年产12万吨合成氨合成工段工艺设计毕业设计

年产12万吨合成氨合成工段工艺设计 毕业论文（设计）原创性声明 本人所呈交的毕业论文（设计）是我在导师的指导下进行的研究工作及取得的研究成果。据我所知，除文中已经注明引用的内容外，本论文（设计）不包含其他个人已经发表或撰写过的研究成果。对本论文（设计）的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示谢意。 作者签名： 日期： 毕业论文（设计）授权使用说明 本论文（设计）作者完全了解**学院有关保留、使用毕业论文（设计）的规定，学校有权保留论文（设计）并向相关部门送交论文（设计）的电子版和纸质版。有权将论文（设计）用于非赢利目的的少量复制并允许论文（设计）进入学校图书馆被查阅。学校可以公布论文（设计）的全部或部分内容。保密的论文（设计）在解密后适用本规定。   作者签名： 指导教师签名： 日期： 日期： 注 意 事 项 1.设计（论文）的内容包括： 1）封面（按教务处制定的封面格式制作） 2）原创性声明 3）中文摘要（300字左右）、关键词 4）外文摘要、关键词 5）目次页（附件不统一编入） 6）论文主体部分：引言（或绪论）、正文、结论 7）参考文献 8）致谢 9）附录（对论文支持必要时） 2.论文字数要求：理工类设计（论文）正文字数不少于1万字（不包括图纸、程序清单等），文科类论文正文字数不少于1.2万字。 3.附件包括：任务书、开报告、外文译文、译文原文（复印件）。 4.文字、图表要求： 1）文字通顺，语言流畅，书写字迹工整，打印字体及大小符合要求，无错别字，不准请他人代写 2）工程设计类题目的图纸，要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制，所有图纸应符合国家技术标准规范。图表整洁，布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准用徒手画 3）毕业论文须用A4单面打印，论文50页以上的双面打印 4）图表应绘制于无格子的页面上 5）软件工程类课题应有程序清单，并提供电子文档 5.装订顺序 1）设计（论文） 2）附件：按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订 3）其它 摘要 本次设计任务为年产12万吨合成氨合成工段的工艺设计。氨合成主要原料是精制的氢气和氮气，其以合成塔为主要设备，在气-气换热器、水冷器、氨冷器、氨分离器、循环机、等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在450—550℃的高温条件下来制得氨气并冷却分离得液氨。合成氨合成工段工艺流程包括气体压缩、氨的合成、氨分离和混合气体再循环、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。本次工艺设计条件:新鲜补充气的摩尔分数组成如下： H2 74.5%，N2 24%，CH4 1.2%，Ar 0.3%合成塔操作压力为32MPa（绝压），合成塔入口气的组成为NH3(2.5%)，CH4+Ar(17%)，要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到16.5%。通过查阅相关手册和资料，确定了年产12万吨合成氨合成工段的工艺流程，最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，然后根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对合成塔催化剂层进行了设计，最后用CAD绘制了合成塔装配图；带控制点工艺流程图。 关键词：合成 合成塔 催化剂 目 录 摘要……………………………………………………………………………………………...I 第一章 设计项目…………………………………………………………………………...1 1.1设计题目 1 1.2工艺设计条件…………………………………………………………………………1 第二章 前言…………………………………………………………………………………..2 第三章 工艺设计说明书 ..4 3.1 设计的产品的原料来源及规格要求……………………………………………..4 3.1.1主原料的来源………………………………………………………..................4 3.1.2 原料规格要求…………………………………………………………………4 3.2设计任务及本工艺设计流程………………………………………………..4 3.2.1 设计任务…………………………………………………………........5 3.2.2 合成工段工艺流程叙述……………………………………………...5 第四章 工艺设计计算书…………………………………………………………….. 8 4.1 物料衡算 8 4.1.1合成塔物料衡算 .9 4.1.2氨分离器气液平衡计算…………………………………………….....9 4.1.3冷交换器气液平衡计算 ..11 4.1.4液氨贮槽气液平衡计算 …11 4.1.5液氨贮槽物料计算 ….13 4.1.6合成系统物料计算……………………………………………………14 4.1.7合成塔内物料衡算 .15 4.1.8水冷器物料计算……………………………………………………...16 4.1.9氨分离器物料计算…………………………………………………...17 4.1.10冷交换器物料计算………………………………………………….17 4.1.11氨冷器物料计算……………………………………………………..18 4.1.12冷交换器物料计算…………………………………………………..19 4.1.13液氨贮槽物料计算…………………………………………………..21 4.1.14物料衡算结果汇总 ..22 4.2 热量衡算 .24 4.2.1 冷交换器热量衡算…………………………………………………..24 4.2.2 氨冷器热量衡算……………………………………………………..26 4.2.3循环机热量衡算 28 4.2.4合成塔热量计算 29 4.3 主要设备计算………………………………………………………………….........32 4.3.1 GC型氨合成塔的催化剂层设计 32 第五章 …………………………………………………………………………………40 致 谢 ……………………………………………………………………………………41 附 录………………………………………………………………………………………..43 第一章 设计项目 1.1设计题目：年产12万吨合成氨合成工段工艺设计 1.2 工艺设计条件 ( 1 ) 新鲜补充气组成见表1-1。 表1-1 新鲜补充气组成 组分 H2 N2 CH4 Ar 总计 摩尔含量（%） 74.5 24 1.2 0.3 100 （3）合成塔入口中氨含量：NH3入=2.5% （4）合成塔出口中氨含量：NH3出=16.5% （5）合成塔入口惰性气体含量：CH4 +Ar=17% （6）合成塔操作压力：32MPa（绝压） （7）精练气温度：35℃ （8）年工作日 330天 （9）计算基准 生产1tNH3/h 第二章 前言 氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位; 同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10 %的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70 %的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30 %的比例,称之为“工业氨”[2]。 世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析, 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。 (1) 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。以Uhde公司的“双压法氨合成工艺”和Kellogg 公司的“基于钌基催化剂KAAP 工艺”,将会在氨合成工艺的大型化方面发挥重要的作用。氨合成工艺单元主要以增加氨合成转化率(提高氨净值) ,降低合成压力、减小合成回路压降、合理利用能量为主，开发气体分布更加均匀、阻力更小、结构更加合理的合成塔及其内件; 开发低压、高活性合成催化剂, 实现“等压合成”。 (2) 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。 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。 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[1]。 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。 (1)高压法 操作压力70～100MPa，温度为550～650℃。这种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。 (2)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20～30MPa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。因此，本次设计选用32MPa压力的合成氨流程。 (3)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。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[3]。 第三章 工艺设计说明书 3.1设计产品的原料来源及规格要求 3.1.1．设计的产品的原料来源 生产合成氨，首先必须制备氢、氮原料气。 氮气来源于空气，可以在低温下将空气液化、分离而得，或者在制氢过程中直接加入空气来解决。 氢气来源于水或含有烃类的各种燃料，它取决于用什么方法制取。最简便的方法是将水电解，但此法由于电能消耗大、成本高而受到限制。现在工业上普遍采用以焦炭、煤、天然气、重油等原料与水蒸汽作用的气化方法[4]。 3.1.2．原料规格要求 (1) 合成塔进口气体组成 合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量与初始氨含量。当氢氢比为3时，对于氨合成反应，可得最大平衡氨含量，但从动力学角度分析，最适宜氢氨比随氨含量的不同而变化。如果略去氢及氨在液氨中溶解损失的少量差异，氨合成反应氢与氮总是按3：1消耗，新鲜气氢氮比应控制为3，否则循环系统中多余的氢或氮就会积累起来，造成循环气中氢氮比的失调。 惰性气体(CH4、Ar)来源于新鲜原料气，它们不参与反应因而在系统中积累。惰性气体的存在，无论从化学平衡还是动力学上考虑均属有弊。但是，维持过低的惰气含量又需大量排放循环气导致原料气消耗量增加。如果循环气中惰性气体含量一定，新鲜气中惰性气体含量增加，根据物料平衡关系，新鲜气消耗随之增大。因此，循环气中惰性气体含量应根据新鲜气惰性气体含量、操作压力、催化剂活性等条件而定。由于原料气制备与净化方法不同，新鲜气中惰性气体含量也各个相同，循环气中所控制的惰性气体含量也有差异。 当其它条件一定时，进塔气体中氨含量越高，氨净值越小，生产能力越低。初始氨含量的高低取决于氨分离的方法。对于冷冻法分离氨，初始氨含量与冷凝温度和系统压力有关。为过分降低冷凝温度而过多地增加氨冷负荷在经济上也并不可取。操作压力30MPa时，一般进塔氨含量控制在3.2～3.8％；15MPa时，为2.0～3.2％。 (2) 硫化物和碳氧化物含量 虽然原料气中硫化物含量不高，但对合成氨生产危害却很大。硫化物是各种催化剂的毒物，硫化氢能腐蚀设备管道。以烃类为原料的蒸汽转化法制取原料气，镍催化剂对硫含量限制十分严格，要求烃原料中总硫含量为0.5PPm(重量)以下。 