年产30万吨合成氨工艺合成工段设计

PAGE48PAGE52 目录13498摘要 I13498Abstract IITOC\o"1-4"\h\z\u引言 1第一章合成氨综述 21.1氨的用途 21.2氨的性质 21.2.1氨的物理性质 21.2.2氨的化学性质 21.3合成氨的生产方法 31.4合成工艺条件的选择 41.4.1操作压力 41.4.2反应温度 41.4.3空速 41.4.4合成塔进口气体组成 41.5合成氨工业的发展 5第二章合成工段工艺简介 62.1合成工段工艺流程简述 62.2工艺流程方框简图 62.3设备简述 72.3.1氨合成塔 72.3.2热交换器与废热锅炉 72.3.3冷交换器 72.3.4氨冷器 7第三章工艺设计计算 83.1设计要求 83.2工艺流程图 83.3物料计算 83.3.1合成塔入口气体组分 83.3.2合成塔出口气体组分 93.3.3合成率 93.3.4氨分离器气液平衡计算 93.3.5冷交换器气液平衡计算 113.3.6液氨储槽气液平衡计算 123.3.7液氨储槽物料计算 153.3.8合成系统物料计算 163.3.9合成塔物料计算 173.3.10水冷器物料计算 183.3.11氨分离器物料计算 193.3.12冷交换器物料计算 193.3.13氨冷器的物料计算 213.3.14冷交换器物料计算 233.3.15液氨贮槽物料计算 253.4热量衡算 273.4.1冷交换器热量计算 273.4.2氨冷凝器热量计算 303.4.3循环机热量计算 323.4.4合成塔热量衡算 333.4.5废热锅炉热量计算： 353.4.6热交换器热量计算 363.4.7水冷器热量衡算： 373.4.8氨分离器热量衡算： 38第四章设备的选型与计算 404.1设备选型 404.1.1设备简述 404.1.2流程说明 404.2合成塔设计 404.2.1合成塔筒体设计 404.2.2催化剂层设计 414.2.3下换热器 474.2.4层间换热器 484.3辅助设备选型 494.3.1废热锅炉 494.3.2热交换器 494.3.3水冷器 494.3.4冷交换器 494.3.5氨冷器I 494.3.6氨冷器II 50结论 51致谢 52参考文献 53附录 54年产30万吨合成氨合成工段工艺设计摘要：氨在人们的生活中十分常见，在化工生产中具有举足轻重的地位。开发创新更好合成氨工艺，对每一阶段进行细化调优，尽量做到高效节能。合成氨工艺在现代生产中主要分为原料气的制备、原料气的净化、气体压缩、氨的合成四大主要流程。本次设计主要针对第四部分合成工段进行设计。根据任务书中已知条件进行物料衡算、热量衡算、设备计算等。由于生产过程会有像催化剂、压力、温度、等各种影响，本次设计选择中压法，此方法具有生产成本低、生产效率高等优点。结合当代的生产技术以，合成塔内件选择三段绝热冷激--内冷式内件，此内件的优点是生产量高、生产效率高、管材消耗量小、催化剂易还原等优点。关键词：合成氨物料衡算热量衡算合成塔ABSTRACTAbstract:Ammoniaisverycommoninpeople'slifeandplaysanimportantroleinchemicalproduction.Developandinnovatebettersyntheticammoniaprocess,refineandoptimizeeachstagetoachievehighefficiencyandenergysavingasfaraspossible.Inmodernproduction,syntheticammoniaprocessismainlydividedintofourmainprocesses:preparationoffeedgas,purificationoffeedgas,gascompressionandammoniasynthesis.Thisdesignismainlyforthefourthpartofthesynthesissection.Accordingtotheknownconditionsintheassignment,materialbalance,heatbalance,equipmentcalculation,etc.Becauseoftheinfluenceofcatalyst,pressure,temperatureandsoon,themediumpressuremethodisselectedinthisdesign,whichhastheadvantagesoflowproductioncostandhighproductionefficiency.Combinedwiththecontemporaryproductiontechnology,three-stageadiabaticcoldexcitationinternalcoolingtypeinternalsareselectedfortheinnerpartsofthesynthesistower.Theinnerparthastheadvantagesofreasonablestructure,highammonianetvalueandlargeproduction.Keywords:Syntheticammonia;Materialbalance;Heatbalance;Synthesistower第一章合成氨综述1.1概述氨作为现代化学工业生产产品，在人们的日常生活中已经变得越来越常见。据统计，大概八成的氨投入到化肥的生产中,另外两成用作其他化工产业的生产原料。氨的生产对农业的发展具有极大的的作用。现在全球氮肥产量约1.2亿吨，世界人均消耗氮肥20kg，可以这样说，如果没有合成氨技术，世界上将有近一半的人无法存活。另外，合成氨也被使用在了军事领域以及有机化学生产中。例如，合成氨是生产聚氨酯产品的重要材料，现代火药的生产也少不了合成氨的参与。其他的工业中也能够见到氨的身影，像是橡胶生产、冶金炼钢以及食品、医药等有关部门，氨已经成为人们生活不可或缺的一部分了。美国的Kellogg工艺一直作为传统合成氨技术的主要生产工艺，随着时间的推移丹麦、英国、德国等西方一部分国家以Kellogg工艺作为生产基础，在此基础上加以改进和创新，开发出了属于自己公司特有的生产工艺。但是万变不离其宗，所有的改进工艺都与基础工艺有以下相同的生产单元:合成气的制备、合成气的清洁与提纯、氨的合成、氨的分离等单元。但是这些工艺技术往往都会由于反应的进行会产出大量的热，但是生产氨必须要处于低温环境之内才能够进行，故此循环回路中会有大量的热交换产生。所以目的是通过工艺优化和工程技术改造实现低能耗的合成氨工艺。时代的进步以及科技的快速发展，合成氨已经出现了供不应求的情况，传统的生产手段已经过时，需要更先进更符合现代科学的生产工艺。现阶段工业生产发展的政策和经济发展理念是“绿色、健康、环保、安全”。为了更好的发展，合成氨生产也必须与之紧紧相连。未来合成氨的生产技术也会向着“设备大型化、设备规模化、设备清洁化、设备低能耗、生产能源优化”等方向进行重点突破。因此采用更加优化更高效的氨合成工艺流程，可以充分解决在生产过程中热量流失利用不充分以及氨合成效率过低的问题。降低生产所用成本、提高生产工作效率、提高工作安全质量，能够对未来合成氨产业带来极大的帮助。1.2氨的性质1.2.1氨的物理性质氨在常温的状态下呈现为无色样气体并且还附带着刺激性的气味，ρ=0.771千克/立方米对人体的眼、鼻、喉等感官粘膜有毒害可能。空气中含氨量大于0.01％时会使人慢性中毒。氨在水中极易溶解，在常温常压时，水氨比为1：700氨水在溶解的时候会有极大的热产生，水溶液状态下的氨会在短时间内迅速挥发。氨在正常的压力情况下当温度到达-33.35℃时沸腾。处于正常温度时应该增加压力至0.78Mpa才可以被液化。同样液态氨若要气化则应给予足够的热量，故常用于生产制冷产品。1.2.2氨的化学性质氨水呈弱碱性，与其他碱性物质的化学性质相仿，能够与酸性物质进行化学反应，并能够与一些氧化物反应等。氨与空气(或氧)的混合气,有可能会产生十分剧烈的爆炸反应。氨能在常温常压的情况下和空气接触产生爆炸，爆炸极限为15%～28%(NH3)。100℃，0.1MPa下，爆炸极限为14.5%～29.5%(NH3)。1.3原料气来源从压缩工段来的原料气主要是由氮气和氢气组成。氮气主要是从空气中提取。氢气可以以水和煤，水和甲烷，及重油为原料制取。国内大部分氢气是通过半水煤气的提纯得到的，煤在高温时能与空气和水蒸气发生反应，进而产生混合气。通入的与煤反应的气体也被叫做汽化剂。这种生成的混合气称为煤气。汽化剂在不同的反应条件下能够产生多种多样不同成分的煤气。1.4合成氨行业的发展现状1.4.1国外合成氨工业的现状国外的合成氨工艺主要采用高温高压法，因此生产所消耗的能量很大，在能源消耗上投入大量成本，所以合成氨的改进方向就是减少生产所需要的能源消耗。合成氨的工艺技术有很多种，在世界上有一些比较成熟的合成氨工艺其中就包括美国的凯洛格低能耗工艺流程，C.F.布朗深冷净化流程，丹麦的托普索流程，加拿大的克特尔工艺，德国伍德-AMV工艺，日本的NEC流程及英国ICI公司的LCA流程。1.4.2我国合成氨工业的现状国内的合成氨技术相比与国外相对缓慢，但是总体技术水平正在不断地提高。