天然气合成氨年产19万吨 - 设计说明书 - 图文

《化工设计》

年产X万吨天然气合成氨合成段的工艺设计任务书

一、设计项目：年产X万吨天然气合成氨合成段的工艺设计 二、设计规模：X万吨/年，年生产时间：330 三、设计阶段：初步设计 四、设计条件与要求

1、合成塔进口气体组成（V%）

NH3：2.26% H2：58.79% N2：19.55% CH4：17.49% Ar：1.91% 2、合成塔出口气体NH3含量：17.8% 3、水冷器出口温度：35℃ 4、合成塔操作压力：30.0MPa 五、设计要求和工作量

完成设计报告一份

六、设计主要内容 1、工艺流程设计 2、物料衡算 3、热量衡算

4、主要设备工艺设计与选型化工设计报告

（大体章节要求） 摘 要

第一章 前言

第二章 天然气合成氨简介 第三章 合成氨工艺论证 第四章 工艺计算 4.1物料衡算 4.2能量衡算

第五章 主要设备的工艺计算及选型

主要结构参数表 第六章 设计小结 参考文献

七、设计主要参考文献 《化工原理》；《化工产品手册》；《化工工艺设计手册》；《小氮肥厂工艺设计手册》；《氮肥工艺设计手册》；《小合成氨厂工艺技术与设计手册》；《合成氨》；《无机化工生产技术》等

八、设计时间：2012.12.18-2012.12.24

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目录

摘要 .................................................................................................................................................. 1 第一章 前 言 ................................................................................................................................. 2 第二章 天然气合成氨简介 ............................................................................................................. 3 2.1 氨的性质、用途及重要性 ................................................................................................. 3

2.1.1 氨的性质 ............................................................................................................... 3 2.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用 ....................................................................... 3

2.2 合成氨生产技术的发展 ..................................................................................................... 3

2.2.1世界合成氨技术的发展 ........................................................................................ 3 2.2.2中国合成氨工业的发展概况 ................................................................................ 5

2.3合成氨转变工序的工艺原理 ............................................................................................. 6

2.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍 ............................................................................... 6 2.3.2 合成氨转化工序的工艺原理 ............................................................................... 7 2.3.3合成氨变换工序的工艺原理 ................................................................................ 7

2.4 设计方案的确定 ................................................................................................................. 8 第三章 合成氨工艺论证 ................................................................................................................. 9 3.1 氨合成过程的基本工艺步骤 ............................................................................................. 9 3.2氨合产工艺的选择 ........................................................................................................... 10 3.3工艺参数的确定 ............................................................................................................... 11 第四章 工艺计算 ......................................................................................................................... 12 4.1物料衡算 ........................................................................................................................... 13

4.1.1初始条件 .............................................................................................................. 13 4.1.2合成塔出口气组分 .............................................................................................. 13 4.1.3氨分离器气液平衡计算 ...................................................................................... 14 4.1.4冷交换器气液平衡计算 ...................................................................................... 15 4.1.5液氨贮槽气液平衡计算 ...................................................................................... 16 4.1.6液氨贮槽物料计算 .............................................................................................. 18 4.1.7合成系统物料计算 .............................................................................................. 19 4.1.8合成塔物料计算 .................................................................................................. 20 4.1.9水冷器物料计算 .................................................................................................. 21 4.1.10氨分离器物料计算 ............................................................................................ 21 4.1.11冷交换器物料计算 ............................................................................................ 21 4.1.12氨冷器物料计算 ................................................................................................ 22 4.1.13 冷交换器物料计算 ........................................................................................... 23

4.2 物料衡算结果汇总 ........................................................................................................... 24 4.3 热量衡算........................................................................................................................... 26

4.3.1冷交换器热量衡算 .............................................................................................. 26 4.3.2氨冷器热量计算 .................................................................................................. 28 4.3.3 循环机热量计算 ................................................................................................. 29 4.3.4 合成塔热量计算 ................................................................................................. 30 4.3.5 废热锅炉热量计算 ............................................................................................. 32 4.3.6 热交换器热量计算 ............................................................................................. 33 4.3.7 水冷器热量计算 ................................................................................................. 33 4.3.8 氨分离器热量核算 ............................................................................................. 34

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参考文献 .................................................................................................................................. 35

第五章 设计小结 ......................................................................................................................... 36 化工设计教师评分表 ..................................................................................................................... 37

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摘要

氨是重要的基础化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。

本设计是以天然气为原料年产十九万吨合成氨转变工序的设计。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术改进主要方向是开发性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。

设计采用的工艺流程简介：天然气经过脱硫压缩进入一段转化炉，把CH4和烃类转化成H2，再经过二段炉进一步转化后换热进入高变炉，在催化剂作用下大部分CO和水蒸气反应获H2和CO2，再经过低变炉使CO降到合格水平，去甲烷化工序。

本设计综述部分主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势以及工艺流程、参数的确定和选择，论述了建厂的选址；介绍了氨变换工序的各种流程并确定本设计高-低变串联的流程。工艺计算部分主要包括转化段和变换段的物料衡算、热量衡算、平衡温距及空速计算。设备计算部分主要是高变炉催化剂用量的具体计算，并根据设计任务做了转化和变换工序带控制点的工艺流程图。

本设计的优点在于选择较为良好的厂址和原料路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。

关键字：合成氨；天然气；转化；变换；

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第一章 前 言

本设计说明书是年产19万吨合成氨厂造气工段的初步设计。

氨是一种重要的化工原料，特别是生产化肥的原料，它是由氢和氮合成。合成氨工业是氮肥工业的基础。为了生产氨，一般均以各种燃料为原料。首先，制成含H2和CO等组分的煤气，然后，采用各种净化方法，除去气体中的灰尘、H2S、有机硫化物、CO、CO2等有害杂质，以获得符合氨合成要求的洁净的1：3的氮氢混合气，最后，氮氢混合气经过压缩至15Mpa以上，借助催化剂合成氨。

我国能源结构中，煤炭资源占很大比重。煤的气化是煤转化技术中最主要的方面，并已获得广泛的应用。煤气化提供洁净的可以管道输送的气体燃料。目前还在建设采用各种煤气化技术的工业化装置。煤气化在各方面的应用都依赖于煤气化技术的发展，这主要因为煤气化环节往往在总投资及生产成本中占相当大的比重。

我国合成氨工业原料路线是煤汽油并举，以煤为主。合成产量60%以上是以煤为原料，全国现有1000多家大中小型以煤为原料的合成氨厂。随着油价的不断上涨，今后将停止以油为原料的新设备建设，并要求进行以煤代油的技术改造。

本说明书是在工艺和设备计算的基础上加以工艺论证及选择而编制的。主要内容包括：绪论、设计任务及要求、生产方案，生产流程的选择及论证、制气生产原理、工艺指标、设备计算及选型。此外，随书附有造气工段带控制点工艺流程图。

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第二章 天然气合成氨简介

2.1 氨的性质、用途及重要性

2.1.1 氨的性质

氨分子式为NH3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。人们在大于100cm3/m3氨的环境中，每天接触8小时会引起慢性中毒。

氨的主要物理性质有：极易溶于水，溶解时放出大量的热。氨水溶液呈碱性，易挥发。液氨和干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。

氨的化学性质有：在常温下相当稳定，在高温、电火花或紫外光的作用下可分解为氮和氢。具有可燃性，自然点为630℃，一般较难点燃。氨与空气或氧的混合物在一定范围内能够发生爆炸。氨的性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐。

2.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用

氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。氨主要用于农业，合成氨是我化肥工业的基础，氨本身是最重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大都是先合成氨，再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分均占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、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”。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。

合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。氨作为最为重要的基础化工产品之一，同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10%的能源用于合成氨。

随着世界人口的不断增加，用于制造尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵以及其它化工产品的氨用量也在增长。据统计1994年世界氨产量为113.46Mt，其中中国、美国、印度、俄罗斯四个主要产氨国占了一半以上。在化学工业中合成氨工业已经成为重要的支柱产业[1]。

2.2 合成氨生产技术的发展

2.2.1世界合成氨技术的发展

(一) 原料构成的变化

为了合成氨，首先必须提供氮和氢。氮来自空气，氢来自水。气和水到处都有，而且取之不尽。传统的制氮方法是在低温下将空气液化、分离，以及水电解制氢。由于电解制氢法，电能消耗大，成本高。传统方法还是采用高温下将各种燃料和水蒸气反应制造氢。因此合成氨生产的初始原料是焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等，世界合成氨经过60多年的发展，合成氨的原料构成已从固体燃料为主转移到以气体燃料和液体原料为主。

