年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计_毕业设计说明书_2

1绪论11合成氨简介在高温高压和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成的为氨的混合气中冷凝分离出来。由于受反应平衡影响，氢氮混合气不能全部转化为氨，反应后气体中一般只有1020，通常采用冷冻的方法将已合成的氨分离，然后在未反应的氢氮混合气中补充新鲜气进行循环反应。氨合成反应是一个放热反应，而氨分离过程又要消耗大量的冷量。在氨合成系统中合理设计回收反应热的设备，可降低冷量的消耗。氨合成工段的生产状况直接影响到合成氨厂生产成本的高低，它是合成氨厂节能减排的关键工序之一。根据合成氨反应中采用的压力、温度及催化剂型号的不同，氨合成的方法可以分为低压法（1520MPA）、中压法2032MPA和高压法三种。目前合成氨厂普片采用的采用的是低压法和中压法。12合成氨概况合成氨是重要的无机化工产品之一，最早是由德国化学家哈伯于1902年研究出来的，其原理是由氮气和氢气在一定条件下直接合成氨，并于1908年申请专利。后来，他继续研究，于1909年改进了合成技术，使氨的含量达到6以上。合成氨工业起初是因为制作炸药而被重视，在20世纪初期形成规模，为战争服务第一次世界大战结束后,转向为农业、工业服务。随着科学技术的发展，对合成氨的需要量日益增长。20世纪50年代后氨的原料构成发生重大变化，近数十年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产成为合成氨装置发展主流，技术改进主要方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。合成氨工业已有一个世纪的历史，在国民经济中占有重要地位。合成氨在农业上有非常重要的地位，氮肥，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。同时，合成氨也是大宗化工产品之一，世界每年合成氨有80用来生产化学肥料，20作为其它化工产品的原料。据IFA全球合成氨产能的调查，统计从2007年的1763亿吨NH3已增加到2012年的4652亿吨NH3，增加量的三分之一将通过产能改造实现，其余三分之二将通过全球范围内近50套生产装置的开车实现，其中有一半来自中国。2008年中国合成氨新建或拟建项目产能达300万吨，其中平安化肥有限责任公司设计年产合成氨15万吨、硝铵30万吨，项目总投资8亿元，建设周期为2009年2010年；潞安矿业集团有限责任公司计划投资年产合成氨30万吨建设周期为20092011年，总投资为28亿元；中国石油青海油田分公司投资建设年产合成氨45万吨，前期工作已开始，项目总投资25亿元；山西同德化工股份有限公司08年投资建设年产合成氨18万吨、硝酸铵10万吨、甲醇3万吨、尿素22万吨。山西省临汾市建设年产18万吨合成氨、年加工30万吨尿素的生产装置。该项目建设周期为2008年2010年，项目总投资为84399亿元；安徽三星化工有限责任公司投资年产50万吨合成氨100万吨尿素6万吨三聚氰胺工程。2009年初年国务院研究通过保障化肥生产供应，促进化肥行业改革和发展的政策，标志着国内化肥市场化改革的正式启动，国家对支持农业生产、保障粮食安全给予了极大的重视，为了调动农民的种田积极性，各项农资补贴大幅度提高。这些政策不但调动了农民种田、购肥的积极性，也成为支撑化肥市场的信心，国内化肥市场产能大量释放。春节过后，随着供电和运输逐步恢复，尿素和硝酸企业开始复工或加大生产负荷，春季用肥季节的逐渐临近，各地尿素市场开始出现回暖，对合成氨市场需求也逐渐上升，来自CHEMSINO分析预测,09年合成氨市场仍将保持稳定，新建装置项目计划延展受到国家产业政策的鼓励，当前我国尿素供应依旧紧张，今后510年内，我国尿素的需求将增加1000万吨以上，合成氨行业景气度依旧看好。13合成氨工业的发展趋势原料路线的变化方向煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故，到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。节能和降耗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，主要方向是研制性能更好的催化剂、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。与其他产品联合生产合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品，则可以简化流程、减少能耗、降低成本。14合成氨的工艺流程合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都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。由于本设计主要研究氨合成过程中的合成工段，所以对于原料制备和气体净化过程不做介绍，以免影响读者参阅，如有兴趣可查看其相关资料。