年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计 设计说明书 2

河南城建学院专科毕业设计（论文） 绪论

1.绪论

1.1合成氨简介

在高温高压和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成的为氨的混合气中冷凝分离出来。由于受反应平衡影响，氢氮混合气不能全部转化为氨，反应后气体中一般只有10%-20%，通常采用冷冻的方法将已合成的氨分离，然后在未反应的氢氮混合气中补充新鲜气进行循环反应。

氨合成反应是一个放热反应，而氨分离过程又要消耗大量的冷量。在氨合成系统中合理设计回收反应热的设备，可降低冷量的消耗。氨合成工段的生产状况直接影响到合成氨厂生产成本的高低，它是合成氨厂节能减排的关键工序之一。

根据合成氨反应中采用的压力、温度及催化剂型号的不同，氨合成的方法可以分为低压法（15-20MPa）、中压法(20-32MPa)和高压法三种。目前合成氨厂普片采用的采用的是低压法和中压法。

1.2 合成氨概况

合成氨是重要的无机化工产品之一，最早是由德国化学家哈伯于1902年研究出来的，其原理是由氮气和氢气在一定条件下直接合成氨，并于1908年申请专利。后来，他继续研究，于1909年改进了合成技术，使氨的含量达到6%以上。

合成氨工业起初是因为制作炸药而被重视，在20世纪初期形成规模，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。20世纪50年代后氨的原料构成发生重大变化，近数十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。

合成氨工业已有一个世纪的历史，在国民经济中占有重要地位。合成氨在农业上有非常重要的地位，氮肥，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。

同时，合成氨也是大宗化工产品之一，世界每年合成氨有80%用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。据IFA全球合成氨产能的调查，统计从2007年的1.763亿吨NH3已增加到2012年的4.652亿吨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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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。

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。

1.3 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，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。

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。

1.4 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

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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。由于本设计主要研究氨合成过程中的合成工段，所以对于原料制备和气体净化过程不做介绍，以免影响读者参阅，如有兴趣可查看其相关资料。

氨合成是将纯净的氢、氮混合气加压到高压，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

1.5 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。

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

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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。

1.6 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，气体走管内，液氨走管外，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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2工艺计算

2.1 物料衡算

2.1.1计算依据

（1） 产量：W=37.88tNH3/h （2） 催化剂用量： 70m3 （3） 精炼气成分见下表

表1 精炼气成分

组分 摩尔分数 H2 73.16 N2 25.17 CH4 1.29 AR 0.38 合计 100.000 （4） 合成塔入口氨含量：NH3入=2.00%

合成塔出口氨含量：NH3出=17.00% 合成塔入口惰性气体含量：AR +CH4=18.00%

（5） 合成塔操作压力：30Mpa（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：35 ℃ （7） 水冷器冷却水温度：25℃ （8） 循环机进出口压差：2.97MPa （9） 年工作日：330天

（10）计算基准：生产一吨液氨。

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2.1.2 计算物料点流程

图1 物料恒算流程图

2.1.3 合成塔入口气组分

由计算依据得：

入塔氨含量： y5 NH3=2.000%

入塔甲烷含量：y5 CH4=18.00%?1.29=15.19%

1.29?0.38 入塔氩含量： y5AR=18.00%?0.38=4.48%

1.29?0.38入塔氢气含量：y5H2=[100-(2.00+15.19+4.48)] ×(3/4) ×100%=58.77% 入塔氮含量: y5 N2=[100-(2.00+15.19+4.48)] ×(1/4) ×100%

=19.56%

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表2 入塔气组分含量（%）

NH3 2.00 CH4 15.19 AR 4.48 H2 58.77 N2 19.56 合计 100 2.1.4 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=250.77kmol

出塔气量（N8）=入塔

-生成氨含量=1000-250.77=749.23kmol

出塔氨含量: y8NH3=17.00% 出塔甲烷含量：

y8CH4=N5?y5CH4=

N81000?15.19%=20.27% 749.23出塔氩含量：

y8AR=N5?y8AR=

N81000?4.48%=5.98% 749.23出塔氢气含量：

y8H2 =

33(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100%=(1-0.17-0.20-0.06)?100% 44 =42.75%

出塔氮含量：

y8N2 =

1(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)?100% 4 8

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=

1(1-0.17-0.20-0.06)?100%=14.25% 4表3 出塔气组分含量（%） NH3 17.00 CH4 20.27 AR 5.98 H2 42.75 N2 14.25 合计 100 2.1.5 合成率

由式???100%得: （1?yNH3,出）（1-yNH3，出?yi，入）（2yNH3，出?yNH3，入） 式中 α——氨合成率，%；

yi——进合成塔气体中惰性气体含量,(摩尔分率)%。

合成率??100% （1?yNH3,出）（1-yNH3，出?yi，入）2?（17%-2%）=?100%=32.05% （1+17%）（1-2%-18%）（2yNH3，出?yNH3，入）2.1.6 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)将（2）式代人（1）式得：

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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 0.1700 表5 t=30℃，P=17Mpa各组分平衡常数 KNH3 0.104 KCH4 19.550 KAR 45.570 KH2 68.230 KN2 57.333 mCH4 0.2027 mAR 0.0598 mH2 0.4275 mN2 0.1425 合计 1.0000 设（V/L）=10代入（3）式中计算各组分溶解液量

mNH30.170?0.0833kmol LNH3==

1?(V/L)KNH31?10?0.104LCH4=LAr=

mCH40.2027?0.0010kmol =

1?(V/L)KCH41?10?19.5500.0598mAr?0.0001kmol =

1?(V/L)KAr1?10?45.570 10

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mH20.42.75?0.0006kmol LH2==

1?(V/L)KH21?10?68.230LN2=

0.1425mN2?0.0002kmol =

1?(V/L)KN21?10?57.333分离液体量：

L=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LN2

=0.0833+0.0010+0.0001+0.0006+0.0002 =0.0852Kmol 分离气体量：

V=1-L=1-0.0852=0.9148 计算气液比：

VV0.9148 ()ˊ== =10.737

LL0.0852VV()?()?L=10.737?10?100%=7.37% 误差=LV10()L分离液组分含量 液体中氨的含量： XNH3=

LNH30.0833?100%?97.77% =

L0.0852液体中甲烷的含量： LCH40.0010?100%?1.17% XCH4==

L0.0852液体中氩的含量：

LAR0.0001?100%?0.12% XAR==

L0.0852液体中氢的含量：

LH20.0006?100%?0.70% XH2==

L0.0852液体中氮的含量：

XN2=

LN20.0002?100%?0.06% =

L0.0852 11

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表6 分离器出口液体含量（%） NH3 97.77 CH4 AR H2 N2 合计 1.17 0.12 0.70 0.06 100 分离气体组分含量 气体氨含量：

mNH3?LNH30.1700?0.0833?100%?9.20% yNH3==

V0.9148气体甲烷含量：

mCH4?LCH40.2027?0.0010?100%?17.05% yCH4==

V0.9148气体氩含量：

mAR?LAR0.0598?0.0001?100%?3.53% yAR==

V0.9148气体氢含量：

mH2?LH20.4275?0.0006?100%?53.67% yH2==

V0.9148气体氮含量：

mN2?LN20.1425?0.0002?100%?16.55% yN2==

V0.9148 表7 分离器出口气体含量（%） NH3 9.20 CH4 AR H2 N2 合计 17.05 3.53 53.67 16.55 100 2.1.7 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度可查出K(i)，便可解出x（i）。

