张广勋 - 毕业设计 - 40万吨每年合成氨正文

河南城建学院本科毕业设计 前言

前 言

化工设计是将一个系统（如一个工厂、一个车间或一套装置等）全部用工程制图的方法，描绘成图纸、表格及必要的文字说明，也就是把工艺流程、技术装备转化为工程语言的过程。

随着化学工业的快速发展，化工产品已经无所不在无处不有。因此化工设计的任务越来越重。其一、在化工生产中，通过运用化工设计方面的知识和方法，可以实现对化工厂的改建和扩建，对单元操作设备或整个装置进行生产能力标定和技术经济指标评定；对工艺流程进行评价等等。其二、在科学研究中，从小型试验到中试放大，以至投入工业生产，都离不开设计。其三、在基本建设中，设计是基本建设的首要环节，是现场施工的依据。从单个设备到全套装置，从一个小型化工厂到大型石油化工企业，它们在建设施工之前都必须先做好工程设计。要想建成一个质量优良、水平先进的化工装置，重要的先决条件是要有高质量、高水平的设计。提高设计的质量和速度对基本建设事业的发展起着关键性的促进作用。

化工设计的知识和技能，不仅对专门从事化工设计的人员需要学习和掌握，而且，对从事化工生产、科学实验和技术管理方面的人员，也同样需要具备。因此，化工工艺类专业的学生，学习并掌握一定的化工设计方面的基础知识是非常必要的。对我们学生进行化工设计方面的基本训练，有助于培养我们综合运用多学科基础理论，联系生产实际，提高我们查阅文献资料、收集和整理数据的能力，有助于提高我们学生的运算能力和设计绘图能力。总之，经过初步训练，具有一定的化工设计能力，在从事生产、基建、科研和管理等方面发挥出更好的作用。

本设计所采用的方法是半水煤气合成法，其主要原料是焦炭和氮气，利用焦炭来生成氢气，而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、热交塔、冷交塔、循环机、分离器、冷凝塔、氨分离器、油分离器等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在485—500℃的高温条件下来制得氨气。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。

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河南城建学院本科毕业设计 合成氨综述

1合成氨综述

1.1 合成氨产能概况

合成氨是重要的无机化工产品之一，别名：氨气，分子式NH3英文名：synthetic ammonia，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副产外，绝大部分是合成的氨。

最早在1902年德国化学家哈伯开始研究由氮气和氢气直接合成氨，于1908年申请专利，即“循环法”，在此基础上，他继续研究，于1909年改进了合成，氨的含量达到6%以上。合成氨合成氨工业在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，对合成氨的需要量日益增长。50年代后氨的原料构成发生重大变化，近30年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产成为合成氨装置发展主流，技术改进主要方向是研制性能更好的催化剂、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。

合成氨工业发展已经经历90多年的历史，在国民经济中占有重要地位。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的。合成氨也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。1982年，世界合成氨的生产能力为1.25Mt,但因原料供应、市场需求的变化，合成氨的产量远比生产能力要低。近年，合成氨产量以中国、俄罗斯、美国、印度等十国最高，占世界总产量的一半以上。2004年中国合成氨生产能力约为4400万吨，产量为4222.2万吨，消费量约为4228.49万吨，据Chemsino统计，2007年全球合成氨产量接近1.544亿吨NH3，比2006年增长4.5%，2008年中国合成氨年总产量约为5000万吨，约占全球总产量的1/3，世界合成氨贸易量接近1920万吨，通过海运的合成氨贸易量稳定在1660万吨。

据IFA全球合成氨产能的调查，统计从2007年的1.763亿吨NH3将增加到2012年的2.103亿吨NH3，增加量的三分之一将通过产能改造实现，其余三分之二将通过全球范围内近50套生产装置的开车实现，其中有一半来自中国。

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从地域分布来看，产能的净增长将来自于中国、西亚、东欧、中亚、非洲和南亚，北美，欧洲和大洋洲将保持稳定。

2008年中国合成氨新建或拟建项目产能达300万吨，其中平安化肥有限责任公司设计年产合成氨15万吨、硝铵30万吨，项目总投资8亿元，建设周期为2009年-2010年；潞安矿业集团有限责任公司计划投资年产合成氨30万吨建设周期为2009-2011年，总投资为28亿元；中国石油青海油田分公司投资建设年产合成氨45万吨，前期工作已开始，项目总投资25亿元；山西同德化工股份有限公司08年投资建设年产合成氨18万吨、硝酸铵10万吨、甲醇3万吨、尿素22万吨。山西省临汾市建设年产18万吨合成氨、年加工30万吨尿素的生产装置。 该项目建设周期为2008年-2010年，项目总投资为8.4399亿元；安徽三星化工有限责任公司投资 年产50万吨合成氨100万吨尿素6万吨三聚氰胺工程 建设周期： 2009年 。

2009年初年国务院研究通过保障化肥生产供应，促进化肥行业改革和发展的政策，标志着国内化肥市场化改革的正式启动，国家对支持农业生产、保障粮食安全给予了极大的重视，为了调动农民的种田积极性，各项农资补贴大幅度提高。这些政策不但调动了农民种田、购肥的积极性，也成为支撑化肥市场的信心，国内化肥市场产能大量释放。春节过后，随着供电和运输逐步恢复，尿素和硝酸企业开始复工或加大生产负荷，春季用肥季节的逐渐临近，各地尿素市场开始出现回暖，对合成氨市场需求也逐渐上升，来自chemsino分析预测,09年合成氨市场仍将保持稳定 ，新建装置项目计划延展受到国家产业政策的鼓励，当前我国尿素供应依旧紧张，今后5-10年内，我国尿素的需求将增加1000万吨以上，合成氨行业景气度依旧看好。

