年产五万吨合成氨合成工段工艺设计设计

年产五万吨合成氨合成工段工艺设计设计目录TOC\o"1-5"\h\z中文摘要 1英文摘要 2弓1言 4\o"CurrentDocument"氨的基本用途 1\o"CurrentDocument"合成氨技术的发展趋势 3\o"CurrentDocument"合成氨常见工艺方法 4高压法 4・2中压法 4・3低压法 4\o"CurrentDocument"设计条件 4\o"CurrentDocument"物料流程示意图 52物料衡算 7合成塔入口气组成 7\o"CurrentDocument"合成塔出口气组成 8\o"CurrentDocument"合成率计算 10\o"CurrentDocument"氨分离器出口气液组成计算 10\o"CurrentDocument"冷交换器分离出的液体组成 15\o"CurrentDocument"液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 16\o"CurrentDocument"液氨贮槽物料衡算 20合成循环回路总物料衡算 213能量衡算 38\o"CurrentDocument"合成塔能量衡算 38\o"CurrentDocument"废热锅炉能量衡算 41\o"CurrentDocument"热交换器能量衡算 43\o"CurrentDocument"软水预热器能量衡算 44\o"CurrentDocument"水冷却器和氨分离器能量衡算 45\o"CurrentDocument"循环压缩机能量衡算 47\o"CurrentDocument"冷交换器与氨冷器能量衡算 49\o"CurrentDocument"合成全系统能量平衡汇总 514设备选型及管道计算 53\o"CurrentDocument"管道计算 53\o"CurrentDocument"设备选型 60结论 61致谢 63参考文献 64年产五万吨合成氨合成工段工艺设计摘要：本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计，氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下：H273.25%，N225.59%， CH41.65%,Ar0.51%合成操作压力为31MPa，合成塔入口气的组成为NH3(3.0%),CH4+Ar(15.5%),要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到17%。通过查阅相关文献和资料，设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的工艺流程，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。关键词：物料衡算，氨合成，能量衡算TheDesignof50kt/aSyntheticAmmoniaProcessAbstract：TherearemanytypesofAmmoniasynthesistechnologyandprocess,Generally,theyincludesammoniasynthesis,separationandrecycling,inertgasesEmissionsandotherbasicsteps,Combiningtheabovebasicstepsturnningintotheammoniasynthesisreactionandrecyclingprocess,inwhichammoniasynthesissectionisthecentralpartofasyntheticammoniaprocess.Thetaskofcurriculumdesignistheammoniasynthesissectionofanannualfiftythousandtonssyntheticammoniaplant.Thecompositionoffreshfeedgasis:H2(73.77%),N2(24.56%),CH4(1.27%)Ar(0.4%), thetemperatureis35℃,theoperatingpressureis31MPa,theinletgascompositionoftheReactoris:NH3(3.0%),CH4+Ar(15.7%),itRequiresthemolefractionofammoniareachedsto16.8%ofoutletgasofsynthesisreactor.Byconsultingtherelevantliteratureandinformation,wedesignedtheammoniasynthesissectionofanannualfiftythousandtonssyntheticammoniaplant,withthehelpofCADtechnology,wedesignedpipingandinstrumentdiagramandequipmentlayout.Finally,wedidthematerialbalanceaccounting,andtheenergybalanceaccountingoftheprocess,alsoweselectedpipingsizeandmaterialaccordingtothedesignoperationoftemperature,pressureandrelevantstandards.Keywords:ammoniasynthesissectionmaterialbalanceaccountingenergybalanceaccounting毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明

