年產30萬噸合成氨合成工段工藝設計畢業(yè)論文

1、年產30萬噸合成氨合成工段工藝設計 目 錄摘要iabstractii引 言1第一章 合成氨綜述21.1 氨的用途21.2 氨的性質21.2.1 氨的物理性質21.2.2 氨的化學性質21.3 合成氨的生產方法31.4 合成工藝條件的選擇41.4.1 操作壓力41.4.2 反應溫度41.4.3 空速41.4.4 合成塔進口氣體組成41.5 合成氨工業(yè)的發(fā)展5第二章 合成工段工藝簡介62.1 合成工段工藝流程簡述62.2 工藝流程方框簡圖62.3 設備簡述72.3.1 氨合成塔72.3.2 熱交換器與廢熱鍋爐72.3.3 冷交換器72.3.4 氨冷器7第三章 工藝設計計算83.1 設計要求83.2

2、 工藝流程圖83.3 物料計算83.3.1合成塔入口氣體組分83.3.2 合成塔出口氣體組分93.3.3 合成率93.3.4 氨分離器氣液平衡計算93.3.5 冷交換器氣液平衡計算113.3.6 液氨儲槽氣液平衡計算123.3.7 液氨儲槽物料計算153.3.8 合成系統(tǒng)物料計算163.3.9 合成塔物料計算173.3.10 水冷器物料計算183.3.11 氨分離器物料計算193.3.12 冷交換器物料計算193.3.13 氨冷器的物料計算213.3.14 冷交換器物料計算233.3.15 液氨貯槽物料計算253.4 熱量衡算273.4.1 冷交換器熱量計算273.4.2 氨冷凝器熱量計算30

3、3.4.3 循環(huán)機熱量計算323.4.4 合成塔熱量衡算333.4.5 廢熱鍋爐熱量計算：353.4.6 熱交換器熱量計算363.4.7 水冷器熱量衡算：373.4.8 氨分離器熱量衡算：38第四章 設備的選型與計算404.1 設備選型404.1.1 設備簡述404.1.2 流程說明404.2 合成塔設計404.2.1 合成塔筒體設計404.2.2 催化劑層設計414.2.3 下?lián)Q熱器474.2.4 層間換熱器484.3 輔助設備選型494.3.1 廢熱鍋爐494.3.2 熱交換器494.3.3 水冷器494.3.4 冷交換器494.3.5 氨冷器i494.3.6 氨冷器ii50結 論51致

4、謝52參考文獻53附 錄54年產30萬噸合成氨合成工段工藝設計摘要：氨是一種重要的化工產品，在國民經濟中有重要的作用。對合成氨工藝進行設計研究，并對其過程進行設計優(yōu)化。氨合成工段包括氨的合成、分離、氣體再循環(huán)、惰性氣體排放等基本過程，其中氨合成是合成氨工藝的中心環(huán)節(jié)。本設計主要目的是對合成氨的合成工段進行設計，根據已給組成的原料氣的組成，進行工藝系統(tǒng)計算，包括物料衡算、熱量衡算、設備的數據計算及選型等。合成工段中的主要設備為氨合成塔，結合設計數據及技術現狀，本設計選擇的氨合成塔的內件為三段絕熱冷激-內冷式內件，該內件具有結構合理、氨凈值高、產量大等優(yōu)點。根據物料及熱量衡算的數據,計算出內件中絕

5、熱床層及換熱器的有關尺寸數據，并對一些輔助設備進行設計選型。根據計算數據，繪制出主要設備及帶控制點的工藝流程圖等。關鍵詞：合成氨 物料衡算 熱量衡算 合成塔 process design of the section which synthetizes liquidammonia of 300000t/aabstract: ammonia is an important chemical product,plays an important role in the national economy.it is very necessary to explore and design the p

6、rocess of synthetic ammonia,then to optimize the process and the equipment.ammonia synthesis process includes the separation of ammonia,the gas recirculation, the ammonia synthesis,the emission of inert gas and so on,and during the process,the ammonia synthesis is the most important link.the main pu

7、rpose of this design is to devise the synthesis process of ammonia synthesis.according to the composition of raw gas that has known,we carry on the calculation of the craft system,including material balance,heat balance,the calculation and selection of the equipment.the ammonia synthesis tower is th

8、e crucial equipment of the process,combining with the design data and technical status,this design chooses three adiabatic cold shock -internal cooling type internal parts,the inner parts have the advantages of reasonable structure,high ammonia value ,large-tonnage yield etc.according to the materia

