毕业设计（论文）年产15万吨合成氨合成工段毕业设计

1、毕业设计论文年产15万吨合成氨合成工段毕业设计 毕业设计说明书题 目 年产15万吨液氨合成工段工艺设计系 别 化学化工学院专业班级 化工08-5班学生姓名 指导教师 二零一二年 月 日目 录第一局部 说明书 第一章 概 述 第二章 原材料及产品主要技术规格 第三章 危险性物料主要物性表 第四章 生产原理及流程简述 第五章 主要设备的选择与计算 第六章 原材料及动力消耗 第七章 生产分析及三废排量 第八章 存在问题及建议 第九章 主要参考书目 第十章 工艺设计计算书 第二局部 物料衡算和热量衡算 第三局部 设备的选型与计算 第四局部 带主要控制点的工艺流程图 第一局部 说明书第一章 概 述1-1

2、工段的概况及特点1设计依据本设计按照材化系下达设计任务书进行编制参照鸿鹄化工总厂的现场生产以及中国五环化学工程总公司原化工部第四设计院和石油化工部化工设计院的有关资料设计而成2设计规模及特点本工段生产液氨生产能力为15万吨液氨年与传统流程相比拟具有节能低耗的特点通过设计两个串联的氨冷器在低压下既减少了动力消耗又保证了合成塔入口氨含量的要求现具体起来如下1循环机位置本工段设置在氨别离系统后合成塔之前从而充分利用循环机压缩功提高进合成塔温度减少冷量消耗降低氨冷器负荷同时提高进塔压力提高合成率而进循环机的氨冷量较低防止了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏2反响热回收的方式及利用这涉及到废热锅炉

3、的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题废热锅炉的配置实际上是如何提高反响热的回收率和获得高品位热的问题本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热充分提高合成塔二进温度相应提高了合成塔二出温度进废热锅炉的气体温度为360度副产13兆帕的中压蒸汽充分提高回收热量品位3采用二进二出合成流程全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器可使合成塔体个点温度分布均匀出口气体保持较低温度确保合成塔长期平安稳定运行与循环机来的冷气直接进入热交换器相比使热交换器出口温度增大进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低4水冷器氨冷器的设置水冷后别离液氨再

4、进行冷交氨冷有利于降低后续氨冷的负荷边冷却边别离液氨即提高了液氨的别离效果又防止了气液两相流的存在通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾到达了进一步冷却保证合成塔入口氨冷量的要求5补充气及放空点位置设置补充气设置在冷交的二次入口以便减少系统阻力并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质有利于保护触媒防止管道和设备堵塞放空点设置在冷交换器和氨别离器之间氨分后有效气体浓度较低惰性气体含量较高有利于降低新鲜气单耗6新型设备的使用离心式循环压缩机离心式循环压缩机用于合成工段能防止油污渗入循环气提高合成气质量从而可不设油别离器降低能耗对于本工段选用冷激式内件要

5、求合成气质量较高无油压缩机更为适宜离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点经江苏宜兴化肥厂资料说明无油压缩机与注油压缩机相比拟平均使用寿命可延长十倍冷交换器别离器为外向型旋流板上部换热器为列管换热器和下部氨别离器将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热以回收冷气体的冷冻量使入氨冷器的热气体预冷却从而节省冷冻量同时别离经氨冷后含氨混和气中的液氨安徽淮南化工公司发表与?小氮肥?杂志上的有关资料说明该设备节能降耗显著3三废治理及环境保护放空气弛放气送氢回收系统先用洗涤塔回收几乎全部氨制成浓氨水再回收大局部氨送入高压机压缩后制氨既可以防止氨气进入大气与放空气作燃料相比又更合理经济废物集中处理到达国家排

