合成氨最后的设计 - 图文

河南城建学院毕业论文（设计）

摘 要

合成氨生产任务设计决定了生产合成氨的规模，设备的要求以及工艺流程的状况。本设计所采用的方法是半水煤气合成法，其主要原料是煤和氮气，利用煤来生成氢气，第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气；第二步是净化，不论选择什么原料，用什么方法造气，都必须对原料气进行净化处理，以除去氢、氮以外的杂质；第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在铁催化剂与高温条件下合成为氨。

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。本设计主要是对合成塔工段的设计，故所用原料直接采用氮气和氢气，其以合成塔为主要设备，在氨冷器、水冷器、气—气交换器、循环机、分离器、冷凝塔等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在485—500℃的高温高压条件下来制得氨气。

本设计要求要掌握合成塔的工作原理，生产的工艺路线，并能根据工艺指标进行操作计算。在工艺计算过程中，包含物料衡算，热量衡算及设备选型计算等，在合成效率方面也有进一步研究。

关键词:氮气； 氢气； 四氧化三铁催化剂； 氨合成塔

1

河南城建学院毕业论文（设计）

Abstract

Ammonia production design determines the size of the production of synthetic ammonia, equipment requirements, as well as the status process. The design of the method used was semi-water gas synthesis, the main raw material is coal and nitrogen, the use of coal to generate hydrogen, while the design is a synthesis of the main section of the tower design, it is the direct use of raw materials used in nitrogen and hydrogen, its synthesis tower as the main equipment, in the ammonia cooler, water coolers, gas - gas exchange, recycling machines, separators, auxiliary equipment, such as condensation of the tower under the four iron oxide catalyst, in the high-temperature conditions of 485-500 ℃ obtained from ammonia. The first step is to build gas,

Preparation that contains hydrogen, nitrogen gas; second step is purification, regardless of what materials, what methods of gas must be carried out on the feed gas purification to remove hydrogen and nitrogen impurities outside; third step is to compress and synthetic, will be pure hydrogen, nitrogen, mixed-compression to high pressure and high temperature in the iron catalyst for ammonia synthesis conditions. The current method of ammonia synthesis, the use of pressure, temperature and different types of catalyst, the general law can be divided into low-voltage, medium voltage and high-pressure method three.

Design requirements of the tower to get the working principle of synthesis, the process of production line, and can operate in accordance with the calculation process indicators. Calculation in the process, including material balance, heat balance calculations and equipment selection. The use of ammonia production and the waste generated in this design has also mentioned that the efficiency of the synthesis have studied further. Key words:

2

河南城建学院毕业论文（设计）

15万吨合成氨合成工艺计算

第一章 总论

1.1 概述

氨是一种重要的含氮化合物。氮是蛋白质质中不可缺少的部分，是人类和一切生物所必须的养料；可以说没有氮，就没有蛋白质，没有蛋白质，就没有生命。大气中存在有大量的氮，在空气中氨占78%（体积分数）以上，它是以游离状态存在的。但是，如此丰富的氮，通常状况下不能为生物直接吸收，只有将空气中的游离氮转化为化合物状态，才能被植物吸收，然后再转化成人和动物所需的营养物质。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。目前，固定氮最方便、最普通的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业

在国民经济中，氨占有重要地位，特别是对农业生产有着重大意义。氨主要用来制作化肥。液氨可以直接用作肥料，它的加工产品有尿素、硝酸铵、氯化氨和碳酸氢氨以及磷酸铵、氮磷钾混合肥等。

氨也是非常重要的工业原料，在化学纤维、塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素作为氮元素的来源生产己内酰胺、尼龙-6、丙烯腈等单体和尿醛树脂等产品。

由氨制成的硝酸，是各种炸药和基本原料，如三硝基申苯，硝化甘油以及其它各种炸药。硝酸铵既是优良的化肥，又是安全炸药，在矿山开发等基本建设中广泛应用。

氨在其他工业中的应用也非常广泛。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨及其加工产品都是不可缺少的。例如制冷、空调、食品冷藏系统大多数都是用氨作为制冷剂。

1.2 氨的性质 1.2.1 氨的物理性质

氨在常温下是无色气体，比空气轻，具有刺激性臭味，能刺激人体感官粘膜

空气中，含氨大于0.01%时即会引起人体慢性中毒。

气态氨易溶于水，成为氨水，氨水呈弱碱性。氨在水中的溶解度随压力增大而降低。氨水在溶解时放出大量热。氨水中的氨极易挥发。

3

河南城建学院毕业论文（设计）

常压下气态氨需冷却到-33.35℃（沸点）才能液化。而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热。

1.2.2 氨的化学性质

⑴ 氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物,并能进一步与水作用,制得硝酸： 4NH3+5O2 4NO+6H2O

⑵ 氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应：

2NH3+H2SO4 = (NH4)2SO4 NH3+HNO3= NH4NO3 NH3+HCl= NH4Cl NH3+H3PO4 =NH4H2PO4

⑶ 氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵,进一步脱水成为尿素： 2NH3+CO2 =NH4COONH2 NH4COONH2 =CO(NH2)2+H2O

⑷ 氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵： NH3+CO2+H2O=NH4HCO3

氨可与盐生成各种络合物，如CuCl2?6NH3、CuSO4?4NH3

氨与空气(或氧)的混合气,在一定浓度范围内能发生剧烈的氧化作用而爆 炸.在常温常压下,氨与空气爆炸界限为非作15%～28%(NH3)。100℃,0.1 MPa下，爆炸界限为14.5%～29.5%(NH3)。

1.3 原料气来源

原料气主要有两部分：氮气、氢气。

氮气主要是从空气中提取。氢气是从半水煤气中提取的，以煤为原料，在一定的高温条件下通入空气、水蒸气或富养空气-水蒸气混合气，经过一系列反应生成含有一氧化碳、二氧化碳、氢气、氮气、及甲烷等混合气体的过程。在气化过程中所使用的空气、水蒸气或富养空气-水蒸气混合气等称为汽化剂。这种生成的混合气称为煤气。

煤气的成分取决于燃料和汽化剂的种类以及进行汽化的条件。根据所用汽化剂的不同，工业煤气可分为下列四种。

空气煤气：以空气为汽化剂制取的煤气，又称为吹风气。

4

河南城建学院毕业论文（设计）

水煤气：以水蒸气（或水蒸气与氧的混合气）为汽化剂制取的煤气。 混合煤气：以空气和适量的水蒸气为汽化剂制取的煤气，一般作燃料用。 半水煤气：是混合煤气中组成符合（H2+CO）/N2=3.1～3.2的一个特例。可用蒸气与适量的空气或蒸气与适量的富养空气为汽化剂制得，也可用水煤气与吹风混合配制。

本设计采用半水煤气，半水煤气经过净化后得到纯净的氢气，再配制适量的氮气，成为合成氨的原料气。

半水煤气生产的工艺流程：在吹风阶段中，空气由煤气发生炉的底部吹入，由炉顶排出吹风气。吹风气送入燃烧蓄热室，在此通入助燃空气使吹风气中的一氧化碳燃烧。再将吹风气送入废热锅炉以产生水蒸气。吹风气被冷却至200℃左右，由烟囱排入大气。

在上吹阶段中，由煤气发生炉炉底吹入空气-水蒸气混合气，半水煤气由炉顶排出。半水煤气经过燃烧室加热蓄热砖（此时不加助燃空气），再依次经过废热锅炉、洗气箱、洗气塔送入气柜。

在下吹阶段中，水蒸气与空气混合，经燃烧室回收蓄热砖的热量后，从煤气发生炉顶部吹入（空气较水蒸气略迟通入），从炉底排出半水煤气。下吹煤气直接经洗气箱及洗气塔送入气柜。

