年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计-毕业设计说明书

年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计1.绪论合成氨简介在高温高压和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成的为氨的混合气中冷凝分离出来。由于受反映平稳阻碍，氢氮混合气不能全数转化为氨，反映后气体中一样只有10%-20%，通常采纳冷冻的方式将已合成的氨分离，然后在未反映的氢氮混合气中补充新鲜气进行循环反映。氨合成反映是一个放热反映，而氨分离进程又要消耗大量的冷量。在氨合成系统中合理设计回收反映热的设备，可降低冷量的消耗。氨合成工段的生产状况直接阻碍到合成氨厂生产本钱的高低，它是合成氨厂节能减排的关键工序之一。依照合成氨反映中采纳的压力、温度及催化剂型号的不同，氨合成的方式能够分为低压法（15-20MPa）、中压法（20-32MPa）和高压法三种。目前合成氨厂普片采纳的采纳的是低压法和中压法。合成氨概况合成氨是重要的无机化工产品之一，最先是由德国化学家哈伯于1902年研究出来的，其原理是由氮气和氢气在必然条件下直接合成氨，并于1908年申请专利。后来，他继续研究，于1909年改良了合成技术，使氨的含量达到6%以上。合成氨工业起初是因为制作火药而被重视，在20世纪初期形成规模，为战争效劳;第一次世界大战终止后，转向为农业、工业效劳。随着科学技术的进展，对合成氨的需要量日趋增加。20世纪50年代后氨的原料组成发生重大转变，近数十年来合成氨工业进展专门快，大型化、低能耗、清洁生产成为合成氨装置进展主流，技术改良要紧方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方式、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。合成氨工业已有一个世纪的历史，在国民经济中占有重腹地位。合成氨在农业上有超级重要的地位，氮肥，尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵和各类含氮复合肥，都是以氨为原料的。同时，合成氨也是大宗化工产品之一，世界每一年合成氨有80%用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。据IFA全世界合成氨产能的调查，统计从2007年的亿吨NH3已增加到2021年的亿吨NH3，增加量的三分之一将通过产能改造实现，其余三分之二将通过全世界范围内近50套生产装置的开车实现，其中有一半来自中国。2020年中国合成氨新建或拟建项目产能达300万吨，其中平安化肥有限责任公司设计年产合成氨15万吨、硝铵30万吨，项目总投资8亿元，建设周期为2020年-2020年；潞安矿业集团有限责任公司打算投资年产合成氨30万吨建设周期为2020-2020年，总投资为28亿元；中国石油青海油田分公司投资建设年产合成氨45万吨，前期工作已开始，项目总投资25亿元；山西同德化工股份08年投资建设年产合成氨18万吨、硝酸铵10万吨、甲醇3万吨、尿素22万吨。山西省临汾市建设年产18万吨合成氨、年加工30万吨尿素的生产装置。该项目建设周期为2020年-2020年，项目总投资为亿元；安徽三星化工有限责任公司投资年产50万吨合成氨100万吨尿素6万吨三聚氰胺工程。2020年初年国务院研究通过保障化肥生产供给，增进化肥行业改革和进展的政策，标志着国内化肥市场化改革的正式启动，国家对支持农业生产、保障粮食平安给予了极大的重视，为了调动农人的种田踊跃性，各项农资补助大幅度提高。这些政策不但调动了农人种田、购肥的踊跃性，也成为支撑化肥市场的信心，国内化肥市场产能大量释放。春节事后，随着供电和运输慢慢恢复，尿素和硝酸企业开始复工或加大生产负荷，春天用肥季节的慢慢临近，各地尿素市场开始显现回暖，对合成氨市场需求也慢慢上升，来自chemsino分析预测,09年合成氨市场仍将维持稳固，新建装置项目打算延展受到国家产业政策的鼓舞，当前我国尿素供给依旧紧张，尔后5-10年内，我国尿素的需求将增加1000万吨以上，合成氨行业景气宇依旧看好。合成氨工业的进展趋势原料线路的转变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,从煤制氨线路从头受到重视，但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、本钱低的缘故，到20世纪末，世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为要紧原料。节能和降耗合成氨本钱中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改良重点放在采纳低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，要紧方向是研制性能更好的催化剂、开发新的原料气净化方式、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。若是在合成氨原料气脱除二氧化碳进程中能联合生产这些产品，那么能够简化流程、减少能耗、降低本钱。合成氨的工艺流程合成氨的要紧原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。通过近百年的进展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大量各有特色的工艺流程，但都是由三个大体部份组成，即原料气制备进程、净化进程和氨合成进程。由于本设计要紧研究氨合成进程中的合成工段，因此关于原料制备和气体净化进程不做介绍，以避免阻碍读者参阅，如有爱好可查看其相关资料。氨合成是将纯净的氢、氮混合气加压到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产进程的核心部份。氨合成反映在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反映后气体中氨含量不高，一样只有10%〜20%,故采纳未反映氢氮气循环的流程。氨合成反映式如下：N+3H-2NH(g) AH=mol工艺流程的选择合成氨的生产工艺条件必需知足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及平安靠得住等要求。决定生产条件最要紧的因素有操作压力、反映温度、空间速度和气体组成等。氨合成反映是气体体积缩小的反映，提高压力有利于反映平稳向右移动。压力增加平稳常数增大，因此平稳氨含量也增大。因此，提高压力对氨合成反映的平稳和反映速度都有利，在必然空速下，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，是阻碍氨合成生产中能量消耗的要紧因素之一。要紧能量消耗包括原料气紧缩功、循环气紧缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气紧缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因此循环气紧缩功减少，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。可是压力高、时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反映温度一样较高，催化剂利用寿命也比较短，操作治理比较困难。因此。要依照能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济成效来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采纳15〜32MPa。合成氨反映是一个可逆放热反映，当温度升高时，平稳常数下降，平稳氨含量必然减少。因此从化学平稳角度考虑，应尽可能采纳较低的反映温度。实际生产中还要考虑反映速度的要求。为了提高反映速度，必需利用催化剂才能实现氨合成反映。而催化剂必需在必然的温度范围内才具有活性，因此氨合成反映温度必需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400〜500℃。反映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利用寿命。在合成氨生产进程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反映速度的温度，即最正确温度。就整个反映进程来讲，随着反映的进行，转化率不断增加，最正确温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最正确温度曲线进行。反映温度的操纵还与催化剂的利历时刻有关。新的催化剂因活性比较高，可采纳较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高8〜10℃。催化剂利用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。本设计采纳冷凝法。一样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。贮槽压力一样为〜MPa,现在，冷凝进程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部份可减压释放出来。合成工段工艺流程简述由高压机送来的新鲜气与冷凝塔一次出口循环气混合送入氨冷器，在氨冷器内，气体走管内，液氨走管外，由于液氨的蒸气吸取热量，气体被进一步冷却，并使气体中部份气氨冷凝管外蒸气的气氨经沫除器分离掉液氨后，去氨气柜或硝铵车间。氨的高压混合气，自氨冷器出来，进入冷凝塔下部的氨分离器，分离液氨，除氨后的混合气，再通过冷凝塔上部的热互换器与循环机气体换热，二次出冷凝塔。自冷凝塔二次出口的循环气其中一部份进入合成塔上部一次入口，气体沿着内件与外箱间环隙向下冷却塔壁后，进入下部换热器管外，另一部份循环气直接进入塔外气-气换热器寒气入口，通过管外并与管内废锅口出来气体换热后，设有副线气流分成四股，其中二股作为冷凝气别离从塔顶进入菱形散布器和层间换热器，一股为塔底副线，另一股进入合成塔下部二次入口与一次入口气体混合，通过下部热互换器与管内气体换热后与塔底副线气混合，由内中心管进入第一轴层反映，反映后气体与塔顶引入的第一冷凝气混合进入第二轴向层反映气体进入层间换热器管内与第二冷凝气换热降低气体温度进入径向层，第二冷凝气换热后提高自身温度进入外中心管与内中心管，气体混合进入第一轴向层，径向层自里向外径向流出，通过整个触媒层进入下部换热器管内，与管外换热后出塔进入废锅炉，与脱氧水换热副产品，的蒸汽，气体温度降低到217℃以下，进入气-气换热器，气流经与管外气体换热器降温后进入水冷器，后进入循环机，补充压力，经滤油器除去油圬后，进入冷凝塔上部的热互换器，出热互换器后与新鲜气混后开始下一个循环。2工艺计算物料衡算2.1.1计算依据（1）产量：W=NH3h（2）催化剂用量：70m3（3）精炼气成份见下表表1精炼气成份组分H2N2CH4AR合计摩尔分数（4）合成塔入口氨含量：NH3入=%合成塔出口氨含量：NH3出=%合成塔入口惰性气体含量：AR+CH4=%（5）合成塔操作压力：30叱（设备及管道造成的压力降；设备及管道的冷热量损失;冷互换器及氨冷器中溶解在液氨中的气量均忽略不计）（6）精炼气温度：35℃（7）水冷器冷却水温度：25℃（8）循环机进出口压差：MPa（9）年工作日：330天（10）计算基准：生产一吨液氨。2.1.2计算物料点流程12、12、3r4一端气6>7.8.9.10.11.12J4d7.18—m13—mao—m15.16.19.21—^图1物料恒算流程图2.1.3图1物料恒算流程图2.1.3合成塔入口气组分由计算依据得:入塔氨含量：y5NH3=%入塔甲烷含量：yCH=%x—=%5 4 1.29+0.38入塔氩含量:y5AR入塔氩含量:y5AR=%x0.381.29+0.38=%入塔氢气含量：y5H2=[100-++]X(3/4)X100%=%入塔氮含量： y5N2=[100-++]X(1/4)X100%=%

