30万合成氨合成工段物料衡算.doc

化工设计作业年产 30 万吨合成氨合成工段物料衡算目录1 总论11.1设计任务的依据21.2 产品方案22 技术分析22.1合成氨反应的特点22.2合成氨反应的动力学22.2.1反应机理32.3氨合成工艺的选择32.4系统循环结构42.5分离工艺43 生产流程简述54 工艺计算64.1 原始条件64.2 物料衡算74.2.1 合成塔物料衡算74.2.2氨分离器气液平衡计算84.2.3冷交换器气液平衡计算94.2.4液氨贮槽气液平衡计算94.2.5液氨贮槽物料计算104.2.6合成系统物料计算134.2.7合成塔物料计算144.2.8水冷器物料计算144.2.9氨分离器物料计算154.2.10冷交换器物料计算164.2.11氨冷器物料计算174.2.12 冷交换器物料计算184.2.13 物料衡算结果汇总19参考文献2122年产30万吨合成氨合成工段设计物料衡算部分1 总论氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位; 同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10 %的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70 %的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30 %的比例,称之为“工业氨”。世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析, 未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变, 其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期, 改善经济性”的基本目标, 进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发1。1.1设计任务的依据设计任务书是项目设计的目的和依据：产量：300 kt/a 液氨放空气（惰性气ar +ch4 ）：17% 原料：新鲜补充气n2 24.2%，h2 75.1 %，ch4 0.7% 合成塔进出口氨含量：2.5%，13.2% 合成塔入口惰性气含量:（惰性气ar +ch4 ）17% 年工作日 330 d计算基准 生产300000t氨1.2 产品方案产品的名称：氨(nh3)；产品的质量规格：氨含量99.9%（wt%）；产品的规模：30 kt/a 液氨；产品的包装方式：氨为高压低温液体，合成后直接送到下一工段作为原料继续生产，多余部分设立氨储槽储存起来。2 技术分析2.1合成氨反应的特点 0.5n21.5h2=nh3 h=-46.22 kjmol-1(1)是可逆反应。即在氢气和氮气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气。 (2)是放热反应。在生成氨的同时放出热量，反应热与温度、压力有关。(3)是体积缩小的反应。 (4)反应需要有催化剂才能较快的进行。2.2合成氨反应的动力学 动力学过程 氨合成为气固相催化反应，它的宏观动力学过程包括以下几个步骤: a混合气体向催化剂表面扩散(外,内扩散过程)； b氢,氮气在催化剂表面被吸附，吸附的氮和氢发生反应，生成的氨从催化剂表面解吸(表面反应过程)； c. 氨从催化剂表面向气体主流体扩散(内,外扩散过程)。对整个气固相催化反应过程，是表面反应控制还是扩散控制，取决于实际操作条件。低温时可能是动力学控制，高温时可能是内扩散控制；大颗粒的催化剂内扩散路径长，小颗粒的路径短，所以在同样温度下大颗粒可能是内扩散控制，小颗粒可能是化学动力学控制。2.2.1反应机理氮、氢气在催化剂表面反应过程的机理，可表示为：n2(g)+cate 2n(cate) h2(g)+cate 2h(cate) n(cate) + h(cate) nh(cate)nh(cate) + h(cate) nh2(cate)nh2(cate) + h(cate) nh3(cate)nh3(cate)nh3(g) + (cate)实验结果证明,n2活性吸附是最慢的一步，即为表面反应过程的控制步骤。 2.3氨合成工艺的选择考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收降低能耗。氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利, 但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，在1530pa的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。 一般中小氮肥厂多为32mpa , 大型厂压力较低,为1020mpa。由于近来低温氨催化剂的出现, 可使合成压力降低。合成反应热回收是必需的, 是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率,多产蒸汽外, 应考虑提高回收热的位能, 即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高, 当然投资要多, 根据整体流程统一考虑。