在二次上吹阶段中，空气-水蒸气混合气由炉底吹入，流向与上吹阶段完全相同。

在空气吹净阶段，从炉底吹入空气，产生吹风气将半水煤气经燃烧室、废热锅炉、洗气箱及洗气塔送入气柜。

1.4 文献综述

合成氨工业是氮肥工业的基础，也是一些工业部门的重要原料，它的迅速发展促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展，随着科学技术的发展，合成氨工业在国民经济中的作用必将日益显著。

1.4.1 合成氨工业的发展

合成氨工业在20世纪初期形成，开始用氨作火炸药工业的原料，为战争服

务;第一次世界大战结束后,转向为农业、工业服务。随着科学技术的发展，对氨的需要量日益增长，近30年来合成氨工业发展很快。目前，全国有规模以上基

5

河南城建学院毕业论文（设计）

础化肥生产企业近1000家，其中，氮肥厂约500家，合成氨年生产能力30万吨以上的大型企业有26家，合成氨年生产能力10万吨以上的中型企业也有100多家，其他还有800多家小氮肥厂也生产合成氨，而其产量约占氮肥总量的60%。但我国合成氨工业还不够发达，比外国的氮肥企业还有些距离。据有关资料统计，世界合成氨产能已超过1.76亿吨/年，主要生产能力分布在俄罗斯约有35家氮肥厂，合成氮平均规模为40万吨；美国有50多家氮肥厂，合成氨平均规模在30万吨以上。

1.4.2 合成氨工业的现状

我国合成氨工业存在一些特殊问题，一是氮肥资源紧张。国际上以天然气为原料的氮肥占85%。而我国氮肥原料以煤为主，天然气仅占20%，我国氮肥行业急需解决采用成熟的粉煤气化技术，以本地粉煤代替无烟块煤。建议针对不同企业采用不同的技术路线。内技术进行改造。同时，对于有廉价天然气资源的地区，鼓励采用天然气改造现有装置或建设天然气化肥基地。二是企业结构不合理，产业集中度低，技术水平不高。在氮肥行业，要推广新型煤气化技术，包括粉煤气化、水煤浆气化技术等；新型净化技术，如低温变换、低温甲醇洗MDEA等净化技术；新型氨合成塔及大型低压合成的成套技术和装备。

1.4.3 合成氨工业的发展趋势

合成氨工业的发展趋势： ①

原料路线的变化方向。煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故,预计到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。 ②

节能和降耗。合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、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。 ③

与其他产品联合生产。合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。

6

河南城建学院毕业论文（设计）

第二章 流程方案的确定

2.1生产原理

氨是由气态氮和氢在适宜温度压力,并有触媒的作用下发生反应的,其反应式为：

3/2H2+1/2N2 NH3+46.22 kJ

此式为一不可逆，放热，体积缩小的反应，其反应过程为：

N2（扩散） 2N（吸附） 2NH（吸附） 2NH2（吸附）

2NH3（附） 2NH3（扩散到气相）

氨合成的反应特点：

⑴ 反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。

⑵ 温度低时，反应有利于向氨合成的方向进行，但反应速度较慢，提高温度不利于反应平衡，但可以加快反应速度，在实际操作中，温度的选择取决于触媒的活性。

⑶ 必须借助触媒，以加快反应速度。

⑷ 混合气中氢、氮含量越高越有利于反应，因此，气体中惰性气体含量越少越好。

2.2 各生产方法及特点

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。 ⑴ 低压法

操作压力低于20 MPa的称低压。采用活性强的亚铁氰化物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质（CO、CO2）要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450～550 ℃。该法的优点是由于操作压力和温度较低，对设备、管道的材质要求低生产容易管理，但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8％～10％，所以催化剂的生产能力比较低；同时由于压力低必须将循环气准至-20℃的低温才能使气体中的氨液化，分离比较完全，所以需要设置庞

7

河南城建学院毕业论文（设计）

大的冷冻设备，使得流程复杂，且生产成本较高。 ⑵ 高压法

操作压力为60 MPa 以上的称为高压法，其操作温度大致为550～650 ℃。高压法的优点是，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达25％～30％，催化剂的生产能力较大。由于压力高，一般用水冷的方法气体中的氨就能得到完全的分离，而不需要氨冷。从而简化了流程；设备和流程比较低紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操作，对设备和管道的材质要求比较高。合成塔需用高镍优质合金钢制造，即使这样，也会产生破裂。高压法管理比较复杂，特别是由于合成率高，催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。 ⑶ 中压法

操作压力为20～35 MPa的称为中压法，操作温度为450～550 ℃。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。

氨合成的上述三种方法，各有优缺点，不能简单的比较其优劣。世界上合成氨总的发展趋势多采用中压法，其压力范围多数为30～35 MPa。本设计采用中压法，操作压力为32 MPa。

2.3 工艺流程的选择

合成氨的生产工艺条件必须满足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反应温度、空间速度和气体组成等。 ⑴ 最适宜的操作压力

氨合成反应是气体体积缩小的反应，提高压力有利于反应平衡向右移动。压力增加平衡常数增大，因而平衡氨含量也增大。所以，提高压力对氨合成反应的平衡和反应速度都有利，在一定空速下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨合成压力的高低，是影响氨合成生产中能量消耗的主要因素之一。主要能量消耗包括原料气压缩功、循环气压缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气压缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因而循环气压缩功减少，同时压力高也有利于氨的分离，

8

河南城建学院毕业论文（设计）

在较高气温下，气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。但是压力高、时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反应温度一般较高，催化剂使用寿命也比较短，操作管理比较困难。所以。要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采用20～32 MPa。

⑵ 最适宜的反应温度

合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡氨含量必定减少。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。实际生产中还要考虑反应速率的要求。为了提高反应速率，必须使用催化剂才能实现氨合成反应。而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400～

500 ℃。反应温度不能低于活性温度，在活性温度范围内选用较低温度，也有利

于延长催化剂的使用寿命。在合成氨生产过程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反应速率的温度，即最佳温度。就整个反应过程来说，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。

反应温度的控制还与催化剂的使用时间有关。新的催化剂因活性比较高，可采用较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高8～10 ℃。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。 ⑶ 空间速度

空间速度反映气体与催化剂接触时间的长短。空间速度增加，气体与催化剂接触时间减少，反应物来不及反应就离开了反应区域，因此将是合成塔出口气体中氨含量降低，即氨净值降低。但由于氨净值降低的程度比空间速度的增大倍数要少，所以当空间速度增加时，合成氨的产量也有所增加。

在其他条件一定时，增加空间速度能提高合成氨的生产强度。但空间速度增大，将使系统阻力增加，压缩循环气功耗增加，分离氨所需的冷冻量也增大，因此冷冻功耗增加。同时，单位循环气量的产氨量减少。但在一定限度内，其他条件不变，增加空间速度，合成氨产量增加，单位时间所得的总反应热增多，通过水冷器和氨冷器的气体流量增大，需要移走的热量增多，导致冷凝器的冷却面积

9

河南城建学院毕业论文（设计）

要相应增大，否则就不能将高流速气体中的氨冷凝下来。此外，空间速度增大，使出塔气体中氨的百分含量降低，为了使氨从混合气中冷凝分离出来，必须降低出塔气体温度，这样就要消耗更多的冷冻量，导致冷冻功耗增加。

综合以上各方面的考虑，空间速度的增加是有限度的。目前，国内一些小型合成氨厂合成压力在30 MPa左右的，空间速度选择在20000～30000 h-1之间。 工业上采用的氨合成工艺流程虽然很多，而且流程中设备结构操作条件也各有差异，但实现氨合成过程的基本步骤是相同的，都必须包括以下几个步骤：氮、氢原料气的压缩并补充到循环系统；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，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。

