年产6万吨合成氨厂中置式合成工艺设计本科毕业设计

武汉工程大学本科毕业设计PAGEPAGE9摘要本设计以年产60ktNH3/a的生产能力为计算依据，通过对合成塔、氨分离器、冷交换器、液氨贮槽等设备进行物料衡算和热量衡算，选定…催化剂。…型的用量为…，确定了各个设备的尺寸和结构类型。设计结果表明，60ktNH3/a的装置，采用中置废热锅炉回收余热的流程，其中合成塔的直径为1200mm，催化床层采用…冷管方式…,三套管的传热面积为…，上段热交换器和下段热交换器的传热面积分别为…和…，废热锅炉的选型和尺寸为…，合成塔出口氨含量15.76%。水冷器、冷交换器、氨冷器的换热面积分别为200m2、286.8m2、274.6m2，工艺流程合理，所选设备可行，设计能够满足要求。关键词氨，合成，触媒AbstractThisdesignwasonthebasison60kt/aNH3.ThroughthemassbalanceandenergyBalanceforammoniasynthesisConverter,ammoniaseparator,liquidammoniatankandcoolexchanger,thesizeandtypeoftheequipmentsweredeterminedinthisdesign.Theresultsshowedthat,theequipmentofthe60kt/aNH3，fortheprocessofsyntheticammoniawithrecoveryheatboilerwasputinbetweentwoheatexchangersinthebottonofthesyntheticammoniaequipment,thediameterofsynthesisconverterwas1200mm,theareasoftheheatexchangerforwatercoolers,coldexchanger,ammoniaseparatorwere200m2,286.8m2,274.6m2,respectively.Theconcentrationofammoniawas15.76%formtheoutletofthetower.Theprocessisfeasibleandtheselectedequipmentsisreasonable.Theresultsmeettherequirementsofthedesigntaskwell.KeywordsAmmonia,Synthesis,Catalyst

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根据《合成氨能量优化节能工程实施方案》规划，这一重点节能工程的目标是：大型合成氨装置采用先进节能工艺、新型催化剂和高效节能设备，提高转化效率，加强余热回收利用；以天然气为原料的合成氨推广一段炉烟气余热回收技术，并改造蒸汽系统；以石油为原料的合成氨加快以洁净煤或天然气替代原料油改造；中小型合成氨采用节能设备和变压吸附回收技术，降低能源消耗。煤造气采用水煤浆或先进粉煤气化技术替代传统的固定床造气技术。到2010年，合成氨行业节能目标是：单位能耗由目前的1700kg标煤／t下降到1570kg标煤／t；能源利用效率由目前的42．0％提高到45．5％；实现节能(570585)×104t标煤，减少排放二氧化碳(13771413)×104t。十多年来，合成氨装置先后经过油改煤、煤改油、油改气和无烟煤改粉煤等多次反复的原料路线改造和节能改造。但由于装置原料路线、资源供应、运输、资金与技术成熟度等诸多方面原因，合成氨节能技术改造的效果始终未能达到预期目标。到2004年底，合成氨单位能耗平均为1700kg标煤／t，吨氨平均能耗水平与国际先进水平相差600--~700kg标煤。市场供需情况分析及预测中国作为农业大国，也是化肥生产大国，合成氨生产大国。最近十多年来中国合成氨生产能力大幅增长，2002年中国合成氨总生产能力约4500×10t／a，实际产量3654×10t／a，能力和产量已居世界第一位。国内氮肥消费量经过了近20年的高速增长，目前已进入平稳发展阶段，根据国家“十五”化肥发展规划，预计2000～2010年中国化肥需求增长率约为1．5%，化肥用氨稍有增长，而工业用氨变化不大。目前中国合成氨生产基本上已满足氮肥工业的需要，今后氮肥工业的发展重点是调整产品结构，对合成氨的需求将缓慢成长。1.3氨的用途及贮运氨主要用于制造氮肥和复合肥料，氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料。液氨常用作制冷剂。商品氨中有一部分是以液态由制造厂运往外地。此外，为保证制造厂内合成氨和氨加工车间之间的供需平衡，防止因短期事故而停产，需设置液氨库。液氨库根据容量大小不同，有不冷冻、半冷冻和全冷冻三种类型。液氨的运输方式有海运、驳船运、管道运、槽车运、卡车运。