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内蒙古科技大学毕业设计说明书合成氨厂合成车间的工艺设计摘要 年产112 kt/a 合成氨变换工序工艺设计 摘要 简述合成氨工艺及112 kt/a合成氨装置变换工序工艺流程的设置和关键 设备的选型。 对主要工艺参数的设计进行了验算； 对热能的回收利用进行了评述； 对催化剂的选型、硫化和装置的试运行进行了介绍。 本设计主要进行了中小型合成氨厂合成车间的工艺设计。合成氨指由氮气和氢气在高温、高压和催化剂条件下直接合成的氨。 原料来源为天然气，采用天然气三段转化，总氨联醇生产工艺得到氨合成工段新鲜气。主要工艺流程包括：氨的合成，合成气的循环，氨的液化，余热的利用等环节。设计的主要内容包括合成工段的物料衡算和热量衡算，以及主要设备的工艺计算，并且依据计算结果和工厂的实际确定了主要设备的装配尺寸。并根据自己获得的知识对进行了简单的设备布置。在物料衡算和热量衡算中，本设计采用microsoft excel使计算更准确、更简捷、更方便。with an annual output of 112kt / a ammonia shift conversion process design abstract the technology of synthetic ammonia and112 kt / a ammonia plant transformation process process setup and selection of key equipment. the main process parameters design calculation was done; the energy recovery and utilization were reviewed; the catalyst selection, vulcanization and device test run are introduced.the design of the main workshop in small ammonia plant process design synthesis. synthetic ammonia is composed of nitrogen and hydrogen in high temperature, high pressure and catalyst under conditions of direct synthesis of ammonia.source of raw materials for natural gas, the natural gas three reformer, total ammonia and alcohol production process from the ammonia synthesis section of fresh air. the main process includes: ammonia synthesis, synthesis gas, liquefied ammonia waste heat utilization, etc. the main design elements include the synthesis section of material balance and heat balance, as well as the main equipment and based on the calculation results and the actual factory to determine the size of major equipment. and according to their acquired knowledge to a simple arrangement of equipment. the material balance and heat balance, the design uses a microsoft excel makes the calculation more accurate, more simple, more convenient. * 2012年5月 前言 合成氨的生产过程主要分为：原料气的制取；原料气的净化与合成。氨合成工段是合成氨生产过程中的核心环节，氨净值的高低直接影响整个合成氨厂的经济效益。