本次设计选用中压法（压力为32mpa）合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。2.4系统循环结构氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢氮气，除为降低惰性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循环机进出口压差约为2030大气压，它表示了整个循环系统阻力降的大小。2.5分离工艺进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口气体氨含量一般为1020%，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种，一是水吸法，二是冷凝法，将合成气体降温，使其中的氨气冷凝成液氨，然后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氨贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来，通常成为“贮罐气”。3 生产流程简述气体从冷交换器出口分二路、一路作为近路、一路进入合成塔一次入口，气体沿内件与外筒环隙向下冷却塔壁后从一次出口出塔，出塔后与合成塔近路的冷气体混合，进入气气换热器冷气入口，通过管间并与壳内热气体换热。升温后从冷气出口出来分五路进入合成塔、其中三路作为冷激线分别调节合成塔。二、三、四层(触媒)温度，一路作为塔底副线调节一层温度，另一路为二入主线气体，通过下部换热器管间与反应后的热气体换热、预热后沿中心管进入触媒层顶端，经过四层触媒的反应后进入下部换热器管内，从二次出口出塔、出塔后进入废热锅炉进口，在废热锅炉中副产25mpa 蒸气送去管网，从废热锅炉出来后分成二股，一股进入气气换热器管内与管间的冷气体换热，另一股气体进入锅炉给水预热器在管内与管间的脱盐，脱氧水换热，换热后与气气换热器出口气体会合，一起进入水冷器。在水冷器内管被管外的循环水冷却后出水冷器，进入氨分离器，部分液氨被分离出来，气体出氨分离器，进入透平循环机入口，经加压后进入循环气滤油器出来后进入冷交换器热气进口。在冷交换器管内被管间的冷气体换热，冷却后出冷交换器与压缩送来经过新鲜气滤油器的新鲜气氢气、氮气会合进入氨冷器，被液氨蒸发冷凝到-5-10，被冷凝的气体再次进入冷交，在冷交下部气液分离，液氨送往氨库气体与热气体换热后再次出塔，进入合成塔再次循环2。合成塔水冷器热交换器废热锅炉放空油分离器循环机冷交换器氨分离器新鲜气弛放液氨储槽氨冷器 图3-1 工艺流程图4 工艺计算4.1 原始条件（1）年产量300kt，年生产时间扣除检修时间后按330天计，则产量为：300000/(330*24)=37.88t/h（2）新鲜补充气组成表4-1 新鲜补充气组成组分h2n2ch4总计含量（%）75.124.20.7100体积（m3/30万吨）650939688.9209756863.86067347.3866763900kmol/30万吨29059807.59364145.7270863.7324467300.3（3）合成塔入口中氨含量：nh3入=2.5%（4）合成塔出口中氨含量：nh3出=13.2%（5）合成塔入口惰性气体含量：ch4 +ar=17%（6）合成塔操作压力：32mpa（7）精练气温度：351.2.3.4.5.精炼气 6.7.8.9.10.11.12.14.17.18.合成气；13放空气 20弛放气 15.16.19.21液氨图4-1 计算物料点流程4.2 物料衡算4.2.1 合成塔物料衡算 （1）合成塔入口气组分： 入塔氨含量: y5nh3=2.5; 入塔甲烷含量：y5ch4=17.00； 入塔氢含量： y5h2=100-（2.5+17）3/4100=60.375； 入塔氮含量： y5n2=100-（2.5+17）1/4100=20.125表4-2 入塔气组分含量（）nh3ch4h2n2小计2.51760.37520.125100 （2）合成塔出口气组分： 以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分， 出塔氨含量： y8nh3=13.2 由下式计算塔内生成氨含量：mnh3=m5(y8nh3-y5nh3)/(1+y8nh3)=1000(0.132- 0.025)/(1+0.132)=94.523kmol 出塔气量: m8=(mnh3+1000y5nh3)/y8nh3=(94.523+10000.025)/0.132=905.477kmol 出塔甲烷含量：y8ch4=(m5/m8)y5ch4=(1000/905.477)17=18.775 出塔氢含量： y8h2=3/4(1-y8nh3-y8ch4)100=3/4(1-0.132-0.18775)100=51.019 出塔氮含量： y8n2=1/4(1-0.132-0.18775)100=17.006表4-3 出塔气体组分含量（）nh3ch4h2n2小计13.218.77551.01917.006100 （3）合成率： 合成率=2mnh3/m5(1-y5nh3-y5ch4)100=294.523/1000(1-0.025-0.17)100=23.4844.2.2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）,分离气象组分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。