毕业设计（论文）-年产20万吨合成氨厂合成工段工艺设计.doc

新乡学院毕业设计设计题目:年产20万吨合成氨厂合成工段工艺设计 学位申请人姓名院(系)名称化学与化工学院专业名称化学工程与工艺年级班级指导教师姓名指导教师职称目 录内容摘要1关 键 词1Abstract1Key words1前言21.合成氨工艺方法的确定21.1 合成氨工艺流程选定21.2 合成工段工艺流程选定31.3 工艺流程简介41.4 工艺流程设计特点51.5 三废治理及环境保护72.设计依据72.1 已知条件72.2 设计任务83.物料衡算与热量衡算83.1 物料衡算83.2 热量衡算144.设计生产能力核算215.主管道流速计算225.1 放空气管道流速225.2 氨合成塔进口气体管道流速235.3 氨合成塔出口气体管道流速245.4 水冷器进口气体管道流速255.5 水冷器出口气体管道流速265.6 氨冷器进口气体管道流速275.7 氨冷器出口气体管道流速286.热换热器设备计算与选型296.1 计算条件296.2 管内给热系数的计算296.3 管外给热系数的计算316.4 总传热系数的计算336.5 传热面积核算337.安全控制方案337.1 温度控制347.2 压力控制34参考文献35致 谢36全套设计加扣 3012250582内容摘要：氨合成反应是在高压和催化剂条件下的气固相催化反应过程，也是整个合成氨流程的核心。本文讨论了合成氨工艺流程，确定了以节能型凯洛格工艺流程为基础的新型工艺流程，设计计算了年产20万吨合成氨，合成工段各设备管件的物料、热量衡算，并在此基础上对热换热器进行设计选型。绘制了合成工段的工艺流程图和循环加热器内件总图。关 键 词：氨合成塔 氨合成工段 合成回路 弛放气 深冷法回收氢Abstract：Ammonia synthesis reaction is not only a gas-solid catalytic reaction process in high pressure and catalyst, but also the central part of the ammonia process. This paper discusses the process of synthetic ammonia, using new process flow based on the energy-saving Kellogg process flow, and the design calculation with annual output of 200000 tons of synthetic ammonia synthesis section of the equipment, materials, heat tube Labour calculation, thermal heat exchanger was also selected and designed.Draw the synthesis of the process flow diagram and heat exchanger section of the assembly drawing.Key words：ammonia converter ammonia synthesis section synthesis loop purge gas cryogenic hydrogen recovery34前言氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，氨主要用于制造氮肥和复合肥料，世界上氨产量的85%90%用于生产各种氮肥，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用13。同时氨也是重要的工业原料，氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的制冷剂。合成氨工业对农业的作用，实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态氮，这一过程称为固定氮。工业上，合成氨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品外，绝大部分是合成的氨。合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、低温等科学技术的发展。同时甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门4。1.合成氨工艺方法的确定1.1 合成氨工艺流程选定目前生产合成氨的工艺方法很多，其中以天然气、石脑油、重质油和煤(或焦炭)等为主要原料，有三种典型的工艺流程5,6。