年产8万吨合成氨装置中合成系统的设计.doc

学校代码：11059 学 号：0903024030Hefei University 毕业设计（论文）BACHELOR DISSERTATION 论文题目：8万吨/年合成氨装置中合成系统的设计学位类别： 工学学士 学科专业： 化学工程与工艺 作者姓名： 费磊磊 导师姓名： 程甲辰 完成时间： 2013年5月30日 8万吨/年合成氨装置中合成系统的设计中 文 摘 要本次课程设计任务为年产八万吨合成氨装置中合成系统的工艺设计，氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。通过查阅相关文献和资料，设计了年产八万吨合成氨厂合成工段的工艺流程，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。 关键词：氨合成；物料衡算；能量衡算The Design of 80kt/a Synthetic Ammonia ProcessAbstractThere are many types of Ammonia synthesis technology and process. Generally, they includes ammonia synthesis,separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic steps turnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process, in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is the ammonia synthesis section of an annual eighty thousand tons synthetic ammonia plant. By consulting the relevant literature and information, we designed the ammonia synthesis section of an annual eighty thousand tons synthetic ammonia plant, with the help of CAD technology, we designed piping and instrument diagram and equipment layout. Finally, we did the material balance accounting, and the energy balance accounting of the process, also we selected piping size and material according to the design operation of temperature, pressure and relevant standards. KEY WORD: Ammonia synthesis section; Material balance accounting; Energy balance accounting 目 录 第一章 合成氨综述11.合成氨工业在国民经济中的地位12.原料路线及资源开发利用13.未来我国合成氨工业发展方向2第二章 合成工序工艺计算41.物料衡算41.1计算依据41.2计算物料点流程51.3物料衡算52热量衡算322.1冷交换器热量计算322.2氨冷器热量计算352.3循环机热量计算382.4合成塔热量计算402.5废热锅炉热量计算432.6 热交换器热量计算452.7水冷器热量计算462.8氨分离器热量核算483主要设备计算483.1废热锅炉设备工艺计算483.2热交换器设备工艺计算533.3水冷器设备工艺计算603.4冷交换器设备工艺计算643.5氨冷器设备工艺计算72第三章 合成工序工艺流程简介771.氨合成反应的原理及特点772.合成工序工艺流程简述773.合成工序设计特点78附 表80结束语84参考文献85第一章 合成氨综述1.合成氨工业在国民经济中的地位合成氨工业是基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料,除石灰氮外,其它氮素肥料都是先合成氨,然后加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成硝酸,不仅可用来制造肥料(硝酸铵、硝酸磷肥等),亦是重要的化工原料,可制成各种炸药。氨、尿素和硝酸又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料一氧化碳、氢气合成气,可进行综合利用,以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列碳一化工产品。以做到物尽其用,减少排放物对环境的污染,提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向。国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。据资料统计:1997年世界合成氨年产量达103.9Mt。