年产6万吨合成氨合成工艺设计-5

引言合成氨是重要的基础化工产品之一，其产量位居各种化工产品的首位，同时也是消耗能源的大户，合成氨的生产对国民生活至关重要，而在环境和资源问题日益严重的今天，更高效的合成氨生产以及符合资源节约型、环境友好型生产理念的要求，合成氨工业的改革显得至关重要。合成氨的现状和未来发展趋势主要围绕合成氨设备、合成氨催化剂、合成氨工艺技术三方面进行阐述，在合成氨设备方面，我国中小型合成氨装置面临严峻的挑战，中型合成氨装置面临技术改造，而小型装置则面临淘汰。国内外合成氨设备的发展和新技术方面，通过对国内冷管型合成塔和国外绝热型合成塔的对比介绍，阐述了国内外合成氨设备的不同及国外的先进之处，绝热型合成塔具有简单、可靠的特点，而且能够消除“冷壁效应”。目前国内也积极开发这项技术，并且也有应用。本设计对氢、氮直接合成为氨的合成工段工艺流程进行介绍，将在传统工艺流程上加以改进。拟采取的工艺路线缩短了，减少了设备投资，降低了能耗，操作简单安全。物料消耗降低，生产安全性提高，从而降低了生产成本，提升了合成氨市场竞争力。

第一章综述1.1合成氨工工业发展背景我国的氮肥工业自20世纪50年代以来，不断发展壮大，目前合成氨产量已跃居世界第一位，目前研发的设备可以将焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力约为4500万t/a，合成氨工业已基本满足了国内需求，但要想进一步提高生产能力，还要对设备进行进一步技改和研发。合成氨工业使基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料，除石灰石氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后再加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸，不仅可用来制造肥料，亦是重要的化工原料，可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料CO+H2合成气，可进行综合利用，以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工产品。以做到物尽其用，减少排放对环境的污染，提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业技术发展的方向。国际上对合成氨的需求，随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。1.2合成工艺概述在合成氨生产中，制取氢气，在生产中占有很大比重，因此要尽一切可能设法获得最多氢气。同时CO对氨合成催化剂有严重毒害，也必须除去。最好的办法使提高CO变换率。近几十年来，各国学者都做了不少工作，对催化剂不断改善，到目前为止，可使变换后气体中CO含量降到0.2%～0.4%。通过变换工序将CO变为H2使产品成本降低，工厂经济效益提高。由于制取合成氨原料气所用的原料不同，所选择的工艺也不一样，所以原料气中CO含量也不同。CO变换，视其原料和所采取的生产方法不同，也有不同的工艺流程。上世纪50年代以前，在常压下制取合成氨原料气，其变换大多是在常压下进行。此后，特别是上世界60年代以后，合成氨原料改用天然气、油田气、石油加工气和轻油等，生产方法大多采用加压的蒸汽转化法，变换则在加压下进行，一般在4.0Mpa以下。以煤、焦为原料的常压造气工厂，很多也改用加压变换，以降低能耗，用粉煤加压气化做原料气，其变换压力一般在5.5Mpa以下，以油渣为原料最高压力已达8.5Mpa。CO变换流程，对与固定层煤气化装置配套时，所用设备较多。与部分氧化法急冷流程相配套时，流程较简单，只需要在流程中设置变换炉和换热设备即可。将半水煤气经过增湿加热，在一定的温度和压力下变换炉内，借助催化剂的催化作用，使半水煤气中的一氧化碳（28%）与水蒸气进行化学反应，转变为二氧化碳。和氢气制得合格的变换气（CO<0.3%），以满足后工段的工艺要求。一氧化碳与水蒸气在催化剂上变换生成氢和二氧化碳的过程为一氧化碳的变换，这一过程很早就用于合成氨工业，在合成氨生产中，由于制取气的生产成本中占加大的比重。因此，要尽一切可能设法获得更多的氢气，煤气中的一氧化碳对于合成氨催化剂有严重的毒害，必须设法除去。利用一氧化碳与水蒸气作用生成氢和二氧化碳的反应，可以增加合成氨原料煤气中氢气的含量；根据不同的催化剂和工艺条件。煤气中的一氧化碳含量可以降低为0.2%～0.4%，由于二氧化碳的除去较一氧化碳要容易的多，这样就简化了煤气的精制过程。同时，经过回收后可以作为生产尿素、纯碱等的原料，因此，一氧化碳变换反应在合成氨工业中具有重要的意义。

第二章工艺计算2.1原始条件(1)合成塔进口压力299×105Pa(2)合成塔出口压力289×105Pa(3)循环气中惰性气体含量CH4+Ar=15%(4)补充气中惰性气体含量CH4+Ar=0.8%(5)氨净值12.76%(6)合成塔进口气温度30(7)合成塔出口气温度90(8)水冷器出口温度35(9)触媒筐出口温度475(10)锅炉所产蒸汽的饱和蒸汽压12.7×105Pa(11)气体进锅炉温度375(12)锅炉软水进口温度100(13)年总工以300天计算(14)操作压力按（305+295）/2=300kg/cm2(15)年产量60kt，年生产时间扣除检修时间后按300天计，则产量为：8.333t/h计算基准生产1t氨2.2物料衡算2.2.1合成塔物料衡算(1)合成塔入口气组分：选择入塔氨含量（典型）:y6NH3=2.5%;入塔甲烷含量：y6CH4=11.538%；入塔氢含量：y6H2=［100-(2.5+15)］×3/4×100%=61.875%；入塔氩含量：y6Ar=15%-11.538%=3.462%；入塔氮含量：y6N2=［100-(2.5+15)］×1/4×100%=20.625%(2)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：mNH3=m6(y9NH3-y6NH3)/(1+y9NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmol出塔气量:m9=入塔气量—生成氨含量=1000-120172=879.828kmol出塔甲烷含量：y9CH4=(M6/M9)×y6CH4=(1000/879.828)×11.538%=13.114%出塔氩含量：y9Ar=(M