为防止CO和CO2对催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于20ppm[5]。 3.2. 设计任务及本工艺设计流程 3.2.1 设计任务 本次设计参照原江苏省六合化肥厂氨合成车间的工艺，并进行一定的优化和简化，对生产量及设备进行重新选择计算。设计的合成工段工艺达到年产120kt/a液氨的设计目的。 3.2.2 合成工段工艺流程叙述 1）.设计规模及特点 本工段生产液氨，生产能力为120kt/a，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点。 （1）合成塔内件及催化剂的选择： 合成塔内件： 本次氨合成工艺选用GC-R103Y型氨合成塔内件，GC-R103Y型氨合成塔内件是四层绝热冷激式氨合成塔，结构形式为一轴三径，催化剂床层分为四段，第一段为轴向层，第二、三、四段为径向层，轴径向段间及各径向段间设有冷激分布器，四层催化剂的温度分别通过四股冷激气加以控制，相比原六合化肥厂氨合成车间使用的合成塔单套管型内件，其装填催化剂的体积要多了将近20%，在不改变原有条件下，催化剂的增加就意味着生产能力的提高。另外，GC型塔采用了轴径向结构，气体流通截面大，流路短，具有气体阻力低的特点，全塔阻力可控制小于0.7MPa范围内。另外采用了小颗粒催化剂，提高反应活性和气体接触面积，因此氨净值提高。 催化剂的选择： 第一床层选用A201催化剂，因为该型号的催化剂含钴，其低温活性好，氨净值高，但价格昂贵，因此只用在第一床层，其进口温度为360oC，选用此型号催化剂更能发挥作用，以下各层都选用A110催化剂，其适用温度为380-500oC，价格较低，活性也较好，适用于合成塔下面的床层。 （2）循环机位置 本工段设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。 （3）反应热回收的方式及利用 这涉及到废热锅炉的热量利用及合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为360℃，副产1.3 MPa的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。 （4）采用“二进二出”合成流程 全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。 2）．合成工段流程简述 合成氨合成工段工艺流程简图见图3-1。 图3-1 工艺流程简图 氨分离后的合成循环气经过循环机补充压力再经过循环机出口油分离器分离油滴后，气体分成两路：一路直接进入合成塔的环隙，对合成塔的外壳进行冷却，以保护合成塔外壳，免超温导致高压条件下材料的“氢蚀”，保证合成塔的运行安全；另一路进入合成塔外的热交换器，和合成塔反应后经过废锅的气体换热，加热合成塔入塔气。加热后的气体升温后从冷气出口出来分五路进入合成塔、其中三路作为冷激线分别调节合成塔二、三、四层(触媒)温度，一路作为塔底副线调节一层温度，另一路为二入主线气体，通过下部换热器管间与反应后的热气体换热、预热后沿中心管进入触媒层顶端，经过四层触媒的反应后进入下部换热器管内，从二次出口出塔、出塔后依次进入设置在塔外的废热锅炉、热交换器管内，与未反应循环气换热，再进入水冷却器管内进行冷却分离部分液氨。混合气体进入冷交换器管间，与氨冷来的冷循环气冷热交换后，气体得到了比水冷更进一步的冷却，冷却后的气体再在冷交的下部分离段进行分离，分离掉70%以上的液氨。分离后的气体出冷交换器后进入氨冷却器管间，氨冷后的气体和压缩来的新鲜气混合，再进入氨分离器再次分离液氨；氨分后气体再进入冷交换器管内，与反应后的循环气换热后进入循环机系统补压循环，这样就完成了一个气体循环过程。循环气中积累的CH4、Ar等惰性气体在水冷的一次出口处弛放，以保证循环气中惰性气体含量在控制指标内。 第四章 工艺设计计算书 4.1.物料衡算 1计算依据 （1）年产量120kt，年生产时间扣除检修时间后按330天计，则氨产量为：15.151t/h （2）新鲜补充气组成见表4-1。 表4-1 新鲜补充气组成 组分 H2 N2 CH4 Ar 总计 摩尔含量（%） 74.5 24 1.2 0.3 100 （3）合成塔入口中氨含量：NH3入=2.5% （4）合成塔出口中氨含量：NH3出=16.5% （5）合成塔入口惰性气体含量：CH4 +Ar=17% （6）合成塔操作压力：32MPa（绝压） （7）精练气温度：35℃ 2 计算物料点流程 计算物料点流程见图4-1。 6 8 9 10 7 11 5 13 4 3 14 12 2 17 15 1 16 21 20 18 1.2.3.4.5.——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 图4-1 计算物料点流程 4.1.1 合成塔物料衡算 （1）合成塔入口气组分 入塔氨含量: y5NH3=2.5％; 入塔甲烷含量：y5CH4=17.00％×1.2/（1.2+0.3）×100％=13.6％； 入塔氢含量：y5H2=［100-（2.5+17）］×3/4×100％=60.375％； 入塔氩含量：y5Ar=17％-13.6％=3.4％； 入塔氮含量：y5N2=［100-（2.5+17）］×1/4×100％=20.125％ 入塔气组分含量汇总见表4-2。 表4-2 入塔气组分含量（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 2.5 13.6 3.4 60.375 20.125 100 （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=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000(0.165- 0.025)/(1+0.165)=120.17kmol 出塔气量: M8=入塔气量—生成氨含量=1000-120.17=879.83kmol 出塔氨含量： y8NH3=16.5％ 出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)×y5CH4=(1000/879.83)×13.6％=15.2％ 出塔氩含量： y8Ar=(M5/M8)×y5Ar=1000/879.83×3.4％=3.754％ 出塔氢含量： y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)×100％ =3/4(1-0.165-0.152-0.03754)×100％=50.8845％ 出塔氮含量： y8N2=1/4(1-0.165-0.152-0.03754)×100％=16.9615％ 出塔气体组分含量见表4-3。 表4-3 出塔气体组分含量（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 16.5 15.2 3.754 50.8845 16.9615 100 （3）合成率： 合成率=2MNH3/［M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)］×100％ =2×120.17/［1000×(1-0.025-0.17)］×100％=29.86％ 4.1.2氨分离器气液平衡计算 氨分离器入口混合物组分见表4-4。 表4-4已知氨分离器入口混合物组分m(i) NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 0.165 0.152 0.03754 0.50885 0.16961 1.00000 查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数见表4-5。 表4-5 各组分平衡常数 KNH3 KCH4 KAr KH2 KN2 0.098 8.2 28.200 27.500 34.500 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］=0.07903kmol LCH4= mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.00143 kmol LAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.00013 kmol LH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.0163kmol LH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.00043 kmol L总= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08264 kmol 分离气体量：V=1-L=1-0.08264=0.91736 kmol 计算气液比：（V/L）＇=0.91739/0.08261=11.1005 误差［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（11.10-11.1005）/11.10×100％=0.0047％，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=0.07899/0.08261×100％=95.631％ 液体中氩含量： xAr=LAr/L=0.000013/0.08261×100％=0.152％ 液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08261×100％=1.725％ 液体中氢含量: xH2=LH2/L=0.00163/0.08261×100％=1.969％ 液体中氮含量： xN2=LH2/L=0.00043/0.08261×100％=0.524％ 氨分离器出口液体含量见表4-6。 表4-6 氨分离器出口液体含量 NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 95.631 1.725 0.152 1.969 0.524 100.00 分离气体组分含量： 气体氨含量： yNH3=［mNH3-LNH3］/V=8.23％ 气体甲烷含量： yCH4=［mCH4-LCH4］/V=15.86％ 气体氩含量： yAr=［mAr-LAr］/V=3.93％ 气体氢含量： yH2=［mH2-LH2］/V=53.93％ 气体氮含量： yN2=［mN2-LN2］/V=18.06％ 氨分离器出口气体含量见表4-7。 表4-7 氨分离器出口气体含量（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 8.23 15.86 3.93 53.93 18.06 100.00 4.1.3冷交换器气液平衡计算 查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常数见表4-8。 表4-8 各组分的平衡常数 KNH3 KCH4 KAr KH2 KN2 0.0254 27 51 75 80 冷交换器出口液体组分含量： 出口液体甲烷含量： xCH4=yCH4/ KCH4=0.427％ 出口液体氨含量： xNH3=yNH3/ KNH3=98.425％ 出口液体氩含量: xAr=yAr/ KAr=0.068％ 出口液体氢含量: xH2=yH2/ KH2=0.825％ 出口液体氮含量: xN2=yN2/ KN2=0.258％ 冷交换器出口液体组分含量见表4-9。 表4-9 冷交换器出口液体组分含量（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 98.425 0.427 0.0679 0.825 0.258 100.00 4.1.4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百分数 G％=（1+y5NH3）×(y8NH3-yNH3)/(( y8NH3- y5NH3)×(1- yNH3)) =[(1+0.025）×（0.132-0.09371）]/ [（0.132-0.025）×（1-0.13741）] =57.588％ 水冷后分离液氨占总量的57.588％冷交，氨冷后分离液氨占总量的42.412％。