流程设计在于合理地配置上述几个步骤，以便得到较好的技术效果，同时在生产上稳定可靠。

从氢氮混合气体中分离氨的方法大致有两种：水吸收法、冷凝法。

本设计采用冷凝法。一般含氨混合气体的冷凝分离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨在氨分离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。贮槽压力一般为1.6～1.8 MPa，此时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部分可减压释放出来。

2.4 合成塔进口气的组成

合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量和塔进口氨含量。 ⑴ 氢氮比

当氢氮比为3:1时，对于氨合成反应可以获得最大的平衡氨浓度，但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生产中，进塔气体的氢氮比控制在2.8～2.9比较适宜。 ⑵ 惰性气体

在混合气体中含有甲烷和氩气等，统称为惰性气体。惰性气体不参与反应，也不毒害催化剂，但由于他们的存在会降低氢氮比的分压。无论从化学平衡还是动力学角度分析，他们都是有弊无利的，导致氨的生产率下降。

10

河南城建学院毕业论文（设计）

惰性气体来源于新鲜气，随着合成反应的进行，它们不参与反应而在系统中积累，这样合成系统中惰性气体越来越多，为了提高氨的合成率，必须不断在循环气中将它们排放出去。排放量多，可以使合成系统惰性气体含量降低，氨的合成率提高。但是氢氮气和部分氨也随之排放，造成一定损失，故循环气体中惰性气体的控制含量不能过高也不能过低。

循环气体中惰性气体的控制还与操作压力和催化剂活性有关。操作压力比较高，及催化剂活性比较好时，惰性气体的含量可以高一些。相反，则要控制低一些。由于原料气的制备与净化方法不同，新鲜气体中惰性气体的含量也不同。在生产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在0.5%～1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%～15%之间。 ⑶ 塔进口氨含量

进塔气体中氨的含量，主要决定于氨分离时的冷凝温度和分离效率。冷凝温度越低，分离效果越好，则进塔气体中氨含量也就越低。降低进口氨含量，可加快反应速度，提高氨净值和生产能力。但将进口氨含量降的过低，会导致冷冻功耗增加过多，经济上并不可取。

进口氨含量还与合成操作压力和冷凝温度有关。压力高，氨合成反应速度快，进口氨含量可适当控制高一些；压力低，为保持一定的反应速度，进口氨含量可适当控制低一些。

综合考虑的结果，一般中小型合成氨厂当操作压力在30 MPa左右时，塔进口氨含量约控制在2.5%到3.5%之间。

11

河南城建学院毕业论文（设计）

第三章 物料衡算

3.1 计算依据：

(1) 产量：日产量=455t/d,18.958tNH3/h (2) 催化剂用量： 3.2m3 (3) 精炼气成分 组分 摩尔分数 H2 74.04 N2 24.68 CH4 1.00 AR 0.28 合计 100 (4) 合成塔入口氨含量：NH3入=2.0%

合成塔出口氨含量：NH3出=16.0%

合成塔入口惰性气体含量：AR +CH4=15.0% (5) 合成塔操作压力：30Mpa (6) 精炼气温度：350C

(7) 水冷器出口气体温度：350C

(8) 以下各项在计算中忽略不计:设备及管道造成的压力降；设备及管道的冷热量损失;冷交换器及氨冷器中溶解在液氨中的气量。 (9) 循环机进出口压差：1.47Mpa (10) 年工作日：330天

(11) 计算基准：生产一吨液氨。

12

河南城建学院毕业论文（设计）

3.2 计算物料点流程

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——驰放气； 15、16、19、21——液氨；

3、3 物料计算

3.3.1 合成塔入口气组分

由计算依据得：

入塔氨含量： y5NH3=2.0% 入塔甲烷含量：y5CH4=15%?11.28=11.719% 入塔氩含量： y5A0.28R=15%?1.28=3.281% 入塔氢气含量：y5H2=??100??2.000?11.719?3.821????34?100%

=62.25%

13

河南城建学院毕业论文（设计）

1100?2.000?11.719?3.821?? 入塔氮含量:y5N2=?????4?100%

=20.75%

则入塔气组分含量（%）

NH3 2.000 CH4 11.719 AR 3.821 H2 62.25 N2 20.75 合计 100 3.3.2 合成塔出口气组分

以1000Kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分：

塔内

:NNH3?N5(y8NH3?y5NH3)1?y8NH3?1500??0.16?0.02??181.034

1?0.16出塔气量（N8）=入塔气量-生成氨含量=1500-181.034=1318.966kmol 出塔氨含量: y8NH?16%

3N51500?y5CH??11.719%?13.327 N81318.9664入塔甲烷含量：y8CH?4 入塔氩含量： y8AR=

N51500?y5AR=?3.281%=3.731% N81318.9663 入塔氢气含量：y8H2=(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100%

43 =(1-0.16-0.13327-0.03731) ?100%

4 =50.207% 入塔氮含量: y8N2=

11(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100%=(1-0.16-0.13327-0.03731) 44?100%=16.736%

14

河南城建学院毕业论文（设计）

则出塔气组分含量（%）

NH3 16.000 CH4 AR H2 N2 合计 13.326 3.731 50.207 16.736 100 3.3.3 合成率：

2NNH3NI(1?yNH3,I?yCH4,I?yAR,I) 由式X=?100%得:

式中 X——氨合成率，%；

yCH4,I——进合成塔气体甲烷含量,(摩尔分率)%。

2NNH3N5(1?y5NH3?y5CH4?y5Ar) 合成率=?100%

=

2?181.03415001?0.02?0.11719?0.03281???100%

=29.083%

3.3.4 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)；分离气相组分y(i),气量

V;分离液相组分x(i),液量L,其中进口物料组分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=1 kmol。如图所示。 由气液平衡原理：

Fm(i)=Vy(i)+Lx(i)=m(i) (1)

y(i)x(i) K(i)= , (K(i)——组分i平衡常数) (2)

15

河南城建学院毕业论文（设计）

将（2）式代人（1）式得：

m(i)Lx(i)LV =()K(i)+1

Lx(i)=

m(i)1?()K(i)LV=L(i) (3)

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)=

V(i)V=

m(i)?L(i)V (7)

计算气、液组分的步骤为：首先根据经验数据设（V/L）值，查操作条件下的（t，P）平衡常数（Ki）代入（3）计算L（i），然后根据（4）（5）（6）式计算（V/L）值，将假定值与计算值进相比较直至在误差允许的范围内。

已知分离器入口混合物组分m（i）： mNH3 mCH4 mAR mH2 mN2 合计 0.16 0.13326 0.03731 0.50207 0.16736 1.0000 查t=30℃，P=27.8644Mpa各组分平衡常数： KNH3 KCH4 KAR KH2 KN2 0.0670 13.29 29.71 42.70 38.08 设（V/L）=11.110代入（3）式中计算各组分溶解液量