6/M9)×y5Ar=(1000/879.828)×3.462%=3.935%出塔氢含量：y9H2=3/4(1-y9NH3-y9CH4-y9Ar)×100%=3/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=49.838%出塔氮含量：y9N2=1/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=16.613%(3)合成率：合成率=2mNH3/［m6(1-y6NH3-y6CH4-y6Ar)］×100%=2×120.172/［1000×(1-0.025-0.15)］×100%=29.133%2.2.2氨分离器气液平衡计算设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分m(i)，分离器组分y(i)，液量其中进口物料组分m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以F=1Kmol/h进口物料为计算基准,则m(i)=Lx(i)+Vy(i),y(i)=K(i)×x(i).K(i)为组分i的平衡常数[13]。由两式得L(i)=m(i)/[1+(V/L)×K(i)]；V=F-L=1-L液体组分x(i)=L(i)/L；气体组分y(i)=V(i)/V=[m(i)-L(i)]/V查t=35℃，P=29.5MPa时各组分平衡常数：表3.1各组分平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.0988.228.20027.50034.500设(V/L)=11.1时，带入L(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):LNH3=mNH3/［1+(V/L)×KNH3］=0.165/(1+11.1×0.098)=0.07903KmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.13114/(1+11.1×8.)=0.00143KmolLAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.03935/(1=11.1×28.2)=0.00013KmolLH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.49838/(1=11.1×27.5)=0.0163KmolLH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.16613/(1=11.1×34.5)=0.00043KmolL总=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.08265Kmol分离气体量：V=1-L=1-0.08265=0.91735Kmol计算气液比：(V/L)＇=0.91735/0.08265=11.099误差［(V/L)-(V/L)＇］/(V/L)=(11.10-11.099)/11.10×100%=0.009%，结果合理。从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量：xNH3=LNH3/L=0.07903/0.08265×100=%95.62%液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.00013/0.08265×I00%=0.157%液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08265×100%=1.73%液体中氢含量:xH2=LH2/L=0.00163/0.08265×100%=1.972%液体中氮含量：xN2=LH2/L=0.00043/0.08265×100%=0.5202%分离气体组分含量：气体氨含量：yNH3=［mNH3-LNH3］/V=(0.165-0.07903)/0.91735=9.37%气体甲烷含量：yCH4=［mCH4-LCH4］/V=(0.13114-0.00013)/0.91735=14.14%气体氩含量：yAr=［mAr-LAr］/V=(0.03935-0.00013)/0.91735=4.28%气体氢含量：yH2=［mH2-LH2］/V=(0.49838-0.00163)/0.91735=54.15%气体氮含量：yN2=［mN2-LN2］/V=(0.16613-0.00043)/0.91735=18.063%2.2.3冷凝塔气液平衡计算查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常数：表3.8各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.025427517580冷交换器出口液体组分含量：出口液体氨含量：xNH3=yNH3/KNH3=0.25/0.0254=98.425%出口液体甲烷含量：xCH4=yCH4/KCH4=0.11538/27=0.427%出口液体氩含量:xAr=yAr/KAr=0.03462/51=0.068%出口液体氢含量:xH2=yH2/KH2=0.61875/75=0.825%出口液体氮含量:xN2=yN2/KN2=0.20625/80=0.258%2.2.4液氨贮槽气液平衡计算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白分数。G%=(1+y6NH3)×(y9NH3-yNH3)/((y9NH3-y6NH3)×(1-yNH3))=[(1+0.025)×(0.165-0.0937)]/[(0.165-0.025)×(1-0.0937)]=57.599%水冷后分离液氨占总量的57.599%，冷凝塔分离液氨占总量的42.401%。液氨贮槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol，入口液体混合后组分含量：m(0i)=L(16)X16i+L17X17i=G%L0X16i+(1-G%)X17i=0.57599X16i+0.42401X17i混合后入口氨含量：m0NH3=0.57599×0.9562+0.42401×0.98425=0.96809混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.57599×0.01730+0.42401×0.004271=0.01178混合后入口氩含量:m0Ar=0.57599×0.00157+0.42401×0.00068=0.00119混合后入口氢含量：m0H2=0.57599×0.01972+0.42401×0.00825=0.01486混合后入口氮含量：m0N2=0.57599×0.005202+0.42401×0.00258=0.00409当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：表3.11各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],设(V/L)=0.0821,代入上式得:出口液体氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]=0.96809/(1+0.0821×0.598)=0.92279Kmol出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)×kCH4]=0.01178(1+0.0821×170)=0.00079Kmol出口液体氩含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)×kAr]=0.00119/(1+0.0821×540)=0.00003Kmol出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)×kH2]=0.01486/(1+0.0821×575)=0.00031Kmol出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)×kN2]=0.00409/(1+0.0821×620)=0.00008KmolL(总)=0.924,V=1-0.924=0.076Kmol,(V/L)＇=V/L=0.0823,误差=(0.082-0.0823)/0.0821=-0.244%，假定正确。出口液体组分含量：出口液体氨含量：xNH3=LNH3/L=0.92279/0.924×100%=99.869%出口液体甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00079/0.924×100%=0.085%出口液体氩含量：xAr=LAr/L=0.00003/0.924×100%=0.003%出口液体氢气含量：xH2=LH2/L=0.00031/0.924×100%=0.034%出口液体氮气含量：xN2=LN2/L=0.0008/0.924×100%=0.009%出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：yNH3=(m0NH3-LNH3)/V=(0.96809-0.92279)/0.076×100%=59.6%弛放气甲烷含量：yCH4=(m0CH4-LCH4)/V=(0.01178-0.00079)/0.076×100%=14.46%弛放气氩含量：yAr=(m0Ar-LAr)/V=(0.00119-0.00003)/0.076×100%=1.53%弛放气氢气含量：yH2=(m0H2-LH2)/V=(0.01486-0.00031)/0.076×100%=19.14%弛放气氮气含量：yN2=(m0N2-LN2)/V=(0.00409-0.00008)/0.076×100%=5.28%2.2.5液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L(19)=1000×22.4/(0.99869×17)=1319.375m３其中NH3L(19NH3)=L(19)×X(19NH3)=1319.375×99.869﹪=1317.647m３CH4L(19CH4)=L(19)×X(19CH4)=1319.375×0.085﹪=1.121m３ArL(19Ar)=L(19)×X(19Ar)=1319.375×0.003﹪=0.0396m３H2L(19H2)=L(19)×X(19H2)=1319.375×0.034﹪=N2L(19N2)=L(19)×X(19N2)=1319.375×0.009﹪=0.119m３液氨贮槽出口弛放气(V/L)=0.0821V(20)=0.0821×L(19)=0.0821×1319.375=108.321m３其中NH3V(20NH3)=V(20)×y(20NH3)=108.321×59.6﹪=64.559m３CH4V(20CH4)=V(20)×y(20CH4)=108.321×14,46﹪=15.663m３ArV(20Ar)=V(20)×y(20Ar)=108.321×1.53﹪=1.657m３H2V(20H2)=V(20)×y(20H2)=108.321×19.14﹪=20.773m３N2V(20N2)=V(20)×y(20N2)=108.321×5.28﹪=5.719m３液氨贮槽出口总物料=L(19)+V(20)=1319.375+108.321=1427.696m３液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(18)=L(19)+V(20)=1427.696m３入口液体各组分含量计算:L(18i)=L(19i)+V(20i)其中NH3L(18NH3)=1317.647+64.559=1382.206m３CH4L(18CH4)=1.121+15.663=16.784m３ArL(18Ar)=0.0396+1.657=1.6966m３H2L(18H2)=0.499+20.733=N2L(18N2)=0.119+5.719=入口液体中组分含量核算,由m´(18i)=L(18i)/L(18):入口液体中氨含量m´(18NH3)=1382.206/1427.696×100﹪=96.814﹪入口液体中甲烷含量m´(18CH4)=16.784/1427.696×100﹪=1.176﹪入口液体中氩含量m´(18Ar)=1.6966/1427.696×100﹪=0.119﹪入口液体中氢气含量m´(18H2)=21.182/1427.696×100﹪=1.484%入口液体中氮气含量m´(18N2)=5.838/1427.696×100﹪=0.409%入口液体中组分含量m´(18i)≈m´(0i)2.2.6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，产品液氨L氨。