表2入塔气组分含量（％）N4CH,ARH2N2合计1002.1.4合成塔出口气组分以1000kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分:塔内生成氨含量:N5(y8NH-y5NH)NNH3NNH31+y8NH3出塔气量（N8）=入塔气量-生成氨含量==出塔氨含量：y8NH3=%y _ny _n58CH4=N义8小CH=.x15.19%=%

5CH4749.23出塔氩含量:ynyn558AR-N义88AR=部X4.48%=%出塔氢气含量:=%3八 “3=%丫8H2=4(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)X100%=4X出塔氮含量:y8N2=4(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)义100%4x表3出塔气组分含量（％）

NH3ch4ARH2N2合计1002.1.5合成率由式&2(y由式&2(yNH(tt^Z一JNH3，(出1-yNH3—X100%/日) 得:,入式中a 式中a 氨合成率%;y——进合成塔气体中惰性气体含量,（摩尔分率）％。i2(y合成率:彳 NH(tt^nhz)NH2(y合成率:彳 NH(tt^nhz)NH3,入NH3,_X100%,入2义(17%-2%)（1+17%）（1-2%-18%）2.1.6氨分离器气液平稳计算*100%=%设氨分离器入口气液混合物尸，入口物料组分m（i）；分离气相组分y（i）,气量V;分离液相组分x（i）,液量L,其中入口物料组分m（i）等于合成塔出口气体组分。依照气液平稳原理，以IKmol入口物料为计算基准，即F=1Kmol。如下图。由气液平稳原理：Fm(i尸Vy(i)+Lx(i)=m(i)K(i)=竺), (K(i)——组分i平稳常数)x(i)(2)将（2）式代人（1）式得:黑=(L)K(i)+iLx(i) VTOC\o"1-5"\h\zLx(i)=——mVj-)——=L(i) (3)1+(-)K(i)L二/L(i) (4)液体组分：X(i)=孚 (5)LV=F-L=1-L (6)气体组分：y(i)=a=m⑺一L⑴ ⑺- -计算气、液组分的步骤为：第一依照体会数据设（V/L）值，查操作条件下的（t,P）平稳常数（~）代入（3）计算L（i），然后依照（4）（5）（6）式计算（V/L）值，将假定值与计算值进相较较直至在误差许诺的范围内。已知分离器入口混合物组分如下表表4分离器入口混合物组分m（i）mNH3mCH4mARmH2mN2合计表5 t=30℃，P=17Mpa各组分平稳常数KNH3KCH4KARKH2KN2设（V/L）=10代入（3）式中计算各组分溶解液量T mNH3 0.170=0.0833kmol二J=0.0833kmolNH31+(V/L)K 1+10X0.104NH3LCH4mCH40.20271+(-LCH4mCH40.20271+(-/L)KCH41+10X19.550=0.0010kmolLAr：mAr0.05981+(-/L)KAr1+10x45.570=0.0001kmolLH2：0.42.75=1+(VLH2：0.42.75=1+(V/L)KH2=1+10x68.230=0.0006kmolLN2：mA7N20.14251+(V/L)KN21+10X57.333=0.0002kmol分离液体量:L=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LN2=++++分离气体量：V=1-L==计算气液比：(V)，=V=0.9148=误差二(L)~~L~0.0852-误差二，10.737-10।10-= X100%=%10分离液组分含量液体中氨的含量：*皿=LNH3=0.0833X100%=97.77%NH3L0.0852液体中甲烷的含量：XCH4=字二■X100%=口7%液体中氩的含量：Lar0.00011X=-r-= x100%=0.12%ARL0.0852液体中氢的含量：X=LH2=0，0006X100%=0.70%XH2L0.0852液体中氮的含量：X=LN=0，0002X100%=0.06%N2L0.0852