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(15)X15i+L16X16i = G％L0X15i+(1- G％)X16i =0.57588X15i+0.42412X16i 混合后入口氨含量： m0NH3=0.57588×0.9563+0.42412×0.9842=0.96816 混合后入口甲烷含量: m0CH4=0.57588×0.01724+0.42412×0.004274=0.01174 混合后入口氩含量: m0Ar=0.57588×0.001516+0.42412×0.0006787=0.00116 混合后入口氢含量： m0H2=0.57588×0.01969+0.42412×0.00825=0.01484 混合后入口氮含量： m0N2=0.57588×0.005237+0.42412×0.002578=0.00411 液氨贮槽入口液体含量见表4-10。 表4-10 液氨贮槽入口液体含量 m0NH3 m0CH4 m0Ar m0H2 m0N2 小计 0.96816 0.01174 0.00116 0.01484 0.00411 1.0000 当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数见表4-11。 表4-11 各组分的平衡常数 KNH3 KCH4 KAr KH2 KN2 0.598 170 540 575 620 根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],设(V/L)=0.05,代入上式得: 出口液体氨含量： LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3] =0.968161/(1+0.05×0.598)=0.94005 kmol 出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[ 1+(V/L)×kCH4] =0.011744/(1+0.005×170)=0.00124 kmol 出口液体氩含量： LAr=m0Ar/[ 1+(V/L)×kAr] =0.001161/(1+0.05×540)=0.00004 kmol 出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[ 1+(V/L)×kH2] =0.014839/(1+0.05×575)=0.0005 kmol 出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[ 1+(V/L)×kN2] =0.004109/(1+0.05×620)=0.00013 kmol L(总)=0.94196,V=1-0.94196=0.058Kmol,(V/L) ＇=V/L=0.062 误差=(0.062-0.05)/0.05=-0.232％，假定正确。 出口液体氨含量： xNH3=LNH3/L=0.94/0.942×100％=99.798％ 出口液体甲烷含量： xCH4=LCH4/L=0.00124/0.942×100％=0.131％ 出口液体氩含量： xAr=LAr/L=0.00004/0.942×100％=0.004％ 出口液体氢气含量： xH2=LH2/L=0.0005/0.942×100％=0.053％ 出口液体氮气含量： xN2=LN2/L=0.00013/0.942×100％=0.014％ 液氨贮槽出口液氨组分见表4-12。 表4-12 液氨贮槽出口液氨组分（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 99.798 0.131 0.004 0.053 0.014 1.0000 出口弛放气组分含量： 弛放气氨含量： yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.96816-0.94)/0.058×100％=48.427％ 弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.01174-0.00124)/0.058×100％=18.104％ 弛放气氩含量： yAr=(M0 Ar-LAr)/V=(0.00116-0.00004)/0.058×100％=1.929％ 弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.01484-0.0005)/0.058×100％=24.707％ 弛放气氮气含量： yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.00411-0.00013)/0.058×100％=6.857％ 出口弛放气组分含量汇总见表4-13。 表4-13 出口弛放气组分含量（％） NH3 CH4 Ar H2 N2 小计 48.427 18.104 1.929 24.707 6.857 100 4.1.5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/(0.99798×17)=1320.317m３ 其中 NH3 L(19NH3)=L(19NH3)×X(19NH3)=1320.317×99.798﹪=1317.647m３ CH4 L(19CH4)=L(19CH4)×X(19CH4)=1320.317×0.131﹪=1.733 m３ Ar L(19Ar)=L(19Ar)×X(19Ar)=1320.317×0.004﹪=0.058 m３ H2 L(19H2)=L(19H2)×X(19H2)=1320.317×0.053﹪=0.0699 m３ N2 L(19N2)=L(19N2)×X(19N2)=1320.317×0.014﹪=0.18 m３ 液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.062 V(20)=0.062×L(19)=0.062×1320.317=81.355 m３ 其中　NH3 V(20NH3)=V(20NH3)×y(20NH3)=81.355×48.427﹪=39.398 m３ CH4 V(20CH4)=V(20CH4)×y(20CH4)=81.355×18.104﹪=14.728 m３ Ar V(20Ar)=V(20Ar)×y(20Ar)=81.355×1.929﹪=1.569 m３ H2 V(20H2)=V(20H2)×y(20H2)=81.355×24.707﹪=20.101 m３ N2 V(20N2)=V(20N2)×y(20N2)=81.355×6.857﹪=5.579 m３ 液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(19)=1320.317+81.355=1401.627 m３ 由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(21)=L(19)+V(20)=1401.627 m３ 入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i) 其中 NH3 L(21CH4)=1317.647+39.398=1357.045 m３ CH4 L(21CH4)=1.733 +14.728 =16.461 m３ Ar L(21Ar)=0.058 +1.569 =1.627 m３ H2 L(21H2)=0.699 +20.101= 20.8 m３ N2 L(21N2)=0.180+ 5.579 =5.579 m３ 入口液体中组分含量核算,由 m´(0i)=L(21i)/L(21): 入口液体中氨含量 m´(0NH3)=1357.045/1401.672×100﹪=96.816﹪ 入口液体中甲烷含量 m´(0CH4)=16.461/1401.672×100﹪=1.174﹪ 入口液体中氩含量 m´(0Ar)= 1.627/1401.672×100﹪=0.116﹪ 入口液体中氢气含量 m´(0H2)= 20.8/1401.672×100﹪=1.484% 入口液体中氮气含量 m´(0N2)= 5.759/1401.672×100﹪=0.411% 入口液体中组分含量 m´(0i)≈ M´(0i) 4.1.6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，液体贮槽弛放气V弛，产平液氨L氨 ，系统示意图见图4-2。 V入 V补 V出 V放 V驰 L氨 图4-2 合成系统示意图 由前计算数据见下表4-14。 表4-14 各组分的含量 名称 NH3 CH4 Ar H2 N2 气量 补充气 -- 0.011 0.0033 0.7445 0.2412 V补 放空气 0.09371 0.1414 0.04275 0.54151 0.18062 V放 弛放气 0.48427 0.18104 0.01929 0.24707 0.06857 81.355 液氨 0.99798 0.00131 0.00004 0.00053 0.00014 1320.317 入塔气 2.5 13.6 3.4 60.375 20.125 V入 出塔气 0.165 0.152 0.03754 0.50885 0.16961 V出 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 ┉┉┉（4-1） 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 ┉┉ （4-2） 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)+81.355(0.18104+0.01929) V补=12.878V放+1139.673 ┉┉┉┉ （4-3） 循环回路中惰性气体平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛y NH3弛+LNH3 0.165V出-0.025V入=0.09736V放 + 1325.896 ┉┉┉┉ （4-4） 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 ┉┉┉┉ （4-5） 联立（4-10）；（4-2）；（4-3）；（4-4） ；（4-5）各式解得： V放=137.618 m３; V补=2199.921 m３; V出=10049.48 m３; V入=11422.11 m3 4.1.7合成塔物料计算 入塔物料：V5=11422.11 m3 NH3 V5NH3=11422.11×2.5﹪=285.553m3 CH4 V5CH4=11422.11×13.6﹪=1553.406m3 Ar V5Ar=11422.11×3.4﹪=388.352m3 H2 V5H2=11422.11×60.375﹪=6896.098m3 N2 V5N2=11422.11×20.125﹪=2298.699m3 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　　V5=V6=V7=10049.48 m3 出塔物料　　 V8=10049.48 m3 NH3 V8NH3=10049.48×16.5﹪=1658.164 m3 CH4 V8CH4=10049.48×15.2﹪=1527.521 m3 Ar V8Ar=10049.48×3.745﹪=395.380 m3 H2 V8H2=10049.48×50.8845﹪=5008.501 m3 N2 V8N2=10049.48×16.9615﹪=1669.500 m3 