6、放标准后排放4生产制度每年操作日330天三班连续操作第二章 原材料及产品主要技术规格原材料技术规格序号名称规格备注成分百分含量摩尔1精练气氢气7276氮气2592氨气0甲烷098氩气034 二液氨产品技术规格序号名称规格国家标准备注等级组分含量1液氨一级品氨的新鲜气与放空后经冷交换器来的循环气混合而后温度被降至20进入氨冷器气体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被冷却至0左右为降低氨冷器负荷进入氨冷器继续冷却至-15左右出氨冷器后的气液混合物在冷交换器的下部用别离器将液氨别离别离出的液氨进入液氨贮罐分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22后出冷交

7、换器然后气体经循环压缩机补充压力至15兆帕由合成塔的下部进入层间换热器移走第二绝热床反响热冷气体升温进入第一绝热床进行合成反响再入第一二绝热床空间冷激器由185度左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反响气体混合降温到385度左右混合后气体进入第二绝热床进行合成反响气体氨净值升高出第二绝热床气体进入层间换热器移走热量使冷气升温热气体降温后进入第三绝热床进行合成反响气体氨含量增加到165pa蒸气换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至160本身温度降至112左右进水冷器被冷却产生局部液氨温度降至35混合气液进氨别离器别离液氨别离的液氨去液氨罐贮存出氨别离器的气体那么局部放空放空气去氢回收装置

8、放空后的循环气经冷交换器降温至17与新鲜气混合继续下一循环液氨产品易蒸发有强烈刺激性气味对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害与空气混合后遇火会爆炸应密闭贮存管道输送尽可能防止泄漏第五章 主要设备的选择与计算1主要设备的选择计算见计算局部的设备选型2设备一览表见后3设备的选定说明合成塔内件合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器本着节约自身的水电和冷冻量消耗同时提高氨合成反响热的回收品位和利用率本设计触媒筐选用三段绝热冷激间冷式内件三段绝热冷激间冷式内件有如下特点1高效节能 冷激-间冷式内件是托普索节能型氨合成塔内件根底上开发的一种高效节能型内件氨净值高2生产能力大 3床层间复合换热4节约管材5便于催

9、化剂复原 装填A106型合成塔催化剂此种催化剂具有良好的抗毒性能低温高活性较好的热稳定性特点四川轻化工学院工程名称设备一览表编制蔡爱民编号1校核第1 页共1页设计工程审核序号位号设备名称及规格图号或标准号单位数量材料技术特性表编号备注1E0301合 成 塔台12C0301氨冷凝器台116MnR3C0302氨冷凝器台116MnR4C0303循环加热器台11Cr18NiTi5C0304沸热锅炉台11Cr18NiTi6C0305冷交换器台116MnR7C0306水冷器台18J0301循环压缩机台19F0301氨别离器台116MnR10F0302氨罐120MnMo修改标记姓名蔡爱民日期2002603第

10、六章 原材料及动力消耗原材料消耗序号名称消耗定额每吨氨消耗量单位备注每小时每年1新鲜补充气29178552602144377x108m3二动力消耗序号名称消耗定额每吨氨消耗量单位备注每小时每年1液氨1316228249280421974x108m32冷却水484269171407264x106m33锅炉给水647782122683439717x109m34电386337316705795x106KW注消耗定额以每吨合格液氨产品计第七章 生产分析及三废排量 一生产控制分析方法序号取样点分析工程分析方法控制指标分析次数1合成塔二次出口氨气NH3kg66812Nm3有害物含量NH3 7009固体含量

11、理化数据?石油化学工业部化工设计院编石油化学工业出版社出版第十章 工艺设计计算书一设计要求 年工作日330天系统工作压力15MPa 精练气组成H2 7276N2 2592CH4 098Ar034 合成塔进气NH3 25CH4Ar 15出气NH3 165 水冷器出口温度35 设计裕度10 第二局部 物料计算和热量计算13物料计算com入口气组分入塔氨含量y5NH3 25y5CH4 1500xx100入塔氢含量y5H2 xx100入塔氩含量y5Ar com098034x100入塔氮含量y5N2 xx100rH2N2小计2511136386461875206251002合成塔出口气组分以1000km