表4-4 已知氨分离器入口混合物组分m(i)nh3ch4h2n2小计0.1320.187750.510190.170061.00000查t=35，p=29.1mpa时各组分平衡常数：表4-5 各组分平衡常数knh3kch4kh2kn20.0988.227.5034.50 设（v/l）=21.16时，带入l(i)=m(i)/1+(v/l)k(i)=l(i): lnh3=mnh3/1+(v/l)knh3=0.132/(1+21.160.098)=0.042945 kmol lch4= mch4/1+(v/l)kch4=0.18775/(1+21.168.2)=0.001076 kmol lh2=mh2/1+(v/l)kh2=0.51019/(1+21.1627.50)=0.000875 kmol lh2=mn2/1+(v/l)kn2=0.17006/(1+21.1634.50)=0.000233 kmol l总= lnh3+ lch4 + lh2+ ln2=0.042945+0.001076+0.000875+0.000233=0.045129 kmol 分离气体量：v=1-l=1-0.045129=0.954871 kmol 计算气液比：（v/l）=0.954871/0.045129=21.1587 误差（v/l）-（v/l）/（v/l）=（21.16-21.1587）/21.16100=0. 006，结果合理。 从而可计算出液体中各组分含量： 液体中氨含量： xnh3=lnh3/l=0.042945/0.045129100=95.161 液体中甲烷含量：xch4=lch4/l=0.001076/0.045129100=2.384 液体中氢含量: xh2=lh2/l=0.000875/0.045129100=1.939 液体中氮含量： xn2=lh2/l=0.000233/0.045129100=0.516表4-6 氨分离器出口液体含量（%）nh3ch4h2n2小计95.1612.3841.9390.516100.00 分离气体组分含量： 气体氨含量: ynh3=(mnh3-lnh3)/v=（0.132-0.042945）/0.954871=9.326% 气体甲烷含量：ych4=(mch4-lch4)/v=（0.18775-0.001076）/0.954871= 19.55% 气体氢含量： yh2=(mh2-lh2)/v=（0.51019-0.000875）/0.954871=53.339 气体氮含量： yn2=(mn2-ln2)/v=（0.17006-0.000233）/0.954871=17.785表4-7 氨分离器出口气体含量（）nh3ch4h2n2小计9.32619.5553.33917.785100.004.2.3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和操作条件下的分离温度可查出k（i），便可解出x（i）。查t=-15,p=28.3mpa的平衡常数：表4-8 各组分的平衡常数knh3kch4kh2kn20.0254277580 冷交换器出口液体组分含量： 出口液体氨含量： xnh3=ynh3/knh3=9.326/0.0254=98.3157 出口液体甲烷含量： xch4=ych4/kch4=19.55/27=0.6289 出口液体氢含量: xh2=yh2/kh2=53.339/75=0.8041 出口液体氮含量: xn2=yn2/kn2=17.785/80=0.2513表4-9 冷交换器出口液体组分含量（）nh3ch4h2n2小计98.31570.62890.80410.2513100.004.2.4液氨贮槽气液平衡计算 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贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气。两种液体百分比估算值，即水冷后分离液氨占总量的百分数。 g=（1+y5nh3）(y8nh3-ynh3.分)/( y8nh3- y5nh3)(1- ynh3.分) =(1+0.025）（0.132-0.09326）/ （0.132-0.025）（1-0.09326） =40.928水冷后分离液氨占总量的40.928冷交，氨冷后分离液氨占总量的59.072。以液氨贮槽入口1kmol液体计算为准，即l0=1kmol，入口液体混合后组分含量： m0i=l15x15i+l16x16i= gl0x15i+(1- g)x16i=0.40928x15i+0.59072x16i混合后入口氨含量： m0nh3=0.409280.95161+0.590720.983157=0.97025混合后入口甲烷含量: m0ch4=0.409280.02384+0.590720.006289=0.013472混合后入口氢含量： m0h2=0.409280.01939+0.590720.00804=0.012685混合后入口氮含量： m0n2=0.409280.00516+0.590720.00251=0.0035946表4-10 