合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V8NH3-V5NH3 =1658.164 -285.553=1372.611m3=1041.714kg 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V8=V9=V10=10049.48 m3 4.1.8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 V10入=10049.48 m3 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: V11出/L11出=(V/L)=11.1 ┉┉┉┉┉┉ （4-6） V11出+L11出=L10入=10049.48 ┉┉┉┉┉ （4-7） 将 V11出=11.1L11出带入（4-7）得: L11出=830.5 m3 V11出=9218.98 m3 出口气体组分由V11i=V11出y11i得: 其中， NH3 V11NH3=9218.98×9.371%=863.948m3 CH4 V11CH4=9218.98×14.141% =1303.611m3 Ar V11Ar=9218.98× 4.275% =394.121m3 H2 V11H2=9218.98×54.151% =4992.147m3 N2 V11N2=9218.98×18.062% =1665.152m3 出口液体各组分由L11i=V8i-V11i 其中， NH3 L11NH3=1658.164 -863.946 =794.216m3 CH4 L11CH4=1317.934 -1303.611 =14.322m3 Ar L11Ar=395.38 -394.121 =1.259m3 H2 L11H2=5008.501 -4992.147 =16.354m3 N2 L11N2=1669.5 -1665.152= 4.348m3 4.1.9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　V11=V11出+L11出=9218.98 +830.5 =10049.48 m3 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V12＝V11出＝9218.98 m3，出器液体L15＝L11出＝830.5 m3 氨分离器出口气体放空V13=137.618 m3 其中， NH3 V13NH3=137.618×9.371% =12.897m3 CH4 V13CH4=137.618×14.141% =19.46m3 Ar V13Ar=137.618× 4.275% =5.883m3 H2 V13H2=137.618×54.151% =74.521m3 N2 V13N2=137.618×18.062% =24.857m3 4.1.10冷交换器物料计算 进冷交换器物料：进冷交换器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量 V14=V12-V13=9218.98 -137.618 =9081.362 m3 其中， NH3 V14NH3=9081.362 ×9.376% =851.051 m3 CH4 V14CH4=9081.362 ×14.141% =1284.152 m3 Ar V14Ar=9081.362× 4.275%= 388.238 m3 H2 V14H2=9081.362 ×54.151% =4917.426 m3 N2 V14N2=9081.362 ×18.062% =1640.295 m3 出冷交换器物料（热气）： 设热气出口温度17℃ 查 t=17℃,P=28.42MPa气相平衡氨含量y NH3=5.9﹪，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10﹪ 故 V17NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪ 设热气出口氨体积为，则： a/(9081.362 +851.051+a)=0.0649 a=571.219 m3 L17NH3=V14NH3-a=851.362 -571.219 =279.832 m3 冷交换器热气出口气量及组分： 其中 NH3 V17NH3= V14NH3-L17NH3=851.362 -279.832= 571.219 m3 CH4 V17CH4= V14CH4 =1284.152 m3 Ar V17Ar=V14Ar=388.238 m3 H2 V17H2= V14H2 =4917.426 m3 N2 V17N2= V14N2=1640.295 m3 出口总气量 V17=V14-L17NH3=9081.362 -279.832 =8801.53 m3 出口气体各组分： NH3 V17NH3／V17= 571.219／8801.53×100％=6.49％ CH4 V17CH4／V17= 1284.152／8801.53×100％=14.590％ Ar V17Ar／V17=388.238／8801.53×100％=4.411％ H2 V17H2／V17= 4917.426／8801.53×100％=55.872％ N2 V17N2／V17= 1640.219／8801.53×100％=18.636％ 4.1.11氨冷器物料计算 进氨冷器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2911.921 m3 其中， CH4 V1CH4=2911.921× 0.011 =32.031 m3 Ar V1Ar=2911.921×0.0033 =9.609 m3 H2 V1H2= 2911.921×0.7445= 2167.925m3 N2 V1N2= 2911.921× 0.2412 =702.355m3 V18（进器气体物料）=V1+V17=2911.921 +8801.53 =11713.451m3 进氨冷器气体组分含量　　V18i=V1i+V17i NH3 V18NH3= V17NH3=571.219m3 CH4 V18CH4=32.031 +1284.152 =1316.183m3 Ar V18Ar=9.609 +388.238 =397.847m3 H2 V18H2=2167.551 +4917.426= 7085.551m3 N2 V18N2=702.355.651 +1640.295 =2342.651m3 各组分百分含量　　y18i=V18i/V18 NH3 y18NH3= 571.219/11713.451×100％=4.877％ CH4 y18CH4=1316.183/11713.451×100％=11.237％ Ar y18Ar=397.847/11713.451×100％=3.396％ H2 y18H2= 7085.551/11713.451×100％=60.491％3 N2 y18N2= 2342.651/11713.451×100％=20.0％ 进器液体等于冷交换器冷凝液氨量　L18=L18NH3=L17NH3=279.832 m3 进器总物料＝V18+L18=11713.451+ 279.832 =11993.283 m3 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b m3 b/(11713.415-571.219)=2.500％ 解得 b=278.556 m3 则氨冷器中冷凝液氨量：L′18NH3=V18NH3-b=571.219-278.556=292.664 m3 氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18NH3=279.832+292.664=572.496m3 氨冷器出口气量:V2=V18-b=11713.451 -292.664 =11420.787 m3 其中， NH3 V2NH3= 278.556m3 CH4 V2CH4= V18CH4= 1316.183 m3 Ar V2Ar= V18Ar=397.847m3 H2 V2H2= V18H2= 7085.55m3 N2 V2N2= V18N2= 2342.651m3 各组分百分含量 y2i=V2i/V2 NH3 y2NH3=278.556/11420.787×100％=2.439% CH4 y2CH4=1316.183/11420.787×100％=11.524% Ar y2Ar=397.847/11420.787×100％=3.484% H2 y2H2=7085.551/11420.787×100％=62.041% N2 y2N2=2342.651/11420.787×100％=20.512% 出器总物料=V2+L2NH3=11420787 +572.496 =11993.283 m3 4.1.12 冷交换器物料计算 冷交换器物料计算示意图见图4-3。 V(V5),y(i) F，m(i) L(L16),x(i) 图4-3 冷交换器物料示意图 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V2=11228.373 m3；液体入口 L2NH3=545.927 m3 由气液平衡计算得，以1Kmol进口物料为计算基准：即 F=1 L+V=F┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉ (4-8) LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉ (4-9) 将yNH3=0.025，xNH3=0.98425代入上式： V=（xNH3- mNH3）/（xNH3- yNH3）= 1.026- mNH3/0.95925┉┉ (4-10) 4-10式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V2NH3/V2 V2′=V1+V17 ┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉ (4-11) V17′=V8-V13-L15┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉ (4-12) V2NH3′=V2NH3+L17NH3+L18NH3′┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉┉ (4-13) 式中V2′ ———冷交换器入口总物料；V17′———冷交换器热气出口总物料 V′2NH3 ———冷交换器入口总氨物料 将 V8=10049.48 m3，V13=137.618 m3，L15=830.5 m3代入上式解得：V17=9081.362m3 ∴V2′=2911.921 +9081.362= 11993.283 m3； V2NH3′=278.556+ 279.832+292.664 =851.051 m3 ∴mNH3= V2NH3′/ V2′=851.051/11993.283=0.071 代入(4-10)得： V=1.026-0.071/0.9661=0.852；L=1-V=0.048；（L/V）=0.048/0.952=0.05 由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）=（L/V）=0.05 冷凝液体量 L16=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088 m3 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 V3=11993.283 -574.809= 11418.474 m3 其中 NH3 V3NH3= 11418.474 × 2.5% =285.462m3 CH4 V3CH4= 11418.474 ×11.539%=1317.516m3 Ar V3Ar = 