12、ol入塔气作为基准求出塔气组分由下式计算塔内生成氨含量MNH3 M5 y8NH3-y5NH3 1y8NH3 1000 0165-0025 10165 120212kmo出塔气量 M8 入塔气量生成氨含量 1000-120212 879828kmo出塔氨含量 y8NH3 165y8CH4 M5M8 xy5CH4 1000879828 x11136 12657 y8Ar M5M8 xy5Ar 1000com 4392 y8H2 34 1-y8NH3-y8CH4-y8Ar x100 34 1-0165-012657-0043921 x100 49838 y8N2 14 1-00165-012657-

13、004392 x100 16612rH2N2小计1651265743924983816612100com合成率 2MNH3M5 1-y5NH3-y5CH4-y5Ar x100 2x1202121000 1-0025-011364-003964 x100 29133m i MNH3mCH4mH2mArmN2小计0165012657004392049838016612100000查35P 144555MPa各组分平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN2013888226485628257803771728704设VL 2985时带入Lx i m i 1 VL xK i L i LNH3 mNH3

14、1 VL xKNH3 0032066KmolLCH4 mCH41 VL xK CH4 0000187 KmolLr mAr1 VL xKr 0000023 KmolL mH21 VL xK 0000208 KmolL mN2 1 VL xK 0000077 KmolL L NH3 L CH4 L Ar L Ar L H2 L N2 0032559 Kmol别离气体量V 1-L 1-0032559 0967441 Kmol计算气液比VL误差 xNH3 LNH3L 0032660032559x100 9848xAr LArL 00000230032559xIOO 007xCH4 LCH4L 000

15、1850032559x100 057xH2 LH2L 00002080032559x100 064xN2 LH2L 00000770032559x100 024NH3CH4ArH2N2小计984805700706402410000别离气体组分含量气体氨含量 yNH3 mNH3-LNH3V 0165-002066 0967441x100 1341yCH4 m-LCH4V -000185 0967441x100 yAr mr-LArV 004392-0000023 0967441x100 4537yH2 mH2-LH2V 049838-0000208 0967441x100 51494yN2 mN

16、2-LN2V 011654-0000077 0967441x100 17163NH3CH4ArH2N2小计13410130644537514941716310000com器气液平衡计算查t 15p 13062MPa的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN2002522745857275213332693699冷交换器出口液体组分含量出口液体甲烷含量 xCH4 yCH4 KCH4 01113674585x100 0149NH3 yNH3 KNH3 0025002522 x100 Ar yAr KAr 00386472725 x100 0053H2 yH2 KH2 06187513332 x10

17、0 0464N2 yN2 KN2 02062593966 x100 0149NH3CH4ArH2N2小计99110014900530464014910000com槽气液平衡计算由于氨别离器液体和冷交换器出口别离液体集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别离液氨占总量的白分数Gy5NH3x y8NH3-yNH3 y8NH3- y5NH3 x 1- yNH3分 10025x0165-013741 0165-0025 x1-013741x100mol液体计算为准即L0 1Kmol入口液体混合后组分含量m 0i L 15 xX15iL16xX16i Gx

18、x X15i 1- G xX16i 023418x X15i076582 X16im0NH3 comcom 098962混合后入口甲烷含量m0CH4 comcom9 0002476混合后入口氩含量m0Ar comcom3 000057混合后入口氢含量m0H2 comcom4 0005052混合后入口氮含量m0N2 comcom4 0002277液氨贮槽入口液体含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计09896200024760000570005052000227710000当热t 17平衡计算得平衡常数P 1568MPaKNH3KCH4KArKH2KN205981705405756

19、20根据气液平衡L i m 0i 1 VL xk i 设 VL 00275代入上式得出口液体氨含量LNH3 m0NH3 1 VL xkNH3 0989 1com 0972999 Kmol出口液体甲烷含量LCH4 m0CH4 1 VL xkCH4 0002476 100275x170 0000436Kmol出口液体氩含量LAr m0 Ar 1 VL xkAr 000057 100275x540 0000036 Kmol出口液体氢气含量LH2 m0H2 1 VL xkH2 0005052 100275x575 0003 Kmol出口液体氮气含量LN2 m0N2 1 VL xkN2 0002277