氨合成是将纯净的氢、氮混合气加压到高压，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1020，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下N23H22NH3GH924KJ/MOL15工艺流程的选择合成氨的生产工艺条件必须满足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反应温度、空间速度和气体组成等。氨合成反应是气体体积缩小的反应，提高压力有利于反应平衡向右移动。压力增加平衡常数增大，因而平衡氨含量也增大。所以，提高压力对氨合成反应的平衡和反应速度都有利，在一定空速下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨合成压力的高低，是影响氨合成生产中能量消耗的主要因素之一。主要能量消耗包括原料气压缩功、循环气压缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气压缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因而循环气压缩功减少，同时压力高也有利于氨的分离，在较高气温下，气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。但是压力高、时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反应温度一般较高，催化剂使用寿命也比较短，操作管理比较困难。所以。要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采用1532MPA。合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡氨含量必定减少。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。实际生产中还要考虑反应速率的要求。为了提高反应速率，必须使用催化剂才能实现氨合成反应。而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400500。反应温度不能低于活性温度，在活性温度范围内选用较低温度，也有利于延长催化剂的使用寿命。在合成氨生产过程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反应速率的温度，即最佳温度。就整个反应过程来说，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。反应温度的控制还与催化剂的使用时间有关。新的催化剂因活性比较高，可采用较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高810。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。本设计采用冷凝法。一般含氨混合气体的冷凝分离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨在氨分离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。贮槽压力一般为1618MPA，此时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部分可减压释放出来。16合成工段工艺流程简述由高压机送来的新鲜气与冷凝塔一次出口循环气混合送入氨冷器，在氨冷器内，气体走管内，液氨走管外，由于液氨的蒸气吸取热量，气体被进一步冷却，并使气体中部分气氨冷凝管外蒸气的气氨经沫除器分离掉液氨后，去氨气柜或硝铵车间。氨的高压混合气，自氨冷器出来，进入冷凝塔下部的氨分离器，分离液氨,除氨后的混合气，再经过冷凝塔上部的热交换器与循环机气体换热，二次出冷凝塔。自冷凝塔二次出口的循环气其中一部分进入合成塔上部一次入口，气体沿着内件与外箱间环隙向下冷却塔壁后，进入下部换热器管外，另一部分循环气直接进入塔外气气换热器冷气入口，通过管外并与管内废锅口出来气体换热后，设有副线气流分成四股，其中二股作为冷凝气分别从塔顶进入菱形分布器和层间换热器，一股为塔底副线，另一股进入合成塔下部二次入口与一次入口气体混合，通过下部热交换器与管内气体换热后与塔底副线气混合，由内中心管进入第一轴层反应，反应后气体与塔顶引入的第一冷凝气混合进入第二轴向层反应气体进入层间换热器管内与第二冷凝气换热降低气体温度进入径向层，第二冷凝气换热后提高自身温度进入外中心管与内中心管，气体混合进入第一轴向层，径向层自里向外径向流出，通过整个触媒层进入下部换热器管内，与管外换热后出塔进入废锅炉，与脱氧水换热副产品，08MPA的蒸汽,气体温度降低到217以下,进入气气换热器,气流经与管外气体换热器降温后进入水冷器,后进入循环机,补充压力,经滤油器除去油圬后,进入冷凝塔上部的热交换器,出热交换器后与新鲜气混后开始下一个循环。2工艺计算21物料衡算211计算依据（1）产量W3788T/H3NH（2）催化剂用量70M3（3）精炼气成分见下表表1精炼气成分组分H2N2CH4AR合计摩尔分数73162517129038100000（4）合成塔入口氨含量NH3入200合成塔出口氨含量NH3出1700合成塔入口惰性气体含量ARCH41800（5）合成塔操作压力30（设备及管道造成的压力降；设备及管道AMP的冷热量损失冷交换器及氨冷器中溶解在液氨中的气量均忽略不计）（6）精炼气温度35（7）水冷器冷却水温度25（8）循环机进出口压差297MPA（9）年工作日330天（10）计算基准生产一吨液氨。