1.2 原料来源

自从合成氨工业化后，原料构成经历了重大的变化。煤造气时期 第一次世界大战结束，很多国家建立了合成氨厂，开始以焦炭为原料。20年代，随着钢铁工业的兴起，出现了用焦炉气深冷分离制氢的方法。焦炭、焦炉气都是煤的加工产物。为了扩大原料来源，曾对煤的直接气化进行了研究。1926年，德国法本公司采用温克勒炉气化褐煤成功。第二次世界大战结束，以焦炭、煤为原料生产的氨约占一半以上。

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烃类燃料造气时期 早在20—30年代，甲烷蒸汽转化制氢已研究成功。50年代，天然气、石油资源得到大量开采，由于以甲烷为主要组分的天然气便于输送，适于加压操作，能降低氨厂投资和制氨成本，在性能较好的转化催化剂、耐高温的合金钢管相继出现后，以天然气为原料的制氨方法得到广泛应用。接着抗积炭的石脑油蒸汽转化催化剂研制成功，缺乏天然气的国家采用了石脑油为原料。60年代以后，又开发了重质油部分氧化法制氢。到1965年，焦、煤在世界合成氨原料中的比例仅占5.8%。从此，合成氨工业的原料构成由固体燃料转向以气、液态烃类燃料为主的时期。

制取氨用的氮氢混合气。氢气主要由天然气、石脑油、重质油、煤、焦炭、焦炉气等原料制取（见图[各种原料生产合成氨原料气的典型过程]）。工业上通常先在高温下将这些原料与水蒸气作用制得含氢、一氧化碳等组分的合成气。这个过程称为造气。由合成气制氢，是氮氢混合气中氢的主要来源。合成气中含有的硫化合物、碳的氧化物及水蒸气等都对生产过程中所用的催化剂有害，需在氨合成前除去，合成气中的一氧化碳，可与水蒸气作用生成氢和二氧化碳，这个过程称一氧化碳变换。习惯上把脱除硫化合物的过程称脱硫；脱除二氧化碳的过程称脱碳。残余的少量一氧化碳、二氧化碳和残余水蒸气则在最后除去。氨合成用氮的来源，是在制氢时直接加入空气，或在合成前补加纯氮气。制取纯净的氮氢混合气时，原料不同，原料气净化方法也不同。由于平顶山为煤城，本设计原料气为煤气化煤气为原料气。

1.3 合成氨工业的发展趋势

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。

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。

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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。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品，则可以简化流程、减少能耗、降低成本。

到2010年，力争组建50家大型企业集团，大型氮肥厂合成氨平均规模达40万吨/年以上，中型氮肥厂平均规模达20万吨/年以上。其产品集中度达到50%，并形成3-5家在国际上有一定影响的大型企业集团。同时，调整企业结构，减少基础肥料生产厂数量，提高单套装置的规模，使合成氨工业朝现代化又迈进一步。

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河南城建学院本科毕业设计 流程确定及其简述

2流程确定及其简述

2.1 合成氨的工艺流程

合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发

展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。

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。 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。

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 =-41.2 kJ/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。

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。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙

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烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。

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10cm3/m3(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100cm3/m3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10cm3/m3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+3H2→CH4+H2O ΔH= -206.2 kJ/mol CO2+4H2→CH4+2H2O ΔH =-165.1 kJ/mol

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

2.2 合成氨的催化机理及中毒

催化机理 热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无

催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成—NH、—NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为：

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Fex+ N2→FexN

FexN +〔H〕吸→FexNH FexNH +〔H〕吸→FexNH2

FexNH2 ＋〔H〕吸Fex NH3xFe+NH3

在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 KJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 KJ/mol～167 KJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 KJ/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。

催化剂的中毒 催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于

催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。

催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。

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。

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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，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15~32MPa。

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。

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。

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2.4 合成工段工艺流程简述

由高压机送来的新鲜气与冷凝塔一次出口循环气混合送入氨冷器，在氨冷器内，气体过管内，液氨过管外，由于液氨的蒸气吸取热量，气体被进一步冷却，并使气体中部分气氨冷凝管外蒸气的气氨经沫除器分离掉液氨后，去氨气柜或硝铵车间。

氨的高压混合气，自氨冷器出来，进入冷凝塔下部的氨分离器，分离液氨,除氨后的混合气，再经过冷凝塔上部的热交换器与循环机气体换热，二次出冷凝塔。

自冷凝塔二次出口的循环气其中一部分进入合成塔上部一次入口，气体沿着内件与外箱间环隙向下冷却塔壁后，进入下部换热器管外，另一部分循环气直接进入塔外气-气换热器冷气入口，通过管外并与管内废锅口出来气体换热后，设有副线气流分成四股，其中二股作为冷凝气分别从塔顶进入菱形分布器和层间换热器，一股为塔底副线，另一股进入合成塔下部二次入口与一次入口气体混合，通过下部热交换器与管内气体换热后与塔底副线气混合，由内中心管进入第一轴层反应，反应后气体与塔顶引入的第一冷凝气混合进入第二轴向层反应气体进入层间换热器管内与第二冷凝气换热降低气体温度进入径向层，第二冷凝气换热后提高自身温度进入外中心管与内中心管，气体混合进入第一轴向层，径向层自里向外径向流出，通过整个触媒层进入下部换热器管内，与管外换热后出塔进入废锅炉，与脱氧水换热副产品，0.8MPa的蒸汽,气体温度降低到217 ℃以下,进入气-气换热器,气流经与管外气体换热器降温后进入水冷器,后进入循环机,补充压力,经滤油器除去油圬后,进入冷凝塔上部的热交换器,出热交换器后与新鲜气混后开始下一个循环。

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3合成工艺计算

3.1 物料横算

3.1.1计算依据

（1） 产量：日产量W=50.505tNH3/h （2） 催化剂用量： 80m3 （3） 精炼气成分见下表

表1 精炼气成分

组分 摩尔分数 H2 71.5 N2 27.15 CH4 1 AR 0.35 合计 100.000 （4） 合成塔入口氨含量：NH3入=2.500% 合成塔出口氨含量：NH3出=17.100% 合成塔入口惰性气体含量：AR +CH4=12.500%