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自从北美大量开发天然气资源成功之后，20世纪50年代开始采用天然气制氨。因为天然气便于管道运输，用作合成氨的原料具有投资省、能耗低等明显优点。到20世纪60年代末，国外主要产氨国都已先后停止用焦炭、煤为原料，而以天然气、重油等为原料，天然气所占比重不断上升。一些没有天然气资源的国家，如日本、英国在解决了石脑油蒸汽转化过程的析碳问题后，1962年开发成功石脑油为原料生产合成氨的方法。石脑油经脱碳、气化后，可采用和天然气为原料的相同生产装置制氨。但石脑油价格比天然气高，而且又是石油化工的重要原料，用于制氨受到一定限制。为了扩大原料范围，又开发了用重油部分氧化法制氢。从此比石脑油价廉、来源广泛的重油和减压渣油开始作为合成氨的另一种原料。

此后合成氨工业又经过多年的发展，特别是以天然气为原料的合成氨工业占了很大的比重，本设计就是以天然气为原料合成氨，主要是转化工段的设计。

(二) 生产规模大型化

20世纪50年代以前，氨合成塔的最大能力为日产200t氨，到60年代初期为400t。随着蒸汽透平驱动的高压离心式压缩机研制成功，美国凯洛格公司运用建设单系列大型炼油厂的经验，首先运用工艺过程的余热副产高压蒸汽作为动力，于1963年和1966年相继建成日产544.31t和907.19t的氨厂，实现了单系列合成氨装置的大型化，这是合成氨工业发展史上第一次突破。大型化的优点是投资费用低，能量利用率高，占地少，劳动生产率高。从20世纪60年代中期开始，新建氨厂大都采用单系列的大型装置。但是，大型的单系列合成氨装置要求能够长周期运行，对机器和设备质量要求很高，而且在超过一定规模以后，优越性并不十分明显了。因此大型氨厂通常是指日产600t级，日产1000t级和日产1500t级的三种。现在世界上规模最大的合成氨装置为日产1800t氨，1991年在比利时的安特卫普建成投产。

(三) 低能耗新工艺

合成氨，除原料为天然气、石油、煤炭等一次能源外。整个生产过程还需消耗较多的电力、蒸汽等二次能源，而用量又很大。现在合成氨能耗占世界能源消费总量的3%，中国合成氨生产能耗约占全国能耗的4%。由于吨氨生产成本中能源费用占70%以上，因此能耗是衡量合成氨技术和经济效益的重要标志。

以天然气为原料的日产1000t合成氨装置吨氨能耗目前已从20世纪70年代的40.19GJ下降到39.31GJ左右，而且以天然气为原料的大型氨厂的所需动力约有85%可由余热供给[3]。

(四) 生产自动化

合成氨生产特点之一是工序多、连续性强。20世纪60年代以前的过程控制多采取分散方式，在独立的几个车间控制室中进行。自从出现单系列装置的大型氨厂，除泵类有备用外，其它设备和机器都是一台。因此，某一环节的失调就会影响生产，为了保证长周期的安全生产，对过程控制提出更高的要求，从而发展到把全流程的温度、压力、流量、物位和成分五大参数的模拟仪表、报警、连锁系统全部集中在中央控制室显示和监视控制。

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2.2.2中国合成氨工业的发展概况

中国合成氨生产是从20世纪30年代开始的，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，一个是由著名爱国实业家范旭东先生创办的南京永利化学工业公司铔厂—— 永利宁厂，现南京化学工业公司的前身；另一个是日本占领东北后在大连开办的满洲化学工业株式会社，最高年产量不超过50Kt（1941年）。此外在上海还有一个电解水制氢生产合成氨、硝酸的小型车间。

中华人民共和国成立以来，化工部门贯彻为农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过50多年的努力，中国已拥有多种原料、不同流程的大、中、小型合成氨厂1000多个，1999年总产量为34.52Mt氨，已跃居世界第1位，已掌握了以焦炭、无烟煤、褐煤、焦炉气、天然气及油田气和液态烃等气固液多种原料生产合成氨的技术，形成中国大陆特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的合成氨生产格局。

中国合成氨工业的发展经历了以下几个阶段。 第一、恢复老厂和新建中型氨厂

20世纪50年代初，在恢复和扩建老厂的同时，从原苏联引进以煤为原料、年产50kt的三套合成氨装置，并创建了吉化、兰州、太原三大化工基地，后又自行设计、制造了7.5万吨合成氨系统，以川化的创建为标志。到60年代中期中氮已投产了15家。20世纪60年代随着石油、天然气资源的开采，又从英国引进一套以天然气为原料的加压蒸汽转化法年产100kt合成氨装置(即泸天化)；从意大利引进一套以重油为原料的部分氧化法年产50kt合成氨装置，从而形成了煤油气原料并举的中型氨厂生产系统，迄今为止，已建成50多座中型氨厂。

第二、小型氨厂的发展

从20世纪60年代开始在全国各地建设了一大批小型氨厂，1979年最多时曾发展到1539座氨厂。

第三、大型氨厂的崛起

20世纪70年代是世界合成氨工业大发展时期。由于大型合成氨装置的优越性，1972年2月中国作出了成套引进化学肥料技术和设备的决定。1973年开始，首批引进13套年产300kt合成氨的成套装置(其中10套为天然气为原料，建在川化、泸天化、云南、贵州等地)，为了扩大原料范围，1978年又开始第二批引进4套年产300kt合成氨装置。

中国是世界上人口最多的农业大国，为了在2000年氮肥产量达到基本自给自足，最近十年先后陆续引进14套具有20世纪90年代先进水平的年产300kt合成氨成套设备，同时从20世纪70年代起，我国开始了大型合成氨成套装置的自行设计、自行制造工作，第一套年产30万吨的合成氨装置于80年在上海建成投产。特别是于90年代初在川化建成投产的年产20万吨合成氨装置达到了当时的国际先进水平。从而掌握了世界上几乎所有先进的工艺和先进技术如低能耗的凯洛格工艺、布朗工艺等，通过对引进技术的消化吸收和改造创新，不但使合成氨的技术水平跟上了世界前进的步伐，而且促进了国内中小型氨厂的技术发展。

至今，在32套引进装置中，原料为天然气、油田气的17套，渣油7套，石脑油5套，煤2套和尤里卡沥青1套，加上上海吴泾，成都的两套国产化装置，合成氨总能力为10.22Mt。中国潜在的天然气资源十分丰富，

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除新勘探的新疆塔里木盆地有大量的天然气可以通过长距离的管线东输外，对海南莺歌海域蕴藏的天然气已决定在新世纪初新建一套引进的年产450kt合成氨装置，这将是中国规模最大的一套合成氨装置。

2.3合成氨转变工序的工艺原理

2.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍

合成氨的生产过程包括三个主要步骤：原料气的制备、净化和压缩和合成。

(1)原料气制备

将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

(2)净化

对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 ① 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%～40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：

CO+H2O→H2+CO2 ΔH=-41.2kJ/mol；

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 ② 脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。 粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。

③ 气体精制过程

经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm/m(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻( < -100℃)条件下用液氮吸收分离

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少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm/ m以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm/m以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

CO+3H2CO2+4H2

CH4+H2O ΔH=-206.2kJ/mol； CH4+2H2O ΔH=-165.1kJ/mol；

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(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%～20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

N2+3H2

2NH3(g) ΔH=-92.4kJ/mol；

2.3.2 合成氨转化工序的工艺原理

本设计中的合成氨转变工序是指转化工序和变换工序的合称。

转换工序是指天燃气中的气态烃类转换成H2、CO和CO2，并达到要求，合成氨厂的转化工序分为两段进行。在一段转化炉里，大部分烃类与蒸汽于催化剂作用下转化成H2、CO和CO2。 烷烃：

CnH2n+n+nH2O→nCO+(2n+1)H2

或

C0nH2n+n+2nH2O→nCO2+(3n+1)H2

烯烃：

CnH2n+nH2O→nCO+2nH2

CnH2n+2nH2O→nCO2+3nH2

接着一段转化气进入二段转化炉，在此加入空气，由一部分H2燃烧放出热量，催化剂床层温度上升到1200～1250 ℃，并继续进行甲烷的转化反应。

CH4+H2O→CO+3H2 CH4+2H2O→CO+4H2

二段转化炉出口气体温度约950～1000 ℃，残余甲烷含量和（H2+CO）/N2

比均可达到指标。

2.3.3合成氨变换工序的工艺原理

变换工序是指CO与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工艺流程中起着非常重要的作用。

目前，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%～40%，合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换工段主要利用CO变换反应式：

