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四川理工学院毕业设计 9 9 万吨万吨/ /年合成氨合成工段工艺设计年合成氨合成工段工艺设计 学生：李 生 财 学号：07031010210 专业：化学工程与工艺 班级： 07 级 2 班 指导教师：毛 润 琦 四川理工学院材料与化学工程学院 2011 年 06 月 四川理工学院毕业设计摘要 摘要 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。氨主 要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础。氨的合成主要有脱硫、转化、净化、合 成几个工段。合成氨合成工段的设计，原料采用氮气和氢气，以合成塔为主要 设备，在氨冷器、水冷器、气气交换器、循环机、分离器、冷凝塔等辅助设 备的作用下制得液氨，工艺条件为： A201 为催化剂， 480，31Mpa。本设 计进行了物料衡算，热量衡算，设备选型计算。 关键词：合成工艺参数衡算设备计算 - 四川理工学院毕业设计摘要 ABSTR Ammonia is one of the most important basic chemical products in the world， Its output of various kinds of chemicals rank first in the world. Ammonia mainly used in agriculture and synthetic ammonia is the basis of nitrogen fertilizer industry. Ammonia synthesis is mainly from the four sections of desulphurization, conversion, decontamination, and synthesis. With using nitrogen and hydrogen as materials and synthesis converter as main equipment, under the action of the auxiliary equipments of ammonia air conditioning, water-cooling device, gas to gas exchanger, circulator, separator, and condenser and so on, in the end, the design of the ammonia synthesis section makes ammoniacalliquor, The process conditions are determined as following:A201 as catalyst, 480，31Mpa .The design is be designed to material balance, heat balance and calculation of Devices type. KEY WORDS: synthesisprocess parameterbalancecalculation of Devices - 四川理工学院毕业设计目录 目录 第一部分 绪论2 1.11.1 氨的性质及其在化工生产中的地位氨的性质及其在化工生产中的地位.1 1.21.2 合成氨的发展历程合成氨的发展历程1 1.31.3 技术规格技术规格.错误！未定义书签。错误！未定义书签。 1.3.1 原材料技术规格2 1.3.2 产品技术规格2 1.3.3 危险性物料主要物性表3 1.1.4 4 合成原理合成原理3 1.1.5 5 工艺条件工艺条件4 1.1.6 6 工艺流程工艺流程4 1.6.1 工艺流程图4 1.6.2 流程简述5 1.6.3 工艺特点5 第二部分工艺设计计算7 2.12.1 计算依据计算依据7 2.2.2 2 物料衡算物料衡算.错误！未定义书签。错误！未定义书签。 2.2.1 合成塔进入塔气气量计算. 7 2.2.2 氨分离器气液平衡计算8 2.2.3 冷交换器气液平衡计算. 10 2.2.4 液氨储槽气液平衡计算. 11 2.2.5 液氨贮槽物料计算13 2.2.6 合成系统物料计算14 2.2.7 合成塔内物料计算16 2.2.8 水冷器物料计算16 2.2.9 氨分离器物料计算17 2.2.10 冷交换器物料计算17 2.2.11 氨冷器物料计算18 2.2.12 冷分离器物料计算20 2.2.13 液氨储槽物料计算21 2.2.14 物料衡算结果汇总23 2.2.3 3 热量衡算热量衡算26 2.3.1 冷交换器热量计算26 2.3.2 氨冷器热量计算20 2.3.3 循环机热量计算30 2.3.4 合成塔热量计算31 2.3.5 废热锅炉热量计算33 2.3.6 热交换器热量计算34 2.3.7 水冷器热量计算35 2.3.8 氨分离器热量计算36 - - 四川理工学院毕业设计目录 2.3.9 中置锅炉产生蒸汽量的计算. 