20、100275x620 0000126 KmolL 总 0973897V 1-0973897 0026103Kmol VL VL 00268 0275-00268 00275 24 VL 0025时LNH3 0974432Kmol LCH4 0000472KmolLAr 0000039Kmol LH2 0000328 KmolLN2 0000138 Kmol V 1-L 总 0024591 VL VL 00245910975409 00251 0025-00252 0025x100 04出口液体氨含量xNH3 LNH3L 09744320975409x100 998998xCH4 LCH4L 0

21、0004720975409x100 0048xAr LArL 00000390975409x100 0004xH2 LH2L 00003280975409x100 00336xN2 LN2L 00001380975409x100 00141NH3CH4ArH2N2小计99899800480004003360014110000出口弛放气组分含量弛放气氨含量yNH3 M0NH3-LNH3 V 098962-097443 0024591x100 61784yCH4 M0CH4-LCH4 V 000248-0000472 002459x100 815yAr M0 Ar-LAr V 000057-000

22、0039 0024591x100 215yH2 M0H2-LH2 V 0005052-0000328 0024591x100 1921yN2 M0N2-LN2 V 0002277-0000138 0024591x100 8698NH3CH4ArH2N2小计617848152151921869810000com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L 19 1000x224 0998998x17 1318969mNH3 L 19NH3 L 19NH3 xX 19NH3 com 1317647 mCH4 L 19CH4 L 19CH4 xX 19CH4 com 0

23、638 mAr L 19Ar L 19Ar xX 19Ar com 0053 mH2 L 19H2 L 19H2 xX 19H2 com 0053 mN2 L 19N2 L 19N2 xX 19N2 com 0186 mVL 0025V 20 0025xL 19 com 32974 mNH3 V 20NH3 V 20NH3 × y 20NH3 com 20373 mCH4 V 20CH4 V 20CH4 × y 20CH4 com 2687mAr V 20Ar V 20Ar × y 20Ar com 0712 mH2 V 20H2 V 20H2 × y

24、20H2 com 6334 mN2 V 20N2 V 20N2 ×由物料平衡入槽总物料 出槽总物料L 21 L 19 V 20 1351943 mL 21i L 19i V 20i CH4 L 21CH4 06382687 3325 mAr L 21Ar 00530712 0765 mH2 L 21H2 04436334 6777mN2 L 21N2 01862868 3054 m由 m 0i L 21i L 21 入口液体中氨含量 m m 0CH4 33251351943x100 0246 m 0Ar 07651351943x100 0057 m 0H2 67771351943x1

25、00 0501 m 0N2 30451351943x100 0226 m 0i M 0i com统物料计算将整个合成看着一个系统进入该系统的物料有新鲜补充 气补V补 离开该系统的物料有放空气V放液氨贮槽弛放气V弛产平液氨L氨由前计算数据如下表名称NH3CH4ArH2N2气量补充气-00098000340727602592V补放空气0137410130640045370514940017163V放弛放气0618740081490021590192100869832974液氨099899800004840000040000336com11318969入塔气002501136003864061875

26、020625V入出塔气0165012657004392049838016612V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补V放V入V出循环回路中氢平衡V补yH2补 V放yH2放V弛yH2弛32V放yNH3放32V弛yNH3弛32LNH3循环回路中氮平衡V补yN2补 V放yN2放V弛yN2弛12V放yNH3放12V弛yNH3弛12LNH3 循环回路中惰性气体平衡 V补 yCH4放yAr放 弛 yCH4放yAr放 V弛 yCH4弛yAr弛 V补 0009800034 V放 01293804493 32944 008149002159 001332 V补 017431 V放339587循环回路中惰性气体平衡