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CO+H2O→CO2+H2 ΔH 298=-41.20kJ/mol

在不同温度下分两步进行，第一步是高温变换（简称高变）使大部分CO转化为CO2和H2，第二步是低温变换简称低变，将CO含量降到0.3%左右。因此，CO变换既是原料气制造的继续，又是净化的过程。

2.4 设计方案的确定

合成氨生产的原料有焦炭、煤、焦炉气、天然气、石脑油、重油等。本设计选择天然气作为原料，主要考虑到我国天然气资源丰富及清洁节能等原因，详如下述。

首先，我国天然气资源比较丰富，新疆地区有得天独厚的区位优势。地质资源总量约38～39万亿立方米，列世界第十位，其中陆上30万亿立方米，海上9万亿立方米。已探明储量约1.9万亿立方米，仅占资源总量的5%左右，列世界第16位，天然气资源勘探潜力很大。近年来我国天然气勘探取得了重大突破，陆上已在新疆、陕甘宁、川渝和青海形成四大气区；海上气田以渤海、南海西部地区和东海西湖凹陷作为重点勘探和增加产量的地区。新疆天然气资源也十分丰富，所以在选择天然气作为原料合成氨有着明显的区位优势。

其次，我国天然气工业高速发展方兴未艾。据最新的《石油与勘探开发》介绍，目前，我国天然气工业正处于发展高峰时期，且发展速度越来越快。近年来，国家对环境问题越来越重视。天然气作为一种清洁优质的能源，在我国改善能源结构，以及我国在大力推动低碳经济发展的过程中，获得了前所未有的大发展。无论是在传统的天然气产区，还是在新的天然气勘探开发区，近几年，我国天然气工业的发展都呈现出前所未有的良好态势。我国将大力提高天然气在我国能源消费结构中的比重。天然气作为化石能源中污染最少的能源，热值相应高于煤炭与石油。在目前我国的能源消费结构里，煤炭占67％，石油占20％，而天然气却只占3.4％，远低于23.5％的世界平均水平。加大天然气在能源消费结构中的比重，既有利于促进节能减排，又能够维持经济与社会可持续发展。

第三，以天然气为原料合成氨工艺比重油和煤为原料的工艺成本低，而且能耗低。根据计算，若大型氨厂分别用石脑油、渣油、天然气和煤为原料制氨，其价格分别按1800元/t、1400元/t、1.20元/m3和260元/t计，中压蒸汽价格按78元/t计，对应的合成氨成本分别为1721元/t、1557元/t、1493元/t和1021元／t。可见，在这4种原料中，以煤为原料制氨成本最低,然而，以煤为原料合成氨能耗远大于天然气。天然气工艺技术目前最可靠，天然气合成氨工艺成熟、生产可靠、连续。煤头技术中，固定层气化流程，虽然工艺成熟，但气化消耗高，环保污染严重、难以达标、厂区环境恶劣。

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第三章 合成氨工艺论证

3.1 氨合成过程的基本工艺步骤

实现氨合成的循环，必须包括如下几个步骤：氮氢原料气的压缩并补入循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力并循环使用，排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。

由于采用压缩机的型式、氨分冷凝级数、热能回收形式以及各部分相对位置的差异，而形成不同的工业生产流程，但实现氨合成过程的基本工艺步骤是相同的。

(1)气体的压缩和除油

为了将新鲜原料气和循环气压缩到氨合成所要求的操作压力，就需要在流程中设置压缩机。当使用往复式压缩机时，在压缩过程中气体夹带的润滑油和水蒸汽混合在一起，呈细雾状悬浮在气流中。气体中所含的油不仅会使氨合成催化剂中毒、而且附着在热交换器壁上，降低传热效率，因此必须清除干净。除油的方法是压缩机每段出口处设置油分离器，并在氨合成系统设置滤油器。若采用离心式压缩机或采用无油润滑的往复式压缩机，气体中不含油水，可以取消滤油设备，简化了流程。

(2)气体的预热和合成

压缩后的氢氮混合气需加热到催化剂的起始活性温度，才能送入催化剂层进行氨合成反应。在正常操作的情况下，加热气体的热源主要是利用氨合成时放出的反应热，即在换热器中反应前的氢氮混合气被反应后的高温气体预热到反应温度。在开工或反应不能自热时，可利用塔内电加热炉或塔外加热炉供给热量。

(3)氨的分离

进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口气体氨含量一般为10～20％，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种，一是水吸收法；二是冷凝法，将合成后气体降温，使其中的气氮冷凝成液氨，然后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。

目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氮贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来，通常称为“贮罐气”。

(4)气体的循环

氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢氮气，除为降低情性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回

9

《化工设计》

合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循环机进出口压差约为20～30大气压，它表示了整个合成循环系统阻力降的大小。

(5)惰性气体的排除

氨合成循环系统的情性气体通过以下三个途径带出：(1)一小部分从系统中漏损；(2)一小部分溶解在液氨中被带走；(3)大部分采用放空的办法，即间断或连续地从系统中排放。

在氨合成循环系统中，流程中各部位的惰性气体含量是不同的，放空位置应该选择在惰性气体含量最大而氨含量最小的地方，这样放空的损失最小。由此可见，放空的位置应该在氨已大部分分离之后，而又在新鲜气加入之前。放空气中的氨可用水吸收法或冷凝法加以回收，其余的气体一股可用作燃料。也可采用冷凝法将放空气中的甲烷分离出来，得到氢、氮气，然后将甲烷转化为氢，回收利用，从而降低原料气的消耗。

有些工厂设置二循环合成系统，合成系统放空气进入二循环系统的合成塔，继续进行合成反应，分离氨后部分情性气体放空，其余部分在二循环系统继续循环。这样，提高了放空气中惰性气体含量，从而减少了氢氮气损失。

(6)反应热的回收利用

氨的合成反应是放热反应，必须回收利用这部分反应热。目前回收利用反应热的方法主要有以下几种：

(1) 预热反应前的氢氮混合气。在塔内设置换热器，用反应后的高温气体预热反应前的氢氮混合气，使其达到催化剂的活性温度。这种方法简单，但热量回收不完全。目前小型氨厂及部分中型氨厂采用此法回收利用反应热。

(2) 预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽。既在塔内设置换热器预热反应前的氢氮混合气，又利用余热副产蒸汽。按副产蒸汽锅炉安装位置的不同，可分为塔内副产蒸汽合成塔(内置式)和塔外副产蒸汽合成塔(外置式)两类。目前一般采用外置式，该法热量回收比较完全，同时得到了副产蒸汽，目前中型氮厂应用较多。

(3)预热反应前的氢氮混合气和预热高压锅炉给水。反应后的高温气体首先通过塔内则换热器预热反应前的氢氮混合气，然后再通过塔外的换热器预热高压锅炉给水。此法的优点是减少了塔内换器的面积，从而减小了塔的体积，同时热能回收完全。目前大型合成氨厂一般采用这种方法回收热量。用副产蒸汽及预热高压锅炉给水方式回收反应热时，生产一吨氨一般可回收0.5～0.9吨蒸汽。

3.2氨合产工艺的选择

考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收

10

《化工设计》

降低能耗。

氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利, 但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，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。 一般中小氮肥厂多为32MPa , 大型厂压力较低,为10～20MPa。由于近来低温氨催化剂的出现, 可使合成压力降低。

合成反应热回收是必需的, 是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率,多产蒸汽外, 应考虑提高回收热的位能, 即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高, 当然投资要多, 根据整体流程统一考虑。

本次设计选用中压法（压力为32MPa）合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。

本设计主要是转化和变换工序的工艺设计，所选流程为：

压缩 脱硫 一段转化 天然气

变换气去甲烷

低温变化 高温变化 空气 压缩 二段转化 天然气 天然气蒸汽转化和变换工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为能否正常生产出合格的变换气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。在本设计中，甲烷和其他烃类转化为CO和H2的转化工序采用的是两段炉催化转化，经过二段转化后，甲烷含量约为0.5%左右。CO变换工序采用了高变串低变的工艺流程路线，经过低温变换后的气体中CO含量为0.4%左右。