原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果,也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作者签名：日期：指导教师签名：日期：使用授权说明本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名：日期：学位论文原创性声明本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。作者签名： 日期：年月日学位论文版权使用授权书本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版,允许论文被查阅和借阅。本人授权大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。涉密论文按学校规定处理。作者签名： 日期：年月日导师签名：日期：年月日指导教师评阅书指导教师评价：一、撰写（设计）过程1、学生在论文（设计）过程中的治学态度、工作精神优□良□中□及格□不及格2、学生掌握专业知识、技能的扎实程度优 □良 □中 □及格 □不及格3、学生综合运用所学知识和专业技能分析和解决问题的能力优 □良 □中 □及格 □不及格4、研究方法的科学性；技术线路的可行性；设计方案的合理性优 □良 □中 □及格 □不及格5、完成毕业论文（设计）期间的出勤情况优 □良 □中 □及格 □不及格二、论文（设计）质量1、论文（设计）的整体结构是否符合撰写规范？优 □良 □中 □及格 □不及格2、是否完成指定的论文（设计）任务（包括装订及附件）？优 □良 □中 □及格 □不及格三、论文（设计）水平1、论文（设计）的理论意义或对解决实际问题的指导意义优□良□中□及格□不及格2、论文的观念是否有新意？设计是否有创意？优 □良 □中 □及格 □不及格3、论文（设计说明书）所体现的整体水平优 □良 □中 □及格 □不及格建议成绩：□优 □良□中□及格 □不及格（在所选等级前的□内画“J”）指导教师： （签名）单位： （盖章）年月曰评阅教师评阅书评阅教师评价：一、论文（设计）质量1、论文（设计）的整体结构是否符合撰写规范？□优 口良 □中 口及格 口不及格2、是否完成指定的论文（设计）任务（包括装订及附件）？口优口良口中口及格口不及格二、论文（设计）水平1、论文（设计）的理论意义或对解决实际问题的指导意义口优口良口中口及格口不及格2、论文的观念是否有新意？设计是否有创意？口优 口良 口中 口及格 口不及格3、论文（设计说明书）所体现的整体水平口优 口良 口中 口及格 口不及格建议成绩：口优口良 口中（在所选等级前的口内画口及格“J”）口不及格评阅教师：（签名）单位：（盖章）年月日教研室（或答辩小组）及教学系意见教研室（或答辩小组）评价：一、答辩过程1、毕业论文（设计）的基本要点和见解的叙述情况□优口良□中口及格口不及格2、对答辩问题的反应、理解、表达情况□优 口良 口中 口及格 口不及格3、学生答辩过程中的精神状态口优 口良 口中 口及格 口不及格二、论文（设计）质量1、论文（设计）的整体结构是否符合撰写规范？口优 口良 口中 口及格 口不及格2、是否完成指定的论文（设计）任务（包括装订及附件）？口优 口良 口中 口及格 口不及格三、论文（设计）水平1、论文（设计）的理论意义或对解决实际问题的指导意义口优口良口中口及格口不及格2、论文的观念是否有新意？设计是否有创意？口优 口良 口中 口及格 口不及格3、论文（设计说明书）所体现的整体水平口优 口良 口中 口及格 口不及格评定成绩：口优 口良口中口及格口不及格（在所选等级前的口内画“^”）教研室主任（或答辩小组组长）： （签名）年月日教学系意见：系主任： （签名）年月日1引言氨的基本用途氨是基本化工产品之一，用途很广。化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料。还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。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，现已掌握了以焦炭、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、尿素的技术，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。目前我国合成氨氮肥厂有大中小型氮肥装置近千个，大型氮肥装置重复引进32套，国产化装置超过20套，中型装置近百套，小型装置约600套，合成氨生产能力达到4500万t/a。氮肥工业已基本满足了国内需求,在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力，今后发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。只有通过科技进步对经济增长的贡献率来实现，这也是今后发展合成氨氮肥工业新的增长点。合成氨工业是氮肥工业的基础，在国民经济中占有重要的地位。我国大多数合成氨企业的煤制气技术沿用固定床水煤气炉，炉型老化、技术落后、能源利用率低、原料价格高，是当前急需进行技术改造的重点。目前合成氨工业的发展方向是优化原料路线，实现制氨原料的多元化，引进先进的煤气化工艺制取合成气，降低产品成本，改善生产环境；同时研究开发简单可行，又可就地取得原料制取合成气的洁净煤气化技术，这也是我国目前占氮肥生产总量60%左右的中小型氮肥厂亟待要解决的问题。在这种背景下，该项目以“年产5万吨合成氨合成工段工艺设计”为设计课题，对合成氨合成工段的各种工艺条件和设备选型等进行深入的研究。合成氨技术的发展趋势由于石油价格的飞涨和深加工技术的进步，以“天然气、轻油、重油、煤”作为合成氨原料结构、并以天然气为主体的格局有了很大的变化。基于装置经济性考虑，“轻油”和“重油”型合成氨装置已经不具备市场竞争能力，绝大多数装置目前已经停车或进行以结构调整为核心内容的技术改造。其结构调整包括原料结构、品质构调整。由于煤的储量约为天然气与石油储量总和的10倍,以煤为原料制氨等煤化工及其相关技术的开发再度成为世界技术开发的热点，煤有可能在未来的合成氨装置原料份额中再次占举足轻重的地位，形成与天然气共为原料主体的格局。根据合成氨技术发展的情况分析，估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变，其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期，改善经济性”的基本目标,进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。大型化、集成化、自动化，形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。在合成氨装置大型化的技术开发过程中，其焦点主要集中在关键性的工序和设备，即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。在低能耗合成氨装置的技术开发过程中，其主要工艺技术将会进一步发展。第一,以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整，是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。第二,实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物，实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。第三，提高生产运转的可靠性，延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。合成氨常见工艺方法氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类。高压法操作压力70〜100皿2,温度为550〜650℃。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。中压法操作压力为20〜60MPa,温度450〜550℃,其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，在15〜30Pa的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。低压法操作压力10MPa左右，温度400〜450℃。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。合成氨工艺流程大概可以分为：原料气的制备；原料气的净化；气体压缩和氨的合成四大部分。设计条件(1)生产能力：液氨产量为50kt/a。(2)新鲜氮氢气组成如下表：组成H2N2CH4Ar合计摩尔分数/%73.2524.591.650.51100(3)合成塔入口气：『NHm为3.0%,Ah”生为15.5%。(4)合成塔出口气：为17%。(5)合成操作压力：31MPa。(6)新鲜气温度：35。(7)其他部位的温度和压力，见流程图。(8)水冷却器的冷却器温度：25。(9)以下各项再计算中，有些部位略去不计。(i)溶解液氨中的气体量；(ii)部分设备和管道的阻力；(iii)部分设备和管道的热损失。物料流程示意图流程简介：在油分离器出口的循环气中补充从净化工序送来的新鲜氮氢气，进入冷交换器和氨冷器进一步冷却，使其中的氨气绝大部分被冷凝分离出去。循环气进入合成塔，进塔走塔内间隙，温度稍升高，引出到外部热交换器再次升高温度。第二次入合成塔，经塔内热交换器加热并在催化作用下发生合成反应，温度升高出塔后一次经废热锅炉、热交换器和软水预热器回收热量，然后再经水冷却器冷却，使气体中部分氨液化，进到氨分离器分离出液氨。气体则进入循环压缩机补充压力形成循环回路。在油分离器出口补充了新鲜氮氢气入冷交换器。从冷交换器中的氨分离器分离出的液氨与由氨分离器分出的液氨汇合入液氨贮槽。由于液氨贮槽压力降低，则溶于液氨的气体和部分氨被闪蒸出来，即所谓驰放气送出另外处理。另外为限制循环气中惰气含量的积累，使其浓度不致于过高，故在氨分离器后放出一部分循环气，成为放空气。从整个系统而言，进入系统的是新鲜氮氢气，离开系统的是产品液氨、驰放气、和空气。