212计算物料点流程图1物料恒算流程图213合成塔入口气组分由计算依据得入塔氨含量Y5NH32000入塔甲烷含量Y5CH418001519380291入塔氩含量Y5AR1800448入塔氢气含量Y5H210020015194483/41005877入塔氮含量Y5N210020015194481/41001956表2入塔气组分含量（）NH3CH4ARH2N2合计200151944858771956100214合成塔出口气组分以1000KMOL入塔气作为计算基准求出塔气组分塔内生成氨含量NNH325077KMOL38NH55Y1出塔气量（N8）入塔气量生成氨含量10002507774923KMOL出塔氨含量17003NHY出塔甲烷含量202748CHY854CHY1059723出塔氩含量5988ARY85NARY10487923出塔氢气含量Y8H21Y8NH3Y8CH4Y8AR100101702000610043434275出塔氮含量Y8N21Y8NH3Y8CH4Y8AR1004110170200061001425表3出塔气组分含量（）NH3CH4ARH2N2合计1700202759842751425100215合成率由式得101123,33）（）（，入，出出，入，出INHNHYYY式中氨合成率，；进合成塔气体中惰性气体含量,摩尔分率。IY101123,33）（）（合成率，入，出出，入，出INHNHYY320520（7）（）（8）216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MI；分离气相组分YI,气量V分离液相组分XI,液量L,其中进口物料组分MI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F1KMOL。如图所示。由气液平衡原理FMIVYILXIMI1KI,KI组分I平衡常数（2）IXY将（2）式代人（1）式得KI1ILXMVLI31IKL4IL液体组分XI5IVFL1L6气体组分YI7VIILM计算气、液组分的步骤为首先根据经验数据设（V/L）值，查操作条件下的（T，P）平衡常数（KI）代入（3）计算L（I），然后根据（4）（5）（6）式计算（V/L）值，将假定值与计算值进相比较直至在误差允许的范围内。已知分离器入口混合物组分如下表表4分离器入口混合物组分M（I）MNH3MCH4MARMH2MN2合计017000202700598042750142510000表5T30，P17MPA各组分平衡常数KNH3KCH4KARKH2KN2010419550455706823057333设（V/L）10代入（3）式中计算各组分溶解液量LNH3KMOL3/1NHKVM0170834LCH4KMOL4/C2195LARKMOLARKVM/1059801147LH2KMOL2/H6623LN2KMOL2/1NKV014507分离液体量LLNH3LCH4LARLH2LN2008330001000001000060000200852KMOL分离气体量V1L10085209148计算气液比10737LV0914852误差737LV107310分离液组分含量液体中氨的含量XNH3LNH30819752液体中甲烷的含量XCH4CH408液体中氩的含量XARLAR1012852液体中氢的含量XH2H2670液体中氮的含量XN2LN2010685表6分离器出口液体含量（）NH3CH4ARH2N2合计9777117012070006100分离气体组分含量气体氨含量YNH3VLMNH3301783109294气体甲烷含量YCH4CH44275018气体氩含量YARVLMAR590350148气体氢含量YH2H227560536709148气体氮含量YN2VLMN2221表7分离器出口气体含量（）NH3CH4ARH2N2合计920170535353671655100217冷交换器气液平衡计算根据气液平衡原理X（I）Y（I）/KI，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Y（I）和操作条件下的分离温度可查出KI，便可解出X（I）。表8T10，P17MPA的平衡常数KNH3KCH4KARKH2KN20024950521187208430冷交换器出口液体组分含量出口液体中氨含量XNH33NHKY0219852出口液体中甲烷含量XCH44CHY5903出口液体中氩含量XARARKY810952出口液体中氢含量XH22HY76880出口液体中氮含量XN22NKY19564143表9冷交换器出口液体含量NH3CH4ARH2N2合计9852030009068041100218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析，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。G1011588333分分NHNHYY0279454水冷后分离液氨占总量的5411，冷交分离液氨占总量的4589。