本设计以天然气为原料制氨，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0.1%0.3%（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。该设计的研究重点是氨的合成过程，主要包括物料衡算、热量衡算、主要设备计算与设备选型。物料衡算主要是对进出设备的气体或液体组成进行计算，热量衡算是对进出设备的温度和压力等工艺参数进行计算，设备的计算与选型主要对合成塔、热交换器等主要设备进行选型等计算。合成工艺参数的选择除了考虑提高氨净值、平衡氨含量外，还综合考虑反应速度、催化剂特性及系统的生产能力、能量消耗等。产品液氨主要用于生产硝酸、尿素和其他化学肥料，还可用作医药和农药的原料。在国防工业中，用于制造火箭、导弹的推进剂。可用作有机化工产品的氨化原料，还可用作冷冻剂。由于作者的水平所限，设计中难免会存在缺点和遗漏之处，敬请批评指正。 目录摘 要1前 言2目录3第一章 绪 论61.1氨的性质61.1.1氨的物理性质61.1.2氨的化学性质61.1.3氨的用途7第二章 设计任务的理论基础72.1设计依据与设计原则72.1.1设计依据72.1.2设计原则72.2设计范围与技术条件72.2.1设计范围72.2.2生产规模82.2.3氨的合成与分离的最优工艺条件92.3氨合成理论基础92.3.1氨合成反应的热效应.92.3.2影响平衡氨含量的因素92.3.3生产原理说明92.3.4合成氨的机理92.4催化剂102.4.1催化剂概述112.4.2合成氨的催化机理112.4.3催化剂的中毒12第三章 氨合成化工工艺设计说明133.1合成氨工业的工艺介绍133.1.1原料气制备133.1.2原料气净化143.1.3氨的合成143.2工艺流程的选择确定153.2.1工艺流程的设计选择153.2.2生产工艺流程的说明16第四章 氨合成物料衡算114.1设计依据174.1.1生产要求174.1.2计算物料点流程174.2物料衡算184.2.1合成塔入口气组成 184.2.2合成塔出口气组成194.2.3合成率计算204.2.4氨分离器出口气液组成计算21-224.2.5冷交换器分离出的液体组成234.2.6液氨贮槽驰放气和液相组成计算23-244.2.7 液氨贮槽物料衡算25-264.3合成循环回路总物料衡算264.3.1合成循环回路总物料衡算27-284.3.2合成塔进出口物料衡算28-294.3.3沸热锅炉出口294.3.4氨分离器物料量29-304.3.5冷交换器物料衡算30-324.4物料衡算法汇总324.4.1各物料点体积32-34第五章 氨合成设备计算345.1热交换器设备工艺计算345.1.1设计条件345.1.2管内给热系数35-385.1.3管外给热系数38-435.1.4总传热系数435.1.5传热面积核算43-445.2合成塔的工艺计算445.2.1冷激气量44-455.2.2一层催化剂的体积45-505.2.3第二层催化剂的体积50-555.2.4第三层催化剂的体积55-605.2.5计算第四层催化剂的体积60-645.2.6计算合成塔塔径645.2.7估算各催化层的高度65-66第六章 氨合成设备的选型666.1设备选型的基本要求666.1.1技术经济指标666.1.2设备结构上的要求676.1.3主要设备选型说明676.2 化工设备布置的一般原则68第七章 环境保护与安全生产687.1环境保护687.1.1对空气污染的处理687.1.2水质污染和污水处理687.2安全生产697.2.1燃烧与爆炸697.2.2化学物质的毒性697.2.3腐蚀性697.2.4噪声69参 考 文 献69-70附 录a70-71附 录b71附图1：合成氨工段工艺管道及仪表流程图71附图2：合成氨工段设备平面布置图71附图3：氨合成塔装配图71附图4：热交换器装配图71第八章：毕业设计总结72 - 73 -第一章 绪 论1.1氨的性质氨分子式nh3，在标准状态下是无色气体，比空气轻，具有特殊的刺激性臭味。1.1.1氨的物理性质在常温、常压下为气态，有特殊的刺激性气味。加压时易被液化为无色液体，不纯时为淡黄色或淡蓝色。 氨极易溶于水，溶解时放出大量的热，可生产含nh315%30%的氨水，氨水溶液是碱性，易挥发。液氨或干燥的氨气对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨能刺激损害人体粘膜，对眼粘膜有伤害作用。无色气体,有刺激性恶臭味。分子式nh3。分子量17.03。相对密度0.7714g/l。熔点-77.7。沸点-33.35。自燃点651.11。蒸气密度0.6。蒸气压1013.08kpa(25.7)。