年产8万吨合成氨装置中合成系统的设计

学校代码：11059 学 号：0903024030

毕业设计（论文）

BACHELOR DISSERTATION

Hefei University

论文题目：8万吨/年合成氨装置中合成系统的设计 学位类别： 工学学士 学科专业： 化学工程与工艺 作者姓名： 费磊磊 导师姓名： 程甲辰 完成时间： 2013年5月30日

8万吨/年合成氨装置中合成系统的设计

中 文 摘 要

本次课程设计任务为年产八万吨合成氨装置中合成系统的工艺设计，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。通过查阅相关文献和资料，设计了年产八万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：氨合成；物料衡算；能量衡算

The Design of 80kt/a Synthetic Ammonia Process

Abstract

There are many types of Ammonia synthesis technology and process. Generally, they includes ammonia synthesis,separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic steps turnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process, in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is the ammonia synthesis section of an annual eighty thousand tons synthetic ammonia plant. By consulting the relevant literature and information, we designed the ammonia synthesis section of an annual eighty thousand tons synthetic ammonia plant, with the help of CAD technology, we designed piping and instrument diagram and equipment layout. Finally, we did the material balance accounting, and the energy balance accounting of the process, also we selected piping size and material according to the design operation of temperature, pressure and relevant standards.

KEY WORD: Ammonia synthesis section; Material balance accounting; Energy balance accounting

目 录

第一章 合成氨综述 ............................................................................................................. 1

1.合成氨工业在国民经济中的地位 ............................................................................. 1 2.原料路线及资源开发利用 ......................................................................................... 1 3.未来我国合成氨工业发展方向 ................................................................................. 2 第二章 合成工序工艺计算 ................................................................................................. 3

1.物料衡算 ..................................................................................................................... 3

1.1计算依据 ........................................................................................................... 3 1.2计算物料点流程 ............................................................................................... 4 1.3物料衡算 ........................................................................................................... 4 2热量衡算 ................................................................................................................... 31

2.1冷交换器热量计算 ......................................................................................... 31 2.2氨冷器热量计算 ............................................................................................. 34 2.3循环机热量计算 ............................................................................................. 37 2.4合成塔热量计算 ............................................................................................. 39 2.5废热锅炉热量计算 ......................................................................................... 42 2.6 热交换器热量计算 ........................................................................................ 44 2.7水冷器热量计算 ............................................................................................. 45 2.8氨分离器热量核算 ......................................................................................... 47 3主要设备计算 ........................................................................................................... 47

3.1废热锅炉设备工艺计算 ................................................................................. 47 3.2热交换器设备工艺计算 ................................................................................. 52 3.3水冷器设备工艺计算 ..................................................................................... 59 3.4冷交换器设备工艺计算 ................................................................................. 63 3.5氨冷器设备工艺计算 ..................................................................................... 71

第三章 合成工序工艺流程简介 ....................................................................................... 76

1.氨合成反应的原理及特点 .................................................................................... 76 2.合成工序工艺流程简述 ........................................................................................ 76 3.合成工序设计特点 ................................................................................................ 77 附 表 ............................................................................................................................... 78 结束语 ................................................................................................................................. 83 参考文献 ............................................................................................................................. 84

第一章 合成氨综述

1.合成氨工业在国民经济中的地位

合成氨工业是基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料,除石灰氮外,其它氮素肥料都是先合成氨,然后加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸,不仅可用来制造肥料(硝酸铵、硝酸磷肥等),亦是重要的化工原料,可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料一氧化碳、氢气合成气,可进行综合利用,以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列碳一化工产品。以做到物尽其用,减少排放物对环境的污染,提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向。国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。

据资料统计:1997年世界合成氨年产量达103.9Mt。预计2000年产量将达111.8Mt。其化肥用氨分别占氨产量的81.7%和82.6%。我国1996年合成氨产量已达30.64Mt,专家预测2000年将达36Mt,2020年将增加至45Mt。即今后20年间将增加到现在的1.5倍。因而合成氨的持续健康发展还有相当长的路要走。未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。合成氨工业在国民经济中举足轻重。农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。所以,合成氨工业是农业的基础。它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。我国七十至九十年代先后重复引进30多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约。今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。当今走老厂改造扩建的道路,可使投资节省1/2—2/3。节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要作用。

2.原料路线及资源开发利用

提高天然气原料制氨的比重以天然气为原料制氨应是今后我国合成氨工业发展的方向。现世界天然气探明储量约相当于石油储量。世界天然气可采资源量为3.28×1014m3。资源探明度约59%，预计可采年限在65年以上。近期发现大有前途的冷冻天然气潜在资源,在地球上约有1.6×1015m3甲烷水化物冷冻成冰的天然气,其储量比已探明的天然气量高达数倍。这种位于海底的矿藏起码在海底800m处，最佳开采深度为4000m。在今后10—15年中,钻井技术和从深层运出天然气都会有突破。我国海域辽阔，将会成为未来的丰富天然气资源。目前我国天然气在一次能源中只占

1

2%，但天然气潜在资源丰富,遍布祖国疆域,已经评价的总资源储量为38×1012m3,其中陆地30×1012m3，海域8×1012m3，可探明地质储量13.2×1012m3，目前仅占探明资源的6%,到2000年，资源探明程度接近8%，而世界平均探明度为61%。国家正在加快规划勘探开发利用。另外还有30×1012m3的煤层气(主要成分为甲烷)资源量，可供开发利用。预计今后20年内，我国天然气占一次能源由目前的2%提高到8%时,其年开采量为1-1.1×1011m3。目前，世界生产合成氨走气原料的比重提高到80-98.2%，而我国仅占22-25%。当我国合成氨年产量发展到45Mt时，以使用天然气原料比重提高到50%计，年耗用天然气量约22×1010m3，占开采量的1/5左右。

利用廉价水电电解水制氨开发我国水利资源十分丰富,潜在的水利资源达数亿万千瓦的水力发电,开发利用能提供廉价的电能，用以作水电解分离出氢气和氧气，再用氧气同水煤浆汽化生产合成氨、甲醇及碳一化工产品。合成气制氨和碳一化学品在水力资源丰富地区，开发建设水电同煤炭生产化肥、动力燃料及化工产品，亦是可靠的能源基础，可作为今后开发利用的方向。

3.未来我国合成氨工业发展方向

3.1生产能力大型化目前国外合成氨生产规模发展趋势是提高单系列生产能力。未来氨装置单系列生产能力为日产2kt，尿素装置相应为3.5kt。新建单系列投资比双系列可降低20%。我国合成氨日产2kt大型系列应走老厂改扩道路，在现有日产1kt合成氨装置上采用在二段转化炉加氧，便可使生产合成气生产能力加翻，达日产2kt，再进行氨合成配套和将氨加工成尿素，采用高压变换气气提法在生产尿素的同时代替脱除CO2装置，以平衡增产氨和氨的加工产品的生产能力。这种改造投资还不到新建的1/2。将来天然气成网配置后,对30多套大型合成氨装置改扩后,每年就能够增产合成氨近10M，同时提高了天然气原料制氨的比重。

3.2产品多样化当今,从制氨用合成气出发，在制取合成氨的同时，联产甲醇和碳一化工产品，已成为资源综合利用的有效途径。随着深度加工产品的不断开发，化学应用领域不断开拓，其在国民经济中的地位将愈显重要。

3.3研究开发天然气制氨新工艺

3.3.1开发天然气电热换热多媒体转化器。在等压下合成氨、甲醇、尿素新工艺,因其能耗低、投资省,利于模块化、系列化的中小规模生产装置,将是今后天然气制合成气的一种新工艺。

3.3.2研究天然气分子重排制尿素工艺。在天然气(CH4)中,加入39%的富氧空气，通过分子重排而成尿素。其化学反应式:CH4+N2+1/2O2===(NH2)2CO天然气、富氧空气、尿素这将有待将来科学技术高度发展来变为现实。