以液氨储槽入口1KMOL液体为计算基准，即L01KMOL，入口液体混合后组分含量M0IL15X15IL16X16IGL0X15I1GL0X16I1516489II混合后入口氨含量M0NH30541109790045890985209818混合后入口甲烷含量M0CH4054110011704589000300077混合后入口氩含量M0AR0541100012045890000900011混合后入口氢含量M0H20541100063045890006800076混合后入口氮含量M0N20541100018045890004100056表10液氨储槽入口液体含量M0NH3M0CH4M0ARM0H2M0N2合计9818077011038056100表11当T17（由热平衡计算得）P1500MPA平衡常数KNH3KCH4KARKH2KN2005134225580592767518根据气液平衡原理LIIIKLVM10设（）008，代入上式得LV出口液体氨含量LNH3KMOL310NHKM09810975出口液体甲烷含量LCH4KMOL410CHV070171825出口液体氩含量LARKMOLARKM100085出口液体氢含量LH2KMOL210HV03068927出口液体氮含量LN2KMOL210NKM05608871出口液体总量LLNH3LCH4LARLH2LN209777000170000200006000080981KMOL出口气体总量V1L109810019KMOL计算气液比0081LV9810误差25出口液体组分含量其中，出口液体氨含量XNH3LNH30971968出口液体甲烷含量XCH4CH40791出口液体氩含量XARLAR202981出口液体氢含量XH2H2606981出口液体氮含量XN2LN209981表12液氨储槽出口液氨组分（）NH3CH4ARH2N2合计9966017002006009100出口弛放气组分含量弛放气氨含量YNH3VLMNH3300981710458弛放气甲烷含量YCH4CH440019弛放气氩含量YARVLMAR020473弛放气氢含量YH2VLMH22003861029849弛放气氮含量YN2N22055701表13弛放气组分含量（）NH3CH4ARH2N2合计415818584732984527100219液氨储槽物料计算以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算，液氨储槽出口液体量。L19NM102413967其中氨L19NH3L19X19NH3131764M96甲烷L19CH4L19X19CH4M132407245氩L19ARL19X19ARM氢L19H2L19X19H2M氮L19N2L19X19N2M91液氨储槽出口弛放气（）008VV2000800813221410577M19L其中氨V20NH3V20Y20NH310577415843979M甲烷V20CH4V20Y20CH410577185819652M氩V20ARV20Y20AR105774735003M氢V20H2V20Y20H210577298431561M氮V20N2V20Y20N2105775275574M液氨储槽出口总物料L19V2013221410577142791M液氨储槽进口液体由物料平衡入槽总物料出槽总物料L21L19V20142791M入口液体各组分含量计算L21IL19IL20I其中氨L21NH3131764439791361619M甲烷L21CH42451965222102M氩L21AR02650035263M氢L21H23156132351M790氮L21N211955746764M由上得14281M21入口液体中组分含量核算，由M0I得21LI入口液体中氨含量03NHM213L690648入口液体中甲烷含量40CH21415入口液体中氩含量0RAM21L56303748入口液体中氢含量20H1214入口液体中氮含量20NM12L674088即合成系统物料计算IIM2110合成系统物料计算将整个合成看做一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽驰放气V驰，产品液氨L氨，如右图所示由前计算数据列入下表表14名称3NH4CRA2H2N气量补充气00129000380731602517V补放空气0092001705003530536701655V放弛放气041580185800473029840052710577液氨0996600017000020000600009132214入塔气0020001519004480587701956V入出塔气0170002027005980427501425V出根据物料平衡和元素组分求V补，V放，V出，V入。