合成氨合成工段课程设计说明书

太原理工大学

课程设计任务书课程设计题目：年产20万吨合成氨合成工段工艺设计课程设计要求：设计采用中压两级分氨流程，年产20万吨合成氨合成工段的工艺设计。设计配有设计说明书一份，图纸二张。说明书内容：原料气来源、流程方案的确定、物料衡算、热量衡算、设备选型及设计计算、车间布置、三废”治理及综合利用。二张图纸：1•带控制点的合成工段物料流程图；2•中压合成塔的工艺装配图。学生应交出的设计文件（纸质及电子版）：1•设计说明书（首页附设计任务书）2•工程设计图（CAD版）（1）主要设备图（2）工艺流程图主要参考资料（电子版）：一•手册1•小合成氨厂工艺技术与设计手册（上册），化学工业出版社，1994。2•小合成氨厂工艺技术与设计手册（下册）梅安华主编，化学工业出版社，1994。氮肥工艺设计手册气体压缩氨合成甲醇合成，化学工业出版社，1989。氮肥工艺设计手册理化数据分册，石油化学工业出版社，1977。二•参考文献1中国环球化学工程公司编.氮肥工艺设计手册[M].19852郝晓刚等编著.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，20093陈甘棠主编•化学反应工程[M].第三版•北京：化学工业出版社.1990(11)4黄璐.化工设计.北京：化学工业出版社，20005陈五平主编•无机化工工艺学•第三版.北京：化学工业出版社，19856姜胜阶•合成氨工学【J】•石油化学工业出版社，1978(7)7湖北华工设计院•氨合成塔【J】•石油化学工业出版社，1977(12)8化学工业出版社组织编写.中国化工产品大全[M].第二版上卷.9司航主编.化工产品手册[M].第三版.北京：化学工业出版社.10李祥君著•新编精细化工产品手册[M].北京：化学工业出版社.1996.11万家亮曾胜年主编•分析化学[M].第三版.北京：高等教育出版社.2001(6).12天津化工研究院编•无机与工业手册【M】•北京:化学工业出版，1988(2)13江寿建.化工厂共用设施设计手册.北京：化工工业出版社，200014时均等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，199615赵国方.化工工艺设计概论.北京：原子能出版社，199016化工工程师手册编辑委员会.化学工程师手册.北京：机械工业出版社，200017陈敏恒等.化工原理，上下册.北京：化学工业出版社，198518吴志泉等.化工工艺计算，物料、能量衡算.上海：华东理工大学出版社，199218倪进方.化工过程设计.北京：化学工业出版社，1999专业班级学生李林豪组别第四组组员要求设计工作起止日期2011.11.21〜2011.12.16指导教师签字日期系主任批准签字日期前言《化工设计》课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、各类塔结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。本设计就合成车间的工艺生产流程，着重介绍化工设计的基本原理、标准、规范、技巧和经验。本说明书主要确定优化的工艺流程、工艺条件、设备选型及其他非工艺专业等内容。在全面介绍化工设计的基础知识上，重点阐述工艺流程设计、物料和能量衡算及车间布置等内容，并结合工艺计算、工程经济，力求体现当今化工设计的水平。合成氨生产任务设计决定了生产合成氨的规模，设备的要求以及工艺流程的状况。本设计所采用的方法是半水煤气合成法，其主要原料是煤和氮气，利用煤来生成氢气，而本设计主要是对合成氨合成工段的设计，故所用原料直接采用氮气和氢气，其以合成塔为主要设备，在氨冷器、水冷器、气—气交换器、循环机、分离器、冷凝塔等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在485—500*的高温条件下来制得氨气。本设计要求要掌握合成塔的工作原理，生产的工艺路线，并能根据工艺指标进行操作计算。在工艺计算过程中，包含物料衡算，热量衡算及设备选型计算等。生产的氨的用途和产生的三废在本设计也有所提到，在合成效率方面也有进一步研究。摘要合成氨生产任务设计决定了生产合成氨的规模，设备的要求以及工艺流程的状况。本设计所采用的方法是半水煤气合成法，其主要原料是煤和氮气，利用煤来生成氢气，而本设计主要是对合成氨合成工段的设计，故所用原料直接采用氮气和氢气，其以合成塔为主要设备，在氨冷器、水冷器、气—气交换器、循环机、分离器、冷凝塔等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在485—500*的高温条件下来制得氨气。本设计要求要掌握合成塔的工作原理，生产的工艺路线，并能根据工艺指标进行操作计算。在工艺计算过程中，包含物料衡算，热量衡算及设备选型计算等。生产的氨的用途和产生的三废在本设计也有所提到，在合成效率方面也有进一步研究。［关键词］：半水煤气合成法合成塔催化剂目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"符号说明7\o"CurrentDocument"第一章总论8\o"CurrentDocument"概述8\o"CurrentDocument"氨的性质8\o"CurrentDocument"氨的物理性质8\o"CurrentDocument"氨的化学性质9\o"CurrentDocument"原料气来源9\o"CurrentDocument"文献综述10\o"CurrentDocument"合成氨工业的发展10\o"CurrentDocument"合成氨工业的现状11\o"CurrentDocument"合成氨工业的发展趋势11\o"CurrentDocument"设计任务的项目来源12\o"CurrentDocument"第二章流程方案的确定12\o"CurrentDocument"生产原理12\o"CurrentDocument"各生产方法及特点12\o"CurrentDocument"工艺流程的选择14\o"CurrentDocument"合成塔进口气的组成16\o"CurrentDocument"第三章工艺流程简述17\o"CurrentDocument"合成工段工艺流程简述17\o"CurrentDocument"工艺流程方框图18\o"CurrentDocument"第四章工艺计算19\o"CurrentDocument"物料衡算：19\o"CurrentDocument"设计要求：19\o"CurrentDocument"4.1.2计算物料点流程图：19\o"CurrentDocument"4.1.3合成塔入口气组分：20合成塔出口气组分：21\o"CurrentDocument"4.1.6氨分离器气液平衡计算：224.1.7冷交换器气液平衡计算：244.1.8液氨贮槽气液平衡计算：254.1.9液氨贮槽物料计算：28\o"CurrentDocument"4.1.10合成系统物料计算:29\o"CurrentDocument"4.1.11合成塔物料计算：31\o"CurrentDocument"4.1.12水冷器物料计算：32\o"CurrentDocument"4.1.13氨分离器物料计算：33\o"CurrentDocument"4.1.14冷交换器物料计算：33\o"CurrentDocument"4.1.15氨冷器物料计算：354.1.16冷交换器物料计算：37\o"CurrentDocument"4.1.17液氨贮槽物料计算:39\o"CurrentDocument"热量衡算：42\o"CurrentDocument"4.2.1冷交换器热量计算：424.2.2氨冷凝器热量衡算：45\o"CurrentDocument"4.2.3循环机热量计算：48合成塔热量衡算：504.2.5废热锅炉热量计算：524.2.6热交换器热量计算：544.2.7水冷器热量衡算：554.2.8氨分离器热量核算：57\o"CurrentDocument"第五章设备选型及设计计算59\o"CurrentDocument"合成塔催化剂层设计：59废热锅炉设备工艺计算：61\o"CurrentDocument"计算条件61\o"CurrentDocument"5.2.2管内给热系数的计算61\o"CurrentDocument"5.2.3管外给热系数65\o"CurrentDocument"5.2.4传热总系数K65\o"CurrentDocument"5.2.5传热温差65\o"CurrentDocument"5.2.6传热面积66\o"CurrentDocument"热交换器设备工艺计算:66\o"CurrentDocument"5.3.1计算条件66\o"CurrentDocument"5.3.2管内给热系数的计算67\o"CurrentDocument"5.3.3管外给热系数69\o"CurrentDocument"5.3.4总传热系数73\o"CurrentDocument"5.3.5传热面积核算73\o"CurrentDocument"水冷器设备工艺计算：74\o"CurrentDocument"5.4.1计算条件74\o"CurrentDocument"5.4.2管内给热系数的计算74\o"CurrentDocument"5.4.3管外给热系数76\o"CurrentDocument"5.4.4传热温差77\o"CurrentDocument"5.4.5传热总系数K77\o"CurrentDocument"氨冷器设备工艺计算:78\o"CurrentDocument"5.5.1计算条件78\o"CurrentDocument"5.5.2管内给热系数的计算78\o"CurrentDocument"5.5.4传热总系数K82\o"CurrentDocument"5.5.5传热温差82\o"CurrentDocument"5.5.6传热面积82\o"CurrentDocument"第六章车间布置84\o"CurrentDocument"第七章“三废”治理及综合利用85\o"CurrentDocument"“三废”的产生及污染85\o"CurrentDocument"7.1.1废气污染危害86\o"CurrentDocument"7.1.2废水污染危害87\o"CurrentDocument"7.1.3工业废渣对环境的污染87\o"CurrentDocument"“三废”治理原则88\o"CurrentDocument"结束语88\o"CurrentDocument"参考文献：89\o"CurrentDocument"附录：90\o"CurrentDocument"物料衡算汇总表90\o"CurrentDocument"热量计算点图94

符号说明V----气体摩尔质量，kmold------管道直径，mL-----液体摩尔质量,kmolG----气液百分数g-----重力加速度，m/s2Nm3标准立方米K-----平衡常数F-----进料量l-----长度，mC--p---比热容m-----质量，kgQ-----热量，KJM-----摩尔质量，kg/kmolI-冷凝热，KJ/kgn-数量K-绝热指数p-----压强，MPaN-压缩功，KWr-----半径，mZ-压缩系数HR反应焓，KJ/kmolT-温度，CF----传热面积，m2V-----体积，m3a——--传热系数，KJ/(m2•h)①-----直径，my-----气相摩尔分数W----重量流量，kg/h九-----导热系数，KJ/(m•h•°C)入——摩擦系数R-----粘度，Pa•s或cPPr普兰特常数P-----密度，kg/m3Q热负荷，KJ/hR-----污垢系数,(m2•h•C)/KJx液相摩尔分数第一章总论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-6、丙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。1.2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0.01％时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-33.35°C(沸点)才能液化。而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热。氨的化学性质⑴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：4NH+5OT4NO+6HO322⑵氨与酸或酐反应生成盐类，是制造氮肥的基本反应：2NH+HSO=(NH)SOTOC\o"1-5"\h\z324424NH+HNO=NHNO3343NH+HCl=NHCl34NH+HPO=NHHPO34424⑶氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵，进一步脱水成为尿素：2NH+CO=NHCOONH3242NHCOONH=CO(NH)+HO2222⑷氨与二氧化碳和水作用，生成碳酸氢铵：NH+CO+HO=NHHCO32243(5)氨可与盐生成各种络合物，如CuCl•6NH、CuSO•4NH2343。