2

第二章 合成工序工艺计算

1.物料衡算

1.1计算依据

（1）产量：80000tNH3/年 即10.7527tNH3/小时

（2）催化剂用量：7.0m3 （3）精炼气成分，%

表1.1

（4） 合成塔入口氨含量 NH3入=2.5000% （5）合成塔出口氨含量 NH3出=16.500%

（6）合成塔入口惰性气体含量 CH4+Ar=15.000% （7）合成塔操作压力 32MPa（绝压） （8）精练气温度 40℃ （9）水冷器出口气体温度 35℃ （10）循环机进出口压差 1.47MPa （11）年工作日 310d （12）计算基准 生产1吨氨

H2 74．45

N2 24.12

CH4 1.1

Ar 0.33

小计

100.000

3

1.2计算物料点流程

68合成塔废热锅炉9热交换器10水冷器5134油分离器循环机3冷交换器142118162117121511氨分离器2019氨冷器液氨储槽图1.1 流程图 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

1.3物料衡算

1.3.1合成塔入口气体成分

根据计算依据：

入塔氨含量 y5CH4?2.500%

入塔氩含量 y5Ar?15.000*1.10?3.462%

1.100?0.3303入塔氢含量 y5H2??100??2.500?11.935?3.462??**100%=61.874%

4入塔气组分含量?%?

表1.2

NH3

2.500

CH4

11.539

Ar

3.462

H2

61.874

N2

20.625

小计

100

4

1.3.2合成塔出口气成分

以1000kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分；由以下式计算塔内生成氨含量： NNH3?N5y8NH3?y5NH31?y8NH3???100?00.165?0.02?5?12.017kmol 21?0.165 出塔气量?N8??入塔气量?生成气量=1000?120.172?879.828kmol 出塔氨含量y8NH3?16.500% 出塔甲烷含量

y8CH4?N51000*y5CH4?*11.539%?13.115% N8879.828 出塔氩含量 y8Ar? 出塔氢含量 y8H2? = 出塔氮含量 y8N2?出塔气组分含量

N51000*y5Ar?*3.46%2?3.93%5 N887.982831?y8NH3?y8CH4?y8Ar*100% 4??3?1?0.165?0.13115?0.03935?*100%?49.838% 41?1?0.165?0.13115?0.03935?*100%?16.612% 4表1.3

1.3.3合成率 由式

X?N51?y5NH3?y5CH4?y5Ar2NNH316.500

13.115

3.935

49.838

16.612

NH3 CH4 Ar H2 N2

小计 100

??*100%

=

2*120.172*100%?29.133%

?1?0.025?0.11539?0.03462?10001.3.4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m?i?；分离器组分y?i?，液量其中进

5

口物料组分m?i?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。见图所示

V,y?i?F?1kmolm?i?L,x?i?

图1.2

由气液平衡原理：

Fm?i??Vy?i??Lx?i??m?i? （1）

k?i??y?i?,?k?i??组分i平衡常数? （2） x?i?m?i??v????k?i??1 Lx?i??l? 将（2）式代入（1）式得：

Lx?i??m?i??L?i? （3） ?v?I???k?i??L?

L??L?i? （4）

液体组分 X?i??L?i? （5） LV?F?L?1?L （6）

气体组分 y?i?? 计算气、液步骤为：

V?i?m?i??L?i?? （7） VV 6

?V?首先根据经验数据设??值，将假定值与计算值进行比较直至在误差允许范围

?L?内。

表1.4

mNH3 0.165

mCH4 0.1315

mAr mH2 0.49838

mN2 0.16612

小计 1.0000

0.03935

已知分离器入口混合物组分m?i?

查t=35℃, p=29.1Mpa各组分平衡数据：

表1.5

KNH3 0.098

KCH4 8.200

KAr KH2 27.500

KN2

28.200 34.500

?V?设???11.1代入（3）式中计算各组分溶解液量 ?L?LNH3?mNH3?V?1???KNH3?L??0.165?0.07903kmol

1?11.10*0.098LCH4?mCH40.13115??0.00143kmol

V1?11.10*8.200??1???KCH4?L?LAr?mAr0.03935??0.00013 kmol 1?11.10*28.200?V?1???KAr?L?mH2?V?1???KH2?L??0.49838=0.0163 kmol

1?11.10*27.500LH2?LN2mN20.16612???0.00043 kmol

V1?11.10?34.500??1???KN2?L?分离液体量 L?LNH3?LCH4?LAr?LH2?LN2

7

=0.079031+0.001425+0.000125+0.001627+0.000433 =0.08264kmol

610.91736分离气体量 L?1?L?1?0.082?kmol

计算气液比

?V?V0.91739 ?????11.1005

L0.08261?L??V??V??????11.10?11.1005LL 误差=?????*100%?0.0047%假定正确

V11.10?????L? 分离液体组分含量

液体中氨含量 xNH3?液体中甲烷含量xCH4?液体中氩含量

xAr?0.07899*100%?95.631%

0.08261//LCH4L?0.00143?1.725%

0.08261LAr0.00013?*100%?0.152% L0.08261液体中氢含量xH2?液体中氮含量xN2?氨分离器出口液体含量

LH2LLN2L?0.00163*100%?1.969%

0.082610.00043*100%?0.524%

0.08261?表1.6

NH3

95.631

CH4 1.725

Ar

0.152

H2 1.969

N2

0.524

小计

100

分离气体组分含量 气体氨含量yNH3?mNH3?LNH3V?0.165?0.079031*100%?9.371%

0.917359 8

气体甲烷含量yCH4? 气体氩含量 yAr? 气体氢含量 yH2? 气体氮含量yN2?mCH4?LCH4V??0.13115?0.001425*100%?14.141%

0.917359mAr?LCH4V?0.0393?50.000125*10%0?4.27%5

0.917359mH2?LH2V?0.49838?0.001627*100%?54.151%

0.917359mN2?LN2V0.16612?0.000433*100%?18.062%

0.917359氨分离器出口气体含量

表1.7

NH3 9.371

1.3.5 冷交换器气液平衡计算

根据气液平衡原理x?i??y?i?/K?i?，由于冷交换器第二次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y?i?和操作条件下的分离温度可查出K?i?，便可解出x?i?。

查t??10℃，P?28.3MPa的平衡常数

表1.8

CH4 14.141

Ar

4.275

H2 54.151

N2 18.062

小计

100

KNH3 0.0254

KCH4 27

KAr KH2 75

KN2

51 80

冷交换器出口液体组分含量

出口液体中氨含量 xNH3?yNH3KNH3yCH4KCH4?0.025*100%?98.425% 0.02540.11539*100%?0.427% 27出口液体中甲烷含量xCH4??出口液体中氩含量 xAr?yAr0.03462?*100%?0.068% KAr51 9

出口液体中氢含量xH2?yH2KH2?0.61874*100%?0.825% 75出口液体中氮含量xN2?冷交换器出口液体含量

yN2KN2?0.20625*100%?0.258% 80表1.9

NH3

98.425

CH4

0.427

Ar 0.0679

H2

0.825

N2 0.258

小计

100

1.3.6 液氨储槽气液平衡计算

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储槽，经减压后溶解在液氨中的气体会解吸。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。

?1?yG%??yG%?5NH3??y8NH38NH3?y5NH31?yNH3.分???yNH3.分?*100%??1?0.025??0.165?0.09376?*100%?57.588%?0.165?0.025??1?0.09376?