循环回路中氢平衡V补YH2补V放YH2放V弛YH2弛3/2V放YNH3放3/2V弛YNH3弛3/2LNH31循环回路中氮平衡V补YN2补V放YN2放V弛YN2弛3/2V放YNH3放3/2V弛YNH3弛3/2LNH32循环回路中惰性气体平衡V补YCH4补YAR补V放YCH4放YAR放V弛YCH4弛YAR弛3循环回路中氨平衡V出YNH3出V入YNH3入V放YNH3放V弛YNH3弛LNH34循环回路中总物料平衡V入V出V补V放V弛LNH35由1、2、3、4、5可解得V放13076MV补298023MV入1140841MV出998235M2111合成塔物料计算入塔物料V5V入1140841M其中NH3V5NH3114084100200228168MCH4V5CH41140841015191732973MARV5AR114084100448511097MH2V5H21140841005876704725MN2V5N21140841019562231485M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V5V6V71140841M出塔物料V8998235M其中NH3V8NH39982350171697000MCH4V8CH4998235020272023422MARV8AR99823500598596945MH2V8H2998235042754267425MN2V8N2998235014251422485M合成塔生成氨量VNH3V8NH3V5NH316970002281681468832M1114739KG废热锅炉进出口物料，热交换器热气进出物料等于合成塔出塔物料，即V8V9V10998235M2112水冷器物料计算进器物料水冷器进气物料等于热交换器热气进出物料，即V10入998235M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/L10故有如下方程V11出/L11出V/L10（1）V11出L11出L10入998235（2）将V11出10L11出，代入（2）得L11出M9835074861V11出9982359074869074864M出器气体组分由V11IV11出Y11I得其中NH3V11NH3907486400920834887MCH4V11CH49074864017051547264MARV11AR907486400353320343MH2V11H29074864053674870480MN2V11N29074864016551501890M出器液体各组分由L11IV8IV11I其中NH3L11NH31697000834887862113MCH4L11CH420234221547264476158MARL11AR596945320343276602MH2L11H248704804267455603025MN2L11N21501890142248579405M2113氨分离器物料计算进器物料氨分离进器总物料等于水冷器出器气液混合物总物料。即V11V11出L11出9074864907486998235M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9074864M，出器液体L15L11出907486M，氨分离器出口气体放空V1313076M其中NH3V13NH313076009212030MCH4V13CH4130760170522295MARV13AR13076003534616MH2V13H2130760536770179MN2V13N2130760165521640M2114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V14V12V139074864130768944104M其中NH3V14NH3894410400920822858MCH4V14CH48944104017051972175MARV14AR894410400353584050MH2V14H28944104053674174213MN2V14N28944104016551390808M出口物料（热气）设热气出口温度17，查T17，P30MPA，气相中平衡氨含量55，Y计算热气出口冷凝液氨量时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10，故V17NH35511605设热气出口氨体积为A，则解得A522975M06589410528冷交换器热气冷凝液氨量为L17NH3V14NH3A822858522975299883M冷交换器热气出口气量及组分其中522975M3NH317V314NH37L1972175M4C4C4AR584050MAR17R1AR7V14H24174213M22H21H1390808M17N2714NL出口总气量V17V14L17NH389441042998838644221M出口气体各组分NH3V17NH3/V1705612864975CH4V17CH4/V1728ARV17AR/2V17H2/V1773482N2V17N2/V1719016086422115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V1298023M其中CH4V1CH4298023001293844MARV1AR298023000381132MH2V1H229802307316218034MN2V1N22980230251775034MV18（进器气体物料）V1V172980238644221162445M进器气体组分含量V18IV1IV17I其中NH3V18NH3V17NH3522975MCH4V18CH4384419721752010615MARV18AR113258405059537MH2V18H221803441742136354553MN2V18N27501213908082140924M各组分百分含量Y18IV18I/V18其中NH3Y18NH35041624975CH4Y18CH4310ARY18AR1254623759H2Y18H267401N