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%(NH)。100C,0.1MPa下，3爆炸极限为14.5%〜29.5%(NH)。31.3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-水蒸气混合气，经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-水蒸气混合气等称为汽化剂。这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（H+CO）/N=3.1〜3.2的一个特例。可22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。1.4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MDEA等净化技术；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：①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。②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。③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3-5家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。1.5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2.1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：31H+—NTNH+46.22KJ22223此式为一不可逆，放热，体积缩小的反应，其反应过程为：N（扩散）T2N（吸附）T2NH（吸附）T2NH（吸附）T2NH（附）T2NH（扩散到气相）2233氨合成的反应特点：⑴反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。⑵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。⑶必须借助触媒，以加快反应速度。⑷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。2.2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。低压法操作压力低于20MPa的称低压。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(CO、CO2)要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450〜550°C。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-20C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。高压法操作压力为60MPa以上的称为高压法，其操作温度大致为550〜650C。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。中压法操作压力为20〜35MPa的称为中压法，操作温度为450〜550C。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30〜35MPa。本设计采用中压法，操作压力为32MPa。2.3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。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20~32MPa。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400~500OCO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8~10°C。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。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30MPa左右的，空间速度选择在2000~3000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。贮槽压力一般为1.6〜1.8MPa,此时，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。2.4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。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2.8~2.9比较适宜。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0.5%~1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%~15%之间。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30MPa左右时，塔进口氨含量约控制在2.5%~3.5%之间。对于压力在15MPa的合成氨厂，一般应控制在2.0%左右。本设计中塔进口氨含量控制为2.5%。