9、l and heat balance data, we can calculate the relevant size date of the adiabatic bed and heat exchanger during the internal parts,and design and select some auxiliary equipment.key words: synthetic ammonia; materal balance; heat balance; synthesis tower引 言氮元素是生物生存所需的基本元素之一，而合成氨則是進行固氮的最有效的方法。合成氨工業(yè)是重

10、要的化工生產部門，迄今已有80多年的歷史，它是一個耗能大戶，世界上大約有10%的能源用于氨的合成，其生產的氨是重要的化工原料，廣泛用于制取尿素、樹脂、橡膠、炸藥、橡膠等。早期合成氨主要以焦爐氣、水電解氫氣及焦炭氣化產生的水煤氣為原料，70年代開始轉向以天然氣、石腦油為原料1。由于中國煤炭資源豐富、石油和天然氣稀缺，合成氨生產主要以煤為主要原料。以煤為原料的合成氨生產工藝主要包括原料氣的制備、原料氣的凈化(脫硫、變換、脫碳、精制)、氣體壓縮、氨的合成、氨的分離、未反應氣體的循環(huán)等部分。本設計就根據已給組成的精制氣，設計合適的流程來合成氨，并對主要設備氨合成塔進行選型設計。合成氨工業(yè)經過近80多年

11、的發(fā)展，技術相對比較成熟。目前，大多合成氨裝置都選擇中、低壓合成工藝。目前在國際上用于氨合成中具有代表性的低能耗制氨工藝有：美國的原kellogg工藝(現為kbr)、丹麥托普索工藝、瑞士卡薩利工藝、德國伍德工藝等。這幾種氨合成工藝流程類似，都是為了提高氨凈值。合成塔的主要部分為內件。隨著科技的發(fā)展，人們研究出了各種類型的內件。以反應床論，可分為絕熱式和內冷式，即床層內含有移熱裝置，如單冷管等；以移熱方式論，可分為冷激式、層間換熱式、內冷式以及冷激間換熱復合式；以反應氣體流向論，可分為軸向型和徑向型以及軸徑向混流型，其各有所長2。軸向流塔操作穩(wěn)定，催化劑裝量多；徑向流塔效率高，壓力降小，操作敏感

12、性強，要求高效催化劑。根據催化劑床層中是否設置冷管(內冷)方式可劃分為：單層軸向內冷式內件；冷管改進型內件；多層絕熱冷激式內件；多層絕熱復合換熱式內件；副產蒸汽式內件3。本設計則采用多段絕熱冷激式內件。合成氨反應是利用含有氮氣和氫氣的原料氣，在一定的溫度壓力下，在有催化劑的作用下進行的，此反應為一可逆反應。其中催化劑在合成氨反應中有重要的作用。合成氨的催化劑有三條技術路線：傳統(tǒng)的路線，英國bp公司的釕基催化劑及我國的基催化劑體系4。本設計則根據已有的技術，選用已經在合成氨工業(yè)中使用較長時間的a106型催化劑。第一章 合成氨綜述1.1氨的用途氮元素是生命存在的基礎，它是構成蛋白質的重要物質。在我

13、們生活的大氣環(huán)境中存在有大量的氮，其主要以氮氣的形式存在于空氣中，其體積占78%(體積分數)以上。把大氣中的游離氮固定下來并轉變?yōu)榭杀恢参镂盏幕衔锏倪^程，稱為固定氮。在實際生產中，固定氮的方法有電弧法、氰氨法及合成氨法。目前，固定氮最方便、最經濟的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氫合成為氨，再進一步制成化學肥料或用于其它工業(yè)。氨是最重要的基礎化工產品之一，其產量居各種化工產品的首位。氨主要用于農業(yè)生產。合成氨是氮肥工業(yè)的基礎，氨氣本身是重要的氮素肥料，與此同時，氨也可以用于生產其他氮肥，如硝酸銨、復合肥等，這部分約占70%的比例，稱之為“化肥氨”。氨也是重要的無機化學和有機化學工業(yè)基礎原料

14、，這部分約占30%的比例，稱之為“工業(yè)氨”5 。氨氣可作為生產銨、胺、染料、炸藥、制藥、合成纖維、合成樹脂的原料6。在石油煉制、橡膠工業(yè)、冶金工業(yè)和機械加工等部門以及輕工、食品、醫(yī)藥工業(yè)部門中，氨氣及其加工產品都是不可缺少的。1.2 氨的性質1.2.1氨的物理性質氨氣在常溫下是無色有刺激性氣味的氣體，對人體的眼、鼻、喉等有刺激作用，接觸時應小心。如果不慎接觸過多的氨而出現病癥，應及時吸入新鮮空氣和水蒸氣，并用大量水沖洗眼睛。氨極易溶于水，在常溫、常壓下，1體積水能溶解約700體積的氨。因此，用水噴淋處理漏氨事故，能收到較好的效果。氨氣在水中的溶解度隨著壓力增大而降低，氨水在溶解時放出大量熱，氨