3.3工艺参数的确定

以天然气为原料合成氨生产装置转化变换工序设计，其主要参数是一、二段转化工艺和CO高-低变串联流程的温度和压力。天然气经加氢脱硫，出口总硫量小于0.5ppm后，在压力3.03MPa、温度380℃左右的条件下配入中压蒸汽达到水碳比为3.5（R=3.5），进入一段转化炉的对流段加热，气体一边加热一边反应，出反应管的温度在822℃左右，最后沿集气管中间的上升管上升，继续吸收一些热量，使温度升到850℃左右，经输气总管送往二段转化炉。

11

《化工设计》

工艺空气经压缩机压到3.3～3.5 MPa，也配入少量水蒸气，然后进入对流段的工艺空气加热盘预热到480℃左右，进入二段炉顶部与一段转化气汇合，在顶部燃烧区燃烧、放热，温度升到1200℃左右，在通过催化剂床层时继续反应并吸收热量，离开二段转化炉的温度约为1000℃左右，压力为3.0 MPa，所得混合气残余甲烷含量约为0.3％。

经二段转化后的合成气送入第一换热器，接着又送入第二换热器，使合成气温度由1003℃降到360℃左右，利用这些能量制取高压蒸汽。从第二换热器出来的气体继续送往变换工序处理。

含CO的原料合成气经换热器降温，在压力3.0 MPa、温度371℃下进入高变炉（因原料气中水蒸气含量较高，一般不需要加蒸汽）。经高变处理后，气体中CO降到3.0％左右，温度为425～440℃。气体通过高变废热锅炉，冷却到336℃左右，锅炉产生10.0MPa的饱和蒸汽。由于此时气体温度还不能进行低温变换，于是将变换气用来加热其它工艺气体，而变换气被冷却到241℃后进入低变炉。经低变处理后，气体残余CO降到0.3％～0.5％之间，再送入后续工段继续净化。

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 计算物料点流程

第四章 工艺计算

12

《化工设计》

4.1物料衡算

4.1.1初始条件

（1） 年产19万吨，年产时间扣除检修时间后按330天计算，则产量为23.9899t/h。

（2） 新鲜补充气组成如下表：

组分 含量/% 组分 含量/%

NH3 2.26

H2 60.149 H2 58.79

N2 20.002 N2 19.55

CH4 17.8944 CH4 17.49

Ar 1.954 Ar 1.91

总计 100.00 总计 100.00

（3）入塔气体组成如下表： （4） 合成塔入口氨含量：NH3=2.26%

（5） 合成塔出口氨含量：NH3=17.8%

（6） 合成塔入口惰性气体含量：CH4+Ar=19.4% （7） 合成塔操作压力：30.0MPa （8） 水冷器出口温度：35℃

4.1.2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?y?出，NH3?1?y?y入，NH3出，NH3???1000??0.1780?0.0226??131.9185kmol?1?0.1780?

出塔气量:

M8=1000-131.9185?868.0815kmol 出塔氨含量：yNH3=17.8%

出塔甲烷含量：

yCH4?1000?17.49%?20.1479?8.0815

出塔氩含量：

yAr?1000?1.91%?2.20?8.0815

3??1?0.178?0.201479?0.0220??100%?44.889%4 1??1?0.178?0.201479?0.0220??100%?14.963% 4H2 44.889

N2 14.963

CH4 20.1479

Ar 2.20

总计 100.00

出塔氢含量：

yH2?出塔氮含量： yN2?组分 含量/%

NH3 17.8

出塔气体组成含量如下表所示：

合成率?2?131.9185?100%?33.678% ?1000??1-0.0226-0.1794-0.0191 13

《化工设计》

4.1.3氨分离器气液平衡计算

已知氨分离器入口混合物组分

NH3 0.178

设

H2 0.44889

mi，则氨分离器入口混合物组分如下表所示：

N2 0.14963

CH4 0.201479

Ar 0.220

查 35℃，p?29.4MPa各组分平衡常数： 表4-1-5 平衡常数表

KNH3 KCH48.2 KAr 28.2 KH227.5 KN234.5 0.098 V?10.8 ， 代入Li?Lmi计算各组分溶解液量:

V1??KiL

LH2LN20.178?0.0864749

1?10.8?0.0980.201479LCH4??0.0022497

1?10.8?8.20.220LAr??0.00071999

1?10.8?28.20.44889??0.001506341?10.8?27.5 0.14963??0.00040804 1?10.6?34.5LNH3?分离液体量：

L总?0.0864749?0.0022497?0.00071999?0.00150634?0.00040804?0.09135897分离气体量：V?1?L?1?0.09135897?0.90864103

??V?0.90864103?9.945832686 计算气液比：???L0.09135897??误差?10.8-9.945832686?100%?7.9089566%

10.8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?LNH3L?0.0864749 ?0.9465397870.09135897?0.0022497?0.0246248397

0.09135897液体中甲烷含量：xCH4?液体中氩含量：xAr?LCH4LLAr0.00071999??0.007880890076 L0.09135897

14

《化工设计》

液体中氢含量：xH2?LH2LLN2L?0.00150634 ?0.0164881450.091358970.00040804?0.004466337569

0.09135897Ar 0.7881

H2 1.6488

N2 0.4466

合计 100

液体中氮含量：xN2??氨分离器出口液体含量（%）

NH3 94.6539

分离气体组分含量： 气体氨含量 ：yCH4 2.46248

NH3?mNH3?LNH3VmCH4?LCH4V?0.178?0.0864749 ?0.10072750.908641030.201479?0.0022497 ?0.0119922930.90864103气体甲烷含量：yCH?4气体氩含量：yAr?气体氢含量：yH2??mAr?LAr0.220?0.00071999??0.2413274 V0.90864103mH2?LH2VmN2?LN2VCH4 1.19923

?0.44889?0.00150634?0.4923657

0.908641030.14963?0.00040804?0.1642254

0.90864103Ar 24.1327

H2 49.2366

N2 16.4225

合计 100

气体氮含量：yN2??氨分离器出口气体含量（%）

NH3 10.0728

4.1.4冷交换器气液平衡计算

xi?根据气液平衡原理由合成塔入口气体含量

yiKi，由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，

yi和操作条件下的分离温度可查出

Ki，便可解出

xi。

查 T??10℃, p?28.028MPa的平衡常数：

平衡常数表

KNH3 0.10255

KCH4 27

KAr 51

KH2 75

KN2

80

冷交换器出口液体组分含量： 出口液体甲烷含量 ：xCH4?yCH4KCH4?0.011992293 ?0.0004415927 15

《化工设计》

出口液体氩含量：xAr?yAr0.2413274 ??0.0047319KAr51出口液体氢含量：xH2?yH2KH2yN2KN2?0.4923657 ?0.006564876750.1642254 ?0.002052817580出口液体氮含量：xN2??1-0.0044159-0.0047319-0.006564876-0.0020528175?0.9822345 出口液体氨含量：

冷交换器出口液体组分含量（%）

NH3 98.2235

CH4 0.04416

Ar 0.4732

H2 0.6565

N2 0.2053

合计 100

4.1.5液氨贮槽气液平衡计算

图 液氨贮槽气液平衡图 L15 L21 L16 L19 V20 液氨储槽 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?0.0226???0.178?0.100728??0.5654391?0.178?0.0226???1?0.100728?水冷后分离液氨占总量的56.54391%，冷交分离

液氨占总量的43.4561%。

以液氨贮槽入口 1kmol液体计算为准，即 L0?1kmol，入口液体混合后组分含量：

m0,i?0.56544x1,i?0.43456x1,j

混合后入口氨含量：

m0,NH3?0.56544?0.9465398?0.434561?0.9822345?0.96205227混合后入口甲烷含量：

m0,CH4?0.56544?0.0246248397?0.434561?0.0044159?0.0014115767混合后入口氩含量：

m0,Ar?0.56544?0.00788089?0.434561?0.0047319?0.00647636

混合后入口氢含量：

m0,H2?0.56544?0.016488145?0.434561?0.006564876?0.01217633

混合后入口氮含量：

m0,N2?0.56544?0.0044663375?0.434561?0.0020528175?0.0034175

16

《化工设计》

液氨贮槽入口液体含量（%）

m0,NH3 96.2052 m0,CH4 1.41158 m0,Ar 0.6476 m0,H2 1.2176 m0,N2 0.3418 小计 100 当 T?17℃ (由热平衡计算得) p?1.568MPa平衡常数：