11418.474×3.462% =395.255m3 H2 V3H2= 11418.474 × 61.874%= 7065.18m3 N2 V3N2= 11418.474 × 20.625%= 2355.06m3 计算误差=（V3-V5）/V5 ×100％=-0.023% 校核氨分离器液氨百分数 氨分离器液氨百分数： G分％=L15x15/(L15+L16x16)×100％ =830.5×0.95631/(830.5×0.95631 +574.809×0.98425)×100 =58.399％ 冷交换器分离液氨百分数：G冷％=1-G分％=41.601％ 计算误差=（G′-G分）/G′=-1.389％ 4.1.13液氨贮槽物料计算 进槽物料：氨分离器入槽液体 L15=830.5 m3 其中 NH3 L15NH3= 830.5×0.95631 =794.216m3 CH4 L15CH4= 830.5× 0.01725 =14.322m3 Ar L15Ar= 830.5×0.00152 =1.259m3 H2 L15H2= 830.5× 0.01969= 16.354m3 N2 L15N2=830.5× 0.00524=4.248m3 冷交换器入槽液体 L16=574.809 m3 其中 NH3 L16NH3=574.809 × 0.98425 =565.757m3 CH4 L16CH4= 574.809 × 0.00427 =2.456m3 Ar L16Ar= 574.809×0.00068 =0.39m3 H2 L16H2=574.809 × 0.00825= 4.742m3 N2 L16N2= 574.809 × 0.00258 =.482m3 入槽混合物料 L21=L15+L16=830.5 +574.809 =1405.327 m3 各组分物料含量：L21i=L15i+L16i 其中 NH3 L21NH3= 794.216+ 565.757 =1359.973m3 CH4 L21CH4= 14.332 +2.456 =16.779m3 Ar L21Ar= 1.259 +0.39 =1.649m3 H2 L21H2= 16.354 +4.742= 21.096m3 N2 L21N2= 4.348+ 1.482= 5.83m3 百分含量 x21i=L21i/L21 其中 NH3 x21NH3= 1359.973/1405.327×100％=96.773％ CH4 x21CH4=16.779/1405.327×100％=1.194% Ar x21Ar= 1.649/1405.327×100％=0.117% H2 x21H2= 21.096/1405.327×100％=1.501% N2 x21N2=5.83/1405.327×100％=0.415% 出槽物料：液氨贮槽出口弛放气 V20=81.355 m3 其中 NH3 V20NH3=81.355×0.48427 =39.398m3 CH4 V20CH4= 81.355×0.18104 =14.728m3 Ar V20Ar=81.355 × 0.01929= 1.569m3 H2 V20H2=81.355×0.24707= 20.101m3 N2 V20N2=81.355×0.06857 =5.579m3 出口液氨总物料 L19=L21-L20=1405.327 -81.355 =1323.953 m3 其中 NH3 L19NH3= L21NH3-V20NH3=11359.973 -39.398 =1320.575m3 CH4 L19CH4= L21CH4-V20CH4=16.779 -14.729 =2.051m3 Ar L19NH3= L21NH3-V20NH3=1.649- 1.569 =0.008m3 H2 L19H2= L21H2-V20H2=21.096-20.101= 0.996m3 N2 L19N2= L21N2-V20N2=5.830- 0.251 =0.251m3 各组分百分含量：x19i=L19i/L19 其中 NH3 x19NH3= 1320..575/1323.953×100％=99.745％ CH4 x19CH4=2.051/1323.953×100％=0.155％ Ar x19Ar= 0.08/1323.953×100％=0.06％ H2 x19H2= 0.996/1323.953×100％=0.075％ N2 x19N2=0.251/1323.953×100％=0.019％ 液氨产量核算: mNH3=1320.575/22.4×17=1002.2kg≈1000kg 4.1.14 物料衡算结果汇总 将以上的计算结果汇总见表4-15。 表4-15 物料计算汇总表 装置 单位 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计 氨冷器出口(气体)2 摩尔分数% 0.21 0.62 0.12 0.03 0.02 1 m3/T(NH3) 2342.65 7085.55 1316.18 397.85 278.56 11420.79 m3/h 25189.79 76188.72 14152.5 4277.93 2995.22 122804.16 kmol/h 1124.54 3401.28 631.81 190.98 133.72 5482.33 冷交器冷气出口3\4\5 摩尔分数% 20.125 60.375 13.6 3.4 2.5 100 m3/T(NH3) 2355.06 7065.18 1317.52 395.25 285.46 11418.47 m3/h 25323.26 75969.77 14166.86 4250.06 3069.49 122779.44 kmol/h 1130.5 3391.51 632.45 189.73 137.03 5481.22 合成塔一次入口5\6\7 摩尔分数% 20.125 60.375 13.6 3.4 2.5 100 m3/T(NH3) 2355.81 7067.43 1317.94 395.38 285.55 11422.11 m3/h 2533.32 75993.96 14171.37 4251.41 3070.46 100020.52 kmol/h 1130.86 3392.59 632.65 189.8 137.07 5482.97 合成塔二次出口8\9\10 摩尔分数% 16.9615 50.8845 15.2 3.754 13.2 100 m3/T(NH3) 1669.5 5008.5 1317.93 395.38 1658.16 10049.47 m3/h 17951.62 53854.85 14171.33 4251.4 17829.72 108058.92 kmol/h 801.41 2404.23 632.65 189.79 795.79 4823.87 水冷器出口(气体)11 摩尔分数% 18.06 53.93 15.86 3.92 8.23 100 m3/T(NH3) 1665.15 4992.13 1303.61 394.12 863.94 9218.95 m3/h 17904.81 53678.85 14017.29 4237.85 9289.74 99128.54 kmol/h 799.32 2396.38 625.77 189.19 414.72 4425.38 水冷器出口(液体)11 摩尔分数% 0.52 1.97 1.72 0.15 95.64 100 m3/T(NH3) 4.35 16.37 14.33 1.26 794.22 830.53 m3/h 46.82 176.06 154.06 13.56 8540 8930.5 kmol/h 2.09 7.86 6.88 0.61 381.25 398.69 氨分离器出口气12 摩尔分数% 18.06 53.93 15.86 3.92 8.23 100 m3/T(NH3) 1665.15 4992.15 1303.61 394.12 863.95 9218.98 m3/h 17904.86 53679 14017.33 4237.86 8289.77 98128.82 kmol/h 799.32 2396.38 625.77 189.19 414.72 4425.38 放空气13 摩尔分数% 18.06 53.93 15.86 3.92 8.23 100 m3/T(NH3) 24.86 74.52 19.46 5.88 12.9 137.62 m3/h 267.28 801.3 209.25 63.26 138.67 1479.76 kmol/h 11.93 35.77 9.34 2.82 6.19 66.05 冷交换器热气进口14 摩尔分数% 18.06 53.93 15.86 3.92 8.23 100 m3/T(NH3) 1640.3 4917.63 1284.15 388.24 851.05 9081.37 m3/h 17637.6 52877.76 13808.1 4174.6 9151.1 97649.16 kmol/h 787.39 2360.61 616.43 186.37 408.53 4359.33 氨分离器出口液氨15 摩尔分数% 0.52 1.97 1.72 0.15 95.64 100 m3/T(NH3) 4.35 16.35 14.32 1.26 794.22 830.5 m3/h 46.76 175.85 154 13.54 8539.97 8930.12 kmol/h 2.09 7.85 6.88 0.6 381.25 398.67 冷交换器出口液氨16 摩尔分数% 0.26 0.81 0.43 0.07 98.43 100 m3/T(NH3) 1.48 4.74 2.46 0.39 565.76 574.83 m3/h 15.93 50.99 26.41 4.2 6083.41 6180.94 kmol/h 0.71 2.28 1.18 0.19 271.58 275.94 冷交换器热气出口(气体)17 摩尔分数% 0.19 0.56 0.15 0.04 0.06 1 m3/T(NH3) 1640.3 4917.63 1284.15 388.24 571.22 8801.54 m3/h 17637.6 52877.76 13808.1 4174.6 6142.15 94640.21 kmol/h 787.39 2360.61 616.43 186.37 274.2 4225 冷交换器热气出口(液体)17 摩尔分数% 0 0 0 0 1 1 m3/T(NH3) 0 0 0 0 279.83 279.83 m3/h 0 0 0 0 3008.95 3008.95 kmol/h 0 0 0 0 134.33 134.33 氨冷器进口(气体)18 摩尔分数% 20 60.49 11.24 3.4 4.87 100 m3/T(NH3) 2342.65 7085.55 1316.18 397.85 571.22 11713.45 m3/h 25189.82 76188.8 14152.52 4277.93 6142.15 125951.22 kmol/h 1124.55 3401.29 631.81 190.98 274.2 5622.83 氨冷器进口(液体)18 摩尔分数% 0 0 0 0 1 1 m3/T(NH3) 0 0 0 0 279.83 279.83 m3/h 0 0 0 0 3008.95 3008.95 kmol/h 0 0 0 0 134.33 134.33 氨冷器出口(液体)2 摩尔分数% 0 0.01 0 0 0.98 1 m3/T(NH3) 1.48 4.74 2.46 0.39 565.76 574.83 m3/h 15.93 50.99 26.41 4.2 6083.41 6180.94 kmol/h 0.71 2.28 1.18 0.19 271.58 275.94 新鲜补充气⑴ 摩尔分数% 0.24 0.74 0.01 0 0 0.99 m3/T(NH3) 702.36 2167.92 32.03 0 0 2902.31 m3/h 7552.21 23311.02 344.42 0 0 31207.65 kmol/h 337.15 1040.67 15.38 0 