1) 天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.10.3(体积)，经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯净气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨工艺流程与此流程相似。 2) 重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油，可用部分氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸气转化法简单，但需要有空气分离装置。空气分离装置制得的氧用于重质油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。3) 煤(焦炭)制氨。随着石油化工和天然气化工的发展，以煤(焦炭)为原料制取氨的方式在世界上已很少采用。1.2 合成工段工艺流程选定目前，合成氨工艺技术的发展主要集中在降低能耗和提高能量效率上79，氨合成工艺流程有多种，但都包括如下几个基本步骤：1) 通过压缩机将净化的合成气压缩到合成所需的压力；2) 净化原料气升温合成氨；3) 冷却冷冻系统分离出口气体中的氨，未转化的氢氮气用循环压缩机升压后返回合成系统；4) 弛放部分循环气使惰性气体含量在规定值以下。目前，世界上比较成熟的合成氨工艺有美国的凯洛格低能耗工艺流程，美国布朗深冷净化节能工艺，丹麦的托普索流程，加拿大的克特尔工艺，德国伍德-AMV 工艺，日本的NEC流程及英国ICI公司的LCA流程。尽管合成工艺不同，但它们仍有许多相似之处，这是合成氨反应本身的特性决定的10,11。氨合成过程是一个循环系统。由于受到平衡制约，氨合成率不高，有大量未反应的氢氮气需循环利用。氨冷凝分离 氨合成中的平衡氨含量取决于反应温度、压力、氢/氮比及惰性气体含量，当这些条件一定时，平衡氨含量是一个定值。无论进口气体中有无氨，出口气体中氨含量总是一个定值。因此，反应后气体中所含的氨必须冷凝分离，以使循环回合成塔入口的混合气中氨含量尽可能少，提高氨净值。驰放气 由于新鲜合成气中带入的惰性气体在系统中不断的累积，当达到一定值时，会影响反应的正常进行，降低合成率和平衡氨含量。因此需定期或连续放空一些循环气，造成一定的损失。压缩 由于氨合成系统是在高压下进行的，而原料气制备及净化的压力较低，需压缩加压；另一方面，设备及合成塔床层的压力降等，使循环气与合成塔进口气产生压力差，需循环加压弥补压力将损失。各种合成工艺中，尤以美国的节能型凯洛格工艺流程应用最为广泛。本设计根据现有的工艺任务和实际的工作条件对其进行改进，重新设计具有新特点的工艺流程，见图1-1。对该工艺的改进主要体现在综合能耗的节约上，总综合能耗是企业在计划统计期内消耗的各种能源量, 经综合计算后得到的总能耗量。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。其改进方向主要包含如下几方面：1) 研制性能更好的催化剂。2) 降低氨合成压力。3) 开发新的原料气净化方法。4) 降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。图1-1 氨合成工艺流程图1.3 工艺流程简介由压缩工段送来的压力为30MPa左右的新鲜氢氮混合气，温度为35，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至22.38，进入氨冷器。气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步被冷却至-5.68左右，出氨冷器后的气液混合物经分离器将液氨分离，分离后的液氨进入液氨贮罐，循环气进入冷交换器壳程被热气体加热至30后出冷交换器。气体经循环压缩机，补充压力至30MPa，进入滤油器中，除去气体中的油、水等杂质，同时带进来微量的二氧化碳和水，与循环气中的氨作用生成碳酸氢铵结晶，也一同在滤油器中除去。从滤油器出来的气体进入合成塔前的热交换器中，与经废热锅炉换热出来的合成塔出口气换热，温度升至约175，进入氨合成塔。气体自下部进入层间换热器，移走第二绝热床反应热，冷气体升温进入第一绝热床进行合成反应，再入第一、二绝热床空间(冷激器)由185度左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反应气体混合降温到385度左右，混合后气体进入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝热床进行合成反应，气体氨含量增加到16.7%，再经塔内下换热器将热量移走，后进入废热锅炉，副产2.5MPa蒸气。