生产方法生产合成氨的主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤（或焦炭）等。天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1％～0.3％（体积），经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯净气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨生产流程与此流程相似。重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油，可用部分氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸气转化法简单，但需要有空气分离装置。空气分离装置制得的氧用于重质油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。煤（焦炭）制氨。随着石油化工和天然气化工的发展，以煤（焦炭）为原料制取氨的方式在世界上已很少采用。1.4工业生产合成氨方法1.4.1反应方程式N2来源于空气（空气分离、空气将氧气耗掉所剩N2）H2由煤、渣油、轻油、天然气与蒸汽反应制得1.4.2造气造气一般是以煤为原料，采用间歇式固定层常压气化法，在高温和程控机油传动控制下，交替与空气和过热蒸汽反应，反应方程式如下吹风++Q+C2CO-Q上，下吹C+(g)CO+-QA吹风阶段空气→鼓风机→造气炉→旋风除尘器→吹风气岗位↓过热器→废锅→烟囱→放空吹风阶段的主要作用是产生热量，提高燃料温度B，上吹(加氮)阶段过热蒸汽造气旋风除尘器过热器废锅洗气塔气柜空气鼓风机造气炉上吹阶段主要作用是置换炉底空气，吸收热量，制造半水煤气，同时加入部分氮气.C，下吹阶段过热蒸汽造气炉废锅洗气塔气柜下吹阶段主要作用是制取半水煤气，吸收热量，使上吹后上移的气化层下移.D，二上吹阶段过热蒸汽造气炉旋风除尘器过热器废锅洗气塔气柜二上吹的主要作用是将炉底及进风管道中煤气吹净并回收，确保生产安全.E，吹净阶段空气鼓风机造气炉旋风除尘器过热器废锅洗气塔气柜吹净的主要作用是回收造气炉上层空间的煤气及补充适量的氮气，以满足合成氨生产对氮氢比的要求.1.4.3变换经过压缩有一定压力的半水煤气先经过油水分离器，除去煤气中的油物.然后进入饱和塔的下部与热水进行交换后升至一定温度，经过汽水分离器分离煤气中的水分.去除水分的煤气进入预热交换器，与中变炉出口的高温煤气进行两次热交换，进入中变炉，在触媒的催化作用下，煤气中的一氧化碳发生反应，生成二氧化碳，中变炉的炉体内有三层反应区，在正常的工艺状况下，第一层的反映温度控制在450℃左右，第二层反应温度控制在400℃左右，第三层的反应温度控制在380℃左右.反应后，出中变炉的变换气进入与入口水煤气进行热交换的两级热交换器后，再进入低变炉使变换气中的一氧化碳进一步变换，经过两次变换的水煤气成为合格的变换气之后，经热水塔冷却塔之后送入下一工段进行后续处理。1.4.4脱碳含有一定浓度的变换气进入吸收塔内。气体中被逆流流下的碳酸丙稀脂所吸收.净化气脱至所要求的浓度由塔顶排出，成为可供用户使用的工艺气.吸收的碳酸丙稀脂富液经涡轮机回收能量之后，在高压闪蒸槽中闪蒸.减压闪蒸液在气提塔内经空气气提再生，再生后的碳酸丙稀脂贫液经循环液泵送回吸收塔循环使用.气提空气由通风机从气提塔塔底送入。高压闪蒸气中含有及部分工艺气.高压闪蒸气可全部或部分返回压缩，与原料气汇合，以回收氮气和氢气。脱碳过程中，入脱碳塔贫液的流量，将直接影响二氧化碳在脱碳塔中的溶解度.流量过小，原料气中的不能充分被吸收;流量过大，能耗增加.闪蒸槽的液位和压力，对于原料气的回收和再利用，有重要作用.它不仅可以回收闪蒸气中的氮气和氢气，还可以减少碳酸丙稀脂的损失。脱碳后.煤气进入下一工段进行进一步处理。1.4.5合成目前国内大多数中小氮肥企业均采用中压法氨合成工艺，其合成压力为31.4MPa.合成塔的直径一般为～。将压缩送来的合格精练气在适当的温度，压力和触媒存在的条件下合成为氨，所得气氨经过冷却水和液氨冷却，冷凝为液氨.并将液氨从氢氮气中分离出来.未合成的氢氮气补充部分合格的新鲜气体继续在合成系统内循环合成。合成氨反应为可逆放热反应。在高压下进行合成氨反应，有利于反应平衡向生成氨的方向移动，同时反应速度也随压力升高而加速。所以压力增加时，平衡氨浓度和反应速度都增加。这两者都有利于气体合成率的提高和使催化剂用量减少。此外合成压力提高，氨浓度增加，按冷凝温度相应提高，所需冷冻量亦随之减少，故高压还有利于循环气中氨的分离，简化流程。温度升高反应速度加快，氨的平衡浓度下降，催化剂只在一定范围内能显示催化作用，温度大约在360～550℃，低温有利于延长催化剂寿命并减缓设备的“氢蚀”。合成塔入口气成分氢气、氮气、氨气、甲烷和惰性气体。催化剂为α-Fe，催化剂的永久性毒物硫、磷、砷、氯的化合物。催化剂活性下降的主要原因（1）长期处于高温下使α-Fe微晶体再结晶长大合并，活性表面积减小，活性降低；（2）催化剂中毒。合成工段中主要工艺参数的优化和控制非常重要.直接影响合成氨的产量和消耗指标.控制方案以降低吨氨消耗为目标，控制参数为催化剂温度，惰性气体含量，氨冷出口温度，及氨冷器，冷交换器.氨分离器的三大液位。氢氮比的调节氢氮比的自调是合成控制中的难点，从造气到合成的滞后时间，开满量时，一般小化肥厂为30分钟.开连醇为45分钟.正确认识从造气到合成整个流程中氢比演变规律是搞好调节的基础.规律主要为二点;从造气到合成塔入口基本为纯滞后阶段，各点氢比测量曲线呈简单相似现象.并含有一定容量滞后，合成塔塔前塔后氢比信号呈微积分关系.记录各测量点氢比偏差记录曲线，据此可发现演变规律，监视分析调节效果，计算开表数据，以此数据二维查表控制阀门输出能达到较好的控制效果。合成塔内触媒层热点温度控制。合成塔各催化剂层热点温度的控制，是调节未反应的冷气体加入量的方法来控制各段温度，由于反应温度比较容易稳定，所以一般采用手动遥控。循环气和氨冷器出口温度和液位的控制为了更好的控制温度，采用串级控制方案.以温度回路作为主回路，液位为副回路.为保证液位，当液位超限时，切断串级回路，使回路的串级状态切换为副回路的自动状态.保证液位在安全值内。新鲜气氨冷器液氨液位控制在新鲜气氨冷器液位调节系统中，水位测量值与给定常数进行PID运算，运算结果调节氨冷液位调节阀开度，从而维持氨冷液位恒定。1.5流程简述来自冷凝塔的气体在305MPa（绝压），30℃下进入合成塔上部，经塔内外筒外隙进入下部热交换器管外与反应后出触媒筐温度为475℃的管热气体换热后，经集气管进入冷管的内、外管间环隙进入集气盒，沿中心管上升，在420℃下进入触媒筐。经反应之气体在475℃进入上段热交换器管内，与管外冷气换热，热气被冷却至375℃，从一段出口引至塔外中置废热锅炉副产13MPa的蒸汽后，返回合成塔下段热交换器管内，经进一步冷却，在90℃，295MPa下出合成塔。经水冷器，氨分离器，分离出大部分的液氨后，进入冷交换器，在此新鲜气经油分离器，补充器循环系统中，然后再经氨冷器，经过压缩机加压后重新进入合成塔进行下一循环。新鲜气新鲜气NH3氨冷器液氨贮槽槽合成塔废热锅炉水冷器换热器废热锅炉水冷器换热器油分离器循环机氨分离器qi冷交换器油分离器循环机氨分离器qi冷交换器图1氨合成系统流程图Figure1Theflowchartforammoniasynthesissystem

第二章物料衡算2.1计算依据精炼气成分计算已知补充气中惰性气体总量+=0.8%又由反应，可知：=2.9：1=3/499.2%=73.8%=1/499.2%=25.4%又由已知补充气来自空气，其中/=78.1%：0.9325%=0.303%=0.8%-0.296%=0.497%(1)精炼气成分=73.8%=25.4%=0.497%=0.303%(2)合成塔入口氨含量=3%氨净值12.76%合成塔出口氨含量=3%+12.76%=15.76%合成塔入口惰性气体含量=15%(3)合成塔操作压力29.4MPa(取其进口和出口的平均压力)(4)水冷器出口气体温度305K(5)以下各项在计算中略去不计设备及管道造成的压力降;设备及管道的冷(热)量损失;冷交换器及氨冷器中溶解在液氨中的气量。(6)年工作日300天武汉工程大学本科毕业设计PAGEPAGE682.2计算流程点66新鲜气891071151343141216161521720118212019水冷器换热器废热锅炉合成塔水冷器换热器废热锅炉合成塔氨分离器qi冷交换器油分离器循环机氨分离器qi冷交换器油分离器循环机氨冷器液氨贮槽槽氨冷器液氨贮槽槽图2.1氨合成系统带物料点流程示意图Figure2.1TheflowchartwithmaterialpointforAmmoniaSynthesisSystem1，2，3，4，5—精炼气6，7，8，9，10，11，12，14，17，18—合成气13—放空气20—弛放气15，16，19，21—液氨2.3物料组分计算2.3.1合成塔入口气体组成根据计算依据入塔氨含量=3%入塔甲烷含量=15%0.497/(0.497+0.303)=9.32%入塔氩含量=15%0.303/(0.497+0.303)=5.68%入塔氢含量=2.9/3.9(100%-3%-15%)=60.974%入塔氮含量=1/3.9(100%-3%-15%)=21.026%结果汇总见表2.1。表2.1入塔气组分含量(%)表2.1入塔气组分含量（％）NH3CH4ArH2N2小计39.325.6860.97421.0621002.3.2合成塔出口气体组成以1000kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分已知氨净值12.76%。