平衡常数表 KNH3 KCH4170 Li? KAr 540 KH2575 KN2620 0.598 根据气液平衡

m0,iV1??KiVL?0.06,代入上式得: ,设

L出口液体氨含量：LNH3m0,NH30.962052???0.928729

V1??KNH31?0.06?0.598Lm0,CH40.0141158??0.00126

V1??KCH41?0.06?170L出口液体甲烷含量：LCH4?出口液体氩含量：LAr?m0,Ar0.6476??0.019389

V1??KAr1?0.06?540L出口液体氢气含量：LH2?m0,H20.012176??0.00061296

V1??KH21?0.06?575Lm0,N20.003418??0.0000089476kmol

V1??KN21?0.06?620L出口液体氮气含量：LN2?出口液体总量：

L总?0.928729?0.00126?0.019389?0.00061296?0.0000089476?0.94999991kmol

出口气体总量：V?1?L?1?0.94999991?0.050kmol

??V??0.050?则??????0.051631681 ?L??0.94999991?出口液体组分含量

17

《化工设计》

出口液体氨含量：xNH3?LNH3L?0.928729 ?0.97760960.94999991?0.00126 ?0.00132630.94999991出口液体甲烷含量：xCH4?出口液体氩含量：xAr?LCH4LLAr0.019389??0.0204095 L0.94999991出口液体氢气含量：xH2?LH2LLN2L?0.00061296 ?0.000645220.949999910.0000089476?0.00000941853

0.94999991出口液体氮气含量：xN2?? 液氨贮槽出口液氨组分（%） NH3 97.76 CH4 0.1326 Ar 2.0410 H2 0.0645 N2 0.00094 小计 100 出口弛放气组分含量： 弛放气氨含量：yNH3?m0,NH3?LNH3V?0.96205227?0.928729?0.6664654

0.05?0.0014115767?0.00126?0.003031534

0.05弛放气甲烷含量：yCH4?m0,CH4?LCH4V?弛放气氩含量：yAr?m0,Ar?LArV0.00647636?0.0019389?0.0907492

0.05弛放气氢气含量：yH2?m0,H2?LH2Vm0,N2?LN2V?0.01217633?0.00061296?0.2312674

0.050.0034175?0.0000089476?0.06817

0.05弛放气氮气含量：yN2??出口弛放气组分含量(%) NH3 66.65 CH4 0.3032 Ar 9.075 H2 23.127 N2 6.817 小计 100 4.1.6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

３

L(19)=1000×22.4/(0.97761×17)=1347.82m

３

其中 NH3 L(19NH3)=L(19NH3)×X(19NH3)=1347.82×97.76096﹪=1317.647 m

３

CH4 L(19CH4)=L(19CH4)×X(19CH4)=1347.82×0.13263﹪=1.7876 m

３

Ar L(19Ar)=L(19Ar)×X(19Ar)=1347.82×2.04095﹪=27.508 m

18

《化工设计》

H2 L(19H2)=L(19H2)×X(19H2)=1347.82×0.064522﹪=0.8696 m

３

N2 L(19N2)=L(19N2)×X(19N2)=1347.82×0.000941853﹪=0.01269448 m 液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.050

３

V(20)=0.050×L(19)=0.050×1347.82=67.391m

３

其中 NH3 V(20NH3)=V(20NH3)×y(20NH3)=67.391×66.64654﹪=44.9134 m

３

CH4 V(20CH4)=V(20CH4)×y(20CH4)=67.391×0.30315﹪=0.2043m

３

Ar V(20Ar)=V(20Ar)×y(20Ar)=67.391×9.075﹪=6.1157m

３

H2 V(20H2)=V(20H2)×y(20H2)=67.391×23.12674﹪=17.5853 m

３

N2 V(20N2)=V(20N2)×y(20N2)=67.391×6.817﹪=4.594 m

３

液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(20)=1347.82+67.391=1415.211 m 液氨贮槽进口液体：

３

由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(21)=L(19)+V(20)=1415.211m 入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i)

３

其中 NH3 L(21NH3)=1317.647+44.9134=1362.5604 m

３

CH4 L(21CH4)=1.7876 +0.2043=1.98306 m

３

Ar L(21Ar)=27.508 +6.1157 =33.6237 m

３

H2 L(21H2)=0.8696+17.5853= 18.4549m

３

N2 L(21N2)=0.01269448+4.594=4.60669 m 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)=1362.5604/1415.211×100﹪=96.2797﹪ 入口液体中甲烷含量 m′(0CH4)=1.98306/1415.211×100﹪=0.14012﹪ 入口液体中氩含量 m′(0Ar)= 33.6237 /1415.211×100﹪=2.3759﹪ 入口液体中氢气含量 m′(0H2)= 18.4549/1415.211×100﹪=1.3040% 入口液体中氮气含量 m′(0N2)= 4.60669/1415.211×100﹪=0.3255% 入口液体中组分含量 m′(0i)≈ M′(0i)

３

4.1.7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，液氨贮槽弛放气V弛，产平液氨L氨 。

系统示意图（如左所示）

由前计算数据如下表： 名称 补充气 放空气 弛放气 NH3 -- 0.09376 CH4 0.178944 0.14140 Ar 0.01954 0.02675 H2 0.61149 0.41494 0.2312674 N2 0.20002 0.12061 0.06817 气量Nm３ V补 V放 67.391 0.6664654 0.0030315 0.0907492 19

《化工设计》

液氨 入塔气 出塔气 0.982235 0.00226 0.178 0.0004416 0.004732 0.1149 0.201479 0.0191 0.0220 0.006565 0.5879 0.44889 0.002053 0.1955 0.14963 1347.82 V入 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 ┉┉┉┉┉┉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 ┉┉┉┉┉┉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(0.178944+0.01954)=V放(0.14140+0.04275)+67.391(0.0030315+0.0907492) V补=2.866225V放+31.84123 ┉┉┉┉┉┉③ 循环回路中氨气气体平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛y NH3弛+LNH3 0.178944V出-0.00226V入=0.09376V放 + 1347.82 ┉┉┉┉┉┉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-67.391-1347.82= V出 + V补－V放- 1415.211 ┉┉┉┉┉┉⑤ 联立①②③④⑤各式解得：

V放=124.552 m３; V补=3605.45 m３; V出=9785.543 m３; V入=11835.532 m3 4.1.8合成塔物料计算

入塔物料：V5=11835.532 m3

NH3 V5NH3=11835.532×0.226﹪=26.7483m3 CH4 V5CH4=11835.532×17.49﹪=2070.034547m3 Ar V5Ar=11835.532×1.91﹪=226.058m3 H2 V5H2=11835.532×58.79﹪=6958.10926m3 N2 V5N2=11835.532×19.55﹪=231.3465m3

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=11835.532 m3

出塔物料 V8=9785.543 m3

NH3 V8NH3=9785.543×17.8﹪=1741.827 m3 CH4 V8CH4=9785.543×20.1479﹪=1971.58 m3 Ar V8Ar=9785.543×2.20﹪=395.380 m3

H2 V8H2=9785.543×44.889﹪=4392.632397 m3 N2 V8N2=9785.543×14.963﹪=1464.210789 m3

合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V8NH3-V5NH3

20

《化工设计》

=1741.827 - 26.7483=1715.0787m3

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=11835.532 m3

4.1.9水冷器物料计算

3

进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即 V10入=11835.532 m 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)=10.6 ┉┉┉┉┉┉① V11出+L11出=L10入=11835.532 ┉┉┉┉┉┉②

将 V11出=10.6L11出带入②得:

L11出=1020.304483 m3 V11出=10815.22752 m3 出口气体组分由V11i=V11出y11i得:

其中， NH3 V11NH3=10815.22752×9.376%=1014.0357m3

CH4 V11CH4=10815.22752×14.140% =1529.2732mAr V11Ar=10815.22752× 2.675% =289.307m3 H2 V11H2=10815.22752×41.494% =4487.6705m3 N2 V11N2=10815.22752×12.061% =1304.42459m3

出口液体各组分由L11i=V8i-V11i

其中， NH3 L11NH3=1741.827 -1014.0357 =727.7913m3

CH4 L11CH4=1971.58 -1529.2732 =442.3068m3 Ar L11Ar=395.380 -289.307 =106.077m3

H2 L11H2=4492.632397 -4487.6705 =4.961897m3

N2 L11N2=1464.210789-1304.42459=159.786199m3

4.1.10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=10815.22752 +1020.304483=11835.532 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＝10815.22752 m3，出器液体L15＝L11出1020.304483 m3 氨分离器出口气体放空V13=124.552 m

其中， NH3 V13NH3=124.552×9.376% =11.677996m3

CH4 V13CH4=124.552×14.140% =17.611653m3 Ar V13Ar=124.552× 2.675% =3.331766m3 H2 V13H2=124.552×41.494% =51.681607m3