液氨贮槽入口液体含量（%）m0nh3m0ch4m0h2m0n2小计97.0251.34721.26850.35946100当t=17，p=1.568mpa时，计算得热平衡常数：表4-11 各组分的平衡常数knh3kch4kh2kn20.598170575620 根据气液平衡li=m0i/1+(v/l)ki,设(v/l)=0.076,代入上式得: 出口液体氨含量： lnh3=m0nh3/(1+(v/l)knh3 =0.97025/(1+0.0910.598)=0.92807 kmol 出口液体甲烷含量：lch4=m0ch4/ 1+(v/l)kch4 =0.013472/(1+0.091170)=0.000968 kmol 出口液体氢气含量：lh2=m0h2/ 1+(v/l)kh2=0.012685/(1+0.091575)=0.000284 kmol 出口液体氮气含量：ln2=m0n2/ 1+(v/l)kn2 =0.0035946/(1+0.091620)=0.000075 kmol l(总)=0.92807+0.000968+0.000284+0.000075=0.929397 kmol；v=1-0.929397=0.070603 kmol,(v/l)=v/l=0.075966误差 =(0.075966-0.076)/0.076100=-0.045%，参数设定符合，则 出口液体各组分含量如下： 出口液体氨含量： xnh3=lnh3/l=0.92807/0.929397100=99.857 出口液体甲烷含量： xch4=lch4/l=0.000968/0.929397100=0.104 出口液体氢气含量： xh2=lh2/l=0.000284/0.929397100=0.0305 出口液体氮气含量： xn2=ln2/l=0.000075/0.929397100=0.00807表4-12 液氨贮槽出口液氨组分（）nh3ch4h2n2小计99.8570.1040.03050.008071.0000 出口弛放气各组分含量： 弛放气氨含量： ynh3=(m0nh3-lnh3)/v=(0.97025-0.92807)/ 0.070603100=59.743 弛放气甲烷含量：ych4=(m0ch4-lch4)/v=(0.013472-0.000968)/ 0.070603100=17.710 弛放气氢含量： yh2=(m0h2-lh2)/v=(0.012685-0.000284)/ 0.070603100=17.564弛放气氮气含量： yn2=(m0n2-ln2)/v=(0.0035946-0.000075)/ 0.070603100=4.985表4-13 出口弛放气组分含量（）nh3ch4h2n2小计59.74317.71017.5644.985100以液氨贮槽出口300000吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量 l19=30000000022.4/(0.9985717)=395860197.7m=17672330.3kmol 其中 nh3 l19nh3=l19x19nh3= 395860197.799.857=395294117.6 m=17647058.8kmol ch4 l19ch4=l19ch4x19ch4=395860197.70.104= 411694.6m=18379.2kmolh2 l19h2=l19x19h2= 395860197.70.0305=120737.4 m=5390.1kmoln2 l19n2=l19x19n2= 395860197.70.00807=31945.9m=1426.2kmol 液氨贮槽出口弛放气（v/l）=0.076 v20=0.076l19=0.076395860197.7=30085375.0m=1343097.1kmol 其中nh3 v20nh3=v20y20nh3= 30085375.00.59743=17973905.6m=802406.5kmol ch4 v20ch4=v20y20ch4=30085375.00.17710=5328119.9m=237862.5kmol h2 v20h2=v20y20h2=30085375.00.17564=5284195.3 m=235901.6kmol n2 v20n2=v2y20n2=30085375.00.04985=1499755.9 m=66953.4kmol 液氨贮槽出口总物料=l19+ v20=395860197.7+30085375.0=425945572.7 m液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料l21=l19+v20=425945572.7m=19015427.4kmol入口液体各组分含量计算:l21i= l19i + v20i其中nh3 l21nh3=395294117.6+17973905.6=413268023.2 m=18449465.3kmol ch4 l21ch4=411694.6+5328119.9=5739814.5 m=256241.7kmol h2 l21h2=120737.4 +5284195.3= 5404932.7m=241291.6kmol n2 l21n2=31945.9+1499755.9=1531701.8m=68379.5kmol入口液体中组分含量核算,由 m0i=l21(i)/l21: 入口液体中氨含量 m0(nh3）=413268023.2/425945572.7100=97.024 入口液体中甲烷含量 m0(ch4)= 5328119.9/425945572.7100=1.2509 入口液体中氢气含量 m0(h2)= 5284195.3 /425945572.7100=1.2406% 入口液体中氮气含量 m0(n2)= 1499755.9 /425945572.7100=0.3521% 入口液体中组分含量 m0（i) m0（i)4.2.6合成系统物料计算将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补v补，离开该系统的物料有放空气v放，液氨贮槽弛放气v弛，产品液氨l氨 。 