合成塔出口氨含量=3%+12.76%=15.76%由下式计算合成塔内生成的=(-)/(1+)=1000(0.1576-0.03)/(1+0.1576)=110.228kmol出塔气量=入塔气量-生成气量=1000-110.228=889.772kmol出塔氨含量=15.76%出塔甲烷含量=(/)=(1000/889.772)9.32%=10.47%出塔氩气含量=(/)=(1000/889.772)5.68%=6.38%出塔氢含量=2.9/3.9(1)100%=50.11%出口氮含量=1/4(1)100%=17.28%结果汇总见表2.2。表2.2出塔气体组分含量（％）NH3CH4ArH2N2小计15.7610.476.3850.1117.281002.3.3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;分离气相组分;气量V;分离液相组分，液量L，其中进口物料组分等于合成塔出口气体组分.根据气液平衡原理，以1Kmol进口物料为计算基准，即F=1Kmol。分离器入口混合物组成与合成塔出口气组分相同，见表2.3。表2.3氨分离器入口混合物组分(%)NH3CH4ArH2N2小计15.710.476.3850.117.281.00000查T=308K，P=28.9MPa时各组分的平衡常数，如表2.4。表2.4各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.0917510.5428.1239.6835.975由物料衡算(2-1)又气液平衡(2-2)，(2-3)设V/L=12，带入式2-3中计算有分离气体量V=1-L=1-0.077=0.923kmol计算液气比V/L=11.99误差=[(12-11.99)/12]=0.08%假设正确。分离液体组成结果汇总见表2.5。表2.5氨分离器出口液体含量(%)NH3CH4ArH2N2小计96.901.010.241.410.44100.00气体氨含量=(0.1576-0.0750)/0.923=8.95%同理=(0.5011-0.00116)/0.923=54.16%=(0.1728-0.0003621)/0.923=18.68%=(0.1047-0.0007743)/0.923=11.26%=(0.0638-0.0001885)/0.923=6.9%结果汇总见表2.6。表2.6氨分离器出口气体组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计8.9511.266.954.1618.68100.002.3.4冷交换器气液平衡计算根据气液平衡原理，因为冷交换器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和操作条件下分离温度可查出，便可解出.t=1℃，P=28.9MPa的平衡常数如表2.7表2.7-7℃时各组分平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.030730.9323.9150.3940.12冷交换器出口液体组分含量出口液体中氨含量=0.03/0.0307=97.71%同理=0.615/50.39=1.21%=0.205/40.12=0.52%=0.0945/30.93=0.30%=0.0555/23.91=0.24%结果汇总表2.8。表2.8冷交换器出口液体含量(%)Table2.8Thecontentofoutletliquidforcoolexchanger(%)NH3CH4ArH2N2小计98.710.52100.002.3.5液氨贮槽气液平衡计算由于氨分离器出口分离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.百分比估算值即水冷后分离液氨占总量的百分数。=[(1+0.03)(0.1576-0.0895)/(0.1576-0.03)(1-0.0895)]=50.05%水冷后，分离液氨占总量的50.05%，冷交分离液氨占总量的49.95%。以液氨贮槽入口1kmol液体为基准，即=1kmol，入口液体混合后组分含量混和后入口各组分含量=0.50050.9690+0.49950.9771=0.9730=0.50050.0147+0.49950.0121=0.0134=0.50050.0044+0.49950.005=0.0048=0.50050.0101+0.49950.0030=0.0066=0.50050.0024+0.49950.0024=0.0024结果汇总表见表2.9。