N2 V13N2=124.552×12.061% =15.0222167m3

4.1.11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

21

3

3

《化工设计》

V14=V12-V13=10815.22752 -124.552 =10690.67552 m3

其中， NH3 V14NH3=10690.67552 ×9.376% =1002.3577 m3

CH4 V14CH4=10690.67552 ×14.140% =1511.661519 m3 Ar V14Ar=10690.67552× 2.675%= 285.97557 m3 H2 V14H2=10690.67552 ×41.494% =4435.9889 m

出器物料（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/(10690.67552 +1002.3577 +a)=0.0649 a=763.835 m3

3

N2 V14N2=10690.67552 ×12.061% =1289.402374 m3

L17NH3=V14NH3-a=1002.3577 -763.835 =238.52255 m3 冷交换器热气出口气量及组分：

其中 NH3 V17NH3= V14NH3-L17NH3=1002.3577 -238.52255= 763.835 m3

CH4 V17CH4= V14CH4 =1511.661519 m3 Ar V17Ar=V14Ar=285.97557 m3 H2 V17H2= V14H2 =4435.9889 m3 N2 V17N2= V14N2=1289.402374 m3

出口总气量 V17=V14-L17NH3=10690.67552 -238.52255= 10452.15297 m3 出口气体各组分：

NH3 V17NH3／V17= 763.835／10452.15297×100％=7.3079％ CH4 V17CH4／V17= 1511.661519／10452.15297×100％=14.4626％ Ar V17Ar／V17=285.97557／10452.15297×100％=2.736％ H2 V17H2／V17= 4435.9889／10452.15297×100％=42.4409％

N2 V17N2／V17= 1289.402374／10452.15297×100％=12.3362％ 4.1.12氨冷器物料计算

进器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料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

进器气体组分含量 V18i=V1i+V17i NH3 V18NH3= V17NH3=571.219m3

22

《化工设计》

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 4.1.13 冷交换器物料计算

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┉┉┉┉┉┉①

23

《化工设计》

LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉②

冷交换器物料 将yNH3=0.0226，xNH3=0.98425代入上式：

示意图 V=（xNH3- mNH3）/（xNH3- yNH3）= 1.026- mNH3/0.95925┉┉③

③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V2NH3/V2

V2′=V1+V17′┉┉┉┉┉┉④ V17′=V8-V13-L15┉┉┉┉┉┉⑤

V2NH3′=V2NH3+L17NH3+L18NH3′┉┉┉┉┉┉⑥

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=11835.532 m3，V13=124.552 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③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=0.0902?11364.61=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 × 2.26% =285.462m

Ar V3Ar = 11418.474×1.91% =395.255m3 H2 V3H2= 11418.474 × 58.79%= 7065.18m3 N2 V3N2= 11418.474 × 19.55%= 2355.06m3

计算误差=（V3-V5）/V5 ×100％=5.422% 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％=32.601％ 计算误差=（G′-G分）/G′=5.346％

3

CH4 V3CH4= 11418.474 ×17.49%=1317.516m3

4.2 物料衡算结果汇总

将以上的计算结果汇总与下表：

装置 单位 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计

24

《化工设计》

氨冷器出口(气体)2 摩尔分数% m3/h kmol/h 20.51 62.041 7085.55 3401.28 11.524 1316.18 14152.5 631.81 3.484 397.85 4277.93 190.98 0.4732 395.25 4250.06 189.73 1.91 395.38 4251.41 189.8 2.20 395.38 4251.4 189.79 0.15 1.26 13.56 0.61 24.133 394.12 4237.86 189.19 2.675 5.88 63.26 2.82 3.92 388.24 4174.6 186.37 0.15 1.26 13.54 0.6 0.07 0.39 4.2 0.19 0.04 388.24 4174.6 2.439 278.56 2995.22 133.72 98.2235 285.46 3069.49 137.03 2.26 285.55 3070.46 137.07 17.8 1658.16 17829.72 795.79 95.64 794.22 8540 381.25 10.07275 863.95 8289.77 414.72 9.376 12.9 138.67 6.19 8.23 851.05 9151.1 408.53 95.64 794.22 8539.97 381.25 98.43 565.76 6083.41 271.58 0.06 571.22 6142.15 100 11420.79 122804.16 5482.33 100 11418.47 122779.44 5481.22 100 11422.11 100020.52 5482.97 100 10049.47 108058.92 4823.87 100 830.53 8930.5 398.69 100 9218.98 98128.82 4425.38 100 137.62 1479.76 66.05 100 9081.37 97649.16 4359.33 100 830.5 8930.12 398.67 100 574.83 6180.94 275.94 1 8801.54 94640.21 m3/T(NH3) 2342.65 1124.54 25189.79 76188.72 摩尔分数% 0.2053 0.6565 0.04416 冷交器m3/T(NH3) 2355.06 7065.18 1317.52 冷气出m3/h 25323.26 75969.77 14166.86 口3\\4\\5 kmol/h 1130.5 3391.51 632.45 合成塔m3/T(NH3) 2355.81 7067.43 1317.94 一次入m3/h 2533.32 75993.96 14171.37 口5\\6\\7 kmol/h 1130.86 3392.59 632.65 合成塔二次出口8\\9\\10 水冷器出口(液体)11 氨分离器出口气12 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 14.963 1669.5 801.41 0.52 4.35 46.82 2.09 44.899 5008.5 2404.23 1.97 16.37 176.06 7.86 4992.15 53679 2396.38 41.494 74.52 801.3 35.77 53.93 4917.63 2360.61 1.97 16.35 175.85 7.85 0.81 4.74 50.99 2.28 0.56 4917.63 20.1497 1317.93 632.65 1.72 14.33 154.06 6.88 1.19923 1303.61 14017.33 625.77 14.140 19.46 209.25 9.34 15.86 1284.15 13808.1 616.43 1.72 14.32 154 6.88 0.43 2.46 26.41 1.18 0.15 1284.15 13808.1 摩尔分数% 19.55 58.79 17.49 17951.62 53854.85 14171.33 摩尔分数% 16.42254 49.2366 m3/T(NH3) 1665.15 m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h 17904.86 799.32 12.061 24.86 267.28 11.93 18.06 1640.3 787.39 0.52 4.35 46.76 2.09 0.26 1.48 15.93 0.71 0.19 1640.3 放空气13 冷交换器热气进口14 氨分离器出口液氨15 冷交换器出口液氨16 冷交换器热气出口(气 25

17637.6 52877.76 17637.6 52877.76 《化工设计》

体)17 冷交换器热气出口(液体)17 氨冷器进口(气体)18 氨冷器进口(液体)18 氨冷器出口(液体)2 kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% 787.39 0 0 0 0 20 2360.61 0 0 0 0 60.49 7085.55 3401.29 0 0 0 0 0.01 4.74 50.99 2.28 60.149 2167.92 1040.67 23.127 20.1 216.14 9.65 0.0645 20.8 223.65 9.98 0.6565 0.7 7.52 0.34 616.43 0 0 0 0 11.24 1316.18 14152.52 631.81 0 0 0 0 0 2.46 26.41 1.18 17.8994 32.03 344.42 15.38 0.3032 14.73 158.37 7.07 0.1326 16.46 177 7.9 0.04416 1.73 18.63 0.83 186.37 0 0 0 0 3.4 397.85 4277.93 190.98 0 0 0 0 0 0.39 4.2 0.19 1.954 0 0 0 9.075 1.57 16.87 0.75 2.0410 1.63 17.5 0.78 0.4732 0.06 0.62 0.03 274.2 1 279.83 3008.95 134.33 4.87 571.22 6142.15 274.2 1 279.83 3008.95 134.33 0.98 565.76 6083.41 271.58 0 0 0 0 66.65 39.4 423.63 18.91 97.76 1357.04 14591.88 651.42 98.2253 1317.65 14168.25 632.51 4225 1 279.83 3008.95 134.33 100 11713.45 125951.22 5622.83 1 279.83 3008.95 134.33 1 574.83 6180.94 275.94 100 2902.31 31207.65 1393.2 100 81.38 875 39.06 100 1401.69 15071.95 672.84 100 1319.68 14190.14 633.8 m3/T(NH3) 2342.65 1124.55 0 0 0 0 0 1.48 15.93 0.71 20.002 702.36 337.15 6.817 5.58 59.99 2.68 5.76 61.92 2.76 0.2053 0.2 1.94 0.09 25189.82 76188.8 新鲜补充气⑴ 7552.21 23311.02 驰放气组成20 m3/T(NH3) m3/h kmol/h 液氨贮槽进口液体21 摩尔分数% 0.00094 m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 产品液氨19 4.3 热量衡算