1.1.2氨的化学性质氨在常温时相当稳定，在高温、电火花或紫外光得到作用下可分解为氮和氢，其分解速度很大程度上与气体接触的表面性质有关。氨易与许多物质发生反应，性质比较活泼，能与各种无机酸反应生成盐，例如与磷酸反应生成磷酸铵；与co2反应生成氨基甲酸铵，脱水成尿素；与co2和水反应生成碳酸氢铵。1.1.3氨的用途氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。现有约80%的氨用来制造化肥原料，其余作为生产其它化工产品的原料。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥和复合肥料，例如尿素、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。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维及塑料。纯氨可以制的硝酸，进而制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸、和尿素作为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单体、己二胺、人造丝、丙烯晴、酚醛树脂等产品。氨的其他工业用途也十分广泛，例如，用作制冰、空调、冷藏等系统的制冷剂；在冶金工业中用来提炼矿石中的铜、镍等金属；在医药和生物化学方面作生产磺胺类药物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等；在国防工业中，用于制造火箭、导弹的推进剂。第二章 设计任务的理论基础2.1设计依据与设计原则2.1.1设计依据由内蒙古科技大学化学与高等职业技术学院下达的毕业任务书作为本设计的依据,并参考小合成氨厂工艺技术与设计手册【3】2.1.2设计原则15本设计力求做到工艺技术先进可靠，切合实际，经济合算，安全适用，三废处理合理。本设计积极采用国内的技术革新成果，主要在于循环机的位置、反应热回收的方式及利用、冷交及氨分的相对位置、新鲜气补充位置和放空气位置等几个问题的区别。贯彻工艺与设备共举的方针，加强了工艺流程与装备的配套开发设计。2.2设计范围与技术条件2.2.1设计范围本设计是中小型合成氨厂氨合成工段的工艺设计，其中主要有物料衡算和热量衡算和主要设备设计（合成塔和热交换器），以及其它设备的选型。2.2.2生产规模根据任务书，本设计的设计规模为112 kt/a液氨。2.2.3氨的合成与分离的最优工艺条件合成工艺参数的选择除了考虑平衡氨含量外,还要综合考虑反应速度,催化剂特性及系统的生产能力,原料和能量消耗等。 1.压力 提高压力利于提高氨的平衡浓度，也利于总反应速率的增加。高压法动力消耗大，对设备材料和加工制造要求高。2.温度 温度过高，会使催化剂过早失活。塔内温度应维持在催化剂的活性温度范围（350520)内，30mpa左右是氨合成的适宜压力。氨的合成反应存在一个使反应速度最大的温度，即最适宜反应温度，它除与催化剂活性有关外，还取决于反应气体组成和压力。最适宜反应温度与平衡反应温度之间存在确定的关系，随着反应的进行，温度逐渐升高，当接近最适宜温度后，再采取冷却措施。3.空间速度 空间速度指单位时间内通过单位体积催化剂的气体量(标准状态下的体积)。单位h-1，简称空速。空速越大,反应时间越短，转化率越小，出塔气中氨含量降低。增大空速，催化剂床层中平衡氨浓度与混合气体中实际氨含量的差值增大，即推动力增大，反应速率增加；同时,增大空速混合气体处理量提高，生产能力增大。本设计采用中压法合成氨，空间速度为 20 000 h-130 000 h-1较适宜。4.氢氮比 动力学指出,氮的活性吸附是控制阶段，适当增加原料气中氮含量有利于提高反应速率。为达到高的出口氨浓度，生产稳定的目的，循环气氢氮比略低于3(取2.82.9)，新鲜原料气中的氢氮比取3:1。5.惰性气体含量 惰性气体在新鲜原料气中一般很低，只是在循环过程中逐渐积累增多，使平衡氨含量下降，反应速度降低。生产中采取放掉一小部分循环气的办法。6.进口氨的含量 进合成氨塔气体中的氨由循环气带入，其数量决定于氨分离的条件。温度越低，分离效果越好。合理的氨含量应由增产与能耗之间的经济效益来定。在30mpa左右，进口氨含量控制在3.2%3.8%；以增产为主要目标，惰气含量,约为10%15%，若考虑降低原料成本，约为16%20%。2.3氨合成理论基础2.3.1氨合成反应的热效应.应用化学平衡移动原理可知：低温、高压操作有利于氨的生成。