0 1393.2 驰放气组成20 摩尔分数% 6.86 24.71 18.1 1.93 48.43 100.03 m3/T(NH3) 5.58 20.1 14.73 1.57 39.4 81.38 m3/h 59.99 216.14 158.37 16.87 423.63 875 kmol/h 2.68 9.65 7.07 0.75 18.91 39.06 液氨贮槽进口液体21 摩尔分数% 0.41 1.48 1.17 0.12 96.82 100 m3/T(NH3) 5.76 20.8 16.46 1.63 1357.04 1401.69 m3/h 61.92 223.65 177 17.5 14591.88 15071.95 kmol/h 2.76 9.98 7.9 0.78 651.42 672.84 产品液氨19 摩尔分数% 0.01 0.05 0.13 0 99.8 100 m3/T(NH3) 0.18 0.7 1.73 0.06 1317.65 1319.68 m3/h 1.94 7.52 18.63 0.62 14168.25 14190.14 kmol/h 0.09 0.34 0.83 0.03 632.51 633.8 4.2 热量衡算 4.2.1冷交换器热量衡算 （1） 热气进口温度 冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知t14=35℃ （2） 冷气进口温度 为了保证合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器气体的氨含量必须小于或等于2.5%，设过饱和度为10%，则在该冷凝温度下的平衡氨含量为 yNH3=0.0025/1.1×100%=2.27% 查《小氮肥厂工艺设计手册》[8]图平衡氨含量为2.27%时的冷凝温度t2=-10℃ ，故冷气进口温度等于-10℃ （3） 热气体带入热量 热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。 查t14=35 ℃，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得见表4-16。 表4-16 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.1696 0.5088 0.152 0.0375 0.132 各组分分压 52.561 157.579 41.149 12.441 27.271 Cp 31.35 29.511 39.919 21.318 82.764 Cp14=0.1696×31.35+0.5088×29.511+0.152×39.919+0.0375×21.318+0.132×82.764 =35.955kJ/(kmol℃) 热气体带入热量 Q14=V14Cp14t14=9081.36×35.955×35=510189.464kJ/tNH3 (4)冷气体带入热量 查t4=-10℃， P=28.3MPa时各组分比热容并计算得见表4-17。 表4-17 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.20125 0.60375 0.136 0.034 0.025 各组分分压 58.049 175.576 32.614 9.858 6.902 Cp 33.022 29.427 38.038 21.402 45.980 Cp2=0.20125×33.022+0.60375×29.427+0.136×38.038+0.0345×21.402+0.025×45.98 =31.281kJ/(kmol℃) 冷气体带入热量Q2＝V2Cp2t2＝509.753×31.281×（－10）＝－159456.29 kJ/tNH3 （5）氨冷凝热 设热气体出口温度为20℃，热气体在器内由35℃冷却到20℃，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3=1698.334kJ/kg 液氨冷凝放出热量 Q冷=279.83/22.4×20×1698.334=424328.968 kJ/tNH3 （6）液氨带入热量查-10℃液氨比热容Cp= 4.556 kJ/kg℃ 液氨带入热：Q2L=574.83/22.4×17×4.556×(-10)=-19876.557 kJ/tNH3 （7）热气体带入热 查t17= 20℃，P=28.7MPa时的各组分在常压下，17℃的摩尔比热容并计算得见表4-18。 表4-18 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.186 0.559 0.146 0.044 0.065 各组分分压 53.487 160.354 41.874 12.66 18.626 Cp 30.012 29.260 39.71 21.318 79.42 Cp=0.186×30.012+0.559×29.26+0.146×39.71+0.044×21.318+0.065×79.42 =33.83kJ/kmol℃ 热气体带出热量：Q17=V17Cp17t17=8801.53/22.4×33.83×17=265852.933kJ/tNH3 （8）热气体中液氨带出热 查20℃液氨比热容Cp= 4.682kJ/kg℃ Q17L=279.83/22.4×17×4.682×17=119884.872kJ/tNH3 （9） 冷气体中分离液氨带出热 Q16=Q2L＝－19876.557kJ/tNH3 （10）冷气体出口带出热 Q3=Q14+Q2+Q+Q2L-Q17-Q17L-Q2L=510189.464-159456.29+424328.968-265852.933-1198884.872=489324.337kJ/tNH3 Q3=V3Cp3t3 T3=Q3/V3Cp3=489324×22.4/11422.11×Cp5=959.618/Cp3 设t5=30℃ ,P=28.2MPa时各组分常压下比热容并计算得见表4-19。 表4-19 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.206 0.619 0.115 0.035 0.025 各组分分压 58.163 174.488 32.538 9.762 7.050 Cp 31.935 29.511 39.71 21.318 48.906 Cp3=0.206×31.935+0.619×29.511+0.115×39.71+0.035×21.318+0.025×48.906 =31.389kJ/(kmol℃) T3=959.618/31.31=30.572℃ （11）冷交换器热量负荷计算 ΔQ放=（管内热气带入热+管内液氨冷凝热）-（管内热气带出热+管内液氨带出热） =(510189.464+424328.968)-(265852.933+19884.872) =648780.627 kJ/tNH3 4.2.2氨冷器热量计算 （1） 气体带入热量Q17 由冷交换器热量计算的 Q=265852.993 kJ/tNH3 （2） 气体中液氨带入热量Q17L由冷交换器热量计算得： Q17L=19884.872kJ/tNH3 （3） 氨冷器中气氨冷凝热 查-10℃气氨冷凝热（《小氮肥工艺设计手册》[8]。表10-1-1 氨热力学性质） INH3=1295.633KJ/ kg 则气氨冷凝热 Q冷=L4×22.4×17×INH3=292.664/22.4×17×1295.633=287773.911kJ/tNH3 (4) 新鲜气带入热量Q1 t1=10℃,P=31.37MPa,查压力下各组分气体比热容见表4-20。 表4-20 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar 气体含量 0.241 0.745 0.011 0.003 各组分分压 75.664 233.55 3.451 1.035 Cp 31.768 29.678 35.948 20.9 Cp1=0.241×31.768+0.745×29.678+0.011×35.948+0.0033×20.9 =30.222kJ/(kmol℃) 新鲜气带入热量 Q1=V1Cp1t1=2911.92/22.4×30.222×10 =157150.69kJ/tNH3 氨冷器收入总热量 Q=Q17+Q17L+Q冷+Q1 =265852.993+1988.872+287773.91+157150.69 =730662.406kJ/tNH3 （5）氨冷器入口混合气温度t18计算，由热平衡 Q18=Q-Q冷=V18Cp18t18+V18LCp18Lt18=730662.406-287773.911=4422888.495kJ/tNH3 T18=Q18/V18/(Cp18+Cp18L×284.979×17/11905.671)=846.95/(Cp18+0.406Cp18L) 设t18=24℃，P=28.42MPa 查常压下各组分气体比热容见表4-21。 表4-21 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.2 0.605 0.112 0.034 0.488 各组分分压 58.839 171.914 31.934 9.653 13.859 Cp’ 31.852 29.511 38.038 21.234 81.092 Cp18=0.2×31.852+0.605×29.511+0.112×38.038+0.034×21.234+0.04877×81.092=33.171kJ/(kmol℃) 查t=22.5℃时 Cp18L=4.765kJ/(kmol℃) 代入 t18=846.95/(33171+0.406×4.765)=24.125℃ 与假设一致 混合后氨冷器入口热气温度24℃ （6）气体带出热量Q2 由冷交换器热量计算Q2=-159456.29kJ/tNH3 （7）气体中液氨带出热量Q2L由冷交换器热量计算Q2L=-19876.557kJ/tNH3 （8）液氨蒸发吸收热量Q吸 （冷冻量） 由热平衡计算 Q吸=Q入-(Q2+Q2L) =730662.406+159456.29+19876.557=909992.253 kJ/tNH3 查25℃液氨焓INH3L=535.583KJ/ kg（由液氨储槽来）15℃蒸发蒸汽 INH3=1663.767kJ/kg ΔINH3=INH3-INH3L=1663.767-535.583=1128.185kJ/kg （9） 冷冻量计算 W=Q吸/ΔINH3=909995.253/1128.185=806.602kg 氨冷器进出热量汇总见表4-22。 表4-22 氨冷器进出热量汇总 进 出 气体带入Q2 265852.933 气体带出Q2 -159456.29 液氨带入Q2L 19884.872 液氨带出Q2L -19876.557 气体中氨冷凝Q冷 287773.911 冷冻量Q吸 909995.253 新鲜气体带入Q1 157150.690 总Q入 7306662.406 总Q出 730662.406 4.2.3循环机热量衡算 （1） 循环机出口气体温度计算 由《小氮肥厂工艺设计手册》[8]附表1-1-1 查得循环气体中各组分的绝热指数见表4-23。 表4-23 各组分的绝热指数 NH3 CH4 Ar H2 N2 K1 1.29 1.31 1.66 1.41 1.4 根据 =0.025/(1.19-1)+0.11539/(1.13-1)+0.03462/(1.41-1)+0.20625/(1.4-1) =0.08261+0.37223+0.05245+1.50912+0.51563+2.53564 K=1.394 T入=30+273=303 K P出=30.94MPa P入=28MPa代入得 =311.673K=38.673℃ ℃ （2） 气体带入热量由前计算 Q3=489324.337 （3） 压缩功 EMBED Equation.3 P1=28MPa P2=30.94MPa K=1.394 Z2=1.13 Z1=1.02 V1=V0P0T/(P1T0)=11418.47/60×0.098/28×(173+39)/273=0.761m3/min 将上述数据代入压缩功计算工式中得： N=37.872KW 压缩热 QN=3600N=3600×37.872=136339.663kJ/tNH3 (4) 气体带出热量 由热平衡得： Q4=Q3+QN=489324.337+136339.663=625664kJ/tNH3 Q4=V4Cp4t4 Cp4=Q4/V4/t4=625664×22.4/11418.47/39=31.738kJ/(kmol℃) 由t4=39℃ P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算得见表4-24。 