在刚建国阶段，全国只有两家化肥生产厂，的那个坐落于南京和大连，每年也仅仅能生产出6000吨的化肥。随着时间推移来到了70年代，因为当时的天然气、石油的快速发展，国内引进了共17套不同生产原料的合成氨装置。90年代的时候，由于环境问题，再次引进了多套低能、节能生产装置。在这么多年的不断的努力下，我国已经建成了许多规模、流程不同的合成氨厂。由于我国有着极其丰富的煤炭，煤制氨在我国工业生产中广泛使用，故采用煤气化法制合成氨。随着技术的逐渐进步，现阶段中国合成氨工业产量位居世界第一位，已经掌握了以天然气、渣油、煤等各种原料的工艺技术，是世界上原料路线和工艺技术最全的国家。伴随着科技的发展与提升，我国的合成氨生产量稳居世界第一，并且能够熟练运用煤气、石油渣、天然气等多种多样的生产方式，称得上世界上工艺技术最先进最全面的国家1.4.3合成氨工业的发展趋势合成氨工业正在往好的方向发展，70年代之前一直采用石油和天然气作为制氨的主要原料气，但是由于石油价格的飙升，人们渐渐将视野投在煤炭之上了。但是煤制合成氨的生产成本过大导致现在大部分的小中型氨厂依然选择天然气制氨。合成氨生产成本中占比最大的一部分就是能源方面的消耗，降低能耗以及更全面的使用各阶段能量才能使合成氨工业取得突破性发展。第二章流程方案的确定2.1生产原理氮、氢在通过在合适的温度压力下进行反应生成氨方程式为：氨的合成反应特点：⑴氨的合成效率与反应所需要的压力成正比，压力越高效率越高。⑵低温情况下，有利于推进反应过程的进行，但反应的速度较缓。虽然温度的提高会影响反应平衡，但能提高反应速率。实际情况下，煤触的活性决定了温度的具体选择⑶煤触是必要的，使得反应速度加快。⑷降低惰性气体含量，有利于反应的进行。2.2各生产方法及特点现阶段的合成氨生产中，由于压力和催化剂的不同，大致划分成为了三大种类:低压法、中压法以及高压法。(1)低压法操作压力P≤20MPa。亚铁氰化物是一种十分优秀的催化剂，具有活性强的优点，但此催化剂会被空气中CO、CO2等杂质污染，所以应该严格管理。当磁铁矿作为催化剂的情况时，P＝450～550℃。此方法的优点是对管材、设备材料的质量没有太高的的要求，适用性广，但是生产效率较低。合成塔出口气体N≈8％～10％，因此催化剂生产力偏低；但因系统压力较无法将气体中的氨完全液化，需使循环气降温至-20℃，因此整个系统需置办庞大的制冷机，所以全流程较复杂，生产成本过高。(2)高压法当满足，操作压力大于等于60MPa的时候，并且其操作温度确定在550～650℃之间时，被称之为高压法。而这进行比较，本方法的催化剂生产效率、氨合成率更高，且氨出口气中氨含量高达25％～30％。因为压力较高，此方法合成气中的氨分离过程仅仅需要水冷法就可以做到，并不需要进行氨冷流程，进而使整体流程得化简。小规模的设备、紧密相连的设备流程、经济实惠的生产投资是高压法的主要优点，但代价是高温高压需要材质更好的管道和设备。虽然合成率提高了，但是因为环境密闭使得处于催化剂层内的反应产生的热量不能够尽快排出，催化剂一直处于高温环境之中，影响了活性使得效率降低，与其他方法相比高压法不易控制。(3)中压法当满足，操作压力处于20～35MPa之间、操作温度处于450～550℃时，被称为中压法。中压法的优点以及缺点介于高、低压法二者之间。但是其在生产、设备等费用却是最低的。合成氨的主要方法就是以上三种，各有高低，因此不能前面的去评价其优劣。结合资料以及世界上氨厂的普遍情况，中压法最为流行。所以本次的设计选用中压法制合成氨，操作压力为33Mpa。2.3工艺条件的选择产量高、能耗低、流程及设备简单、操作安全便捷等要求是现代合成氨生产中所规定的必要条件。操作压力、反应温度、空间气速等是判断工艺生产条件的基本要素。(1)压力的选择压力的提升会增加合成氨的反应速率。确定空速为一定值时，增加反应压力，出口氨浓度增大，氨净值也会增加，合成塔的生产能力提高。合成氨的产量和经济效益是影响合成氨压力的主要原因。压力的提高虽然有利于提高氨分离度，代价是因压力过大所导致动力消耗的大量增加。所以中压法合成氨的压力一般在30~35Mpa。(2)适宜的反应温度的选择合成氨为可逆放热反应，从两方面来看，低温有利于反应平衡，使平衡右移；高温有利于反应速率，使反应速率加快从；当温度上升到太高或者下降到太低的时候催化剂活性都会受到影响，活性降低，影响反应。影响控制温度的因素还有催化剂用料时长。催化剂使用的时间也会影响反应温度。当新鲜的催化剂投入，其活性高，因此可用较低的温度。反应进行中期催化剂活性逐渐降低，应将操作温度较初期提高8-10℃。当反应进行到后期，催化剂活性因活性因子降低而衰减，应适当增加操作温度。