(如上页图)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+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2LNH3(3-1)循环回路中氮平衡:V补yN2补=V放yN2放＋V弛yN2弛+1/2V放yNH3放+1/2V弛yNH3弛+1/2LNH3(3-2)循环回路中惰性气体平衡:V补(yCH4放+yAr放)=V弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛)V补(0.011+0.0033)=V放(0.1414+0.04275)+108.321(0.18104+0.01929)V补=12.878V放+1139.673(3-3)循环回路中惰性气体平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛yNH3弛+LNH30.165V出-0.025V入=0.09736V放+1325.896(3-4)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-32.974-1317.647=V出+V补－V放-1401.627(3-5)联立(3-1)(3-2)(3-3)(34-)(3-5)各式解得：V放=133.846m３;V补=2935.296m３;V出=10208.129m３;V入=11583.611m2.2.7合成塔物料计算入塔物料：V6=11583.611mNH3V6NH3=11583.611×2.5﹪=289.59mCH4V6CH4=11583.611×11.538﹪=1336.517mArV6Ar=11583.611×3.462﹪=401.025mH2V6H2=11583.611×61.875﹪=7167.359mN2V6N2=11583.611×20.625﹪=2389.12m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V6=V7=V8=10208.129m出塔物料V9=10208.129mNH3V9NH3=10208.129×16.5﹪=1684.341mCH4V9CH4=10208.129×13.114﹪=1338.694mArV9Ar=10208.129×3.935﹪=401.690mH2V9H2=10208.129×49.838﹪=5087.527mN2V9N2=10208.129×16.613﹪=1695.876m合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V9NH3-V6NH3=1684.341-289.59=1394.751m3=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V9=V10=V11=10208.129m2.2.8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V11入=10208.129m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/L)=11.1,有如下方程:V12出/L12出=(V/L)=11.1(3-6)V12出+L12出=L11入=10208.129(3-7)将V12出=11.1L12出带入②L12出=843.647m3V12出=出口气体组分由V12i=V1出y12i得:其中，NH3V12NH3=9364.482×9.37%=877.452mCH4V12CH4=9364.482×14.14%=1324.138mArV12Ar=9364.482×4.28%=400.8mH2V12H2=9364.482×54.15%=5070.867mN2V12N2=9364.482×18.062%=1691,506m出口液体各组分由L12i=V9i-V12i其中，NH3L12NH3CH4L12CH4=1338.694-1324.138=ArL12Ar=401.69-400.8=0.89mH2L12H2N2L12N22.2.9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V12=V12出+L12出=9364.482+843.647=10208.129m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V13＝V12出＝9364.482m3，出器液体L16＝L12出＝氨分离器出口气体放空V14=133.846m其中，NH3V14NH3=133.846×9.37%=12.541mCH4V14CH4=133.846×14.14%=18.926mArV14Ar=133.846×4.28%=5.7286mH2V14H2=133.846×54.15%=74.4776mN2V14N2=133.846×18.063%=24.1766m2.2.10冷凝塔物料计算循环气量=氨分离器出口气体物料-放空气量V15=V13-V14=9364.482-133.846=9230.636m其中，NH3V15NH3=9230.636×9.37%=864.91mCH4V15CH4=9230.636×14.14%=1305.212mH2V15H2=9230.636×54.15%=4998.389mN2V15N2=9230.636×18.063%=1667.33m补充新鲜气物料V1=2935.296m其中，CH4V1CH4=2935.296×0.011=32.288mArV1Ar=2935.296×0.0033=9.686mH2V1H2=2935.296×0.7445=2185.328mN2V1N2=2935.296×0.2412=707.993m冷凝塔入塔物料=循环气量+补充气量进器气体组分含量V3i=V15i+V1iNH3V3NH3=V15NH3=864.91mCH4V3CH4=32.288+1305.212=1337.5mArV3Ar=9.686+395.071=404.757mH2V3H2=2185.328+4998.389=7183.717mN2V3N2=707.993+1667.33=2375.323mV3(进器气体物料)=V15+V1=2935.296+9230.636=12165.932m出