37 2.3.10 合成系统温度计算示意图. 38 第三部分 设备设计及选型校核39 3.13.1 主要设备选型计算主要设备选型计算 39 3.1.1 废热锅炉设备工艺计算 39 3.2.1 冷交换器设备工艺设计及校核. 42 4.14.1 主要设备选型汇总表主要设备选型汇总表 55 设计综述. 56 参考文献. 57 - - 四川理工学院毕业设计绪论 第一部分 绪论 1.1 氨的性质及其在化工生产中的地位 合成氨的化学名称为氨，氮含量为 82.3%。氨是一种无色具有强烈刺激性、 催泪性和特殊臭气的无色气体，比空气轻，密度 1.429g/L，熔点77.7；沸 点33.4。标准状况下，1 米 3气氨重 0.771 公斤；1 米3液氨重 638.6 公斤。 极易溶于水，常温（20）常压下，一个体积的水能溶解 700 个体积的氨；标 准状况下， 一个体积水能溶解 1300 个体积的氨氨的水溶液称为氨水， 呈强碱性。 因此， 用水喷淋处理跑氨事故， 能收到较好的效果, 氨在常温常压下为具有特殊 性恶臭的无色有毒气体，比空气轻。氨在常温下稳定，但是在高温下可分解成 氢和氮。一般在一个大气压下 450-500时分解，如果有铁、镍等催化剂存在， 可在 300时分解。 氨与酸或酸酐可以直接作用，生成各种铵盐；氨与二氧化碳作用可生成氨 基甲铵，脱水成尿素；在铂催化剂存在的条件下，氨与氧作用生成一氧化氮， 一氧化氮继续氧化并与水作用，便能得到硝酸。氨在高温下(800以上)分解成 氮和氢； 氨具有易燃易爆和有毒的性质。氨的自燃点为 630，氨在氧中易燃烧， 燃烧时生成蓝色火焰。氨与空气或氧按一定比例混合后，遇明火能引起爆炸。 常温下氨在空气中的爆炸范围为 15.528，在氧气中为 13.582。液氨或 干燥的气氨，对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等 有腐蚀作用12。 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”10。 1.2 合成氨的发展历程 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 - 1 - 四川理工学院毕业设计绪论 发。 据英国FERTECON公司预测,未来4年世界合成氨产量将以3.5%/年增速继 续增长。而中国的氨主要用于生产氮肥和尿素，2001 年氮肥生产量比 2000 年 氮肥生产量成长 5.4%。2001 年尿素产量比 2000 年尿素生产量成长 3.1%。目前 中国大陆合成氨生产基本上已满足氮肥工业的需要，今后氮肥工业的发展重点 是调整产品结构，对合成氨的需求将缓慢成长。 中国现有合成氨生产企业 522 个，2008 年合成氨总产能约 5700 万吨，中 国的商品液氨很少，主要用于生产肥料，非肥料需求不到 10%，用于浓硝酸、 己内酰胺、丙烯腈等。 合成氨的发展，以原料构成的变化可分为以固体燃料为原料生产合成氨和 以气体燃料或液体燃料为原料生产合成氨两个阶段。20 世纪 50 年代以前，氨 合成塔的最大能力为日常 200t 氨，到 1963 年和 1966 年相继建成日产 544.31t 和 907.19t 的氨厂，实现了单系列合成氨装置的大型化，这是合成氨工业发展史 上第一次突破。大型化的优点是投资费用低，能量利用率高，占地少，劳动生 产率高14。 1.3 技术规格 1.3.1 原材料技术规格 表 1.1 原材料技术规格 序号名称 规格备注 成分百分含量（摩尔） 1精练气 氢气74.70 氮气24.31 氨气0 甲烷0.71 氩气0.28 1.3.2 产品技术规格 表 1.2 液氨产品技术规格 序 号 名称 规格 国家标准备注 等级组分含量 1液氨一级品 氨99.8 GB356-65 水和油0.2 2液氨二级品 氨99.5 GB356-65 水和油0.5 - 2 - 四川理工学院毕业设计绪论 表 1.3 氨水产品技术规格 序号名称 规格标准备注 等级组分含量 1 农业用 氨水 一级品氨20 部标 HGI-88-64 二级品氨18 三级品氨15 2 工业用 氨水 一级品 氨25 部标 HGI-88-64 残渣0.3 二级品 氨20 残渣0.3 三级品氨20 1.3.3 危险性物料主要物性表 表 1.4 危险性物料主要物性 序 号 名称 分子 量 熔点 （） 沸点 （） 闪点 （） 燃点 （） 空气中爆炸 极限（） 国家 标准 备注 上限下限 1氨气17.03-77.7-33.5651.2263027.415.7乙 2氢气2.016-259.8-252.8-40074.24.1甲 3甲烷16.043-184-161.5-19065015.05.0甲 1.4 合成原理 （1）合成反应方程式： 322 23NHHN 高温、高压、催化剂 反应的特点：可逆反应、正反应放热、正反应是气体体积减小的可逆反应。 反应趋近于平衡时的限度取决于化学平衡常数。化学平衡常数可用下式表示： 3 22 * NH *0.5*1.5 N p Kp= (p ) pH（） 在低压与高压状态下影响平衡常数的因素是不同的。