表2.9液氨贮槽入口液体组分(%)m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计97.300.660.241.340.481.0000查t=17℃(实际得到)，P=0.8528MPa平衡常数表2.1017℃时各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据物料衡算和气液平衡原理，有(2-4)设V/L=0.070，代入上式计算得出口液体中各组分含量=0.9730/[1+0.0700.598]=0.9339kmol=0.0134/[1+0.070170]=0.001039kmol=0.0048/[1+0.070540]=0.0001237kmol=0.0066/[1+0.070575]=0.0001600kmol=0.0024/[1+0.060620]=0.00005450kmol出口液体总量L==0.9339+0.001039+0.0001237+0.000160+0.00005405=0.9353kmol出口气体总量V=1-L=1-0.9353=0.0647kmol计算液气比V/L=0.0647/0.9353=0.06918误差=（0.070-0.06918）/0.070=0.95%出口液体组分含量计算公式根据该式计算得=0.9339/0.9353=99.850%=0.001039/0.9353=0.117%=0.0001237/0.9353=0.01%=0.000182/0.93332=0.017%=0.00016/0.9353=0.005%结果汇总见表2.11表2.11液氨贮槽出口液体组分(%)NH3CH4ArH2N2小计99.850.0170.0050.1170.011.0000出口弛放气组分含量计算公式根据该式计算得=(0.9730-0.9339)/0.0647=60.43%=(0.0134-0.001039)/0.0647=19.11%=(0.0048-0.0001237)/0.0647=7.23%=(0.0066-0.000160)/0.0647=9.95%=(0.0024-0.00005405)/0.0647=3.63%结果汇总见表2.12表2.12弛放气组分含量(%)NH3CH4ArH2N2小计60.439.953.6319.117.231002.3.6液氨贮槽物料计算=600001000/(3002417)=490.196其中==490.1960.99848=489.451=490.1960.00117=0.574=490.1960.0001=0.049=490.1960.00017=0.083=490.1960.00005=0.025液氨贮槽出口弛放气，V/L=0.070=0.070490.196=34.314其中==34.3140.6043=20.736=34.3140.1911=6.5574=34.3140.0723=2.481=34.3140.0995=3.414=34.3140.0363=1.246液氨贮槽出口总物料=+=490.196+34.314=524.51入口液体各组分含量计算=+所以各组分含量为=489.451+20.736=510.187=0.574+6.5574=7.1314=0.049+2.481=2.53=0.083+3.414=3.497=0.025+1.246=1.271入口液体中组分核算，由得由上式计算得=510.187/524.51=97.16%=7.1314/524.51=1.36%=2.53/524.51=0.48%=3.497/524.51=0.67%=1.271/524.51=0.24%m=满足组分核算。2.4合成系统物料计算将整个合成看作一个系统，进入该系统的物料由新鲜补充气.离开该系统的物料有放空气，液氨贮槽弛放气，产品液氨由前计算数据列入下表2.13。表2.13各组分气体含量表4-15各组分的含量名称NH3CH4ArH2N2气量补充气--0.005040.00290.74400.2480V补放空气0.08950.11260.06900.54160.1868V放弛放气0.6040.09950.03630.19110.072334.314液氨0.9980.000170.00050.000530.0001490.196入塔气0.030.09320.056860.3750.21026V入出塔气0.1570.10470.06380.508850.1728V出根据物料平衡和元素组分平衡有，循环回路中氢平衡（2-5）循环回路中氮平衡(2-6)循环回路中惰性气体平衡(2-7)循环回路中氨平衡(2-8)循环回路中总物料平衡(2-9)联立式(2-5)，(2-6)有(2-10)联立式(2-7)，(2-10)并代入数据得=20.961=1058.371联立式(2-8)，(2-9)并代入数据得=4158.937=4671.842.4.1合成塔物料计算入塔物料==4671.84各组分物料计算如下=4671.840.03=140.155=4671.840.60974=2848.608=4671.840.21026=985.301=4671.840