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°C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17C，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T0C，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25C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。入塔气氨含量为2.5%。反应换热后温度降为140~160C，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：0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。Q流程简单，设备投资抵。⑥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。Q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。©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。3.2工艺流程方框图图3-1合成氨工艺流程方框图第四章工艺计算4.1物料衡算：4.1.1设计要求：年产20万吨液氨,设计裕度及液氨损失均不计精炼气组成（%）：如下表表4-1-1精炼气组成（mol%）组成N2H2CH4Ar合计mol%24.1274.451.100.33100合成塔入口氨含量（mol%）：NH二2.5%3,入合成塔出口氨含量（mol%）：NH二16.5%3,出合成塔入口惰性气体含量（mol%）：CH+Ar=15.0%4合成塔操作压力：32MPa（绝压）精炼气温度：35°C水冷器出口温度：35C循环机进出口压差：1.47Mpa年工作日：330天产量：25.25251NH/h3计算基准：生产1吨液氨4.1.2计算物料点流程图：12345精炼气6789101112141718合成气；13放空气20弛放气1液氨图4-1-1计算物料点流程图合成塔入口气组分：根据计算依据有入塔氨含量：y=2.5%5,NH3入塔甲烷含量：二15%x5,CH4亦莎X1°吆二心9%入塔氩含量：二15%入塔甲烷含量：二15%x5,CH4亦莎X1°吆二心9%入塔氩含量：二15%x5,Ar00^0330x1°略二心9%入塔氢含量：5,H2二［100-(2.5+11.539+3.462”x3X100%二61.874%4入塔氮含量：5,N2二［100-(2.5+11.136+3.864”x-x100%二20.625%4表4-1-2入塔气组分含量（%）NHCHArHN小计3422

2.50011.5393.46261.87420.6251004.1.4合成塔出口气组分：以1000kmol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：(y-y)(0.165-0.025)M二M=1000X二120.172kmolNH35(1+y丿(1+0.165)8,NH3出塔气量:M二入塔气量-生成氨含量=1000-120.172=879.828kmol8出塔氨含量：y8,NH3二16.5%出塔甲烷含量：8,CH4M=出塔氨含量：y8,NH3二16.5%出塔甲烷含量：8,CH4M=5xyM85,CH4=鵲X11'539%=13・115%出塔氨含量：y8,ArM5xyM85,Ar船X3462%二3'935%yy8,H23=—X4=49.838%=3x6一y一y一y)x100%48,NH35,CH48,Ar出塔氢含量：：(1一0.165一0.13115一0.03935)x100%出塔氢含量：出塔氮含量：y=-x(1-0.165一0.13115一0.03935)x100%=16.612%8,H24表4-1-3出塔气体组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计16.513.1153.93549.83816.6121004.1.5合成率：2MNH3合成率二一f一MU-y-y-y55,NH35,CH45,Ar2x120.172=x100%1000fl-0.025-0.11539-0.03462))x100%=29.133%4.1.6氨分离器气液平衡计算：已知氨分离器入口混合物组分mmNH3mCH4mArmH2mN2小计0.1650.131150.039350.498380.166121i表4-1-4氨分离器入口混合物组分查35°C,p=29.4MPa各组分平衡常数:KNH3KCH4KArKH2KN20.0934.5表4-1-5平衡常数表设V=11.110时,L—i——计算各组分溶解液量:1+—xKLi代入LiLNH3m1+—xKLNH30.1651+11.110x0.098=0.07899kmO1LLCH40.13115m0.13115CH==0.00143kmol1丄—v疋1+11.110x8.200+xKLCH4LArm—^1+—xKLAr0.03935=1+11.110x28.200=0.00013kmO1LH2m__V^21+—xKLH20.49838=1+11.110x27.500=0.00163kmO1m0.16612L=N—==0.00043kmolNi+V%K1+11.110x34.500~LN分离液体量：L=L+L+L+L+L总NH3CH4ArH2N2=0.07899+0.00143+0.00013+0.00163+0.00043二0.08261kmol分离气体量：V=1-L=1-0.08261=0.91739kmol计算气液比：=计算气液比：=091Z39=11.1050.08261V-(v[误差=Zx100%=11.110-11.105X100%=0.045%V11.110~L结果合理从而可计算出液体中各组分含量：L0.07899液体中氨含量：x=-^=x100%=95.618%nh3L0.08261液体中氩含量：x=你=0.00013x100%=0.157%ArL0.08261液体中甲烷含量：％°=牛=船X100%=1731%液体中氢含量」=字=船X100%=1^73%液体中氮含量」2=»曙X100%=0・521%表4-1-6氨分离器出口液体含量（%）NH3CH4ArH2N2小计95.6181.7310.1571.9730.521100.00分离气体组分含量：气体氨含量y=ZLnht=0.165-0.07899x100%=9.376%nh3V0.91739