但是温度和压力对合成氨的平衡产生影响的程度。2.3.2影响平衡氨含量的因素1.压力和温度的影响 ：温度越低,压力越高,平衡常数越大,平衡氨含量越高。2.氢氮比的影响：当温度，压力及惰性组分含量一定时,使为最大。3.惰性气体的影响：惰性组分的存在,降低了氢,氮气的有效分压,会使平衡氨含量降低。2.3.3生产原理说明氨合成反应的基本原理：氨合成反应的化学方程式为：由反应式可以看出以下特点：a.氨合成反应是可逆反应b.这是一个放热反应c.由三个分子的h2和一个分子的n2（共四个气体分子）合成得到一个分子的nh3。因此，氨合成反应是分子数减少的过程，也就是体积缩小的过程。从平衡观点出发，温度愈底，压力愈高则反应愈趋向合成氨的方向移动，达到平衡时混合气体中的氨含量达到最大值。2.3.4合成氨的机理有固体触媒存在下，气体之间的反应可按次序分为七个步骤：1.氢和氮的绝大部分，自外表向催化剂的毛细口内部扩散，到达内表面；2.氢和氮（个别或同时）被催化剂表面（主要是内表面）的活性吸附；3.吸附后的气体，反应气体混合物氢和氮从气象主体扩散到铁催化剂的外表；4.在表面上起化学反应，生成一系列中间化合物后，形成吸附态的氨；5.氨从催化剂表面上的脱吸；6.脱吸后的氨从毛细孔组织内部向外表面扩散；7.氨从催化剂表面扩散到气体主体；以上七步中，1和7为外扩散过程，2和4是内扩散过程，3，4，5总称化学动力学过程。2.4催化剂132.4.1催化剂概述合成氨原料气（氮氢混合气）在高温、高压和催化剂存在下直接合成为氨的工艺过程。这是放热、缩小体积的可逆反应，温度、压力对此反应的化学平衡有影响。当混合气中氢氮摩尔比为3时，氨平衡含量随着温度降低、压力增加而提高。但在较低温度下，氨合成的反应速度十分缓慢，需采用催化剂来加快反应。由于受到所用催化剂活性的限制，温度不能过低，因此为提高反应后气体中的氨含量，氨合成宜在高压下进行。氨合成反应是在具有活性的铁催化剂作用下进行的，这种铁系催化剂是人们通过长期研究氨合成催化剂后形成的。即以天然的磁铁矿为主体配入一定量的助催化剂，经过熔融，冷却，破碎后制成的。当工业上用铁催化剂时,压力大多选用15.2mpa30.4mpa (150atm300atm)，即使在这样压力条件下操作，每次也只有一部分氮气和氢气反应为氨，故氨合成塔出口气体的氨浓度通常为1020（体积）。决定反应的主要因素是铁催化剂的活性，反应所产生的氨与氮气、氢气的分离以及氮、氢气的循环使用。氨合成采用添加有助催化剂的铁催化剂。助催化剂的成分有氧化钾、 氧化铝、 氧化镁、氧化钙、氧化钴等。开工前铁催化剂组成可看作fe3o4 (见金属氧化物催化剂)，它对氨合成反应没有催化作用，开工操作时需用氢气将它还原成金属铁才有活性。 不同还原条件下得到的催化活性有很大差异。正常生产时，铁催化剂常因氮氢混合气中含有少量硫化合物、碳的氧化物等气体而降低活性，通常规定一氧化碳和二氧化碳过10ppm（体积）。铁催化剂的寿命(见催化剂寿命)与其制造质量、使用条件有密切关系，短的12年，长的可达89年。小合成氨厂使用的氨催化剂绝大部分是国产系列，主要有a，a，a，a，a，a，a等催化剂。小型合成塔催化剂容积利用系数高，空速大，若采用小颗粒催化剂将使阻力增大。一般情况下用mmmm和mmmm的颗粒为宜。催化剂筐上层反应速度快，则上层可装小颗粒催化剂，下层反映速度减慢，内扩影响小，宜装大颗粒催化剂。本设计选用a型催化剂，在反映温度范围内活性大，易还原。2.4.2合成氨的催化机理热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成nh、nh2和nh3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为： xfe +fexn +h吸fexnhfexnh +h吸fexfexh吸fexxfe+在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kj/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kj/mol167 kj/mol，第二阶段的反应活化能为13 kj/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。2.4.3催化剂的中毒 催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，o2、co、co2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。