厂，一般应控制在 右。 本设计中 塔进口氨含量控制 为 。 第三章 工艺流程简述 合成工段工艺流程简述 由 氮氢气压缩机送来的 35的新鲜气，在油分离器中与循环机来的循环气混合，除去气体中的油、水及其杂质。混合气进冷交换器上部换热管内，与冷交换器下部来的冷气体进行换热回收冷量，热气体被冷却至 17 ，然后进入氨冷器。气体在管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步冷却至 ，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用氨分离器将液氨分离。 分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至 25后出冷交换器。然后 气体分两股进入合成塔，一股主线经主阀由塔顶进入塔内环隙，另一股副线经副阀从倒塔底进入塔内中心管，以调节催化剂床层温度。反应换热后温度降为 140160，氨含量 13%的反应气体出合成塔进入水冷器，气体经水冷器冷却至常温，其中部分气氨被冷凝，液氨在氨分离器中分出。 为降低惰性气体含量，保持循环系统中一定量的惰性气体，循环气岀氨分离器后部分放空，然后进循环机增压后送往油分离器，从而完成一个循环。 冷交换器和氨分离器内的液氨，经液位调节系统减压后送往液氨贮槽。 该流程具有能如下一些特征： 1 氨合成反应热未充分予以回收，用来副产蒸汽，或用来预热锅炉给水。 2 流程简单，设备投资抵。 3 放空气位置设在惰性气体含量最高，氨含量较低处以减少氨和原料气损失。 11 4 循环机位于水冷器和氨冷器之间，适用于有油润滑往复式压缩机。 5 新鲜气和循环气中油、水及杂质可通过氨冷器低温液氨洗涤后除去。 工艺流程方框图 图 3成氨 工艺流程方框图 合成塔 水冷器 热交换器 废热锅炉 油分离器 冷交换器 循环机 新鲜气 放 空 液氨储槽 氨冷器 氨分离塔 驰放气 12 第四章 工艺计算 物料衡算 ： 计要求： 1. 年产 20 万吨液氨 ,设计裕度及液氨损失均不计 2. 精炼气组成（ %）：如下表 表 4炼气组成（ 组 成 2 r 合 计 100 3. 合成塔入口氨含量（ ：3 , 2 入 合成塔出 口氨含量（ ：3, 1 6 出合成塔入口惰性气体含量（ ：4 1 5 . 0C H A r 4. 合成塔操作压力 : 32压 ) 5. 精炼气温度： 35 6. 水冷器出口温度： 35 7. 循环机进出口压差： . 年工作日： 330 天 9. 产量： H3/h 10. 计算基准：生产 1 吨液氨 算物料点流程图： 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 14 17 18 13 20 13 图 4计算物料点流程 图 成塔入口气组分： 根据计算依据有 入塔氨含量：35, 2 入塔甲烷含量：45 , C 1 01 5 % 1 0 0 1 1 . 5 3 91 . 1 0 0 . 3 3 0y 入塔氩含量：5 , A r 0 . 3 31 5 % 1 0 0 1 1 . 5 3 91 . 1 0 0 . 3 3 0y 入塔氢含量： 25 , 0 2 . 5 1 1 . 5 3 9 3 . 4 6 2 1 0 0 % 6 1 . 8 7 44y 入塔氮含量： 25 , 0 2 . 5 1 1 . 1 3 6 3 . 8 6 4 1 0 0 % 2 0 . 6 2 54y 表 4入塔气组分含量（ %） r 2 小计 00 合成塔 氨 分离塔 水冷器 氨冷器 热交换器 液氨储槽 废热锅炉 放 空 油分离器 新鲜气 冷交换器 循环机 液氨储槽 氨冷器 氨分离塔 循环机 3 1 4 5 7 16 14 12 21 15 20 19 18 17 2 9 10 11 6 8 13 14 成塔出口气组分： 以 1000塔气作为基准求出塔气组分， 由下式计算塔内 生成氨含量： 333 38 , 5 ,5 8, 0 . 1 6 5 0 . 0 2 51 0 0 0 1 2 0 . 1 7 21 0 . 1 6 51 N H N k m o 出塔气量 : 1 0 0 0 1 2 0 . 1 7 2 8 7 9 . 8 2 8 k m o l 8 = 入 塔 气 量 - 生 成 氨 含 量出塔氨含量： 38, 1 6 出塔甲烷含量：4458 , 5 ,81000 1 1 . 5 3 9 % 1 3 . 1 1 5 %8 7 9 . 