预计2000年产量将达111.8Mt。其化肥用氨分别占氨产量的81.7%和82.6%。我国1996年合成氨产量已达30.64Mt,专家预测2000年将达36Mt,2020年将增加至45Mt。即今后20年间将增加到现在的1.5倍。因而合成氨的持续健康发展还有相当长的路要走。未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。合成氨工业在国民经济中举足轻重。农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。所以,合成氨工业是农业的基础。它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。我国七十至九十年代先后重复引进30多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约。今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。当今走老厂改造扩建的道路,可使投资节省1/22/3。节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要作用。2.原料路线及资源开发利用提高天然气原料制氨的比重以天然气为原料制氨应是今后我国合成氨工业发展的方向。现世界天然气探明储量约相当于石油储量。世界天然气可采资源量为3.281014m3。资源探明度约59%，预计可采年限在65年以上。近期发现大有前途的冷冻天然气潜在资源,在地球上约有1.61015m3甲烷水化物冷冻成冰的天然气,其储量比已探明的天然气量高达数倍。这种位于海底的矿藏起码在海底800m处，最佳开采深度为4000m。在今后1015年中,钻井技术和从深层运出天然气都会有突破。我国海域辽阔，将会成为未来的丰富天然气资源。目前我国天然气在一次能源中只占2%，但天然气潜在资源丰富,遍布祖国疆域,已经评价的总资源储量为381012m3,其中陆地301012m3，海域81012m3，可探明地质储量13.21012m3，目前仅占探明资源的6%,到2000年，资源探明程度接近8%，而世界平均探明度为61%。国家正在加快规划勘探开发利用。另外还有301012m3的煤层气(主要成分为甲烷)资源量，可供开发利用。预计今后20年内，我国天然气占一次能源由目前的2%提高到8%时,其年开采量为1-1.11011m3。目前，世界生产合成氨走气原料的比重提高到80-98.2%，而我国仅占22-25%。当我国合成氨年产量发展到45Mt时，以使用天然气原料比重提高到50%计，年耗用天然气量约221010m3，占开采量的1/5左右。利用廉价水电电解水制氨开发我国水利资源十分丰富,潜在的水利资源达数亿万千瓦的水力发电,开发利用能提供廉价的电能，用以作水电解分离出氢气和氧气，再用氧气同水煤浆汽化生产合成氨、甲醇及碳一化工产品。合成气制氨和碳一化学品在水力资源丰富地区，开发建设水电同煤炭生产化肥、动力燃料及化工产品，亦是可靠的能源基础，可作为今后开发利用的方向。3.未来我国合成氨工业发展方向 3.1生产能力大型化目前国外合成氨生产规模发展趋势是提高单系列生产能力。未来氨装置单系列生产能力为日产2kt，尿素装置相应为3.5kt。新建单系列投资比双系列可降低20%。我国合成氨日产2kt大型系列应走老厂改扩道路，在现有日产1kt合成氨装置上采用在二段转化炉加氧，便可使生产合成气生产能力加翻，达日产2kt，再进行氨合成配套和将氨加工成尿素，采用高压变换气气提法在生产尿素的同时代替脱除CO2装置，以平衡增产氨和氨的加工产品的生产能力。这种改造投资还不到新建的1/2。将来天然气成网配置后,对30多套大型合成氨装置改扩后,每年就能够增产合成氨近10M，同时提高了天然气原料制氨的比重。3.2产品多样化当今,从制氨用合成气出发，在制取合成氨的同时，联产甲醇和碳一化工产品，已成为资源综合利用的有效途径。随着深度加工产品的不断开发，化学应用领域不断开拓，其在国民经济中的地位将愈显重要。3.3研究开发天然气制氨新工艺3.3.1开发天然气电热换热多媒体转化器。在等压下合成氨、甲醇、尿素新工艺,因其能耗低、投资省,利于模块化、系列化的中小规模生产装置,将是今后天然气制合成气的一种新工艺。3.3.2研究天然气分子重排制尿素工艺。在天然气(CH4)中,加入39%的富氧空气，通过分子重排而成尿素。其化学反应式:CH4+N2+1/2O2=(NH2)2CO天然气、富氧空气、尿素这将有待将来科学技术高度发展来变为现实。第二章 合成工序工艺计算1.物料衡算1.1计算依据 （1）产量：80000tNH3/年 即10.7527tNH3/小时（2）催化剂用量：7.0m3（3）精炼气成分，%表1.1H2N2CH4Ar小计744524.121.10.33 （4） 合成塔入口氨含量 NH3入=2.5000% （5）合成塔出口氨含量 NH3出=16.500%（6）合成塔入口惰性气体含量 CH4+Ar=15.000%（7）合成塔操作压力 32MPa（绝压）（8）精练气温度 40（9）水冷器出口气体温度 （10）循环机进出口压差 1.47MPa（11）年工作日 （12）计算基准 生产1吨氨1.2计算物料点流程图1.1 流程图1.2.3.4.5.