图1.1氨合成工序物料流程示意图1—新鲜氮气；12一放空气；20一驰放气；21—

产品液氨为计算方便起见，在流程图中各不同部位的物料，用数字编号表示。2物料衡算以1t氨为基准。2.1合成塔入口气组成（摩尔分数）（3点）已知入口气的NH3和CH4+Ar浓度，并假定氢与氮的比例为3。因此NH: （已知）3H:1.6521.65=11.814%=3.686%Vq=15.=11.814%=3.686%CH:-"4 165-0514 51aX3Ap=15.5X0. . .-Ar:'\ 2L65—U51入塔气组成列入下表（包括3,4,5点）组分NHHNCHAr合计摩尔分数/%33.000261.125220.37511.8143.686100合成塔出口气组成（6点）假定入塔器为100kmol,列方程求解。氨生成量：根据反应式，在合成塔内，气体总物质的量的减少，应等于生成氨的物质的量。因此可写成联立方程：生成的氨的物质的量总物质的量的减少量联立解出式中：气「--合成塔中生成的氨，kmoln3---入口气总物质的量，kmol%---出口气总物质的量，kmoly---合成塔入口氨摩尔分数3,NH3y---合成塔出口氨摩尔分数6,NH3将已知数据代入，则出塔气总物质的量所以出塔气组成（6点）NH3:V&NH3=17.00%（已知）88lOOkmolXII.814% .0342kmt）］=13.420%88N:2lOOkinolX3,686%Ar: 荷 .034二kmol7座吮出塔气组成列入下表（包括6,7,8,9,10点）组成NHHNCHAr合计摩尔分数/%17.000 2 49.04516.34813.4204.187100合成率计算反应掉的N2,耳与入塔气中的N2，H2气之比。按下式计算。合成率氨分离器出口气液组成计算设合成反应后在水冷器内部分氨被液化，气液已达到相平衡。进入氨分离器的物料为气液混合物，物量为F为V;分离器出口液相组分为x，的物料为气液混合物，物量为F为V;分离器出口液相组分为x，物料组成为F；分离器出口气相组分为y，气量液量为L。1FF已知进口物料组成F,即合成出口气组成，前已求出。10假定F=1kmol对于每个组分的物料平衡:⑴根据气液平衡关系式中：IHj为各组分的相平衡常数。把式⑵代入式(1)得式中：Li为液相中各组分的量。L=Yli总液量 J液体组分的摩尔分数11

⑸气体总量Li⑸气体总量LiY-———%LV=FlL=1IL(6)气体组分含量，按(2)式⑺对以上各式求解，需用试差法，现采用直接迭代法进行计算。已知分离器入口气液混合物组成F：即6点值。组分FNH3FH2FN2^CH4Sr合计摩尔分数0.170.49050.163480.134200.041871查"5llp=SDMPa下各组分的相平衡常数(mi)inMH3皿日2mN2mCH4mAr0.1127.534.58.238先设 ，假定入口气液混合物量F=Ikmol并假定。以L=代入式⑶计算，计算结果如下。液相中各组分的量：=0.07328kmo]Lhz="®014B2kmolLH2=G.0003949kmol=USOkmolLAr=0.00009162kmol

液相总量:分离后气相总量：V=FIL=1I0.07660=0.9234kmol计算气液比：误差设误差，计算得；=12,113误差13设误差，计算得；=12,113误差13、…[3=12.127设误差，计算得设误差以L工二仁二代入式⑶计算，计算结果如下:L,H3=07284kli101LH2=0.001466kmt)l1fz=0.。0。3398km0】=0，。01336kmo1LAr=0.0。。。9。66km0】计算得工：二c误差在允许范围之内，假定值可以认定“丁二1二」二：液体组成（摩尔分数）：按 计算，计算结果列入下表:表2.1氨分离器出口液体组成（17点）组成NH2H 2 N 2 CH4Ar合计摩尔分数/%95.6818%1.9259%0.5121%1.7551%0.1191%100.00014

分离后气体组成:计算分离后气体组成:计算NH:3同法计算其他组分，结果列入下表。表2.2氨分离器出口气体组成(11,12,13,14,15

点)组成NH 3 H 2 N 2 CHAAr合计摩尔分数/%10.5177%52.9172%17.6528%14.3810%4.5222%100.000V=0.9238&kmolL=0.07612kmol冷交换器分离出的液体组成(18点)由于从氨分离器出口气,经循环机和油分离器后进入冷交换器系统，此前已有部分气体放空并补充了新鲜气，因此气量和其组成均发生了变化。而冷交换器出口气即是合成塔入口气，其组成已在前面算出。因此在冷交换器中的氨分离器分离出的液氨，应与出口气成平衡，由气液平衡关系可以求出。其关系式为从手册差得在操作条件下()的相平衡常数：如下表:15