8 2 8C H C 出塔氨含量 ： 58 , 5 ,81000 3 . 4 6 2 % 3 . 9 3 5 %8 7 9 . 8 2 8A r A 出塔氢含量： 2 3 48 , 8 , 5 , 8 ,31 1 0 0 %431 0 . 1 6 5 0 . 1 3 1 1 5 0 . 0 3 9 3 5 1 0 0 %44 9 . 8 3 8 %H N H C H A ry y y y 出塔氮含量： 28,1 1 0 . 1 6 5 0 . 1 3 1 1 5 0 . 0 3 9 3 5 1 0 0 % 1 6 . 6 1 2 %4 表 4 出塔气体组分含量（ %） r 2 小计 00 成率： 3345 5 , 5 , 5 ,2= 1 0 0 %1 2 0 . 1 7 2100%1 0 0 0 1 0 . 0 2 5 0 . 1 1 5 3 9 0 . 0 3 4 6 22 9 . 1 3 3 % C H A y y 合 成 率 15 分离器气液平衡计算： 已知氨分离器入口混合物组分 氨分离器入口混合物组分 3 查 35 ， 各组分平衡常数： 表 4 平衡常数 表 时，代入1L计算各组分溶解液量 : 3330 . 1 6 5 0 . 0 7 8 9 91 1 1 . 1 1 0 0 . 0 9 81k m o L 4440 . 1 3 1 1 5 0 . 0 0 1 4 31 1 1 . 1 1 0 8 . 2 0 01k m o L 0 . 0 3 9 3 50 . 0 0 0 1 31 1 1 . 1 1 0 2 8 . 2 0 01k m o L 2220 . 4 9 8 3 8 0 . 0 0 1 6 31 1 1 . 1 1 0 2 7 . 5 0 01k m o L 2220 . 1 6 6 1 2 0 . 0 0 0 4 31 1 1 . 1 1 0 3 4 . 5 0 01k m o L 分离液体量： 223 4 r=0 . 0 7 8 9 9 0 . 0 0 1 4 3 0 . 0 0 0 1 3 0 . 0 0 1 6 3 0 . 0 0 0 4 3 0 . 0 8 2 61N H C H A H L L L L k m o l 总分离气体量： 1 1 0 . 0 8 2 6 1 0 . 9 1 7 3 9V L k m o l 16 计算气液比： 0 . 9 1 7 3 9 1 1 . 1 0 50 . 0 8 2 6 1 1 1 . 1 1 0 1 1 . 1 0 51 0 0 % 1 0 0 % 0 . 0 4 5 %1 1 . 1 1 0 误 差 结果合理从而可计算出液体中各组分含量： 液体中氨含量：330 . 0 7 8 9 9 1 0 0 % = 9 5 . 6 1 8 %0 . 0 8 2 6 1 液体中氩含量： . 0 0 0 1 3 1 0 0 % = 0 . 1 5 7 %0 . 0 8 2 6 1x L 液体中甲烷含量： 440 . 0 0 1 4 3 1 0 0 % = 1 . 7 3 1 %0 . 0 8 2 6 1 液体中氢含量：220 . 0 0 1 6 3 1 0 0 % = 1 . 9 7 3 %0 . 0 8 2 6 1 液体中氮含量：220 . 0 0 0 4 3 1 0 0 % = 0 . 5 2 1 %0 . 0 8 2 6 1 表 4 氨分离器出口液体含量（ %） r 2 小计 离气体组分含量： 气体氨含量 3330 . 1 6 5 0 . 0 7 8 9 9 1 0 0 % 9 . 3 7 6 %0 . 9 1 7 3 9N H N 气体甲烷含量 4440 . 1 3 1 1 5 0 . 0 0 1 4 3 1 0 0 % 1 4 . 1 4 0 %0 . 9 1 7 3 9C H C 气体氩含量 0 . 0 3 9 3 5 0 . 0 0 0 1 3 1 0 0 % 4 . 2 7 5 %0 . 9 1 7 3 9A r A 气体氢含量 2220 . 4 9 8 3 8 0 . 0 0 1 6 3 1 0 0 % 5 4 . 1 4 8 %0 . 9 1 7 3 9 17 气体氮含量 222- 0 . 1 6 6 1 2 - 0 . 0 0 0 4 3 1 0 0 % 1 8 . 0 6 1 %0 . 