由前计算数据如下表： 图4-2 系统示意图表4-14 各组分的含量名称nh3ch4h2n2气量补充气-0.0070.7510.242866763900放空气0.093260.19550.533390.17785v放弛放气0.597430.177100.175640.0498530085375.0液氨0.998570.001040.0003050.0000807395860197.7入塔气0.0250.170.603750.20125v入出塔气0.1320.187750.510190.17006v出 根据物料平衡和元素组分平衡求v补,v放,v入,v出： 循环回路中总物料体平衡: v入=v出 + v补 - v放 - v弛- lnh3 = v出+866763900- v放-30085375.0-395860197.7= v出-v放+440818327.3 由于氨合成时体积减小v出= v入-（0.09326v放+0.59743v弛+ lnh3） = v入-（0.09326v放+0.5974330085375.0+395860197.7） 以v出代人中 v放=36989571.5 m3循环回路中氨平衡:v出ynh3-v入ynh3入=v放y放+v弛y nh3弛+lnh3 0.132v出-0.025v入=0.0932636989571.5+ 0.5974330085375.0+395860197.7=417283750.7 联立式解得：v出=3805495624 m; v入=4209324380m34.2.7合成塔物料计算 入塔物料：v5=4209324380m3=187916267.0kmol nh3 v5nh3=42093243802.5=105233109.5m3=4697906.7kmolch4 v5ch4=420932438017=715585144.6m3=31945765.4kmolh2 v5h2=420932438060.375=2541379594m3=113454446.2kmoln2 v5n2=420932438020.125=847126531.5m3=37818148.7kmol 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=4209324380m3=187916267.0kmol 出塔物料 v8=3805495624m3=169888197.5kmol nh3 v8nh3=380549562413.2=502325422.4m3=22425242.0kmolch4 v8ch4=380549562418.77=714291528.6m3=31888014.7kmolh2 v8h2=380549562451.0188=1941518201m3=86674919.7kmoln2 v8n2=380549562417.0062=647170196.8m3=28891526.6kmol 合成塔生成氨含量：vnh3=v8nh3-v5nh3=502325422.4-105233109.5=397092312.9m3=301364701.8kg 沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。 即v8=v9=v10=3805495624m34.2.8水冷器物料计算 进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即 v10入=3805495624m3 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)=21.16,有如下方程:v11出/l11出=(v/l)=21.16 v11出+l11出=l10入=3805495624 将 v11出=21.16l11出带入得: l11出=171728141.9m3= 7666434.9kmol , v11出=3633767482m3=162221762.6kmol 出口气体组分由v11i=v11出y11i得: 其中， nh3 v11nh3=36337674820.093264=338899690.5m3=15129450.5kmolch4 v11ch4=12533.7910.195497=710390641.4m3=31713867.9kmolh2 v11h2=12533.7910.53384 =1939850433m3=86600465.7kmoln2 v11n2=12533.7910.17785=646265546.7m3=28851140.5kmol 出口液体各组分由l11i=v8i-v11i 其中， nh3 l11nh3=502325422.4-338899690.5=163425731.9m3=7295791.6kmolch4 