表6分离器出口液体含量(％)NH3ARH2N2合计100分离气体组分含量气体氨含量：也=耳烂X.9-mNH3也=耳烂X.9-yNH3= V气体甲烷含量:mCHmCH4-LCH4yCH4= V 0.2027-0.00100.9148X100%=17.05%气体氩含量：mAR-Lar0.0598-0.0001yAR0.9148X100%=气体氩含量：mAR-Lar0.0598-0.0001yAR0.9148X100%=3.53%气体氢含量：mH-LH2yH2= V~%=0.4275-0.0006，•％二53.67%0.9148气体氮含量：mN2-LNyN2=V-0.1425-0.0002 x100%=16.55%0.9148N4CH4ARH2N2合计100表7分离器出口气体含量(％)2.1.7冷互换器气液平稳计算依照气液平稳原理x(i)=y(i)/K(i),由于冷互换器第二次出口气体含量等于合成塔入口气体含量，由合成塔入口气体含量y(i)和操作条件下的分离温度可查出K(i)，即可解出x(i)。表8t=-10℃，P=17Mpa的平稳常数KNH3KCH4KARKH2KN2冷互换器出口液体组分含量XNH3XNH3二总0.02x100%=98.52%0.0203出口液体中甲烷含量：y01519Xp,=乂^= x100%=3.0%CH4Kch449.50出口液体中氩含量：XAXAR=KQ等x100%=0.09%出口液体中氢含量：yH0.5877X口产上旦2= X100%=0.68%H2KH2 87.20出口液体中氮含量：y 0.1956Xz产也= x100%=0.41%N2K84.30表9冷互换器出口液体含量NH3CH,ARH2N2合计1002.1.8 液氨储槽气液平稳计算由于氨分离器出口分离液体和冷互换器出口分离液体汇合后进入液氨储槽，经减压后溶解在液氨中的气体会解析，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。G%=(1+yG%=(1+y5NHJ(y8NH3-^NH3.分)(y8NH3-y5NH3)(1-yNrH3.)分8NH3x100%x100%=54.11%(1+x100%=54.11%(0.17—0.02)(1—0.0954)水冷后分离液氨占总量的％，冷交分离液氨占总量的％。以液氨储槽入口1kmol液体为计算基准，即L0=1kmol,入口液体混合后组分含量：m0i=L15X15i+L16X16i二G%L0X15i=(1-G%)L0X16i=0.5411x+0.4589x混合后入口氨含量： 叱m0NH3=xx混合后入口甲烷含量:m0CH4=xx混合后入口氩含量：n.=xx0Ar混合后入口氢含量:0H2=0H2=xx依照气液平稳原理混合后入口氮含量:依照气液平稳原理m0N2=xx表10液氨储槽入口液体含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2合计100Li=V1+(L)K设（l）=，代入上式得:出口液体氨含量：LNH3m0LNH3m0NH3V1+(7)KNH3L_ 0.9818=1+0.0513x0.08=0.9777kmol出口液体甲烷含量:[=m0CH[=m0CH4

CH4- V1+(7)KchLCH40.00771+0.08x42.250=0.0017kmol出口液体氩含量:L=——mcAr——= =0.0002kmolAri,V» 1+0.08x58.05+(L)KAr

L出口液体氢含量:0.0038L= m0HLL= m0HLH2一1+1+0.08x92.76出口液体氮含量:出口液体总量:2出口液体氮含量:出口液体总量:一00056一二0.0008kmol1+0.08x75.18L=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LN2=++++出口气体总量V=1-L==计算气液比(V)/=V=0.019二LL0.981误差=0.081—。08x100%;1.25%0.08出口液体组分含量其中，出口液体氨含量：XNH3=LNH3=0.9777x100%=99.66%NH3L0.981出口液体甲烷含量：X=Lch4=0，0017x100%=0.17%CH4L0.981出口液体氩含量：X=~fR=0.0002x100%=0.02%ARL0.981

出口液体氢含量：Lh20.0006X=~T~= x100%=0.06%XH2L0.981出口液体氮含量:Ln20.0008L=0.981Ln20.0008L=0.981X100%=0.09%NH3CH,ARH2N2合计100表12液氨储槽出口液氨组分（％）出口弛放气组分含量XN2：弛放气氨含量：M —M —L、e_0NH3 NH3yNH3- V0.9818-0.9777 x100%=41.58%0.019弛放气甲烷含量：M-L二0CH弛放气甲烷含量：M-L二0CH4，yCH4- VCH40.0077一0.0017x100%二18.58%0.019弛放气氩含量：M0AR一LarYar:0.0011—0.0002x100%=4.73%0.019弛放气氢含量：M0H弛放气氢含量：M0H2-LHyH2- V0.0038-0.0006 x100%=29.84%0.019弛放气氮含量:MyN2MyN2二一J0056一0.0008x100%二5.27%0.019表13弛放气组分含量（％）NH3CH4ARH2N2合计1002.1.9液氨储槽物料计算以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算，液氨储槽出口液体量。T1000x22.4……7。L1O= =1322.14Nm3190.9966x17其中:氨 L19NH3=L19X%中=1322.14x99.66%=3甲烷L19cH4=L19x19cH4=1322.14x0.17%=2.45m3氩 L19Ar=L19x19AR=1322.14x0.02%=0.26m3氢 L19H2=L19x19H2=1322.14x0.06%=0.79m3氮 L19N2d19X19N2=1322.14x0.09%=1.19m3液氨储槽出口弛放气V20=L19=xm3其中:氨 V20NH3=V20y20NH3=xm3甲烷V20CH4=V20y20CH4=*m3氩 V20AR=V20y20AR=xm3氢 V20H2=V20y20H2=*m3氮 V20N2=V20y20N2=*m3液氨储槽出口总物料=L19+V20=+=3液氨储槽入口液体由物料平稳：入槽总物料二出槽总物料L21=L19+V20=3入口液体各组分含量计算L21i=L19i+L20i其中：氨 L21nh3二十二m3甲烷 L21ch4二十二m3氩 L21Ar=十二m3氢 L21H2=0.79+二m3氮 L21N2=十二m3由上得L21=3入口液体中组分含量核算，由m,0i=费得:L_，

入口液体中氨含量：m' =L21NH3=1361.619X100%=96.16%0NH3 L21 1428.1入口液体中甲烷含量：m' =L21cH4=22,102x100%=1.55%0CH4 L21 1428.1入口液体中氩含量：, L21ar 5.263m=—j = x100%=0.37%0arL21 1428.1入口液体中氢含量:x100%=1.44%，—儿_323Mm0H2 x100%=1.44%入口液体中氮含量:L21N2LL21N2L21即m-