表4-24 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.206 0.619 0.115 0.035 0.025 各组分分压 63.814 191.441 35.7 10.71 7.735 Cp 32.186 29.553 39.919 21.234 50.578 Cp=0.206×32.186+0.619×29.553+0.115×39.919+0.035×21.234+0.025×50.578 =31.53kJ/(kmol×℃) 循环机进出热量会在汇总见表4-25。 表4-25 循环机进出热量会在汇总 入 出 气体带入热量 489324.337 气体带出热量 625664 压缩热 136339.663 总Q入 625664 总Q出 625664 4.2.4 合成塔热量计算 合成塔热量计算示意图见图4-4。 Q损 t5 t7 t6 t8 图4-4合成塔热量计算示意图 （1） 环隙温升t6计算 （2） 设合成塔环隙高度高度h=19.000m，由经验公式知，环隙每米温升按1.1℃计，则合成塔一出温度t6为, t6=t5+1.1h=39+1.1×19=59.9 ℃ （3） 气体带入热量Q5由前计算Q4=625664.000kJ/tNH3 因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q5=Q4=476358.788kJ/tNH3 （4） 气体反应热QR 设合成塔二出温度370℃，假定气体在塔内先温升到出口温度后再进行氨合 成反应。在压力P=29.7MPa 下的气体反应热简化计算公式为： -H=11599+3.216t, t=370℃代入得： -H=11599+3.216×370=12788.92Kcal/kmoltNH3=53457.686KJ/kmoltNH3 由物料平衡计算知氨产量ΔVNH3=1372.611m3(标）=61.277kmol 则合成塔内反应热 QR=(-Hr)×ΔVNH3=53457.686×61.277=3275742.297kJ/tNH3 (5) 二次入塔气体带入热量Q7 Q7=(Q6+Q8+Q损)-(QR-Q5)=V7Cp7t7 T7=((Q6+Q8+Q损)-(QR-Q5))/V7Cp7 (6) 合成塔一出气体带出热量Q6 查t=59.9℃ P=30.5MPa 混合气体热容见表4-26。 表4-26 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.206 0.619 0.115 0.035 0.025 各组分分压 62.906 188.719 35.192 10.558 7.625 Cp 30.932 29.594 39.292 21.151 42.636 Cp=31.023KJ/(Kmol℃) Q6=11422.11/22.4×31.023×55.8=882706.357kJ/tNH3 (7) 合成塔二出气体带出热量Q6 当t=370℃ P=29.7MPa 混合气体热容见表4-27。 表4-27 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.166 0.498 0.131 0.039 0.165 各组分分压 49.34 148.02 38.95 11.685 49.005 Cp 30.598 29.469 55.176 20.9 48.488 Cp6=35.829kJ/(kmol℃) Q6=10049.48/22.4×35.829×370=5947436.88kJ (8) 合成塔热损失 根据经验公式Q损=awFw(tw-tb)设塔壁温度tw= 62℃,空气温度-5℃,塔外壁高h=19.0m,外径D=1.5m 则 aw=0.209tw+33.44=0.209×62+33.44=46.398kJ/(m2h℃) ∴Q损=46.398F(tw-tb)=46.398×3.14×1.5×19×[62-(-5)]=211053.216 kJ/tNH3 (9)合成塔二入温度计算 设t7=190 ℃, P=30.0MPa查<<小氮肥厂工艺设计手册>>[8]各组分气体比热容并计算得见表4-28。 表4-28 各组分含量，分压及比热容 N2 H2 CH4 Ar NH3 气体含量 0.206 0.619 0.115 0.035 0.025 各组分分压 61.875 185.625 34.615 10.385 7.5 Cp 30.514 29.678 45.98 20.984 52.25 Cp7=31.995kJ/(kmol℃) T7=6065.171/31.995=189.568℃ ∴合成塔气体二次入口带入热量 Q7=(882706.357+5947436.88+211053.216)-(3275742.297+625664.000) =3139790.156 kJ/tNH3 (10) 合成塔绝热温升核算 △t= =( ) =(Cp7+Cp6)/2=33.912KJ/(kmol×℃) △t=(0.14×53457.686/(1+0.165)- 211053.216/11422.11×22.4)/33.912 =189.454℃ t6= t5t7+189.454=379.022℃ 合成塔热量平衡汇总见表4-29。 表4-29 合成塔热量平衡汇总表 入 出 一次气体进口带入热 626664 一次气体进口带出热 882706.357 二次气体进口带入热 3139790.156 二次气体进口带出热 5947436.88 反应热 3275742.297 热损失 211053.216 总Q入 7042196.453 总Q出 7041196.453 4.3 主要设备计算 4.3.1 GC-R103Y型氨合成塔的催化剂层设计 选用四段绝热冷激内冷式内件南京国昌化工科技有限公司最新专利产品GC-R103Y型氨合成塔，并根据设计任务及操作温度、压力在此基础上进行合成塔的催化剂层设计，氨合成塔示意图见图4-4。 70％F 15％F 8％F 7％F 16.5％ 4-4 氨合成塔示意图 1) 氨合成塔内件各床层进出口温度的选定计算 （1）第一床层出口温度计算：以1kmol入塔气量为计算基准,冷激气的恒压比热见表4-30。 表4-30 冷激气的恒压比热 t=40oC，P=29.5MPa冷激气的恒压比热（ ） Cp1 7.46 Cp2 7.077 Cp3 9.4 Cp4 5.11 Cp5 11.84　(10atm) 由 ,得到： 第一床层选择入口温度为360oC,并假设出口温度为485oC，则平均温度为： 续表4-30 t=422.5oC，P=29.5MPa下各组分的Cp值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.06 Cp3 13.88 Cp4 4.984 Cp5 11.58　(10atm) 在第一床层出口组成下 并查得422.5oC时的氨合成表现反应热： 则第一床层的出口温度可由平衡公式计算： 代入数据： 解得 （1） 第二床层出口温度计算： 续表4-30 ｔ＝487.4oC，P=29.5MPa下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.07 Cp3 14.56 Cp4 4.982 Cp5 12.18 (35atm) 则解得： 第一床层出口气体与的二床层冷激气混合后的温度假设为413oC， 续表4-30 ｔ＝413oC, P=29.5MPa下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.06 Cp3 13.72 Cp4 4.985 Cp5 11.78（30atm） 则解得： 计算温度： 解得：t=431.5oC，假设成立查得 假设第二床层出口温度为450oC,则平均温度 解得： 则第二床层的出口温度可由平衡公式计算： 代入数据： 解得 ，假设成立。 （3）第三床层出口温度计算： 由查得的第二床层组成及450oC的各Cp值， 解得 假设第三出床层冷激气与第二床层出口混合后的温度为420oC 由查得的第二床层组成及420oC的各Cp值， 解得： 计算温度： 解得： ，假设成立： 查435oC时的表现反应热为： 假设第三床层出口温度为450oＣ，平均温度 续表4-30 ｔ＝435oC，P=25.9MPa下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.07 Cp3 14.14 Cp4 4.982 Cp5 12.06 则 则第三床层的出口温度可由平衡公式计算： 代入数据解得：t=448oC，假设成立 （2） 第四床层进口温度计算： 续表4-30 ｔ＝448oC,P=25.9MPa下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.07 Cp3 14.38 Cp4 4.982 Cp5 12.22 （46atm） 则解得： 假设混合后的温度为420oC， 续表4-30 ｔ＝420oC,P=25.9MPa下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.07 Cp3 14.02 Cp4 4.9825 Cp5 12.06（atm） 解得： 计算温度： t=420oC，假设成立 假设第四床层出口温度为460oC，则平均温度 续表4-30 ｔ＝440oC下各组分的CP值（ ） Cp1 7.15 Cp2 7.07 Cp3 14.2 Cp4 4.983 Cp5 12.13 解得： ， 查440oC下的表现反应热 则第四床层的出口温度为： 解得：t=458.3oC ，假设成立。 氨合成塔各床层进出口组成和温度汇总见表4-31。 表4-31氨合成塔各床层进出口组成和温度汇总 第一床层组成 第二床层组成 第三床层组成 第四床层组成 进口 出口 进口 出口 进口 出口 进口 出口 N2 0.201 0.1766 0.1815 0.1739 0.1784 0.1756 0.1758 0.1696 H2 0.604 0.5515 0.5656 0.5432 0.5471 0.5289 0.5303 0.5088 CH4 0.136 0.1042 0.1028 0.1053 0.1073 0.1082 0.1081 0.152 Ar 0.034 0.0477 0.0465 0.0476 0.0475 0.04790 0.0479 0.0375 NH3 0.025 0.1200 0.1036 0.1300 0.1303 0.1400 0.1383 0.0165 流量 0.700 0.6450 0.7950 0.7746 0.8546 0.8491 0.9191 0.8980 温度 360oC 487oC 415oC 450oC 420oC 450oC 420oC 460oC 压力 29.5MPa 29.3MPa 28.9MPa 28.65MPa 28.4MPa 2）计算合成塔的催化剂用量 本次设计选用近似计算法计算合成塔的催化剂用量，由《小合成氨厂工艺技术与设计手册下册》[6]查得工程上动力学方程。 式中： 氨分解基虚拟接触时间（s）； 混合气体中氨的摩尔分率； 氨分解基惰性气体含量； 混合气体的压力（atm）； 催化剂的反应速度常数（ ）； ； （1）第一床层催化剂用量计算： 本床层选用A201催化剂，因为该型号的催化剂含钴，其低温活性好，氨净值高，但价格昂贵，因此只用在第一床层，其进口温度为360oC，选用此型号催化剂更能发挥作用。 