水冷后分离液氨占总量的57.588%， 冷交分离液氨占总量的42.412% 液氨储槽气液平衡计算见图所示

L15,x15iL16,x16iV,y?i?L,x?i? 图1.3

以液氨储槽入口1Kmol液体为计算基准，即L0?1Kmol,入口液体混合物组分含

10

量：m0i?L15x15i?L16x16i=G%L0x15i??1?G%?L0x16i?0.57588x15i?0.42412x16i 混合后入口甲烷含量：

m0CH4?0.57588*0.01724534?0.42412*0.0042735?0.01174 kmol 混合后入口氢含量：

m0H2?0.57588*0.0196921?0.042412*0.00825?0.01484kmol 混合后入口氮含量：

m0N2?0.57588 kmol *0.00523567?0.42412*0.00257813?0.00411 混合后入口氨含量：

m0NH34?0.57588*0.95631082?0.42412*0.98425197?0.96816 kmol 混合后入口氩含量：

m0Ar34?0.57588*0.00151607?0.42412*0.00067873?0.00116 kmol 液氨储槽入口液体含量

表1.10

m0NH3

96.816

m0CH4

1.174

m0Ar 0.116

m0H2

1.484

m0N2

0.411

小计

100

当t=17℃(由热平衡计算得)P=1.568MP平衡常数。

表1.11

KNH3 0.598

KCH4 170

KAr KH2 575

KN2

540 620

根据气液平衡原理 Li?m0i?V? ；另设???0.05，代入上式的；

L?V???1???Kj?L?出口液体氨含量 LNH3?m0NH3?V?1???KNH3?L??0.968161?0.94005kmol

1?0.05*0.598 11

出口液体甲烷含量 LCH4?m0CH40.011744??0.00124kmol 1?0.05*170?V?1???KCH4?L?出口液体氩含量 LAr?m0Ar0.001161??0.00004kmol

V1?0.05*540??1???KAr?L?m0H20.014839??0.00050kmol 1?0.05*575?V?1???KH2?L?出口液体氢含量 LH2?出口液体氮含量 LN2m0N20.004109???0.00013kmol

1?0.05*620?V?1???KN2?L?出口液体总量 L?LNH3?LCH4?LAr?LH2?LN2

=0.94005+0.00124+0.00004+0.00050+0.00013 =0.94196kmol

出口气体总量 V?1?L?1?0.942?0.058kmol

?V??V?0.058计算气液比???????0.062

?L??L?0.942误差=

0.062?0.05*100%??0.232% 假定正确

0.05/出口液体组分含量 出口液体氨含量 xNH3?LNH3L?0.94*100%?99.79%8 0.942?0.00124*100%?0.131% 0.942出口液体甲烷含量 xCH4?出口液体氩含量 xAr?出口液体氢含量 xH2?出口液体氮含量 xN2?LCH4LLAr0.00004?*10%0?0.00%4 L0.942LH2LLN2L?0.0005*10%0?0.05%3 0.9420.00013*100%?0.014% 0.942? 12

表1.12 液氨储槽出口液氨组分（%）

99.798

0.131

0.004

NH3 CH4 Ar H2 0.053

N2 0.014

小计

100

出口驰放气组分含量 驰放气氨含量yNH3?驰放气氩含量yAr?驰放气氢含量yH2?驰放气氮含量yN2?M0NH3?LNH3V?0.96816?0.94*100%?48.427%

0.058M0Ar?LAr0.00116?0.00004?*100%?1.929% V0.058M0H2?LH2VM0N2?LN2V?0.01484?0.0005*100%?24.707%

0.0580.00411?0.00013*100%?6.857%

0.058?0.01174?0.00124*100%?18.104%

0.058?驰放气甲烷含量yCH4?M0CH4?LCH4V 表1.13驰放气组分含量（%）

48.427

18.104

1.929

18.104

6.857

NH3

CH4

Ar

H2

N2

小计

100

1.3.7液氨储槽物料计算

以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准（已给定）折立方米计算，液氨储槽出口液体量。 L19?1000*22.4?1320.317m3（标）

0.99798*17 NH3 L19NH3?L19x19NH3?1320.317*99.798%?1317.647m3标 CH4 L19CH4?L19x19CH4?1320.317*0.131%?1.733m3标

13

Ar L19Ar?L19x19Ar?1320.317*0.004%?0.058m3标 H2 L19H2?L19x19H2?1320.317*0.053%?0699m3标 N2 L19N2?L19x19N2?1320.317*0.014%?0.18m3标

?V? 液氨储槽出口驰放气 ???0.062

?L? V20?0.08235L19?0.062*1320.317?81.355m3标

其中NH3 V20NH3?V20y20NH3?81.355*48.427%?39.398m3标 CH4 V20CH4?V20y20CH4?81.355*18.104%?14.728m3标

Ar

V20Ar?V20y20Ar?81.355*1.929%?1.569m3标

H2 V20H2?V20y20H2?81.355*24.707%?20.101m3 标 N2 V20N2?V20y20N2?81.355*6.857%?5.579m3标

液氨储槽出口总物料?L19?V20?1320.317?81.355?1401.672m3 液氨储槽进口液：

由物料平衡：入槽总物料=出槽总物料 L21?L19?L20?1401.672m3（标） 入口液体各组分含量计算 L21i?L19i?L20i

3其中NH3 L21NH3?1317 .647?39.398?1357.045m（标）3 CH4 LCH4?1.733?14.728?16.461 m（标）3 Ar L21Ar?0.058?1.569?1.627m（标）

3 H2 L21H2?0.699?20.101?20.8m （标）3 N2 L21N2?0.180?5.579?5.579m（标）

/ 入口液体组分含量核算，由m0i?L21i得: L21/入口液体中氨含量：m0?NH3L21NH3L21?1357.045*100%?96.816%

1401.672 14

/入口液体中甲烷含量：m0CH4?L21CH4L21?16.461*100%?1.174%

1401.672/入口液体氩中含量：m0Ar?L21Ar1.627?*100%?0.116% L211401.672/入口液体中氢含量：m0H2?L21H2L21L21N2L21?20.8*100%?1.484%

1401.6725.759*100%?0.411%

1401.672入口液体中氮含量：m/0N2??/m0i?M0i

1.3.8合成系统物料计算

将整个合成看作一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气V补；离开该系统的物料有放空气V放，液氨储槽弛放气V驰，产品液氨L氨，见图

V补V入V出V放

图1.4 合成物料计算示意图

由前计算数据列如下表：

表1.14

V弛V氨

15

名称 补充气 放空气 弛放气 液氨 入塔气 出塔气

氨气 —— 0.09371 0.48427 0.99798 2.500 16.500

甲烷 0.011 0.14140 0.18104 0.00131 11.539 13.115

氩气 0.0033 0.04275 0.01929 0.00004 3.462 3.935

氢气 0.7445 0.54151 0.24707 0.00053 61.874 49.838

氮气 0.2412 0.18062 0.06857 0.00014 20.625 16.162

3

气量m（标）

V补

V放

81.355 1320.317

V入

V出

根据物料平衡和元素组分平蘅求V补.V放 V入 V出。 循环回路中氢平衡：

333V补yH2补?V放yH2放?V弛yH2弛?V放yNH3放?V弛yNH3弛?LNH3（1）

222 循环路中氮平衡：

111V补yN2补?V放yN2放?V驰yN2弛?V放yNH3放?V驰yNH3弛?LNH3（2）

222 循环路中惰性气体平衡：

V补yCH4补?yAr补?V补yCH4放?yAr放?V弛yCH4弛?yAr弛

????????V放?0.1414?0.04275??81.355?0.18104?0.01929? V补?0.011?0.0033V补?12.878V放?1139.673（3） 循环路中氨平衡：

V出yNH3出?V入yNH入?V放y放?V弛y弛?LNH3

0.165V出?0.025V入?0.09736V放?0.06857*81.355?1320.317 0.165V出?0.025V入?0.09736V放?1325.896（4） 循环路中总物料平衡：