表4-1-7氨分离器出口气体含量（%）NH3CH4ArH2N2小计9.37614.1404.27554.14818.0611004.1.7冷交换器气液平衡计算：气体甲烷含量yCH4=%4；Lch4=0.13115-0.°0143X100%气体甲烷含量yCH4=%4；Lch4=0.13115-0.°0143X100%=14.140%0.91739气体氩含量yAr-L0.03935-0.00013乂⑹％二4.275%■ArArV0.91739气体氢含量yH2=°49838-°.°0163X100%=54.148%0.91739气体氮含量yN2m—V-LN=0.16612-0,00043Xi。。％=18.061%0.91739根据气液平衡原理x二艾,由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成iKi塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量y和操作条件下的分离温度可查出iK，便可解出x。ii查T=-10°C,p二28.028MPa的平衡常数：表4-1-8平衡常数表KNH3KCH4KArKH2KH20.025427517580冷交换器出口液体组分含量：y0.025出口液体氨含量x=叫=x100%=98.425%NH3K0.254NH3出口液体甲烷含量yx=出口液体甲烷含量yx=叫

ch4KCH40.1153927X100%=0.427%出口液体氩含量XAr二F二曽X100%二°068%Ar

出口液体氢含量XH2=讣=0.61874"00%皿5%H2出口液体氮含量\=/=呼x100%=0-255%表4-1-9冷交换器出口液体组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计98.4250.4270.0680.8250.2551004.1.8液氨贮槽气液平衡计算：图4-1-2液氨贮槽气液平衡图L21.20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。、(1+L21.20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。、(1+0.025)x(0.165-0.09376))=x100%二57.554%)(0.165-0.025)x(1-0.09376))x(yG+yG%=-(—(y-y&NH35,NH3NH3分水冷后分离液氨占总量的57.554%，冷交分离液氨占总量的42.446%。5,NH3-y3NH分3以液氨贮槽入口1kmol液体计算为准，即L=1kmol，入口液体混合后组分0含量：m=Lxx+Lxx=G%xLxx+(1-G%)xLxx0,i1515,i1616,i015,i016,i=0.57554x+0.42446x15,i16,i混合后入口氨含量：m=0.57554x0.95618+0.42446x0.98425=0.968090,NH3混合后入口甲烷含量：m=0.57554x0.00173+0.42446x0.00427=0.011770,CH4混合后入口氩含量：混合后入口氢含量：混合后入口氮含量：m二0.57554x0.00173+0.42446x0.00427二0.01177混合后入口氩含量：混合后入口氢含量：混合后入口氮含量：0,Arm二0.57554x0.00157+0.42446x0.00068二0.001190,H2m二0.57554x0.00521+0.42446x0.00255二0.004090,N2

表4-1-10液氨贮槽入口液体含量（%）m0,NH3m0,CH4m0,Arm0,H2m0,n2小计96.8091.1770.1191.4860.409100当T=17°C（由热平衡计算得）p=1.568MPa平衡常数:表4-1-11平衡常数表KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡Lim—^一，设1+—xKLV二0.0821，代入上式得:L出口液体氨含量:LNH3m——V31+—根据气液平衡Lim—^一，设1+—xKLV二0.0821，代入上式得:L出口液体氨含量:LNH3m——V31+—xKLNH30.968091+0.0821X0.598—①92279""01出口液体甲烷含量:LCHm0CH1+—XK

L•0.01174——==0.00079kmol1+0.0821x170CH4出口液体氩含量:LArm0A1+—XKLAr1+牆爲=°.°0003kmO1出口液体氢气含量:LH2m0,HV21+—XKL=1+ZZ575=0.00031kmO1H2出口液体氮气含量:LN2m0N「—V21+—XK

L=1+(Zh=0.00008kmO1N2出口液体总量:L=L+L总L=L+L总NHCH3+LH2+LN2+L4Ar二0.92279+0.00079+0.00003+0.00031+0.00008二0.924kmol出口气体总量:—=1-0.924=0.076kmoll

误差=。塔爲0823x100%=-0244%出口液体组分含量出口液体氨含量：xNH出口液体氨含量：xNH3L-NH^L0.92279x100%=99.869%0.924出口液体甲烷含量：xCH4L=CH4=000079x100%=0.085%0.924出口液体氩含量：xArL=~Ar=X1O°%=°-°03%出口液体氢气含量：xH2出口液体甲烷含量：xCH4L=CH4=000079x100%=0.085%0.924出口液体氩含量：xArL=~Ar=X1O°%=°-°03%出口液体氢气含量：xH2=红=000031x100%=0.034%L0.924出口液体氮气含量：xN2=Lnt=000008x100%=0.009%L0.924NH3CH4ArH2N2小计99.8690.0850.0030.0340.009100表4-1-12液氨贮槽出口液氨组分（%）出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：s=0.096809一0.92279xi00%=59.605%0.076弛放气甲烷含量：CH4m一L=—0,CHCHV4=001177一000079xi00%=14.447%0.076弛放气氩含量：yAr%厂La=0.00119-O,00003x100%=1.526%V0.076弛放气氢气含量：y=o.。