4.3.1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t1=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》图平衡氨含量为2.27%时的冷凝温度t2=-10℃ ，

26

《化工设计》

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t=35 ℃，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.1696 52.561 31.35

H2 0.5088 157.579 29.511

CH4 0.152 41.149 39.919

Ar 0.0375 12.441 21.318

NH3 0.132 27.271 82.764

Cp1=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 Q1=V1Cp1t1=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：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.20125 58.049 33.022

H2 0.60375 175.576 29.427

CH4 0.136 32.614 38.038

Ar 0.034 9.858 21.402

NH3 0.025 6.902 45.980

Cp4=0.20125×33.022+0.60375×29.427+0.136×38.038+0.0345×21.402+0.025×45.98=31.281KJ/(Kmol℃)

（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：Q4L=574.83/22.4×17×4.556×(-10)=-19876.557 KJ/tNH3 （7）热气体带入热

查t3= 20℃，P=28.7MPa时的各组分在常压下，17℃的摩尔比热容并计算得：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.186 53.487 30.012

H2 0.559 160.354 29.260

CH4 0.146 41.874 39.71

Ar 0.044 12.66 21.318

NH3 0.065 18.626 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：Q3=V3Cp3t3=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℃

Q3L=279.83/22.4×17×4.682×17=119884.872KJ/tNH3

27

《化工设计》

（9） 冷气体中分离液氨带出热 Q2=Q4L=-19876.557KJ/tNH3 （10）冷气体出口带出热 Q5=Q1+Q4+Q冷

+Q4L-Q3-Q3L-Q4L=510189.464-159456.29+424328.968-265852.933-1198884.872=489324.337KJ/tNH3

Q5=V5Cp5t5

t5=Q5/V5Cp5=489324×22.4/11422.11×Cp5=959.618/Cp5 设t5=30℃ ,P=28.2MP时各组分常压下比热容并计算得：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.206 58.163 31.935

H2 0.619 174.488 29.511

CH4 0.115 32.538 39.71

Ar 0.035 9.762 21.318

NH3 0.025 7.050 48.906

Cp5=0.206×31.935+0.619×29.511+0.115×39.71+0.035×21.318+0.025×48.906=31.389KJ/(Kmol℃)

t5=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 4.3.2氨冷器热量计算

（1） 气体带入热量Q3

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Q3由冷交换器热量计算得：

Q3=19884.872KJ/tNH3

（3） 氨冷器中气氨冷凝热 查-10℃气氨冷凝热（《小氮肥长工艺设计手册》。表10-1-1 氨热力学性质） INH3=1295.633KJ/ kg 则气氨冷凝热

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=31.37MP,查压力下各组分气体比热容:

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.241 75.664 31.768

H2 0.745 233.55 29.678

CH4 0.011 3.451 35.948

Ar 0.003 1.035 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=Q3+Q3L+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t4计算

28

《化工设计》

由热平衡

Q4=Q-Q冷=V4Cp4t4+V4LCp4Lt4=730662.406-287773.911=4422888.495KJ/tNH3 t4=Q4/V4/(Cp4+Cp4L×284.979×17/11905.671)=846.95/(Cp4+0.406Cp4L)

设t4=24℃，P=28.42MP 查常压下各组分气体比热容:

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压 Cp’

N2 0.2 58.839 31.852

H2 0.605 171.914 29.511

CH4 0.112 31.934 38.038

Ar 0.034 9.653 21.234

NH3 0.488 13.859 81.092

Cp4=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 Cp4L=4.765KJ/(Kmol℃)

代入 t4=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℃蒸发蒸气 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

表 氨冷器进出热量汇总表

进 气体带入Q2 液氨带入Q2L 气体中氨冷凝Q冷 新鲜气体带入Q1

总Q入

265852.933 19884.872 287773.911 157150.690 7306662.406

出 气体带出Q2 液氨带出Q2L 冷冻量Q吸

总Q出

-159456.29 -19876.557 909995.253

730662.406

4.3.3 循环机热量计算

（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 各组分的绝热指数

K1

NH3 1.29

CH4 1.31

Ar 1.66

H2 1.41

N2 1.4

根据公式

yi1??入= KKi?10.025/(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

29

《化工设计》

K?1K?P出T出?T入??P?入???? T入=30+273=303 K

1.394-130.941.394)P出=30.94MPa P入=28MPa代入得 T出?292.5(=311.673K=38.673℃28?39℃

（2） 气体带入热量由前计算 Q5=489324.337

K??K??P2?K?1?Z2??（3） 压缩功 N?16.674P ?11V1????K?1?PZ11?????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：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.206 63.814 32.186

H2

CH4 0.115 35.7 39.919

Ar 0.035 10.71 21.234

NH3 0.025 7.735 50.578

0.619 191.441 29.553

Cp=0.206×32.186+0.619×29.553+0.115×39.919+0.035×21.234+0.025×50.578=31.53KJ/(Kmol×℃)

表 循环机进出热量会在汇总

入 气体带入热量 压缩热 总Q入

489324.337 136339.663 625664

出 气体带出热量

总Q出

625664

625664

4.3.4 合成塔热量计算 （1） 环隙温升t2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t2为, t2=t1+1.46h=39+1.2×14=55.8 ℃

（3） 气体带入热量Q1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Q1=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

30

《化工设计》

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Q2 Q2=(Q1+Q3+Q损)-(QR-Q5)=V2Cp2t2 t2=((Q1+Q3+Q损)-(QR-Q5))/V1Cp1 (6) 合成塔一出气体带出热量Q1

查t=55.8℃ P=30.5MPa 混合气体热容：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

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=31.023KJ/(Kmol℃)

Q1=11422.11/22.4×31.023×55.8=882706.357KJ/tNH3 (7) 合成塔二出气体带出热量Q1

当t=370℃ P=29.7Mpa 混合气体热容：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.166 49.34 30.598

H2 0.498 148.02 29.469

CH4 0.131 38.95 55.176

Ar 0.039 11.685 20.9

NH3 0.165 49.005 48.488

Cp1=35.829KJ/(Kmol℃)

Q1=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=14m,外径D=1.2m

则 aw=0.209tw+3.44=0.209×62+33.44=46.398kJ/(m2h℃)

∴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

设t2=190 ℃, P=30.0Mpa查<<小氮肥厂工艺设计手册>>各组分气体比热容并计算得：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.206 61.875 30.514

H2 0.619 185.625 29.678

CH4 0.115 34.615 45.98

Ar 0.035 10.385 20.984

NH3 0.025 7.5 52.25

Cp2=31.995KJ/(Kmol℃)

t2=6065.171/31.995=189.568℃

∴合成塔气体二次入口带入热量

Q2=(882706.357+5947436.88+63988.349)-(3275742.297+625664.000) =3092725.288 kJ/tNH3 (10) 合成塔绝热温升核算

31

《化工设计》

△t=

1Cp=(

?yNH3(?HR)Q损?)

1?yNH3NTCp=(Cp1+Cp2)/2=33.912KJ/(Kmol×℃)

△t=(0.14×53457.686/(1+0.165)-163988.349/11422.11×22.4)/33.912

=189.454℃

t1=t2+189.454=379.022℃

表 合成塔热量平衡汇总表

入

一次气体进口带入热 二次气体进口带入热

反应热 总Q入

626664 3092725.288 3275742.297 6994131.585

出

一次气体进口带出热 二次气体进口带出热

热损失 总Q出

882706.357 5947436.88 163988.349 6994131.585

4.3.5 废热锅炉热量计算

（1）内热气体带入热量Q1

由合成塔热平衡计算Q1=5947436.880kJ/tNH3 (2) 管内热平衡气体带出热量Q2

设t2=220 C, P=29.4MPa，得混合气体比热容：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.166 48.842 30.681

H2 0.498 146.525 29.469

CH4 0.131 38.556 47.652

Ar 0.039 11.567 20.984

NH3 0.165 48.51 49.324

Cp2=34.997KJ/(Kmol℃)