表8 t=-10℃，P=17Mpa的平衡常数

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KNH3 0.02 KCH4 KAR KH2 KN2 49.50 52.11 87.20 84.30 冷交换器出口液体组分含量 出口液体中氨含量：

yNH30.02?100%?98.52% XNH3==

KNH30.0203出口液体中甲烷含量：

yCH40.1519?100%?3.0% XCH4==

KCH449.50出口液体中氩含量：

yAR0.0448?100%?0.09% XAR==

KAR52.11出口液体中氢含量：

yH20.5877?100%?0.68% XH2==

KH287.20出口液体中氮含量：

yN20.1956?100%?0.41% XN2==

KN284.30

表9 冷交换器出口液体含量 NH3 98.52 CH4 0.30 AR 0.09 H2 0.68 N2 0.41 合计 100 2.1.8 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。

(1?y5NH3)(y8NH3?yNH3.分)?100% G%=

(y8NH3?y5NH3)(1?yNH3.分) 13

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=

(1?0.02)(0.17?0.0954)?100%?54.11%

(0.17?0.02)(1?0.0954)水冷后分离液氨占总量的54.11%，冷交分离液氨占总量的45.89%。

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

=0.5411x15i?0.4589x16i 混合后入口氨含量：

m0NH3=0.5411?0.9790+0.4589?0.9852=0.9818 混合后入口甲烷含量：

m0CH4=0.5411?0.0117+0.4589?0.003=0.0077 混合后入口氩含量：

m0Ar=0.5411?0.0012+0.4589?0.0009 =0.0011 混合后入口氢含量：

m0H2=0.5411?0.0063+0.4589?0.0068 =0.0076 混合后入口氮含量：

m0N2=0.5411?0.0018+0.4589?0.0041=0.0056

表10 液氨储槽入口液体含量 m0NH3 98.18 表11 当t=17℃（由热平衡计算得）P=1.500Mpa平衡常数 KNH3 KCH4 KAR KH2 KN2 0.0513 42.25 58.05 92.76 75.18 m0CH4 0.77 m0Ar 0.11 m0H2 0.38 m0N2 0.56 合计 100 m0i根据气液平衡原理 Li= V1?()KiLV）= 0.08， 代入上式得： L出口液体氨含量：

设（

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LNH3=

m0NH30.9818?0.9777kmol =

V1?()KNH31?0.0513?0.08L出口液体甲烷含量：

m0CH40.0077?0.0017kmol LCH4==

V1?()KCH41?0.08?42.250L出口液体氩含量：

0.0011m0Ar?0.0002kmol LAr==

V1?0.08?58.051?()KArL出口液体氢含量：

0.0038m0H2?0.0006kmol LH2==

V1?0.08?92.761?()KH2L出口液体氮含量：

0.0056m0N2?0.0008kmol LN2==

V1?0.08?75.181?()KN2L 出口液体总量：

L= LNH3 +LCH4 +LAr +LH2 +LN2=0.9777+0.0017+0.0002+0.0006+0.0008 =0.981Kmol 出口气体总量

V=1-L=1-0.981=0.019Kmol 计算气液比

VV ()ˊ==0.019=0.081

L0.981L 误差=

0.081?0.08?100%?1.25%

0.08出口液体组分含量 其中，出口液体氨含量：

LNH30.9777?100%?99.66% XNH3==

L0.981出口液体甲烷含量：

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LCH40.0017?100%?0.17% XCH4==

L0.981出口液体氩含量：

LAR0.0002?100%?0.02% XAR==

L0.981出口液体氢含量：

LH20.0006?100%?0.06% XH2==

L0.981出口液体氮含量：

LN20.0008?100%?0.09% XN2==

L0.981表12 液氨储槽出口液氨组分（%） NH3 99.66 CH4 AR H2 N2 合计 0.17 0.02 0.06 0.09 100 出口弛放气组分含量 弛放气氨含量：

yNH3=

M0NH3?LNH30.9818?0.9777?100%?41.58% =

V0.019 弛放气甲烷含量：

yCH4=

M0CH4?LCH40.0077?0.0017?100%?18.58% =

V0.019弛放气氩含量：

yAR=

M0AR?LAR0.0011?0.0002?100%?4.73% =

V0.019弛放气氢含量：

M0H2?LH20.0038?0.0006?100%?29.84% yH2==

V0.019弛放气氮含量：

M0N2?LN20.0056?0.0008?100%?5.27% yN2==

V0.019

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表13 弛放气组分含量（%） NH3 41.58 CH4 AR H2 N2 合计 18.58 4.73 29.84 5.27 100 2.1.9 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。

1000?22.4?1322.14Nm3 L19=

0.9966?17其中：

氨 L19NH3=L19x19NH3=1322.14?99.66%?1317.64m3 甲烷 L19CH4=L19x19CH4=1322.14?0.17%?2.45 m3 氩 L19Ar=L19x19AR=1322.14?0.02%?0.26 m3 氢 L19H2=L19x19H2=1322.14?0.06%?0.79 m3 氮 L19N2=L19x19N2=1322.14?0.09%?1.19 m3 液氨储槽出口弛放气

V （）= 0.08

L V20=0.08L19=0.08?1322.14=105.77 m3 其中：

氨 V20NH3=V20y20NH3=105.77?41.58%=43.979 m3 甲烷 V20CH4=V20y20CH4=105.77?18.58%=19.652 m3

氩 V20AR=V20y20AR=105.77?4.73%=5.003 m3 氢 V20H2=V20y20H2=105.77?29.84%=31.561 m3 氮 V20N2=V20y20N2=105.77?5.27%=5.574 m3

液氨储槽出口总物料=L19+V20=1322.14+105.77=1427.91m3 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=1427.91m3 入口液体各组分含量计算 L21i=L19i+L20i

其中：氨 L21NH3=1317.64+43.979=1361.619 m3 甲烷 L21CH4=2.45+19.652=22.102 m3

17

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氩 L21Ar=0.26+5.003=5.263 m3 氢 L21H2?0.79+31.561=32.351 m3 氮 L21N2=1.19+5.574=6.764 m3

由上得 L21=1428.1m3

入口液体中组分含量核算，由m’0i= 入口液体中氨含量： m?=0NH3L21i得： L21L21NH31361.619?100%?96.16% =

L211428.1入口液体中甲烷含量：

?CH4=m0L21CH422.102?100%?1.55% =

L211428.1入口液体中氩含量：

L21AR5.263?A=m0?100%?0.37% =

L211428.1R入口液体中氢含量：

L21H232.351?H2=?100%?1.44% m0=

L211428.1入口液体中氮含量：

?N2=m0L21N26.764?100%?0.48% =

L211428.1?i? M0i 合成系统物料计算 即 m02.1.10 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 名称 补充气 放空气 弛放气 NH3 CH4 表14 Ar 0.0038 0.0353 0.0473 H2 N2 气量 V补 V放 105.77 — 0.0920 0.4158 0.0129 0.1705 0.1858 0.7316 0.5367 0.2984 0.2517 0.1655 0.0527 18