15、水中的氨極易揮發(fā)。常壓下氣態(tài)氨氣需冷卻到-33.35（沸點）才能液化，而在常溫下需加壓到0.87mpa時才能液化。液氨為無色液體，氣化時吸收大量的熱，因此可以作為制冷劑。1.2.2氨的化學性質氨氣溶于水以后叫氨水，其顯弱堿性，化學性質類似于其他堿性物質，如可以與酸性物質反應，能與一些氧化物反應等。其他的性質如下：(1) 氨與氧在催化劑作用下生成氮的氧化物,并能進一步與水作用,制得硝酸： (2) 氨與酸或酐反應生成鹽類,是制造氮肥的基本反應： (3) 氨與二氧化碳作用生成氨基甲酸銨,進一步脫水成為尿素： (4) 氨與二氧化碳和水作用,生成碳酸氫銨： (5) 氨可與鹽生成各種絡合物，如cucl26

16、nh3、cuso44nh3。1.3合成氨的生產方法合成氨的生產主要包括以下步驟 ：第一步是造氣，即制備含有氫、氮的原料氣。第二步是原料氣的凈化，具體流程有脫硫、轉化、變換、脫碳、甲烷化7等。第三步是壓縮和合成，將純凈的氫、氮混合壓縮到高壓，在催化劑與高溫條件下合成為氨。合成的氨需要進行冷卻分離，才能得到產品，分離后的氣體要繼續(xù)回到合成系統(tǒng)中，補充原料氣后繼續(xù)參與反應。目前氨合成的方法，由于采用的壓力的不同，一般可分為低壓法、中壓法和高壓法三種8。(1) 低壓法操作壓力低于20mpa的稱低壓。采用活性強的亞鐵氰化物作催化劑，但它對毒物很敏感，所以對氣體中的雜質（co、co2）要求十分嚴格。也可用

17、磁鐵礦作催化劑，操作溫度450-550。該法的優(yōu)點是操作壓力和溫度較低，生產容易管理，對設備、管道的材質要求低。但低壓法合成率不高，合成塔出口氣體中含氮約8%-10%，催化劑的生產能力比較低，合成流程復雜，生產成本較高，在實際生產中并不適用。(2) 中壓法 操作壓力為20-35mpa的稱為中壓法，操作溫度為450-550。中壓法的優(yōu)缺點介于高壓法與低壓法中間，但從經濟效果來看，設備投資費用和生產費用都比較低。(3) 高壓法操作壓力為60mpa以上的稱為高壓法，其操作溫度大致為550-650 。高壓法的優(yōu)點是，催化劑的生產能力較大，氨合成的效率高，合成氨出口氣體中含氨達25%-30%。此種方法氨

18、分離效果好，設備和流程比較緊湊，設備規(guī)格小，投資少，但由于在高壓高溫下操作，對設備和管道的材質要求比較高，合成塔需用高鎳優(yōu)質合金鋼制造。高壓法合成率高，但催化劑層內的反應熱不易排除而使催化劑長期處于高溫下操作，容易失去活性。1.4合成工藝條件的選擇1.4.1 操作壓力從化學平衡和反應速率兩個方面考慮，提高操作壓力對反應是有利的，它不僅能提高設備的生產能力，還可以簡化氨的分離流程。但是對設備的材質和加工提出了更高的要求，操作中催化劑易碎，這會增加反應氣體的流動阻力和影響催化劑的使用壽命，操作安全性較差。目前高壓法已經淘汰。為保證具有較高的平衡氨濃度，在降低壓力的同時，要求催化劑在比較低的反應溫度

19、下即有較高的反應活性。所以要根據能量消耗、原料費用、設備投資等綜合技術經濟效果來選擇操作壓力。1.4.2 反應溫度 合成氨反應是一個可逆放熱反應，當溫度升高時，平衡常數下降，平衡時氨含量必定減少，因此必須及時的將反應熱移除，以降低合成塔的溫度。因此從化學平衡角度考慮，應盡可能采用較低的反應溫度。在合成氨反應中使用催化劑是較好的選擇，而催化劑必須在一定的溫度范圍內才具有活性，所以氨合成反應溫度必須維持在催化劑的活性范圍內。合成氨生產所用的催化劑活性溫度在400-500，反應溫度不能低于活性溫度。在合成氨生產過程中，隨著反應的進行，轉化率不斷增加，最佳溫度隨轉化率增加而降低。在實際生產中，應盡可能