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1.3物料衡算1.3.1合成塔入口气体成分根据计算依据： 入塔氨含量 入塔氩含量 入塔氢含量 =入塔气组分含量表1.2NH3CH4ArH2N2小计1.3.2合成塔出口气成分 以1000kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分；由以下式计算塔内生成氨含量： kmol 出塔气量=kmol 出塔氨含量 出塔甲烷含量 出塔氩含量 出塔氢含量 = 出塔氮含量 出塔气组分含量表1.3NH3CH4ArH2N2小计 1.3.3合成率 由式 =1.3.4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；分离器组分，液量其中进口物料组分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。见图所示图1.2 由气液平衡原理： （1） （2） 将（2）式代入（1）式得： （3） （4）液体组分 （5） （6） 气体组分 （7） 计算气、液步骤为：首先根据经验数据设值，将假定值与计算值进行比较直至在误差允许范围内。表1.4小计0.1650.13150.039350.498380.166121.0000已知分离器入口混合物组分查t=, p=29.1Mpa各组分平衡数据：表1.50.0988.20028.20027.50034.500设代入（3）式中计算各组分溶解液量kmolkmol kmol=0.0163 kmol kmol分离液体量 =0.079031+0.001425+0.000125+0.001627+0.000433=0.08264分离气体量 kmol计算气液比 误差= 分离液体组分含量液体中氨含量 液体中甲烷含量液体中氩含量 液体中氢含量液体中氮含量氨分离器出口液体含量表1.6NH3CH4ArH2N2小计1.7251.969 分离气体组分含量 气体氨含量 气体甲烷含量 气体氩含量 气体氢含量 气体氮含量氨分离器出口气体含量表1.7NH3CH4ArH2N2小计9.37114.14154.15118.0621.3.5 冷交换器气液平衡计算 根据气液平衡原理，由于冷交换器第二次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，便可解出。查，的平衡常数表1.8 0.025427517580 冷交换器出口液体组分含量出口液体中氨含量 出口液体中甲烷含量出口液体中氩含量 出口液体中氢含量出口液体中氮含量冷交换器出口液体含量表1.9NH3CH4ArH2N2小计0.06790.2581.3.6 液氨储槽气液平衡计算 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储槽，经减压后溶解在液氨中的气体会解吸。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。 水冷后分离液氨占总量的57.588%， 冷交分离液氨占总量的42.412% 液氨储槽气液平衡计算见图所示图1.3 以液氨储槽入口1Kmol液体为计算基准，即入口液体混合物组分含量：= 混合后入口甲烷含量： kmol 混合后入口氢含量： kmol 混合后入口氮含量： kmol 混合后入口氨含量： kmol混合后入口氩含量： kmol液氨储槽入口液体含量表1.10小计当t=17(由热平衡计算得)P=1.568MP平衡常数。表1.110.598170540575620 根据气液平衡原理 ；另设代入上式的；出口液体氨含量 kmol出口液体甲烷含量 kmol出口液体氩含量 kmol出口液体氢含量 kmol出口液体氮含量 kmol出口液体总量 =0.94005+0.00124+0.00004+0.00050+0.00013=0.94196kmol出口气体总量 kmol计算气液比误差= 假定正确出口液体组分含量出口液体氨含量 出口液体甲烷含量 出口液体氩含量 出口液体氢含量 出口液体氮含量 表1.12 液氨储槽出口液氨组分（%）NH3CH4ArH2N2小计99.7980.1310.0530.014出口驰放气组分含量驰放气氨含量驰放气氩含量驰放气氢含量驰放气氮含量驰放气甲烷含量 表1.13驰放气组分含量（%）NH3CH4ArH2N2小计48.42718.1041.92918.1046.8571.3.7液氨储槽物料计算 以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准（已给定）折立方米计算，液氨储槽出口液体量。 （标） NH3 CH4 标 Ar 标 H2 标 标 液氨储槽出口驰放气 标 其中 标 CH4 标Ar 标H2 标N2 标液氨储槽出口总物料液氨储槽进口液：由物料平衡：入槽总物料=出槽总物料 （标）入口液体各组分含量计算 其中 CH4 Ar H2 N2 入口液体组分含量核算，由得:入口液体中氨含量：入口液体中甲烷含量：入口液体氩中含量：入口液体中氢含量：入口液体中氮含量：1.3.8合成系统物料计算 将整个合成看作一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气；离开该系统的物料有放空气，液氨储槽弛放气，产品液氨，见图图1.4 合成物料计算示意图由前计算数据列如下表：表1.14名称氨气甲烷氩气氢气氮气气量（标）补充气0.0110.00330.74450.2412放空气0.093710.141400.042750.541510.18062弛放气0.484270.181040.019290.247070.0685781.355液氨0.997980.001310.000040.000530.000141320.317入塔气2.50011.5393.46261.87420.625出塔气16.50013.1153.93549.83816.162 根据物料平衡和元素组分平蘅求. 