0即m-

0iM0i合成系统物料计算2.1.10合成系统物料计算将整个合成看做一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽驰放气V驰，产品液氨L氨，如右图所示：由前计算数据列入下表 驰, 却表14名称NH3CH4AH2N2气量补充气V补放空气V放弛放气液氨入塔气V入出塔气V出依照物料平稳和元素组分求：V补，V放,VJ入循环回路中氢平稳：V补丫也补二V放y“2放+V弛y弛+3/2V放%3放+3/2V弛几3弛+3/2LNH3 ⑴循环回路中氮平稳:+3/2LNH3V补Yn2补二V放Yn2放+V弛yN2弛+3/2V放Ynh3m+3/2V弛Ynh3弛循环回路中惰性气体平稳+3/2LNH3补（y（2H4补+yAr补厂V放（y（2H4放+^Ar放）十"^（YcH4弛+^Ar弛）循环回路中氨平稳：V-VV=VV+VV+L出了NH3出入¥nH3入Y放JNH3放十V弛弛十」NH3循环回路中总物料平稳：二V+V-V-V-Lzm入出补放弛NH3由（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可解得：=m3放=m3补=m3入=m3出2.1.11合成塔物料计算入塔物料：V『V二nP5入其中NH3V5NH3=义二nPCH4V5cH广X=m3ArKar二m33AKH2 V5H2=><=m3N2V5N2=*=合成塔一出，二进物料，热互换器寒气进出物料等于合成塔入塔物料，即V.二V=V,=m33 0/出塔物料：％=m3O其中NH3 V8NH3=XCH4 V8cH4=*m3Ar V8AR=XVw-xm3N2 V8N2=X合成塔生成氨量：VnH3二^8NH3-^5NH3=03二Kg废热锅炉进出口物料，热互换器热气进出物料等于合成塔出塔物料,

即V8=V9=V10=m32.1.12水冷器物料计算进器物料：水冷器进气物料等于热互换器热气进出物料，即Vio入=m3出器物料：在水冷器中部份气氨被冷凝，由氨分离器气液平稳计算得，气液比V/L二10故有如下方程:ViiVii出/Lii出=V/L=10（1）（（2）Vii出+Lii出二Lio入二将V11出=10Ln出，代入（2）得：出9982.35L11= =907.486m311出11Vii出=m3出器气体组分由V11i=V11出y1H得 其中NH3V11NH3=xm3CH4V11CH4=xm3ArV11AR=xm3H2V11H2=xm3N2V11N2=X=3出器液体各组分由Ln产V8i11H 其中NH3 L11NH3=m3CH4L11CH4=m3Ar L11AR=m3H2 L11H2=m3N2 L11N2=m32.1.13氨分离器物料计算进器物料:氨分离进器总物料等于水冷器出器气液混合物总物料。即v11=v11出+Lii『十"m3出器物料：气液混合物在器内进行分离，别离取得气体和液体。出器气体：V12=V11出=m3，出器液体：L15=L11所m32.氨分离器出口气体放空V13=m3其中:1.14nh3ch42.氨分离器出口气体放空V13=m3其中:1.14nh3ch4ArH2N2V13NH3=*m3V13CH4=*m3V13AR=*m3V13H2=*m3V13N2=*m3冷互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：V14=V12-V13=m3其中：NH3 V14NH3=*m3CH4 V14CH4=*m3Ar V14AR=*m3H2 V14H2=*m3N2 V14N2=*m3出口物料（热气）：设热气出口温度17℃，查t=17℃，p=30Mpa，气相中平稳氨含量y*=%,算热气出口冷凝液氨量时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10%,V17NH3=%*=%.设热气出口氨体积为a,那么： 二0.0605解得a=m38944.104—522.858+a冷互换器热气冷凝液氨量为：L17NH3=V14NH3-a=m3冷互换器热气出口气量及组分其中：NH3CH4V=NH3CH417NH3_ 14NH3 17NHTOC\o"1-5"\h\z17CH 14CH 17CH4 4 4Ar 匕A「V14JL17「m3H2 匕HrV14H2-L17h=m32N2匕7N2=匕4N「LNN:出口总气量：

V17=V14L17NH3二m出口气体各组分：NH3V17NH3/V17522.975 x100%=6.05%8644.221CH4Vwch4/V171972.175 x100%=22.81%8644.221ArV17ARNH3V17NH3/V17522.975 x100%=6.05%8644.221CH4Vwch4/V171972.175 x100%=22.81%8644.221ArV17AR/V17584.050x100%=6.76%8644.221H2V17H2/V174174.213——x100%=48.28%8644.221N2V17N2/V17：1390.8081x100%=16.10%8644.2212.1.15氨冷器物料计算进器物料：氨冷器进器物料等于冷互换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=m3其中：CH4V134二xArH2N2V1AR=xV1H2=xV1N2=x（进器气体物料）=V1+V17=+=3进器气体组分含量V187Vli+V17i其中:NH3V18NH3=V17NH3=3CH4V18CH4=+=3ArV18Ar=+=H2N2VV18H2Vv18N2=+==+=ArHArH2各组分百分含量y18i=V18i/V18522975其中：NHry = x100%=4.50%18NH311624.452010615CH4y = x100%=17.30%418cH411624.45595.37y =- x100%=5.12%18AR11624.456354.5531y= x100%=54.67%18H211624.45

N y18N2=2140.928义100%=18.41%2 18N211624.45进器液体等于冷互换器冷凝液氨量:L18=L18NH3=L17NH3=3进器总物料二V18+L18=+=3出器物料：已知出器气体中氨含量为％，设出器气体中氨含量为bm3,11624.45—11624.45—522.975=0.02解b=3那么氨冷器中冷凝液氨量:l18=V18-b=氨冷器出器总液氨量:L2NH3=L18NH3+L18NH3=+=3氨冷器出器气体量：V2=V18"b=其中：NH3V2nh3=3CH4V2CH4=VArH2N2V2ARVv2H2Vv2N2=VCH4V2CH4=VArH2N2V2ARVv2H2Vv2N2=V=V=V318CH4-318AR二318H2二318N2各组分百分含量y2i=V2i/V2…. 222030其中：NHy =——^30-x100%=1.96%32NH311323.5052010.615CH.y= x100%=17.76%42cH411323.505Ar595.370y9AR= x100%=5.25%2AR11323.505H26354.553