16

V入=V出+V补-V放-V弛-LNH3

=V出+V补-V放-81.355-1320.317 =-V出+V补-V放-1401.627（5） 将（1）式与（2）式联立：

V补yH2补?yN2补?V放H2放??y??yN2放?yNH3放?V弛yH2弛?yN2弛?yNH3弛?2LNH3

???（0.7445+0.2412）V补=V放（0.54151+0.18062+2*0.09371）

+81.355（0.24707+0.06857+2*0.48427）+2*1320.317

0.986V补=0.910V放+2745.109

V补=0.923V放+2784.933（6）

将（3）式（6）式联立求解：

11.955V放=1645.260 V放=137.618m代入（6）式得：

V补=0.923*137.618+2784.933=2199.921m3(标）联立方程（4）和（5）式

0.165V出-0.025V入=0.09736V放+1325.896

3(标）

V入=V出+V补-V放-1320.317

将V放.V补代入上式得；

V出=0.152V入+8318.857（7） V入=V出+1372.631（8）

0.848V入=9691.487

V入=11422.11m3?标? 将V入代入（7）式得

V出=0.152*11422.11+8318.857=10049.48m3（标）

1.3.9合成塔物料计算

17

入塔物料: V5?11422.11m3(标)

其中 V5NH3?11422.11*2.5%?285.553m3(标)

V5CH4?11422.11*11.538%?1317.934m3(标) V5Ar?11422.11*3.462%?395.381m3(标) V5H2?11422.11*61.78%5?706.473m13(标) V5N2?11422.11*20.62%5?235.851m03(标)

合成塔一出.二进物料,热交换气冷气进出物料等于合成塔入塔物料,即

V5?V6?V7?11422.11Nm3 出塔物料:V8?10049.48m3(标)

其中 V8NH3?10049.48*16.5%?1658.164m3(标)

V8CH4?10049.48*13.114%?1317.934m3(标) V8Ar?10049.48*3.934%?395.380m3(标)

V8H2?10049.48*49.838%?5008.501m3(标) V8N2?10049.48*16.613%?1669.500m3(标)

合成塔生成氨量

?VNH3?V8NH3?V5NH3?1658.164?285.553

?137.621m13(标) ?1041.714kg

废热锅炉进出口物料,热交换气热气进出口物料等于合成塔出塔 V8?V9?V10?10049.48m3(标)

1.3.10 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?10049.48m3(标)

?V? 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的,气液???11.1

?L? 固有如下方程: V11出V??11.1 (1) L11出L 18

V11出?L11入?L10入?10049.48 (2)

将V11出?11.1L11出代入(2)式的:

L11出?10049.48?830.5m3(标) V11出?10049.48?830.5?9218.98m3(标)

12.1 出器气体成分由 V11i?V11出y11i得

其中 V11NH3?9218.98*9.37%1?86.394m83(标)

V11CH4?9218.98*14.141%?1303.611m3(标) V11Ar?9218.98*4.275%?394.121m3(标)

V11H2?9218.98*54.151%?4992.147m3(标)

V11N2?9218.98*18.062%?1665.152m3(标)

出器液体各组分由L11i?V8i?V11i得:

L11NH3?1658.164?863.946?794.216m3(标) L11CH4?1317.934?1303.611?14.32m23(标) L11Ar?395.38?394.121?1.259m3(标) L11H2?5008.501?4992.147?16.35m43(标) L11N2?1669.5?1665.152?4.348m3(标)

1.3.11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总物料.

即:V11?V11出?L11出?9218.98?830.5?10049.48m3(标)

出器物料:气液混合物在气内进行分离,分别得到气体和液体.出器气体： V12?V11出?9218.98m3(标),出器液体:L15?L11出?830.5m3(标) 氨分离器出口气体放空

V13?137.618m3(标)

V13NH3?137.618*9.371%?12.897m3(标)

V13CH4?137.618*14.141%?19.46m3(标)

19

V13Ar?137.618*4.275%?5.883m3(标)

V13H2?137.618*54.151%?74.521m3(标) V13N2?137.618*18.062%?24.857m3(标)

1.3.12冷交换器物料计算

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?9218.98?137.618?9081.362m3(标) 其中 V14NH3?908.316*29.37%6?85.105m13(标)

V14CH4?9081.362*14.141%?1284.152m3(标) V14Ar?9081.362*4.275%?388.238m3(标) V14H2?9081.362*54.151%?4917.426m3(标) V14N2?9081.362*18.062%?1640.295m3(标)

出器物料(热气):

设热气进口温度17℃(由热量计算核定)查t=17℃,P=28.42MP气相中平衡氨含量

y*NH3?5.9%,计算热气出口冷凝液氨含量,不计溶解在液氨中的气体.取过饱和度10%.故V17NH3?5.9%*1.1?6.49%.

设热气出口氨体积为?,则:

??0.0649，则

9081.362?851.051????571.219m3(标)

冷交换器热气冷凝液氨量为:

L17NH3?V14NH3???851.362?571.219?279.832m3(标) 冷交换器热气出口气量及组分:

其中V17NH3?V14NH3?L17NH3?851.362?279.832?571.219m3(标)

V17CH4?V14CH4?1284.152m3(标) V17Ar?V14Ar?388.238m3(标)

V17H2?V14H2?4917.426m3(标) V17N2?V14N2?1640.295m3(标)

20

出口总气量： V17?V14?L17NH3?9081.362?279.832?8801.53m3(标) 出口气体总组分:

NH3

V17NH3V17V17CH4V17?571.219*100%?6.49%

8801.531284.152*100%?14.590%

8801,53CH4

?Ar

V17Ar388.238?*100%?4.411% V178801.53H2

V17H2V17??4917.426*100%?55.872%

8801.53N2

V17N2V171640.219*100%?18.63%6

8801.531.3.13氨冷器物料计算

进气物料：氨冷气进气物料等于冷交换器出器物料加上新鲜气

V1?2911.921m3(标).

V1CH4?2911.921*0.011?32.031m3(标) V1Ar?2911.921*0.0033?9.609m3(标)

V1H2?2911.921*0.7445?2167.925m3(标)

V1N2?2911.921*0.2412?702.355m3(标)

V18(进气气体物料)?V1?V17?2911.921?8801.53?1171.435m13(标) 进器气体组分含量V18i?V1i?V17i

V18NH3?V17NH3?571.219m3(标)

V18CH4?32.031?1284.152?1316.183m3(标)V18Ar?9.609?388.238?397.847m3(标)

V18H2?2167.551?4917.426?7085.551m3(标) V18N2?702.355.651?1640.295?2342.651m3(标)

21

各组分百分含量 y16i? y18NH3? y18CH4? y18Ar? y18H2? y18N2?V18i V18571.219*100%?4.877%

11713.4511316.183*100%?11.237%

11713.451397.847*100%?3.396%

1171.43517085.551*100%?60.491%

11713.4512342.651*100%?20.0%

11713.451 进氨冷器液量等于冷交换气冷凝液氨量 L18?L18NH3?L17NH3?279.832m3(标)

进器总物料?V18?L18?11713.451?279.832?11993.283m3(标)

出器物料:已知出气气体中氮含量为2.500%,设出塔气体中氨含量为bm3(标)

b?0.025解

11713.451?571.219b?278.556m3(标)

则氨冷器中冷凝液量: L18/NH3?V18/NH3?b?571.219?278.556?292.664m3(标) 氨冷器出口总量: L2?L17NH3?L18NH3?279.832+292.664=572.496m3(标) 氨冷器出器气体量: V2?V18?b?11713.451?292.664?11420.787m3(标) V2NH3?27.855m63(标)

V2CH4?V18CH4?131.168m33(标) V2Ar?V18Ar?39.784m73(标) V2H2?V18H2?708.555m13(标) V2N2?V18N2?2342.651m3(标)

各组分百分含量 y2i?V2i V2 22

y2NH3?278.556*100%?2.439%

11420.787y2CH4?y2Ar?y2H2?y2N2?1316.183*100%?11.524%

11420.787397.847*100%?3.484%

11420.7877085.551*100%?62.041%

11420.7872342.651*100%?20.512%

11420.787 出器总物料= V2?L2NH3?11420787?572.496?11993.283m3(标) 1.3.14 冷交换器物料计算

进器物料: 冷交换器进器总物料等于氨冷器出器总物料.其中气体入口

V2?11228.373m3(标),液体入口L2NH3?54.592m73(标).由气液平衡计算得:

V?V5?，y?i?F，m?i?L?L16?，x?i?