27、V出yNH3-V入yNH3入 V放y放V弛y NH3弛LNH30165V出-0025V入 013741V放 32974 x 061784 1317647循环回路中总物料体平衡 V入 V出 V补 - V放 - V弛- LNH3 V出 V补V放-32974-1317647联立各式解得V放 202175 m V 29178 m V 9998906 m V 1136461 m3com物料计算入塔物料5 11364610 m3NH3 V5NH3 1136461 x 25 284115m3CH4 V5CH4 1136461 x 11136 1265563m3Ar V5Ar 1136461 x 3864 4

28、39129m3H2 V5H2 1136461 x 61875 7031852m3N2 V5N2 1136461 x 20625 2343951m35 V6 V7 11364610 m3出塔物料 V8 9998906m3NH3 V8NH3 9998906 x 165 1649819m3CH4 V8CH4 9998906 x 12657 1264862m3Ar V8Ar 9998906 x 4392 439152m3H2 V8H2 9998906 x 49838 4983255m3N2 V8N2 9998906 x 16612 1661018m3VNH3 V8NH3-V5NH3 1649819-2

29、84115 1365704 m3 1036472Kg沸热锅炉进出口物料热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料即V8 V9 V10 9998906 m3com器物料计算进器物料水冷器进气物料等于热交换器出口物料即 V10入 9998906 m3出器物料在水冷器中局部气氨被冷凝由氨别离器气液平衡计算得气液比 VL 2985有如下方程V11出L11出 VL 2985V11出L11出 L10入 9998906将 V11出 2985L11出带入得L11出 324114 m3 V11出 9674792 m3出口气体组分由V11i V11出y11i得其中 NH3 V11NH3 9674792 x 13741

30、1329431m3CH4 V11CH4 9674792 x 13064 126391m3Ar V11Ar 9674792 x 4537 438945m3H2 V11H2 9674792 x 51494 4981937m3N2 V11N2 9674792 x 17163 1660485m3L11i V8i-V11i其中 NH3 L11NH3 1649819-1329413 320406m3CH4 L11CH4 1264862-1263915 0947m3Ar L11Ar 439152-438945 0207m3H2 L11H2 4983255-4981937 1318m3N2 L11N2 166

31、1018-1660485 0533m3com离器物料计算进器物料氨别离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料即V11 V11出L11出 9674792324114 9998906 m3出器物料气液混合物在器内进行别离分别得到气体和液体出器气体V12V11出9674792 m3出器液体L15L11出324114 m3氨别离器出口气体放空V13 202175 m3其中 NH3 V13NH3 202175 x 13741 27685m3CH4 V13CH4 202175 x 13064 26321m3Ar V13Ar 202175 x 4537 9141m3H2 V13H2 202175 x 5

32、1494 103748m3N2 V13N2 202175 x 17163 34579m3com4 V12-V13 9674792-202175 9473317 m3其中 NH3 V14NH3 9674792 x 13741 1301728m3CH4 V14CH4 9674792 x 13064 1225658m3Ar V14Ar 9674792x 4537 425636m3H2 V14H2 9674792 x 51494 4890316m3N2 V14N2 9674792x 17163 1629979m317 查 t 17P 13062MPa气相平衡氨含量y NH3 838610V17NH3

33、com 9225a 9473317-1301728a 009225 a 830427 m3L17NH3 V14NH3-a 1301728-830437 471291 m3冷交换器热气出口气量及组分其中 NH3 V17NH3 V14NH3-L17NH3 830437m3CH4 V17CH4 V14CH4 1225658m3Ar V17Ar V14Ar 425636m3H2 V17H2 V14H2 4890316m3N2 V17N2 V14N2 1629979m3出口总气量 V17 V14-L17NH3 9473317-471291 9002026 m3出口气体各组分NH3 V17NH3V17 8

34、304379002026x100 9225CH4 V17CH4V17 12256589002026 x100 13615Ar V17ArV17 4256369002026 x100 4728H2 V17H2V17 48903169002026 x100 54325N2 V17N2V17 16299799002026 x100 18107comcom物料计算进器物料氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1 29178 m3其中 CH4 V1CH4 com 28594m3Ar V1Ar com 9921m3H2 V1H2 com 2122991m3N2 V1N2 com 75629