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液氨 入塔气 出塔气 0.9966 0.0200 0.1700 0.0017 0.1519 0.2027 0.0002 0.0448 0.0598 0.0006 0.5877 0.4275 0.0009 0.1956 0.1425 1322.14 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放=130.76 m3 V补=2980.23 m3 V入=11408.41 m3

V出=9982.35 m3

2.1.11合成塔物料计算

入塔物料：V5= V入=11408.41 m3

其中 NH3 V5 NH3 = 11408.41×0.0200=228.168 m3 CH4 V5CH4 = 11408.41×0.1519=1732.973 m3 Ar V5AR = 11408.41×0.0448=511.097 m3 H2 V5H2 = 11408.41×0.0587=6704.725 m3 N2 V5N2 = 11408.41×0.1956=2231.485 m3

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 =11408.41 m3 出塔物料： V8 =9982.35 m3 其中

NH3 V8NH3 =9982.35?0.17=1697.000 m3 CH4 V8CH4 =9982.35?0.2027=2023.422 m3

19

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Ar V8AR =9982.35?0.0598=596.945 m3 H2 V8H2 =9982.35?0.4275=4267.425 m3 N2 V8N2 =9982.35?0.1425=1422.485 m3 合成塔生成氨量：

VNH3 = V8NH3-V5NH3 =1697.000-228.168

=1468.832 m3 =1114.739 Kg

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 =9982.35 m3

2.1.12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=9982.35 m3

出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝，由氨分离器气液平衡计算得，气液比V/L= 10 故有如下方程：

V11出/L 11出= V/L= 10 （1） V11出+ L11出= L10入=9982.35 （2） 将V11出=10L 11出 ，代入（2）得：

9982.35?907.486 m3L 11出= 11V 11出=9982.35-907.486=9074.864 m3 出器气体组分由V11i=V11出y11i得 其中

NH3 V11 NH3 =9074.864?0.0920=834.887 m3 CH4 V11CH4 =9074.864?0.1705=1547.264 m3 Ar V11AR =9074.864?0.0353=320.343 m3 H2 V11H2 =9074.864?0.5367=4870.480 m3 N2 V11N2 =9074.864×0.1655=1501.890m3 出器液体各组分由L 11i = V8i – V11i 其中

NH3 L11 NH3 =1697.000-834.887=862.113 m3 CH4 L11CH4 =2023.422-1547.264=476.158 m3 Ar L11AR =596.945-320.343=276.602 m3 H2 L11H2 =4870.480-4267.455=603.025 m3 N2 L11N2 =1501.890-1422.485=79.405 m3

20

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2.1.13 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=9074.864+907.486=9982.35 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=9074.864 m3 ， 出器液体：

L 15=L 11出=907.486 m3 ，

氨分离器出口气体放空V13=130.76 m3 其中： NH3 V13 NH3 =130.76?0.092=12.030 m3

CH4 V13CH4 =130.76?0.1705=22.295 m3 Ar V13AR =130.76?0.0353=4.616 m3 H2 V13H2 =130.76?0.5367=70.179 m3 N2 V13N2 =130.76?0.1655=21.640 m3

2.1.14 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=9074.864-130.76=8944.104 m3 其中：

NH3 V14 NH3 =8944.104?0.0920=822.858 m3

CH4 V14CH4 =8944.104?0.1705=1972.175 m3 Ar V14AR =8944.104?0.0353=584.050 m3 H2 V14H2 =8944.104?0.5367=4174.213 m3 N2 V14N2 =8944.104?0.1655=1390.808 m3 出口物料（热气）：

设热气出口温度17℃，查t=17℃，p=30Mpa，气相中平衡氨含量y*=5.5﹪，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=5.5﹪?1.1=6.05﹪.

设热气出口氨体积为a，则：

a 5 解得a=522.975 m3 ?0.0608944.1?0452?2.a858冷交换器热气冷凝液氨量为：

L 17NH3=V14NH3 –a=822.858-522.975=299.883 m3

21

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冷交换器热气出口气量及组分 其中：

NH3 V17NH3=V14NH3–L17NH3 =522.975 m3

CH4 V17CH4= V14CH4?L17CH=1972.175 m3

4Ar V17Ar = V14Ar?L17Ar=584.050 m3

H2 V17H2 = V14H2?L17H=4174.213 m3

2N2 V17N2 = V14N2?L17N2=1390.808m3

出口总气量：

V17=V14–L17NH3=8944.104-299.883=8644.221 m3 出口气体各组分： NH3 V17NH3 /V17=

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

522.975?100%?6.05%

8644.2211972.175?100%?22.81%

8644.221584.050?100%?6.76%

8644.2214174.213?100%?48.28%

8644.2211390.808?100%?16.10%

8644.2212.1.15 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=2980.23 m3

其中：CH4 V1CH4 =2980.23?0.0129=38.44m3

Ar V1AR =2980.23?0.0038=11.32m3 H2 V1H2 =2980.23?0.7316=2180.34m3 N2 V1N2 =2980.23?0.2517=750.34m3

V18（进器气体物料）=V1+V17=2980.23+8644.22=11624.45m3 进器气体组分含量V18i=V1i+V17i

其中：NH3 V18 NH3 = V17NH3=522.975m3

CH4 V18CH4 =38.44+1972.175=2010.615m3 Ar V18Ar =11.32+584.050=595.37m3 H2 V18H2 =2180.34+4174.213=6354.553m3

22

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N2 V18N2 =750.12+1390.808=2140.924m3 各组分百分含量y18i=V18i /V18

522.975其中：NH3 y18 NH3 =?100%?4.50%

11624.45CH4 y18CH4 =Ar y18AR =H2 y18H2 =N2 y18N2 =

2010.615?100%?17.30%

11624.45595.37?100%?5.12%

11624.456354.553?100%?54.67%

11624.452140.928?100%?18.41%

11624.45进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：

L 18= L 18NH3 = L 17NH3 =299.883m3

进器总物料= V18 + L 18 =11624.45+299.883=11924.333m3

出器物料：已知出器气体中氨含量为2.00﹪，设出器气体中氨含量为b m3，

b?0.02

11624.45?522.975解b =222.030m3 则氨冷器中冷凝液氨量：

L18= V18–b =522.975-222.030=300.945m3 氨冷器出器总液氨量：

L 2NH3 = L 18NH3+ L 18NH3 =299.883+300.945=600.828m3 氨冷器出器气体量：

V2=V18 –b=11624.45-300.945=11323.505m3 其中：NH3 V2 NH3 =222.030m3

CH4 V2CH4 =V18CH4=2010.615m3 Ar V2AR =V18AR=595.370m3 H2 V2H2 =V18H2=6354.553m3 N2 V2N2 =V18N2=2140.924m3

各组分百分含量y2i=V2i /V2

222.030其中：NH3 y2 NH3 =?100%?1.96%

11323.505CH4 y2CH4 =

2010.615?100%?17.76%

11323.505 23

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Ar y2AR =H2 y2H2 =N2 y2N2 =

595.370?100%?5.25%

11323.5056354.553?100%?56.12%

11323.5052140.924?100%?18.91%

11323.505出器总物料= V2 + L 2NH3 =11323.505+600.828=11924.333m3

2.1.16 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 =11323.505m3，液体入口L 2NH3 =600.828m3，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?0.02,xNH3?0.9852代入上式，

V?xNH3?mNH3xNH3?yNH3

mNH30.9652得

0.9852?mNH30.9852?0.02?1.021?