在低压下，反应物系 可以看作理想气体，平衡常数仅与温度有关。高压下的平衡常数不仅与温度有 关，而且与气体组成及压力有关。 在工业生产中主要考虑经济效应与社会效应， 基本要求单位时间内产量高、 原料利用率高。需要将生成的氨及时分离出来，并不断向体系中补充原料以增 加反应物浓度，使平衡向合成氨的方向进行14。 - 3 - 四川理工学院毕业设计绪论 1.5 工艺条件 氨合成反应与其他可逆放热反应一样，氨合成反应存在着最佳温度 Tm，它 取决于反应气体的组成，压力以及所用催化剂的活性。 Tm 与平衡温度 Te 及正可逆反应的活化能 E1，E2的关系为 2 211 Te Tm= RTeE 1+ln E -EE 压力改变时，最佳温度亦相应变化，气体组成一定，压力越高，平衡温度 与最佳温度越高。 从化学平衡和化学反应速率的角度看，提高操作压力是有利的。生产上选 择操作压力的主要依据是能量消耗以及包括能量消耗，原料费用，设备投资在 内的所谓综合费用，也就是说主要取决于技术经济效果。能量消耗主要包括原 料气压缩功，循环气压缩功和氨分离的冷冻功。通常原料气和设备的费用对过 程的经济指标影响较大，在 1035Mpa 范围内，压力提高，综合费用下降，主 要原因是低压下操作设备投资与原料气消耗均增加。对于不同的流程来说，低 于 20Mpa 时，三级冷凝流程的综合费用较低；2028.5Mpa 时，二级冷凝流程 的综合费用也较低；更高压力时采用一级冷凝的流程综合费用最低。 总的说来，将压力从 10Mpa 提高到 35Mpa 时，综合费用可下降 40%左右， 继续提高压力效果不显著。 精制后的氢氮混合气是在高温，高压并有催化剂存在的条件下进行氨合成 反应的。根据合成反应器所采用的压力，温度及催化剂型号的不同，氨合成的 方法可以分为低压法，中压法和高压法三种。小型合成氨厂是采用低压法和中 压法二种。其合成压力分别为 1520MPa 和 32Mpa14。 1.6 工艺流程 1.6.1 氨合成工序流程图 合 成 塔 油 分 离 器 废 热 锅 炉 循 环 机 冷 交 换 器 热 交 换 器 氨 冷 器 液 氨 储 槽 氨 分 离 器 水 冷 器 1 2 3 4 5 精 炼 气6 7 8 9 1 0 1 1 1 2 1 4 1 7 1 8 合 成 气 1 3 放 空 气 2 0 驰 放 气1 5 1 6 1 9 2 0 液 氨 图 1 - 1 物 料 衡 算 流 程 图 - 4 - 四川理工学院毕业设计绪论 1.6.2 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5。 1.6.3 工艺特点 本工段生产液氨，生产能力为 9kt 吨液氨/年，与传统流程相比较，具有节 能低耗的特点，具体表现如下所述： （1）合成塔内件及催化剂的选择： 合成塔内件： 本次氨合成工艺选用 YD 型氨合成塔内件，YD 型氨合成内件事四层绝热冷 激式氨合成塔， 相比鸿化公司氨合成厂原使用的合成塔内件并流三套管型内件， 其装填催化剂的体积要多了将近 20%，在不改变原有条件下，催化剂的增加就 意味着生产能力的提高。另外，YD 型塔有多层绝热，全冷激式，对气体净化度 要求高，结构简单等特点。 催化剂的选择： 第一床层选用 A201 催化剂，因为该型号的催化剂含钴，其低温活性好，氨 净值高，但价格昂贵，因此只用在第一床层，其进口温度为 360oC，选用此型 号催化剂更能发挥作用。 以下各层都选用 A110 催化剂，其适用温度为 380-500oC，价格较低，活性 - 5 - 四川理工学院毕业设计绪论 也较好，适用于合成塔下面的床层。 （2） “二进二出”的合成流程及反应热回收的方式与利用： 本次设计选用的是“二进二出”的合成流程，选择塔内上下段双换热器和 外设中置锅炉的工艺路线。主线、副线及 1#、2#、3#冷激气一次进塔，反应完 成后进入塔内上段换热器管程，降温后第一次出塔进入中置锅炉回收热量，提 高了反应热的回收率并获得了高品位的热，降低了二次进塔气体的温度，有利 于减少下段换热器的热负荷， 延长设备的使用寿命， 而中置锅炉的副产品 1Mpa 的蒸汽可进入下一工段利用，节省了能源，降低了成本，减少了工艺负荷。 （3）水冷器、双氨分离器的设置： 本次设计采用双氨分离器，氨分离器接在冷交换器与氨储罐之间，氨分 离器放在冷交换器与氨冷器之间，这样的设计减少了单一氨分离器的生产负 荷，有利于有效的分离产品中的液氨，提高液氨的产品规格等级，直接提高了 经济效应，水冷后分离液氨再进行冷交，这样的设计减少了系统阻力，既提高 了液氨的分离效果又避免了气液两相流，充分解决了低压下，水冷后很少有氨 冷凝下来的矛盾5。 （4）氨冷器的选择设置： 本次设计选择的氨冷器与鸿化厂的氨冷凝塔氨蒸发器串联使用相比较，处 理能力上有一定的劣势，但是单从合成氨工艺比较，单氨冷器的使用较两设备 串联使用，在符合设计要求的基础上，不仅简化了工艺流程，并且在经济上显 得更加合理。 - 6 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 第二部分工艺计算 2.1 计算依据 （1）年产量 90kt，年生产时间扣除检修时间后按 320 天计，则产量为： 11.72t/h （2）精炼气组成 表 2-1 精炼气组成 组分H2N2CH4Ar总计 含量（V）74.7024.310.710.28100 （3）合成塔入口中氨含量：NH3入=3.0% （4）合成塔出口中氨含量：NH3出=15% （5）合成塔入口中惰性气体含量：CH4+Ar=14% （6）合成塔操作压力：31Mpa （7）精练气温度：35 （8）循环机进出口压差：1.45Mpa （9）计算基准：生产 1 吨液氨 设备及管道造成的压力，设备及管道的冷（热）量损失；冷交换器及氨冷 器溶解在液氨中的气量，以上各项在计算中忽略不计。 2.2 物料衡算 2.2.1 合成塔入塔气量计算 (1)合成塔入口气组分 根据原始数据计算： 入塔气中氨的含量 X5NH3=3.0 入塔气中甲烷的含量 X5CH4=14.000.71/（0.71+0.28）100=10.04 入塔气中氩的含量 X5Ar=14-10.04=3.96 入塔气中氢的含量 X5H2=100-（3.0+14） 3/4100=62.25 入塔气中氮的含量 X5N2=100-（3.0+14） 1/4100=21.75 - 7 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 表 2-2入塔气组成（V） NH3CH4ArH2N2小计 3.010.043.9662.2521.75100 （2）合成塔出口气组分 设 1000kmol 入塔气作为基准求出塔气组分 由下式计算合成塔内生成氨的含量 MNH3=M5(X8NH3-X5NH3)/(1+X8NH3) =1000(0.15- 0.03)/(1+0.15)=104.348kmol 出塔气量 M8=入塔气量生成氨含量=1000-104.348=895.652kmol 出塔气中氨的含量 X8NH3=15.00 出塔气中甲烷的含量 X8CH4=(M5/M8)X5CH4=(1000/895.65)10.04=11.210 出塔气中氨的含量 X8Ar=(M5/M8)X5Ar=1000/895.653.96=4.421 出塔气中氢的含量 X8H2=3/4(1-Y8NH3-Y8CH4-Y8Ar)100 =3/4(1-0.150-0.11210-0.04421)100=52.027 出塔气中氮的含量 X8N2=1/4(1-0.150-0.1121-0.04421)100=17.342 表 2-3出塔气体组成（V%） NH3CH4ArH2N2小计 15.011.214.42152.02717.342100 则得出合成率 合成率=2MNH3/M5(1-X5NH3-X5CH4-X5Ar)100 =2104.348/1000(1-0.03-0.14)100=25.144 2.2.2 氨分离器气液平衡计算 氨 分 离 器 操 作 条 件 35 29.4Mpa 图 2-1 F n(i) X(i) Y(i) F-进 口 企 业 混 合 物 n(i)-组 分 含 量 X(i)-分 离 气 相 组 分 Y(i)-分 离 液 相 组 分 设氨分离器进口气液混合物 F， - 8 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 进口物料组分 n(i)；分离气相组分 X(i)，气量 V；分离液相组分 Y(i)，液量 L， 其中进口物料组分 n(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 2-4已知氨分离器入口混合物组分 n(i)(V%) NH3CH4ArH2N2小计 0.1500.11210.044210.520270.173421.00000 t=35，P=29.4MPa 时查无机化工工艺学（1） P346349 各组分平衡常数 表 2-5各组分平衡常数 KNH3KCH4KArKH2KN2 0.0988.228.20027.50034.500 假设（V/L）=15 时，带入L(i)=n(i)/1+(V/L)K(i): LNH3=mNH3/1+(V/L)KNH3=0.15/(1+150.098)=0.06073Kmol LCH4=mCH4/1+(V/L)KCH4=0.1121/(1+158.2)=0.0009Kmol LAr=mAr/1+(V/L)KAr=0.04421/(1+1528.2)=0.00010 Kmol LH2=mH2/1+(V/L)KH2=0.52027/(1+1527.5)=0.00126Kmol LH2=mN2/1+(V/L)KN2=0.17342/(1+1534.5)=0.00039 Kmol 计算分离液体量 L=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LH2=0.06332 Kmol 计算分离气体量 V=1-L=1-0.07536=0.93668 Kmol 计算气液比 （V/L） =0.93668/0.06332=14.793 误差 （V/L）-（V/L） /（V/L）=（14.793-15）/15100=1.38，假 定正确 则分离液体组分含量 液体中氨的含量 YNH3=LNH3/L=0.06073/0.06332100=95.91 液体中氩的含量 YAr=LAr/L=0.0009/0.06332IOO=1.421 液体中甲烷的含量 YCH4=LCH4/L=0.0001/0.06332100=0.147 液体中氢的含量 YH2=LH2/L=0.00126/0.06332100=1.96 液体中氮的含量 YN2=LH2/L=0.00039/0.06332100=0.614 - 9 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 表 2-6 氨分离器出口液体含量(V%) NH3CH4ArH2N2小计 95.911.4210.1471.960.614100.00 分离气体组分含量 气体中氨的含量 XNH3=nNH3-LNH3/V=(0.15-0.06073)/0.93668=9.53 气体中甲烷的含量 XCH4=nCH4-LCH4/V=(0.1121-0.0009)/0.93668=11.87 气体中氩的含量 XAr=nAr-LAr/V=(0.04421-0.0001)/0.93668=4.71 气体中氢的含量 XH2=nH2-LH2/V=(0.52027-0.00126)/0.93668=55.41 气体中氮的含量 XN2=nN2-LN2/V=(0.17342-0.00033)/0.93668=18.48 表 2-7氨分离器出口气体含量(V%) NH3CH4ArH2N2小计 9.5311.874.7155.4118.48100.00 2.2.3 冷交换器气液平衡计算 根据气液平衡原理 Y(i)=X(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 X(i)和操作条件下的分离温度可查出 K(i)，可解出 Y(i)。 t=-10,p=28.3MPa 时查无机化工工艺学（1） P346349 的平衡常数得 表 2-8各组分的平衡常数 KNH3KCH4KArKH2KN2 0.0304827517580 冷交换器出口液体组分含量： 出口液体中氨的含量 YNH3=XNH3/KNH3=0.03/0.03048=98.448 出口液体中甲烷的含量 YCH4=XCH4/KCH4=0.1004/27=0.372 出口液体中氩的含量 YAr=XAr/KAr=0.0396/51=0.078 出口液体中氢的含量 YH2=XH2/KH2=0.6225/75=0.83 出口液体中氮的含量 - 10 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 YN2=XN2/KN2=0.2175/80=0.272 表 2-9冷交换器出口液体组分含量(V%) NH3CH4ArH2N2小计 98.4480.3720.0780.830.272100.00 2.2.4 液氨贮槽气液平衡计算 L 1 5 X 1 5 i L 1 6 X 1 6 i L N V Y ( i ) L X ( i ) 图 2 - 2 由于氨分离器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)/(Y8NH3-Y5NH3)(1-YNH3) =(1+0.03）（0.15-0.0953）/ （0.15-0.03）（1-0.0953） =51.897 则水冷后分离液氨占总量的 51.897冷交，氨冷后分离液氨占总量的 48.103%。 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 N(0i)=L(15)Y15i+L16Y16i = GL0Y15i+(1- G)Y16i =0.51897Y15i+0.48103Y16i 混合后入口中氨的含量 N0NH3=0.518970.9591+0.481030.98448=0.97131 混合后入口中甲烷的含量 N0CH4=0.518970.01421+0.481030.00372=0.00916 混合后入口中氩的含量 N0Ar=0.518970.00147+0.481030.00078=0.00114 混合后入口中氢的含量 N0H2=0.518970.0196+0.481030.0083=0.01416 混合后入口中氮的含量 N0N2=0.518970.00614+0.481030.00272=0.00449 - 11 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 表 2-10液氨贮槽入口液体含量(V%) N0NH3N0CH4N0ArN0H2N0N2小计 0.971310.009160.001140.014160.004491.0000 t=17、P=1.568Mpa 时查无机化工工艺学（1） P346349 平衡常数 表 2-11 各组分的平衡常数 KNH3KCH4KArKH2KN2 0.598170540575620 