LNH3=

mNH31?(V/L)KNH3=

0.16=0.09981

1?9?0.067

16

河南城建学院毕业论文（设计）

LCH4=

mCH41?(V/L)KCH4mCH4=

mCH41?(V/L)KCH4=0.0011

LAr=

1?(V/L)KCH4mH21?(V/L)KH2mN21?(V/L)KN2=

0.037311?9?29.710.50207=0.00014

LH2==

1?9?42.700.502071?9?42.70=0.0013

LN2===0.00049

分离液体量：

L=LNH3+LCH4+LAr+LH2 +LN2=0.09981+0.000-11+0.00014+0.0013+0.00049=0.10284 分离气体量：

V=1-L=0.89716 计算气液比：

(VL)ˊ=

VL=8.72384

VV()?()?L=0.030684 误差=LV()L分离液组分含量

液体中氨的含量： XNH3=

LNH3L=

0.09981?0.97054

0.102840.0011?0.0107

0.10284液体中甲烷的含量： XCH4=

LCH4L=

液体中氩的含量： XAR=

LARL=

0.00014?0.00136

0.102840.0013?0.01264

0.10284液体中氢的含量：

XH2=

LH2L=

液体中氮的含量：

17

河南城建学院毕业论文（设计）

LN2LXN2==

0.00049?0.00476

0.10284按分离器出口液体含量（%） NH3 97.054 分离气体组分含量 气体氨含量： yNH3?mNH3?LNH3V?0.16?0.09981?0.0681

0.89716CH4 1.07 AR H2 1.264 N2 0.476 合计 0.136 100 气体甲烷含量：

yCH4?mCH4?LCH4V?0.13326?0.0011?0.14731

0.89716气体氩含量：

yAR?mAR?LAR0.03731?0.00014??0.04143 V0.89716气体氢含量：

yH2?mH2?LH2V?0.50207?0.0013?0.55816

0.89716气体氮含量：

yN2?mN2?LN2V?0.16736?0.00049?0.185

0.89716按分离器出口气体含量（%）

NH3 6.81

CH4 AR H2 N2 合计 14.731 4.143 55.816 18.5 100 3.3.5 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出口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

18

河南城建学院毕业论文（设计）

度可查出K(i)，便可解出x（i）。

查t=-10℃，P=30.3975Mpa的平衡常数：

KNH3 0.02045 KCH4 KAR KH2 KN2 28.29 30.24 50.20 39.43 冷交换器出口液体组分含量 出口液体中氨含量： XNH3=

yKNH3NH3=

0.02?0.9776

0.02045出口液体中甲烷含量：

XCH4=

yCH4KCH4=

0.11719?0.00414

28.29出口液体中氩含量： XAR=

yARKAR=

0.03281?0.00107

30.24出口液体中氢含量： XH2=

yH2KH2=

0.6225?0.01193 52.200.2075?0.00526 39.43出口液体中氮含量： XN2=

yN2KN2=

冷交换器出口液体含量

NH3 97.76 CH4 AR H2 N2 合计 0.414 0.107 1.193 0.526 100

3.3.6 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析，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。

19

河南城建学院毕业论文（设计）

G%=

(1?y5NH3)(y8NH3?yNH3)(y8NH3?y5NH3)(1?yNH3)?100%

=

0.0937380.130466?100%?71.849

水冷后分离液氨占总量的 ，冷交分离液氨占总量的 。 液氨储槽气液平衡计算见图

水冷后分离液氨占总量的71.849%，冷交分离液氨占总量的28.151% 。 液氨储槽计算见图1-3所示。

以液氨储槽入口1kmol液体为计算基准，即L0=1kmol，入口液体混合后组分含量：

m0i=L15x15i+L16x16i

=G%L0x15i=(1-G%)L0x16i

ii =0.71849x15?0.28151x16 混合后入口氨含量：

m0NH3=0.71849?0.97054+0.28151?0.9776 =0.69732+0.2752=0.97252 混合后入口甲烷含量：

m0CH4=0.71849?0.0107+0.28151?0.00414 =0.00769+0.00117 =0.00886 混合后入口氩含量：

m0Ar=0.71849?0.00136+0.28151?0.00107 =0.00098+0.0003 =0.00128 混合后入口氢含量：

m0H2=0.71849?0.01264+0.28151?0.01193 =0.00908+0.00336 =0.00244 混合后入口氮含量：

m0N2=0.71849?0.00476+0.28151?0.00526

20

河南城建学院毕业论文（设计）

=0.00342+0.00148 =0.0049

液氨储槽入口液体含量

m0NH3 97.252

当t=17℃（由热平衡计算得）P=1.568Mpa平衡常数。

KNH3 0.598

根据气液平衡原理 Li=

VLm0CH4 m0Ar m0H2 m0N2 合计 0.886 0.128 1.244 0.49 100 KCH4 KAR KH2 KN2 170 540 575 620 m0i1?()KiLV

设（）= 0.08 ， 代入上式得：

m0NH31?()KNH3LV出口

LNH3=出口液体甲烷含量： LCH4=出口液体氩含量：

LAr=

出口液体氢含量：

LH2=

=0.92812

m0CH41?()KCH4LV=0.0061

m0Ar1?()KArLV=0.00003

m0H21?()KH2LV=0.00026

21

河南城建学院毕业论文（设计）

出口液体氮含量：

LN2=

出口液体总量：

L= LNH3 +LCH4 +LAr +LH2 +LN2

=0.92812+0.00061+0.00003+0.00026+0.0001 =0.92912 出口气体总量

V=1-L=1-0.92912=0.07088 计算气液比

误差=0.046375

出口液体组分含量 其中，出口液体氨含量： XNH3=

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=

液氨储槽出口液氨组分（%）

NH3 99.892

LN2LLARLLCH4Lm0N21?()KN2LV=0.00026

(VL)ˊ=

VL=0.07629

LNH3L=

0.92812?0.99892

0.92912=

0.00061?0.00066

0.92912=

0.00003?0.00003

0.92912LH2L=

0.00026?0.00028

0.929120.0001?0.00011

0.92912=

CH4 0.066 AR H2 0.028 N2 0.011 合计 0.003 100 22

河南城建学院毕业论文（设计）

出口弛放气组分含量 弛放气氨含量：

yNH3=

M0NH3?LNH3V=

0.97252?0.92812?0.62641

0.070880.00886?0.00061?0.11639

0.07088 弛放气甲烷含量：

yCH4=

M0CH4?LCH4V=

弛放气氩含量：

yAR=

M0AR?LARV=

0.00128?0.00003?0.01764

0.070880.01244?0.00026?0.17184

0.070880.0049?0.0001?0.06772

0.07088弛放气氢含量：

yH2=

M0H2?LH2V=

弛放气氮含量：

yN2=

M0N2?LN2V=

弛放气组分含量（%）

NH3 62.641

CH4 AR H2 N2 合计 11.639 1.764 17.184 6.772 100 3.3.7 液氨储槽物料计算

以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算，液氨储槽出口液体量。 L19=

1500?22.433600??1979.063161m3(标)

0.99869?1716.97773其中 氨 L19NH3=L19x19NH3=1979.063161?0.99892?1976.92577 m3(标) 甲烷 L19CH4=L19x19CH4=1979.063161?0.00066?1.30618 m3(标) 氩 L19Ar=L19x19AR=1979.063161?0.00003?0.05937 m3(标) 氢 L19H2=L19x19H2=1979.063161?0.00028?0.55414 m3(标) 氮 L19N2=L19x19N2=1979.063161?0.00011?0.2177 m3(标) 液氨储槽出口弛放气 （

V）= 0.08 L23

河南城建学院毕业论文（设计）

V20=0.08 L19=0.08 ?1979.063161=158.32505m3(标)

其中 氨 V20NH3=V20y20NH3=158.32505 ?0.62641=99.17639m3(标) 甲烷 V20CH4=V20y20CH4=158.32505 ?0.11639=99.17639m3(标)

氩 V20AR=V20y20AR=158.32505 ?0.01764=18.42754m3(标) 氢 V20H2=V20y20H2=158.32505 ?0.17184=27.20658m3(标) 氮 V20N2=V20y20N2=158.32505 ?0.06772=10.72177m3(标)