若催化剂永久中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。2.4.4影响催化剂的还原 氨合成催化剂在未经过还原反应前不具备活性。只有经过还原处理后的催化剂才具有活性。所谓还原反应就是用精炼气中的h2将铁的氧化物（fe3o4,feo,fe2o3）还原成金属-fe。换言之，氨合成催化剂的还原可以看成是催化剂制造的一道工序。还原的好坏是直接影响催化剂生产的一个重要环节。工业氨合成催化剂的还原通常是在氨合成塔内进行的。影响催化剂还原的因素较多，主要有温度、压力、空速、水汽浓度、气体成分、外供热源等。这些影响因素综合效应一方面是影响还原反应速度，更重要的是影响催化剂的活性。因此，选择适宜的条件进行还原反应是非常必要的。第三章 氨合成化工工艺设计说明3.1合成氨工业的工艺介绍不管氨合成的方法如何划分，合成氨工业主要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。3.1.1原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。3.1.2原料气净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 1. 一氧化碳变换过程 在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有co，其体积分数一般为12%40%。合成氨需要的两种组分是h2和n2，因此需要除去合成气中的co。由于co变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余co含量。第一步是高温变换，使大部分co转变为co2和h2；第二步是低温变换，将co含量降至0.3%左右。因此，co变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。2. 脱硫脱碳过程各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(selexol)等。 粗原料气经co变换以后，变换气中除h2外，还有co2、co和ch4等组分，其中以co2含量最多。co2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中co2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除co2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化mdea法，mea法等。 3. 气体精制过程经co变换和co2脱除后的原料气中尚含有少量残余的co和co2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定co和co2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(-100)条件下用液氮吸收分离少量co，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100 以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量co、co2与h2反应生成ch4和h2o的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(co+ co2)含量脱除到10以下，但是需要消耗有效成分，并且增加了惰性气体的含量。甲烷化反应如下：co+3+ h = -206.2kj/mol+4+2 h = -165.1kj/mol3.1.3氨的合成德国化学家哈伯1909年提出了工业氨合成方法，即“循环法”，这是目前工业普遍采用的直接合成法。反应过程中为解决氢气和氮气合成转化率低的问题，将氨产品从合成反应后的气体中分离出来，未反应气和新鲜氢氮气混合重新参与合成反应。合成氨反应式如下：将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，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。3.2工艺流程的选择确定3.2.1由氨合成的主要特点进行工艺流程的设计选择因为氨的合成受化学平衡的限制，单程合成效率较低，所以分氨后未反应的气体必须返回合成塔，进行循环反应。