0.030570752540冷交换器出口液体组成，根据计算。计算结果列入下表（18点）：组成NH 3 H 2 N 2 CH4Ar合计摩尔分数0.983610.008730.002720.004730.00011液氨贮槽驰放气和液相组成的计算V,y.20L,x氨分离器出口液氧（17点）与冷交换器的氨分出口液氨（18点）汇合于贮槽（19V,y.20L,xL,x町X19,iX19,i19L18,X18,i-►181水冷后的氨分离嚣分离的液氨占总量的摩尔分数6可由下式计算:代入已知数据:取G=53.3%则氨分离器的分离液氨占53.3%，冷交换器分离液氨占46.7%。16

根据物料衡算按下式计算混合后液氨组成。计算结果列入下表（19点）组成NHH 2 N 2 CHAAr合计摩尔分数/%96.936%1.434%0.400%1.156%0.068%100.000根据氨贮槽的压力t=2MP=2.IMPa差得气液平衡常数，如下表,nMH3111日2mN2皿mAr0.598575620170540在液氨贮槽中，类似于闪蒸过程，仍按氨分离器的计算方法，假定一个V/L初值，经过试差，求得计算结果，如下表。现按试差最后的V/L值，具体计算如下。设l=0-"9代入下式。（假定入槽液量F=lkmol）则液氨中各组分的物质的量:17Ar：LAr=O.000015575kmol误差以'l二口口沔9代入式(3)计算，计算结果如下:L,H3=°192s67km01LH2=0.0030927km0】LH2=0.00008013IkmolLCH4=0,00080ZD5km01LAr=0.000015594kmolV=FIL=110,92685=0.073IZkmol18

计算=0.07B8888计算=0.07B8888误差在允许范围之内，假定值可以认定'丁二。07S888ID.07S9o计算。液体组成（摩尔分数）：按计算。NH:3其它组分计算结果列入下表（21点，产品液氨组成）组成NHH 2 N 2 CH4Ar合计摩尔分数/%99.879%0.033%0.009%0.087%0.002%100.000计算驰放气气体组成:计算NH:3其它组分计算结果列入下表（20点，驰放气组成）19组成NH 3 H 2 N 2 CH4Ar合计摩尔分数/%59.751%19.188%5.361%14.713%0.908%100.000液氨贮槽物料衡算以液氨贮槽出口1t纯液氨为基准,折成标准状况下的气体体积，以m3为单位计,则因此人口总物料也应与出口相等:入口物料各组分体积按 计算，结果为:NH:匚口工匕”1379.84091]1’3H:L19H2=20.4心78mzi2N:匚9限=5-6的9iiF2CH:L；9tH4=16.4622"4Ar:L.q士-=0.9715mzi由计算，计算结果列入下表:组成NHHNCHAr合计摩尔分数/%396.942%21.432%20.400%1.157%0.069%100.000结果与土”基本相同。合成循环回路总物料衡算(各个部位物料量)(1)对整个回路做衡算，可求出补充新鲜气量V1，放空气量七，一级合成塔进气量V3和出气量V6。21

[V:V （合 ————3I贮_V二V 图2.1合成循环以1t产品氨为基准，即等于1319.243303（液氨折为方便计算，把前已算得已知数据列入下表：1 回诚补充气»驰放气铲一产品液路简图标准状况F气体体积）。名称NHH 2 N 2 CHAr气量量3补充气100.73250.24590.01650.0051V1放空气120.105180.529270.176530.143800.04522V驰放气200.597510.191880.053610.147130.009451104.0883产品液氨210.998790.000330.000090.000870.000021319.2433合成塔入口30.030000.611250.203750.118140.03686V合成塔出口60.170000.490450.163480.134200.04187V6合成循环回路可简化如下示意图。3（2）首先列出以下元素平衡和总物料平衡方程（式中液氨忽略溶解物，以（2）首先列出以下元素平衡和总物料平衡方程（式中液氨忽略溶解物，以100%NH氢平衡：以体积量计算（下同）（1）氮平衡:22(2)惰气平衡:(3)氨平衡：合成塔内生成的氨应等于排出的氨(4)总物料平衡：合成反应后进出口气体体积减少了V3-V6把式(1)与式(2)合并，将已知数据代入式(1)与式⑵式⑴：0.73W5V]=(^0.52927-F|X⑴,10518^V12+104-.G833Xf0.73W5V]=(^0.52927-F|X⑴,式⑵:230.245aVj=^0.17653-f-X0.10518|V12+104.0833X^0.05361X-X +-⑵,式⑴,加式⑵,得：09784=0.9161EV12+2788.42733m3(6)数据代入式⑶得：⑶,将式(3),与式(6)联立解得：X=3100.96430m3y12=268.13382m3将已知数据匕和匕2的值代入式(4)与式(5)。式⑷：(4),式⑸：(5),(4),与(5),联立解得：%=11176.31641m3Lvs=9766.81753m3(3)合成塔进出口物料量(各组分的量)a.入塔总物料量： 为=11176.31641m524其中各组分的量按照 计算。H2：V3m=683i.523411nmN2： =2277.17447m3Ar:VMr=4rll.®4844m3b.出塔总物料量，％=9766.81753】小其中各组分量按照 计算。Ha:V6rH3=4790.13566m3N2: =1596.67933m325Ar：408.93665m3(4)废热锅炉出口，热交换器出口和软水预热器出口物料，组成未发生变化与合成出口相同，即(5)水冷却器和氨分离器物料量a.水冷却器入口气即软水预热器出口气V9。水冷却器出口总物料未发生变化。由于有部分氨被液化，出口物料实际为气液混合物。其总量和总组成与入口完全一致。即经氨分离器后，分为气相和液相两股物料。即(屋量暂以气体体积计)按前面氨分器气液平衡算得—=R=12.127气液比：26由以上两式可以解得17Vn=9022.79243m3lL17=744,G251Qm317l17换算成质量L17=744.02S10X——.4l17换算成质量b.氨分离器出口气体组分的体积，按计算。=948.9902Jm3H2：V11H2=4745.51140m3Nz：V11；PJ2=1592.77550m3Ar:V11/Ar=40S.02S7m3氨分离器出口液体组分的量，按计算。H3: L17；H2=14.32918m327(6)循环机入口丫和出口丫：由流程图上表明进入循环机之前，有放空气放出。1314其中各组分的量按照计算。H2：V13；H2=4633.59567mN2：V13；N2=1545.44238mAr:V1MP=393,90317m28放空气中各组分的量：按计算。