根据气液平衡L(i)=N(0i)/1+(V/L)k(i) 设(V/L)=0.07,代入上式有 出口液体中氨的含量LNH3=N0NH3/(1+(V/L)kNH3 =0.97131/(1+0.070.598)=0.93228Kmol 出口液体中甲烷的含量LCH4=N0CH4/ 1+(V/L)kCH4 - 11 - =0.00916/(1+0.07170)=0.00071Kmol 出口液体中氩的含量LAr=N0Ar/ 1+(V/L)kAr =0.00114/(1+0.07540)=0.00003Kmol 出口液体中氢气的含量LH2=N0H2/ 1+(V/L)kH2 =0.01416/(1+0.07575)=0.00034Kmol 出口液体中氮气的含量LN2=N0N2/ 1+(V/L)kN2 =0.00449/(1+0.07620)=0.0001Kmol L(总)=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LH2=0.93346 Kmol 得出出口气体总量V=1-0.93346=0.06654Kmol 计算气液比(V/L) =V/L=0.06654/0.93346=0.0713 误差 =(0.07-0.0713)/0.07=-1.857，则假定正确。 出口液体组分含量 出口液体氨的含量 YNH3=LNH3/L=0.93228/0.93346100=99.874 出口液体甲烷的含量 YCH4=LCH4/L=0.00071/0.93346100=0.076 出口液体氩的含量 YAr=LAr/L=0.00003/0.93346100=0.003 出口液体氢气的含量 YH2=LH2/L=0.00034/0.93346100=0.036 出口液体氮气的含量 YN2=LN2/L=0.0001/0.93346100=0.011 - 12 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 表 2-12液氨贮槽出口液氨组分(V%) NH3CH4ArH2N2小计 99.8740.0760.0030.0360.0111.0000 计算出口弛放气各组分含量 弛放气中氨的含量 XNH3=(M0NH3-LNH3)/V =(0.97131-0.93228)/0.06654100=58.645 弛放气中甲烷的含量 XCH4=(N0CH4-LCH4)/V =(0.00916-0.00071)/0.06654100=12.678 弛放气中氩的含量 XAr=(NOAr-LAr)/V =(0.00114-0.00003)/0.06654100=1.668 弛放气中氢气的含量 XH2=(N0H2-LH2)/V =(0.01416-0.00034)/0.06654100=20.769 弛放气中氮气的含量 XN2=(N0N2-LN2)/V =(0.00449-0.0001)/0.06654100=6.598 表 2-13出口弛放气组分含量(V%) NH3CH4ArH2N2小计 58.64512.6781.66820.7696.598100 2.2.5 液氨贮槽物料计算 以液氨贮槽出口 1 吨纯液氨为基准折标米 3计算液氨贮槽出口液体量 L19=100022.4/(0.9987417)=1319.309m 3(标) 则有L19NH3=L19NH3Y9NH3=1319.3090.99874 =1317.647m 3(标) L19CH4=L19CH4Y19CH4=1319.3090.00076=1.003m 3(标) L19Ar=L19ArY19A=1319.3090.00003=0.040m 3(标) L19H2=L19H2Y19H2=1319.3090.00036=0.475m 3(标) L19N2=L19N2Y19N2=1319.3090.00011=0.145m 3(标) 有前可知液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.07 V20=0.07L19=0.071319.309=92.352m 3(标) 其中V20NH3=V20NH3X20NH3=92.3520.58645=54.160m 3(标) - 13 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 V20CH4=V20CH4X20CH4=92.3520.12678=11.708m 3(标) V20Ar=V20ArX20Ar=92.3520.01668=1.540m 3(标) V20H2=V20H2X20H2=92.3520.20769=19.181m 3(标) V20N2=V20N2X20N2=92.3520.06598=6.093m 3(标) 液氨贮槽出口总物料=L19+V20=1319.309 + 92.352=1411.661m 3(标) 由物料平衡，则有：入槽总物料=出槽总物料 L21=出口总物料=1411.661m 3(标) 得入口液体各组分含量计算:L21i=L19i+V20i 则有L21NH3=1317.647 + 54.160=1371.807m 