35、4m3V18进器气体物料 V1V17 291789002026 11919826 m3进器气体组分含量V18i V1iV17i其中 NH3 V18NH3 V17NH3 830437m3CH4 V18CH4 285941225658 1254252m3Ar V18Ar 9921425636 435557m3N2 V18N2 7562941629979 2386273m3各组分百分含量y18i V18iV18NH3 y18NH3 83043711919826x100 6967Ar y18Ar 43555711919826x100 3654H2 N2 y18N2 238627311919826x10

36、0 2002L18 L18NH3 L17NH3 471291 m3出器物料出器气体中氨含量为 4872b m3b 11919826V18-830437V18NH3 4872 b 540275 m3那么氨冷器中冷凝液氨量L18NH3 V18NH3-b 830437-540275 290162 m3氨冷器出口总液氨量L2NH3 L18NH3L18NH3 471291290162 761453 m3氨冷器出口气量V2 V18-b 11919826-290162 11629664 m3其中 NH3 V2NH3 540275m3CH4 V2CH4 V18CH4 1254252m3Ar V2Ar V18A

37、r 435557m3H2 V2H2 V18H2 7013307m3N2 V2N2 V18N2 2386273m3各组分百分含量 y2i V2iV2NH3 y2NH3 54027511629664x100 4646Ar y2Ar 43555711629664x100 3475N2 y2N2 238627311629664x100 20519 m3com2氨冷凝器物料计算进器气体物料 V2 11629664 m3进器气体组分含量 V22i V2i其中 各组分含量 y22i y2iNH3 V22NH3 V2NH3 540275m3 NH3 y22NH3 y2NH3 4646CH4 V2CH4 V2C

38、H4 V18CH4 1254252m3 CH4 y22CH4 y2CH4 10785Ar V2Ar V2Ar V18Ar 435557m3 Ar y22Ar y2Ar 3475 H2 V2H2 V2H2 V18H2 7013307m3 H2 y22H2 y2H2 60305N2 V2N2 V2N2 V18N2 2386273m3 N2 y22N2 y2N2 20519液氨量 761453 m3进器总物料等于出器总物料 12391117 m3出器物料出器气体中氨含量为 25b m3b 11629664-540275 0025 解得b 277235 m3那么氨冷器中冷凝液氨量L22NH3 V28N

39、H3- b 540275-277235 26304 m3氨冷器出口总液氨量LNH3 L8NH3L28NH3 76145326304 1024493 m3氨冷器出口气量V V8- b 11629664-26304 11366624 m3其中NH3 VNH3 277235m3CH4 VCH4 V22CH4 1254252m3Ar VAr V22Ar 435557m3H2 VH2 V22H2 7013307m3N2 VN2 V22N2 2386273m3各组分百分含量 yi ViVNH3 yNH3 27723511366624x100 CH4 yCH4 125425211x100 Ar yAr 43

40、555711x100 H2 yH2 701330711x100 N2 yN2 238627311x100 总物料 VLcom 冷交换器物料计算进口物料冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料其中气体入口V 11365624 m3液体入口 LNH3 1024493 m3由气液平衡计算得以一1Kmol进口物料为计算基准即 F 1LV FLxNH3VyNH3 FmNH3将yNH3 0025xNH3 09911代入上式V xNH3- mNH3xNH3- yNH3 1026- mNH309661式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3 V2NH3V2V V1V17V17 V18-V13-L15VNH3

41、 VNH3L17NH3L22NH3式中V 冷交换器入口总物料V17冷交换器热气出口总物料VNH3 冷交换器入口总氨物料将 V8 9998906 m3V13 202175 m3L15 324114 m3代入上式解得V17 9473317 m3V 291789473317 12391117 m3VNH3 277235471291553202 1301728 m3mNH3 VNH3 V得V 1026-01050509661 091726L 1-V 008274LV 008274091726 00902由LV可求出冷交换器冷凝液体量L16V3 LV 00902冷凝液体量 L16 00902V3 com