2Y18N21845629进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18L18NH3L17NH3299883M进器总物料V18L18116244529988311924333M出器物料已知出器气体中氨含量为200，设出器气体中氨含量为BM，029754162B解B222030M则氨冷器中冷凝液氨量L18V18B522975222030300945M氨冷器出器总液氨量L2NH3L18NH3L18NH3299883300945600828M氨冷器出器气体量V2V18B116244530094511323505M其中NH3V2NH3222030MCH4V2CH4V18CH42010615MARV2ARV18AR595370MH2V2H2V18H26354553MN2V2N2V18N22140924M各组分百分含量Y2IV2I/V2其中NH3Y2NH39610513CH4Y2CH4760ARY2AR25153279H2Y2H26064N2Y2N291851329出器总物料V2L2NH31132350560082811924333M2116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V211323505M，液体入口L2NH3600828M，由气液平衡计算得以1KMOL进口物料为计算基准即F133312NHNNHXYMLF将代入上式，9850,233Y33NHVXY得965201209853NHM式中的可由物料平衡和氨平衡计算3NHM332NHVM3333217781522718NHNNHVL式中冷交入口总物料；2V冷交热气出口总物料；17冷交入口总氨物料；32NH将998235M，13046M，970486M81315L998235130769704868944104M172V298023894410411924334M22203299883300945822858M3,NH代入（3）式得0693419285233M601V51VL549L由可求出冷交换器冷凝液体量。V16305L冷凝液体量L00505V00511924333596217M3出器物料冷交换器（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷凝液体量。V3L16M216328759614其中NH3V3NH311328116002226562MCH4V3CH411328116015191720741MARV3AR1132811600448507499MH2V3H211328116058776657534MN2V3N211328116019652215779M计算误差3510170163284校核氨分离器液氨百分数G分156LX1670985217904872117氨贮槽物料计算进槽物料氨分离器入槽液体L158907486M其中NH3L15NH390748609777887249MCH4L15CH49074860011710617MARL15AR907486000121089MH2L15H2907486000076352MN2L15N2907486000062117M冷交换器入槽液体L16596217M其中NH3L16NH359621709852587393MCH4L16CH459621700031789MARL16AR5962170000905372MH2L16H2596217000673995MN2L16N2596217000231303M入槽混合物料L21L15L169074865962171503703M各组分物料含量L21IL15IL16I其中NH3L21NH38405095873931427902MCH4L21CH410617178912406MARL21AR108905371626MH2L21H26352399510347MN2L21N2211713713488M百分含量X21NH3L21I/L21其中NH3X21NH395710735924CH4X21CH4816ARX21AR1087031562H2X21H264N2X21N2420173508出槽物料液氨贮槽出口驰放气V2010577M其中NH3V20NH3105770415843979MCH4V20CH41057701858196552MARV20AR10577004735003MH2V20H2105770289430609MN2V20N210577005275757M出口液氨总物料L19L21L201427902439791383923M其中NH3L19NH3L21NH3L20NH3150370310577127993MCH4L19CH4L21CH4L20CH419652124067246MARL19ARL21ARL20AR500316263377MH2L19H2L21H2L20H2306091034720262MN2L19N2L21N2L20N23488575729123M各组分百分含量其中NH3X19NH39781092387CH4X19CH464146ARX19AR02192387H2X19H258160N2X19N217909238液氨计算核算NH3385422热量衡算221冷交换器热量计算（1）热气进口温度冷交换器热气紧搂温度等于水冷器气体出口温度，由题意知T25（2）冷气进口温度为了保证合成塔入口氨含量在20，出氨冷气气体的氨含量必须等于或小于20，设过饱和度为10，则在该冷凝器下的平衡氨含量为821012Y3NH查知平衡氨含量此时，冷凝温度T210O，故冷气进口温度等于10O3热气体带入热量热气体在器内处于氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容。