28H3：V12.H2=141.91572m3Na：V12；N2=47.33313m3Ar:V123r=12.1Z501m3(7)冷交换器进出口物料a.进气量：V2=循环机出口加上补充气的量即b.补充气中各组分的量：按b.补充气中各组分的量：按计算。H3:V1；H3=2271.45635m3N2:V1；N2=762,52712mAr：V1Ar=15.81492m329c.冷交换器入口气体各组分的量：按算。H2：V2；H2=6905.05202m3N2：V2^2=2307.96950mAr:V2Ar=411.71809md.冷交换器入口气体组成d.冷交换器入口气体组成（2点）：按照计算。e.e.冷交换器出口气体的量V组成NHHNCHAr合计摩尔分数30.0076520.5824320.194670.110520.034731.000其他组分的计算结果如下表（2点）330其中各组分的量按计算。H3:V3；H2=6831.52341mN2： =2277.17447mAr:V33r=411・9S90Zmf.冷交换器出口液氨的量：它是进出口气体体积之差。其中分组分的量按计算。31g.液氨贮槽物料衡算（均以标准状况下气体体积计）进入贮槽的液氨量：贮槽中排除产品液氨的量:（标准状况）结果与计算基准基本一致。（8）物料衡算结果汇总如下：（以下物料量均在标准状况下，按1t,NH3计算。）补充新鲜气（1点）”= 643ml氨冷器入口气（2点）合成塔进出口（3,4,5点）合成塔出口（6,7,8,9点）水冷却器出口（10点）（气液混合，以气体计）氨分离器出口气体（11点）32放空气（12点）循环压缩机进出口气（13,14点）氨冷器进出口（15,16点）（气液混合）氨分离器液体出口（17点）冷交换器液体出口（18点）两股液氨合并（19点）驰放气（20点）产品液氨（21点）（9）各部位的物料组成和数量，分别列表如下。其中把以1t氨为基准的量，这算为按生产量每小时的氨产量为6.625t的体积（m3/h）和其物质的量（kmol/h）作为能量衡算依据。表2.3合成塔一次入（3点），一次出（4点）,

二次入（5点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH 3 3335.28952221.292999.1649H61.1256831.523445258.84252020.48402N20.3752277.174515086.2808673.49472CH11.8141320.37008747.4514390.5112Ar3.686411.95902729.2285121.8406E10011176.316474043.09623305.495433

表2.4合成塔出口（6点和7,8,9,10点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNHO17.0001660.359010999.8782491.0660H49.0454790.135631734.64861416.72542N16.3481596.711910578.2162472.24182CH13.4201310.70698683.4333387.6533Ar4.187408.93662709.2053120.9467E1009766.817564705.16592888.6235表2.5氨分离器出口气（11点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH 3 10.5183949.01736287.2396280.6803H 2 52.9274775.493331637.64331412.3948N17.6531592.793510552.2572471.08292CH14.3801297.47758595.7888383.7406Ar4.522408.01072703.0707120.6728E1009022.792459775.99972668.5714表2.6循环机入，出口（13,14点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH10.518920.81506100.3993272.33933H 2 52.9274633.578230697.45531370.4221N 2 17.6531545.459910238.3444457.0836CH414.3801258.91998340.3444372.3368Ar4.522395.88572622.7425117.0867E1008754.658657999.61322589.268434

表2.7放空气（12点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH10.518328.2023186.84038.34113H 2 52.927141.9152940.188041.9727N 2 17.65347.3337313.585613.9994CH14.38038.5577255.444511.4038Ar4.52212.125080.32823.5861E100268.13381776.386479.3030表2.8新鲜补充气（1点）组成摩尔分数/%m3/tNHOm3/hkmol/hNH00003H73.252271.456415048.3983671.80352N 2 24.59762.52715051.7422225.242CHA1.6551.1659338.974215.1382Ar0.5115.8149104.77384.6774E1003100.964320543.8885917.1379表2.9冷交换一人（2点），一出（15点），二入（16点）组成摩尔分数/%m3/tNH 3 m3/hkmol/hNH7.765920.68916098.9027272.27253H58.2436905.070445746.09172042.23622N19.4672307.934115290.0635682.592135