(3)空间速度空速就是催化剂和合成塔反应气之间相互接触的时间。空速增大，则接触时间缩短，没有给予反应物足够的反应时间，有可能导致出口氨含量降低，净氨值降低。但由于二者的变化程度不相同，氨含量的影响程度小于空速，所以当空速提高时，合成氨产量小幅增加。结合数据与资料，空速的变化空间是有一定限度的。现阶段，国内大部分小合成氨厂设定操作压力P≈30Mpa，空速选择在2000~3000每小时。工业生产中，合成氨工艺流程种类繁多而且在结构设备等方面的选择也大不相同，但是万变不离其宗，总体流程不会有太大差异。整体工艺流程主要是将以上步骤进行有序合理的搭配，在加以技术上的改进，进而得到技术层面的提升，也能够更加稳定的进行生产。2.4合成塔进口气的组成进口气的组成主要以氮氢比、惰性气体、进口氨含量三者构成。(1)氮氢比N:H＝1:3，是合成氨反应取得平衡氨浓度最大值的氮氢比例，从化学动力学层面考虑，氨的浓度会对其产生影响。当改变氮的活性吸附时合成氨的反应速度也会为之改变，所以当反应物中氮气浓度上升时，反应速率增加，合成氨反应效率增加。将进塔气氮氢比控制在2.8~2.9，适用于大部分生产过程。(2)惰性气体进口气中的惰性气体为CH4、AR等。惰性气体是不会加入到反应之中的，因此也不会对毒害催化剂，但是因为占据了进口气的一部分体积会使得进口气分压逐渐下降。从两种角度分别考虑，都会对反应产生负面影响，使合成氨生产率下降。由于新鲜气的加入，使得惰性气体也带入了合成塔。虽然其不参与反应，但是随着时间的积累，不参与反应的惰性气体逐渐增加。只有不停地将循环气中的惰性气体排出系统，才能从根本提高反应合成率。可以通过提高排气量的方式来排出惰性气体，但是由于无法准确控制排放会导致氮、氢气和一部分氨被误排进而影响产量，所以应将系统中惰性气体含量控制在一定范围内。操作压力和催化剂活性也会改变循环气内惰性气体的调控。由于生产过程中制备、净化新鲜气的方法大不相同，所以惰性气体的含量也会产生很大的差别。根据资料以及数据参考，现代生产过程中惰性气体占新鲜气的0.5%~1.0%占循环气的10%~15%为最佳情况。(3)塔进口氨含量此项数值主要依靠着分离的效率以及冷凝的温度二者进行控制。通过降低进口氨含量，能够使反应过程加速，进而提高净氨值以及生产效率。但是必须将进口氨含量控制在一定的范围内，一旦含量过低，使得系统投入大量能耗用来制冷，增加经费。操作压力和冷凝温度也会对进口氨含量产生一定的影响。当操作压力增高时，使得反应往正方向进行，加快反应速度，所以可以适当的把数值调节的高一点。当操作压力降低的时候则应该降低。结合实际情况，当今大部分合成氨厂的操作压力在控制在30兆帕到35兆帕之内，进口氨含量控制在2.5~3.5%之内。第三章工艺流程简述3.1合成工段工艺流程简述氮氢压缩机将新鲜气送入油分离器，遇到由循环机送来的循环气，二者混合脱去其中的水和油等杂质。冷交换器下部冷气和混合气在冷交换器上部的换热管中进行换热从而回收冷量，待热气体降温后送入氨冷器进行下一步反应。循环气再进行过氨分离后，整体送至换热器上部与热气接触待温度上升后送出冷交换器。其中一部分气体进入主阀从合成塔顶部进入到合成塔环隙，另一部分进入副阀从合成塔塔底进入合成塔中心管，用来控制催化剂床层的反应温度。NH3入＝4.5％。反应过程中经过换热使整体温度下降到T≈140-160℃，气体由反应器内进入到水冷器中，降低温度直到常温状态，里面的一部分气体被冷凝成为液氨从氨分离中流出。从氨分离器放出的一部分循环气放空，目的是为了使循环系统时刻存有少量惰性气体。另一部分循环气先进入循环机增加压力然后送入油分离器进行下一步反应，依次往复。处于氨分离器以及冷交换器之中的液氨，应首先被液位调节系统处理至适宜的低压再送入液氨贮槽。整体流程特点如下：eq\o\ac(○,1)反应热未充分回收。eq\o\ac(○,2)反应过程简易，设备、生产投资低廉。eq\o\ac(○,3)为最大程度增大反应效率，应将放空气设置在惰性气体含量最大、氨含量最小的地方以防损失产品。eq\o\ac(○,4)在氨冷器与水冷器之间设置循环机。eq\o\ac(○,5)处于氨冷器中的冷液氨能够脱除循环气中的水和油等影响反应的杂质。3.2工艺流程图 1—新鲜气13—放空气20—驰放气图3.1工艺流程图第四章工艺设计计算4.1设计要求年工作日：330天；产量37.8788t/h；合成塔操作压力：33MPa（绝压）；合成塔进气组成：NH3=4.5、CH4+Ar=18;水冷器的出口温度为：T=35℃；精炼气的温度为：T=35℃；精炼气组成：H274.17，N224.30,CH41.2，Ar0.33。