以1kmol进口物料为计算基准:即F=1

L?V?F(1)L?V?1(1)或

LxNH3?VyNH3?FmNH3(2)LxNH3?VyNH3?FmNH3(2) 将yNH3?0.025,xNH3?0.98425 代入上式 V?0.98425?mNH30.98425?0.025mNH2xNH3?mNH3xNH3?yNH3

?1.026? (3)

0.95925V2NH3V2 (3)式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3?

23

?V2'?V1?V'(4)17?? ?V17'?V8?V13?L15(5)?''V?V?L?L?2NH2NH17NH18NH3(6)333?式中V2'??冷交入口总物料：

'V17??冷交热气出口总物料：

V2'NH3??冷交入口总氨物料：

将V8?10049，V13?137.618m3（标），L15?830.5m3（标）代入上.48m3（标）

/式 V17?10049.48?137.618?830.5?9081.362m3(标)

所以V2/?2911.921?9081.362?11993.283m3(标)

V2/NH3?278.556?279.832?292.664?851.051m3(标) 所以mNH3?V2/NH3V2/?851.051?0.071 代入（3）式得：

11993.283V?1.026?0.071?0.95211993.283L?1?V?1?0.952?0.048 L0.048??0.05V0.952L?L??L?由??可求出冷交换器冷凝液体量 16????0.05

V3?V??V?冷凝液体量 L16?0.049V3?0.05*11993.283?574.809m3(标)

出器物料：冷交换气（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷凝液体量,

V3?V2/?L16?11993.283?574.809?11418.474m3(标)

V3NH3?11418.474*2.5%?285.462m3(标) V3CH4?11418.474*11.539%?1317.516m3(标) V3Ar?11418.474*3.462%?395.255m3(标)

V3H2?11418.474*61.874%?7065.181m3(标) V3N2?11418.474*20.625%?2355.06m3(标)

24

计算误差=

V3?V5*100%??0.023% V5核算氨分离器分离液氨白分率 氨分离器分离液氨百分率 G分%??L15X15*100%

L15X15?L16X16830.5*0.95631*100%?58.399%

830.5*0.95631?574.809*0.98425冷交分离液氨百分数 G %?1?G %?1?58.399%?41.601% 计算误差=

G/?G分G/*100%?0.57588?0.58399??1.389%

0.583991.3.15 液氨储槽物料计算

氨分离器入槽液体L15?830.5m3(标)

L15NH3?83.05*0.9563?179.421m63(标) L15CH4?830.5*0.01725?14.32m23(标) L15Ar?83.05*0.0015?21.25m93(标)

L15H2?830.5*0.01969?16.354m3(标) L15N2?830.5*0.00524?4.248m3(标)

冷交换器入槽液体L16?574.809m3(标)

其中 L16NH3?574.809*0.98425?565.757m3(标)

L16CH4?574.809*0.00427?2.456m3(标) L16Ar?574.809*0.00068?0.39m3(标) L16H2?574.809*0.00825?4.742m3(标) L16N2?574.809*0.00258?1.482m3(标)

入槽混合物料： L21?L15?L16?830.5?574.809?1405.327m3(标) 各组分物料含量：

3 L21NH3?794.216?565.757?1359 .973m（标） 25

3 L21CH4?14.332?2.456?16.779m（标）3 L?1.259?0.39?1.649m（标） 21Ar

3 L21H2?16.354?4.742?21.096m（标）3 L21N2?4.348?1.482?5.83m（标） 百分含量 x21i?L21i L211359.973*100%?96.773%

1405.32716.779*100%?1.194%

1405.327 x21NH3? x21CH4? x21Ar? x21H2? x21N2?1.649*100%?0.117%

1405.32721.096*100%?1.501%

1405.3275.83*100%?0.415%s

1402.3273 出槽物料：液氨储槽出口弛放气 V20?81.355m（标）

3 V20NH3?81.355*0.48427?39.398m （标）3 V20CH4?81.355*0.18104?14.728m （标）3 V?81.355*0.01929?1.569m（标）20Ar

3 V20H2?81.355*0.24707?20.101m（标）3 V20N2?81.355*0.06857?5.579m（标） 出口液氨总物料 L19?L21?L20?1405 .327?81.355?1323.953m3(标）L19NH3?L21NH3?L20NH3?11359.973?39.398?1320.575m3 L19CH4?L21CH4?L20CH4?16.779?14.729?2.051m3

L19Ar?L21Ar?L20Ar?1.649?1.569?0.008m3 L19H2?L21H2?L20H2?21.096?20.101?0.996m3

26

L19N2?L21N2?L20N2?5.830?0.251?0.251m3

各组分百分含量

x19NH3?x19CH4?x19Ar?x19H2?x19N2?1320..575*100%?99.745%

1323.9532.051*100%?0.155%

1323.9530.08*100%?0.06%

1323.9530.996*100%?0.075%

1323.9530.251*100%?0.019%

1323.9531320.575*17?1002.222Kg?1000Kg 22.4液氨产量核算NH3?表1.15 物料计算汇总表

氨 冷 器 出 口 (气体) 2

摩尔 分数% m3/ T(NH3) m3/h kmol/h

N2 0.21 2342.65 25189.79 1124.54 20.63 2355.06 25323.26 1130.50 20.63 2355.81 25331.32

H2 0.62 7085.55

CH4 0.12 1316.18

Ar 0.03 397.85

NH3 0.02 278.56 2995.22 133.72 2.50 285.46 3069.49 137.03 2.50 285.55 3070.46

总计 1.00 11420.79 122804.16 5482.33 100.00 11418.47 122779.42 5481.22 100.00 11422.11 122818.52

76188.72 14152.50 4277.93 3401.28 61.88 7065.18

631.81 11.54 1317.52

190.98 3.46 395.25

摩尔 分数%

冷交

m3/

器

T(NH3)

冷气

出口 m3/h 3\\4\\5

kmol/h 摩尔

合成

分数% 塔

m3/

一次

T(NH3)

入口

5\\6\\7 m3/h

75969.77 14166.86 4250.06 3391.51 61.88 7067.43

632.45 11.54 1317.94

189.73 3.46 395.38

75993.96 14171.37 4251.41

27

kmol/h

摩尔

合成 分数%

m3/ 塔

二次 T(NH3) 出口 m3/h 8\\9\\10

kmol/h 摩尔

水冷 分数% 器 m3/ 出口 T(NH3) (气

m3/h

体) 11

kmol/h 摩尔

水冷 分数% 器 m3/T(N

H3) 出口

(液

m3/h

体) 11

kmol/h 摩尔 分数%

氨分

m3/

离器

T(NH3)

出口

m3/h 气

12

kmol/h 摩尔分数% m3/

放空

T(NH3) 气13 m3/h

kmol/h

冷交 换器

摩尔 分数%

1130.86 16.61 1669.50 17951.62 801.41 18.06 1665.15 17904.81 799.32 0.52 4.35 46.82 2.09 18.06 1665.15 17904.86 799.32 18.06 24.86 267.28 11.93 18.06

3392.59 49.84 5008.50

632.65 13.11 1317.93

189.80 3.93 395.38

137.07 16.50 1658.16

5482.97 100.00 10049.48

53854.85 14171.33 4251.40 17829.72 108058.92 2404.23 54.15 4992.13

632.65 14.14 1303.61

189.79 4.28 394.12

795.97 9.37 863.94 9289.74 414.72 95.63 794.22 8540.00 381.25 9.37 863.95 9289.77 414.72 9.37 12.90 138.67 6.19 9.37

4824.06 100.00 9218.94 99128.54 4425.38 100.00 830.54 8930.50 398.68 100.00 9218.98 99128.81 4425.39 100.00 137.62 1479.76 66.06 100.00