器物料(热气)：设热气出口温度17℃查t=17℃,P=28.42MPa气相平衡氨含量y故V4NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪(V4=V0+V1，V0指循环气里部分氨冷凝后所剩气体)设热气出口氨体积为a，则：a/(12165.932－864.91+a)=0.0649a=L4NH3=V15NH3-a=864.91-580.6177=284.292m冷交换器热气出口气量及组分：其中NH3V4NH3=V15NH3-L4NH3=864.91-284.292=580.6177mCH4V4CH4=V15CH4=1337.5mArV4Ar=V15Ar=404.757mH2V4H2=V15H2=7183.717mN2V4N2=V15N2=2375.323m出口总气量V4=V15-L4NH3=12165.932-284.292=11881.64m出口气体各组分：NH3V4NH3／V4=580.6177／11881.64×100%=4.89%CH4V4CH4／V4=1337.5／11881.64×100%=11.26%ArV4Ar／V4=404.757／11881.64×100%=3.41%H2V4H2／V4=7183.717／11881.64×100%=60.46%N2V4N2／V4=2375.323／11881.64×100%=19.99%2.2.11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其中，NH3V4NH3=580.6177m3CH4V4CH4=ArV4Ar=404.757m3H2V4H2=N2V4N2=2375.323m进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L4=L4NH3=284.292m进器总物料＝V4+L4=11881.64+284.292=12165.932m出器物料：已知出器气体中氨含量为2.500%，设出器气体中氨含量为bm3b/(11881.64-580.6177)=97.5/2.500解得b=289.77m则氨冷器中冷凝液氨量：L′4NH3=V4NH3-b=580.6177-289.77=290.8477m氨冷器出口总液氨量:L5NH3=L4NH3+L′4NH3=284.292+290.8477=575.1397m氨冷器出口气量:V5=V4-L′4NH3=11881.64-290.8477=11590.7923m其中，NH3V5NH3=289.77m3CH4V5CH4=V4CH4=ArV5Ar=V4Ar=404.757m3H2V5H2=V4H2=N2V5N2=V4N2=2375.323m各组分百分含量y5i=V5i/V5NH3y5NH3=289.7711590.7923×100%=2.5%CH4y5CH4=1337.5/11590.7923×100%=11.539%Ary5Ar=404.757/11590.7923×100%=3.492%H2y5H2=7085.551/11590.7923×100%=61.978%N2y5N2=2375.323/11590.7923×100%=20.493%出器总物料=V5+L5NH3=11590.7923+575.1397=12165.932m2.2.12冷凝塔物料计算进口物料：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V5=11590.7923m3；液体入口L5NH3=由气液平衡计算得，以1Kmol进口物料为计算基准：即F=1L+V=F(3-8)LxNH3+VyNH3=FmNH3(3-9)将yNH3=0.025，xNH3=0.98425代入上式：V=(xNH3-mNH3)/(xNH3-yNH3)=1.026-mNH3/0.95925┉┉③③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V5NH3/V5V5′=V1+V4′(3-10)V4′=V9-V14-L16(3-11)V5NH3′=V5NH3+L4NH3+L4NH3′(3-12)式中V5′———冷交换器入口总物料；V4′———冷交换器热气出口总物料V′5NH3———冷交换器入口总氨物料将V9=10208.129m3，V14=133.846m3，L16=V4′=9230.636m∴V5′=2935.296+9230.636=12165.932m3V5NH3′=289.77+284.292+290.8477=864.9097m∴mNH3=V5NH3′/V5′=864.9097/12165.932=0.071代入③得：V=1.026-0.071/0.95925=0.95198；L=1-V=0.048；(L/V)=0.048/0.95925=0.05由(L/V)可求出冷交换器冷凝液体量(L7/V6)=(L/V)=0.05冷凝液体量L17=0.05V6=0.05×11583.611=579.18m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V6=12165.93-579.18=11586.752m其中NH3V6NH3=11586.752×2.5%=289.667mCH4V6CH4=11586.752×11.538%=1336.879mArV6Ar=11586.752×3.462%=401.113mH2V6H2=11586.752×61.875%=7169.303mN2V6N2=11586.752×20.625%=2389.768m计算误差=(V6-V入)/V入×100%=-(11586.752-11583.611)/11583.611=0.027%校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：G分%=L16x16/(L16+L17x17)×100%=843.647×0.95620/(843.647×0.95620+579.18×0.98425)×100=58.6%冷交换器分离液氨百分数：G冷%=1-G分%=41.4%计算误差=(G′-G分)/G′=(0.57599-0.586)/0.586=-1.708%2.2.13液氨贮槽物料计算进槽物料：氨分离器入槽液体L16=843.647m其中NH3L16NH3CH4L16CH4ArL16Ar=843.647×0.001527=1.325mH2L16H2N2L16N2冷交换器入槽液体L17=579.18