1486二000031x100%=19.145%H20.076弛放气氮气含量：yN20.076m0,N_Ln2=O'00409-O.00008x100%弛放气氮气含量：yN20.076表4-1-13出口弛放气组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计59.60514.4471.52619.1455.2771004.1.9液氨贮槽物料计算：1000X22.40.998691000X22.40.99869xl7二1319375Nm3L319,NH31919,NH3CH4L=Lxx=1319.375x0.085%=1.121Nm319,CH41919,CH4ArL=Lxx=1319.375x0.003%=0.039Nm319,Ar1919,ArH2L=Lxx=1319.375x0.034%=0.449Nm319,H21919,H2N2L=Lxx=1319.375x0.009%=0.119Nm319,N21919,N219其中NHL=Lxx=1319.375x99.869%=1317.467Nm3液氨贮槽出口弛放气二=0.0821V二0.0821xL二0.0821x1319.375二108.321Nm32019其中NHV=Vxy=108.321X59.605%=64.565Nim20,NH32020,NH3CHV=Vxy=108.321X14.447%=15.649Nim20,CH42020,CH4ArV=Vxy=108.321x1.526%=1.653Nm320,Ar2020,ArHV=Vxy=108.321X19.145%=20.738Nm3220,H22020,H2NV=Vxy=108.321X5.277%=5.716Nim220,N22020,N2液氨贮槽出口总物料二L+V二1319.375+108.321二1427.696Nm3TOC\o"1-5"\h\z1920液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L二L+V二1427.696Nm3211920入口液体各组分含量计算：L二L+V21,i19,i20,i其中NHL=1317.647+64.565=1382.212Nm321,NH3CHL=1.121+15.649=16.77Nm321,CH4ArL=0.039+0.1653=0.1692Nm321,ArHL=0.449+20.738=21.187Nim221,H2NL=0.119+5.716=5.835Nm3221,N2入口液体中组分含量核算，由m'=丄0,iL21入口液体中氨含量1382.212m=x100%=96.814%0,nh31427.696入口液体中甲烷含量1garc\m'=.x100%=1.175%0,ch41427.696入口液体中氩含量m'=.9x100%=0.119%0,Ar1427.696入口液体中氢气含量21.187m'=.x100%=1.484%0,h21427.696入口液体中氮气含量5.835m'=.x100%=0.408%0码1427.696入口液体中组分含量m=m'0i0i4.1.10合成系统物料计算: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V，离开该系统放的物料有放空气V，液氨贮槽弛放气V，产品液氨L，见图4-1-3所示：放驰氨22（（yCH4放+yAr放）二V弛（ycH4放+yAr放）+（J弛+5弛）1V补T1V入fIV出理/放,‘V驰./氨图4-1-3合成系统物料计算示意图由前计算数据如下表：表4-1-14计算数据名称NH3CH4ArH2N2气量Nm3补充气——0.0110.00330.74450.2412V补放空气0.093760.141400.042750.514940.18061V放弛放气0.596050.144470.015260.19210.05277108.321液氨0.998690.000850.000030.0003360.000091319.375入塔气0.0250.115390.034620.618740.20625V入出塔气0.1650.131150.039350.498380.16612V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补，V放,I,%:循环回路中氢平衡：22Vy=Vy+Vy+—Vy+—Vy+—L（）补H2补放H2放驰H2驰2放H2放2驰H2驰2NH3循环回路中氮平衡:[[[Vy=Vy+Vy+—Vy+—Vy+—L（）补N2补放N2放驰N2驰2放N2放2驰N2驰2NH—循环回路中惰性气体平衡:V（0.011+0.0033）=V（0.1414+0.04275）+108.321（0.14447+0.01526）补放0.0143V=0.18415V+17.327补放V=12.878V+1211.68（）补放循环回路中惰性气体平衡:Vy-Vy=Vy+Vy+L出NH3出入NH3入放放弛NH3弛NH30.165V-0.025V=0.09376V+0.59605x108.321+1317.647出入放0.165V-0.025V=0.09376V+1382.212（）出入放循环回路中总物料平衡:V=V+V-V-V-L=V+V-V-108.321-1317.647=V+V-V-1425.968入出补放弛NH3出补放出补放（）联立（）（）（）（）（）各式解得:V=135.479m3；V=2956.387ms；V=10212.836m3；V=11607.770m3放补出入4.1.11合成塔物料计算:入塔物料:V=11607.77m35其中NHV=11607.77x2.50%=290.194Nim5,NH3CHV=11607.77x11.539%=1339.421Nm35,CH4ArV=11607.77x3.462%=401.801Nm35,ArHV=11607.77x61.874%=7182.192Nm325,H2NV=11607.77x20.625%=2394.102Nm325,N2合成塔一出，二进物料，热交换器冷气进出物料等于合成塔入塔物料即V=V=V=11607.77Nm3567出塔物料V=10212.836m38