y= x100%=56.12%2H211323.505N22140.924

y= x100%=18.91%2N211323.505出器总物料=v2+l2NH3=+=2.1.16冷互换器物料计算进器物料：冷互换器进器总物料等于氨冷器出器总物料。其中气体入口V2=3,液体入口L2nh3=3,由气液平稳计算得：以1kmol入口物料为计算基准：即F=1V+L=F(1)<L+V=F(2)、x y mNH3 )NH3 NH3将y =0.02,x =0.9852代入上式，N%x 竺mV二-NH——%XTL3得0.9852-mH ]02]mH寸0.9852-0.02-. -0.96532式中的mH式中的mH§可由物料平稳和氨平稳计算mNH3V2V2V'=VV'=V+V'2117<V'二V-V-L17 8 13 15V' =V+L+L'、2NH3 2NH3 17nh3 18NH3式中V'一冷交入口总物料;2V'—冷交热气出口总物料;17V2—冷交入口总氨物料;将VV2—冷交入口总氨物料;将V=3，V=3，L=31317V2=+=15V=++=3・=3V=++=3・=3_V2NH_822.858・，nh3-,3-11924.334=0.069代入（3）式得V=1.021-90竺=0.949 L=1-V=0.0510.9652L_L_0.051V―0.949=0.054,（I八一 ，， _ ,j一由L可求出冷互换器冷凝液体量。IV）L6=(L]=0.05V3(V)冷凝液体量L==x=3出器物料：冷互换器（寒气）出口气体物料等于入口总物料减去冷凝液体量。V3=匕L16=11924.333—596.217=11328.116m3其中：NH3Knh3=x=3CH4V3CH4=*ArV3AR=*H2V3H2=*n2v3N2=*计算误差:V-VS11328.116-11408.41—3 5*100%= V 11328.1163=-0.17%校核氨分离器液氨百分数G八％二一LA——*100%刀"L16"16907.486*0.9777907.486*0.9777+596.217*0.9852=60.167%2.1.17氨贮槽物料计算进槽物料：氨分离器入槽液体L15=3其中：NH3L15NH3=*CH4L15CH4=*ArL15AR=*H2L15H2=*n2l15N2=*冷互换器入槽液体l16=3其中：NH3L16NH3=*CH4L16CH4=*ArL16AR=*H2L16H2=*n2l16N2=*入槽混合物料：L21=L15+L16=+=3各组分物料含量：L21i=L15i+L⑹其中：NH3L21NH3=+=3CH4L21CH4=+=3ArL21AR=+=3H2L21H2=+=N2

百分含量:L21N2=+=xx21NH3其中NH3X21NH3=L21i/L211427.902二 —义100%=97.959%1503.703CH,x=12,406义100%=0.825%421cH41503.703Ar1626

x= x100%=0.108%21AR1503.703H210.347 〜 ,〜x= 义100%=0.688%21H21503.703N23488

x= x100%=0.42%21N21503.703出槽物料：液氨贮槽出口驰放气V20=3其中：NH3V20NH3=XCH4V20CH4=XArV20AR=XH2V20H2=XN2V20N2=x出口液氨总物料：ArL=19ARLL21AR20ARH2L=19H2L-L :21H2 20H2N2L=19N2L-L :21N2 20N2L19=匕21-匕20=其中：NH3L19NH3=L21NH3-L20NH3二CH4L19CH4=L21CH4-L20CH4各组分百分含量：1297933其中：NHrx = X100%=98.978%319NH31383.9237246

CHx= x100%=0.664%419cH41383.923Ar3.377

x= x100%=0.021%19AR1383.923H220626

x= x100%=0.158%19H21383.923N229.123x= x100%=0.179%19N21383.923液氨计算核算：NH产1297.933义17=985.0383 22.4热量衡算冷互换器热量计算(1)热气入口温度冷互换器热气紧搂温度等于水冷器气体出口温度，由题意知t=25℃(2)寒气入口温度为了保证合成塔入口氨含量在％，出氨寒气气体的氨含量必需等于或小于％，设过饱和度为10%，那么在该冷凝器下的平稳氨含量为：y =002义100%=1.82%八H3 1.1查知平稳氨含量现在，冷凝温度t2=-10o,故寒气入口温度等于-10o(3)热气体带入热量热气体在器内处于氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下比热容，然后用压力校正的方式计算实际的气体比热容。查t14=25℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得：表15tl4=25℃，p=30Mpa时的各组分比热容N2H2CH4ArNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在25度Cp'C'=(kmol•℃)热气体带入热量