4.2物料计算4.2.1合成塔入口气体组分入塔氨含量：=入塔甲烷含量：=入塔氩含量：=入塔氢含量：=入塔氮气含量：=表3.2入口气组成（%）NH3CH4ArH2N2总计注：表3.1-3.12之中的数据均是摩尔含量。4.2.2合成塔出口气组分规定1000kmol的入塔气体为标准，用来算出塔气组分：=出塔气量：M8=-=出塔氨含量：=出塔甲烷含量：==出塔氩含量：=出塔氢含量：=0.75×（1-）×=出塔氮含量:=0.25×(1-)×=表3.2出塔气组成（%）NH3CH4ArH2N2总计4.2.3合成率=28.431%4.2.4氨分离器气液平衡计算表3.4组分平衡常数0.0988.20028.20027.50034.500设时，代入则==同理====L=分离气体量：V=计算气液比：=误差=符合条件，可继续算出液体中各组分量液体中氨含量：液体中氩含量：=/L=液体中甲烷含量：=/L=液体中氢含量：=/L=液体中氮含量：=/L=表3.5氨分离器出口液体组分（%）NH3CH4ArH2N2总计出口气体组分含量气体氨含量：==气体甲烷含量：=气体氩含量：=气体氢含量：=气体氮含量：=表3.6氨分离器出口气组成（%）NH3CH4ArH2N2总计4.2.5冷交换器气液平衡计算冷交换器内的第二次出口气量是与合成塔的进口气量相同的，因为气液平衡，合成塔入口气量与分离温度可查得，于是算出。表3.7当T=-10℃，P=28.028Mpa平衡常数冷交换器出口液体组分含量出口液体甲烷含量：出口液体氨含量：出口液体氩含量：出口液体氢含量：出口液体氮含量：表3.8冷交换器出口液体组成（%）NH3CH4ArH2N2总计4.2.6液氨储槽气液平衡计算图3.2液氨储槽物料简图氨分离器内部的出口分离液与冷交换器中的一起送入到液氨储槽中。减少压力后，液态氨里的气体解吸变为弛放气。==水冷后分离液氨占总量的，冷交换器分离液氨占总量的。设L0=1Kmol,入口液体混合后组成量：混合后入氨含量：=混合后入口甲烷含量：=混合后入口氩含量：=混合后入口氢含量：=混合后入口氮含量：=表3.9液氨储槽入口液体组成（%）NH3CH4ArH2N2总计表3.10当T=17℃，平衡压力P=1.568Mpa，查平衡常数0.598170540575620根据气液平衡，设，代入上式得：出口液体氨含量：出口液体甲烷含量：出口液体氩含量：出口液体氢气含量：出口液体氮气含量：，〔〕′=0.09861，误差误差满足设计要求。出口液体含氨量：=出口液体甲烷含量：=出口液体氩含量：=出口液体氢气含量：=出口液体氮气含量：表3.11液氨储槽出口液体组成（%）NH3CH4ArH2N2总计出口驰放气组分含量：驰放气中氨含量：弛放气中甲烷含量：弛放气中氩含量：弛放气中氢气含量：=弛放气中氮气含量：表3.12出口驰放气组成（%）NH3CH4ArH2N2总计4.2.7液氨储槽物料计算设1吨纯液氨为标准计算液氨储槽出口液体量L(19)=其中：NH3CH4ArH2N2液氨储槽的驰放气=0.098V(20)=0.025×L(19)=其中：NH3CH4ArH2N2液氨储槽的出口总物料==液氨储槽进口液体：在物料平衡的前提下，人槽总物料是等于出槽总物料的：=入口液各组分：其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=入口液体中组分含量核算：由入口液体中氨含量：=入口液体中甲烷含量：=入口液体中氩含量：=入口液体中氢气含量：=入口液体中氮气含量：=入口液体中组分含量：满足设计要求。4.2.8合成系统物料计算图3.3合成系统物料简图设整体合成为一个系统，进入系统的：新鲜补充气，离开系统的：放空气，弛放气，产品液氨表3.13前计算数据补充气－－V补放空气V放弛放气液氨入塔气V入出塔气V出根据上表求：循环回路中氢平衡：（3-1）循环回路中氮平衡：=V放＋V弛+0.5V放+0.5V弛+（3-2）循环回路中惰性气体平衡：V补(+)=V放(+)+V弛(+)（3-3）循环回路中氨平衡：V出－V入=V放+V弛+（3-4）循环回路总物料平衡：（3-5）联立（3-1）到（3-5）各式解得：；；；4.2.9合成塔物料计算入塔物料：V5=其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=V5=V6=V7=出塔物料：V8=NH3=CH4=Ar=H2=N2=合成塔生成氨含量：=V8=V9=V10=4.2.10水冷器物料计算进器物料：热交换器出口物料和水冷器的进气总物料相同，=出器物料：处于水冷器里的一部分氨气被冷凝；气液比,有如下方程：==9.549（3-6）V11出+L11出=L10入=11948.349（3-7）将带入（3-7）得：L11出=V11出=由得:其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=由L11i=V8i－V11i其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=4.2.11氨分离器物料计算V11=V11出+L11出=出器物料：混合物分离之后，从中析出的气体与液体。