换热产生蒸汽后进入循环气加热器，使进塔气体温度升至至195，本身温度降至79左右，进水冷器被冷却产生部分液氨，温度降至35，混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至18.2，经下部的氨分离器分离液氨之后，循环气与新鲜气混合，继续下一循环。液氨产品易蒸发，有强烈刺激性气味，对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害，与空气混合后遇火会爆炸，应密闭贮存，管道输送，尽可能避免泄漏。1.4 工艺流程设计特点本工段生产液氨，生产能力为20万吨液氨/年，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计三次换热冷凝液氨，有效利用高温热源副产蒸汽，同时预热低温气体，尽量减少动力消耗，保证了合成塔入口氨含量的要求12。现具体如下：(1) 循环机位置循环机位置设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。(2) 反应热回收的方式及利用13这涉及到废热锅炉的热量利用及合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题。本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为330，副产2.5MPa的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。(3) 采用“二进二出”合成流程全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。(4) 水冷器、氨冷器的设置水冷后分离液氨再进行冷交，氨冷有利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边分离液氨，即提高了液氨的分离效果，又避免了气液两相流的存在，通过设置冷交换器和氨冷器冷凝充分解决了，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，达到了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。(5) 补充气及放空点位置设置补充气设置在冷交换器之后，减少系统阻力，并通过氨冷器进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。放空点设置在水冷器和冷交换器之间，水冷器后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。(6) 新型设备的使用1,3,101) 离心式循环压缩机离心式循环压缩机用于合成工段，能避免油污渗入循环气，提高合成气质量，从而可不设油分离器降低能耗，对于本工段选用冷激式内件，要求合成气质量较高，无油压缩机更为合适，离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点，经江苏宜兴化肥厂资料表明，无油压缩机与注油压缩机相比较平均使用寿命可延长十倍。2) 冷交换器分离器为外向型旋流板，上部换热器为列管换热器和下部氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨，安徽淮南化工公司发表与小氮肥杂志上的有关资料表明，该设备节能降耗显著。1.5 三废治理及环境保护1) 放空气、弛放气送氢回收系统，先用洗涤塔回收几乎全部氨，制成浓氨水，再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既可以避免氨气进入大气，与放空气作燃料相比又更合理经济。2) 废物集中处理达到国家排放标准后排放。2.设计依据年产20万吨合成氨合成工段工艺设计2.1 已知条件2.1.1 新鲜气体组成新鲜气体组成：组成H2N2CH4Ar%73.6524.761.240.352.1.2 设计压力 1) 系统压力为30MPa；2) 废热锅炉产蒸汽压力为2.5MPa；3) 计算循环机进出口气体温度时，其进出口压差取2.5MPa；4) 系统压力降忽略不计；2.1.3 设计温度1） 新鲜气温度为35；2） 合成塔底进气温度175；3） 合成塔出口(至废热锅炉)气体温度约为330；4） 废热锅炉出口气体温度195，进入合成塔前预热器；5） 水冷器气体温度为79；6） 水冷器出口气体温度为35；7） 废热锅炉进口软水温度约为118；8） 冷却水供水温度为30，冷却水回水温度约为40；9） 进循环机气体温度30；10） 氨库来的液氨温度20；2.1.4 气体组成1） 合成塔进口气体氨含量为3%；2） 合成塔出口气体氨含量为16.7%；3） 循环气中H2/N2为3；4） 循环气中(CH4+Ar)含量为16%；5） 各气体组分在液氨中的溶解量忽略不计；2.1.5 年操作日300天/年2.2 设计任务2.2.1 工艺计算1） 物料衡算；2） 热量衡算；3） 设计生产能力核算4） 管径计算；5） 典型设备设计计算；2.2.2 绘图1） 氨合成工段管道及仪表流程图(1#图纸)；2） 循环加热器内件总图(1#图纸)；3.