Q14=V14cp14t14二Q14=V14cp14t14二8944.10422.43Q2=V2cp2t2Q2=V2cp2t2二11323.505224义47.115义(-10)=—238172.740KJ/tNH3查t2=-10℃,p=30Mpa时的各组分比热容并计算得:表16t2=-10℃，p=30Mpa时的各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在35度Cp'Cp‘=(kmol-C)冷气体带入热量(5)氨冷凝热设热气体出口温度为15℃,热气体在器内由35℃冷却到15℃,然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3=KJ/(Kmol・℃)液氨冷凝放出热量299.883Q、片 义20X1698.334=454733.48KJ/tNH冷22.4 3(6)液氨带入热量查-10℃时液氨比热容查-10℃时液氨比热容Cp=(Kmol・℃)液氨带入热：廿嗤FX15X4.556x(-10)=18189.942KJ/tNH(7)热气体带出热查t17=15℃,p=30Mpa时的各组分比热容并计算得:Cp'=(kmol・℃)Cp14=Cp，+力Cp=(Kmol・℃)热气体带入热量Q17二Q17二V17cp17t17二8224.68422.4x50.850x15=280061.505KJ(8)热气体中液氨带出热查15℃时液氨比热容C查15℃时液氨比热容Cp=(Kmol・℃)液氨带出热：Q17尸1/^^299.88322.4x15x4.682x20=18804.271KJ/tNH(9)寒气体中分离液氨带出热■“2厂NH3(10)寒气体出口带出热Q3=Q14+Q2+Q冷+Q2L-Q17-Q17L-Q2L=655+45418+18=572Q572795.759义22.41132.635Q3=V3cp3t3t3=反=11328.116C=3P3 P3 P3设t3=30℃,p=30Mpa时的各组分比热容并计算得：表17t3=30℃，p=17Mpa时的各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在30度Cp'CP=°.1956,56-930+°.5877*53」20+0」519x71-755+0.0448x37.362+0.02x82.764=(Kmol*℃)t=1132,635=20,018℃3 56.582互换器热量负荷计算力Q=(管内热气带入热+管内液氨冷凝热)-(管内热气带出热+管内液氨放带出热)=887氨冷器热量计算(1)气体带入热量Q17由冷互换器热量计算得：Q=280KJ/tNH3(2)气体中液氨带入热量Q17L由冷互换器热量计算得Q'=18KJ/tNH17L 3(3)氨冷器中气氨冷凝热查-10℃气氨冷凝热《小氮肥厂工艺设计手册》INH3=1(Kmol・℃),那么气氨冷凝热二295917.082KJ/tNH3Q=300,945x17二295917.082KJ/tNH3(4)新鲜气带入热量Q1N2H2CH4AR气体含量各组分分压Mpa各组分在40度Cp'表18T1=35℃,p=30Mpa时的各组分比热容然后用叠加的方式计算实际的混合热容Cp1=0-2517x54005+0.7316x50453+0.0129x61112+0.0035x3553=KJ/（kmol・℃）因此：新鲜气带入热量Q1=V1Cp1t1=2980.2322.4x51.428x35=239KJ/tNH3氨冷器收入总热量Q=Q；+Q'+Q八+Q11717L 冷1=2280+18+295+239=834KJ/tNH3(5)氨冷器入口混合气温度t18计算有热平稳Q18=Q-Q冷=丫18cp18t18+V18LCp18L%=834=538KJ/tNH3因此：％18Q18x1303.975VC+0.026CC+C —18L- p pN2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在30度Cp'%p18lV 18 18L18表19t18=27℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得Cp'=（kmol・℃）由t1=26℃查《小氮肥厂工艺设计手册》液氨的比热容Cp18L=KJ/(kg*℃)代入上式181303.97554.476+181303.97554.476+0.026义4.856=26.882氏27(9)w=Q(9)w=Q吸/△[=1090625.9471012.1=107.762kg与假设一致。混合后氨冷器入口热气温度26℃。（6）由冷互换器热量计算Q‘2=-238KJ/tNH3TOC\o"1-5"\h\z（7）气体中液氨带出热量Q‘2T 32L由冷互换器热量计算Q,2L=-18KJ/tNH3（8）液氨蒸发吸收热量Q 3吸有热量平稳计算Q="（Q-Q）吸入2 2L=834（-283=1090KJ/tNH3-15℃蒸发焓INH3,9=1查25-15℃蒸发焓INH3,9=1△INH3=INH3,9-INH3,L=1kg冷冻量计算‘表20氨冷器热量平稳汇总表（KJ/tNH3）收方支方3气体带入热量Q'17气体带出热量Q2液氨带入热量Q17L液氨带出热量QQ2L气体中氨冷凝热Q冷冷冻量Q吸新鲜气带入热Q1小计小计循环机热量计算（1）循环机出口气体温度计算由《小氮肥厂工艺设计手册》得循环气中各组分的绝热指数如表17：NH3CH4ARH2N2K1表21循环气中各组分的绝热指数，、一，，1L依照公式二空得：K二P-出P入k—1—1

k)由前已知T入=30+273=303KP出二30Mp,P入二Mp得T出二x（2）气体带入热量 “由前计算Q'3=572KJ/tNH（3）紧缩功 3kpW=20.324PV——[(4)iik—1p入:-11马\'Z1P入=Mp P出=30MpPT_ ..式中V1=V)pTf~一m3/mm10K=,Z2=,Z1=将上述数据带入紧缩功计算公式得：W=紧缩热Q=3600W=3x=295KJ/tNH(4)气体带出热量 3有热平稳得：Q4=Q3+Q=572+295=868KJ/tNH因为：Q4=V4cp4t4 W 3因此：c=QL-=868470.959x22.4=57.581KJ/Kmol・℃p4Vt11408.41x3844N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在30度Cp'表22t4=38℃，p=30Mpa时的常压下各组分比热容并计算得Cp,二(Kmol・℃)(0一C') 57581—56582误差二一——「义100%="58156.582=%C 56.581计算正确。气体带出热量Q4=476KJ/tNH3表23循环机热平稳汇总表(KJ/tNH)收方支方气体带入热量Q3气体代入热量Q4压缩热QN小计小计合成塔热量计算合成塔热量计算示用意图2 合成塔进出口热量计算示用意(1)环隙温升t6的计算(2)设合成塔环隙高度h=，由体会公式知，环隙每米温升按计,那么合成塔一出温度t6为：t6=t5+=38+x^60oC(3)气体带入热量。5由前计算Q4=868KJ/tNH3,因油分离器内无温升转变(忽略热损失)。因此Q5=Q4=868KJ/tNH(4)气体反映热QR设合成塔二出温度370oC假定气体在塔内先温升至出口温度后再进行氨合成反映。在压力P=30Mp下的气体反映热简化计算式为:-HR=11599+,将t=370oC带入得：tNH3)-HR=11599+x=12(Kmol•=53(Kmol-tNH)tNH3)AV=1(标)=那么合成塔内反映热QR=(-Hr)xAVNH3=53x⑸二次入塔气体带入热量Q7由热平稳知Q7=(Q6+Q8+Q损)-(Qr+Q5)=V7cp7t7+ (Q+Q+Q)-(Q+Q)t= --6-_^损 -R_7 VC7P7(6)合成塔一出气体带出热量Q6表24t=60oCP=30MPa混合气体热容N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压MPa各组分在56度Cp7计算得Cp6=(kmol.oC)。11408.41Q=—x46.817x60=KJ/tNH6 22.4 3⑺合成塔二出气体带出热量。8当t=370oC P=30MPaN2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在56度Cp'表25t=60CP=30MPa混合气体各组分比热容Cp8=(kmol.oC)9982.35一.•・Q=V8Ct=———x45.117x370=6571KJ/tNH8 8p88 22.4 3(8)合成塔热损失依照体会公式Q损二awFw(tw-tB),设塔壁温度tw=63oC，空气温度57。。塔外壁高 h,=20m，外径D=。那么aw=tw+=X63+二(m?・h・oC)・.・Q损=(tw-%)=x二520KJ/tNH3(9)合成塔二入温度计算将上式数据带入t7温度计算式中得：t=8675.2317C7设t7=190oC,P=30Mpa查二小氮肥厂工艺设计手册N附图1-5-1至1-5-18的各组分气体比热容并计算得N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在190度Cp'那么Cp7=(kmol.oC)8675231二191.45735.617t-t'误差二『7191.45—190x100%=上士_ X100%=%191.45假设值与计算值大体相符，计算有效。・•・合成塔气体二次入口带入热量Q7=(1430+6571+-+=tNH3(10)合成塔绝热温升核算△t=^—Cpfy (-H△t=^—CpTOC\o"1-5"\h\z-H^j R 损1+yNV 8NH3 t一一1一一1 一式中Cp=2(Cp7+Cp8)=2+=(kmol.oC)带入上式得:△t=140.367△t=140.367(。.14x53457.686