式中的mNH可由物料平衡和氨平衡计算mNH3?3V2NH3V2

?V??V?V?117?2?? V?V?V?L?1781315?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?9982.35m3，V13?130.46m3， L15?970.486m3 ??9982.35-130.76-970.486=8944.104m3V17

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?∴ V2=2980.23+8944.104=11924.334m3

V2,NH3=222.03+299.883+300.945=822.858m3

'V2NH3822.858??0.069 代入（3）式得 ∴mNH3?'11924.334V2V?1.021?0.069?0.949 L?1?V?0.051

0.9652L0.051??0.054 V0.949?L?由??可求出冷交换器冷凝液体量 。 ?V?L16?L?????0.05 V3?V?冷凝液体量

L=凝液体量。

V3 = V2?–L 16?11924.333?596.217?11328.116m3 其中：NH3 V3 NH3 =11328.116×0.02=226.562m3

CH4 V3CH4 =11328.116?0.1519=1720.741m3 Ar V3AR =11328.116?0.0448=507.499m3 H2 V3H2 =11328.116?0.5877=6657.534m3 N2 V3N2 =11328.116?0.1965=2215.779m3

V?V11328.116?11408.41计算误差：35?100%=??0.17%

V311328.116校核氨分离器液氨百分数

L15x15?100% G分﹪=

L15x15?L16x16=

907.486?0.9777?60.167%

907.486?0.9777?596.217?0.98523=0.05×11924.333=596.217m3

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

2.1.17 氨贮槽物料计算

进槽物料：氨分离器入槽液体L 15 =8907.486m3 其中：NH3 L15 NH3 =907.486?0.9777=887.249m3

CH4 L15CH4 =907.486?0.0117=10.617m3

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Ar L15AR =907.486?0.0012=1.089m3 H2 L15H2 =907.486?0.0007=6.352m3 N2 L15N2 =907.486?0.0006=2.117m3 冷交换器入槽液体L 16 =596.217m3

其中：NH3 L16 NH3 =596.217?0.9852=587.393m3

CH4 L16CH4 =596.217?0.003=1.789m3 Ar L16AR =596.217?0.0009=0.5372m3 H2 L16H2 =596.217?0.0067=3.995m3 N2 L16N2 =596.217?0.0023=1.303m3 入槽混合物料：

L 21 = L 15 + L 16 =907.486+596.217=1503.703m3 各组分物料含量：L 21i = L 15i + L 16i

其中：NH3 L21 NH3 =840.509+587.393=1427.902m3

CH4 L21CH4 =10.617+1.789=12.406m3 Ar L21AR =1.089+0.537=1.626m3 H2 L21H2 =6.352+3.995=10.347m3 N2 L21N2 =2.117+1.371=3.488m3

百分含量： x21NH3 = L 21i/ L 21

1427.902其中 NH3 x21 NH3 = ?100%?97.959%

1503.703 CH4 x21CH4 = Ar x21AR = H2 x21H2 = N2 x21N2 =

12.406?100%?0.825%

1503.7031.626?100%?0.108%

1503.70310.347?100%?0.688%

1503.7033.488?100%?0.42%

1503.703出槽物料：液氨贮槽出口驰放气 V20 =105.77m3 其中：NH3 V20 NH3 =105.77?0.4158=43.979m3

CH4 V20CH4 =105.77?0.1858=19.6552m3 Ar V20AR =105.77?0.0473=5.003m3 H2 V20H2 =105.77?0.2894=30.609m3 N2 V20N2 =105.77?0.0527=5.757m3

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出口液氨总物料：

L19= L21–L20=1427.902-43.979=1383.923m3 其中：

NH3 L19NH3=L21NH3–L20NH3=1503.703-105.77=127.993m3 CH4 L19CH4 = L 21CH4–L 20CH4 =19.652-12.406=7.246m3 Ar L19AR = L 21AR–L 20AR =5.003-1.626=3.377m3 H2 L19H2 = L 21H2–L 20H2 =30.609-10.347=20.262m3 N2 L19N2 = L 21N2–L 20N2 =34.88-5.757=29.123m3 各组分百分含量： 其中：NH3 x19 NH3 =

CH4 x19CH4 =Ar x19AR =H2 x19H2 =N2 x19N2 =

1297.933?100%?98.978%

1383.9237.246?100%?0.664%

1383.9233.377?100%?0.021%

1383.92320.626?100%?0.158%

1383.92329.123?100%?0.179%

1383.9231297.933?17?985.038 22.4液氨计算核算：NH3=

27

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2.2 热量衡算

2.2.1 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=25℃

（2）冷气进口温度 为了保证合成塔入口氨含量在2.0%，出氨冷气气体的氨含量必须等于或小于2.0%，设过饱和度为10%，则在该冷凝器下的平衡氨含量为：

yNH3?0.02?100%?1.82% 1.1查知平衡氨含量此时，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=25℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得：

气体含量 各组分分压Mpa 表15t14=25℃，p=30Mpa时的各组分比热容 Ar N H CH 224NH 30.1655 0.5367 0.1705 0.0353 0.092 4.665 14.001 6.615 1.959 2.76 各组分在25度Cp′ 56.430 53.120 71.854 38.372 148.975 Cp′=65.622KJ/（kmol·℃）

热气体带入热量

Q14=V14Cp14t14=

8944.104?25?65.622?655055.795KJ/tNH3 22.4（4）冷气体带入热量

查t2=-10℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得： 气体含量 各组分分压Mpa 表16 t2=-10℃，p=30Mpa时的各组分比热容 N2 H2 CH4 AR NH3 0.1956 0.5877 0.1519 0.0448 0.0200 5.868 17.631 4.557 1.344 0.600 各组分在35度Cp′ 49.533 44.141 57.057 32.103 68.97 28

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Cp′=47.115KJ/（kmol?℃）

冷气体带入热量

Q2=V2Cp2t2=

11323.505?47.115?(?10)??238172.740KJ/tNH3

22.4（5）氨冷凝热 设热气体出口温度为15℃，热气体在器内由35℃冷却到15℃，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3 =1698.334 KJ/(Kmol?℃) 液氨冷凝放出热量

299.883Q冷= ?20?1698.334?454733.48KJ/tNH3

22.4（6）液氨带入热量

查-10℃时液氨比热容Cp =4.556KJ/(Kmol?℃)

596.217液氨带入热：Q2L=?15?4.556?（?10）?18189.942KJ/tNH3

22.4（7）热气体带出热

查t17=15℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得：

Cp′=50.745KJ/（kmol?℃）

Cp14 = Cp′+⊿Cp =50.850KJ/(Kmol?℃)

热气体带入热量

Q17=V17Cp17t17=

8224.684?50.850?15?280061.505KJ 22.4（8）热气体中液氨带出热

查15℃时液氨比热容Cp=4.765KJ/(Kmol?℃)

299.883液氨带出热：Q17L= ?15?4.682?20?18804.271KJ/tNH3

22.4（9）冷气体中分离液氨带出热

Q16?Q2L=-18189.942KJ/tNH3

(10)冷气体出口带出热

Q3 = Q14+Q2+Q冷+Q2L-Q17-Q17L-Q2L

=655 055.795-238 172.740+454 733.48-18 189.942-280 061.505- 18 804.271+18 189.942=572 795.759KJ

Q572795.759?22.41132.635?Q3=V3Cp3t3 t3=3?