。 循环回路中氢平衡：（1） 循环路中氮平衡：（2） 循环路中惰性气体平衡：（3）循环路中氨平衡：（4）循环路中总物料平衡：=+-=+-81.355-1320.317=-+-1401.627（5）将（1）式与（2）式联立：（0.7445+0.2412）=（0.54151+0.18062+2*0.09371）+81.355（0.24707+0.06857+2*0.48427）+2*1320.3170.986=0.910+2745.109=0.923+2784.933（6）将（3）式（6）式联立求解：11.955=1645.260 =137.618代入（6）式得：=0.923*137.618+2784.933=2199.921联立方程（4）和（5）式0.165-0.025=0.09736+1325.896=+-1320.317将.代入上式得；=0.152+8318.857（7） =+1372.631（8）0.848=9691.487=11422.11 将代入（7）式得=0.152*11422.11+8318.857=10049.48m3（标）1.3.9合成塔物料计算 入塔物料: 其中 合成塔一出.二进物料,热交换气冷气进出物料等于合成塔入塔物料,即 出塔物料: 其中 合成塔生成氨量 废热锅炉进出口物料,热交换气热气进出口物料等于合成塔出塔 1.3.10 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 出器物料:在水冷器中部分氨被冷凝,由氨分离器气液平衡计算的,气液 固有如下方程: (1) (2) 将代入(2)式的: 出器气体成分由 其中 出器液体各组分由得: 1.3.11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器气液混合总物料.即:出器物料:气液混合物在气内进行分离,分别得到气体和液体.出器气体： ,出器液体: 氨分离器出口气体放空 1.3.12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: 其中 出器物料(热气): 设热气进口温度17(由热量计算核定)查t=17,P=28.42MP气相中平衡氨含量计算热气出口冷凝液氨含量,不计溶解在液氨中的气体.取过饱和度10%.故.设热气出口氨体积为,则: ，则冷交换器热气冷凝液氨量为: 冷交换器热气出口气量及组分: 其中 出口总气量： 出口气体总组分: 1.3.13氨冷器物料计算进气物料：氨冷气进气物料等于冷交换器出器物料加上新鲜气 进器气体组分含量 各组分百分含量 进氨冷器液量等于冷交换气冷凝液氨量 进器总物料出器物料:已知出气气体中氮含量为2.500%,设出塔气体中氨含量为b 则氨冷器中冷凝液量: 氨冷器出口总量: 279.832+292.664=572.496m3(标)氨冷器出器气体量: 各组分百分含量 出器总物料= 1.3.14 冷交换器物料计算 进器物料: 冷交换器进器总物料等于氨冷器出器总物料.其中气体入口,液体入口.由气液平衡计算得: 以进口物料为计算基准:即F=1或 将 代入上式 (3) (3)式中可由物料平衡和氨平衡计算式中冷交入口总物料：冷交热气出口总物料：冷交入口总氨物料：将（标），（标），（标）代入上式 所以所以 代入（3）式得：由可求出冷交换器冷凝液体量 冷凝液体量 出器物料：冷交换气（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷凝液体量,计算误差=核算氨分离器分离液氨白分率氨分离器分离液氨百分率 冷交分离液氨百分数 计算误差=1.3.15 液氨储槽物料计算 氨分离器入槽液体 冷交换器入槽液体 其中 入槽混合物料： 各组分物料含量： 百分含量 s 出槽物料：液氨储槽出口弛放气 出口液氨总物料 各组分百分含量液氨产量核算表1.15 物料计算汇总表N2H2CH4ArNH3总计氨冷器出口(气体)2摩尔分数%0.210.620.120.030.021.00m3/T(NH3)2342.657085.551316.18397.85278.5611420.79m3/h25189.7976188.7214152.504277.932995.22122804.16kmol/h1124.543401.28631.81190.98133.725482.33冷交器冷气出口345摩尔分数%20.6361.8811.543.462.50100.00m3/T(NH3)2355.067065.181317.52395.25285.4611418.47m3/h25323.2675969.7714166.864250.063069.49122779.42kmol/