1+0.17520523.382x22.4、/ )二℃11408.41，t6=t7+=+=℃与前面假设大体相符，计算有效。表25合成塔热平稳总汇表(KJ/tNH) : 3—收 方3 支 方一次气体进口带入热量Q5一次气体出口带出热量Q6二次气体进口带入热量Q7二次气体出口带出热量Q8反应热QR热损失。产狈小计小计2.2.5废热锅炉热量计算(1)管内热气体带入热量Q.8由合成塔热平稳计算Q8=KJ/tNH3(2)管内热气体带出热量Qg39设t9=220oC,p=30MPa查与小氮肥厂工艺设计手册N附图1-5-1至1-5-18的各组分气体比热容:表26N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa计算得Cp9=(kmol・计算得Cp9=(kmol・oC)・・Q9=V9cp9t799982.3522.4义43,772义220=4291KJ/tNH各组分在220度Cp'(3)废热锅炉热负荷△Q=Q9-Q8=279KJ/tNH3⑷软水量计算 3设废热锅炉加入软水温度t=30oC,压力P=，副产的饱和蒸汽。需软水量X查软水焓蒸汽焓由热平稳得：X—A查软水焓蒸汽焓由热平稳得：X—AQX 12-11I2=2(kmol・℃)AQ=X(I2-I1)2279975,475 二857,3812784.716-125.484・废热锅炉软水带入热量Q“=XI1=xKJ/tNH蒸汽带出热量：Q蒸=+2279=2387KJ/tNH3表27废热锅炉热量总汇表(KJ/tNH3)收 方支 方3管内气体带入热量Q86571管内热气体带出热量Q94291软水带入热量Q软107蒸汽带出热量Q.烝2387小计6679小计6679图3 热互换器进出口热量计算示用意(1)寒气体带入热量。66由合成塔热平稳计算 Q6=143KJ/tNH3(2)热气体带入热量Qg 39由废热锅炉热平稳计算Q9=4291KJ/tNH3(3)寒气体带出热量。7 37由合成塔热平稳计算 Q7=4329KJ/tNH3(4)热气体出口温度计算 3由热平稳得：Q6+Q9=Q7+Q10Q10=Q6+Q9-Q7=1392KJ/tNH3Q10=V10Cp10t10Q1392676.915x22.42143.012t=—10-= = 10匕0c 9433.32C, CPN2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在度Cp，表28t10=℃P=30Mpa各组分比热容.\C0=(kmol•℃)P2143.0122143.012小”外 = =55.972℃CP1046.616t—t

误差=」『

i/10〜55.972—55.3x100%= x100%=1.2%55.972假设大体正确，计算有效。(5)热互换器热负荷AQ=Q7-Q「Q10-Q9=1392291=-2898KJ/tNH3收方支3方冷气带入热量Q61430冷气带出热量Q74329表29热互换器热量汇总表(KJ/tNH3)热气带入热量Q94291热气带出热量Q101392小计5722小计57222.2.7水冷器热量计算e由已知，水冷器出口热气体温度tn=35oC,设气体先冷却至35oC后，氨再冷凝。(1)热气体带入热量01a由热互换器热平稳计算Q10=1392KJ/tNH⑵氨冷凝热 3查与小氮肥厂工艺设计手册N表10-1-1得35oC后，氨冷凝热I=1(Kmol・℃)Q冷二'LQ冷二'LX【NR907.48622.47义16,769x1705.607=2955300.91式中一液氨平均分子质量。(3)热气体带出热量Q11表30T11=35oC,P=30Mpa时各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量各组分分压Mpa各组分在35度Cp'C0=(kmol.oC)热气体带出热量Q=VCt=9074.864x39.819x3511 11P1111 22.4二564KJ/tNH3(4)液氨带出热量查35oC液氨比热容，C=4.849kJ/(kmol•℃)

pLV—Q=MxCxt907.48622.4液22.4pl907.48622.4x16.769x4.849x35=282KJ/tNH3(5)冷却水量计算

冷却下水t「38oC,取冷却水比设需要冷却水量为卬冷却下水t「38oC,取冷却水比TOC\o"1-5"\h\z热容CpL=4.18kJ/kg "那么冷却水吸收热量为AQ=Q—Q、/ 、=(Q:Qa)-(Q+Q)10冷 11液=(1392+2955-(564+282=1500KJ/tNHAQ=WCQjt了%1000. tpQ a1500704.771W= - = =27.617m31000C(tb-t)1000*4.18义(38-25)冷却水带入热量冷却下水带出热量上片X1000XX=2885KJ/tNH3冷却下水带出热量收方支方热气体带入热量Q10热气体带出热量Q11氨冷凝热Q冷1液氨带出热量Q十液冷却上水带入热量Q上水冷却下水带出热量Q下水小计小计Q=AQ+Q=1500+2885=4386KJ/tNH3表31水冷器热量总汇表(KJ/tNH)2.2.8氨分离器热核算氨分离器进出口没有发生转变，气体热量平稳氨分离器收入热，则Q=KJ/tNH氨分离器支出热，气体放空气带走热量Q=VCt=130.76x39.819x35=8135.51KJ/tNH13 13p1313 224 3冷互换器带入热量，由冷互.换器热平稳计算得误差=)=KJ/tNH误差=)=KJ/tNH=Q+Q=+=KJ/tNH产-Q'13 14564623.655-564612.515、1Q11X100%=故合成系统1热量计算有效。564623.655=%氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q11L=Q15L=KJ/tNH3合成设备2.3.1合成塔催化剂层设计并流扁平管。800氨合成塔，其催化剂筐尺寸如下:催化剂筐内径，氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q11L=Q15L=KJ/tNH3合成设备2.3.1合成塔催化剂层设计并流扁平管。800氨合成塔，其催化剂筐尺寸如下:催化剂筐内径，mm电炉中心管，mm测温管，mm爱惜管套，mm升气管，mm爱惜管套，mm集气环管，mm0766;0108x6;024x6;冷管传热面积,m2催化剂框容积量，m2绝热层高，mm030x2;各2根催化剂总高，mm930;9986;0x催化剂装填量，m3环中径，mm扁平冷管，mm45x；各4根 比传热面积，m2/m3057x3； 操作压力，MPa327；共2个进塔气量，m3（标）/h15催化剂30进塔成份N2 %0大108x10（076x3管子压制）;小x（057x3的管子压制）；，%,Ar%,NH3%;催化剂伸缩率23%;过滤圆管，mm0x,12根板厚3间隙5；热系数=.0C）解（1）大体数据计算进塔气体摩尔流量：以知V/=3/h「VM=-I—=h22.4无惰性气体氨分解基流量：以知y=，y=（qy。，，）V=VU—y）1+^H^0,1 I0,1I1一y1 0.I=3/h空塔截面积：绝热层F绝二(0.4422—0.1082—2x0.033)二冷管层：F冷=0.786.442-0.108-2x0.03^4x0.78X0.045—6*(0.10&0.078a0.0117=m2过渡层： F=0.786.442-0.108-2x0.0314x0.7850.045-12x0.7850.038-1x0.05X0.3723.142=m2考虑沉降后催化剂层总高度及绝热层总高度X总=9850mm AZ=760mm将整个催化剂分成8段 绝分段计算：第一段绝热层温度散布计算(n=1),第一假定催化剂层温度％0=415℃,冷管入口温度286℃(计算完后核算该假定温度是不是正确)。a.查物性数据：第一段平均温度-t+1t=-k,0 k1=0ck，i 2由*=0c，yNH；%查」「AH=54340kJ/kmolNH3b.求反映热及生成氨量：令气体第一段焓升(反映热)A1AI=MCk1(t-1)=AMxAH1 kWPk，1%「k1=hAI=AMxAH=136.x=h二求出口氨含量；由公式(6-4-8a)计算y0 22.4AM y NH^—= 1+ 0，nh3,0—+y0V1+yNH3,1 01 0,NH3,022.4x136.552y H 0,NH3128776.67 1+y0,NH3=:y。,nh