V3CP311328.116CP3CP3设t3=30℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得：

表17 t3=30℃，p=17Mpa时的各组分比热容

29

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气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 CH4 AR NH3 0.1956 0.5877 0.1519 0.0448 0.02 5.868 17.631 4.557 1.344 0.600 各组分在30度Cp′ 59.630 53.120 71.755 37.362 82.764 ??0.1956?56.930?0.5877?53.120?0.1519?71.755?CP 0.0448?37.362?0.02?82.764=56.582KJ/(Kmol?℃)

1132.635t3 =?20.018℃

56.582（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）=887 345.342KJ

2.2.2 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=280 061.505KJ/tNH3

?L （2）气体中液氨带入热量Q17?L=18 804.271KJ/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=1 295.633KJ/(Kmol?℃)，则气氨冷凝热

300.945Q冷=?17?1295.633?295917.082KJ/tNH3

22.4（4）新鲜气带入热量 Q1

表18 T1=35℃，p=30Mpa时的各组分比热容 N2 H2 CH4 AR 0.2517 0.7316 0.0129 0.0038 7.551 21.948 0.387 0.114 气体含量 各组分分压Mpa 各组分在40度Cp′ 54.005 50.453 61.112 35.530

然后用叠加的方法计算实际的混合热容

Cp1=0.2517?54.005?0.7316?50.453?0.0129?61.112?0.0035?35.53

30

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=51.428 KJ/（kmol?℃）

所以：新鲜气带入热量

2980.23?51.428?35=239 480.107KJ/tNH3 Q1=V1Cp1t1 =

22.4氨冷器收入总热量

?+Q17?L+Q冷+Q1 Q = Q17=2 280 061.505+18 804.271+295 917.082+239 480.3107 =834 262.965 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

=834 262.965-295 917.082=538 345.883KJ/tNH3

1Q18?V181303.975所以：t18 ==

V18LCP?0.026CP1818LCp18?Cp18LV18表19 t18=27℃，p=30Mpa时的各组分比热容并计算得 N2 H2 CH4 AR NH3 0.1891 0.5612 0.1776 0.0525 0.0196 5.673 16.836 5.328 1.575 0.588 气体含量 各组分分压Mpa 各组分在30度Cp′ 54.148 50.169 64.664 36.098 137.85

Cp′=54.476KJ/（kmol?℃）

由t1=26℃查《小氮肥厂工艺设计手册》液氨的比热容

Cp18L =4.865 KJ/（kg*℃） 代入上式

t18 =

1303.975?26.882?27

54.476?0.026?4.856与假设一致。

混合后氨冷器入口热气温度26℃。

（6）由冷交换器热量计算Q′2 =-238 172.740KJ/tNH3 （7） 气体中液氨带出热量Q′2L

由冷交换器热量计算 Q′2L=-18 189.942KJ/tNH3 （8）液氨蒸发吸收热量Q吸

31

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有热量平衡计算

??Q2?L? Q吸?Q入??Q2=834 262.965-(-283 172.740-18 189.942) =1 090 625.647KJ/tNH3

查25℃液氨焓INH3 =530.123KJ/(Kmol?℃)（由液氨贮槽来） -15℃蒸发焓

INH3,9=1 542.223kg

△INH3= INH3，9-INH3，L=1 542.223-520.123=1 012.1KJ/kg (9) 冷冻量计算

W = Q吸/△INH3=

1090625.947?107.762kg

1012.1

收 方 ? 气体带入热量Q17表20 氨冷器热量平衡汇总表(KJ/tNH3) 支 方 280061.505 18804.271 ? 气体带出热量Q2-238172.740 ?L 液氨带入热量Q17?L -18189.942 液氨带出热量Q2气体中氨冷凝热Q冷 295917.0 新鲜气带入热Q1 小计 239480.107 834262.965 冷冻量Q吸 小计 1090625.647 834262.965 2.2.3 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： K1 NH3 0.092 表21 循环气中各组分的绝热指数

CH4 AR H2 0.1705 0.0353 0.5367 N2 0.1655 根据公式

y1??入i k?1ki?1得： K=2.654

?P?出T出?T入??P?入?k?1k

由前已知T入=30+273=303K

32

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P出=30Mpa , P入=27.03Mpa得 T出=303?1.110.2826=301.201K=38.201℃≈38℃ （2） 气体带入热量

由前计算 Q′3 =572 795.795KJ/tNH3 （3） 压缩功

?1p出kkkZ2W?20.324PV[()?1] 11k?1p入Z1P入=27.03Mpa P出= 30Mpa K= 2.654, Z2=1.13, Z1=1.02 式中V 1=V0p0T?2.202m3/min PT10将上述数据带入压缩功计算公式得：

W=82.132KW

压缩热 QW =3 600W=3 600?82.132=295 675.200KJ/tNH3 （4）气体带出热量

有热平衡得：Q4 = Q3 +QW =572 795.759+295 675.200=868 470.959KJ/tNH3 因为: Q4=V4Cp4t4 Q868470.959?22.4所以：Cp4 =4?℃ ?57.581KJ/Kmol·

V4t411408.41?38表22 t4=38℃，p=30Mpa时的常压下各组分比热容并计算得 N2 H2 CH4 AR NH3 气体含量 各组分分压Mpa 0.1956 0.5877 0.1519 0.0448 0.02 5.868 17.631 4.557 1.344 0.600 各组分在30度Cp′ 56.930 53.120 71.755 37.362 82.764 Cp′=56.582KJ/(Kmol?℃)

Cp?C??57.581?56.582p?误差= =0.76% ?100%=

56.581Cp计算正确。

气体带出热量Q4 =476 358.788KJ/tNH3

33

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表23 循环机热平衡汇总表（KJ/tNH3） 收方 支方 ? 气体带入热量Q3572795.759 295675.200 868470.975 气体代入热量Q4 小计 868470.959 压缩热QN 小计 868470.975 2.2.4 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1.56oC计,则合成塔一出温度t6为：

t6= t5+1.56h=38+1.56?14≈60oC （3）气体带入热量Q5

由前计算Q4=868 470.959KJ/tNH3,因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q5=Q4=868 470.959KJ/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合成反应。在压力P=30Mp下的气体反应热简化计算式为：

34

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-HR=11 599+3.216t ,将t=370oC带入得：

-HR=11 599+3.216?370=12 788.92Kcal/（Kmol·tNH3）

= 53 457.686KJ/(Kmol·tNH3)

由物料平衡计算知氨产量

?VNH3=1 114.739m3(标)=49.765kmol 则合成塔内反应热

QR=（-HR）??VNH3

=53 390.471?49.765=265 6976.789KJ (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

（Q6?Q8?Q损）?（QR?Q5）∴ t7=

V7CP7(6)合成塔一出气体带出热量Q6 气体含量 各组分分压MPa 表24 t=60 oC P=30MPa混合气体热容 N2 H2 CH4 AR NH3 0.1956 0.5877 0.1519 0.0448 0.02 5.868 17.631 4.557 1.344 0.6 各组分在56度Cp′ 46.389 44.391 58.938 31.726 63.954 计算得Cp6=46.817KJ/(kmol. oC)。