液氨储槽出口总物料=L19+V20=1979.063161+158.32505 =2137.38821m3(标) 液氨储槽进口液体

由物料平衡：入槽总物料=出槽总物料 L21=L19+L20=2137.38821m3(标) 入口液体各组分含量计算 L21i=L19i+L20i

其中 氨 L21NH3=1976.92577+99.17639=2076.10216m3(标) 甲烷 L21CH4=1.30618+18.42745=19.73363m3(标) 氩 L21Ar=0.05937+2.79285=2.85222m3(标) 氢 L21H2=0.55414+27.20658=27.76072m3(标) 氮 L21N2=0.2177+10.72177=10.93947m3(标) 入口液体中组分含量核算，由m’0i=L21iL21得：

入口液体中氨含量： m?=L21NH30NH3L21=

2076.1021621373.38821?97.132%

入口液体中甲烷含量：

m?L21CH40CH4=L21=

19.733632137.39921?0.923%

入口液体中氩含量：

m?L21AR2.852220AR=L21=

2137.39921?0.133%

入口液体中氢含量：

m?L21H227.760720H2=L21=

2137.39921?1.3%

24

河南城建学院毕业论文（设计）

入口液体中氮含量：

?N2=m0L21N2L21=

10.93947?0.512%

2137.39921?i? M0i 合成系统物料计算 即 m0

将整个合成看做一个系统，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，液氨贮槽驰放气V驰，产品液氨L氨，如右图所示： 由前计算数据列入下表： 名称 补充气 放空气 弛放气 液氨 入塔气 出塔气 NH3 — 0.0681 0.62641 0.99892 2.000 16.000 CH4 0.01 0.14731 0.11639 0.00066 11.719 13.326 Ar 0.0028 0.04143 0.01764 0.00003 3.281 3.731 H2 0.7404 0.55816 0.17184 0.00028 62.25 50.207 N2 0.2468 0.185 0.06772 0.00011 20.75 16.736 气量 V补 V放 158.32505 1979.0631 V入 V出 根据物料平衡和元素组分求：V补，V放，V出，V入 。 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+3/2L NH3 (1) 循环回路中氮平衡：

V补yN2补 =V放yN2放+V弛yN2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2L NH3 (2) 循环回路中惰性气体平衡：

V补(yCH4补+ yAr补)=V放(yCH4放+ yAr放)+V弛(yCH4弛+ yAr弛) (3) 循环回路中氨平衡：

V出yNH3出-V入yNH3入=V放yNH3放+V弛yNH3弛+ L NH3 (4) 循环回路中总物料平衡：

V入=V出+V补-V放-V弛-L NH3 (5) 由(1)、(2)、(3)、(4)、(5)可解得：

V补= 0.89076 ?172.39435+4046.28283=4199.84482 m3(标) V放= 172.39435 m3(标)

V入= 17075.67272 m3(标)

25

河南城建学院毕业论文（设计）

V出=1583.47307m3(标)

3.3.8 合成塔物料计算

入塔物料：V5=17075.67272 m3(标)

其中 NH3 V5 NH3 = 17075.67272 ? 0.02=341.51345m3(标) CH4 V5CH4 =17075.67272 ? 0.11719=2001.09809m3(标) Ar V5AR =17075.67272 ? 0.03281= 560.25282m3(标) H2 V5H2 =17075.67272 ? 0.6225=10629.60627m3(标) N2 V5N2 =17075.67272 ? 0.2075=3543.20209m3(标)

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 =17075.67272 m3(标)

出塔物料：V8 =15183.47307 m3(标) 其中

NH3 V8NH3 =15183.47307 ?0.16=2429.3557m3(标) CH4 V8CH4 =15183.47307 ?0.13326=2023.34962m3(标) Ar V8AR =15183.47307 ?0.16=566.49538m3(标) H2 V8H2 =15183.47307 ?0.16=7623.16632m3(标) N2 V8N2 =15183.47307 ?0.16=2541.10605m3(标) 合成塔生成氨量： △ VNH3 = V8NH3-V5NH3

=2429.3557-341.51345 =2087.84225m3(标) =1586.6013kg

废热锅炉进出口物料，热交换器热气进出物料等于合成塔出塔物料，即V8 = V9= V10 =15183.47307 m3(标)

3.3.9 水冷器物料计算

进器物料：水冷器进气物料等于热交换器热气进出物料，即 V10入=15183.47307m3(标)

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L/V= 8.72384 ,

26

河南城建学院毕业论文（设计）

故有如下方程：

将V11出=8.72384L 11出 ，代入得： L 11出=

15183.47307?1561.46883m3(标)

9.72384V 11出=15183.47307-1561.46883=13621.53117m3(标) 出器气体组分由V11i=V11出y11i 其中

NH3 V11 NH3 =13621.53117?0.0681=927.62627m3(标) CH4 V11CH4 =13621.53117?0.14731=2006.58776m3(标) Ar V11AR =13621.53117?0.04143=564.34004m3(标) H2 V11H2 =13621.53117?0.55816=7602.99384m3(标) N2 V11N2 =13621.53117?0.185=2519.98327m3(标) 出器液体各组分由L 11i = V8i – V11i 其中

NH3 L11 NH3 =2429.3557-927.62627=1501.72943m3(标) CH4 L11CH4 =2023.34962-2006.58776=16.76186m3(标) Ar L11AR =566.49538-564.34004=2.15534m3(标) H2 L11H2 =7623.16623-7602.99384=20.17248m3(标) N2 L11N2 =2541.10605-2519.98327=21.12278m3(标)

3.3.10 氨分离器物料计算

进器物料：氨分离进器总物料等于水冷器出器气液混合物总物料。即V11 = V11出+L 11出=13621.53117+1561.46883=15183m3(标)

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=13621.53117m3(标) ， 出器液体：

L 15=L 11出=1561.46883m3(标) ，

氨分离器出口气体放空V13=172.39435m3(标)

其中 NH3 V13 NH3 =172.39435?0.0681=11.74006m3(标)

CH4V13CH4 =172.39435?0.14731=25.39541m3(标)

27

河南城建学院毕业论文（设计）

ArV13AR =172.39435?0.04143=7.142298m3(标) H2V13H2 =172.39435?0.55816=96.22363m3(标) N2V13N2 =172.39435?0.185=31.89295m3(标)

3.3.11 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：V14 = V12–V13=13621.53117-172.39435=13449.13682m3(标)

其中 NH3V14 NH3 =13449.13682?0.0681=915.88622m3(标)

CH4V14CH4 =13449.13682?0.0681=1981.19232m3(标) ArV14AR =13449.13682?0.0681=557.19774m3(标) H2V14H2 =13449.13682?0.0681=7506.77021m3(标) N2V14N2 =13449.13682?0.0681=2488.09031m3(标) 出口物料（热气）：

设热气出口温度17℃，查t=17℃，p=28.42Mpa，气相中平衡氨含量y*=5.9%，计算热气出口冷凝液氨量时，忽略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a，则：

a?0.0649

13449.13682?915.88622?aa=869.85251

冷交换器热气冷凝液氨量为：

L 17NH3=V14NH3 –a=915.88622-869.85251=46.03371m3(标) 冷交换器热气出口气量及组分

其中 NH3V17 NH3 =V14NH3 –L 17NH3 =915.88622-46.03371=869.85251 m3(标)

CH4V17CH4 =V14CH4=1981.19235 m3(标) ArV17AR =V14AR=557.19774 m3(标) H2V17H2 =V14H2=7506.77021 m3(标) N2V17N2 =V14N2=2488.09031