9 1 7 3 9 表 4 氨分离器出口气体含量（ %） r 2 小计 00 交换器气液平衡计算： 根据气液平衡原理 ，由于冷交 换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量可解出 查 10T , 2 8 8p M P a 的平衡常数： 表 4 平衡常数 表 7 51 75 80 冷交换器出口液体组分含量： 出口液体氨含量 3330 . 0 2 5 1 0 0 % = 9 8 . 4 2 5 %0 . 2 5 4 出口液体甲烷含量 4440 . 1 1 5 3 9 1 0 0 % = 0 . 4 2 7 %27 出口液体氩含量 0 . 0 3 4 6 2 1 0 0 % 0 . 0 6 8 %51 出口液体氢含量 2220 . 6 1 8 7 4 1 0 0 % = 0 . 8 2 5 %75 出口液体氮含量 2220 . 2 0 6 2 5 1 0 0 % = 0 . 2 5 5 %80 表 4 冷交换器出口液体组分含量（ %） r 2 小计 18 00 氨贮槽气液平衡计算： 图 4液氨贮槽 气液平衡图 由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气 ;两种液体百分比估算值，即水冷后分离液氨占总量的 百 分数 。 3 333 35 , 3 8 ,8 , 5 ,1y 1 0 . 0 2 5 0 . 1 6 5 0 . 0 9 3 7 6% 1 0 0 % 5 7 . 5 5 4 %0 . 1 6 5 0 . 0 2 5 1 0 . 0 9 3 7 6 N H N H 分分水冷后分离液氨占总量的 ，冷交分离液氨占总量的 。 以液氨贮槽入口 1体计算为准，即 0 1L 入口液体混合后组分含量： 0 , 1 5 1 5 , 1 6 1 6 , 0 1 5 , 0 1 6 ,1 5 , 1 6 ,% 1 %0 . 5 7 5 5 4 0 . 4 2 4 4 6i i i i x L x G L x G L 混合后入口氨含量：30, 0 . 5 7 5 5 4 0 . 9 5 6 1 8 0 . 4 2 4 4 6 0 . 9 8 4 2 5 0 . 9 6 8 0 9 混合后入口甲烷含量 ：40, 0 . 5 7 5 5 4 0 . 0 0 1 7 3 0 . 4 2 4 4 6 0 . 0 0 4 2 7 0 . 0 1 1 7 7 混合后入口氩含量 ：0, 0 . 5 7 5 5 4 0 . 0 0 1 7 3 0 . 4 2 4 4 6 0 . 0 0 4 2 7 0 . 0 1 1 7 7 混合后入口氢含量：20, 0 . 5 7 5 5 4 0 . 0 0 1 5 7 0 . 4 2 4 4 6 0 . 0 0 0 6 8 0 . 0 0 1 1 9 混合后入口氮含量：20, 0 . 5 7 5 5 4 0 . 0 0 5 2 1 0 . 4 2 4 4 6 0 . 0 0 2 5 5 0 . 0 0 4 0 9 表 4 液氨贮槽入口液体含量（ %） 30,00 当 17T (由热平衡计算得 ) 1 8p M 平衡常数： 表 4 平衡常数表 16 20 19 70 540 575 620 根据气液平衡 0,1L,设 ,代入上式得 : 出口液体氨含量：3330, 0 . 9 6 8 0 9 0 . 9 2 2 7 91 0 . 0 8 2 1 0 . 5 9 81k m o L 出口液体甲烷含量：4440, 0 . 0 1 1 7 4 0 . 0 0 0 7 91 0 . 0 8 2 1 1 7 01k m o L 出口液体氩含量：0, 0 . 0 0 1 1 9 0 . 0 0 0 0 31 0 . 0 8 2 1 5 4 01k m o L 出口液体氢气含量 ：2220, 0 . 0 1 4 8 6 0 . 0 0 0 3 11 0 . 0 8 2 1 5 7 51k m o L 出口液体氮气含量：2220, 0 . 0 0 4 0 9 0 . 0 0 0 0 81 0 . 0 8 2 1 6 2 01k m o L 出口液体总量： 3 4 2 2r=0 . 9 2 2 7 9 0 . 0 0 0 7 9 0 . 0 0 0 0 3 0 . 0 0 0 3 1 0 . 0 0 0 0 8 0 . 9 2 4N H C H A H L L L L k m o l 总出口气体总量： 1 0 . 9 2 4 0 . 0 7 6V k m o l l 0 . 0 7 6 0 . 0 8 2 30 . 9 2 4 0 . 0 8 2 1 0 . 0 8 2 3 1 0 0 % 0 . 2 4 4 %0 . 