NH3V8,NH3=10212.836x16.5%=1685.118Nm3CHV=10212.836x13.115%=1339.421Nm348,CH4ArV=10212.836x3.935%=401.861Nm38,ArHV=10212.836x49.838%=5089.873Nm328,H2NV=10212.836x16.612%=1696.583Nm328,N2合成塔生成氨含量：AV=V-V=1685.118-290.194=1394.924Nm3NH38,NH35,NH3废热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。即V二V二V二10212.836Nm389104.1.12水冷器物料计算：进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V=10212.836Nm310,入出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比V=11615.289Nm3，2

-=11.105，有如下方程:L（（）（）VV11出==11.105LL11,出V+L=L=10212.83611,出11,出10,入将V11,出=11.105xL代入11,出（）得:L11,出=843.687Nm3V=9369.149Nm311,出出口气体组分由V=V11,i11,出得:其中，NH3V11,NH3=9369.149x9.376%=878.451Nm3CHV=9369.149x14.140%=1324.798Nm3411,CH4ArV=9369.149x4.275%=400.531Nm3xy11,ArH11,iV=9369.149x54.148%=5073.307Nm311,H2NV=9369.149X18.061%=1692.062Nm3211,N2出口液体各组分由L二V-V得11,i8,i11,i其中NH3L=1685.118-878.541=806.667Nm311,NH3CH4L=1339.421-1324.798=14.623Nm311,CH4ArL=401.861-400.531=1.330Nm311,ArL=5089.873-5073.307=16.565Nm311,H2L=1696.563-1692.062=4.501Nm311,N24.1.13氨分离器物料计算：进器物料：氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料即V=V+L=9369.149+843.687=10212.836Nm31111,出11,出出器物料：气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体出器气体V=V=9369.149Nm3，出器液体L=L=843.687Nm31211,出1511,出氨分离器出口气体放空V二135.479Nm313其中，NH3V=135.479x9.376%=12.703Nm313,NH3CH4V=135.479X14.14%=19.157Nm313,CH4ArV=135.479X4.275%=5.792Nm313,ArV=135.479x54.148%=73.359Nm313,H2V=135.479X18.061%=24.468Nm313,N24.1.14冷交换器物料计算：进器物料：进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量V二V-V二9369.149-135.479二9233.67Nm314121317171717其中，NHV=9233.67x9.376%=865.748Nm314,NH3CHV=9233.67xl4.14%=1305.641Nm314,CH4ArV=9233.67x4.275%=394.739Nm314,ArHV=9233.67x54.148%=4999.948Nm3214,H2NV=9233.67x18.061%=1667.594Nm3214,N2出器物料（热气）：设热气出口温度17°C（由热量计算核定）查T=170,p=28.42MPa气相中平衡氨含量y*=5.9%，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。NH3取过饱和度10取过饱和度10%，故.nh二1-115・9%6.49%。设热气出口氨体积为a，则:9233.67-865.748+a=。映。=帧769册L=V-a=865.748-580.769=284.979Nm317,NH314,NH3冷交换器热气出口气量及组分:其中NHV=V-L=865.748-284.979=580.769Nim317,NH314,NH317,NH3CHV=V=1305.641Nm3417,CH414,CH4ArV=V=394.739Nm317,Ar14,ArHV=V=4999.948Nm3217,H214,H2NV=V=1667.594Nm3217,N214,N2出口总气量V=V-L=9233.67-284.979=8948.691Nm31417,NH3出口气体各组分:580.769NH二x100%二6.49%V8948.691171305.641CH17CH4=x100%二14.590%V8948.6913333ArV394.739»=X100%=4.411%V8948.69117V17H2V174999.948X100%二55.874%8948.691V17,nV171667.594x100%二18.635%8948.6914.1.15氨冷器物料计算：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V二2956.98Nm31其中CH4V=2956.98x0.011=32.527Nim1,CHArV=2956.98X0.0033=9.758Nm31,ArV=2956.98x0.7445=2201.472Nm31,HV=2956.98x0.2412=713.223Nm31,N进器气体物料V二V+V二2956.98+8948.691二11905.671Nm318117进器气体组分含量V=V+V18,i1,i17,i其中NH3V=V=580.769Nm318,NH17,NHCH4V=32.527+1305.641=1338.168Nm318,CHArV=9.758+394.739=404.497Nm318,ArV=2201.472+4999.948=7201.42Nm318,HV=713.223+1667.594=2380.817Nm318,N各组分百分含量y18,iV-L8riV18NHNH二580.769x100%二4.878%18,NH311905.67123232323CH4人8,广i!05iix100%=11239%Ary404.497x100%二3.398%Ar18,Ar11905.6717201.42人8,H2=H9K671x100%二60.487%y二2380.817x100%二19.998%18,竹11905.671进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L=L=L=284.979Nm31818,NH317,NH3进器总物料=V+L二11905.671+284.979二12190.650Nm318出器物料：已知出器气体中氨含量为2.5%，设出器气体中氨含量为bNm3。