.0932=435.415=4671.840.0568=265.361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===4671.84出塔物料==4158.937各组分物料计算如下=4158.9370.157=652.953=4158.9370.5011=2084.043=4158.9370.1728=718.664=4158.9370.1047=435.441=4158.9370.0638=265.340合成塔生成氨量==652.953-140.155=485.798废热锅炉进出口物料，热交换器进口物料等于合成塔出塔物料即4158.9372.4.2水冷器物料计算进器物料水冷器进器物料等于热交换器热气出口物料，即=4158.937出器物料在水冷器中部分氨被冷凝，由氨分离器气液平衡计算得，气液比V/L=12，故有如下方程(2-11)(2-12)解得，=3839.016=319.918出器液体各组分由式计算，计算结果如下=3839.0160.0895=343.592=3839.0160.5416=2079.211=3839.0160.1868=717.128=3839.0160.1126=432.273=3839.0160.0690=264.892出器液体各组分由式计算，计算结果如下=652.953-343.592=309.361=2084.043-2079.211=4.832=718.664-717.128=1.536=435.441-432.273=3.168=265.441-264.892=0.4482.4.3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器气液混合物总物料。即，=3839.016+319.918=4158.934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=3839.016==319.918氨分离器出口气体放空==20.961其中=20.9610.0892=20.961=20.9610.0.5416=11.352=20.9610.1868=3.916=20.9610.1126=2.360=20.9610.069=2.0122.4.4冷交换器物料计算(1)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=3839.016-20.961=3818.857其中各组分物料计算如下=3818.8570.0895=341.788=3818.8570.5416=2068.293=3818.8570.1868=713.362=3818.8570.1126=430.003=3818.8570.069=263.501(2)出器物料(热气)依据热气出口温度T=308K，P=29.9MPa气相中平衡氨含量由lg%=4.1856+2.086/P-1099.5/T（2-13）计算得;%=4.129%计算热气出口冷凝液氨量时，忽略溶解在液氨中得气体，取过饱和度10%，故%=4.129%1.1=4.542%设热气出口氨的量为a，则a/(6327.934-564.451+a)=0.045394解得a=165.443冷交换热气冷凝液氨量为=-a=341.788-165.443=176.345冷交换器热气出口气量及组分=-=a=165.443=2068.293=713.362=430.003=263.501出口气总量=-=3818.857-176.345=3642.512各组分百分含量=/，计算得=（165.443/3642.512）=4.54%=（2068.293/3642.512）=56.78%=（713.362/3642.512）=19.58%=（430.003/3642.512）=11.81%=（263.501/3642.512）=7.23%2.4.5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==3818.857，为了能在合成塔进口氨含量为3%，设氨冷器中冷凝液氨量为X有(-X)/(-X-)=0.03（165.443-X）/（3642.512-X-1058.371）=0.03解得X=90.64氨冷器出器总液氨量为=+X=176.345+90.64=266.985氨冷器出器气体总量=-X=3642.512-90.64=3551.872其中，=-X=165.443-90.64=74.803=2068.693=713.362=430.003=263.501各组分百分含量为，计算如下=(74.803/3551.872)=2.11%=(2068.693/3551.872)=58.24%=(713.362/3551.872)=20.08%=(430.003/3551.872)=12.11%=(263.501/3551.872