11408.41 Q6=?46.817?60=1430645.172KJ/tNH3

22.4(7)合成塔二出气体带出热量Q8 当t=370 oC P=30MPa 表25 t=60C P=30MPa混合气体各组分比热容 N2 H2 CH4 AR NH3 0.1425 0.4275 0.2027 0.0598 0.17 4.275 12.825 6.081 1.794 5.1 58.185 气体含量 各组分分压Mpa 各组分在56度Cp′ 36.717 35.363 66.211 25.08

35

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Cp8=45.117KJ/(kmol. oC)

9982.35?45.117?370=6 571 423.391KJ/tNH3 ∴Q8= V8Cp8t8 =

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=63 oC，空气温度57oC，塔外壁高 h′=20m ,外径D=2.6m 。

则 aw=0.209 tw+33.44=0.209×63+33.44 =46.607KJ/(㎡·h· oC) ∴Q损=46.607F(tw –tB)

=46.607?3.14×2.6×24×57 =520 523.382KJ/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：

.231t7?8675 CP7设t7′=190oC，P=30Mpa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 N2 气体含量 各组分分压Mpa 各组分在190度Cp′ H2 CH4 AR NH3 0.1956 0.5877 0.1519 0.0448 0.02 5.868 17.631 4.557 1.344 0.6 33.565 32.645 50.578 23.082 57.475 Cp7=35.617KJ/(kmol. oC)

8675.231则 t7=?191.45

35.617t7-t?191.45?1907误差= ?100%=?100%=0.75%

t7191.45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=(1 430 645.172+6571 423.391+520523.382)-(868470.959+3324704.813) =4329416.173KJ/tNH3

(10)合成塔绝热温升核算

?yNH ?-HR?Q?1由 △t== ??损?

?1+y8Nt ?Cp??3NH3 36

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11式中Cp=(Cp7+Cp8)= (35.617+45.117)=40.367KJ/(kmol. oC)

22带入上式得：

△t=

10.14?53457.686520523.382?22.4=163.879℃ ?（?）40.3671?0.1711408.41 ∴t6= t7+191.45oC=163.879+191.45=355.329℃

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 868470.959 4329416.173 2656976.789 7854863.921 支 方 1430645.172 6571423.391 520523.382 7854863.921 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 2.2.5 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=6571423.391KJ/tNH3 （2）管内热气体带出热量 Q9 设t9=220oC ，p=30MPa

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： 气体含量 各组分分压Mpa N2 表26 H2 0.4275 12.825 35.363 CH4 0.2027 6.081 58.245 AR 0.0598 1.794 25.921 NH3 0.17 5.1 59.125 0.1425 4.275 各组分在220度Cp′ 36.817

计算得Cp9=43.772KJ/(kmol? oC)

9982.35∴ Q9=V9Cp9t79=?43.772?220=4 291 447.916KJ/tNH3

22.4（3）废热锅炉热负荷

△Q= Q9-Q8=4291447.916-6571423.391=-2 279 975.475KJ/tNH3 (4)软水量计算

37

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设废热锅炉加入软水温度t=30oC, 压力P=1.324MPa,副产1.324MPa的饱和蒸汽。需软水量X

查软水焓 I1=125.484KJ/(kmol?℃) 蒸汽焓 I2=2 784.716KJ/(kmol?℃) 由热平衡得： ?Q=X（I2-I1）

?Q2279975.475X???857.381

I2?I12784.716?125.484∴废热锅炉软水带入热量

Q软=X I1=857.381?125.484=107 587.620KJ/tNH3

蒸汽带出热量：Q蒸=107587.620+2 279 975.475=2 387 563.095KJ/tNH3 表27 废热锅炉热量总汇表（KJ/tNH3） 收 方 支 方 管内气体带入热量Q8 6 571 423.391 管内热气体带出热量Q9 4 291 447.916 软水带入热量Q软 小计 107 587.620 蒸汽带出热量Q蒸 2 387 563.095 6 679 011.011 6 679 011.011 小计 2.2.6 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=143 0645.172KJ/tNH3 （2）热气体带入热量 Q9

由废热锅炉热平衡计算 Q9=4 291 447.173KJ/tNH3 （3）冷气体带出热量 Q7

38

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由合成塔热平衡计算 Q7=4 329 416.173KJ/tNH3 （4）热气体出口温度计算 由热平衡得：Q6+Q9=Q7+Q10

Q10=Q6+Q9-Q7=1 392 676.915KJ/tNH3

Q10= V10Cp10t10

Q101392676.915?22.42143.012t10= ==

9433.32CP10CP10V10Cp10 气体含量 各组分分压Mpa 表28 t10=55.3℃ P=30Mpa各组分比热容 N2 H2 CH4 AR 0.1425 4.275 0.4275 12.825 32.369 0.2027 6.081 45.061 0.0598 1.794 23.266 NH3 0.17 5.100 102.535 各组分在66.4度Cp′ 33.842 0∴CP=41.663KJ/(kmol·℃)

?= ∴ t102143.0122143.012??55.972℃

CP1046.616?t10?t1055.972?55.3误差=?100%=?100%?1.2%

t1055.972假设基本正确，计算有效。 （5）热交换器热负荷

?Q?Q7?Q6?Q10?Q9 =1 392 676.915-4 291 447.9116

=－2 898 771.001KJ/tNH3

表29 热交换器热量汇总表(KJ/tNH3) 收 方 支 方 冷气带入热量Q6 热气带入热量Q9 小计 1 430 645.172 4 291 447.9116 5 722 093.088 冷气带出热量Q7 热气带出热量Q10 小计 4 329 416.173 1 392 676.915 5 722 093.088 2.2.7 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。

39

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(1)热气体带入热量 Q10,由热交换器热平衡计算

Q10= 1 392 676.915KJ/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=1 705.607KJ/(Kmol?℃)

Q冷?V11L?INH3

=

907.486?16.769?1705.607?2955300.91 22.47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=30Mpa时各组分比热容 气体含量 各组分分压Mpa N2 H2 CH4 AR NH3 0.1655 0.5367 0.1705 0.0353 0.092 4.665 14.001 6.615 1.959 2.76 各组分在35度Cp′ 34.485 32.462 43.911 23.450 91.040 Cp0=39.819KJ/(kmol. oC) 热气体带出热量

Q11?V11Cp11t11=

9074.864?39.819?35 22.4 =564 612.515KJ/tNH3 (4)液氨带出热量

/kmol?℃）查35 oC液氨比热容，CpL?4.849kJ（

V Q液?11LM?CpL?t11

22.4=

907.486?16.769?4.849?35=282 660.539KJ/tNH3 22.4（5）冷却水量计算

设需要冷却水量为W，冷却上水ta=25 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 ?Q收支 = ?Q10?Q冷???Q11?Q液?