m其中NH3L17NH3CH4L17CH4ArL17Ar=574.809×0.00068=0.394mH2L17H2N2L17N2=579.18×0.00258=入槽混合物料L18=L16+L17=843.647+579.18=1422.827m各组分物料含量：L181i=L16i+L17i其中NH3L18NH3CH4L18CH4ArL18Ar=1.325+0.394=1.719mH2L18H2N2L18N2百分含量x18i=L18i/L18其中NH3x18NH3=1376.753/1422.827×100%=96.762%CH4x18CH4=17.068/1422.827×100%=1.2%Arx18Ar=1.719/1422.827×100%=0.121%H2x18H2=21.414/1422.827×100%=1.505%N2x18N2=5.874/1422.827×100%=0.413%出槽物料：液氨贮槽出口弛放气V20=108.321m其中NH3V20NH3=108.321×59.6﹪=64.559m３CH4V20CH4=108.321×14,46﹪=15.663m３ArV20Ar=108.321×1.53﹪=1.657m３H2V20H2=108.321×19.14﹪=20.773m３N2V20N2=108.321×5.28﹪=5.719m３出口液氨总物料L19=L18-L20=1422.827-108.325=1314.502m其中NH3L19NH3=L18NH3-V20NH3CH4L19CH4=L18CH4-V20CH4ArL19NH3=L18NH3-V20NH3=1.719-1.657=0.062mH2L19H2=L18H2-V20H2N2L19N2=L18N2-V20N2各组分百分含量：x19i=L19i/L19其中NH3x19NH3=1312.25/1314.502×100%=99.829%CH4x19CH4=1.405/1314.502×100%=0.1069%Arx19Ar=0.062/1314.502×100%=0.0047%H2x19H2=0.681/1314.502×100%=0.052%N2x19N2=0.095/1314.502×100%=0.007%液氨产量核算:mNH3=1312.25/22.4×17=996Kg≈1000Kg2.3热量衡算2.3.1合成塔热量计算计算合成塔一次入口带入热量Q6=V6CP6T6气体在器内处与氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的办法计算实际的气体比热容。由t4=27℃P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算。Cpm=0.20625×30.186+0.61875×27.553+0.11538×36.919+0.03463×18.234+0.025×48.578=29.356KJ/(Kmol×℃查《小氮肥长工艺设计手册》附表1-5-9的△CPm=2.559KJ/(Kmol×℃)C6=Cpm+△CPm=31.915KJ/(Kmol×℃)则Q6=V6CP6T6=11586.752×31.915×27÷22.4=445730.45设合成塔二出温度310℃成反应。在压力P=31.4MPa，t=310℃-H=11599+3.216t=11599+3.216×310=12595.96Kcal/kmoltNH3=52651.11KJ/kmoltNH3由物料平衡计算知氨产量ΔVNH3=1394.75m3则合成塔内反应热QR=(-Hr)×ΔVNH3=52651.11×62.266=3278374.015KJ/tNH3(1)合成塔一出气体带出热量Q7查t=70℃P=31.4MPa混合气体热容。Cp7=31.95KJ/(Kmol℃)Q7=11586.752/22.4×31.95×70=753614.765KJ/tNH3(2)合成塔二出气体带出热量Q9当t=310℃P=31.4Mpa混合气体热容Cp9=0.16613×31.2+0.49838×29.9+53.18×0.13114+0.0395×19.86+0.165×49.12=35.95KJ/(Kmol℃)Q9=10208.129/22.4×35.95×310=5078772.038KJ(3)合成塔热损失由经验公式Q损=awFw(tw-tb)设塔壁温度tw=71℃,空气温度-6℃,塔外壁高h=外径D=1.2m则aw=0.209tw+33.4=0.209×71+33.44=48.24kJ/(m2h℃)∴Q损=50.16F(tw-tb)=48.24×3.14×1.2×18.5×[71-(-6)]=258928.97kJ/tNH(4)合成塔二次入口带入热量Q8=Q7+Q9+Q损-Qr-Q6=753614.765+5078772.038+258928.97-3278374.015-445730.45=2367211kJ/tNH32.3.2废热锅炉热量计算(1)热气体带入热量等于合成塔二次出口带出热量即Q9=5078772.038kJ/tNH3(2)管内热平衡气体带出热量Q10设t2=210C,P=4.5MPa，得混合气体比热容。Cp10=0.16613×30.68+0.49838×29.47+48.56×0.13114+0.0395×21.3+0.165×49.32=35.143KJ/(Kmol℃)Q10=10208.129/22.4×35.143×210=3363250.378KJ/tNH3(3)废热锅炉热负荷ΔQ=Q9-Q10=5078772378=1715521.66KJ/tNH3(4)软水量计算设废热锅炉加入软水温度t=30,压力P=1.274Mpa,副产1.4Mpa饱和蒸汽，需软水量为X由软水焓I1=125.484KJ/Kg蒸汽焓I2=2784.716KJ/KgX=ΔQ/(I2-I1)=1715521.66/(2784.716-125.484)=645.12KJ/Kg废热锅炉带入热量Q软=XI1=645.12×125.484=80949.32KJ/tNH3蒸汽带入热量Q蒸=Q软+ΔQ=80949.32+1715521.66=1796470.98KJ/tNH32.3.3热交换器热量计算(1)冷气体带入热量等于合成塔一次出口带出热量即Q7=753614.765kJ/tNH3(2)热气体带入热量等于废热锅炉管内热气带出热量即Q10=3363250.378kJ/tNH3(3)冷气体带出热量等于合成塔二次入口带入热量Q8=2367211kJ/tNH3(4)热