（5） 合成塔操作压力：17Mpa（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均忽略不计）

（6） 精炼气温度：40 ℃ （7） 水冷器出口气体温度：30℃ （8） 循环机进出口压差：1.47MPa （9） 年工作日：330天

（10）计算基准：生产一吨液氨。

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3.1.2 计算物料点流程

图1 物料恒算流程图

3.1.3 合成塔入口气组分

由计算依据得：

入塔氨含量： y5 NH3=2.50%

0.100=12.667%

1.000?0.350 入塔甲烷含量：y5 CH4=12.500%? 入塔氩含量： y5AR=12.5%?0.350=4.433%

1.000?0.350入塔氢气含量：y5H2=[100-(2.500+12.667+4.433)] ×(3/4) ×100%=60.300% 入塔氮含量: y5 N2=[100-(2.500+12.667+4.433)] ×(3/4) ×100%

=20.100%

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表2 入塔气组分含量（%）

NH3 2.500 CH4 12.667 AR 4.433 H2 60.300 N2 20.100 合计 100 3.1.4 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： 塔内生成氨含量：

NNH3=

N5(y8NH3-y5NH3)1?y8NH3=124.680kmol

出塔气量（N8）=入塔

-生成氨含量=1000-124.680=875.320kmol

出塔氨含量: y8NH3=17.100% 出塔甲烷含量：

y8CH4=N5?y5CH4=

N81000?12.667%=13.329%

875.320出塔氩含量：

y8AR=N5?y8AR=

N81000?4.433%=5.064%

875.320出塔氢气含量：

33(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100%=(1-0.171-0.132-0.051)?100% 44y8H2 =

=48.380%

出塔氮含量：

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y8N2 =

1(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100% 4=

1(1-0.171-0.132-0.051)?100%=16.127% 4表3 出塔气组分含量（%）

NH3 17.100 CH4 13.329 AR 5.064 H2 48.380 N2 16.127 合计 100 3.1.5 合成率

由式X=

2NNH3N(1?y5NH3?y5CH4?yAR)?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)%。

合成率=

2NNH3?100%

N5(1?y5NH3?y5CH4?y5Ar)2?124.680?100%=31.015%

1000?1?0.025?0.127?0.044?=

3.1.6 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=1Kmol。如图所示。 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) 14

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将（2）式代人（1）式得：

m(i)L=()K(i)+1 Lx(i)VLx(i)=

m(i)=L(i) (3)

V1?()K(i)LL=?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)m(i)?L(i)= (7) VV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如下表

表4 分离器入口混合物组分m（i）

mNH3 0.171 表5 t=30℃，P=17Mpa各组分平衡常数

KNH3 0.104 KCH4 20.880 KAR 46.680 KH2 69.100 KN2 59.820 mCH4 0.13115 mAR 0.03935 mH2 0.49838 mN2 0.16612 合计 1.0000 设（V/L）=10代入（3）式中计算各组分溶解液量 mNH30.171?0.0838kmol LNH3==

1?(V/L)KNH31?10?0.104 15

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?= ∴ t101962.0031962.003==65.871℃ Cp1041.663?t10?t1066.4?65.871?100%?0.8% 误差=?100%=

t1066.4假设基本正确，计算有效。 （5）热交换器热负荷

?Q?Q7?Q6?Q10?Q9 =826258.981-3246910.316

=－2420651.335KJ/tNH3

表29 热交换器热量汇总表(KJ/tNH3)

收 方 冷气带入热量Q6 热气带入热量Q9 小计 943178.325 3246910.316 4190088.641 支 方 冷气带出热量Q7 热气带出热量Q10 小计 3363829.66 826258.981 4190088.641 3.2.7 水冷器热量计算e

由已知，水冷器出口热气体温度t11=35 oC,设气体先冷却至35 oC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= 826258.981KJ/tNH3

(2)氨冷凝热

查≤小氮肥厂工艺设计手册≥表10-1-1得35 oC后，氨冷凝热I=1705.607KJ/(Kmol?℃)

Q冷?V11L?INH3

=

857.575?16.769?1705.607?1094984.389KJ/tNH3 22.4式中 16.769—液氨平均分子质量。 （3）热气体带出热量Q11

表30 T11=35 oC, P=17Mpa时各组分比热容

46

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气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.528 8.976 CH4 0.145 2.465 AR 0.055 0.935 NH3 0.095 1.615 0.176 2.992 各组分在35度Cp′ 31.350 29.511 39.919 21.318 82.764 Cp0=35.923KJ/(kmol. oC)

热气体带出热量

Q11?V11Cp11t11=

8575.745?35.923?35 22.4 =481354.825KJ/tNH3 (4)液氨带出热量

/kmol?℃）查35 oC液氨比热容，CpL?4.849kJ（ Q液?=

V11LM?CpL?t11 22.4857.575?16.769?4.891?35=108956.248KJ/tNH3 22.4（5）冷却水量计算

设需要冷却水量为W，冷却上水ta=30 oC，冷却下水tb=38 oC，取冷却水比热容CpL?4.18kJ/kg

则冷却水吸收热量为 ?Q?Q 收?Q支 = ?Q10?Q冷???Q11?Q液?