物料衡算与热量衡算3.1 物料衡算计算基准：以1000Nm3新鲜气为计算基准。本工段计算中全部采用绝对压力，为简便计算，下文中压力单位中绝对二字省略不写。3.1.1 合成塔物料衡算1) 放空气体体积V1及其组成循环气中(CH4和Ar)含量为16%：放空气体积V1=1000(1.24%+0.35%)/19.563%=81.275m3由文献14附表9-3-1查得：35，30MPa时，液氨上方气相中氨平衡含量为y*NH3=9.187%，取过饱和度10%，则：yNH3=9.187%(1+10%)=10.106%yH2=0.75(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.75(1-10.106%-19.563%)=52.748%yN2=0.25(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.25(1-10.106%-19.563%)=17.583%yCH4=yCH4V进/V出=15.257%yAr=yArV进/V出=4.306 %所以放空气组成及体积见表3-1。表3-1 放空气组成及体积组成H2N2CH4ArNH3合计%52.74817.58315.2574.30610.106100Nm342.87114.29012.4003.5008.21381.2752) 氨产量V4由合成塔气量平衡：V2=V3-V1-V4+V0氨合成时体积减少：V3=V2-(V4+10.106%V1)式中：V0：补充新鲜气 Nm3V1：放空气体体积 Nm3V2：进入合成塔混合气体积 Nm3V3：离开合成塔混合气体积 Nm3V4：氨产量 Nm3将带入得：V2=V2-(V4+10.106%V1)-V1-V4+V0故氨产量为V4=(V0-110.106%V1)/2=(1000-110.106%81.275)/2=455.256 Nm33) 合成塔出口气体体积V3及其组成氨平衡：16.7%V3=3%V2+V4+10.106%V1由+3%得：V3=(1+3%)(V4+10.106%V1)/13.7%=(1+3%)(455.256+10.106%81.275)/13.7=3484.477 Nm3循环气含量y(CH4+Ar) =16%V2/V3=16%3947.946/3484.477=18.128%合成塔出口气体各组分含量：氨含量yNH3=16.7%氢气yH2=0.75(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.75(1-16.7%-18.128%)=48.879%氮气yN2=0.25(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.25(1-16.7%-18.128%)=16.293%甲烷yCH4=VCH4/V3=14.138%氩气yAr=VAr/V3=3.990%合成塔出口气体组成及体积见表3-2。表3-2 合成塔出口气体组成及体积组成H2N2CH4ArNH3合计%48.87916.29314.1383.99016.700100Nm31703.17567.724492.624139.047581.9083484.484) 合成塔进口气体体积V2及其组成V2=V3-V1-V4+V0=3484.477-81.275-455.256+1000=3947.946 Nm3合成塔进口气体惰性气含量y(CH4+Ar)=16%氢氮气含量y(H2+N2)=1-3%-16%=84.763%合成塔进口气体各组分含量：氨含量yNH3=3%氢气含量yH2=y(H2+N2)0.75=60.750%氮气含量yN2=y(H2+N2)0.25=20.250%甲烷yCH4=y(CH4+Ar)1.24%/(1.24%+0.35%)=12.478%氩气yAr=y(CH4+Ar)0.35%/(1.24%+0.35%)=3.522%合成塔进口气体组成及体积列表见表3-3。表3-3 合成塔进口气体组成及体积组成H2N2CH4ArNH3合计%60.75020.25012.4783.5223.000100Nm32398.38799.459492.624139.047118.4383947.953.1.2 水冷器物料衡算1) 水冷器进口气体体积及其组成水冷器进口的体积及组成与合成塔出口V3相同，见表3-4。