出口总气量V17=V14 –L 17NH3=13449.13682-46.03371=13403.10311 m3(标) 出口气体各组分：

28

河南城建学院毕业论文（设计）

其中 NH3 V17NH3 /V17 =

869.85251?6.49%

13403.103111981.19235?14.782% CH4 V17CH4 /V1 7=

13403.10311557.19774?4.157% Ar V17AR /V1 7=

13403.103117506.77021?56.007% H2 V17H2 /V1 7=

13403.103112488.09031?18.564% N2 V17N2 /V17 =

13403.103113.3.12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=4199.84482m3(标)

其中 CH4 V1CH4 =4199.84482?0.01=41.99845m3(标)

Ar V1AR =4199.84482?0.0028=11.75957m3(标) H2 V1H2 =4199.84482?0.7404=3109.5651m3(标) N2 V1N2 =4199.84482?0.2648=1036.5217m3(标)

V18 =V1+V17=4199.84482+13403.10311=17602.94793m3(标) 进器气体组分含量V18i =V1i+V17i

其中 NH3 V18 NH3 =V17NH3=869.85251m3(标)

CH4 V18CH4 =41.99845+1981.19235=2023.1908m3(标) Ar V18AR =11.75957+557.19774=568.95731m3(标) H2 V18H2 =3109.5651+7506.77021=10616.33531m3(标) N2 V18N2 =1036.5217+2488.09031=3524.61201m3(标) 各组分百分含量y18i=V18i /V18

869.85251?0.04942

17602.947932023.1908?0.11493 CH4 y18CH4 =

17602.94793568.95731?0.03232 Ar y18AR =

17602.9479310616.33531?0.6031 H2 y18H2 =

17602.947933524.61201?0.20023 N2y18N2 =

17602.94793其中 NH3 y18NH3 =

进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：

29

河南城建学院毕业论文（设计）

L18 =L18NH3 =L 17NH3 =46.03371m3(标)

进器总物料=V18+L18 =17602.94793+46.03371=17648.98164m3(标) 出器物料：已知出器气体中氨含量为2.5﹪，设出器气体中氨含量为b，

b?0.02

17602.94793?869.85251解b =334.66191m3(标)

则氨冷器中冷凝液氨量：L 18= V18–b =869.85251-334.66191=535.1906 氨冷器出器总液氨量：L =46.03371+535.1906=581.22431m3(标)

氨冷器出器气体量：V2=V18–b=17602.94793-334.66191=17268.28602m3(标) 其中 NH3 V2NH3 =334.66191m3(标)

CH4 V2CH4 =V18CH4=2023.1908m3(标) Ar V2AR =V18AR=568.95731m3(标) H2 V2H2 =V18H2=10616.33531m3(标) N2 V2N2 =V18N2=3524.61201m3(标)

各组分百分含量y2i=V2i /V2

334.66191?1.938%

17268.286022023.1908?11.716% CH4 y2CH4 =

17268.28602568.95731?3.295% Ar y2AR =

17268.2860210616.33531?61.479% H2 y2H2 =

17268.286023524.61201?20.411% N2 y2N2 =

17268.286022NH3

= L 18NH3+ L 18NH3

其中 NH3 y2 NH3 =

出器总物料= V2 + L 2NH3 =17268.28602+581.22431=17849.51033m3(标) 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 =17268.28602m3(标)，液体入口L 2NH3 =581.22431m3(标)，由气液平衡计算得：以1kmol进口物料为计算基准： 即F =1

30

河南城建学院毕业论文（设计）

???V?L?F(1)??LxNH3?VyNH3?FmNH3(2) 将yNH3?0.02,xNH3?0.9776代入上式，

V?xNH3?mNH3x

NH3?yNH3得

0.9776?mNH3mNH30.9776?0.02?1.02089?0.9576(3)

式中的mV2NH3NH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3?V

2??V2??V1?V17???V?17??V 8?V13?L15??V2?NH3?V2NH3?L17NH?L18?3NH3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?15183.47307m3(标)，V313?172.39435m(标)， L15?1561.46883m3(标)

V17??15183.47307-172.39435-1561.46883 =13449.60989 m3(标)

∴V2?=4199.84482+13449.60989=17649.45471 m3(标)

V2?NH3=334.66191+46.03371+535.1906=915.88622 m3(标)

∴mV2?NH3915.88622NH3?V2??17649.45471?0.05189代入（3）式得

V?0.9667L?1?V?0.0333

??L?0.0333?V???0.9667?0.03445

31

河南城建学院毕业论文（设计）

?L?由??可求出冷交换器冷凝液体量 。 ?V?L16?L?????0.03445 V3?V?冷凝液体量

L16?0.03445V3?0.03445?17075.67272?588.2569252m3(标)

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凝液体量。 V3 = V2?–L 16 =17649.45471-588.25693=17061.19779m3(标)

其中 NH3 V3 NH3 =17061.19779?0.02=341.22369m3(标)

CH4 V3CH4 =17061.19779?0.11719=1999.40177m3(标) Ar V3AR =17061.19779?0.03281=559.7779m3(标) H2 V3H2 =17061.19779?0.6225=10620.59562m3(标) N2 V3N2 =17061.19779?0.2075=3540.19854m3(标) 计算误差：

V3?V5?100%=-0.08477% V3校核氨分离器液氨百分数 G分﹪=

1561.46883?0.97054L15x15 ?100%=

1561.46883?0.97054?588.2569252?0.9776L15x15?L16x16 =72.491%

冷交分离液氨百分数：G冷﹪=1–G分﹪=1-72.491=21.509% 计算误差=

G??G分0.71849?0.72491?100%?=-0.88563% ?G0.724913.3.13 氨贮槽物料计算

进槽物料：氨分离器入槽液体L 15 =1561.46883m3(标) 其中 NH3 L15 NH3 =1561.46883?0.97054=1515.46796

CH4 L15CH4 =1561.46883?0.0107=16.70772m3(标) Ar L15AR =1561.46883?0.00136=2.1236m3(标) H2 L15H2 =1561.46883?0.01264=19.73697m3(标)

32

河南城建学院毕业论文（设计）

N2 L15N2 =1561.46883?0.00476=7.4326m3(标) 冷交换器入槽液体L 16 =588.2569m3(标) 其中 NH3 L16 NH3 ==575.07995m3(标)

CH4 L16CH4 =588.2569?0.00414=2.43538m3(标) Ar L16AR =588.2569?0.00107=0.62943m3(标) H2 L16H2 =588.2569?0.01193=7.0179m3(标) N2 L16N2 =588.2569?0.00526=3.09423m3(标)

入槽混合物料：L 21 = L 15 + L 16 =1561.46883+588.2569=2149.72573m3(标) 各组分物料含量：L 21i = L 15i + L 16i

其中 NH3 L21 NH3 =1515.46796+575.07995=2090.5464m3(标)

CH4 L21CH4 =16.70772+2.43538=19.1431m3(标) Ar L21AR =2.1236+0.62943=2.75303m3(标) H2 L21H2 =19.73697+7.0179=26.75487m3(标) N2 L21N2 =7.4326+3.09423=10.72683m3(标) 百分含量： x21NH3 = L 21i/ L 21

2090.54764?97.247%

2149.7257319.1431?0.89% CH4 x21CH4 =

2149.725732.75303?0.128% Ar x21AR =

2149.7257326.75487?1.245% H2 x21H2 =

2149.7257310.72683?0.49% N2 x21N2 =

2149.72573其中 NH3 x21 NH3 =

出槽物料：液氨贮槽出口驰放气 V20 =158.32505m3(标) 其中 NH3 V20 NH3 =15832505?0.62641=99.17639m3(标)

CH4 V20CH4 =15832505?0.11639=18.7245m3(标) Ar V20AR =15832505?0.017642.72066m3(标) H2 V20H2 =15832505?0.17184=2.79285m3(标) N2 V20N2 =15832505?0.06772=10.52177m3(标)