=(826258.981+1094984.389)-(481354.825+108956.248)

=1330932.297KJ/tNH3

?Q?WCp?bt??at ?1000 W??Q1330932.297==39.801m3

100C0pt(?ta)1000?4.18(38?30)b冷却水带入热量

Q上水?39.801×1000×4.18?30=4990996.114KJ/tNH3 冷却下水带出热量

47

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

Q下水??Q?Q上水=1330932.297+4990996.114=6321928.411KJ/tNH3

表31 水冷器热量总汇表(KJ/tNH3)

收 方 支 方 热气体带入热量Q10 氨冷凝热Q冷 826258.981 1094984.389 热气体带出热量Q11 液氨带出热量Q液 481354.825 1089565.248 冷却上水带入热量Q上水 4990996.114 冷却下水带出热量Q下水 6321928.411 小计 3.2.8 氨分离器热核算

氨分离器进出口没有发生变化，气体热量平衡 氨分离器收入热，则

Q11 =481354.825KJ/tNH3 氨分离器支出热，气体放空气带走热量

123.76 Q13?V13Cp13t13??35.92?33?522.46912239.484 小计 6912239.484 J/tNH6946.613K冷交换器带入热量，由冷交换器热平衡计算得 Q14=510189.464KJ/tNH3

?Q1? Q11?Q136946.61+510189.464=517136.074KJ/tNH3 4误差=

517136.074?517918.797?Q11?Q11?100%=－0.15% ?100%?0

517136.074Q11故合成系统热量计算有效。

氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即 Q11L?Q

1L5?108956.248KJ/tNH3

3.3氨合成设备计算

3.3.1 氨合成塔催化剂层设计

并流扁平管?800氨合成塔，其催化剂筐尺寸如下：

催化剂筐内径，mm ?766; 冷管传热面积, m2 10.734;

48

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

电炉中心管，mm ?108?6; 催化剂框容积量，m2 0.714; 测温管，mm ? 24?6; 绝热层高，mm 950; 保护管套，mm ? 30 ?2;各2根 催化剂总高，mm 11290; 升气管, mm ?38?2.5 ； 催化剂装填量，m3 0.714; 保护管套，mm ? 45 ?2.5；各4根 比传热面积，m2/ m3 15催化剂 集气环管，mm ? 57?3； 操作压力，MPa 29.4; 环中径，mm ? 327；共2个 进塔气量，m3（标）/h 145489.804 扁平冷管，mm ?大108?11 （?76?3管子压制）；

小78.5?11 （?57?3的管子压制）；, 各6片 板厚

3 间隙5；

进塔成分 H2 60.3% ,

N2 20.1% , CH4 12.69%, Ar 4.43% , NH3 2.5%;

催化剂伸缩率?3% ; 过滤圆管，mm ?38?2.5, 12根 ； 热系数=2842.4KJ/(m2.h. 0C) 解 （1）基本数据计算

进塔气体摩尔流量：以知VI=145489.804Nm3/h M=

VI=6495.081kmol/h 22.4无惰性气体氨分解基流量：以知yNH3,I=0.025, y0,I=0.165 V0,I?VI?1?y0,I??1????yNH3,i? ??1?y0.I?0.025? =145489.804 (1-0.165) ?1???1?0.165?? =91397.34Nm3/h 空塔截面积：绝热层

F地=0.785?0.4422?0.1082?2?0.033?= 0.143m2

冷管层 ：F冷=0.785?0.4422?0.1082?2?0.032??4?0.785?0.0452?6??0.108?0.0785??0.0117

=0.124 m2

过渡层 ： F=0.785?0.4422?0.1082?2?0.032??4?0.785?0.0452?12?0.785?0.0382?1?0.057?0.372?3.14

2 49

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

= 0.089 m2

考虑沉降后催化剂层总高度及绝热层总高度

?I总=10950mm ?I绝=780 mm

将整个催化剂分成8段

分段计算：第一段绝热层温度分布计算（n=1）,首先假定催化剂层温度tk,0=412

0

c,冷管进口温度2860c（计算完后核算该假定温度是否正确）。

a. 查物性数据：第一段平均温度

tk,1=

tk,0?tk,12=429.5 0c

由tk,1=429.5 0c，yNH3,0=3.5% 查Cpk,1=31.06KJ/(kmol.0c) ?Ht1=54340 kJ/kmol NH3

b.求反应热及生成氨量：令气体第一段焓升（反应热）?I1

?I1=Mk,1Cpk,1?tk,1?tk,0?= ?M1? ?Ht1

?M1

=

Mk,oCpk,1?tk,1?tk,0??Ht1=145.0525kmol/h

?I1=?M1? ?Ht1=145.0525?54340=7882155.1986kJ/h

c.求出口氨含量： 由公式（6-4-8a）计算

y0NH3,11?y0NH3,=

122.4?M1y0 NH3,0+V0,I1?y0 NH3,0

yNH3,22.4?145.05250 + =

139677.761?y0NH3,?ln,mm 0

0640 2.695 0.62 920 3.871 0.55 1140 4.076 0.47 1.29 1100 4.023 0.47 1.29 2000 70309 0.42 2.345 2000 0.25 7.309 0.39 2.345 200 0.25 7.39 0.34 2.34 1150 0.148 4.204 0.26 0.98 ?Vkn,m3 0.0922 0.1324 0.1394 0.1376 0.25 -6An,n?10(m.h)/Nm3 Ef Fn,m2 3 50

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出口液体组分含量 其中，出口液体氨含量：

LNH30.9484?100%?99.04% XNH3==

L0.9576出口液体甲烷含量：

XCH4=

LCH40.0065?100%?0.68% =

L0.9576出口液体氩含量：

LAR0.0007?100%?0.07% XAR==

L0.9576出口液体氢含量：

LH20.0012?100%?0.13% XH2==

L0.9576出口液体氮含量：

LN20.00008?100%?0.08% XN2==

L0.9576表12 液氨储槽出口液氨组分（%）

NH3 99.04 CH4 AR H2 N2 合计 0.68 0.07 0.13 0.08 100 出口弛放气组分含量 弛放气氨含量：

yNH3=

M0NH3?LNH30.9830?0.9484?100%?42.98% =

0.0424VM0CH4?LCH40.0053?0.0005?100%?18.104% =

0.0424V 弛放气甲烷含量：

yCH4=

弛放气氩含量：

yAR=

M0AR?LAR0.0011?0.0007?100%?2.59% =

0.0424V弛放气氢含量：

21

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

M0H2?LH20.0076?0.0012?100%?17.92% yH2==

0.0424V弛放气氮含量：

M0N2?LN20.0030?0.0008?100%?15.19% yN2==

V0.0424表13 弛放气组分含量（%）

NH3 42.98 CH4 AR H2 N2 合计 21.32 2.59 17.92 15.19 100 3.1.9 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=