CH11.0521310.28348680.6278387.5280Ar3.473411.74582727.8158121.7775E10011855.622978543.50173506.4063表2.10氨分离器出口液氨（17点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH95.6823711.89814716.3249210.5502H 2 1.92614.329994.93574.2382N0.5121.12677.46420.33322CH1.7553.905925.87671.1552Ar0.1190.26481.75460.0783E100744.02514929.1663220.0520表2.11冷交换器出口液氨（18点）组成摩尔分数/%m3/tNHm3/hkmol/hNH 3 98.3613668.17264426.6439197.6180H 2 0.8735.930339.28851.7540N 2 0.2721.847712.24110.5465CH0.4733.213121.28690.9503Ar0.010.00680.04500.0020E100679.30654500.4056200.9110表2.12驰放气组成（20点）组成摩尔分数/%m3/tNH3m3/hkmol/hNH51.75162.1938412.033918.394436

H 2 19.18819.9725132.31765.9070N 2 5.3615.580236.96871.6504CH14.71315.3145101.45864.5294Ar0.9080.94516.26140.2759E100104.0883689.585030.7850表2.13液氨贮槽入口（19点）组成摩尔分数/%m3/tNHOm3/hkmol/hNH96.9361379.81739141.2897408.09333H1.43420.4120135.22956.03702N 2 0.4005.693737.72091.6840CH1.15616.4549109.01354.8667Ar0.0680.96796.41260.2863E99.9941423.33169429.5719420.9630表2.14产品液氨（21点）组成摩尔分数/%m3/tNH 3 m3/hkmol/hNH399.8791317.64708729.4115389.7059H0.0330.43542.88420.12882N0.0090.11870.78660.03512CH0.0871.14777.60380.3395Ar0.0020.02640.17480.0078E1001319.24338739.9869390.1780373能量衡算根据已知条件和物料衡算结果，对整个系统的各个设备进行能量衡算。从回路中任何一个设备开始计算均可。现从合成塔开始，逐次对各单元设备进行能量衡算。3.1合成塔能量衡算计算基准：以小时产量（单位为kmol/h）为基准。温度基准为O℃（热力学温度273.2K，计算中涉及的温度实为温差）。图3.1合成塔能量平油示意图热平衡式：式中：Q3,Q4,Q5，、6均为显热，需热容数据。计算中先按常压下求取，然后再进行38压力校正。(利用普遍化热容差校正图)(1)合成塔一次入塔气带入热量Q3根据合成塔一次入气③，求得 )31S9132RIQLh(2)合成塔二次入塔气带入热量Q5由已知t「180℃，p5=30.8MPa求得18236953k1⑶合成塔一次出塔气带出热量Q4由已知t4=50℃，p4=30.9MPa求得4kJ&二5199379.——11(4)合成塔二次出塔气带出热量Q6由已知％=360℃，p6=30MPa求得34954516kJ(5)合成反应热QR反应热数值，由《小氮肥工艺设计手册》查图取:-HR=53509.86J/molNH3由物料衡算知，塔内反应生成氨为则合成反应热为39391.9011km1 ] 20970573k1= X53509.86——= h. molh热平衡,减差值为热损失X100%=5-2899%Ql_2242763X100%=5-2899%占总收入热Q「42396638根据经验，此数据是合理的。合成塔内温升核算：由于二次入塔温度为180℃，经过反应后，温度升高后的数值，应为出口气体温度。按下速公式进行核算式中:为进出口平均摩尔定压热容;40，氨净值；】"二33054954km口1,入塔气量。则与设定的出口温度360℃相差无几，可以认为计算正确。表3.1合成塔能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/KJ・h-i项目热量/KJ.h-1一次入塔气Q.3189132一次入塔气Q.5199379二次入塔气Q.18236953二次入塔气Q.34954516反应热QD20970573热损失Q.2242763小计42396658损小计42396658废热锅炉能量衡算图3.2废热锅炉能量平衡示意图通过衡算，可求得废热锅炉热负荷，从而可知生产蒸汽量。⑴入口气带入热Q641

34954516RJQlh⑵出口气带出热Q7按前速方法求取摩尔定压热客Cp,m由t7=250i，p7=29.2MPa求得Cp="3365 9熹・Q7=24306972kJ/h(3)废热锅炉热负荷(4)可副产蒸汽量4狗H=377" -设定软水温度为90，其焓।一kg，饱和蒸汽压力为1.3MPa(绝)，其87kJH.=2786.——-焓 4如考虑2%的热损失，则由热平衡，可求得蒸汽量:软水带入热量为1634490kJ/h蒸汽带出热量为12069084kJ/h热损失为1064754-4X热损失为1064754-4X2%=212950k]表3.2废热锅炉能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ•h-i项目热量/kJ・h-1进炉热气Q 634954516出炉热气Q 7 2430697242软水带入热Q水1634490蒸汽带出热Q.12069084水汽热损失Q钊212950小计36589006损小计36589006热交换器能量衡算冷、热气体的热量，已有三项由合成塔和废热锅炉的能量衡算确定。此处计算目的是确定出口热气体的温度%。(1)冷气体(即合成一次出塔气)带入热量5199379RJ04= C 图3.3热交换器能量平衡示意图(2)冷气体(即合成二次入塔气)带出热量18236953kJQlk(3)热气体(即废热锅炉来气)带入热量(4)热气体出口带出热量43_11269398k)一h根据此值，按显热计算，求得出口温度为115℃。表3.3热交换器能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ・h-i项目热量/kJ・h-1合成一次出塔气Q.5199379去合成二次入塔气Q.18236953废热锅炉来气Q7243069725热气出口去软水预热器Q。11269398小计29506351小计29506351软水预热器能量衡算通过衡算，可以算出可能回收的热量和可预热的软水量作为锅炉给水。(1)热气体(从热交器来气)带入热量11269398kJ(2)热气体(去水冷却器)带出热量设定温度为图3.4软水预热器能量平衡示意图081kJ通过计算和查图，求得"35'md'K44