20、沿著最佳溫度曲線進行。1.4.3 空速空速是反應氣在催化劑床層的停留時間的倒數?？账俅?，單位體積催化劑處理的氣量大，能增加生產能力。但是空速過大，催化劑與反應氣體的接觸時間太短，部分反應物未參與反應就離開了催化劑表面，進入氣流，導致反應速率下降。另外，氣量過大，使設備負荷及動力消耗增大，氨分離不完全。因此，空速要保持在一定的范圍。1.4.4 合成塔進口氣體組成(1) 氫氮比 根據理論分析，當原料氣中h2與n2的摩爾比為3:1時9，氨的含量最高。但從動力學角度分析，最適宜氫氮比隨著氨含量的變化而變化。從氨的合成反應動力學機理可知，氮的活性吸附是合成氨反應過程中速度的控制步驟，因此適當提高氮氣濃度

21、，對氨合成反應速度有利。在實際生產中，進塔氣體的氫氮比控制在2.82.9比較適宜。(2) 惰性氣體含量惰性氣體來源于新鮮空氣，它們不參與反應因而在系統(tǒng)中積累。惰性氣體的存在，無論從化學平衡還是動力學上考慮均屬不利。但是，維持過低的惰性氣體含量又需要大量排放循環(huán)氣，導致原料氣消耗隨之增大。因此，循環(huán)氣中惰性氣體含量應根據新鮮氣惰性氣體含量、操作壓力、催化劑活性等條件而定。在產中，一般要保持新鮮氣中含惰性氣體的體積分數在0.5%-1.0%之間，并控制循環(huán)氣中惰性氣體的體積分數在10%-15%之間。(3) 初始氨含量當其他條件一定時，進塔氣體中氨含量越高，氨凈值越小，生產能力越低。初始氨含量的高低取

22、決于氨分離的方法。對于冷凍法分離氨，初始氨含量與冷凝溫度和系統(tǒng)壓力有關。為過分降低冷凝溫度而過多的增加氨冷負荷在經濟上并不可取。操作壓力為30mpa左右時，一般進塔氨含量控制在3.2%3.8%。中國有些廠采用水吸收法分離氨，初始氨含量可在0.5%以下。1.5合成氨工業(yè)的發(fā)展合成氨是化學工業(yè)中產量很大的化工產品。目前，合成氨年總消費量(以n計)約為78.2mt，其中工業(yè)用氨量約為10mt，約占總氨消費量的12%。合成氨主要原料有天然氣、石腦油、重質油和煤等。世界以天然氣制氨的比例約占71%，俄羅斯為92.2%、美國為96%、荷蘭為100%；中國仍以煤、焦炭為主要原料制氨, 天然氣制氨僅占20%。

23、生產合成氨的方法主要區(qū)別在原料氣的制造，其中最廣泛采用的是蒸汽轉化法和部分氧化法10。 中國合成氨生產是在20世紀30年代開始的，當時僅在南京、大連兩地建有氨廠，最高年產量不超過50kt（1941年）。中華人民共和國成立以來，化工部貫徹為農業(yè)服務的方針，把發(fā)展化肥生產放在首位。經過多年的努力，我國已擁有多種原料，不同流程的大、中、小型合成氨工廠550余個。在技術力量方面，我國已擁有一支能從事合成氨生產的科研、設計、制造和施工的高素質技術隊伍。在生產能力方面，1980年中國合成氨產量為1498萬噸，到1990年上升至2129萬噸，僅次于前蘇聯(lián)名列世界第二。目前，全球合成氨的生產能力已經超過160

24、mt/a，中國的生產能力達到45mt/a，居全球第一位11。我國合成氨工業(yè)存在一些特殊問題，我國的油氣資源貧乏，但煤炭資源相對豐富，這就決定了我國合成氨工業(yè)的原料要以煤炭為主。2011年，國內合成氨生產原料中，煤炭約占76.2%，天然氣約占21.3%，油約占1.5%，焦爐氣約占0.9%12。目前我國的氮肥行業(yè)產能普遍偏低，耗能高，污染大，急需采用成熟的粉煤氣化技術，以提高原料利用率，降低對環(huán)境的危害。第二章 合成工段工藝簡介2.1合成工段工藝流程簡述由氮氫氣壓縮機送來溫度3545的新鮮氣，與放空后經冷交換器來的循環(huán)氣體混合，而后溫度被降至17，進入氨冷器。氣體管內流動，液氨在管外蒸發(fā)，使管內氣