表3-4 水冷器进口的体积及组成组成H2N2CH4ArNH3合计%48.879 16.293 14.138 3.990 16.700 100 Nm31703.17 567.724 492.624 139.047 581.908 3484.48 2) 水冷器出口气体体积V出及其组成水冷器出口口气组成与放空气V1组成相同。设出水冷器气体中氨的体积为X，则X=yNH3(V进-V氨)/(1-yNH3)=10.106%(3484.48-581.908)/(1-10.106%)=326.300 Nm3V出=X/yNH3=3228.869 Nm3水冷器出口气体各组分含量：惰性气y(CH4+Ar)=16%V2/V出=19.563%氨含量yNH3=9.187%(1+10%)=10.106%氢气yH2=0.75 (1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.75(1-10.106%-19.563%)=52.748%氮气yN2=0.25(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.25(1-10.106%-19.563%)=17.583%甲烷yCH4=yCH4V进/V出=15.257% 氩气yAr=yAr V进/V出=4.306 %则水冷器出口气体量及组成见表3-5。表3-5 水冷器出口气体量及组成组成H2N2CH4ArNH3合计%52.748 17.583 15.257 4.306 10.106 100 Nm31703.17 567.724 492.624 139.047 326.300 3228.87 水冷器冷凝下来的氨量W1=水冷器进口的氨量-水冷器出口的氨量=581.908-326.300=255.608 Nm3气液混合物出水冷器之后，经氨分离器分离，液氨进入储罐保存，气体放空一部分V1之后，其余进入冷交换器冷凝。3.1.3 冷交换器物料衡算1) 冷交换器进口气体体积及其组成冷交换器进口气体组成与水冷器出口气体组成相同冷交换器进口气体体积V=V出-V1=3228.87-81.275=3147.594则冷交换器进口气体量及组成见表3-6。表3-6 冷交换器进口气体量及组成组成H2N2CH4ArNH3合计%52.74817.58315.2574.30610.106100Nm31660.30553.434480.224135.547318.0863147.592) 冷交换器出口气体体积及其组成设其出口气体温度为18.2(见热量衡算部分)，P=30MPa由y*NH3=4.1856+5.987879/-1099.544/T，将T=(273.15+18.2)K代入得：y*NH3=5.719%，取过饱和度为10%，则yNH3=(1+10%)5.719%=6.291%设其出口气中氨气体积为Y，则Y=yNH3(V进-V氨)/(1-yNH3)=6.291%(3147.594-318.086)/(1-6.291%)=189.964 Nm3V出=Y/yNH3=3019.472 Nm3冷交换器出口气体各组分含量：惰性气y(CH4+Ar)=V进/V出=(135.547+318.086)/3019.472=20.393%氢气yH2=0.75(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.75(1-6.291%-20.393%)=54.987%氮气yN2=0.25(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.25(1-6.291%-20.393%)=18.329%甲烷yCH4=yCH4V进/V出=480.224/3019.472=15.904%氩气yAr=yArV进/V出=135.547/3019.472=4.489%则冷交换器出口气体量及组成见表3-7。表3-7 冷交换器出口气体量及组组成H2N2CH4ArNH3合计%54.98718.32915.9044.4896.291100Nm31660.30553.434480.224135.547189.9643019.47冷交换器冷凝下来的氨量W2=冷交换器进口的氨量-冷交换器出口的氨量=318.086-189.964=128.122 Nm3气液混合物在冷交换器下部的氨分离器分离，液氨进入储罐保存，气体继续循环，补充一部分新鲜气V0之后，进入氨冷器冷凝。