由于氨的合成过程是一个放热过程，反应后塔壁的温度会升高，为保护设备，实现能量的充分利用，原料气分主，副两条线进入合成塔，主线气体从热交换器换热后进入合成塔，副线气体直接进入合成塔，与主线气体混和后进行反应。该流程具有以下特征：1. 氨合成反应热未充分予以回收，利用副产蒸汽，或用来预热锅炉给水；2. 流程简单，设备投资低；3. 放空位置设在惰性气含量最高，氨含量较低处以减少氨和原料损失；图3.1 氨合成工段物料流程示意图1-新鲜补充气 16-放空气 20-驰放气 21-产品液氨3.2.2生产工艺流程的说明流程简述：由压缩工段段送来的合格的氢氮气，以35，29mpa的状态与冷交换器出来的气体汇合，混合气一并进入氨冷器，被冷却到-6后再次回到冷交换器，对第一次进入冷交换器的气体进行冷却，以便于氨的冷凝。进行如此冷热气体热交换后，混合气以20，28.8mpa的状态进入到循环机，增温增压到35，31.2mpa后进入到油水分离器，将混合气中的油质杂质脱除后以35，31mpa的状态进入合成塔环隙进行预升温到50，此为第一次进合成塔。预热后气体分为两股，一股占混合气10%作为冷激气f3调节合成塔内第四绝热床层温度，另一股则进入热交换器再次进行升温。温度升高到180后被分成三股，其中两股以各占混合气10%作为两冷激气f1 、f2分别调节第二绝热床层温度和第三绝热床层温度，另外一股作为主线由合成塔底部中心管进入合成塔，在下部换热器调节温度后进入第一绝热床层开始进行氨合成反应。在四段都反应结束后，反应气以360，30mpa的状态进废热锅炉进行热回收，副产蒸汽。后以220的高温出废热锅炉与第一次出合成塔的混合气在热交换器进行热交换。热交换后，反应气冷却到75，并到达水冷器再次被冷却到35后进入氨分离器进行一次液氨分离。分离出的液氨进入液氨储槽，反应气继续进入到冷交换器进行第二次液氨分离。在进入冷交换器之前，对反应气进行间断性防空，目的是排除惰性气体。在冷交换器中，反应气与混合气进行冷热交换，并冷凝出一部分液氨进入液氨储槽，气体则进入下一个循环。 第四章 氨合成物料衡算4.1设计依据4.1.1生产要求1.生产能力：液氨产量为7.07 t/h。(112 kt/a ，按330天/a计算)2.新鲜氢氮比组成如下表所示：表4.1新鲜氢氮比组成组成h2n2ch4ar合计摩尔分数%73.8824.411.300.41100.003.合成塔入口气：为3.0%，为16.0%。4.合成塔出口气为：为17%。5.新鲜气温度：356.合成操作压力：31mpa。7.其他部位的温度压力，见物料计算过程与能量计算过程。8.水冷却器的冷却水温为25。9.以下各项在计算中，有些部位略去不计。（i） 溶解氨中的气体量；（ii）设备和管道的阻力；（iii）设备和管道的热损失；4.1.2计算物料点流程其中各如图3.1中各物料点的温度和压力汇总如下：=35 =30 mpa =6 =29 mpa=20 =29 mpa =30 =31.2mpa=30 =31 mpa =50 =30.9 mpa=180 =30.8 mpa =360 =30 mpa=220 =29.8 mpa =75 =29.7 mpa =35 =29.6 mpa =35 =29.4 mpa=35 =29.4 mpa =35 =29 mpa =17 =29 mpa =20 =29 mpa=6 =29 mpa = 35 =29.4 mpa4.2物料衡算 4.2.1合成塔入口气组成 (摩尔分数)（5点）已知入口气的nh3和ch4+ar浓度，并假定氢与氮的比例为3，因此nh3： = 3.0%（已知）h2： =100(3.0+16.0)= 60.75%n2： =100(3.0+16.0) 100%= 20.25%ch4 : =16.0= 12.164%ar： =16.0= 3.836%表4.2入塔气组分含量（包括3，4，5，6，7点）组分nh3n2h2ch4ar合计摩尔分数3.000%20.250%60.750%12.164%3.836%100%4.2.2合成塔出口气组成（8点）假定入塔气100 kmol，列方程求解。