出口液氨总物料L 19 = L 21–L 20 =2149.72573-158.32505=1991.40025 m3(标) 其中 NH3 L19 NH3 = L 21NH3–L 20NH3 =2090.54764-99.17639=1991.37125 m3(标)

33

河南城建学院毕业论文（设计）

CH4 L19CH4 = L 21CH4–L 20CH4 =19.1431-18.7245=0.71565 m3(标) Ar L19AR = L 21AR–L 20AR =2.75-2.72066=0.02934 m3(标) H2 L19H2 = L 21H2–L 20H2 =26.75487-20.738=6.01687 m3(标) N2 L19N2 = L 21N2–L 20N2 =10.72683-10.52177=0.20506 m3(标) 各组分百分含量：

其中 NH3 x18 NH3 =

1991.371251991.40025?99.652 %

CH4 x18CH4 =

0.715651991.40025?0.035 % Ar x18AR =

0.029341991.40025?0.001 % H2 x18H2 =

6.016871991.40025?0.302 % N2 x18N2 =

0.205061991.40025?0.01 % 液氨计算核算：NH3=

1991.3712522.4?17?1511.3085kg

34

河南城建学院毕业论文（设计）

第四章 热量衡算

4.1 冷交换器热量计算

（1）热气进口温度 冷交换器热气紧搂温度等于水冷器气体出口温度，由题意知t=35o

（2）冷气进口温度 为了保证合成塔入口氨含量在2.4%，出氨冷气气体的氨含量必须等于或小于2.4%，设过饱和度为10%，则在该冷凝器下的平衡氨含量为： y* =0.02/1.1 ?100%=1.82%

查知平衡氨含量为此时，冷凝温度t2 =-10 o ，故冷气进口温度等于-10 o

(3)热气体带入热量 热气体在器内处于氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容。 查t14=35℃，p=28.4MPa时的各组分比热容并计算得： Cp°=29.806kJ/（kmol.℃） pc=3.246MPa Tc=112.237K Pr=P/ pc =8.755 TR =T/ Tc=2.743

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=4.598 kj/（kmol.℃）

Cp14 = Cp°+⊿ Cp =34.405kj/（kmol.℃）

热气体带入热量

Q14=V14Cp14t14=

13449.13682?34.405?35=722996.17544kJ

22.4（4）冷气体带入热量

查t2=-10℃，p=28.12Mpa时的各组分比热容并计算得： Cp°=31.904kJ/（kmol.℃） pc=2.487Mpa Tc=83.882K Pr=P/ pc =11.326 TR =T/ Tc=3.135

35

河南城建学院毕业论文（设计）

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=4.18 kJ/（kmol*℃）

Cp2 = Cp°+⊿ Cp =36.084kJ/（kmol*℃）

热气体带入热量

Q2=V2Cp2t2=

17268.28602?36.084kJ?(?10)??278173.58605kJ

22.4（5）氨冷凝热 设热气体出口温度为17℃，热气体在器内由35℃冷却到17℃，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3 =1197.445 kJ/kg 液氨冷凝放出热量 Q冷=

46.03371?17?1197.445?41834.29508kJ22.4

（6）液氨带入热量

查-10℃时液氨比热容Cp =4.535 kJ/Kg 液氨带入热：Q2L=

581.2243?17?4.535???10???20004.23545kJ 22.4（7）热气体带出热

查t17=17℃，p=28.4Mpa时的各组分比热容并计算得： Cp° =29.46kJ/（kmol*℃） pc=2.986Mpa Tc=102.931K Pr=P/ pc =2.817 TR =T/ Tc=9.511

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=4.389 kJ/（kmol.℃）

Cp14=Cp°+⊿ Cp =33.853kj/（kmol.℃） 热气体带入热量 Q17=V17Cp17t17=

13403.10311?33.853?17?344352.64478kJ

22.4（8）热气体中液氨带出热

查17℃时液氨比热容Cp =4.765kJ/Kg 液氨带出热：Q17L =

46.03371?17?4.765?17?2830.0148kJ 22.4（9）冷气体中分离液氨带出热

36

河南城建学院毕业论文（设计）

Q16?Q2L??2004.23545kJ (10)冷气体出口带出热

Q3 = Q14+Q2+Q冷+Q2L-Q17-Q17L-Q2L

=222996.17544-278173.58605+41834.29508-20004.23545-344352.64478-2830.0148+20004.23545 =139474.22489kJ Q17=V17Cp17t17

t3=Q3/（V3Cp3=183.1186/Cp3

设t3=19.5℃，p=28.12Mpa时的各组分比热容并计算得： Cp°=29.198kJ/（kmol.℃） pc=2.498MPa Tc=84.005K Pr=P/ pc =11.298 TR =T/ Tc=3.481

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=2.559 kJ/（kmol.℃）

Cp3 = Cp°+⊿ Cp =31.757kJ/（kmol.℃） t3 =183.1186/31.757 =5.76624℃

冷交换器热量平衡汇总表

支 方 管内热气带出热Q17 管内液氨带出热Q17L 344352.64478kJ 2830.0148 kJ -20004.0148 kJ 收 方 管内热气代入量Q14 管外冷气带入量Q2 管内液氨冷凝热Q冷 41834.29508 kJ 管外液氨带入热Q2L 小计 -20004.2345kJ 466652.64902kJ （11）冷交换器热量负荷计算

722996.17544kJ -278173.58605 kJ 管外液氨带出热Q16 管外冷气带出热Q3 139474.22489 kJ 466652.64902kJ 37

河南城建学院毕业论文（设计）

⊿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）=417647.81094kJ 4.2氨冷器热量计算

? （1）气体带入热量Q17

由冷交换器热量计算得 Q=344352.64478kJ

?L （2）气体中液氨带入热量Q17?L=2830.0148kJ 由冷交换器热量计算得 Q17（3）氨冷器中气氨冷凝热

查-10℃气氨冷凝热《小氮肥厂工艺设计手册》INH3=1295.633kJ/Kg，则气氨冷凝热Q冷=526249kJ

（4）新鲜气带入热量 Q1

T1=35℃，p=31.26Mpa时的各组分比热容，然后用叠加的方法计算实际的混合热容，Cp1=29.70 kJ/（kmol*℃） 所以：新鲜气带入热量 Q1=V1Cp1t1 =194912.17319 kJ 氨冷器收入总热量

?+Q17?L+Q冷+Q1 =1068343.9509 kJ Q = Q17

（5）氨冷器入口混合气温度t18 计算

有热平衡Q18= Q-Q冷=V18Cp18t18+V18LCp18Lt18 =542094.83282 kJ

Q18?1V18689.82334= V18LCp?0.06573Cp1818L?Cp18LV18所以：t18 =

Cp18查t14=30.502℃，p=28.42Mpa时的各组分比热容并计算得： Cp° =30.502kJ/（kmol*℃） pc=2.705Mpa Tc=91.726K Pr=P/ pc =10.506 TR =T/ Tc=3.194

38

河南城建学院毕业论文（设计）

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=3.762kj/（kmol*℃）

Cp14 = Cp°+⊿ Cp =34.264kJ/（kmol*℃）

由t1=21℃查《小氮肥厂工艺设计手册》液氨的比热容 Cp18L =4.765 kJ/（kg*℃） 代入上式 t18 =

689.82334=19.9=20℃与假设一致。

34.264?0.06573?4.765混合后氨冷器入口热气温度20℃。 （6）由冷交换器热量计算Q′2 =-278173 kJ （7）气体中液氨带出热量Q′2L