3.1.4 氨冷器物料衡算1) 氨冷器进口气体体积及其组成氨冷器进口气体体积=冷交换器出口气体体积+V1=3019.472+1000=4019.472 Nm3氨冷器进口各组分气体含量：氨含量yNH3=189.964/4019.472=4.726%惰性气y(CH4+Ar)=V进循环气/V出=(492.624+139.047)/4019.472=15.715%氢气yH2=0.75(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.75(1-4.726%-15.715%)=59.669%氮气yN2=0.25(1-yNH3-y(CH4+Ar)=0.25(1-4.726%-15.715%)=19.890%甲烷yCH4=V进循环气/V出=12.256% 氩气yAr=V进循环气/V出=3.459%则氨冷器进口气体量及组成见表3-8。表3-8 氨冷器进口气体量及组成组成H2N2CH4ArNH3合计%59.66919.89012.2563.4594.726100Nm32398.38799.459492.624139.047189.9644019.472) 氨冷器出口气体体积及其组成氨冷器出口气体体积及组成与合成氨进口气体体积及组成相同，见表3-9。表3-9 氨冷器出口气体体积及组成组成H2N2CH4ArNH3合计%60.750 20.250 12.478 3.522 3.000 100 Nm32398.38 799.459 492.624 139.047 118.438 3947.95 氨冷器冷凝下来的氨量W3=氨冷器进口的氨量-氨冷器出口的氨量=189.964-118.438=71.526 Nm3气液混合物出氨冷器之后，经氨分离器分离，液氨进入储罐保存，气体进入冷交换器经换热之后，进入压缩，补充系统压差损失之后，经油分之后，进入再次进入预热器，氨合成塔。3.1.5 消耗定额的氨量计算1) 氨产量W=W1+W2+W3=255.608+128.122+71.526=455.256 Nm3=345.507 Kg2) 新鲜原料气消耗定额1000/345.507=2.894 Nm3/Kg氨=2894 Nm3/T氨由于高压泄露大约2%，故需要精炼气为：2894/(1-2%)=2953.37 Nm3/T氨3.2 热量衡算计算基准：以1000Nm3新鲜气为计算基准，温度0。本工段计算中全部采用绝对压力，为简便计算，下文中压力单位绝对二字省略。3.2.1 循环机出口气体温度由文献14附表1-1-1查得循环机中各组分的绝热指数，见表3-10。表3-10 循环机中各组分的绝热指数组成H2N2CH4ArNH3合计%60.750 20.250 12.478 3.522 3.000 100 ki1.41 1.400 1.308 1.660 1.290 1.390 由文献14公式7-1-11计算循环气的绝热指数：式中yi：混合气体中各组分的体积百分数k：混合气体中各组分的绝热指数得：k=1.39已知循环机入口气体压力P入为27.5MPa，出口气体压力P出为30MPa，入口气体温度T入为30，则出循环机的气体温度为： =(30+273.15)(30/27.5)(0.390/1.390)=310.65 K即T出=37.50 3.2.2 冷交换器的热量衡算1) 冷气体进口温度计算出氨冷器气体含氨量为3%，设过饱和度为10%，则在冷凝温度下的平衡氨含量为：yNH3=0.03/(1+10%)100%=2.727%出氨冷器的系统压力约为27.5MPa由yNH3=4.1856+5.987879/-1099.544/T(9-3-1)得：T=267.47 K即：t进= -5.68冷交换机冷气平均温度tp=(t进+t出)/2=(30-5.68)/2=12.16 2) 冷气体在交换器内吸收的热量冷气体在冷交换器内温度由-5.68升到30，热气体出冷交换器温度由热平衡计算，由气体热容随温度而变，不同温度时冷凝氨量也不一样，故需要用试差法。算法：假设现在热气体在冷交换器内温度由35降到18.2因为气体在器内处于氨饱和区，计算气体热容时不能用分压叠加法，现采用常压下的热容，然后再加压力校正。采用别斯科夫算式求Cpi:Cp(NH3)=8.237+4.010-3t-0.58810-6t2Cp(H2)=6.919+0.10910-3t+0.09310-6t2Cp(N2)=6.771+0.81510-3t+0.11510-6t2Cp(CH4)=7.957+7.80910-3t-1.59610-6t2Cp(Ar)= 4.98 Kcal/(Kg)计算结果见表3-11。表3-11交换器内冷气各组分热容组成H2N2CH4ArNH3合计%60.75020.25012.4783.5223.000100Cpi6.9206.7818.0524.9808.2867.006由文献14附表1-1-1查得各组分临界温度和临界压力见表3-12，再分别计算混合气体的临界温度和临界压力： 表3-12 各组分临界温度和临界压力组成H2N2CH4ArNH3合计Tc(K)33.15 126.19 190.56 150.69 405.40 86.94 Pc(MPa)1.2964 3.3958 4.5992 4.8630 11.3330 2.560 所以 Tr=Tp/Tcm=(12.16+273.15)/86.94=3.282Pr=P/Pcm=30/2.560=11.717由文献14附图1-5-19查得 Cp=0.52 kcal/kg所以Cp=Cp+Cp0=0.52+7.006=7.526 kcal/kg交换器内吸收的热量Q吸=V2/22.4Cp(T进-T出)=3947.946/22.47.526(30+5.68)=47330.87 Kcal3) 热气体在交换器内的平均温度由以上的假设可知，热气体在冷交换器内的温度由35降到18.2。