42、 1025088 m3出器物料冷交换器冷气出口气体物料等于进口总物料减去冷激液体量V3 12391117-1025088 11366029 m3其中 NH3 V3NH3 1com 284151m3CH4 VNH3 1com 1265721m3Ar VNH3 1com 7032730m3H2 VNH3 1com 439183m3N2 VNH3 1com 2344243m3 x100 x100G分x15 L15L16x16 X100 com comcom X 23096-G分G 23418-20413进槽物料氨别离器入槽液体 L15 324114 m3其中 NH3 L15NH3 com 31918

43、7m3CH4 L15CH4 com 1847m3Ar L15Ar com 0227m3H2 L15H2 com 2074m3N2 L15N2 com 0778m3冷交换器入槽液体 L16 1025088 m3其中 NH3 L16NH3 com 1015965m3CH4 L16CH4 com9 1527m3Ar L16Ar com3 0543m3H2 L16H2 com44 4756m3N2 L16N2 com4 2296m3入槽混合物料 L21 L15L16 3241141025088 1349202 m3各组分物料含量L21i L15iL16iCH4 L21CH4 18471527 3374

44、m3Ar L21Ar 02270543 077m3H2 L21H2 20744756 683m3N2 L21N2 07782296 3074m3百分含量 x21i L21iL21CH4 x21CH4 33741349202x100 025Ar x21Ar 0771349202x100 0057H2 x21H2 6831349202x100 0506N2 x21N2 30741349202x100 0228 m3其中 NH3 V20NH3 20373m3CH4 V20NH3 2687m3Ar V20NH3 0712m3H2 V20NH3 6334m3N2 V20NH3 2868m3出口液氨总物料

45、 L19 L21-L20 1349202-32974 1316228 m3其中 NH3 L19NH3 L21NH3-V20NH3 1335152-20373 1314779m3CH4 L19CH4 L21CH4-V20CH4 3374-2687 0687m3Ar L19NH3 L21NH3-V20NH3 0770-0712 0058m3H2 L19H2 L21H2-V20H2 683-6334 0496m3N2 L19N2 L21N2-V20N2 3074-2868 0206m3各组分百分含量x19i L19iL19CH4 xCH4 06871316228x100 Ar xAr 0058131

46、6228x100 H2 xH2 04961316228x100 N2 xN2 02061316228x100 mNH3 1314779224x17 99782Kg物料计算汇总表2氨冷器出口气体345冷交换器冷气出口m3tNH3m3hKmolhm3tNH3m3hKmolhNH3464654027510231927456782922583043715727646702127CH4107851254252237542791060459136151225658232127371036283Ar3745435557824901436826047284256368061120359871H26030570

47、133071328250215929688543254890316926176954134719N220510238627345193624202150318017162997930870172137813310000011629664220254207983277710000090020261704893707611133567合成塔一次入口8910合成塔二次出口m3tNH3m3hKmolhm3tNH3m3hKmolhNH32528411553808542402171651649819312459221394907CH4111361265563239684981070022126571264

48、862239552211069430Ar3864439129831666437128043924391528317100371300H26187570138521331762455945368498384838255943778664213298N220625234395144392088198179016612166101831458020140437610000011364610215234349960867610000099989061893692818453986 11 水冷器出口气体 11 水冷器出口液体m3tNH3m3hKmolhm3tNH3m3hKmolhNH3137411329

49、4132450953109418988563204066068169270900CH4130641263915239372861068629292209471793508Ar453743894583133793711240064020739200175H251494498193794352905421218304071318249621114N21716316604853144792514039250164053310094045110000096749721832308868179950100000324114613839527403512氨别离器出口13放空气m3tNH3m3hKmolhm3tNH3m3hKmolhNH31374113294132450953109418837412768552432623407CH413064126391523937286106862913064263249847422253Ar4537438945831337937112445379141731027728H251494498193794352905421218351494103748196488387718N217163166048531447925140392517163345796548