)=7.42%2.4.6冷交换器物料计算进器物料冷交换器进器总物料=++=3551.872+1058.371=4610.243=+X=256.083==1058.371其中，=0.744=1058.3710.744=787.428同理=1058.3710.248=262.476=1058.3710.00504=5.334=1058.3710.00296=3.133进器气体组分含量，计算如下=74.803+0=74.803=2068.693+787.428=2856.121=713.362+262.476=975.838=430.003+5.334=435.337=263.501+3.133=266.634其百分含量为计算如下=(74.803/4610.243)=1.6%=(2856.121/4610.243)=61.95%=(975.838/4610.243)=21.17%=(435.337/4610.243)=9.44%=(266.634/4610.243)=5.78%由物料衡算=4610.243计算误差=[(-)/]=[(4610.243-4671.84)/4671.84]=-1.32%<±5%满足计算误差。校核冷交分离器分离液氨百分数%=/(+)=[319.9180.9690/(319.9180.9690+266.9850.9771)]=54.30%冷交液氨百分数%=1-%=45.70%2.4.7液氨贮槽物料计算进槽物料氨分离器入槽液体=319.918其中，=319.9180.9690=310.001=319.9180.0141=4.511=319.9180.0044=1.408=319.9180.0101=3.231=319.9180.0024=0.768冷交换入槽液体=266.985其中，=266.9850.9771=260.871=266.9850.0121=3.231=266.9850.0052=1.388=266.9850.0030=0.801=266.9850.0024=0.641入槽混合物=319.918+266.985=586.903各组分物料含量其中，=310.001+260.871=570.872=4.511+3.231=7.742=1.408+1.388=2.796=3.231+0.801=4.032=0.768+0.641=1.409其百分含量=/=（570.872/586.903）=97.27%=（7.742/586.903）=1.32%=（2.796/586.903）=0.47%=（4.032/586.903）=0.69%=（1.409/586.903）=0.24%出槽物料液氨贮槽出口驰放气=34.314其中，=34.3140.604=20.726=34.3140.1911=6.557=34.3140.0723=2.481=34.3140.0995=3.41=34.3140.0363=1.246出口液氨总物料=586.903-34.314=552.589其中，=570.872-20.726=550.146=7.742-6.557=1.185=2.796-2.481=0.315=4.032-3.41=0.622=1.409-1.246=0.163各组分百分含量=（550.146/552.589）=99.56%=（1.185/552.589）=0.21%=（0.315/552.589）=0.057%=（0.622/552.589）=0.113%=（0.163/552.589）=0.029%液氨产量核算552.589误差[（552.589-550.146）/552.589]=0.44%<±5%满足计算误差。第三章热量衡算3.1冷交换器热量衡算(1)进口热气温度冷交换器进口热气温度等于水冷器出口温度，由前知(2)进口冷气温度为了保证合成塔入口氨含量在3%，出氨冷器气体的氨含量3%，设过饱和度为10%，则在该冷凝温度下的平衡氨含量为=(0.03/1.1)=2.72%查«小氮肥厂工艺设计手册»表1-4-4，平衡氨含量为2.72%，压力为28.9MPa时，冷凝温度=1℃，故冷气进口温度为1℃。(3)热气体带入热量热气体在器内处于饱和区，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后再用压力校正方法计算实际气体比热容。查，常压下时各组分的比热容见表3.1。表3.1常压下各组分比热容组分N2H2CH4ArNH3Cp29.1028.8535.6720.835.86==0.089535.86+0.541628.85+0.186829.01+0.112635.67+0.06920.84=29.71kJ/(kmol·℃)查《化工热力学》(马沛生主编）各组分临界压力和温度见表3.2。表3.2各组分的临界压力和温度==0.089511.28+0.54161.31+0.18683.39+0.11264.60+0.0694.90=3.21