氨生成量：根据反应式，在合成塔内，气体总物质的量的减少，应等于生成氨的物质的量，由气体摩尔流量方程和组分摩尔流量平衡得：生成的氨的物质的量： 总物质的量的减少量： 联立解出： = 式中： 合成塔中生成氨的量，； 入口气总物质的量，； 出口气总物质的量，； 合成塔入口氨，摩尔分数； 合成塔出口氨，摩尔分数；将已知数据代入上式：=11.9658出口气总物质的量:n8= n5=100-11.9658=88.0342 kmol所以出塔气组成（9点）：nh3：=17.000%（已知）ch4：=13.820ar： y8,ar=4.357h2： y8,h2=（1y8,ar）100%=（1-0.17-0.13820-0.04357）100% =48.620%n2： y8,n2=（1y8,ar）100% =(1-0.17-0.13820-0.04357) 100% =16.203%表4.3出塔气组分含量（包括8，9，10，11点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数17.000%48.620%16.203%13.820%4.357%100%4.2.3合成率计算反应掉的n2，h2与入塔气中的n2，h2之比，按下式计算：合成率：=100%=100%=29.545%4.2.4氨分离器出口气液组成计算设合成反应后气体在水冷器内部分氨被液化，气液已达到相平衡，进入水冷器的物料为气液混合物，物量为f，物料组成为fi，水冷器出口气相组成为yi，气量为v，水冷器出口液相组成为xi，液量为l。已知进口物料组成fi，即合成出口气组成，前已求出。假定f=1kmol对于每个组分的物料平衡有：ffi=vyi+lxi=fi 式（4.1）根据气液平衡关系：yi=mixi 式（4.2）式中：mi为各组分的相平衡常数。把式（4.2）代入式（4.1）得：=mi+1 式（4.3）式中：li为液相中各组分的量。液相总量： l= 式（4.4）液相组分的摩尔分数： xi= 式（4.5）气体总量 v=f-l=1-l 式（4.6）气体组分含量按式（4.2）计算或按下式计算yi= 式 (4.7)对于以上各式求解，需用试差法，现采用直接迭代，按下述步骤进行：a. 根据经验，先假设一个v/l值；b. 按已知操作条件（温度，压力）从手册中查取向平衡常数mi；c. 将假设的v/l值和mi代入式（4.3），计算出li；d. 按式（4.4）求得l；按式（4.5）和（4.7）求得xi，yi；按式（4.6）计算v，进而算出v/l；e. v/l计算值与假定值比较，如果误差较大，以计算值作为假定值，重复计算，直至误差在允许范围内为止。已知氨分离器入口气组成fi即11点值，设f=1 kmol表4.4氨分离器入口气组分含量（11点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数17.000%48.620%16.203%13.820%4.357%100%查小合成氨厂工艺技术与设计手册 下册【3】表1-4-4可得t11=35，p11=29.4mpa下组分的相平衡常数mi如下表：表4.5相平衡常数相平衡常数nh3h2n2ch4armi0.091139.0535.4011.0127.67 先设入口气液混合物量f=1 kmol并假定0.001以v/l=9.7代入（4.3）计算则液相中各组分的量：=lnh3= =0.902kmollh2=0.4862/9.739.05+1=o.00128 kmollar=0.04357/9.727.67+1=0.00016kmolln2=0.16203/9.735.40+1=0.00047kmol表4.6氨分离器入口液的量kmol（11点）组分nh3h2n2ch4ar物质的量0.0902 0.00128 0.00047 0.00128 0.00016 液相总量：l=0.0902+0.00128+0.00047+0.00128+0.00016=0.09339 kmol分离后气相总量：v=fl=1-0.09339=0.90661 kmol计算气液比：（v/l）=(v/l)=9.70161误差=0.000170.001有原公式得：误差=(9.70778-9.7)/9.70778=0.000800.001在允许范围内，假定值可以认定。按式（4.5）计算得氨分离器出口液体组分含量：xnh3=lnh3/l=0.0902/0.09339=96.584% xh2=lh2/l=0.00128/0.09339=1.371% xn2=ln2/l=0.00047/0.09339=0.503% xch4=lch4/l=0.00128/0.09339=1.371% xar=lar/l=0.00016/0.09339=0.171%表4.7氨分离器出口液体组分含量（18点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数96.584%1.371%0.503%1.371%0.171%100%按式（4.7）计算的氨分离器出口气体含量：xnh3=(fnh3-lnh3)/l=(17.000%-0.0902)/0.90656=8.797%表4.8氨分离器出口气体含量（12点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数8.797%53.490%17.818%15.103%4.792%100%4.2.5冷交换器分离出的液体组成（17点）氨冷器出口气经冷却后，与新鲜补充气混合进入冷交换器，冷交换器出口气组成即合成塔入口气组成。