由冷交换器热量计算 Q′2L =-20004.23545kJ （8）液氨蒸发吸收热量Q吸 有热量平衡计算

??Q2?L?=1366521.7725 kJ Q吸?Q入??Q2查25℃液氨焓INH3 =535.583 kJ/kg（由液氨贮槽来） -15℃蒸发焓INH3,9=1663.767kg

△INH3= INH3，9-INH3，L=1128.185 kJ/kg (9) 冷冻量计算

W = Q吸/△INH3=1211.25682kg

氨冷器热量平衡汇总表

收 方 气体带入热量 液氨带入热量 气体中氨冷凝热 新鲜气带入热 小计 支 方 ?344352.64478kJ 气体带出热量 Q17?-278173.58605kJ Q2?L2830.0148kJ Q17液氨带出热量 ?L-20004.23545kJ Q2Q吸1366521.7725kJ 1068343.9509kJ Q冷526249.11808kJ 冷冻量 Q1194912.17319kJ 1068343.9509kJ 小计 4.3循环机热量计算

39

河南城建学院毕业论文（设计）

（1） 循环机出口气体温度计算 由《小氮肥厂工艺设计手册》得循环气中各组分的绝热指数如下： NH3 CH4 AR H2 N2 K1 1.29 1.31 1.66 1.41 1.4 根据公式

1??y入ik?1k?1 i得： K=1.39467

k?1T?T?P出?k出入?

?P?入?由前已知T入=292.5K

P出= 31.458Mpa , P入=28.028Mpa得 T出=29.17℃ （2） 气体带入热量

由前计算 Q′3 =139474.22489kJ （3） 压缩功

k?1N?16.674PVk???P?k?2?1?Z121k?1?????P1??Z ???1P1=28.028MP P2= 31.458MPa K= 1.394, Z2=1.13, Z1=1.02 式中V 1=Vp00T3PT?1.101m/min

10将上述数据带入压缩功计算公式得： N =58.30473 kJ

压缩热 QN =3600N=209897.0248kJ （4） 气体带出热量

有热平衡得：Q4 = Q3 + QN =349371.2496KJ 因为: Q4=V4Cp4t4 所以：Cp4 =

Q4V?349371.2496?22.4?15.81731kJ/(kmol.0C) 4t417061.19779?29

40

河南城建学院毕业论文（设计）

由t4=29℃，p=31.458Mpa时的常压下各组分比热容并计算得： Cp°=29.162kJ/（kmol.℃） pc=2.991Mpa Tc=88.955K Pr=P/ pc =10.517 TR =T/ Tc=3.288

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图 ⊿ Cp=2.559kJ/（kmol.℃）

Cp14 = Cp°+⊿ Cp =31.721kJ/（kmol.℃）

C?误差=

p?C?p?Cp?100%=-0.473% ,气体带出热量Q4 =349371.2496 kJ

循环机热平衡汇总表

收 方 支 方 ? 气体代入热量Q3压缩热QN 小计 139474.2248kJ 209897.0248kJ 349371.2496kJ 气体代入热量Q4349371.2496kJ 349371.2496kJ 4.4合成塔热量计算

合成塔热量计算示意图

(1) 环隙温升t6的计算

41

河南城建学院毕业论文（设计）

设合成塔环隙高度h=13.5m,由经验公式知，环隙每米温升按1.46oC计,则合成塔一出温度t6为：

t6= t5+1.46h=29+1.46 ?13.5=48.71oC (2) 气体带入热量Q5

由前计算Q4=349371.2496kJ,因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q5=Q4=349371.2496 (3) 气体反应热QR

设合成塔二出温度365 oC假定气体在塔内先温升至出口温度后再进行氨合成反应。在压力P=30.388Mp下的气体反应热简化计算式为： -HR=11599+3.216t ,将t=365oC带入得： -HR=11599+3.216?365=12772.84kcal/kmol = 53390.47kJ/mol 由物料平衡计算知氨产量

?VNH3=2087.8m3(标)=93.33kmol

则合成塔内反应热QR=（-HR）??VNH3=53390.471?93.33=4982933.6006kJ (4) 二次入塔气体带入热量Q7

由热平衡知

Q7=( Q6+ Q8+ Q损)-( QR+ Q5) =V7Cp7t7

Q?∴ t=

7

6?Q8?Q损???QR?Q5?V7Cp7t7

(5)合成塔一出气体带出热量Q6

查t=48.71 oC P=30.388Mp混合气体热容，按高压分压叠加法计算得Cp6=30.962kJ/(kmol. oC)。 ∴Q6=

17075.67272?30.962?48.71

22.4 =1149679.903kJ

42

河南城建学院毕业论文（设计）

（6）合成塔二出气体带出热量Q8 当t=365 oC P=30.388 Mp

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Cp8=35.216kJ/(kmol. oC)

∴Q8= V8Cp8t8 =8712022.66kJ (7)合成塔热损失

根据经验公式Q损=awFw(tw –tB),设塔壁温度tw=80 oC，空气温度-5 oC，塔外壁高 h′=15m ,外径D=1.008m 。

则 aw=0.209 tw+33.44=0.209 ?80+33.44 =50.16kJ/(m2.h. oC) Q损=50.16F(tw –tB)

=50.16?3.14?1.008?15?85 =202422.085kJ (8)合成塔二入温度计算

将上式数据带入t7温度计算式中得：

=

4731819.7924

762.30682Cp76207.23791

Cp7=

设t7′=186.5oC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Cp7=31.513kJ/(kmol. oC) 则 t7=196.973880C

误差=

t7-t?7?100%=0.0531% t7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=4731819.7924kJ

43

河南城建学院毕业论文（设计）

（9）合成塔绝热温升核算

?yNH ?-HR?Q?13由 △t== ??损?

?1+y8Nt ?CpNH3??11式中Cp=(Cp7+Cp8)= (31.513+35.213)=33.363kJ/(kmol. oC)

220带入上式得：△t=185.15882C

∴t6= t7+185.15882oC=382.1322oC 与前面假设基本相符，计算有效。

合成塔热平衡总汇表

收 方 支 方 一次气体进口带入热 量Q5 二次气体进口带入热量Q7 反应热QR 小计 349371.2496kJ 4731819.7924 kJ 4982933.6006 kJ 10064124.648 kJ 20128247.2165kJ 一次气体出口带出热 量Q6 二次气体出口带出热量Q8 热损失Q损 1149679.903 kJ 87120022.66 kJ 202422.085 kJ 10064124.648 kJ 20128247.2165kJ 4.5废热锅炉热量计算

（1）管内热气体带入热量 Q8

由合成塔热平衡计算 Q8=87120022.66kJ （2）管内热气体带出热量 Q9 设t9=220oC ，p=29.4Mp

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Cp9=34.895kJ/(kmol. oC) ∴ Q9=V9Cp9t79

=5768299.46kJ （3）废热锅炉热负荷

?Q= Q9- Q8=-2943723.2kJ

44

河南城建学院毕业论文（设计）

(4)软水量计算

设废热锅炉加入软水温度t=30oC, 压力P=1.274Mp,副产1.274Mp的饱和蒸汽。需软水量X 。

查 软水焓 I1=125.484kJ/kg 蒸汽焓 I2=27840716kJ/kg 由热平衡得

?Q=X（I2-I1）

X??Q?1106.9825kg I2?I1∴废热锅炉软水带入热量

Q软=X I1=138908.5879.788kJ 蒸汽带出热量

Q蒸=29576140.788kJ

废热锅炉热量总汇表

收 方 支 方 管内气体带入热 量Q8 软水带入热量8712022.66kJ 138908.5879 kJ 3534440.248 kJ 管内热气体带出 热量Q9 蒸汽带出热量5768299.46 kJ 29576140.788 kJ 3534440.248 kJ Q软

Q蒸 45

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/rinw.html