查T1425，P30MPA时的各组分比热容并计算得表15T1425，P30MPA时的各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量016550536701705003530092各组分分压MPA46651400166151959276各组分在25度CP56430531207185438372148975CP65622KJ/（KMOL）热气体带入热量Q14V14CP14T14KJ/TNH79560254210893（4）冷气体带入热量查T210，P30MPA时的各组分比热容并计算得表16T210，P30MPA时的各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量0195605877015190044800200各组分分压MPA586817631455713440600各组分在35度CP495334414157057321036897CP47115KJ/（KMOL）冷气体带入热量Q2V2CP2T23T/740238101547013NHKJ（5）氨冷凝热设热气体出口温度为15，热气体在器内由35冷却到15，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH31698334KJ/KMOL液氨冷凝放出热量Q冷3T/485731698204839NHKJ（6）液氨带入热量查10时液氨比热容CP4556KJ/KMOL液氨带入热Q2LKJ/TNH942180564127596）（3（7）热气体带出热查T1715，P30MPA时的各组分比热容并计算得CP50745KJ/（KMOL）CP14CPCP50850KJ/KMOL热气体带入热量Q17V17CP17T17KJ502861504268（8）热气体中液氨带出热查15时液氨比热容CP4765KJ/KMOL液氨带出热Q17LKJ/TNH2718046241528393（9）冷气体中分离液氨带出热18189942KJ/TNHL216310冷气体出口带出热Q3Q14Q2Q冷Q2LQ17Q17LQ2L65505579523817274045473348181899422800615051880427118189942572795759KJQ3V3CP3T3T333651261284759PPPCVQ设T330，P30MPA时的各组分比热容并计算得表17T330，P17MPA时的各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量01956058770151900448002各组分分压MPA586817631455713440600各组分在30度CP596305312071755373628276476482036704875190153951P56582KJ/KMOLT3152（11）冷交换器热量负荷计算Q放（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）887345342KJ222氨冷器热量计算（1）气体带入热量17Q由冷交换器热量计算得Q2800615053/KJTNH（2）气体中液氨带入热量17L由冷交换器热量计算得188042713/T（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INH31295633KJ/KMOL，则气氨冷凝热Q冷082951763127429503KJ/TNH（4）新鲜气带入热量Q1表18T135，P30MPA时的各组分比热容N2H2CH4AR气体含量02517073160012900038各组分分压MPA75512194803870114各组分在40度CP54005504536111235530然后用叠加的方法计算实际的混合热容CP153012609453716054217051428KJ/（KMOL）所以新鲜气带入热量Q1V1CP1T12394801072842983/KJTNH氨冷器收入总热量QQ冷Q117L22800615051880427129591708223948031078342629653/KJTNH（5）氨冷器入口混合气温度T18计算有热平衡Q18QQ冷V18CP18T18V18LCP18LT188342629652959170825383458833/KJTNH所以T181818LPVLP19T1827，P30MPA时的各组分比热容并计算得N2H2CH4ARNH3气体含量0189105612017760052500196各组分分压MPA567316836532815750588各组分在30度CP5414850169646643609813785CP54476KJ/（KMOL）由T126查小氮肥厂工艺设计手册液氨的比热容CP18L4865KJ/（KG）代入上式T18278654024765913与假设一致。混合后氨冷器入口热气温度26。