因此，在冷交换器中分离出的液氨应与出口气成平衡。查小合成氨厂工艺技术与设计手册 下册【3】表1-4-4可得t17=6，p17= 29mpa的相平衡常数mi如下表：表4.9相平衡常数相平衡常数nh3h2n2ch4armi0.030549392430由气液平衡关系式（4.2）计算得冷交换器出口液体含量：表4.10冷交换器出口液体含量（17点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数97.663%1.09%0.457%0.630%0.160%100%4.2.6液氨贮槽驰放气和液相组成计算氨分离器出口液氨与冷交换器分出口液氨汇合于贮槽，由于减压溶解在液氨中的气体会解析出来和部分氨的蒸气形成弛放气。水冷后的氨分离器的液氨占总量的摩尔分数g可由下式计算:g=100%=(1+3%)(17%-8.797%) /(17%-3%)(1-8.797%)100%=66.17% 式（4.8）将已知数据代入式（4.10）得：g则氨分离器的分离液氨占66.17%，冷交换器分离液氨占33.83%。根据物料衡算有下式：x19,i=0.6617x18,+0.3383x17,i 式（4.9）按式（4.9）计算得液氨贮槽入口液体含量： 表4.11液氨贮槽入口液体含量（19点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数97.185%1.327%0.508%1.079%0.158%100%查小合成氨厂工艺技术与设计手册 下册【3】表1-4-4可得 t19=20，p19=2.1mpa的相平衡常数mi如下表：表4.12气液平衡常数相平衡常数nh3h2n2ch4armi0.598575620170540在液氨贮槽中，类似于闪蒸的过程，仍按氨分离的计算方法，假定一个v/l值，经过视差，求得计算结果，现按视差最后的v/l值，具体计算如下： 式（4.10）设v/l=0.0713代入式（4.10）计算得液氨中各个组分的物质的量（假定入贮槽液氨量f=1 kmol）：表4.13液氨中各组分物质的量kmol（19点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数97.186%1.326%0.509%1.079%0.158%100%则得出液体总含量：l=0.93341 kmol出口气体总含量： v=1l=0.06659 kmol计算气液比：0.07134计算误差=0.001 在允许范围内。 由式（4.5）计算得液氨贮槽出口产品液氨组分含量：表4.14液氨贮槽出口产品液氨组分含量（21点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数99.862%0.034%0.012%0.088%0.004%100%按式（4.7）计算得驰放气组分含量：表4.15 弛放气组分含量（20点）组分nh3h2n2ch4ar合计摩尔分数59.771%19.391%7.453%14.940%2.305%100%4.2.7 液氨贮槽物料衡算 以液氨贮槽出口1t纯液氨为基准，折成标准状况下的气体体积，以为单位计，则l21=1319.468按式l21,i=计算得液氨贮槽中各组分物质的量并列入下表：表4.16液氨贮槽中各组分体积（21点）组分nh3h2n2ch4ar体积1317.6470.4490.1581.160.053按v/l=0.0713计，则液氨贮槽弛放气体积：v20=0.0713l21=94.08m3 按v20,i=v20y20,i 计算得弛放气中各组分体积： 表4.17弛放气中各组分体积（20点）组分nh3h2n2ch4ar体积56.23318.243 7.012 14.0562.169液氨贮槽出口总物料的体积：l21+v20=1319.468+94.08=1413.548m3因此入口总物料也应与出口相等：l19=l21+v20 =1413.548m3入口物料各组分体积按l19,i=l21,i+v20,i计算得： 表4.18液氨贮槽入口各组分体积（19点）组分nh3h2n2c