出器气体V12＝V11出＝出器液体L15＝L11出＝氨分离器出口气体放空V13=其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=4.2.12冷交换器物料计算V14=V12－V13=其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=出器物料（热气）：设热气出口温度T=17℃查时的气相平衡氨含量=，计算在液态氨冷凝的时候被忽略在其中的气体。设过饱和度故=设热气出口氨体积为a，则：计算得a=622.043=冷交换器热气出口气量及组分：其中：NH3=CH4=Ar=H2=N2=出口总气量=出口气体各组分：NH3=CH4=Ar=H2=N2=4.2.13氨冷器物料计算进器物料：冷交换器中=氨冷器=新鲜气总物料其中：CH4=Ar=H2=N2=（进器气体物料）==进器气体组成：m3=Ar=H2=N2=各组分百分含量：NH3=CH4=Ar=H2=N2=进器液体=冷交换器冷凝液氨量：=进器总物料＝V18+L18=出器Ⅰ：气体氨含量，出器II：气体氨含量，设出器气体氨含量解得bⅠ=则氨冷器中冷凝液氨量：=氨冷器出口总液氨量：氨冷器出口气量：V2=V18－b=其中：NH3=CH4==Ar==H2==N2==各组分百分含量：NH3=CH4=Ar=H2=N2=出器总物料==氨冷器出口气体组成与冷交换器二次出口气体组成相同则氨冷器冷凝的液体量:4.2.14液氨贮槽物料计算进槽物料：氨分离器入槽液体冷交换器入槽液体入槽混合物料出口液氨总物料液氨产量核算:4.3热量衡算4.3.1冷交换器热量计算 Q2 Q3 Q14 Q17 Q16图3.5冷交换器热量图(1)热气的进口温度：冷交换器中热气进口温度=水冷器中气体出口温度，。(2)冷气的进口温度：为了保证氨含量，氨冷器出口氨含量，设过饱和度,平衡氨的含量是：=查《小氮肥工艺设计手册》图9-3-1，当平衡氨含量=2.27%；=28.4MPa时，冷激温度,冷气进口温度=-10℃。(3)热气带入热：热气储于氨饱和区，首先算常压时比热容再计算进行过压力校正后的实际比热容：查时的各组分比热容并计算得：=查《小氮肥工艺设计手册》见下表：表3.14各组分临界参数表组分H2N2CH4ArNH3(K)(atm)==116.870K====，=查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：=4.598，通过压力的校正法：Cp14=+=29.806+4.598=34.404热气体带入热量：Q14=(4)冷气体带入热量：查T2=－10℃,=28.42MPa时各组分比热容并计算得：=6.925经计算====查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：=4.18由压力校正法：Cp2=+=31.904+4.18=36.084冷气体带入热量：Q2=(5)氨冷凝热：设热气出口温度17℃，热气在设备内由35℃降低至17℃然后进行氨冷，查氨冷凝热=液氨冷凝放出热量：Q冷=液氨带入热量：查－10℃时液氨比热容=4.535液氨带入热量：Q2L=(7)热气体带出热量：查，28.42MPa时各组分比热容。算得：=29.464=×===,==查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：=4.389由压力校正法：Cp=+=29.464+4.389=33.853热气体带出热量：Q17=(8)热气中液氨带出的热量：查的液氨比热容=4.696液氨带入热量：Q17L=(9)冷气的带入热量：=(10)冷气体带出热量：=－（-13732.625）=383047.220KJ=设查=28.42MPa时各组分比热容。