1000?22.4?1330.42Nm3

0.9904?17其中：

氨 L19NH3=L19x19NH3=1330.42?99.04%?1317.65 Nm3 甲烷 L19CH4=L19x19CH4=1330.42?0.68%?9.05 Nm3 氩 L19Ar=L19x19AR=1330.42?0.07%?0.93Nm3 氢 L19H2=L19x19H2=1330.42?0.13%?1.73 Nm3 氮 L19N2=L19x19N2=1330.42?0.08%?1.06 Nm3 液氨储槽出口弛放气 （

V）= 0.065 L V20=0.0821L19=0.0443?1330.42=58.94Nm3 其中：

氨 V20NH3=V20y20NH3=58.94?42.98%=25.33Nm3 甲烷 V20CH4=V20y20CH4=58.94?21.32%=12.57Nm3

氩 V20AR=V20y20AR=58.94?2.59%=1. 53Nm3 氢 V20H2=V20y20H2=58.94?17.92%=10.56Nm3 氮 V20N2=V20y20N2=58.94?15.19%=8.95Nm3

液氨储槽出口总物料=L19+V20=1330.42+58.94=1389.36Nm3

22

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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+V20=1389.36Nm3 入口液体各组分含量计算 L21i=L19i+L20i

其中：氨 L21NH3=1317.65+25.33=1342.98Nm3 甲烷 L21CH4=9.05+14.73=23.78Nm3 氩 L21Ar=0.93+1. 53=2.46Nm3 氢 L21H2=1.73+10.56=12.29Nm3 氮 L21N2=1.06+8.95=10.01Nm3

由上得 L21=1391.52 Nm3

L21i入口液体中组分含量核算，由m’0i=得：

L21 入口液体中氨含量：

L21NH1342.98?m?100%?97.51% 0NH3==

3L211391.52入口液体中甲烷含量：

?CH4=m0L21CH423.71?100%?1.21% =

L211391.52入口液体中氩含量：

L21AR2.46?A=?100%?0.18% m0=

L211391.52R入口液体中氢含量：

?H2=m0L21H212.29?100%?0.58% =

L211391.52入口液体中氮含量：

?N2=m0L21N210.01?100%?0.52% =

L211391.52?i? M0i 合成系统物料计算 即 m0 23

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

3.1.10 合成系统物料计算

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

表14

名称 补充气 放空气 弛放气 液氨 入塔气 出塔气 NH3 CH4 Ar H2 N2 气量 V补 V放 58.94 1330.42 V入 V出 — 0.0095 0.4298 0.9904 0.0250 0.1710 0.0100 0.1451 0.2132 0.0068 0.1269 0.1333 0.0035 0.0552 0.0259 0.0007 0.0443 0.0506 0.715 0.5283 0.1792 0.0013 0.6030 0.4838 0.2715 0.1761 0.1519 0.0008 0.2010 0.1613 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放=123.76 Nm3 V补=2880.701 Nm3 V入=10800.902 Nm3

V出=9433.32Nm3

24

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

3.1.11合成塔物料计算

入塔物料：V5= V入=10800.902 Nm3

其中 NH3 V5 NH3 = 10800.902×0.025=270.023Nm3 CH4 V5CH4 = 10800.902×0.1269=1370.635Nm3 Ar V5AR = 10800.902×0.0443=478.480Nm3 H2 V5H2 = 10800.902×0.603=6512.944Nm3 N2 V5N2 = 10800.902×0.201=2170.981Nm3

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 =10800.902Nm3 出塔物料： V8 =9433.32Nm3 其中

NH3 V8NH3 =9433.32?0.171=1613.098Nm3 CH4 V8CH4 =9433.32?0.1333=1257.367Nm3 Ar V8AR =9433.32?0.0506=477.703Nm3 H2 V8H2 =9433.32?0.4838=4563.84Nm3 N2 V8N2 =9433.32?0.1613=1521.595Nm3 合成塔生成氨量：

VNH3 = V8NH3-V5NH3 =1613.098-270.023

=1343.075Nm3 =1019.298kg

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 =9433.32 Nm3

3.1.12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=9433.32Nm3

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= 10 故有如下方程：

V11出/L 11出= V/L= 10 （1）

25

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

V11出+ L11出= L10入=9433.32 （2） 将V11出=10L 11出 ，代入（2）得：

L 11出=

9433.32?857.575Nm3 11V 11出=9433.32-857.575=8575.745Nm3 出器气体组分由V11i=V11出y11i得 其中

NH3 V11 NH3 =8575.745?0.0954=818.126Nm3 CH4 V11CH4 =8575.745?0.1451=1244.341Nm3 Ar V11AR =8575.745?0.0552=473.381Nm3 H2 V11H2 =8575.745?0.5283=4530.566Nm3 N2 V11N2 =8575.745×0.1761=1510.189Nm3 出器液体各组分由L 11i = V8i – V11i 其中

NH3 L11 NH3 =1613.098-818.126=794.972Nm3 CH4 L11CH4 =1257.367-1244.341=13.026Nm3 Ar L11AR =477.703-473.381=4.322Nm3 H2 L11H2 =4563.84-4530.566=33.274Nm3 N2 L11N2 =1521.595-1510.189Nm3

3.1.13 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=8575.745+857.575=9433.32Nm3

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=8575.745Nm3 ， 出器液体：

L 15=L 11出=857.575Nm3 ，

氨分离器出口气体放空V13=123.76Nm3 其中： NH3 V13 NH3 =123.76?0.0954=11.807Nm3

CH4 V13CH4 =123.76?0.1451=17.958Nm3 Ar V13AR =123.76?0.0552=6.832Nm3 H2 V13H2 =123.76?0.5283=65.382Nm3

26

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

N2 V13N2 =123.76?0.1761=21.794Nm3

3.1.14 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=8575.745-123.76=8451.985Nm3 其中：