气体带出热量即Q10+Q7=Q8+Q11Q11=Q10+Q7-Q8=3363250.378+753614.765-2367211=1749654.143KJ/tNH3Q11=V11Cp11t11t11=Q11/V11/Cp11=1749654.143×22.4/10208.129/Cp5=110℃Cp11=38.39KJ/(Kmol℃)设t11=110℃P=0.6MPa得混合气体比热容Cp11=0.16613×30.765+0.49838×29.47+40.964×0.13114+0.0395×21.151+0.165×44.214=33.28KJ/(Kmol℃)查《小氮肥长工艺设计手册》附表1-5-9的△CPm=5.057KJ/(Kmol×℃)C6=Cpm+△CPm=38,337KJ/(Kmol×℃)误差=(38.39-38.33)/38.39=-0.156%假设成立(5)热交换器热负荷ΔQ=Q8-Q7=Q10-Q11=2367211-753614.765=1613596.235KJ/tNH3

第三章设备的计算与选型3.1已知条件(1)热负荷Q=1613596.235KJ/tNH3 (2)产量W=8.333t/h(3)冷气体压力P=1Mpa，热气体压力P=0.6Mp(4)冷气体入口温度t冷入=46℃，冷气体出口温度t冷出=(5)热气体入口温度t热入=210℃，热气体出口温度t热出=(6)冷气体气量V=96557.04m2/h，热气体气量V=283561.407/34024.60m2/h3.2计算并初选换热器规格选用立式列管式换热器，材质为16MnR，冷气体走壳程，热气体走管程。(1)计算平均温差并确定壳程数逆流温差Δtm==74.65℃R=(210-110)/(100-46)=1.85P=(110-46)/(210-46)=0.4查《化工原理课程设计》图2-13(a)得=0.82>0.8故可选用单壳程的换热器(2)初选设备规格列管尺寸25×2.5mm无缝钢管：d=0.025mm，d=0.02mm，dm=0.0025mm3.3校核总传热系数K3.3.1官内给热系数α计算α=0.023×Re0.8×Pr0.3式中λ导热系数kJ/(mh℃)α给热系数kJ/(mh℃)式中各数据均取平均值则=(210+110)/2=160℃=0.6MPa(1)压缩系数Z查《氮肥工艺设计手册》表1-1气体的临界常数：表4.1气体的临界常数组分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.03950，498380.16613Tci,K405.6190.715133.3126.2Pci,MPa11.3954.6394.8621.2963.393Tcm==0.165×405.6+0.13114×190.7+0.0395×151+0.49838×33.3+0.16613×126.2=134.95KPcm==0.165×11.395+0.13114×04.639+0.0395×4.826+0.49838×1.296+0.16613×3.393=3.895MPa对比压力Pr==0.6/3.895=0.154对比温度Tr==(160+273)/134.95=3.208查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》图1-4普遍化压缩系数之三，得Z=0.98(2)混合分子量==0.165×17+0.13114×16+0.0395×40+0.49838×2+0.16613×28=12.126(3)气体比热Cp：表4.2气体的比热容组分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.03950.498380.16613Cpi,kJ/kmo℃48.48851.41421.23429.42730.514Cp==0.165×48.488+0.13114×51.414+0.0395×21.234+0.49838×29.427+0.16613×30.514=36.58kJ/(kmo×°C)导热系数高压下含氨混合气体的导热系数，用氮的对比导热系数图进行计算表4.3气体的临界常数组分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.3950.498380.166130.14180.19070.08430.81480.12042.5712.5193.4191.2593.037由=计算先计算∑=0.165×2.571＋0.13114×2.519＋0.0395×3.419＋1.259×0.49838＋0.16613×3.037=2.021=0.165×0.1418×2.571+0.13114×0.1907×2.519+0.0395×0.0843×3.419+0.49838×0.8148×1.259+0.16613×0.1204×3.037=0.7065=0.7065/2.021=0.34956由前得对比压力Pr=0.154对比温度Tr=3.208查《氮肥工艺设计手册(物化数据)》附图1-57普遍化气体对比导热系数=/=1.45，则=1.45=1.45×0.34956=0.507气体的粘度查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》附图1-22、23、25、30、31各组分气体在压力下的粘度如下：表4.4各组分气体在压力下的粘度组分NHCHArHN0.650.901.001.000.890.20700.07480.01350.04230.10084.124.006.321.415.29=0.165×4.12+0.13114×4+0.0395×6.32+0.49838×1.41+0.16613×5.29=3.0346=0.165×4.12×0.65×0.207+0.13114×4×0.9×0.0748+0.0395×6.32×1.00×0.0135+0.49838×1.41×1.0×0.0423+0.16613×5.29×0.89×0.1008=0.157则==0.0517(6)雷诺准数Re设取管内流速u=1m/s，密度===95.04Kg/mRe==，Re=12206.592校核管内流速=V/(nS)1647.37/(1422×0.785×0.02×3600)m/s(7)普兰特准数PrPr==，Pr=0.702(8)产物的质量流量===12.792Kg/s列管内产物质量流量===0.03Kg/s单程列管数n=/=12.792/0.03=426.3