算得：=29.108，T3=冷交换器的热负荷计算：＝表3.15冷交换器热量平衡汇总表管内热气体带入热量管内热气体带出热量管外冷气体带入热量管内液氨带出热量管内液氨冷凝热管外液氨带出热量管外液氨散热管外冷气带出热量小计4.3.2氨冷凝器热量计算 Q2 Q17 Q18 Q1 Q液氨 Q气氨 图3.6氨冷凝器热量图气体带入热：冷交换器热计算气体中液氨带入热：冷交换器热计算(3)氨冷器中气氨冷凝热，查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》在，=QⅠ冷=×17×÷22.4=(4)新鲜气带入热量QⅠT1=35℃，=31.36MPa查压力下各组分气体比热容然后用叠加的方法计算得实际气体混合热容Cp1=29.70QⅠ==氨冷器收入总热量QQ==717986.747KJ氨冷器入口混合物温度计算通过热平衡==÷（+）设查压力下各组分气体比热容，用叠加法计算实际气体混合热容=3.762Cºpm=30.502Cp18=Cºpm+=30.502+1.762=34.264查20℃时《小氮肥工艺设计手册—理化数据》=4.756，带入上式T18=符合条件，混合后的氨冷器入口气温=气体带出热：气体中液氨带出热：液氨蒸发吸热：Q吸=需冷冻量，查液氨=当时液氨==1128.185KJ/kgW1=Q吸÷=表3.16氨冷器热量表气体带入热气体带出热气体中氨冷凝热液氨带出热液氨带入热冷冻量新鲜气带入热小计小计4.3.3循环机热量计算(1)出口温度计算由《小氮肥工艺设计手册—理化数据》表1－1－1查的绝热指数如下表：表3.17各组分绝热指数组分H2N2ArCH4NH3Ki1.311.661.29由公式==2.400K=1.417由前已知T入≈19.09+273.15=292.24K，=31.458MPa，=28.42带入上式得：=300.769K=27.62℃气体带出热：(3)压缩功又p1=28.42，p2=31.458，K=1.394，Z2=1.13，Z1=1.02式中：==0.818把以上数据带入压缩功公式：N=41.609KWQN=(4)气体带出热量由热平衡得：Q4=Cp4==28.546，=31.458查常压各组分比热容：=2.105=27.685Cp=Cºpm+=29.790误差=误差满足设计要求4.3.4合成塔热量衡算图3.7合成塔热量图：环隙温升T6计算：设合成塔环隙高度，由经验公式可算出：环隙温升按，则合成塔一出口温度为：T6=气体带入热量Q5因油分离器内无温升变化（忽略损失）气体反应热QR：假设合成塔的二出口温度为，设气体在塔内先温升至出口温度后进行氨合成反应在压力时简化计算式为：将T=365℃带入得：=12772.84=53390.471由物料平衡计算知氨产量：=则合成塔内反应热(5)二次入塔的气体带入热Q7由热平衡知(6)合成塔一出气体带出热查：混合气体热容，按高压叠加法计算得Q6=(7)合成塔二出气体带出热查混合气体热容，按高压叠加法计算得：Q8=(8)合成塔热损失根据经验公式Q损=假设塔壁温度=，空气温度，塔外壁高，外径D=1.225m=0.209×+33.44=0.209×80+33.44=50.16KJ/m2hQ损=50.16××（－）=(9)合成塔二入温度计算：把以上的计算数据带进温度计算式中设查混合气体热容，按高压叠加法计算得：则T7=误差=合成塔气体二次入口带入热量－=(10)合成塔绝热温升核算式中==(33.044+35.231)/2=34.138∴T=∴T6=表3.18合成塔热量表一次气体进口带入热量一次气体出口带入热量二次气体进口带入热量二次气体进口带入热量反应热热损失小计4.3.5废热锅炉热量计算：(1)管内热气体带入热量Q8通过合成塔热平衡算得(2)管内热气体带出热量Qs设查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》并计算得：=Q9=(3)废热锅炉热负荷Q=(4)软水量计算假设废热锅炉内加入软水的温度，=1.274MPa，副产1.3MPa饱和蒸汽需软水量×查软水焓=125.484KJ/kg蒸汽焓=由热平衡得=(5)废热锅炉软水带入热量：Q软==(6)蒸汽带出热量：Q蒸=表3.19废热锅炉热量表管内热气带入热量管内热气带出热量软水带入热量蒸汽带出热量Q蒸小计4.3.6热交换器热量计算图3.8热交换器热量图冷气带入热量Q6通过合成塔热平衡算得：热气体带入热量Q9通过沸热锅炉热平衡算得：(3)冷气带出热量Q7通过合成塔热平衡算得：(4)热气出口温度计算由热平衡得：Q10==设查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》混合气体热容按叠加法计算得：=5.057=31.252=+=5.057+31.252=36.039误差=(5)热交换器热负荷Q=表3.20热交换器热量表冷气带入热冷气带入热热气带入热热气带出热4.3.7水冷器热量衡算：由题意了解到水冷器的出口温度，设气体先冷却至后再进行冷凝热气带入热量Q10通过热交换器的热平衡计算得：氨冷凝热Q冷查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》10-1-1得：氨冷凝热==热气体带出热量Q11T11=35℃，=28.42MPa由于气体在氨饱和区，故先计算常压下气体组分比热容然后用压力校正法计算实际比热容+=29.806+4.599=34.405热气带出热量：液氨带出热量Q液 