h1130.503391.51632.45189.73137.035481.22合成塔一次入口567摩尔分数%20.6361.8811.543.462.50100.00m3/T(NH3)2355.817067.431317.94395.38285.5511422.11m3/h25331.3275993.9614171.374251.413070.46122818.52kmol/h1130.863392.59632.65189.80137.075482.97合成塔二次出口8910摩尔分数%16.6149.8413.113.9316.50100.00m3/T(NH3)1669.505008.501317.93395.381658.1610049.48m3/h17951.6253854.8514171.334251.4017829.72108058.92kmol/h801.412404.23632.65189.79795.974824.06水冷器出口(气体)11摩尔分数%18.0654.1514.144.289.37100.00m3/T(NH3)1665.154992.131303.61394.12863.949218.94m3/h17904.8153678.8514017.294237.859289.7499128.54kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.38水冷器出口(液体)11摩尔分数%0.521.971.720.1595.63100.00m3/T(NH3)4.3516.3714.331.26794.22830.54m3/h46.82176.06154.0613.568540.008930.50kmol/h2.097.866.880.61381.25398.68氨分离器出口气12摩尔分数%18.0654.1514.144.289.37100.00m3/T(NH3)1665.154992.151303.61394.12863.959218.98m3/h17904.8653679.0014017.334237.869289.7799128.81kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.39放空气13摩尔分数%18.0654.1514.144.289.37100.00m3/T(NH3)24.8674.5219.465.8812.90137.62m3/h267.28801.30209.2563.26138.671479.76kmol/h11.9335.779.342.826.1966.06冷交换器热气进口14摩尔分数%18.0654.1514.144.289.37100.00m3/T(NH3)1640.304917.631284.15388.24851.059081.36m3/h17637.6052877.7613808.104174.609151.1097649.16kmol/h787.392360.61616.43186.37408.534359.34氨分离器出口液氨15摩尔分数%0.521.971.720.1595.63100.00m3/T(NH3)4.3516.3514.321.26794.22830.50m3/h46.76175.85154.0013.548539.978930.12kmol/h2.097.856.880.60381.25398.67冷交换器出口液氨16摩尔分数%0.260.830.430.0798.43100.00m3/T(NH3)1.484.742.460.39565.76574.83m3/h15.9350.9926.414.206083.416180.95kmol/h0.712.281.180.19271.58275.94冷交换器热气出口(气体)17摩尔分数%0.190.560.150.040.061.00m3/T(NH3)1640.304917.631284.15388.24571.228801.53m3/h17637.6052877.7613808.104174.606142.1594640.21kmol/h787.392360.61616.43186.37274.204225.01冷交换器热气出口(液体)17摩尔分数%0.000.000.000.001.001.00m3/T(NH3)0.000.000.000.00279.83279.83m3/h0.000.000.000.003008.953008.95kmol/h0.000.000.000.00134.33134.33氨冷器进口(气体)18摩尔分数%20.0060.4911.243.404.88100.00m3/hT(NH3) 2342.65H7085.551316.18397.85571.2211713.45 