25、體冷卻至0左右，進入氨冷器繼續(xù)冷卻至-10左右，出氨冷器后的氣液混合物，在冷交換器的下部用分離器將液氨分離，分離出的液氨進入液氨貯罐，分氨后的循環(huán)氣上升至上部換熱器殼程被熱氣體加熱至22后出冷交換器，氣體經循環(huán)壓縮機，由塔上部進入，先經塔內環(huán)隙后，出合成塔，然后進塔外換熱器預熱，再由合成塔的下部進入下?lián)Q熱器，移走第三絕熱床反應熱，氣體升溫后再進入層間換熱器，后經中心管進入第一絕熱床層進行絕熱反應，出第一絕熱層后經冷激器降溫，再入第二絕熱床進行合成反應，氣體氨凈值升高，出第二絕熱床氣體進入層間換熱器，移走熱量，使冷氣升溫，熱氣體降溫后進入第三絕熱床進行合成反應，氣體氨含量增加到16.5%，再經塔

26、內下?lián)Q熱器將熱量移走，后進入沸熱鍋爐。換熱產生蒸汽后進入塔外換熱器，蒸汽本身溫度降至112左右進水冷器被冷卻產生部分液氨，溫度降至35，混合氣液進氨分離器，分離液氨，分離的液氨去液氨罐貯存，出氨分離器的氣體則部分放空，放空氣去氫回收裝置，放空后的循環(huán)氣經冷交換器降溫至17與新鮮氣混合，繼續(xù)下一循環(huán)。2.2工藝流程方框簡圖圖2.1 合成系統(tǒng)流程簡圖2.3設備簡述合成氨過程是一個相當復雜的過程，根據上面流程圖，用到的設備很多，其中主要的設備為合成塔，輔助設備有氨冷器，氨分離器，冷交換器，水冷器等。2.3.1 氨合成塔氨合成塔是合成氨工段的核心設備，合成塔內部的主要設備是合成塔內件，其按結構形式可分

27、為：冷管型內件、冷激型內件、段間熱型內件及混合型內件等；按內件氣體流向可分為：軸向型內件、徑向型內件和軸徑向混合型內件等。本設計很據實際情況，采用絕熱冷激間冷式內件。大致結構為第一絕熱床+冷激器+第二絕熱床+層間換熱器+第三絕熱床+下?lián)Q熱器，層間換熱器與下?lián)Q熱器串聯(lián)，絕熱床層中裝填催化劑。2.3.2熱交換器與廢熱鍋爐合成氨反應為一放熱反應，在工業(yè)生產中考慮到節(jié)能及降低成本，廣泛采用熱交換器，達到熱量的有效利用。熱交換器的使用把合成反應中生成的熱量交換出來，用來預熱原料氣，提高入塔氣的溫度，降低了合成塔的熱負荷。廢熱鍋爐的作用相當于一個換熱器，對出塔的熱氣進行冷卻，副產蒸汽，進入蒸汽管網，可以用

28、生產過程中的其他工段，實現了對熱量的充分利用。2.3.3冷交換器冷交換器分為上下兩部分，上部換熱器為列管換熱器，下部為氨分離器，將熱氣體在進入氨冷器前用冷氣體進行冷卻換熱，以回收冷氣體的冷凍量，使進入氨冷器的熱氣體預冷卻，從而節(jié)省冷凍量，同時分離經氨冷后含氨混和氣中的液氨。2.3.4氨冷器氨冷器使用生產出的液氨為冷源，把循環(huán)氣中的氨冷卻為液體，并進行分離，以保證合成塔入口氨含量在規(guī)定的范圍。本設計中采取兩臺氨冷器串聯(lián)，降低了冷卻負荷，提高了分離效率。 第三章 工藝設計計算3.1設計要求年工作日：330天；產量37.8788t/h；合成塔操作壓力：32mpa（絕壓）；合成塔進氣（摩爾百分數）：n

29、h3 2.5，ch4+ar 15;水冷器出口溫度：35；精煉氣溫度：35；精煉氣組成：h2 74.45，n2 24.12, ch4 1.11，ar 0.32。3.2工藝流程圖1新鮮氣 13放空氣 20馳放氣圖3.1 工藝流程圖3.3物料計算3.3.1合成塔入口氣體組分入塔氨含量：=2.5%入塔甲烷含量：=15%1.11（1.11+0.32）100%=11.643%入塔氬含量：=15%0.32（1.11+0.32）100%=3.357%入塔氫含量：=100-(2.5+11.643+3.3570.75100%=61.874%入塔氮氣含量：=100-(2.5+11.643+3.357)0.25100