4.87811905.671—580.7690.025解得b=290.382Nm3则氨冷器中冷凝液氨量：L=V18,NH318,NH—b=580.769—290.382=290.387Nm3r3氨冷器出器总液氨量：L=L+L=284.979+290.387=575.366Nm32,NH318,NH318,NH3氨冷器出器气量：V二V—b二11905.671—290.382二11615.289Nm3218其中NH3V=290.382Nm32,NH3CH4ArV2,HCH4ArV2,H2=V=7201.42Nm318,H2V2,N2=V=2380817Nm318,N2V=V=1338.168Nm32,CH418,CH4V=V=404.497Nm32,Ar18,Ar各组分百分含量NH各组分百分含量NHVy=寺2,iV2290.382'二x100%二2.499%2,nh311615.2894444CHy=1338.168x100%=11.521%2,ch411615.289Ary=404.497x100%=3.482%2,Ar11615.2892,H27201.42x100%=61.999%11615.2892,N21H5I89x100%=20CHy=1338.168x100%=11.521%2,ch411615.289Ary=404.497x100%=3.482%2,Ar11615.2892,H27201.42x100%=61.999%11615.2892,N21H5I89x100%=20・498%出器总物料=V2+L2,NH=11615.289+575.366=12190.655Nm3r34.1.16冷交换器物料计算：图4-1-4冷交换器物料计算示意图即进口物料：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x=0.98425V=11615.289Nm3；NH32液体入口LNH=575.366Nm3；3由气液平衡计算得，以1kmol进口物料为计算基准：（4.116.1）Lxx+VxyNH3NH3=FxmNH3（4.116.2）将yNH3二0.025xNH3二0.98425代入上式:—mNH3xV=-^h-x—yNHNH33mNH-1.026—0.95925（4.116.3）（4.116.3）式中NH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3V2NHv32V工V+V/2117（4.116.4）V二V—V171813-L15（4.116.5）V=V+L+L（4丄16.6）2,NH32,NH317,NH318,NH3式中V，—冷交换器入口总物料；V，—冷交换器热气出口总物料17V-—冷交换器入口总氨物料2,NH3将V二10212.836Nm3,V二135.479Nm3,L二843.687Nm3代入上式解得:81315V'二9233.67Nm317V2956.98+9233.67二12190.65Nm3；2V-=284.979+290.387+290.382=865.748Nm32,NH3.・.m=匕吟=865.748=0.071017代入（4.116.3）得:nh3V-9233.672V二1.026-0.0710170.95925二0.95197V二1.026-0.0710170.95925二0.95197L=1-V=0.04803；0.048030.95197二0.05045由V可求出冷交换器冷凝液体量你二-二0.05045VV3冷凝液体量L二0.05045V二0.05045x11607.77二585.612Nm3163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凝液体量。V二12190.65-585.612二11605.038Nm33其中NHV=11605.038x2.5%=290.126Nm33,NH3CHV=11605.038x11.539%=1339.105Nm3TOC\o"1-5"\h\z3,CH4ArV=11605.038x3.462%=401.766Nm33,ArHV=11605.038x61.874%=7180.501Nm323,H2NV=11605.038x20.625%=2393.539Nm323,N2计算误差=匕计算误差=匕5x100%=V5x100%=-0.0235%11605.038—11607.7711607.77校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：LxxG%=1515一X100%分L+Lxx151616x100%_58.325%_x100%_58.325%—843.687X0.95618+585.612X0.98425冷交换器分离液氨百分数：G%_1-G%_1-58.325%_41.675%冷分计算误差_G-G分_G分0.57554-0.583250.58325x100%_-1.322％4.1.17液氨贮槽物料计算:进槽物料：氨分离器入槽液体L_843.687Nm315其中NH3L_843.687x0.95618_806.667Nm315,NH3CH4L_843.687x0.01731_14.623Nm315,CH4ArL_843.687x0.00157_1.330Nm315,ArH2L_843.687x0.01973_16.566Nm315,H2N2L_843.687x0.00521_4.501Nm315,N2冷交换器入槽液体L_585.612Nm316其中NH3L_585.612x0.98425_576.389Nm316,NH3CH4L_