Q2=10049.48/22.4×34.997×220=3454233.359KJ/tNH3

(3) 废热锅炉热负荷

ΔQ=Q2-Q1=-2493203.52KJ/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

软水焓 I1=125.484KJ/Kg 蒸汽焓 I2=2784.716KJ/Kg ΔQ=X(I2-I1) 热平衡得

X=ΔQ/(I2-I1)=937.565KJ/Kg

废热锅炉带入热量 Q软=XI1=937.565×125.484=117649.438KJ/tNH3 蒸汽带入热量 Q蒸=117649.438+2493203.521=2610852.959KJ/tNH3

表 废热锅炉热量汇总表

入

管内热气带入热量 软水带入热量

总Q进

5947436.88 117649.438 6065086.318

出

管内热气带出热量 蒸汽带出热量

总Q出

3454233.359 2610852.959 6065086.318

32

《化工设计》

4.3.6 热交换器热量计算

（1）冷气体带入热量Q6由合成塔热平衡计算Q1=882706.357kJ/tNH3 （2）热气体带入热量Q9由废热锅炉热平衡计算Q4=3454233.359kJ/tNH3 （3）冷气体带出热量Q7由合成塔热平衡计算Q2=3092725.288kJ/tNH3 （4）热气体出口温度计算

Q1+Q4=Q2+Q5

热平衡得

Q5=Q1+Q4-Q2=882706.357+345233.359-3092725.288=1244214.427KJ/tNH3 Q5=V5Cp5t5

t5=Q5/V5/Cp5=1244214.427×22.4/10049.48/Cp5=2773.318/Cp5 设t5=66.4℃ P=29.2MPa得混合气体比热容：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.166 48.509 30.765

H2 0.498 145.528 29.427

CH4 0.131 38.294 40.964

Ar 0.039 11.488 21.151

NH3 0.165 48.18 93.214

Cp5=41.362KJ/(Kmol℃)

T5=2773.318/Cp5=2773.318/41.362=67.051℃

误差=(66.4-67.051)/66.4=-0.98% 假设成立 （5）热交换器热负荷

ΔQ=Q2-Q1=Q5-Q4=1244214.427-3454233.359=-2210018.931KJ/tNH3

表 热交换器热量汇总表

入 冷气带入热量 热气带入热量

总Q进

882706.3557 3454233.359 4336939.715

冷气带出热量 热气带出热量

总Q出

3092725.288 1244214.427 4336939.715

4.3.7 水冷器热量计算

由题知,水冷器出口热气体温度t2=35℃,设气体先冷却至35℃后,氨再冷凝。 (1) 热气体带入热量Q1由热交换器热平衡计算Q1=1244214.427kJ/tNH3 (2)氨冷凝热

查≤小氨肥厂工艺设计手册≥得35℃时氨冷凝热I=-1705.607KJ/kg Q冷=V2×INH3=830.54/22.4×16769×1705.607=1060465.072KJ/tNH3 式中16.769----液氨平均分子量 (3)热气体带出热量Q2

查t2=35℃, P=29.0 MPa得混合气体的比热容：

表 各组分含量，分压及比热容

气体含量 各组分分压

Cp

N2 0.181 52.38 31.35

H2 0.542 157.037 29.511

CH4 0.141 41.007 39.919

Ar 0.043 12.398 21.318

NH3 0.094 27.177 82.764

Cp2=35.955KJ/(Kmol℃)

热气体带出热量

Q2=V2×Cp2×t2=9218.94/22.4×35955×35=517918.797KJ/tNH3 (4)液氨带出热量

33

《化工设计》

查35 ℃液氨比热容,CpL=4.849kJ/(kmol℃) Q液=V2L/22.4×M×CpL×t2

=830.5/22.4×16.769×4.849×35 =105516.327KJ/tNH3 (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

ΔQ=Q进-Q出=(Q1+Q冷)-(Q2+Q液)=1681244.376KJ/tNH3 ΔQ=W×Cp×(tb-ta)×1000

W=ΔQ/(1000×Cp×(tb-ta))

=1681244.376/(1000×4.18×(38-30))=50.276m3 冷却上水带入热量

Q上水=50.276×1000×4.18×30=6304666.410KJ/tNH3 冷却下水带入热量

Q下水=ΔQ+Q上水=1681244.376+6304666.41=7985910.786KJ/TNH3

表 水冷器热量汇总表

入 热气带入热量 氨冷凝热 冷却上水带入热

总Q进

1244214.427

出 热气带出热量 液氨带出热量 冷却下水带出热

总Q出

517918.797 105516.327 7985910.786 8609345.91

4.3.8 氨分离器热量核算

氨分离器进出口温度没有发生变化,由气体热量平衡, 氨分离器收入热,则Q1=517918.797 kJ/tNH3 氨分离器支出热 气体放空气带走热量

Q3=V3×Cp3×t3=137.62/22.4×35.955×35=7731.336KJ/tNH3 冷交换器带入热量,由冷交换器热平衡计算得： Q4=510189.464KJ/tNH3

Q1=Q3+Q4=7731.336+510189.464=517920.8KJ/tNH3

误差=(517920.8-517918.797)/517920.8=0.0004% 假设成立

氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q1L=Q5L=105516.327kJ/tNH3

34

《化工设计》

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. [2] 文安贵.《中、小氮肥》[M]. 1988, 化学工业出版社 [3] 赵忠祥.《氮肥生产概论》[M]. 1995,化学工业出版社 [4] 赵育祥编.《合成氨工艺》[M]. 1985, 化学工业出版社

[5] 陈五平. 《无机化工工艺学（一）合成氨》[M]. 1981,化学工业出版社

[6] 王丽娟. 大型合成氨和尿素生产过程中排出的有毒有害物质及消减措施[J].石油化工应用，2006(4)：43-45

[7] 江苏化学石油工业厅组织. 《小型氮肥厂安全操作技术》[M].1981,化学工业出版社 [8] 方伟阳. 年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007. [9] 朱俊严. 年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007. [10] 郑瞾. 年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007. [11] 黄雅清. 年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007. [12] 张岩. 化学沉淀—A/ O 工艺处理合成氨废水[J] . 中国给水排水，2004，20 ：77-79 [13] 张炳标. 膜分离法回收合成氨弛放气中氢气[J] .低温与特气，2003， 21 (1) ：23-25 [14] 王新杰. 合成氨厂两气回收技术的应用[J] .中氮肥2006 ，(1)：13-14 [15] 王敏. 合成氨生产中的废气利用与节能效益[J] .江西能源，2001 (3) ：26-27 [16] 《小型氮肥厂生产 氨的合成 （工人读物）》[M]1969年10月第1版

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《化工设计》

第五章 设计小结

为了完成年产19万吨合成氨合成氨变换工段工艺设计，我首先对合成氨的工艺做了了解，查阅了相关的资料，知道了什么是精炼气，什么是合成塔、水冷器、冷交换器、一级氨冷器、二级氨冷器的工艺。

根据所有的设计条件，开始了合成塔与冷交换器的工艺设计，对合成塔与冷交换器进行了工艺计算，以及一些工艺的物料与热量衡算。并绘制了设备总装图与带控制点的工艺流程图。

这次做设计的经历使我终身收益，我感受到做设计是要真正用心去做的一件事情，是真正的自己学习的过程和研究的过程。没有学习就不可能有研究的能力，对自己的研究就不会有所突破，那也就不叫设计，希望这次经历能让我在以后的工作学习中激励我继续进步。

总之，这次化工设计培养了我对计算、绘图、编辑设计文件、使用规范化手册等最基本的工作实际能力。在此次设计中，我不仅学到了新的知识，而且也把化工设计课中学到的知识以及其他相关课程知识进行了一遍应用复习和检验，让我更加牢固地掌握了各项知识。同时，通过化工设计的训练，提高了我分析问题和解决问题的能力及工程设计的能力, 使我树立起设计一定要符合生产实际的设计思想和观点，树立起实事求是、认真负责及与他人合作的工作作风。

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《化工设计》

化工设计教师评分表

评价单元 评价要素 评价内涵 能按时到指定设计地点进行课程设计，不旷课，不迟到，不早退。 学习态度认真，遵守课程设计阶段的纪律，作风严谨，按时完成课程设计规定的任务，按时上交课程设计有关资料。 符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。 根据选定的方案和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备的选型等。 满分 评分 出勤 平时成绩 30% 15 纪律 15 说明书质量 60% 说明书格式 20 工艺设 计计算 40 设计合成氨工艺、合成塔设备结构、物设计过程与内涵料衡算和能量衡算计算公式等理论工艺理解 掌握的理解与掌握。 10% 指导教师综合评定成绩： 10 实评总分 ；成绩等级 指导教师（签名）： 2012年 月 日

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