53678.85 14017.29 4237.85 2396.38 1.97 16.37 176.06 7.86 54.15 4992.15

625.77 1.72 14.33 154.06 6.88 14.14 1303.61

189.19 0.15 1.26 13.56 0.61 4.28 394.12

53679.00 14017.33 4237.86 2396.38 54.15 74.52 801.30 35.77 54.15

625.77 14.14 19.46 209.25 9.34 14.14

189.19 4.28 5.88 63.26 2.82 4.28

28

热气 m3/ 进口 T(NH3) 14

m3/h

kmol/h

摩尔 分数%

氨分

m3/

离器

T(NH3)

出口

液氨 m3/h 15

kmol/h 摩尔 分数%

冷交

m3/

换器

T(NH3)

出口

液氨 m3/h 16

kmol/h 摩尔

冷交

分数%

换器

m3/

热气

T(NH3)

出口

m3/h (气

体)

kmol/h 17

冷交 摩尔

换器 分数%

m3/ 热气

出 T(NH3) 口 m3/h (液

体) kmol/h 17

1640.30 17637.60 787.39 0.52 4.35 46.76 2.09 0.26 1.48 15.93 0.71 0.19 1640.30 17637.60 787.39 0.00 0.00 0.00 0.00

4917.63 1284.15 388.24 851.05 9151.10 408.53 95.63 794.22 8539.97 381.25 98.43 565.76 6083.41 271.58 0.06 571.22 6142.15 274.20 1.00 279.83 3008.95 134.33 4.88

9081.36 97649.16 4359.34 100.00 830.50 8930.12 398.67 100.00 574.83 6180.95 275.94 1.00 8801.53 94640.21 4225.01 1.00 279.83 3008.95 134.33 100.00

52877.76 13808.10 4174.60 2360.61 1.97 16.35 175.85 7.85 0.83 4.74 50.99 2.28 0.56 4917.63

616.43 1.72 14.32 154.00 6.88 0.43 2.46 26.41 1.18 0.15 1284.15

186.37 0.15 1.26 13.54 0.60 0.07 0.39 4.20 0.19 0.04 388.24

52877.76 13808.10 4174.60 2360.61 0.00 0.00 0.00 0.00 60.49

616.43 0.00 0.00 0.00 0.00 11.24

186.37 0.00 0.00 0.00 0.00 3.40

氨冷摩尔

20.00 器 分数%

进口

m3/h (气

2342.65

体) T(NH3)

H7085.55 1316.18 397.85 571.22 11713.45

29

18

m3/h kmol/h

25189.82 1124.55 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 1.48 15.93 0.71 0.24 702.36 7552.21 337.15 6.86 5.58 59.99 2.68 0.41 5.76 61.92 2.76

76188.80 14152.52 4277.93 3401.29 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 4.74 50.99 2.28 0.74 2167.92 23311.02 1040.67 24.71 20.10 216.14 9.65 1.48 20.80 223.65 9.98

631.81 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 2.46 26.41 1.18 0.01 32.03 344.42 15.38 18.10 14.73 158.37 7.07 1.17 16.46 177.00 7.90

190.98 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.39 4.20 0.19 0.00 9.61 103.33 4.61 1.93 1.57 16.87 0.75 0.12 1.63 17.50 0.78

6142.15 274.20 1.00 279.83 3008.95 134.33 0.98 565.76 6083.41 271.58 0.00 0.00 0.00 0.00 48.43 39.40 423.63 18.91 96.82 1357.04 14591.88 651.42

125951.22 5622.82 1.00 279.83 3008.95 134.33 1.00 574.83 6180.95 275.94 1.00 2911.92 31310.97 1397.81 100.02 81.37 875.00 39.06 100.00 1401.69 15071.95 672.86

氨冷器 进口(液体)18

摩尔 分数% m3/ T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔 分数% m3/ T(NH3) m3/h kmol/h

氨冷器 出口 (液体)2

摩尔 分数% m3/

新鲜

T(NH3)

补充

m3/h 气⑴

kmol/h 摩尔 分数% m3/ T(NH3) m3/h kmol/h

摩尔 分数%

液氨

m3/

贮槽

T(NH3)

进口

m3/h 液体

21

kmol/h

驰放气 组成20

30

摩尔 分数% m3/

产品

T(NH3)

液氨19 m3/h

kmol/h

0.01 0.18 1.94 0.09

0.05 0.70 7.52 0.34

0.13 1.73 18.63 0.83

0.00 0.06 0.62 0.03

99.80 1317.65 14168.25 632.51

100.00 1320.32 14196.96 633.79

2热量衡算

2.1冷交换器热量计算

示意图如下：

t2t3t14t17图2.1

t16 （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 y*NH3?0.025*100%?2.27% 1.1查《小氮肥厂工艺设计手册》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：

31

表2.1

气体含量 各组分分压Pa 各组分在35度Cp'

N2 0.181 52.561 31.350

H2 0.542 157.579 29.511

CH4 0.141 41.149 39.919

Ar 0.043 12.441 21.318

NH3 0.094 27.271 82.764

CP14?0.0181*31.350?0.542*29.511?0.141*39.919?0.043*21.318 ?0.094*82.764?35.955KJ/?kmo?℃ l? 热气体带入热量 Q14?V14CP14t14? （4） 冷气体带入热量

9081.36*35.955*35?510189.4641KJ/tNH3 22.4查t2??10℃ P?28.3MPa时各组分比热容并计算的

表2.2

气体含量 各组分分压Pa 各组分在-10度Cp'

N2 0.205 58.049 33.022

H2 0.620 175.576 29.427

CH4 0.115 32.614 38.038

Ar 0.035 9.858 21.402

NH3 0.024 6.902 45.980

CP2?0.205*33.022?0.62*29.427?0.115*38.038?0.035*21.402?0.024*45.98?31.281KJ/?kmol?℃?冷气体带入热量 Q2?V2CP2t2?11418.474*31.281*??10???159456.29KJ/tNH3

22.4 （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?

32

279.83*20*1698.334?424328.968KJ/tNH3 22.4

气体含量 各组分分压Pa 各组分在20度Cp'

N2 0.186 53.487 30.012

H2 0.559 160.354 29.260 表2.3

（6）液氨带入热量 查-10℃液氨比热容CP?4.556KJ/kg?℃

液氨带入热：Q2L? （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：

CP?0.186*30.012?0.559*29.260?0.146*39.71?0.044*21.318

?0.065*79.420?33.830KJ/kmol??C574.83*17*4.556*(?10)??19876.557KJ/tNH3 22.4CH4 0.146 41.874 39.710

Ar 0.044 12.660 21.318

NH3 0.065 18.626 79.420

热气体带出热量 Q17?V17CP17t17? （8）热气体中液氨带出热

8801.53*33.830*17?265852.933KJ/tNH3 22.4?℃ 查20℃液氨比热容CP?4.682KJ/kgQ17L?279.83*17*4.682*17?119884.872KJ/tNH3 22.4 （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冷?Q2L?Q17?Q17L?Q2L

?510189.464?（?159456.29）?424328.968?265852.933?1198884.872

?489324.337KJ/tNH3

Q3?V3CP3t3

33

t3?Q3489324*22.4959.618 ??V3CP311422.11*CP3CP3 设t3?30℃ P?28.2MP时各组分常压下比热容并计算的

表2.4

气体含量 各组分分压Pa 各组分在30度Cp'

N2 0.206 58.163 31.935

H2 0.619 174.488 29.511

CH4 0.115 32.538 39.710

Ar 0.035 9.762 21.318

NH3 0.025 7.050 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??C959.618?30.572℃

31.31.389 t3?