8099261kJ算得Qg8099261kJ算得Qg二(3)热负荷(可回收的热量，忽略热损失)(4)软水量假定来水温度为25℃,预热到90℃,则软水量除供给废热锅炉外，还可送出。软水带入热：1219252kJ/h软水带出热：4389310kJ/h表3.4软水预热器能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ・h-i项目热量/kJ・h-1热交换器来气Q811269389去水冷器的气Q98099261软水带入热1219252软水带出热4389310小计12488641小计12488571水冷却器和氨分离器能量衡算3525135135251351图3.5水冷却器和按分离器能量平衡示意图通过能量衡算，可求出水冷移出的热量和冷却水消耗量。假定氨分离器无温度和热量变化，忽略热损失，故与水冷器作为一个系统计算,并假定水冷器为套管冷却嚣。⑴气体带入热与_EU99261用由软水预热器计算得Qg二 h_8099261RJ(2)气体带出热。二二 h由物料衡算知气体量为_3223486RJ算得：Q：=h(3)液氨带出热由手册查得35c时，液氨比热容为4.8988kJ/(kg•K)由物料衡算知氨分离器，液体排出量每小时为其中氨量为210.5502kmol/h,溶解的气体为9.5018kmol/h।_613709k]算得液体带出热：Q--二一h—而溶解气带出热：总 带 出 热：(4)液氨冷凝放出热由手册查得，氨的冷凝热为1123.9583kJ/kg46_4»23044kJ算得：Q|二h(5)冷却水移出热Q水(6)需要冷却水量W取冷却水温度为25℃,升高到35℃。则表3.5水冷却器能量汇总表收入项支出项项目热量/kJ・h-1项目热量/kJ•h-1热气体带入热Q.8099261气体出口带出热Q,3223486氨冷凝放热Q沁4023044液体出口带出热Q”625188凝冷却水移出热Q8273631小计12122305水小计12122305循环压缩机能量衡算(1)循环压缩机出口温度计算可以认为是绝热压缩过程，出口气体温度会因压缩而升高。己知入口气体温度为35入口压力为28.6MPa出口压力为31.8MPa由手册查得各组分的绝热指数以及进气组成列入下表：组分NH2H 2 N 2 CH4Ar摩尔分数0.150180.529270.176530.143804.522绝热指数1.291.4071.41.3081.6647混合气体的绝热指数，按下述公式计算。K=1.3787(2)进口气体带入热Q13由物料衡算知，氨分离器来气有部分放空，进入循环压缩机的气量每小时为2589.2684kmol/h。摩尔定压热容与氨分出口的相同_3128100kJ计算得=h(3)出口气带出热Ql4经计算：_3844084RJ则Q“二—E—(4)绝热压缩提供能(5)绝热功校核按下述公式计算压缩功率:已知：p.=28.外叫此=31.6MP^IK=1.3787查得：进口气体实际状态的流量应为48

所以P=19435二kW折成每小时的热量：「 7kJQ%=3600P=699666.——

/ h结果此误差不大，可以认为计算是平衡的，实际压缩功率应为715984/3600=198.88kW冷交换器与氨冷器能量衡算现将两个设备作为一个系统进行能量衡算对象。351335134949图3.6冷交换器与氨冷器能量平衡示意图能量平衡式:过程中，氨冷器使循环气中的氨大部分被液化，液化放出热量Q液，通过衡算，可求得氨冷器的冷冻量。(1)热气体(循环机来)带入热、14经计算和查图，摩尔定压热容7414kJ-3"^^.,;_3665353kJ算得Q"二 E(2)新鲜补充气带入热Q1经查图，摩尔定压热容_982008k]计算得：Q，=—h—(3)气体(去合成塔)带出热、3由合成塔热衡算知3189132kJQl=h(4)氨的冷凝热Q描液查手册在-4.5C下，氨的冷凝热为1279.0448kJ/kgo由物料衡算结果，液氨量为197.6180kmol/h。_4296^59kJ经计算：3二h(5)液氨带出热Q18冷交排出的液氨浓度为98.44%，其余为溶解的其他气体，为简单起见，均计入液氨中。液量为200.911kmol/h。故从手册可得-4・5℃时，液氨比热容为4.5639kJ/(kgK)_70146RJ计算得：="—h—(6)由液氯蒸发移出的热量Q八冷(7)冷冻液氨量G查25℃时液氨的焓值50