3(标) L21CH4=1.003 + 11.708 =12.711m 3(标) L21Ar=0.040 + 1.540 =1.58m 3(标) L21H2=0.475 + 19.181=19.656m 3(标) L21N2=0.145 + 6.093 =6.238m 3(标) 由入口液体中组分含量核算,由 M0i=L21i/L21得 入口液体中氨的含量 N0NH3=L21NH3/L21=1371.807/1411.661=97.177 入口液体中甲烷的含量 N0CH4=L21CH4/L21=12.711/1411.661=0.900 入口液体中氩的含量 N0Ar=L21Ar/L21=1.58/1411.661=0.112 入口液体中氢气的含量 N0H2=L21H2/L21=19.656/1411.661=1.392% 入口液体中氮气的含量 N0N2=L21N2/L21=6.238/1411.661=0.442% 则N0i N0i 2.2.6 合成系统物料计算 合成系统物料计算示意图： V 出 V 入 V 补 V 放 V 驰 L 氨 图 2 - 3 补充气 入口气 出口气 放空气驰放气产品氨 - 14 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 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。 则由前计算数据列出下表： 表 2-14各组分的含量(V%) 名称NH3CH4ArH2N2气量m 3(标) 补充气-0.00710.00280.74700.2431V补 放空气0.09350.11870.04710.55410.1848V放 弛放气0.586450.126780.016680.207690.069892.352 液氨0.998740.000760.000030.000360.000111319.309 入塔气3.0010.043.9662.2521.75V入 出塔气1511.214.42152.02717.342V出 由物料平衡和元素组分平衡计算V补,V放,V入,V出： 循环回路中氢平衡 V补XH2 补=V放XH2 放V弛XH2 弛+3/2V放XNH3 放+3/2V弛XNH3 弛+3/2LNH3 （1） 循环回路中氮平衡 V补XN2 补=V放XN2 放V弛XN2 弛+1/2V放XNH3 放+1/2V弛XNH3 弛+1/2LNH3 （2） 循环回路中惰性气体平衡 V补(XCH4 放+XAr 放)=V弛(XCH4 放+XAr 放)+V弛(XCH4 弛+XAr 弛) V(0.0071+0.0028)=V(0.1187+0.0471)+92.352(0.12678+0.01668) V补=16.747V放+1338.264 （3） 循环回路中惰性气体平衡 V出YNH3-V入YNH3 入=V放X放+V弛XNH3 弛+LNH3 0.15V出-0.03V入=0.0953V放+ 1371.807 （4） 循环回路中总物料体平衡 V入=V出+V补-V放-V弛-LNH3 =V出+V补V放-92.352-1317.647 =V出+V补V放- 1409.999 （5） 将（1）式（2）式联立 V补（XN2 补+XH2 补） =V放（XH2 放+XN2 放+2XNH3 放） +V驰（XH2 驰+XN2 驰+2XNH3 驰） +2LNH3 （0.7470+0.2431）V补= V放(0.5541+0.1848+20.0953)+ 92.352(0.20769+0.0698+20.58645)+21317.647 0.9901 V补=0.9295 V放+2769.24 V补=0.9388 V放+2796.93 （6） 将（3）式（6）式联立求解 15.8082 V放=1458.666 - 9 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 V放=92.273 m 3(标) 代入（6）式得 V补=0.938892.273+2796.93=2883.556 m 3(标) 联立方程（4）式与（5）式，将 V放、V补带入得 V出=11850.379 m 3(标) V入=13231.663 m 3(标) 2.2.7 合成塔物料计算 由前计算可知入塔物料：V5=13231.663 m 3(标) 其中NH3V5NH3=13231.6630.03=396.950 m 3(标) CH4V5CH4=13231.6630.1004=1328.459 m 3(标) ArV5Ar=13231.6630.0396=523.974 m 3(标) H2V5H2=13231.6630.6225=8236.710 m 3(标) N2V5N2=13231.6630.2175=2877.887 m 3(标) 又因合成塔一出，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= 13231.663m 3(标) 出塔物料：V8=11850.379 m 3(标) 其中NH3V8NH3=11850.3790.15=1777.557 