热气体在换热器内的平均温度：tp=(35+18.2)/2=26.6采用别斯科夫算式求Cpi，结果见表3-13。表3-13交换器内热气各组分热容组成H2N2CH4ArNH3合计%52.74817.58315.2574.30610.106100Cpi6.9226.7938.1644.9808.3437.149由文献14附表1-1-1查得各组分临界温度和临界压力见表3-14，再分别计算混合气体的临界温度和临界压力： 表3-14各组分临界温度和临界压力组成H2N2CH4ArNH3合计Tc(K)33.15126.19190.56150.69405.40116.20Pc(MPa)1.29643.39584.59924.863011.33303.337所以 Tr=Tp/Tcm=(26.6+273.15)/116.20=2.580Pr=P/Pcm=30/3.337=8.989由文献14附图1-5-19查得：Cp=1.51 kcal/kg所以Cp=Cp+Cp0=1.51+7.149=8.659 kcal/kg交换器内吸收的热量Q1=出口气体体积/22.4Cp(T进-T出)=3019.472/22.48.659(35-18.2)=19608.43 Kcal采用内插法查得：温度18.2时的氨冷凝热为285.42 Kcal/kg。交换器内吸收的冷凝热量Q2=W2r17/22.4=27752.92 Kcal交换器内吸收的热量Q放=Q1+Q2=19449.90+27752.92=47361.35 KcalQ吸Q放即热平衡守衡，故假设温度为18.2是合理的。相对误差：(47361.35-47330.87)100%/47330.87=0.06%3.2.3 氨冷器的热量衡算出冷交换器的气体V出= 3019.472 Nm3氨冷器进口气体温度t=(V出t出+1000t进)/(V出+1000)=(3019.47218.2+100035)/(3019.472+1000)=22.38 气体冷凝温度，即冷交换器冷气进口温度t进为-5.68 。平均温度tp=(22.38-5.68)/2=8.35采用别斯科夫算式求Cpi，结果见表3-15。表3-15 氨冷器进口气体热容组成H2N2CH4ArNH3合计%59.669 19.890 12.256 3.459 4.726 100 Cpi6.920 6.778 8.022 4.980 8.270 7.023 由文献14附表1-1-1查得各组分临界温度和临界压力见表3-16，再分别计算混合气体的临界温度和临界压力： 表3-16 各组分临界温度和临界压力组成H2N2CH4ArNH3合计Tc(K)33.15 126.19 190.56 150.69 405.40 92.60 Pc(MPa)1.2964 3.3958 4.5992 4.8630 11.3330 2.716 所以 Tr=Tp/Tcm=(8.35+273.15)/92.60=3.040 Pr=P/Pcm=30/2.716=11.044由文献14附图1-5-19查得：Cp=1.21 kcal/kg所以Cp=Cp+Cp0=1.21+7.023=8.233 kcal/kg交换器内吸收的热量Q放1 =出口气体体积/22.4Cp(T进-T出)=4019.472/22.48.589(35-18.2)=41460.41 Kcal由文献14附表10-1-1查得：液氨从-5.68至22.38下液氨焓变H=31.08 Kcal/Kg液氨冷却放出的热量为Q放2=W3H17/22.4=1687.15 Kcal冷气进口t进为-5.68下氨冷凝热为r为306.57 Kcal/Kg液氨冷却放出的蒸发热量：Q放3=W3r17/22.4=16641.41 Kcal液氨冷却放出的热量：Q放=Q放1+Q放2+Q放3= 59788.97 Kcal以上热量需要由液氨蒸发移走，故亦可认为耗冷量。液氨蒸发温度取为-12，由文献14附表10-1-1查得：蒸发压力为0.2678MPa，气氨压力满足碳化工段吸氨的要求。