l11ch4=714291528.6-710390641.4=3900887.2m3=174146.75 kmolh2 l11h2=1941518201-1939850433=1667768m3=74453.9kmoln2 l11n2=647170196.8-646265546.7=904650.1m3=40386.2kmol4.2.9氨分离器物料计算 进器物料：氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料 即v11=v11出+l11出=3805495624m3 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v12v11出3633767482m3，出器液体l15l11出171728141.9m3=7666434.9kmol 其中 nh3 l15nh3= 171728141.90.95161 =163418217.1m3=7295456.1kmolch4 l15ch4=171728141.9 0.02384 =4093998.9m3=182767.8kmolh2 l15h2= 171728141.9 0.01940=3331526.0m3= 148728.8kmoln2 l15n2=171728141.9 0.00515=884399.9m3=39482.1kmol氨分离器出口气体放空v13=36989571.5m3=1651320.2kmol 其中， nh3 v13nh3=36989571.59.3264% =3449795.4m3=154008.7kmolch4 v13ch4=36989571.519.5497% =7231350.3m3=322828.1kmolh2 v13h2=36989571.553.384% =19746512.9m3=881540.8kmoln2 v13n2=36989571.517.785% =6578595.3m3=293687.3kmol4.2.10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=3633767482-36989571.5 =3596777910.5m3=160570442.4kmol其中， nh3 v14nh3=3596777910.59.326% =335449895m3=14975441.7kmolch4 v14ch4=3596777910.519.5497% =703159291.2m3=31391039.8kmolh2 v14h2=3596777910.553.384% =1920103920m3=85718925.0kmoln2 v14n2=3596777910.517.785% =639686951.4m3=28557453.2kmol 出器物料（热气）：设热气出口温度17 查 t=17,p=28.42mpa气相平衡氨含量y nh3=5.9，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10 故 v17nh3=1.15.9=6.49设热气出口氨体积为a，则： a/(3596777910.5-335449895+a)=0.0649 a=226350324.2m3l17nh3=v14nh3-a=335449895-226350324.2=109099570.8m3=4870516.6kmol冷交换器热气出口气量及组分：其中 nh3 v17nh3=v14nh3-l17nh3=335449895-109099570.8=226350324.2m3=10104925.2 kmolch4 v17ch4= v14ch4 =703159291.2m3h2 v17h2= v14h2 =1920103920m3n2 v17n2= v14n2=639686951.4m3出口总气量 v17=v14-l17nh3=3596777910.5-109099570.8=3487678339.7m3=155699925.9 kmol出口气体各组分：nh3 v17nh3v17=226350324.23487678339.7100=6.490ch4 v17ch4v17=703159291.23487678339.7100=20.161h2 v17h2v17=19201039203487678339.7100=55.054n2 v17n2v17=639686951.43487678339.7100=18.3414.2.11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=866763900m3 其中， ch4 v1ch4=866763900 0.007 =6067347.3m3=270863.7kmolh2 v1h2=8667639000.751= 650939688.9m3=29059807.5kmoln2 v1n2=866763900 0.242 =209756863.8m3=9364145.7kmolv18（进器气体物料）=v1+v17=866763900+3487678339.7=4354442239.7m3=194394742.8kmol 进器气体组分含量v18i=v1i+v17i nh3 v18nh3= v17nh3=226350324.2m3=10104925.2kmolch4 