30、%=20.625%表3.1 入塔氣體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計2.511.6433.35761.87420.625100注：表3.1-3.12中的組分含量均為摩爾含量3.3.2 合成塔出口氣體組分以1000kmol入塔氣作為基準求出出塔氣體組分，由以下式計算塔內生成氨含量：=1000（0.165-0.025）（1+0.165）=120.172kmol出塔氣量：m8=入塔氣量-生成氨含量=1000-120.172=879.828kmol出塔氨含量：=16.5%出塔甲烷含量：=（1000879.828）11.539%=13.233%出塔氬含量：=（1000879.828）3.357

31、%=3.816%出塔氫含量： =0.75（1-）100% =0.75（1-0.165-0.13223-0.03816）100%=49.838%出塔氮含量:=0.25(1-0.165-0.13223-0.03168)100%=16.612%表3.2 出塔氣體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計16.513.2233.81649.83816.6121003.3.3 合成率=29.133%3.3.4 氨分離器氣液平衡計算表3.3 氨分離器入口混合物組分含量mi(%)nh3ch4arh2n2總計16.513.2233.81649.83816.612100表3.4 35，p=29.4mpa各組分平

32、衡常數0.0988.20028.20027.50034.500設時，代入則=0.07899kmol同理=0.00143kmol =0.00013kmol =0.00163kmol =0.00043kmoll= l(nh3)+ l(ch4)+ l(ar)+ l(h2)+ l(n2)=0.08261kmol分離氣體量：v=1l=10.032559=0.91739kmol計算氣液比：=0.917390.98261=11.105誤差 =0.46%結果合理從而可計算出液體中各組分含量液體中氨含量：0.078990.08261100%=95.618%液體中氬含量：=/l=0.000130.08621100

33、%=0.157%液體中甲烷含量：=/l=0.001430.08261100%=1.731%液體中氫含量：=/l=0.001630.08261100%=1.973%液體中氮含量：=/l=0.000430.08261100%=0.521%表3.5 氨分離器出口液體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計95.6181.7310.1571.9730.521100出口氣體組分含量氣體氨含量：=(0.1650.07899)0.91739100 %=9.376%氣體甲烷含量：=(0.13230.00143)0.91739100 %=14.140氣體氬含量：=(0.03816000013)0.917391

34、00 %=4.275%氣體氫含量：=(0.498380.00163)0.91739100 %=54.158%氣體氮含量：=(0.166120.00043)0.91739100 %=18.061%表3.6氨分離器出口氣體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計9.37614.2694.14554.15818.0611003.3.5 冷交換器氣液平衡計算冷交換器第二次出口氣體含量等于合成塔進口氣體含量，由氣液平衡原理，根據合成塔入口氣體含量和操作條件下的分離溫度可以查出，便可以解出。表3.7查t=-10，p=28.028mpa的平衡常數0.025227517580冷交換器出口液體組分含量出口液體

35、甲烷含量：=0.427%出口液體氨含量： 出口液體氬含量：出口液體氫含量：出口液體氮含量：表3.8 冷交換器出口液體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計98.4250.4270.0680.8250.2551003.3.6 液氨儲槽氣液平衡計算圖3.2 液氨儲槽物料簡圖氨分離器液體和冷交換器出口分離液體匯合進入液氨儲槽經減壓溶解在液氨中的氣體會解吸形成馳放氣，兩種液體百分比估值，即水冷后分離液氨占總量的百分數。=57.554%水冷后分離液氨占總量的57.554%，冷交換器分離液氨占總量的42.446%。 液氨儲槽入口1kmol液體計算為準，即l0=1kmol,入口液體混合后組分含量： 混合

36、后入氨含量：0.575540.95618+0.424460.98425=0.9681混合后入口甲烷含量：=0.575540.01731+0.424460.00427=0.01178混合后入口氬含量：= 0.575540.00157+0.424460.00068=0.00119混合后入口氫含量：=0.575540.01973+0.424460.00825=0.01486混合后入口氮含量：=0.575540.00521+0.424460.00255=0.00408表3.9 液氨儲槽入口液體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計96.8101.1780.1191.4860.408100表3.10

37、 當t=17，平衡壓力p=1.568mpa，查平衡常數0.598170540575620根據氣液平衡，設v/l=0.0821，代入上式得：出口液體氨含量：出口液體甲烷含量：出口液體氬含量：出口液體氫氣含量：出口液體氮氣含量：l(總)=0.9239，v=1-0.9239=0.0761=0.0824，誤差（0.0824-0.0821）0.0821=0.36%誤差滿足設計要求。出口液體含氨量：=0.92270.9239100%=99.87%出口液體甲烷含量：=0.0007870.9239100%=0.0852%出口液體氬含量：=0.000030.9239100%=0.003%出口液體氫氣含量：=0.