40

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=(1 392 676.915+2 955 300.91)-(564 612.515+282 660.539)

=1 500 704.771KJ/tNH3

?Q?WCp?bt??at ?1000

1500704.771?Q W?=?27.617m3

100C0pt(?ta)1000?4.18?(38?25)b冷却水带入热量

Q上水?27.617×1 000×4.18?25=2 885 970.713KJ/tNH3 冷却下水带出热量

Q下水??Q?Q上水=1 500 704.771+2 885 970.713=4 386 675.484KJ/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 1392676.915 295530091 热气体带出热量Q11 液氨带出热量Q液 564612.515 282660.539 冷却上水带入热量Q上水 2885970.713 冷却下水带出热量Q下水 4386675.484 小计 5233948.538 小计 5233948.538 2.2.8 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 =564612.515KJ/tNH3

氨分离器支出热，气体放空气带走热量

130.76 Q13?V13Cp13t13??39.819?35?8135.51KJ/tNH3

22.4冷交换器带入热量，由冷交换器热平衡计算得 Q14=556488.143KJ/tNH3

?Q1? Q11?Q138135.51+556488.143=564623.655KJ/tNH3 4564623.655?564612.515Q?Q?误差= 1111?100%?=0.22%

Q11564623.655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?282660.539KJ/tNH3

41

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2.3合成设备

2.3.1 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; 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 930; 保护管套，mm ? 30 ?2;各2根 催化剂总高，mm 9986; 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 30 环中径，mm ? 327；共2个 进塔气量，m3（标）/h 134589.408 扁平冷管，mm ?大108?10 （?76?3管子压制）；

小78.5?10 （?57?3的管子压制）；, 各6片 板厚3

间隙5；

进塔成分 H2 58.77% ,

N2 19.56% , CH4 15.19%, Ar 4.48% , NH3 2.0%;

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=134589.408m3/h

V M= I=6008.456kmol/h

22.4无惰性气体氨分解基流量：以知yNH3,I=0.02, y0,I=0.175 V0,I?VI?1?y0,I??1????yNH3,i? ??1?y0.I?0.02?? =134589.408×(1-0.175)×?1??

1?0.175?? =89937.45m3/h 空塔截面积：绝热层

F绝=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 42

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= 0.089 m2

考虑沉降后催化剂层总高度及绝热层总高度

?I总=9850mm ?I绝=760 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=415℃,

冷管进口温度286℃（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

t?ttk,1=k,0k,1=429.5 0c

2由tk,1=429.5 0c，yNH3,0=2.0% 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=136.552kmol/h

?I1=?M1? ?Ht1=136.552?54340=7420235.68kJ/h

c.求出口氨含量： 由公式（6-4-8a）计算

y0NH3,y0,NH3,022.4?M11=+

V0,I1?y0NH3,1?y0，NH3，10y0,NH322.4?136.552? =

1?y0,NH3128776.67 =0.0197+

y0,NH31?y0,NH3

由公式（6-4-6）计算y0 NH3,0

0yNH3,00.02 = =0.00345 y0NH3,=001?0.171?yIy0NH3,01?y0NH3,y0NH3,1?y01=

00.0345=0.0333

1?0.0345=0.0234+0.0333=0.0567

NH3,1y0NH3,=0.0567

0 43

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实际出口氨含量

y00?Mk,n?1?NH3,n= y0NH3,n??1?y ?n?iM?K,n?? =0.0567??0.17?892.86??1?? ?Mk,n??式中Mk,n?Mk,n?1??Mn

Mk,1?Mk,0??M1=7360.63-154.52=7206.11kmol/h y?0.18?892.86?NH3=0.0568×??1?880.132??=0.0558

d. An,1(反算tk,1)

由A106催化剂活性线查??1??????rNH?, ?1??3?n?1?rNH? 3?n当t0??k,0=412℃, y1NH3,0=0.0345时，????=6.4?10-5（h.m3

）/ m3

?rNH3?0当t?k,1=444℃，y0NH=0.0567时，??13.1??=6.2?-53

?rNH?10（h.m）/ m33?1 ??1??1????? = ?1?????rNH?+ 1?1?=6.3?10-5（h.m3

）/ m3

3?12?rNH3??02?rNH3?1A= ?n,1?1??1?r? ? (y0?NH3?NH3.-y0NH3) 1Et1,0 =6.3?10-5 ?

10.62(0.0567-0.0345)=0.257?10-5h.m3）/ m3 与假设第一段常数An相符，故假定温度tk,1=444℃正确。 本段段单位长度反应热为

Q?I1?1?t=2.463 ? 107 kJ/(m.h)

1第二段绝热层计算方法同第一段。

计算结果，第二段出口温度tk,2=490℃，yNH3.2=0.0812，Mk,2=853.95kmol/h

设出第三段温度tk,3=490℃

44

y0NH3.2=0.10，

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e . 查物性数据：第三段催化剂层平均温度

t+ t1tk,3= k,2k,3= (490+490)=4900C

22由tk,3=490℃，yNH3,2=0.0182 查cpk,3=32.31KJ/(mol.0C)

?HT,3=55050KJ/mol

f.求反应热及生成氨量：由式（6-4-13）知

Mk,2Cpk,2 (tk,3- tk,2)+KkoFko(tk,3 -t0,3)=?M3?HT,3

C(t- tk,2)=0

1(286+314)=3000C 2因为 tk,2= tk,3 所以 ?I3?MK设 t0，3=314 0C t0,3=

tk,3=

k,3,2pk,2 t0,2+ t0.32=

1 tk,2+ tk,3= (487+487)=487oC 22Kk0Fk0( k,3 - k0,3) ?Ht,3?M3=

=

2765.3?1.324?490?300?=12.44kmol/h 55050.6?Q3???M3?HT,3=12.44?55050.6=684829KJ/h

反应热

出第三段催化剂层气体摩尔流量

Mk,3= Mk,3-?M=853.95-12.44=841.51 kmol/h

g.求出口氨含量 y0NH3,3y0NH3,2?M30.122.4?12.44= + =+

1?0.117100V0,I1+y0NH3,31+y0NH3,2 =0.1072

?M??0.18?892.86?yNH3,3= y0NH3,3 ?1?yI0k,0? =0.1224?1?? ??841.51?Mk,3??? =0.0990 h.求An,3（反算tK,3,t0,3） 由tk，2=490

0

C, yoNH3,2=0.10

?1查??rNH?3?-53

?=7.8?10(h.m)/ m3

??2 45

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?1由tk，3=490 0C, yoNH3,3=0.1224查??rNH?3?1 ??rNH?3?1?1?= ????32?rNH3?-53

?=9.8?10(h.m)/ m3

??3?1?1?+ ????22?rNH3?? ??31 =(7.8?10-5+9.8?10-5)=8.8?10-5(h.m3)/ m3

2?1 An,3= ??rNH?3?1( y0NH3,3- y0NH3,2) ??Ef,3?3=8.8?10-5?1(0.1224-0.10)=4.06?10-5(h.m3)/ m3 0.485与本段常数An,3=4.06?10-5(h.m3)/ m3基本符合，故假设tk,3=4900C正确。 本段冷管传递热量为

?Q3= KkoFko(tk,3 -t0,3)=2765.3?1.324?(490-300)=684829KJ/h 由热平衡公式（6-4-13）知：由t0,=3000C查C0,3=30.51KJ/(kmol.0C)

KkoFko(tk,3 -t0,3)=M0,3 cp0,3(t0,3-t0,2)