v18ch4=6067347.3+703159291.2=709226638.5m3=31661903.5kmolh2 v18h2=650939688.9+1920103920=2571043608.9m3=114778732.5kmoln2 v18n2=639686951.4+209756863.8=849443815.2m3=37921598.9kmol 各组分百分含量y18i=v18i/v18nh3 y18nh3=226350324.2/4354442239.7100=5.1981ch4 y18ch4=709226638.5/4354442239.7100=16.2874h2 y18h2=2571043608.9/4354442239.7100=59.04423n2 y18n2=849443815.2/4354442239.7100=19.5075 进器液体等于冷交换器冷凝液氨量l18=l18nh3=l17nh3=109099570.8m3=4870516.6kmol 进器总物料v18+l18=4354442239.7+109099570.8=4463541810.50 m3 出器物料：已知出器气体中氨含量为 2.500，设出器气体中氨含量为b m3b/(4354442239.7-226350324.2)=2.500 解得 b=103202298m3 则氨冷器中冷凝液氨量：l18nh3=v18nh3-b=226350324.2-103202298 =123148026.2m3=3078700.7kmol 氨冷器出口总液氨量:l2nh3=l18nh3+l18nh3=109099570.8+123148026.2=232247597.0m3=10368196.3 kmol 氨冷器出口气量:v2=v18-b=4354442239.7 -103202298=4251239941.7m3=189787497.4kmol 其中， nh3 v2nh3=103202298m3=4607245.5kmol ch4 v2ch4= v18ch4=650939688.9m3=29059807.5kmol h2 v2h2= v18h2=2571043608.9m3=114778732.5kmoln2 v2n2= v18n2=849443815.2m3=37921598.9kmol 各组分百分含量 y2i=v2i/v2nh3 y2nh3=103202298/4251239941.7100=2.428%ch4 y2ch4=650939688.9/4251239941.7100=15.312%h2 y2h2=8824.518/4251239941.7100=60.478%n2 y2n2=849443815.2/4251239941.7100=19.981% 出器总物料=v2+l2nh3=4251239941.7+232247597.0=8734727480.4m34.2.12 冷交换器物料计算 进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料，其中 气体入口v2=4251239941.7m3；液体入口 l2nh3=349498350.4m3 由气液平衡计算得，以1kmol进口物料为计算基准：即 f=1 l+v=f lxnh3+vynh3=fmnh3图4-3 冷交换器物料示意图 将ynh3=0.025，xnh3=0.983代入上式： v=（xnh3- mnh3）/（xnh3- ynh3）= 1.026- mnh3/0.958 式中mnh3可由物料平衡和氨平衡计算mnh3=v2nh3/v2 v2=v1+v17 v17=v8-v13-l15 v2nh3=v2nh3+l17nh3+l18nh3 式中v2 冷交换器入口总物料；v17冷交换器热气出口总物料 v2nh3 冷交换器入口总氨物料 将 v8=4354442239.7m3，v13=36989571.5m3，l15=171728141.9m3代入上式解得：v17=4354442239.7-36989571.5-171728141.9=4145724526m3 v2=866763900 +4145724526= 5012488426 m3；v2nh3=103202298+226350324.2+123148026.2=452700648.4m3=20209850.4kmol mnh3= v2nh3/ v2=452700648.4/5012488426 =0.0903 代入得：v=1.026-0.0903/0.958=0.929；l=1-v=0.071；（l/v）=0.071/0.929=0.0765 由（l/v）可求出冷交换器冷凝液体量（l16/v3）=（l/v）=0.0765 冷凝液体量 l16=0.0765v3=0.0765x4209324380=322013315.1m3其中 nh3 l16nh3=322013315.1 0.983157 =316589644.8 m3=14133466.3kmol ch4 l16ch4=322013315.1 0.006289 =2025141.7 m3=90408.1kmol h2 l16h2=322013315.1 0.008041= 2589309.1 m3=115594.2kmol n2 l16n2= 322013315.1 0.002513 =809219.5 m3=36125.9 kmol出器物料：