NH3 V14 NH3 =8451.985?0.0954=806.319Nm3

CH4 V14CH4 =8451.985?0.1451=1226.383Nm3 Ar V14AR =8451.985?0.0552=466.55Nm3 H2 V14H2 =8451.985?0.5283=4465.184Nm3 N2 V14N2 =8451.985?0.1761=1488.395Nm3 出口物料（热气）：

设热气出口温度17℃，查t=17℃，p=17Mpa，气相中平衡氨含量y＊=6.4﹪，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=6.4﹪?1.1﹪=7.04﹪. 设热气出口氨体积为a，则：

a?0.0704

8451.985?806.319?a a=579.018 Nm3

冷交换器热气冷凝液氨量为：

L 17NH3=V14NH3 –a=806.319-579.018=227.301Nm3 冷交换器热气出口气量及组分 其中：

NH3 V17NH3=V14NH3–L17NH3 =806.319-227.301=579.018 Nm3 CH4 V17CH4 = V14CH4=1226.383Nm3 Ar V17AR = V14AR=466.55Nm3 H2 V17H2 = V14H2=4465.184 Nm3 N2 V17N2 = V14N2=1448.395 Nm3 出口总气量：

V17=V14–L17NH3=8451.985-227.301=8224.684Nm3 出口气体各组分：

27

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

其中：NH3 V17NH3 /V17=

CH4 V17CH4 /V17= Ar V17AR /V17 = H2 V17H2 /V17= N2 V17N2 /V17=

579.018?100%?7.04%

8224.6841226.383?100%?14.91%

8224.684466.55?100%?5.67%

8224.6844465.184?100%?54.29%

8224.6841448.395?100%?17.61%

8224.6843.1.15 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=2880.701Nm3

其中：CH4 V1CH4 =2880.701?0.01=28.81Nm3

Ar V1AR =2880.701?0.0035=10.08Nm3 H2 V1H2 =2880.701?0.715=2059.70Nm3 N2 V1N2 =2880.701?0.2715=782.11Nm3

V18（进器气体物料）=V1+V17=2880.701+8224.684=11105.385Nm3 进器气体组分含量V18i=V1i+V17i

其中：NH3 V18 NH3 = V17NH3=579.018Nm3

CH4 V18CH4 =28.81+1226.383=1255.193Nm3 Ar V18AR =10.08+466.55=476.63Nm3 H2 V18H2 =2059.7+4465.184=6524.884Nm3 N2 V18N2 =782.11+1448.395=2230.505Nm3 各组分百分含量y18i=V18i /V18 其中：NH3 y18 NH3 =

CH4 y18CH4 =Ar y18AR =H2 y18H2 =

579.018?100%?5.214%

11105.3851255.193?100%?11.303%

11105.385476.63?100%?4.292%

11105.3856524.884?100%?58.754%

11105.385 28

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

N2 y18N2 =

2230.505?100%?20.085%

11105.385进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：

L 18= L 18NH3 = L 17NH3 =227.301Nm3

进器总物料= V18 + L 18 =11105.385+227.301=11332.686Nm3

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 Nm3，

b?0.025

11105.385?579.018解b =263.159Nm3 则氨冷器中冷凝液氨量：

L18= V18–b =579.018-263.159=315.859 Nm3 氨冷器出器总液氨量：

L 2NH3 = L 18NH3+ L 18NH3 =227.301+315.859=543.160Nm3 氨冷器出器气体量：

V2=V18 –b=11105.385-315.859=10789.526Nm3 其中：NH3 V2 NH3 =263.159Nm3

CH4 V2CH4 =V18CH4=1255.193Nm3 Ar V2AR =V18AR=476.847Nm3 H2 V2H2 =V18H2=6524.847Nm3 N2 V2N2 =V18N2=2230.505Nm3

各组分百分含量y2i=V2i /V2 其中：NH3 y2 NH3 =

CH4 y2CH4 =Ar y2AR =H2 y2H2 =N2 y2N2 =

263.159?100%?2.439%

10789.5261255.193?100%?11.633%

10789.526476.847?100%?4.420%

10789.5266524.884?100%?60.474%

10789.5262230.505?100%?20.673%

10789.526出器总物料= V2 + L 2NH3 =10789.526+543.160=11332.686Nm3

29

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

3.1.16 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 =10789.526Nm3，液体入口L 2NH3 =543.16Nm3，由气液平衡计算得：以1kmol进口物料为计算基准： 即F =1

(1)??V?L?F ?

L?V?F(2)yN3HmN?33H?xNH将yNH3?0.025,xNH3?0.9875代入上式，

V?xNH3?mNH3xNH3?yNH3

得

0.9875?mNH30.9875?0.025?1.026?mNH30.9625(3)

式中的mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3?V2NH3V2

?V??V?V?117?2?? ?V17?V8?V13?L15?V??V?2NH32NH3?L17NH3?L18NH3??式中V2?—冷交入口总物料；

?—冷交热气出口总物料； V17V2?NH—冷交入口总氨物料；

3将V8?9433.32Nm3，V13?123.76Nm3， L15?857.575Nm3

??9433.32-123.76-857.575 V17 =8451.985 Nm3

∴ V2=2880.701+8451.985=11332.686 Nm3

?V2?NH3=263.159+227.301+315.859=806.319 Nm3

∴mNH3?V2?NH3V2??806.319?0.07115代入（3）式得

11332.686 30

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

Cp′=0.201*31.935+0.603*29.511+0.127*39.71+0.044*21.318+0.025*48.906 =31.418KJ/(Kmol?℃) t3?635.311635.311??30.221℃

Cp331.418（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）=646084.329KJ

3.2.2 氨冷器热量计算

? （1）气体带入热量Q17由冷交换器热量计算得：Q=248429.121KJ/tNH3

?L （2）气体中液氨带入热量Q17?L=19548.364KJ/tNH3 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/(Kmol?℃)，则气氨冷凝热