1+y0,NH3由公式(6-4-6)y0一 NH：=1 301-y0I3,0计算y0NH3,0_ 0.02_―1-0.17-% 0.0345 NH3,01+yo1+0.0345NH3,0y0—NH^—=+=1+y0NH3,1TOC\o"1-5"\h\zy0 =NH3实际出口氨含量y0 =y0NH3 NH33,n 3,n0.17义892.86式中M=M-AMk,nd.M/Mk0NH3由A106催化剂活性线查1-.式中M=M-AMk,nd.M/Mk0NH3由A106催化剂活性线查1-.1、0.18x892.86880.132、反算％1)当％0=412℃,y0NH3「时,当tk,1=444℃，y0NH31二时，rnhJn-1()/m3()/m3VrNH371r11=x()/m3VrVrNH37VrNH370rNH371An,1VrNH37An,1VrNH371NH31-y0H)3,0=xx 0.62x)/m3与假设第一段常数An相符，故假定温度tk1=444℃正确。本段段单位长度反映热为 MQ]=*=x107kJ/1第二段绝热层计算方式同第一段。计算结果，第二段出口温度土=490℃，y=，y0 =，M=hk,2 NH2 NH32 k,2

设出第三段温度tk3=490℃e.查物性数据：：第三段催化剂层平均温度-t+t 1tk3= -k,3二—(490+490)=4900C2由tk,3=490℃，yNH3,2=查％k,3二AH=55050KJ/molf.求反映热及生成氨量：由式(6-4-13)知M,2晨2("D+MkoGj。小叫叫方因为， ％2=tk,3因此 A3=MK2Ck2(%3-tk,2)=0设t03=3140C '0't03=%+t0.3=1(286+314)=3000C2 2tk3=tk，2+tk，3=2(487+487)=487oCAM=Kk010(k3-k0,3)AHt,3765.3义1.324(490-300),= =h55050.6反映热AQ：=AM3AHT3=x出第三段催化剂层气体摩尔流量Mk3=Mk3-AM=kmol/hy0 y0 amy0—NH33-=-3+—NH32-1+y0 V 1+y0NH3,3 O,1 NH3,222.4x12.44 0.1= + 17100 1+0.1yNH,3NH3,3r1-yI0V-0^MIk,37「1-

V0.18x892.86^841.51ih.求An3(反算“3%)r1y由I2=490°C,yoNH3,2=查—I=x/m3Vn。由tk,3=4900C，yONH3,3二查=x/m3An,3r'NH373f,3y0NH3,3NH3,2=xx—X—x0.485m3与本段常数An,fx/m3大体符合，故假设tk,3=4900C正确。本段冷管传递热量为AQ3=KkoFko(tk,3-t0,3)=xx由热平稳公式(6-4-13)知：由t0,=3000C查C0,3=KkoFko(tk,3-t0,3)=M0,3cp0,3(t0,3-t0,2)AQ3=M0,3cp0,3(t0,3-t0,2),M0,3=Mk,o=htt_ 684829 _0,3-0,2—892.86x30.51-°t03=t02+怠oC故假设t03=3100c正确由于AQ*3=AQ3，故单位长度上和冷管传热AQ*=AQ3=684829KJ/3 3 3 3 0.57各段计算结果列表如下表32

段数n名称、12345678进口温度tk,n-1,oC415444490490487481474472出口温度\nK444490490487481474472472冷管进口温度To,n-1「C282310332364410冷管出口温度To,n,OC进口氨含量310332364410417yNH」％出口氨含量,%氨产量AMn'KJ/催化剂单位反应热，KJ/XX冷管单位传热，KJ/X表24 催化剂各段计算结果表2.3.2水冷器设备工艺计算①计算条件(1)选淋洒式排管冷却器(2)高压换热管中68X13 d外二d内二d平〜二(3)热负荷Q=tNH3(4)产量W=h(5)热气体压力p=30Mpa(6)热气入口温度t=℃入(7)热气出口温度t二℃出(8)热气气量V=3/h(9)冷却水压力p=(10)冷却水入口温度t入=25℃(11)冷却水出口温度t出=38℃(12)冷却水量W=tNH3②管内给热系数的计算a=X/dXX式中各物性数据取之平均温度 t平=(35++2=℃(1)紧缩系数又Tc二 Pc=对照温度Tr=(55+273)+=对照压力Pr=30+=查《氮肥》(理)图1-4普遍化紧缩系数图得Z=(2)混合气体平均分子量 M=平(3)气体热容Cp=Kmol.℃(4)气体导热系数入已知常压下气体的导热系数入om=KJ/.℃)T/cm=p/cm=那么假对照参数Pr‘=30♦=Tr7+273)/=(5)气体粘度口查《氮肥》(理)图1-22,23,25,30,31各组分气体在压力下的粘度NH3CH4ArH2N2Ci11匕Kg/高压下含氨混合气体的粘度u=E(yiMi1/2Ciui/EyiMi1/2)(6)雷诺准数设取管内流速3=s密度p=M平pT0/(Zp0VoT)=(11..411x30x273)^xxx=m3Re=do3p/p=xxx3600+=(7)普兰特准数Pr=Cp^/(XM)=x-Fx==管内给热系数。0二x+xx=.℃)③管外给热系数ai=d外式中L=W/2ln