20的液氨焓值Hl为104.48 Kcal/kg-12气氨的焓值Hg为380.53 Kcal/kg耗用液氨量=Q放/(Hg-Hl)= 59788.97/(380.53-104.48)=216.59 Kg生产每吨氨耗用的冷量=Q放消耗定额/1000=173047.22 Kcal/t氨生产每吨氨耗用的液氨量=耗用液氨量消耗定额/1000=626.87 Kg/t氨3.2.4 水冷器的热量衡算进出水冷器气体温度t进=79，t出=35设气体冷却至35后再冷凝tp=(t进+t出)/2=(79+35)/2=57采用别斯科夫算式求Cpi，结果见表3-17：表3-17 水冷器中各组分气体热容组成H2N2CH4ArNH3合计%48.87916.29314.1383.99016.700100Cpi6.9266.8188.3974.9808.4637.295由文献14附表1-1-1查得：各组分临界温度和临界压力见表3-18，再分别计算混合气体的临界温度和临界压力： 表3-18 各组分临界温度和临界压力组成H2N2CH4ArNH3合计Tc(K)33.15 126.19 190.56 150.69 405.40 137.42 Pc(MPa)1.2964 3.3958 4.5992 4.8630 11.3330 3.924 所以 Tr=Tp/Tcm=(57+273.15)/137.42=2.403Pr=P/Pcm=30/3.924=7.646由文献14查图1-5-19得：Cp=1.23 kcal/kg所以Cp=Cp+Cp0=1.23+7.295=8.525 kcal/kg水冷器内放出的显热Q1=进口气体体积/22.4Cp(t进-t出)=3484.4778.525(79-35)/22.4= 58350.34 Kcalt出为35时氨冷凝热为r=268.36 Kcal/Kg水冷器内放出的潜热Q2=W1r17/22.4= 255.608268.3617/22.4=52057.97 Kcal水冷器内放出的总热量Q放=Q1+Q2= 58350.34+52057.97=110408.31 Kcal耗用水量m=总热量Q放/(t出水-t进水)=110408.31/(40-30)=11040.83 Kg每吨氨耗用的水量=耗用水量m消耗定额/1000=11040.832894/1000=31955.48 Kg/t氨3.2.5 废热锅炉的热量衡算进出水冷器气体温度，t进=330，t出=195 气体平均温度tp=(t进+t出)/2=(330+195)/2=262.5采用别斯科夫算式求Cpi，结果见表3-19。表3-19 废热锅炉中各组分气体热容组成H2N2CH4ArNH3合计%48.879 16.293 14.138 3.990 16.700 100 Cpi6.954 6.993 9.897 4.980 9.246 7.680 Q吸=V3Cp0(t进-t出)/22.4=3484.477 7.680(330-195)/22.4=161291.39 Kcal废热锅炉在蒸汽压力为2.5MPa下：饱和蒸汽的晗Hg=670.00 kcal/kg软水的焓Hl=118.44 kcal/kg产生蒸汽量G=Q吸/(Hg-Hl)= 161291.39/(670.00-118.44)=292.43 Kg4.设计生产能力核算任务：200000 t氨/年(20万吨)，工作日：300天/年设计任务单位时间生产量：负荷/时间=200000/(30024)=27.778 t氨/h每小时精炼气的消耗量：2953.3727.778=82037.98 Nm3/h氨冷器的进口气体流量：82037.984019.472/1000=329749.36 Nm3/h氨冷器的出口气体流量：82037.983947.946/1000=323881.54 Nm3/h氨冷器中冷凝的液态氨量：82037.9871.526170.98/(22.41000)=4364.19 Kg/h氨冷器中蒸发耗用的液氨量：27.778626.87=17413.18 Kg/h氨冷器中蒸发耗冷量：27.778173047.22=4806867.30 Kcal/h进合成塔气体流量：82037.983947.946/1000=323881.54 Nm3/h出合成塔气体流量：82037.983484.477/1000=285859.46 Nm3/h废热锅炉产生的蒸汽量：82037.98292.43/1000=23990.29 Kg/h废热锅炉回收的热量：82037.98161291.39/1000=13232020.1 Kcal/h水冷器进口气体流量：82037.983484.477/1000=285859.46 Nm3/h水冷器出口气体流量：82037.983228.869/1000=264889.91 Nm3/h水冷器冷却水消耗量：27.77831.96=887.65 m3/h水冷器冷凝的液态氨量：82037.98255.608170.98/(22.41000)=15596.10 Kg/h放空气量：82037.9881.275/1000=6667.63 Nm3/h冷交换器热气体进口流量：82037.98 3147.594/1000=2582