Q冷=

315.859?17?1295.633?310581.9132855KJ/tNH3 22.4（4）新鲜气带入热量 Q1

表18 T1=40℃，p=17Mpa时的各组分比热容 气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.715 CH4 0.01 AR 0.0035 0.06 0.272 4.624 12.155 0.17 各组分在40度Cp′ 31.768 29.678 35.948 20.900

然后用叠加的方法计算实际的混合热容

Cp1=0.272*31.768+0.715*29.378+0.01*35.948+0.0033*20.900

=30.294 KJ/（kmol?℃）

所以：新鲜气带入热量

36

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

Q1=V1Cp1t1 =

2911.92?30.294?40=155833.733KJ/tNH3 22.4氨冷器收入总热量

?+Q17?L+Q冷+Q1 Q = Q17=248429.121+19548.364+310581.913+155833.733 =734393.131 KJ/tNH3

（5）氨冷器入口混合气温度t18 计算 有热平衡Q18= Q-Q冷=V18Cp18t18+V18LCp18Lt18

=734393.131-310581.913 =384661.1KJ/tNH3

Q18?1V18846.950= V18LCp?0.406Cp?Cp18LV181818L所以：t18 =

Cp18表19 t18=24℃，p=17Mpa时的各组分比热容并计算得 气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 CH4 AR NH3 5.214 0.886 20.085 58.754 11.303 4.292 3.414 9.988 1.922 0.730 各组分在30度Cp′ 31.852 29.511 38.038 21.234 81.092

Cp′=0.201*31.852+0.588*29.511+0.113*38.03+0.043*21.234+0.052*81.092 =33.181KJ/（kmol?℃）

由t1=24℃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 =

798.95?23.776℃?24℃

33.181?0.398?4.765与假设一致。

混合后氨冷器入口热气温度24℃。

（6）由冷交换器热量计算Q′2 =-150736.626KJ/tNH3 （7） 气体中液氨带出热量Q′2L

37

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

由冷交换器热量计算 Q′2L=-19592.244KJ/tNH3 （8）液氨蒸发吸收热量Q吸 有热量平衡计算

??Q2?L? Q吸?Q入??Q2=734393.131-[-150736.626-19592.244] =904722.001KJ/tNH3

查25℃液氨焓INH3 =535.583 KJ/(Kmol?℃)（由液氨贮槽来） -15℃蒸发焓

INH3,9=1663.767kg

△INH3= INH3，9-INH3，L=1663.767-535.583=1128.185 KJ/kg (9) 冷冻量计算

W = Q吸/△INH3=904722.001/1128.185=801.927kg

表20 氨冷器热量平衡汇总表(KJ/tNH3)

收 方 ? 气体带入热量Q17支 方 248429.121 19548.364 ? 气体带出热量Q2-150736.626 ?L 液氨带入热量Q17?L -19592.244 液氨带出热量Q2气体中氨冷凝热Q冷 310581.913 新鲜气带入热Q1 小计 155833.218 734393.131 冷冻量Q吸 小计 904722.001 734393.131 3.2.3 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》得循环气中各组分的绝热指数如表17：

表21 循环气中各组分的绝热指数

K1 NH3 1.29 CH4 1.31 AR 1.66 H2 1.41 N2 1.4 根据公式

y1??入i k?1ki?1=0.08621+0.37223+0.05245+1.50912+0.51563+2.53564

得： K=1.394

38

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

k?1k?P?出T出?T入??P?入?

由前已知T入=30+273=303K

P出= 15.64Mpa , P入=17.41Mpa得 T出=303?(1.113)0.2826=302.309K=38.809℃≈39℃ （2） 气体带入热量

由前计算 Q′3 =305347.703KJ/tNH3 （3） 压缩功

k?1??k??P2?k?Z2 N?16.674PV?1??1?Z11k?1??P1?????P1=15.64Mpa P2= 17.41Mpa K= 1.394, Z2=1.13, Z1=1.02 式中V 1=V0p0T?1.101m3/min PT10将上述数据带入压缩功计算公式得：

N =16.674?15.64?0.761?3.539?0.031?1.053=41.044KW 压缩热 QN =3600N=3600?41.044=147759.568KJ/tNH3 （4）气体带出热量

有热平衡得：Q4 = Q3 +QN =305347.703+147759.568=453107.271KJ/tNH3 因为: Q4=V4Cp4t4 所以：Cp4 =

Q4453107.271?22.4??32.095KJ/(Kmol?0C) V4t410800.9024?39表22 t4=39℃，p=17Mpa时的常压下各组分比热容并计算得 气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.603 CH4 0.127 AR 0.044 0.748 NH3 0.025 0.425 0.201 3.417 10.251 2.159 各组分在30度Cp′ 32.186 29.553 39.919 21.234 50.578

Cp′=0.201*32.186+0.603*29.553+0.127*39.919+0.044*21.234+0.025*50.578 =31.558KJ/(Kmol?℃)

39

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

C?误差=

p?C?p?Cp?100%=

32.095?31.558=0.16%

32.095则计算正确。

气体带出热量Q4 =476358.788KJ/tNH3

表23 循环机热平衡汇总表（KJ/tNH3）

收方 ? 气体带入热量Q3支方 305347.703 147759.568 453107.271 气体代入热量Q4 小计 453107.271 压缩热QN 小计 453107.271 3.2.4 合成塔热量计算

合成塔热量计算示意图

图2 合成塔进出口热量计算示意图 （1） 环隙温升t6的计算

（2）设合成塔环隙高度h=14.000m,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=39+1.46 ?20=63oC （3）气体带入热量Q5

由前计算Q4=453107.271KJ/tNH3,因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q5=Q4=453107.271KJ/tNH3 （4）气体反应热QR

设合成塔二出温度370 oC假定气体在塔内先温升至出口温度后再进行氨

40

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

合成反应。在压力P=17Mp下的气体反应热简化计算式为：

-HR=11599+3.216t ,将t=370oC带入得：

-HR=11599+3.216?370=12788.92Kcal/（Kmol·tNH3）

= 53457.686KJ/(Kmol·tNH3)