m3/h25189.8276188.8014152.524277.936142.15125951.22kmol/h1124.553401.29631.81190.98274.205622.82氨冷器进口(液体)18摩尔分数%0.000.000.000.001.001.00m3/T(NH3)0.000.000.000.00279.83279.83m3/h0.000.000.000.003008.953008.95kmol/h0.000.000.000.00134.33134.33氨冷器出口(液体)2摩尔分数%0.000.010.000.000.981.00m3/T(NH3)1.484.742.460.39565.76574.83m3/h15.9350.9926.414.206083.416180.95kmol/h0.712.281.180.19271.58275.94新鲜补充气摩尔分数%0.240.740.010.000.001.00m3/T(NH3)702.362167.9232.039.610.002911.92m3/h7552.2123311.02344.42103.330.0031310.97kmol/h337.151040.6715.384.610.001397.81驰放气组成20摩尔分数%6.8624.7118.101.9348.43100.02m3/T(NH3)5.5820.1014.731.5739.4081.37m3/h59.99216.14158.3716.87423.63875.00kmol/h2.689.657.070.7518.9139.06液氨贮槽进口液体21摩尔分数%0.411.481.170.1296.82100.00m3/T(NH3)5.7620.8016.461.631357.041401.69m3/h61.92223.65177.0017.5014591.8815071.95kmol/h2.769.987.900.78651.42672.86产品液氨19摩尔分数%0.010.050.130.0099.80100.00m3/T(NH3)0.180.701.730.061317.651320.32m3/h1.947.5218.630.6214168.2514196.96kmol/h0.090.340.830.03632.51633.792热量衡算2.1冷交换器热量计算示意图如下：图2.1（1） 热气进口温度 冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知（2） 冷气进口温度 为了保证合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器气体的氨含量必须小于或等于2.5%，设过饱和度为10%，则在该冷凝温度下的平衡氨含量为 查小氮肥厂工艺设计手册图平衡氨含量为2.27%时的冷凝温度 ，故冷气进口温度等于-10（3） 热气体带入热量 热气体在器内处与氨饱和区内，计算气体比热容时求常压下气体比热容，然后用压力校正的办法计算实际的气体比热容。查，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得：表2.1N2H2CH4ArNH3气体含量0.181 0.542 0.141 0.043 0.094 各组分分压Pa52.561 157.579 41.149 12.441 27.271 各组分在35度Cp31.350 29.511 39.919 21.318 82.764 热气体带入热量 （4） 冷气体带入热量查 时各组分比热容并计算的表2.2N2H2CH4ArNH3气体含量0.205 0.620 0.115 0.035 0.024 各组分分压Pa58.049 175.576 32.614 9.858 6.902 各组分在-10度Cp33.022 29.427 38.038 21.402 45.980 冷气体带入热量 （5）氨冷凝热 设热气体出口温度为20，热气体在器内由35冷却到20，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热 液氨冷凝放出热量 N2H2CH4ArNH3气体含量0.186 0.559 0.146 0.044 0.065 各组分分压Pa53.487 160.354 41.874 12.660 18.626 各组分在20度Cp30.012 29.260 39.710 21.318 79.420 表2.3 （6）液氨带入热量 查-10液氨比热容液氨带入热： （7）热气体带入热查，P=28.7MPa时的各组分在常压下，17 的摩尔比热容并计算得：热气体带出热量 （8）热气体中液氨带出热查20液氨比热容 （9） 冷气体中分离液氨带出热 （10）冷气体出口带出热 设 时各组分常压下比热容并计算的表2.4N2H2CH4ArNH3气体含量0.206 0.619 0.115 0.035 0.025 各组分分压Pa58.163 174.488 32.538 9.762 7.050 各组分在30度Cp31.935 29.511 39.710 21.318 48.906 （11）冷交换器热量负荷计算 （管内热气带入热+管内液氨冷凝热）-（管内热气带出热+管内液氨带出热） 2.2氨冷器热量计算（1） 气体带入热量由冷交换器热量计算的 （2） 气体中液氨带入热量 由冷交换器热量计算得（3） 氨冷器中气氨冷凝热查-10气氨冷凝热（小氮肥厂工艺设计手册。表10-1-1氨热力学性质） 则气氨冷凝热 （4） 新鲜气带入热量 P=31.37MPa 查压力下各组分气体比热容，表2.5N2H2CH4Ar气体含量0.241 0.745 0.011 0.003 各组分分压Pa75.664 233.550 3.451 1.035 各组分在40度Cp31.768 29.678 35.9