（11）冷交换器热量负荷计算

?Q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)?648780.627KJ/tNH3

2.2氨冷器热量计算

t2t17t18t1t气氨

t液氨/（1） 气体带入热量Q17

由冷交换器热量计算的 Q?2658.5929KJ3/tNH3

/（2） 气体中液氨带入热量Q17L 由冷交换器热量计算得

/Q17.872KJ/tNH3 L?19884（3） 氨冷器中气氨冷凝热

34

查-10℃气氨冷凝热（《小氮肥厂工艺设计手册》。表10-1-1氨热力学性质）

INH3?1295.633KJ/kg 则气氨冷凝热

/L18Q冷?*17*INH3 22.4 ?292.664*17*129.5633?28777.9311KJ/tNH3 22.4（4） 新鲜气带入热量Q1

t1?40℃ P=31.37MPa 查压力下各组分气体比热容，

表2.5

气体含量 各组分分压Pa 各组分在40度Cp'

N2 0.241 75.664 31.768

H2 0.745 233.550 29.678

CH4 0.011 3.451 35.948

Ar 0.003 1.035 20.900

CP1?0.241*31.768?0.745*29.678?0.011*35.948?0.0033*20.900

?30.222KJ/kmo??lC2911.92*30.222*40?15715.6090KJ/tNH3 22.4 新鲜气带入热量 Q1?V1CP1t1?// 氨冷器收入总热量 Q?Q17?Q17L?Q冷?Q1

?265852.993?19884.872?287773.91?157150.69?7306.4602KJ6/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?442888.495KJ/tNH3

Q18*? t18?CP18?CP18L1V18846.950?

284.979*17CP18?0.406CP18L11905.671 35

设t18?24℃，P=28.42MP 查常压下各组分气体比热容，

CP18?0.20*31.852?0.605*29.511?0.112*38.038?0.034*21.234

?0.04877*81.092?33.171KJ/kmo??lC 查T=22.5度时, CP18l?4.765KJ/kmol??C

气体含量 各组分分压Pa 各组分在24度Cp' 代入上式t18?N2 20.000

H2 60.491

CH4 11.237

Ar 3.396

NH3 4.877

5683.904 17191.463 3193.415 965.285 1385.933 31.852

29.511

38.038

21.234

81.092

846.95?24.125℃?24℃与假设一致。

33171?0.406*4.765 混合后氨冷器入口热气温度24℃。

表2.6

//（6）气体带出热量Q2 由冷交换器热量计算Q2??159456.290 kJ/tNH3

（7）气体中液氨带出热量Q2/l 由冷交换器热量计算

/ Q2.565KJ7/tNHL??19873

(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????1987.565?7

?9099.295KJ3/tNH3查25℃液氨焓INH3.L?535.583KJ/kg（由液氨储槽来）蒸发蒸气?15℃

INH3..9?1663.767KJ/kg

?INH3?INH3.9?INH3.L?1663.767?535.583?1128.185KJ/kg （9）冷冻量计算 W?Q吸?INH3?909995.253?806.602kg

1128.185表2.7

36

收方

气体带入热量Q'17 液氨带入 热量Q'17L 气体中氨冷凝热Q冷 新鲜气带入热量Q1

小计Q入

2.3循环机热量计算

265852.933 19884.872 287773.911 157150.690 730662.406

支方 气体带出热量Q'2 液氨带出热量Q'2L

冷冻量Q吸

小计Q支

-159456.290 -19876.557 909995.253

730662.406

(1) 循环机出口气体温度计算 由《小氮肥厂工艺设计手册》附表1-1-1查得循环气体中各组分的绝热指数如下：

表2.8

NH3 1.29

CH4 1.31

Ar 1.66

H2 1.41

N2 1.4

K1

y1??入iKi?1 根据公式 K?10.0250.115390.034620.618740.20625???? 1.19?11.31?11.66?11.41?11.4?1?0.08261?0.37223?0.05245?1.50912?0.51563?2.53564??P? ??K=1.394 T ?T ?P??? ?K?1K由前已知T入?30?273?303K

P入?28.MPa代入上式得 出?30.94MPa，P?30.94?T出?292.5??28.0??1.394?11.394?303*?1.105?0.2826?311.673K?38.673℃?39℃

/（2） 气体带入热量由前计算 Q3?489324.337KJ/tNH3

37

K??K??P2?K?1?Z2??（3） 压缩功 N?16.674P1V1 ?1??K?1??PZ?1???1?? P，Z2?1.13，Z1?1.02 1?28.0MP，P2?30.94MP，K?1.394 式中，V1?V0P0T11418.470.098?273?39??**?0.761m3/min

P1T06028.0273 将上述数据代入压缩功计算工式中得：

1.394?1??1.394??30.94?1.3941.13N?16.674*28.0*0.761*?1??? ?1.02 1.394?1??28.0????16.674*28.0*0.761*3.538*0.03317*1.053?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?625664.000KJ/tNH3

?Q4?V4CP4t4 CP4?Q4625664*22.4 ??31.73KJ8/kmol.℃

V4t411418.47*39由t4?39℃ P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算得：

表2.9

气体含量 各组分分压Pa 各组分在39度Cp'

N2 0.206 63.814 32.186

H2 0.619 191.441 29.553

CH4 0.115 35.700 39.919

Ar 0.035 10.710 21.234

NH3 0.025 7.735 50.578

/?CP?0.206*32.186?0.619*29.553?0.115*39.919?0.035*21.234

?0.025*50.578?31.530KJ/kmol??C/CP?CP31.738?31.530误差=*100%?*100%?0.661%

CP31.738表2.10

收方

支方

38

气体带入热量Q'3 压缩热QN 小计

2.4合成塔热量计算

合成塔热量计算示意图

489324.337 136339.663 625664.000

气体带出热量Q4

小计

625664.000

625664.000

Q损t5t6QR图2.2

t7t8 (1) 环隙温升t6计算

(2) 设合成塔环隙高度高度h=14.000m，由经验公式知，环隙每米温升按1.2℃计，则合成塔一出温度t6为,t6?t5?1.46h?39?1.2*14?55.8℃

(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： 代入得： ?HR?11599?3.216t,将t?370℃

?HR?11599?3.216*370?12788.92Kcal/kmol?tNH3?53457.686KJ/kmol?tNH3 由物料平衡计算知氨产量?VNH?1372.611m3(标）?61.277Kmol

则合成塔内反应热

QR???Hr?*?VNH3?53457.686*61.277?32757.2492KJ7/tNH3 (5) 二次入塔气体带入热量Q7

由热平衡知 Q7?(Q6?Q8?Q损)?=V7Cp7t7 （QR?Q5） 39

? t7??Q6?Q8?Q损??(QR?Q5)

V7Cp7(6) 合成塔一出气体带出热量Q6

查t=55.8℃ P=30.5MPa混合气体热容,

表2.11

气体含量 各组分分压Pa 各组分在55.8度Cp'

N2 0.206 62.906 30.932

H2 0.619 188.719 29.594

CH4 0.115 35.192 39.292

Ar 0.035 10.558 21.151

NH3 0.025 7.625 42.636

Cp?0.206*30.932?0.619*29.594?0.115*35.192?0.035*21.151

?0.025*42.636?31.023KJ/kmol??CQ6?11422.11?31.023?55.8?882706.357kJ/tNH3 22.4(7) 合成塔二出气体带出热量Q6 当t =370℃ P=29.7Mpa

表2.12

气体含量 各组分分压Pa 各组分在370度Cp'

N2 0.166

H2 0.498

CH4 0.131

Ar 0.039

NH3 0.165 49.005 48.488

49.340 148.020 38.950 11.685 30.598 29.469 55.176 20.900

Cp6?0.166*30.598?0.498*29.469?0.131*55.176?0.039*20.9?0.165*48.488?35.829kJ/kmo??lC10049.48?35.829?370?5947436.880kJ 22.4 ? Q6?V6Cp6t6=

(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?14m,外径D?1.2m

40

则 aW?0.209tW?33.44?0.209?62?33.44

=46.398kJ/(m2.h0C)

?