由物料平衡计算知氨产量

?VNH3=1394.924m3(标)=62.273kmol 则合成塔内反应热

QR=（-HR）??VNH3

=53390.471?62.273=3324704.813KJ (5)二次入塔气体带入热量Q7 由热平衡知

Q7=( Q6+ Q8+ Q损)-( QR+ Q5) =V7Cp7t7 ∴ t7=

?Q6?Q8?Q损???QR?Q5?V7Cp7t7

(6)合成塔一出气体带出热量Q6

表24t=56 oC P=17MPa混合气体热容

气体含量 各组分分压MPa N2 H2 0.603 CH4 0.127 AR 0.044 0.748 NH3 0.025 0.425 0.201 3.417 10.251 2.159 各组分在56度Cp′ 30.932 29.594 39.292 21.151 42.636 计算得Cp6=31.049KJ/(kmol. oC)。

10800.9024?31.049?63 Q6=

22.4 =943178.325KJ/tNH3

(7)合成塔二出气体带出热量Q8 当t=370 oC P=17 MPa

41

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.484 8.228 CH4 0.133 2.261 AR 0.051 0.867 NH3 0.171 2.907 0.161 2.737 各组分在56度Cp′ 30.598 29.469 55.176 20.900 48.488

Cp8=35.884KJ/(kmol. oC)

∴Q8= V8Cp8t8 =

9433.32?35.884?370=5591451.249KJ/tNH3 22.4(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 oC，空气温度5 oC，塔外壁高 h′=22m ,外径D=2.8m 。

则 aw=0.209 tw+33.44=0.209×62+33.44 =46.398KJ/(㎡·h· oC) ∴Q损=46.398F(tw –tB)

=46.398?3.14×2.8×24×57 =558049.904KJ/tNH3

(9)合成塔二入温度计算

将上式数据带入t7温度计算式中得： =

6596.836

Cp7设t7′=190oC，P=17Mpa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 气体含量 各组分分压Mpa 各组分在190度Cp′

Cp7=32.098KJ/(kmol. oC)

N2 H2 0.603 CH4 0.127 AR 0.044 0.748 NH3 0.025 0.425 0.201 3.417 10.251 2.159 30.514 29.678 45.980 20.984 52.250 42

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

则 t7=6596.836?191.56℃

32.098t7-t?191.56-1907?100%=-0.52% 误差= ?100%=

t7191.56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=(943178.325+5591451.249+558049.904)-(3275742.29+453107.271)

=3363829.66KJ/tNH3

(10)合成塔绝热温升核算

?yNH ?-HR?Q?13由 △t== ??损?

?1+y8CpNt ?NH3??11式中Cp=(Cp7+Cp8)= (35.884+32.098)=33.991KJ/(kmol. oC)

22带入上式得：

10.14?53457.686558049.904(?)=153.978℃ △t=

33.9911?0.17110800.9024/22.4 ∴t6= t7+191.56oC=153.978+191.56=345.538℃

与前面假设基本相符，计算有效。

表25 合成塔热平衡总汇表(KJ/tNH3) 收 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 453107.271 3363829.66 3275742.297 7092679.228 支 方 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 小计 943178.325 5591451.249 558049.904 7092679.228 3.2.5 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=5591451.249KJ/tNH3 （2）管内热气体带出热量 Q9 设t9=220oC ，p=17MPa

43

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

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：

表26

气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.484 8.228 29.469 CH4 0.133 2.261 47.652 AR 0.051 0.867 20.984 NH3 0.171 2.907 49.324 0.161 2.737 各组分在220度Cp′ 30.681

计算得Cp9=35.045KJ/(kmol? oC) ∴ Q9=V9Cp9t79=

10049.48?35.045?220=3246910.371KJ/tNH3

22.4（3）废热锅炉热负荷

△Q= Q9-Q8=3246910.371-5591451.249=－2344540.878KJ/tNH3 (4)软水量计算

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

查软水焓 I1=125.484KJ/(kmol?℃) 蒸汽焓 I2=27840716KJ/(kmol?℃) 由热平衡得： ?Q=X（I2-I1）

X??Q2359976.676??887.466kg I2?I12784.716?125.484∴废热锅炉软水带入热量

Q软=X I1=937.565?125.484=117649.438KJ/tNH3

蒸汽带出热量：Q蒸=117649.438+2344540.878=2462190.316KJ/tNH3

表27 废热锅炉热量总汇表（KJ/tNH3）

收 方 管内气体带入热量Q8 5591451.249 软水带入热量Q软 小计 117649.438 5709100.687 支 方 管内热气体带出热量Q9 3246910.371 蒸汽带出热量Q蒸 小计 2462190.316 5709100.687 44

河南城建学院本科毕业设计 合成工艺计算

3.2.6 热交换器热量计算

图3 热交换器进出口热量计算示意图

（1）冷气体带入热量 Q6

由合成塔热平衡计算 Q6=943178.325KJ/tNH3 （2）热气体带入热量 Q9

由废热锅炉热平衡计算 Q9=3246910.316KJ/tNH3 （3）冷气体带出热量 Q7

由合成塔热平衡计算 Q7=3363829.66KJ/tNH3 （4）热气体出口温度计算 由热平衡得：Q6+Q9=Q7+Q10

Q10=Q6+Q9-Q7=826258.981KJ/tNH3

Q10= V10Cp10t10

t10=

Q10826258.981?22.41962.003= =

V10Cp109433.32?Cp10Cp10表28 t10=66.4℃ P=17 Mpa各组分比热容

气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 0.484 8.228 29.427 CH4 0.133 2.261 40.964 AR 0.051 0.867 21.151 NH3 0.171 2.907 93.214 0.161 2.737 各组分在66.4度Cp′ 30.765 ∴C0p=41.663KJ/(kmol·℃)

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