15c时气氨的焓值

冷冻氨量表3.6冷交换器和氨冷器热平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ・h-1项目热量/kJ・h-1循环气带入热Q1A3669353循环气带出热Q 3 3189132新鲜补充气Q.982008液氨带出热Q.-70146氨冷凝热Q4296959液氨蒸发移出热Q“5829334液小计8948320冷小计89483203.8合成全系统能量平衡汇总根据上述计算，全系统的能量平衡示意图其中的各项热量说明：(1)氨冷凝热Q包括水冷器中和氨冷器中的氨冷凝热。Y(2)放空气带出热Q,由氨分后与入循环机的气体的热量之差确定。51(3)由氨分离器和冷交换器排出液氨热量Qi7和Q18作为支出项。包括了弛放气和产品氨的热量。(4)热损失项Q损，包括已计入的合成塔热损失(实际上包括计算误差在内)和油分离器的热损失，(循环机出口44℃，油分出口为42℃)后者由九和Q14确定其差为2417494kJ则。|二一h-(5)其他各项均为各单元设备计算结果。现将各项热平衡汇总如下表。表3.7能量平衡汇总表收入项支出项项目热量/kJ•h-i项目热量/kJ・h-1新鲜气带入热Q948255放空气带出热Q.623611合成反应热Q.2213060312氨分液氨带出热Q.634277循环压缩机压缩热QP763028冷交液氨带出热Q1q-64825废热锅炉移出热Q汽11215701氨冷凝热Q、，8272737汽软水预热器移出热Q3440225软水冷却器移出热Q8738178水氨冷器移出热Q5624611冷热损失Q》2464095小计32114623损小计32114623524设备选型及管道计算4.1管道计算TOC\o"1-5"\h\z取液体流速尸100/$,气体流速u=2m/s,则： ，所以1 点 ：根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。2 点53根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。54根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。55根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。9 点根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。1056根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。11根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。13 、 14 点根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。22».0520X1717点:3=0.001558m/g57根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。200,911。X1718点:=0.001422m3/s根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86,选择管子规格为。4.1管道规格汇总表管子位置管径规格1点I5SX管子位置管道规格2点\1SAX231ml583点I133X17mn4点I15JX23mn5点I180X19mn6点I1B0X19mn7点I180X19mn8点I168X2Smn59

9点I133X17mn10点I133X17inn11点I133X171mt13、14点I133X17inn17点I57X9mn18点157X9inn4.2设备选型根据经验数据选定以下各种设备规格：.合成塔外壳直径：10000mm,有效高度：13800mm触媒筐直径：①934X16,上触媒高度：5582mm，下触媒高度：578mm冷管直径：①44X2.5、①29X2.5、①22X1各62根60换热面积：E=40m2,换热高度：36mm,管子①10X1.5有3084根,换热面积：224m2调压器功率：650V,710A,800KVA,触媒装填量：15t,3m3.冷凝塔外壳直径：①900mm，有效高度：8210mm双层列管热交换器F=165m21#冷凝塔.氨冷器625X4管子628根，带联箱之列管热交换器F=226m22台.氨分离器外壳直径61000高度H=4625mm1台.水冷器卧式套管热交换器F=199m23台结论此次课程设计不只是对我们在《化工设计》这门课中所学知识的一次检验，加深了我们对《化工设计》这门课的体会，同时也是一个增长知识的过程，融合了大学里所学的其他课程。通过这次课程设计，我对如何开展一次化工设计的程序有了一定的了解。设计开始要做好充分的准备工作，根据设计要求，查阅与工艺路线和重点设备相关的文献资料。各种工具书是设计工作者的得力助手，学会了熟练查找手册在这次设计中是一个很大的收获，同时加强了对资料数据筛选和处理的能力。化工计算首先要清楚设计的思路，只有思路清晰、方法正确、谨慎悉心才能及时高效完成任务。这是一个理论联系实际，发现问题解决问题的过程，锻炼了自己独立工作能力的过程。团队的配合也尤为重要，每个人都要认真做好分配的任务并为团队成员提供最优的答案，为整个团队顺利完成工作提供保障。在设计过程中，我也认识到了自身的不足，原有知识储备不足，也不够牢固，在知识应用方面仍然比较薄弱。学习是一个需要长期坚持的过程，只有坚持不懈地积极学习和吸收新的知识，与时俱进，不断地充实自己，才能成长为一名合格进而优秀的化工设计者。总之，这次课程设计提升了我的计算、绘图、编辑文件、使用规范化手册等的最基本的工作能力。我不仅学到了新知识，也对化工设计课程中所学内容进行了巩固。通过课程设计，我分析问题解决问题以及工程设计能力都得到了锻炼。作为一个化工人，我一定要树立起实事求是、认真负责以及与他人合作的工作作风。最后,61非常感谢徐超老师在设计中给我我们小组的宝贵意见和指导，也感谢本组成员的全力合作，使得我能顺利完成本次设计。62致谢从这次课程设计开始以来，我们得到了指导老师徐超教授的悉心指导，无论是流程设计、资料查询，还是论文成稿、绘制流程图，都倾注了徐超老师和设计院老师的心血。通过为期三周的课程设计，我们不仅对工艺学课程有了更深一步的了解,而且老师严谨的治学态度和广博的学识也使我们受益匪浅，这必将使我们终身受益，并激励我们勇往直前，我要感谢我的老师在课程设计上给予我的指导、提供给我的支持和帮助，这是我能顺利