（6）由冷交换器热量计算Q22381727403/KJTNH（7）气体中液氨带出热量Q2L由冷交换器热量计算Q2L181899423/T（8）液氨蒸发吸收热量Q吸有热量平衡计算2LQ吸入8342629652831727401818994210906256473KJ/TNH查25液氨焓INH3530123KJ/KMOL（由液氨贮槽来）15蒸发焓INH3,91542223KGINH3INH3，9INH3，L154222352012310121KJ/KG9冷冻量计算WQ吸/INH3KG762102941065表20氨冷器热量平衡汇总表3KJ/TNH收方支方气体带入热量17Q280061505气体带出热量2Q238172740液氨带入热量L18804271液氨带出热量L18189942气体中氨冷凝热冷2959170冷冻量吸1090625647新鲜气带入热1239480107小计834262965小计834262965223循环机热量计算（1）循环机出口气体温度计算由小氮肥厂工艺设计手册得循环气中各组分的绝热指数如表17表21循环气中各组分的绝热指数NH3CH4ARH2N21K009201705003530536701655根据公式1IYK入得K26541KPT出入出入由前已知T入30273303KP出30,P入2703得PAMPAMT出30311102826301201K3820138（2）气体带入热量由前计算Q35727957953KJ/TNH（3）压缩功1211K240ZPVPWK入出P2703P30K2654,Z2113,Z1102入AM出A式中V122020PT3/MIN将上述数据带入压缩功计算公式得W82132KW压缩热Q3600W360082132295675200W3KJ/TNH（4）气体带出热量有热平衡得Q4Q3Q572795759295675200868470959W3J/T因为Q4V4CP4T4所以CP4KJ/KMOLV5817108429567表22T438，P30MPA时的常压下各组分比热容并计算得N2H2CH4ARNH3气体含量01956058770151900448002各组分分压MPA586817631455713440600各组分在30度CP5693053120717553736282764CP56582KJ/KMOL误差07610PC581627计算正确。气体带出热量Q44763587883KJ/TNH表23循环机热平衡汇总表（）3KJ/TNH收方支方气体带入热量3Q572795759气体代入热量4Q868470959压缩热N295675200小计868470975小计868470975224合成塔热量计算合成塔热量计算示意图图2合成塔进出口热量计算示意图（1）环隙温升T6的计算（2）设合成塔环隙高度H14000M,由经验公式知，环隙每米温升按156OC计,则合成塔一出温度T6为T6T5156H381561460OC（3）气体带入热量5Q由前计算4868470959,因油分离器内无温升变化（忽略热损失）3KJ/TNH。所以54868470959（4）气体反应热R设合成塔二出温度370OC假定气体在塔内先温升至出口温度后再进行氨合成反应。在压力P30MP下的气体反应热简化计算式为R115993216T,将T370OC带入得HR1159932163701278892KCAL/（KMOL）3TNH53457686KJ/KMOL3TNH由物料平衡计算知氨产量1114739M3标49765KMOL3NHV则合成塔内反应热R（HR）Q3NH53390471497652656976789KJ5二次入塔气体带入热量7Q由热平衡知768损R5V7CP7T7T77PV）（）（损6合成塔一出气体带出热量6Q表24T60OCP30MPA混合气体热容N2H2CH4ARNH3气体含量01956058770151900448002各组分分压MPA5868176314557134406各组分在56度CP4638944391589383172663954计算得CP646817KJ/KMOLOC。61430645172Q6081742103KJ/TNH7合成塔二出气体带出热量8Q当T370OCP30MPA表25T60CP30MPA混合气体各组分比热容N2H2CH4ARNH3气体含量01425042750202700598017各组分分压MPA4275128256081179451各组分在56度CP367173536366211250858185CP845117KJ/KMOLOC8V8CP8T86571423391Q3701452393KJ/TNH8合成塔热损失根据经验公式损AWFWTWTB,设塔壁温度TW63OC，空气温度57OC，塔外壁高H20M,外径D26M。则AW0209TW3344020963334446607KJ/HOC损46607FTWTBQ466073142624575205233823KJ/TNH9合成塔二入温度计算将上式数据带入T7温度计算式中得7231865TPC设T7190OC，P30MPA查小氮肥厂工艺设计手册附图151至1518的各组分气体比热容并计算得N2H2CH4ARNH3气体含量01956058770151900448002各组分分压MPA5868176314557134406各组分在190度CP3356532645505782308257475CP735617KJ/KMOLOC则T7451963528误差1000757T104591假设值与计算值基本相符，计算有