近似认为催化剂绝热层中的温升与氨含量程线形关系，即360oC~484oC对应于第一床层内 2.5~12 % 氨分解基惰性气体含量： 则： 第一床层进口温度360oC，出口温度487oC，则计算数据见表4-32。 表4-32第一床层各计算数据汇总 360 370 380 390 400 410 420 yNH3 0.025 0.0393 0.0466 0.0539 0.0612 0.0685 0.0758 KP 0.0309 0.0265 0.0228 0.0197 0.0171 0.0149 0.013 0.497 0.7460 1.106 1.62 2.346 3.362 4.766 9.1251 6.71144 4.9681 3.709 2.7946 2.1218 1.6151 （1-byNH3）1.5 0.9376 0.919 0.9062 0.8935 0.8808 0.8682 0.8556 （1-byNH3）4 0.8285 0.7984 0.769 0.7406 0.7129 0.686 0.6598 （1+yNH3）2 1.0712 1.0851 1.0991 1.1132 1.1274 1.1417 1.1561 f（yNH3） 0.0117 0.0127 0.0136 0.0143 0.0149 0.0154 0.0159 续表4-32 430 440 450 460 470 487 yNH3 0.0831 0.0904 0.0977 0.105 0.1123 0.12 KP 0.0114 0.0101 0.0089 0.0079 0.007 0.0058 6.692 9.306 12.824 17.517 23.729 39.029 1.242 0.9749 0.757 0.5965 0.4683 0.3215 （1-byNH3）1.5 0.8431 0.8309 0.8185 0.8062 0.7939 0.7733 （1-byNH3）4 0.6344 0.6102 0.5862 0.563 0.5405 0.5037 （1+yNH3）2 1.1750 1.1848 1.1995 1.2142 1.229 1.2544 f（yNH3） 0.0163 0.0165 0.017 0.0175 0.0183 0.02 将上表数据代入，解得： （2）第二床层催化剂用量计算： 本层及以下各层都选用A110催化剂，其适用温度为380~500oC，价格较低，活性较好，适用于合成塔下面的床层。 A110催化剂的反应速度常数由文献《化学化工物性手册（无机化工卷）》[11]，查得： 计算数据见表4-33。 表4-33 第二床层各计算数据汇总 415 420 425 430 435 440 445 450 yNH3 0.1036 0.1077 0.111 0.115 0.119 0.1226 0.1263 0.13 KP 0.0139 0.013 0.0122 0.0114 0.0107 0.0101 0.0095 0.0089 3.457 4.133 4.929 5.863 6.957 8.236 9.726 11.46 1.822 1.5937 1.4036 1.2256 1.0797 0.962 0.8511 0.747 （1-byNH3）1.5 0.8024 0.7956 0.7888 0.7821 0.7752 0.7686 0.7619 0.7552 （1-byNH3）4 0.5559 0.5435 0.5313 0.5193 0.5072 0.4956 0.4842 0.473 （1+yNH3）2 1.2188 1.227 1.2352 1.2434 1.2519 1.2602 1.2686 1.2769 f（yNH3） 0.0287 0.0287 0.0287 0.0290 0.0291 0.0291 0.0292 0.0299 将以上数据代入公式计算： 催化剂活性系数取0.4，则 （3）第三床层催化剂用量计算： 计算数据见表4-34。 表4-34 第三床层各计算数据汇总 420 425 430 435 440 445 450 yNH3 0.1303 0.1319 0.1335 0.1352 0.1368 0.1384 0.1400 KP 0.013 0.0122 0.0114 0.0107 0.0101 0.0095 0.0089 4.133 4.929 5.863 6.957 8.236 9.726 11.46 1.5937 1.4036 1.2256 1.0797 0.962 0.8511 0.747 （1-byNH3）1.5 0.7713 0.7655 0.7599 0.7542 0.7486 0.7429 0.7374 （1-byNH3）4 0.5003 0.4904 0.4809 0.4713 0.4621 0.4527 0.4438 （1+yNH3）2 1.2569 1.2641 1.271 1.2783 1.2853 1.2925 1.2996 f（yNH3） 0.035 0.0348 0.0349 0.0348 0.0345 0.0347 0.0353 将以上数据代入公式计算： 得到： 催化剂活性系数取0.35，则 （4）第四床层催化剂用量计算 计算数据见表4-35。 表4-35 第四床层各计算数据汇总 420 425 430 435 yNH3 0.1383 0.1421 0.1459 0.1497 KP 0.013 0.0122 0.0114 0.0107 4.133 4.929 5.863 6.957 1.5937 1.4036 1.2256 1.0797 （1-byNH3）1.5 0.7518 0.7456 0.7393 0.7331 （1-byNH3）4 0.4674 0.4571 0.4469 0.437 （1+yNH3）2 1.2812 1.2891 1.2971 1.3051 f（yNH3） 0.0396 0.0394 0.0397 0.0399 续表4-35 440 445 450 455 460 yNH3 0.1535 0.1573 0.1611 0.1629 0.165 KP 0.0101 0.0095 0.0089 0.0084 0.0079 8.236 9.726 11.46 13.473 15.804 0.962 0.8511 0.747 0.6359 0.5625 （1-byNH3）1.5 0.7267 0.7205 0.7144 0.7082 0.7021 （1-byNH3）4 0.4269 0.4173 0.4078 0.3985 0.3894 （1+yNH3）2 1.3133 1.3214 1.3294 1.3375 1.3456 f（yNH3） 0.0398 0.0403 0.0414 0.0422 0.0438 将以上数据代入公式计算： 得到： 催化剂活性系数取0.30，则 （5）氨合成塔催化剂总用量： 第五章 小结 本次设计参照了原江苏省六合化肥厂合成氨合成工段的工艺流程，并在其基础上进行了优化选型及流程精简优化。自去年10月和谷教授见面确定了设计题目，我找到原六合化肥厂合成氨车间主任赵广斌收集设计资料。同时赵主任对我进行了悉心的指导，在此深表谢意。 目前氨合成的方法，由于采用的压力、温度和催化剂种类的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种。从经济效果考虑，采用中压法的设备投资费用和生产费用都比较低，所以本设计选用中压法。 由于是合成工段的初步设计，因此仅考虑了本工段工艺的经济性和合理性，不能从全方位考虑整个生产过程，无疑是设计的不足之处，有待改进。同时由于经验和水平有限，本工段设计还有不少不足之处，恳请老师批评指正。 致谢 本次的毕业设计我很感谢谷教授对我的悉心教导，在这四个月里谷教授悉心的给我们讲解设计的内容和规范，使我顺利的完成了此次的毕业设计。这对我以后的工作也是有很大的帮助的。 同时，我也很感谢各位同学这段时间里对我的帮助，大家一起讨论此次的设计内容，让我完成了这次的毕业设计。 参考文献 [1] 王庭富. 21世纪合成氨展望[J] . 化工进展,2001 ,20(8) ,6 – 8. 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[16] 夏清.化工原理[M].天津大学出版社，2005. 附录 [1]氨合成塔设备总装图（3号CAD绘制） [2]合成氨合成工段带控制点的工艺流程图（4号CAD绘制） 合成塔 水冷器 热交换器 废热锅炉 放空 油分离器 循环机 冷交换器 氨分离器 新鲜气 弛放 液氨储槽 氨冷器 合成塔 水冷器 热交换器 废热锅炉 放空 油分离器 循环机 冷交换器 氨分离器 新鲜气11 弛放 液氨储槽 氨冷器 QR 第四床层 第三床层 第二床层 第一床层 43 _1242441497.unknown _1243907826.unknown _1362155228.unknown _1362382373.unknown _1362498926.unknown _1362498980.unknown _1362382475.unknown _1362382535.unknown _1362382645.unknown _1362382482.unknown _1362382419.unknown _1362382184.unknown _1362382334.unknown _1362381994.unknown _1362382172.unknown _1362382048.unknown _1362381985.unknown _1243907906.unknown _1243907966.unknown _1243909488.unknown _1243907957.unknown _1243907857.unknown _1243907886.unknown _1243907846.unknown _1242522564.unknown _1242523460.unknown _1242566427.unknown _1242526504.unknown _1242526514.unknown _1242526435.unknown _1242522648.unknown _1242523211.unknown _1242522605.unknown _1242522360.unknown _1242522489.unknown _1242522521.unknown _1242522415.unknown _1242441789.unknown _1242522282.unknown _1242441652.unknown _1242437327.unknown _1242439618.unknown _1242440415.unknown _1242440954.unknown _1242441137.unknown _1242440690.unknown _1242440069.unknown _1242440263.unknown _1242439853.unknown _1242439003.unknown _1242439292.unknown _1242439417.unknown _1242439165.unknown _1242438401.unknown _1242438863.unknown _1242437703.unknown _1234567897.unknown _1242435388.unknown _1242435766.unknown _1242436933.unknown _1242435630.unknown _1242435166.unknown _1242435240.unknown _1234567898.unknown _1242435033.unknown _1234567893.unknown _1234567895.unknown _1234567896.unknown _1234567894.unknown _1234567891.unknown _1234567892.unknown _1234567890.unknown