0 8 2 1 误 差 出口液体组分含量 20 出口液体氨含量：330 . 9 2 2 7 9 1 0 0 % 9 9 . 8 6 9 %0 . 9 2 4 出口液体甲烷含量：440 . 0 0 0 7 9 1 0 0 % 0 . 0 8 5 %0 . 9 2 4 出口液体氩含量： 0 . 0 0 0 0 3 1 0 0 % 0 . 0 0 3 %0 . 9 2 4x L 出口液体氢气含量：220 . 0 0 0 3 1 1 0 0 % 0 . 0 3 4 %0 . 9 2 4 出口液体氮气含量：220 . 0 0 0 0 8 1 0 0 % 0 . 0 0 9 %0 . 9 2 4 表 4 液氨贮槽出口液氨组分（ %） r 2 小计 00 出口弛放气组分含量： 弛放气氨含量：3330, 0 . 0 9 6 8 0 9 0 . 9 2 2 7 9 1 0 0 % 5 9 . 6 0 5 %0 . 0 7 6N H N 弛放气甲烷含量 ：4440, 0 . 0 1 1 7 7 0 . 0 0 0 7 9 1 0 0 % 1 4 . 4 4 7 %0 . 0 7 6C H C 弛放气氩含量： 0, 0 . 0 0 1 1 9 0 . 0 0 0 0 3 1 0 0 % 1 . 5 2 6 %0 . 0 7 6A r A 弛放气氢气含量：2220, 0 . 0 1 4 8 6 0 . 0 0 0 3 1 1 0 0 % 1 9 . 1 4 5 %0 . 0 7 6 弛放气氮气含量：2220, 0 . 0 0 4 0 9 0 . 0 0 0 0 8 1 0 0 % 5 . 2 7 7 %0 . 0 7 6 表 4 出口弛放气组分含量 (%) r 2 小计 00 21 氨贮槽物料计算： 以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量 319 1 0 0 0 2 2 . 4 13193750 . 9 9 8 6 9 1 7L N m其中 33 31 9 , 1 9 1 9 , 1 3 1 9 . 3 7 5 9 9 . 8 6 9 % 1 3 1 7 . 4 6 7N H N x N m 44 31 9 , 1 9 1 9 , 1 3 1 9 . 3 7 5 0 . 0 8 5 % 1 . 1 2 1C H C x N m 31 9 , 1 9 1 9 , 1 3 1 9 . 3 7 5 0 . 0 0 3 % 0 . 0 3 9A r A x N m 22 31 9 , 1 9 1 9 , 1 3 1 9 . 3 7 5 0 . 0 3 4 % 0 . 4 4 9 x N m 22 31 9 , 1 9 1 9 , 1 3 1 9 . 3 7 5 0 . 0 0 9 % 0 . 1 1 9 x N m 液氨贮槽出口弛放气 32 0 1 90 . 0 8 2 1 0 . 0 8 2 1 1 3 1 9 . 3 7 5 1 0 8 . 3 2 1V L N m 其中 33 32 0 , 2 0 2 0 , 1 0 8 . 3 2 1 5 9 . 6 0 5 % 6 4 . 5 6 5N H N y N m 44 32 0 , 2 0 2 0 , 1 0 8 . 3 2 1 1 4 . 4 4 7 % 1 5 . 6 4 9C H C y N m 32 0 , 2 0 2 0 , 1 0 8 . 3 2 1 1 . 5 2 6 % 1 . 6 5 3A r A y N m 22 32 0 , 2 0 2 0 , 1 0 8 . 3 2 1 1 9 . 1 4 5 % 2 0 . 7 3 8 y N m 22 32 0 , 2 0 2 0 , 1 0 8 . 3 2 1 5 . 2 7 7 % 5 . 7 1 6 y N m 液氨贮槽出口总物料 31 9 2 0 1 3 1 9 . 3 7 5 1 0 8 . 3 2 1 1 4 2 7 . 6 9 6L V N m 液氨贮槽进口液体： 由物料平衡， 入 槽 总 物 料 = 出 槽 总 物 料， 32 1 1 9 2 0 1 4 2 7 . 6 9 6L L V N m 入口液体各组分含量计算 ：2 1 , 1 9 , 2 0 ,i i V其中 3 32 1 , 1 3 1 7 . 6 4 7 6 4 . 5 6 5 1 3 8 2 . 2 1 2 m 4 32 1 , 1 . 1 2 1 1 5 . 6 4 9 1 6 . 7 7 m 22 32 1 , 0