，取427根管数N=427管长L=5m管间距t=1.2d=1.2×25=31.3mm取32mm正六角形排列层数a=6.531取7层正三角形对角线排管b=1.1=1.1×=22.73取23根板间距h=0.3mh，e=1.5d=1.5×25=37.5mm则设备直径D=t(b-1)+2e=32×(23-1)+2×37.5=779mm实取换热器直径D=800mm换热器实际传热面积为S实=nd0=427×3.14×0.025×(5-0.1)=164.091/m2该换热器的总传热系数为K0=Q/S0/Δtm=1613596.235×8.333/(164.091×74.65)=1016.7综上所述得管内给热系数=0.023××Re×Pr==49管外给热系数αo=0.36××de×Re×Pr×式中冷气体物性数据取平均值=(46+110)/2=78℃，=1Mpa(1)混合气体分子量==0.025×17+0.11538×16+0.03462×40+0.61875×2+0.20625×28=10.668Kg/Kmol(2)气体比热容C查《小氮肥厂工艺设计手册》附图1-5-1至1-5-8气体比热容如下：表4.5气体比热容组分NHCHArHNC40.60442.48820.9332.56730.767y0.0250.115380.034620.618750.20625混合气体比热容C=∑yC=0.025×40.604+0.11538×42.488+0.03462×20.93+0.61875×32.567+0.20625×30.767=33.138(3)导热系数查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》1-88表常压下各组分导热系数如下表4.6常压下各组分导热系数组分NHCHArHNy0.0250.115380.034620.618750.206250.11870.16180.07660.74780.10942.5712.5193.4191.2593.037因=故∑=0.025×2.571＋0.11538×2.519＋0.03462×3.419＋0.61875×1.259＋0.20625×3.037=1.8787同理得=0.71479则由前计算Pr=/P=1/2.489=0.402Tr=T/T=(98+273)/84.005=4.178查《氮肥工艺设计手册(物化数据)》附图1-57普遍化气体对比导热系数得=/=2.20，则=2.20=2.20×0.3805=0.837(4)粘度系数查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》附图1-22、23、25、30、31各组分气体在压力下的粘度如下表4.7气体粘度表组分NHCHArHNy0.0250.115380.034620.618750.206250.430.820.900.900.770.20830.08720.13320.04010.0984.124.006.321.416.29其中=0.025×4.12+0.11538×4+0.03462×6.32+0.61875×1.41+0.20625×6.29=2.7468=0.025×0.43×0.2083×4.12+0.11538×0.82×0.0872×4+0.03462×0.9×0.1332×6.32+0.61875×0.9×0.0401×1.41+0.20625×0.77×0.098×6.29=0.19938则=0.0726(5)雷诺准数Re当量直径de==流道截面积(挡板为圆缺形)=0.3×1.3×(1-0.025/0.032)=0.0853取挡板直径D=1194mm，r=D/2=597mm，h=0.23D=0.23×800=184mm==0.12m=[]=0.12×[1-0.91×]=0.0688m==0.07m气体质量流速G==1503168.68Re==473881.673，Re=2543.32(6)普兰特准数PrPr==，Pr=0.6487==1.12管外给热系数=0.36××de×Re×Pr×=0.36××0.1×2543.32×0.6487×1.12=2总传热系数K管壁导热系数=162污垢热阻=0.0000955，=0.0000477把数据带入公式得K0===1173.71选用该换热器时，要求过程的总传热系数为1016.7，在传热任务所规定的流体条件下，计算出的K0=1173.71，则所选择的换热器安全系数为15.48%故该换热器传热面积的裕度符合要求，能够完成任务。3.4管子拉脱力的计算(1)在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力其中f=0.886a2-d02=0.866×322-3.14/4×252=396mm2p=0.6MPal=50mmqp=MPa(2)温差应力导致管子每平方米胀接周边上所受到的力其中其中则MPaMPa由已知条件可知，qp与qt的作用方向相同，使管子受压，则管子的拉脱力：q=qp+qt=0.915MPa<[q]=4.0MPa因此，拉脱力在许用范围内。3.5计算是否安装膨胀节壳体和管子之间的温差所产生的轴向力=5.07*106N压力作用于壳体上的轴向力其中=1.15*106N压力作用于管子上的轴向力=1.4*106N则根据GB151—1999《管壳式换热器》<2[σ]st=180MPa<2[σ]tt=206MPa条件成立，故不必安装膨胀节。3.6换热器主要结构尺寸和计算结果表4.8换热器主要结构尺寸和计算结果换热器型式:立式列管式壳体内径(mm)：1300换热面积(m2)：378.54工艺参数名称管程壳程物料名称热气体冷气体操作压力,MPa29.80/29.530.14/30.5操作温度,℃210/8546/150流量,m/h34024.6096557.03传热量,KJ/tNH1613596.235总传热系数,KJ/(m.h.℃)352.22对流传热系数,KJ/(m.h.℃)4996.172217.22污垢系数(m.h.℃)/KJ0.00009550.0000477程数设备直径mm1800管子规格,mmΦ25×2.5管间矩,mm32排列方式正三角形管长,mm5000管数，根427第四章结论合成氨是化学工业中的重要组成部分，特别是氨的合成工艺尤为重要，本设计采用的是氢、氮在中压下直接合成为氨的工艺方法生产合成氨，设计成果主要包括以下几个方面：(1)通过对生产工艺及工艺流程的研究分析，了解该工艺的原理:氨由三份氢和一份氮在高温、中压和有催化剂存在的情况下生成的，其化学反应式为：3