38、0003090.9239100%=0.0334%出口液體氮氣含量：0.0000790.9239100%=0.009%表3.11 液氨儲槽出口液體組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計99.870.08520.0030.03340.009100出口馳放氣組分含量：馳放氣中氨含量：（0.9681-0.9227）0.0761100%=59.66%弛放氣中甲烷含量：(0.011780.000787)0.0761100%=14.447%弛放氣中氬含量：(0.001190.00003)0.0761100%=1.526%弛放氣中氫氣含量：=(0.014860.000309)0.0761100%=19.1

39、20%弛放氣中氮氣含量：(0.004080.000079)0.0761100%=5.258%表3.12 出口馳放氣組分含量（%）nh3ch4arh2n2總計59.6614.4471.52619.1205.2581003.3.7 液氨儲槽物料計算以液氨儲槽出口一噸純液氨為基準折標立方米計算液氨儲槽出口液體量l(19)=100022.4（0.998717）=1319.362其中：nh3 ch4 ar h2 n2 液氨儲槽出口馳放氣=0.0821v(20)=0.025l(19)=0.08211319.362=108.320 m其中：nh3 ch4 ar h2 n2 液氨儲槽出口總物料= l(19)+

40、 v(20)=1319.362+108.320=1427.682m3液氨儲槽進口液體：由物料平衡，人槽總物料=出槽總物料：l(21)=l(19)+v(20)=1427.682m3入口液體各組分含量計算：l(21i)= l(19i) + v(20i)其中：nh3 =1317.647+64.624=1382.271mch4 =1.124+15.649=16.773 m ar =0.0395+1.656=1.696 mh2 =0.441+20.720=21.161m n2 =0.119+5.695=5.820m入口液體中組分含量核算：由 m(0i)=l(21i)l(21)入口液體中氨含量：=1382

41、.2711427.682100%=96.819%入口液體中甲烷含量：= 16.7731427.682100%=1.175%入口液體中氬含量：= 1.6921427.682100%=0.119%入口液體中氫氣含量：= 21.2091427.682100%=1.485%入口液體中氮氣含量：=5.8071427.682100%=0.407%入口液體中組分含量：滿足設計要求。3.3.8 合成系統(tǒng)物料計算圖3.3 合成系統(tǒng)物料簡圖將整個合成看著一個系統(tǒng)，進入該系統(tǒng)的物料有新鮮補充氣補v補，離開該系統(tǒng)的物料有放空氣v放，液氨貯槽弛放氣v弛，產品液氨l氨，由前計算數據如表7.5表3.13 前計算數據名稱nh

42、3ch4arh2n2氣量補充氣0.0110.00320.74450.2412v補放空氣0.093760.141400.042750.541480.18061v放弛放氣0.59660.144470.015260.19120.05258108.320液氨0.99870.0008520.000030.0003340.000091319.362入塔氣0.0250.116430.033570.618740.20625v入出塔氣0.1650.132330.038160.498380.16612v出根據物料平衡和元素組分平衡求v補，v放，v入，v出：循環(huán)回路中氫平衡： （3-1）循環(huán)回路中氮平衡：v補=v放

43、v弛+0.5v放+0.5v弛+0.5lnh3 （3-2）循環(huán)回路中惰性氣體平衡： v補(+)=v放(+)+v弛(+)v補(0.0110+0.0033)=v放(0.14140+0.04275)+108.320(0.14447+0.01529)0.143v補=0.18415 v放+17.327v補=12.878v放+12.327 （3-3）循環(huán)回路中氨平衡：v出v入=v放+v弛+0.165v出0.025v入=0.09376v放 + 108.3320 0.5966+1317.647 （3-4）循環(huán)回路總物料平衡： v入=v出 +v補 v放 v弛lnh3=v出 +v補v放10.3201317.647

44、（3-5）聯(lián)立（3-1）到（3-5）各式解得：v放=135.479m；v補=2956.387m；v出=10212.836m；v入=11607.770m33.3.9 合成塔物料計算入塔物料：v5=11607.770m3 其中：nh3 =11607.770 2.5%=290.194m3 ch4 =11607.77011.643%=1351.493m3 ar =11607.7703.357%=389.673m3 h2 =11607.77061.874%=7182.692m3 n2 =11607.77020.625%=2394.103m3合成塔一出，二進物料，熱交換器，冷氣進出物料等于合成塔入塔物料