?Q3= M0,3 cp0,3(t0,3-t0,2), M0,3= Mk,o=892.86kmol/h

684829t0,3-t0,2==26.11 0C

892.86?30.51t0,3=t0,2+26.11?310.97 0C故假设t0,3=310 0C正确

684829?由于?Q?3=?Q3 ，故单位长度上和冷管传热?Q*=Q=KJ/(m.h) 330.57

46

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各段计算结果列表如下表32

段数n 名称 进口温度 tk,n-1 ,C 出口温度 tk,n ,C 冷管进口温度 To,n -1,C 冷管出口温度 To,n ,C 进口氨含量 oooo1 2 3 4 5 6 7 8 415 444 490 490 487 481 474 472 444 490 490 487 481 474 472 472 282 310 332 364 387.5 410 310 332 364 387.5 410 417 yNH3.3.10 ,% 5.43 8.21 9.90 12.11 13.01 13.95 14.95 n?1出口氨含量 yNH3.n ,% 氨产量?MnKJ/(m.h) 催化剂单位反应热, 5.43 8.21 9.90 12.11 13.01 13.95 14.95 17.00 16.23 20.20 14.89 9.95 10.23 8.91 7.55 3.12 ， 3.033?106 1.338?106 KJ/(m.h) 冷管单位传热， KJ/(m.h) 1.338?106 表24 催化剂各段计算结果表

2.3.2水冷器设备工艺计算

①计算条件

（1）选淋洒式排管冷却器

（2）高压换热管Ф68×13 d外=0.068m d内=0.042m d平~=0.00055m （3）热负荷Q=1500704.771KJ/t NH3

47

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（4）产量W=37.88tNH3/h （5）热气体压力p=30Mpa （6）热气入口温度 t入=66.4℃ （7）热气出口温度 t出=55.3℃ （8）热气气量 V=476429.827Nm3/h （9）冷却水压力p=0.392Mpa （10）冷却水入口温度 t入=25℃ （11）冷却水出口温度 t出=38℃ （12）冷却水量W=27.617m3/tNH3 ②管内给热系数的计算 α0＝0.023λ/d0×Re0.738×Pr0.3

式中各物性数据取之平均温度 t平=(35+66.4)÷2=50.7℃ （1）压缩系数

又 Tc=135.44K Pc=7.431Mpa

对比温度 Tr=(55+273)÷135.44=2.42 对比压力Pr=30÷6.431=4.66 查《氮肥》（理）图1-4普遍化压缩系数图得 Z＝1.96 （2）混合气体平均分子量 M平=11.411 （3）气体热容 Cp=36.412KJ/Kmol. ℃ （4）气体导热系数λ

已知常压下气体的导热系数λ0m＝0.3648 KJ/(m.h. ℃)

T′cm=141.361K p′cm=7.554Mpa

则假对比参数Pr′=30÷7.554=3.971 Tr′(97.5+273)/112.27=2.313 (5) 气体粘度μ

查《氮肥》（理）图1-22,23,25,30,31各组分气体在压力下的粘度 NH3 CH4 Ar H2 N2 Ci μi Kg/(m.h) 0.3 0.595 0.75 0.102 1 0.214 1 0.065 0.7382 0.113 高压下含氨混合气体的粘度 μ=∑(yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2) =0.0963Kg/(m.h) (6) 雷诺准数

设取管内流速ω＝5.0m/s

密度 ρ=M平 pT0/(Z p0VoT)=(11..411×30×273)÷(1.96×323.7×0.098×22.4)

48

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=114.26Kg/m3

Re=doωρ/μ=0.442×5.0×114.26×3600÷0.0963=943798.131 Re0.738 =58940.65 （7）普兰特准数

Pr=Cpμ/(λM)=36.309×0.0963÷(11.411×0.472)=0.649 Pr0.3=0.7653 管内给热系数

α0=0.023×0.472÷0.042×58940.65×0.7653=12981.85KJ/(m.h. ℃) ③管外给热系数 αi=167.44L0.4 d外0.6 式中L=W/2ln

W-冷却水量Kg/h忽略蒸发水量 l-高压管真管长度 l=7m n-冷却管列数n=20

L=50.28×105727×1000/(2×7×20)=1930.739 L0.4=19.50 d外0.6=0.1884

管外给热系数 α0=167.44×19.50÷0.1884=17330.57KJ/(m2.h. ℃) ④传热温差Δtm=[(55.3-38)-(35-25)]÷ln[(55.3-38)/ (35-25)]=10.00℃ ⑤传热总系数K

设管内污垢系数R1＝1.213×10－4(m2.h. ℃)/KJ 设管外污垢系数R2=2.40×10-4(m2.h. ℃)/KJ

δ=0.013m λ钢=167.44 KJ/(m.h. ℃) K=1÷[(0.055÷(0.042×6757.906)+0.055÷(0.068×15601.48)+3.584×10-4+0.013 ÷167.44)] =1726.256 KJ/(m2.h. ℃)

⑥传热面积

F=Q/K△tm=50.505×1500704.771÷(10.00×1726.256)=3012.06m2 实取换热面积 F=2930.956×1.2=3468.956 m2

需排管数N＝F`/(nπl d外)=3614.47÷(20×3.14×7×0.068)=59.46 取60 排 实际传热面积 F实＝F真＋F弯

F实=3.14×0.068×7×10.573×20+3.14×0.068×(2×3.14×0.12)/2×10.573×20 =1560.43 m2

冷排高度 H=2×12×(60-1)÷2=7.08m 流速核算 气体实际体积流量: V=VoZpoT/(pTo×3600)=12935.14m3/h 管内流速 ω= V /F=6.829m/s

49

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2.3.3冷交换器设备工艺计算

①计算条件

（1）选列管式换热器，冷气走管外，热气走管内 （2）列管尺寸Ф14×2无缝钢管

d外=0.014m d内=0.01m d平=0.012m （3）热负荷Q=564684.911KJ/t NH3 （4）产量W=37.88 t NH3/h （5）热气体压力p=30Mpa （6）热气入口温度 t入=35℃ （7）热气出口温度 t出=20℃ （8）热气气量 V=354324.324m3/h （9）冷气体压力p=30Mpa （10）冷气入口温度 t入=-10℃ （11）冷气出口温度 t出=30℃ （12）冷气气量V=184456.721m3/h （13）冷交换器内件内径D＝1300 m m ②管内给热系数的计算

α0＝0.023λ/d0×Re0.738×Pr0.3

式中各物性数据取之平均温度 t平=(35＋20)/2=27.5℃ (1) 压缩系数Z

由前计算知Tc=112.27,Pc=5.12

对比压力Pr=30÷5.12=5.85, 对比温度Tr=280/112.27=2.494 查《氮肥》（理）图1-4普遍化压缩系数图得 Z＝1.18 (2) 混合气体平均分子量

由前计算知M平=11.411 (3) 气体比热容

Pi Mpa Cpi KJ/Kmol. ℃ Cp=∑yi

Cpi=0.02×48.348+0.1519×41.437+0.0448×23.474+0.5877×32.415

+0.1956×34.257

50

NH3 0.705 48.348 查气体比热容

CH4 Ar 3.25 41.437 0.976 23.474 H2 17.45 32.415 N2 5.816 34.257

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