Q损?50.16F(tW?tB)=50.16?3.14?1.2?14??62?(?5)?

=163988.349 kJ/tNH3 (9)合成塔二入温度计算

将上述数据代入t7温度计算式中得:

=

(882706.357?5947436?163988.349)?(3275742.297?625664.0)

11422.11?Cp722.4=

6065.171 Cp7设`t7?190℃, P=30.0Mpa查<<小氮肥厂工艺设计手册>>附图1-5-1`至1-5-18的各组分气体比热容并计算得

表2.13

气体含量 各组分分压Pa 各组分在190度Cp'

N2 0.206

H2 0.619

CH4 0.115

Ar 0.035

NH3 0.025 7.500 52.250

61.875 185.625 34.615 10.385 30.514 29.678 45.980 20.984

Cp7?0.206*30.514?0.619*29.678?0.115*45.98?0.035*20.984?0.025*52.250?31.995kJ/kmol??C6065.171?189.568℃

31.995则 t7?t7?'t7189.568?190误差 =?10000??10000??0.22800

t7189.568假设值与计算值基本相符,计算有效.

?合成塔气体二次入口带入热量

Q7?(882706.357?5947436.88?63988.349)?(3275742.297?625664.000) =3092725.288 kJ/tNH3

41

(10) 合成塔绝热温升核算

?yNH3(?HR)Q损1 由 △t=?(?)

1?yNH3NTCp式中

11(35.829+31.995)=33.912 kJ/(kmol.℃) Cp=(Cp7?CP6)=

22代入上式得：

?t?10.14?53457.686163988.349 (?)=189.454℃

33.9121?0.16511422.1122.4=189.568+189.454=379.022℃ ? tt6?t7?189.454℃与前面假设基本相符，计算有效。

表2.14 合成塔热量平衡汇总表

收方

一次气体进口带入热Q5

支方

625664.000 一次气体出口带出热Q6

882706.357

二次入塔气体带入热Q7 3092725.288 二次气体出口带出热Q8 5947436.880

反应热QR 小计

2.5废热锅炉热量计算 (1) 内热气体带入热量Q8

由合成塔热平衡计算Q8?5947436.880kJ/tNH3

(2) 管内热平衡气体带出热量Q9

设tt9?220?C,P?29.4MPa

表2.15

气体含量

N2 0.166

H2 0.498

CH4 0.131

Ar 0.039

NH3 0.165

3275742.297 6994131.585

热损失Q损

小计

163988.349 6994131.585

42

各组分分压Pa 各组分在220度Cp'

48.842 146.525 38.556 11.567 30.681 29.469 47.652 20.984

48.510 49.324

Cp9?0.166*30.681?0.4998*29.469?0.131*47.652?0.039*20.984?0.165*49.324?34.997kJ/kmol??C? Q9?V9Cp9t9=

10049.48?34.997?220?3454233.359kJ/tNH3 22.4(3) 废热锅炉热负荷

?Q?Q9?Q8?3454233.359?5947436.880??2493203.521kJ/tNH3

(4) 软水量计算

设废热锅炉加入软水温度t=30,压力P=1.274Mpa,副产1.274Mpa饱和蒸汽，需软水量为X..

查 软水焓 I1?125.484kJ/kg

.716kJ/kg 蒸汽焓 I2?2784

收方 支方

管内热气体带入热量Q8 5947436.880 管内热气体带出热量Q9 3454233.359 软水带入热量Q软

小计

117649.438 6065086.318

蒸汽带出热量Q蒸

小计

2610852.959 6065086.318

?Q?X?I2?I1?由热平衡得

X? ?Q2493203.521??937.565KJ/kgI2?I12784.716?125.484所以废热锅炉带入热量 Q软?XI1?93.756*512.5484?1176.439KJ8/tNH3

蒸汽带出热量 Q蒸?117649.438?2493203.521?2610852.959KJ/tNH3

43

表2.16 废热锅炉热量汇总表

2.6 热交换器热量计算

t6t7t10图2.3

（1）冷气体带入热量Q6 由合成塔热平衡计算 Q6?882706.357kJ/tNH3 （2）热气体带入热量Q9 由废热锅炉热平衡计算Q9?3454233.359kJ/tNH3

（3）冷气体带出热量Q7 由合成塔热平衡计算Q7?3092725.288kJ/tNH3 （4）热气体出口温度计算 由热平衡得

Q6?Q9?Q7?Q10 Q10?Q6?Q9?Q7

?882706.357?3454233.359?3092725.288?1244214.427kJ/tNH3 Q10?V10CP10t10 ?t10?Q101244214.427*22.42773.318 ??V10CP1010049.48*CP10CP10 设t10?66.4℃ p=29.2MPa,

表2.17

气体含量 各组分分压Pa 各组分在66.4度Cp'

N2 0.166

H2 0.498

CH4

Ar

NH3 0.165

0.131 0.039

48.509 145.528 38.294 11.488 48.180 30.765 29.427 40.964 21.151 93.214

44

Cp10?0.166*30.765?0.498*29.427?0.131*40.964?0.039*21.151

?0.165*93.214?41.362kJ/kmol??C/?t10?2773.3182773.318 ??67.051℃

CP1041.362/t10?t1066.4?67.051误差= *100%?*100%??0.98%假设基本正确，计算有效。

t1066.4（5）热交换器热负荷?Q?Q7?Q6?Q10?Q9

=1244214.427-3454233.359=-2210018.931 kJ/tNH3

表2.18 热交换器热量汇总表

收方

冷气体带入热量Q6 热气体带入热量Q9

小计

2.7水冷器热量计算

由题知,水冷器出口热气体温度t11?35℃,设气体先冷却至35℃后,氨再冷凝.

(1) 热气体带入热量Q10由热交换器热平衡计算 Q10=1244214.427 kJ/tNH3 (2) 氨冷凝热

查≤小氨肥厂工艺设计手册≥表10-1-1

表2.19

气体含量 各组分分压Pa 各组分在35度Cp'

N2 0.181

H2 0.542

CH4 0.141

Ar 0.043

NH3 0.094 27.177 82.764

支方

882706.357 冷气体带入热量Q7 3092725.288 3454233.359 热气体带出热Q10 4336939.715

小计

1244214.427 4336939.715

52.380 157.037 41.007 12.398 31.350

29.511

39.919 21.318

.607KJ/kg 得35℃时氨冷凝热I?1705 45

Q冷?V11?INH3?830.54?16.769?170.5607=1060465.072 kJtNH3 22.4 式中16.769----液氨平均分子量

(3) 热气体带出热量Q11

, p=29.0 MPa t11?35℃

Cp11?0.181*31.350?0.542*29.511?0.141*39.919?0.043*21.318?0.094*82.764?35.955kJ/?kmol??C? 热气体带出热量

Q11?V11?Cp11?t11?(4) 液氨带出热量

查35℃液氨比热容,Cpl? 4.849 kJ/(kmol℃)

Q液?9218.94?35.955?35?517918.797 kJ/tNH3 22.4

V11l830.5?M?Cpl?t11??16.769?4.849?35?105516.327 kJ/tNH3 22.422.4(5) 冷却水量计算

设需要冷却水量为W,冷却上水ta?30℃,冷却下水tb?38℃,取冷却水比热容

Cpl?4.18kJ/kg 则冷却水吸收量为

?Q?Q收?Q支?(Q10?Q冷)?(Q11?Q液)

=1244214.427+1060465.072-517918.797-105516.327=1681244.376 kJ/tNH3 ?Q?W?Cp?(tb?ta)?1000 W??Q1681244.376??50.276m3

1000Cp(tb?ta)1000?4.18?(38?30) 冷却上水带入热量

Q上水?50.276?1000?4.18?30?6304666.410 kJ/tNH3 冷却下水带入热量

Q下水??Q?Q上水?1681244.376+6304666.410=7985910.786 kJ/tNH3

表2.20 水冷器热量汇总表

46

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