45、即：v5=v6=v7=11607.770 m3 出塔物料：v8=10212.836m3nh3 =10212.83616.5%=1685.118m3 ch4 =10212.83613.223%=1350.443m3ar =10212.8363.816%=389.722m3 h2 =10212.83649.838%=5089.873m3n2 =10212.83616.612%=1696.563m3合成塔生成氨含量：=1685.118290.194=1394.924 m3廢熱鍋爐進出口物料，熱交換器進出口物料等于合成塔出塔的物料。即v8=v9=v10=10212.836 m33.3.10 水冷器物料

46、計算進器物料：水冷器進氣物料等于熱交換器出口物料，即v10入=10212.836m3出器物料：在水冷器中部分氨氣被冷凝；由氨分離器氣液平衡計算得氣液比 (vl)=11.110,有如下方程： =11.110 （3-6） v11出+l11出=l10入=10212.836 （3-7）將v11出=11.110l11出帶入（3-7）得： l11出=843.687m3 v11出=9369.149m3出口氣體組分由v11i=v11出y11i得:其中：nh3 =9369.1499.376%=878.451m3 ch4 =9369.14914.269%=1336.884m3ar =9369.1494.145%=

47、388.351m3 h2 =9369.14954.148%=5073.307m3n2 =9369.14918.061%=1692.062m3出口液體各組分由l11i=v8iv11i其中：nh3 =1685.118878.451=806.667m3 ch4 =1350.4431336.884=13.559m3ar =389.722388.351=1.371m3 h2 =5089.8735073.307=16.566m3n2 =1696.5631692.062=4.501m33.3.11氨分離器物料計算進器物料：氨分離器進器總物料等于水冷器出口氣液混合物總物料即v11=v11出+l11出=9369

48、.149+843.687=10212.836 m3出器物料：氣液混合物在器內進行分離，分別得到氣體和液體出器氣體v12v11出9369.149m3出器液體 l15l11出843.687m3氨分離器出口氣體放空v13=135.479m3其中：nh3 =135.4799.376%=12.703m3 ch4 =135.47914.269%=19.331m3ar =135.4794.145%=5.616m3 h2 =135.47954.148%=73.359m3n2 =135.47918.061%=24.469m33.3.12 冷交換器物料計算進器物料：進器物料等于氨分離器出口氣體物料減去放空氣量v1

49、4=v12v13=9369.149135.479=9233.670 m3其中：nh3 =9233.6709.376%=865.749m3 ch4 =9233.67014.269%=1317.552m3ar =9233.6704.145%=382.736m3 h2 =9233.67054.148%=4999.849m3n2 =9233.67018.061%=1667.693m3出器物料（熱氣）：設熱氣出口溫度t=17查 t=17(由熱量計算核定），p=28.42mpa氣相平衡氨含量=5.9%，計算熱氣出口冷凝液氨時，忽略溶解在液氨中的氣體。取過飽和度10%故=1.15.9%=6.49%設熱氣出口

50、氨體積為a，則：計算得a=580.769 865.749580.769=284.980m3冷交換器熱氣出口氣量及組分：其中：nh3 =580.769m3 ch4 =1317.552m3ar =382.736m3 h2 =4999.849m3n2 =1667.693m3出口總氣量 =9233.670284.980=8948.690 m3出口氣體各組分：nh3 =580.7698948.690100%=6.490% ch4 =1317.5228948.690100%=14.723%ar =382.7368948.690100%=4.277%h2 =4999.8498948.690100%=55.8

51、72%n2 =1667.6938948.690100%=18.636%3.3.13 氨冷器的物料計算進器物料：氨冷器進器物料等于冷交換器出器物料加上補充新鮮氣物料v1=2956.387m3其中：ch4 =2956.3870.0111=32.816m3 ar =2956.3870.0032=9.460m3h2 =2956.3870.7475=2201.030m3 n2 =2956.3870.2412=712.785m3v18（進器氣體物料）=v1+v17=2956.387+8948.691=11905.078m3進器氣體組分含量v18i=v1i+v17i其中：nh3 580.769m3 ch4 = 32.816+1317.552=1350.368m3ar =9.460+382.736=392.196m3 h2 = 2201.030+4999.849=7200.879m3n2 = 712.785+1667.693=2380.478m3各組分百分含量： nh3 =580.76911905.078100%=4.878%ch4 =1350.36811905.07