m 3(标) CH4V8CH4=11850.3790.1121=1328.427 m 3(标) ArV8Ar=11850.3790.04421=523.905 m 3(标) H2V8H2=11850.3790.52027=6165.397 m 3(标) N2V8N2=11850.3790.17342=2055.093 m 3(标) 合成塔生成氨的量 VNH3=V8NH3-V5NH3 =1777.557 -396.950=1380.607m 3(标)=1047.782Kg 废热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料 即V8=V9=V10=11850.379 m 3(标) 2.2.8 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=11850.379 m 3(标) 出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得，气液 比(V/L)=14.793,故有如下方程 V11 出/L11 出=(V/L)=14.793（1） V11 出+L11 出=L10 入=11850.379（2） - 10 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 将V11 出=14.793L11 出带入（2）得 L11 出=11850.379/15.793=750.356 m 3(标) V11 出=11850.379-750.356=11100.023 m 3(标) 出器气体组分由V11i=V11 出y11i得 其中NH3V11NH3=11100.0230.0953=1057.823 m 3(标) CH4V11CH4=11100.0230.1187 =1317.573 m 3(标) ArV11Ar=11100.0230.0471 =522.811 m 3(标) H2V11H2=11100.0230.5541 =6150.523 m 3(标) N2V11N2=11100.0230.1848 =2051.284 m 3(标) 出器液体各组分由 L11i=V8i-V11i得 其中NH3L11NH3=1777.557 - 1057.823 =719.734 m 3(标) CH4L11CH4=1328.427 - 1317.573 =10.854 m 3(标) ArL11Ar=523.905 - 522.811 =1.094 m 3(标) H2L11H2=6165.397 - 6150.523 =14.874 m 3(标) N2L11N2=2055.093 2051.284=3.809 m 3(标) 2.2.9 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 =11100.023 +750.356 =11850.379 m 3(标) 出器物料：气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体. 出器气体V12V11 出11100.023 m 3(标)，出器液体 L15L11 出750.356 m 3(标) 氨分离器出口气体放空V13=92.273 m 3(标) 其中NH3V13NH3=92.2730.0953 =8.794 m 3(标) CH4V13CH4=92.2730.1187 =10.953 m 3(标) ArV13Ar=92.2730.0471 =4.346 m 3(标) H2V13H2=92.2730.5541 =51.128 m 3(标) N2V13N2=92.2730.1848 =17.052 m 3(标) 2.2.10 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=11100.023 -92.273 =11007.75 m 3(标) 其中NH3V14NH3=11007.750.0953 =1049.039 m 3(标) CH4V14CH4=11007.750.1187 =1306.620 m 3(标) ArV14Ar=11007.750.0471 =518.465 m 3(标) - 11 - 四川理工学院毕业设计工艺计算 H2V14H2=11007.750.5541 =6099.394 m 3(标) N2V14N2=11007.750.1848 =2034.232 m 3(标) 出器物料（热气） ： 设热气出口温度 17(由热量计算核定)查 t=17,P=28.42MPa 气相平衡氨 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/(11007.75 - 1049.039 +A)=0.0649 A=691.178m 3(标) 冷交换器热气冷凝液氨量为： L17NH3=V14NH3-a=1049.039 - 691.178 =357.861 m 3(标) 冷交换器热气出口气量及组分： 其中NH3V17NH3=