查35℃液氨比热容=4.891KJ/kg℃Q液==冷水量计算假设需冷水量W，冷却上水，冷却下水，冷却水比热容=4.18KJ/kg℃则冷却水吸收热量：==Q=×1000W=冷却上水带入热量：Q上水=冷却下水带入热量：Q下水=Q+Q上水=表3.21水冷器热量汇总表热气带入热热气带出热量氨冷凝热量液氨带出热量冷却上水带入热冷却下水带入热4.3.8氨分离器热量衡算：氨分离器的吸入热、水冷器的热平衡可以得出：氨分离器的支出热，气体放空气的带出热：=冷交换器的带入热，可通过冷交换器热平衡算出：，=误差==氨分离器带入热=液氨带出热。设备选型5.1合成塔催化剂层设计1第一段绝热床2冷激器3第二段绝热床4层间换热器5第三段绝热床层6下换热器图5-1三段绝热冷激—间接换热式内件图表5-1各段催化剂床层尺寸及参数表段段数n名称123绝热层高度150025003500催化剂用量0.5050.7090.8912.6953.8711.331催化剂活性系数0.620.420.26进口温度412382.05472.10出口温度447458.5487进口氨含量2.54.612.5出口氨含量4.612.516.5氨产量192.216240.833287.872催化剂单位反应热，6963.3555382.135.2废热锅炉设备工艺计算：5.2.1计算条件（1）选卧式U型换热管（2）高压管尺寸，，，（3）热负荷（4）产量（5）冷气体压力（6）气体入口温度（7）气体出口温度（8）进气量（9）副产蒸气压力（10）软水入口温度（11）蒸气饱和温度5.2.2管内给热系数的计算各取平均温度之值(1)压缩系数Z表5-2-1临界常数表NH3CH4ArH2N2对比压力，对比温度查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）普遍化压缩系数之四得(2)混合气体平均分子量(3)气体热容表5-2-2气体比热容表NH3CH4ArH2N2(4)气体导热系数λ高温下含氮混合气体的导热系数，用氮的对比导热系数图进行计算正参数表5-2-3临界修正参数表NH3CH4ArH2N2假对比参数(5)气体粘度μ表5-2-4各组分气体粘度表NH3CH4ArH2N2高压下含氨混合气体的粘度(6)雷诺准数重量流量管道截面积，设管道数为则重量流速（7）普兰特准数管内给热系数5.2.3管外给热系数式中Q—锅炉热负荷，,F—锅炉换热面积，m2,p—蒸气压力，Mpa设锅炉换热面积，绝热蒸气5.2.4传热总系数K设气相测污垢系数设液相侧污垢系数5.2.5传热温差管内气体温度管内软水温度5.2.6传热面积实取换热面积按一根U型管长8.04m，需列管数5.3热交换器设备工艺计算:5.3.1计算条件（1）列管式换热器，冷气-壳程，热气-管程（2）列管尺寸无缝钢管，，，（3）热负荷（4）产量（5）冷气体压力（6）冷气入口温度（7）冷气出口温度（8）冷气气量（9）热气体压力（10）热气入口温度（11）热气出口温度（12）热气气量5.3.2管内给热系数的计算式中各物性数据取之平均温度之值(1)压缩系数和体积流量由废热锅炉压缩系数计算知，对比压力,对比温度查手册普遍化压缩系数之四得则气体体积流量(2)混合气体平均分子量(3)气体热容查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）并计算得(4)气体导热系数λ表5-3-1各组分导热系数表NH3CH4ArH2N20.14180.19070.08430.81480.12042.5712.5093.4191.2593.037由计算由前计算，(5)气体粘度μ表5-3-2各组分气体粘度表NH3CH4ArH2N20.650.9110.89高压下含氨混合气体的粘度(6)雷诺准数设取管内流速(7)普兰特准数管内给热系数5.3.3管外给热系数式中冷气体物性数据取平均温度(1)压缩因子Z由前计算知对比压力查《小氮肥厂工艺手册》（理化数据）普遍化压缩系数之四得(2)混合气体分子量．(3)气体热容容表5-3-3气体比热容表NH3CH4ArH2N20.7863.6291.08919.4