年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计设计说明

1、年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计1.绪论1.1 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别离出来。 由于受反响平衡影 响，氢氮混合气不能全部转化为氨， 反响后气体中一般只有 10%-20% 通常采用 冷冻的方法将已合成的氨别离，然后在未反响的氢氮混合气中补充新鲜气进行循环反响。氨合成反响是一个放热反响，而氨别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响热的设备，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本钱的 上下，它是合成氨厂节能减排的关键工序之一。根据合成氨反响中采用的压力、

2、温度及催化剂型号的不同，氨合成的方法可 以分为低压法 ( 15-20MPa 、中压法 (20-32MPa )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。1.2 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 年改良了合成技术，使氨的含量到达 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 争效劳 ；第一次世界大战结束后 ，转向为农业、工业效劳。随着科学技术的开展，对合成氨的需要量日益增长

3、。 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开展很 快，大型化、低能耗、清洁生产成为合成氨装置开展 主流，技术改良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 1

4、.763 亿吨 NH3 已增加到 2021 年的 4.652 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2021 年中国合成氨新建或拟建工程产能达 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，工程总投资 8亿元，建设周期为 2021 年-2021 年；潞安矿业 集团有限责任公司方案投资年产合成氨 30 万吨建设周期为 2021-2021 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，工程总投资 25 亿元；山西同德化工

5、股份 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 2021 年 -2021 年，工程总投资为 8.4399 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。2021 年初年国务院研究通过保障化肥生产供给， 促进化肥行业改革和开展的 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 平安给予了极大的重视，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

6、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，新建装置工程方案延展受到国家产业政策的鼓励，当前我国尿 素供给依旧紧张，今后 5-10 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。1.3 合成氨工业的开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

7、 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、本钱低 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。节能和降耗合成氨本钱中能源费用占较大比重， 合成氨生产的技术改良重 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，那么可以简化流程、减少能耗、降低本

8、钱。1.4 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 本局部组成， 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。氨合成是将纯洁的氢、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局部。氨合成反响 在较高压力和催化剂存在的条件 下进行，由于反响后气体中氨含量不高，一般只 有 10%20% 故采

9、用未反响氢氮气循环的流程。 氨合成反响式如下：N+3H 2NH(g) H =-92.4kJ/mol1.5 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 平安可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反响温度、 空间速度和气体组成等。氨合成反响是气体体积缩小的反响，提高压力有利于反响平衡向右移动。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响的 平衡和反响速度都有利，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 的上下，是影响氨合成生产中能 量消耗的主要因素之一

10、。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别离，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 下反响温度一般较高，催化剂使用寿命也比拟 短，操作管理比拟困难。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 。合成氨反响是一个可逆放热反响，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

11、学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反响温度。实际生 产中还要考虑反响速率的要求。 为了提高反响速率，必须使用催化剂才能实现氨 合成反响。而催化剂必须在一定的温度范围内才 具有活性，所以氨合成反响温度 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 C。反响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，即最正确温度。就整个反响过程来说，随着反响的进行，转化率不断增加，最正确温度随转化率增加而降低。在实际生产中， 应尽可能沿着最正确温度曲线进行。反响温度的控

12、制还与催化剂的使用时间有关。 新的催化剂因活性比拟高， 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 C。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别离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨在氨别离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。贮槽压力一般为1.6?1.8 MPa ，此时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大局部可减 压释放出来。1.6 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， 并使气体中局部

13、气氨冷凝管外蒸气 的气氨经沫除器别离掉液氨后，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别离器，别离液氨 , 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局部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，另一局部循环气直接 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

14、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 反响，反响后气体与塔顶引入的第一冷凝气混合进入第二轴向层反响气体进入 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， 0.8MPa 的蒸汽 ,气体温度降低到 217 C 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

15、气 混后开始下一个 循环。2工艺计算2.1物料衡算计算依据(1) 产量：W=37.88tNH 3/h(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73.1625.171.290.38100.000(4)合成塔入口氨含量：NH3入=2.00%合成塔出口氨含量：NH3出=17.00%合成塔入口惰性气体含量：AR +CH 4=18.00%(5) 合成塔操作压力：30Mp a (设备及管道造成的压力降；设备及管道的冷热量损失；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 C(7) 水冷器冷却水温度：25 E(8) 循环机进出

16、口压差：2.97MPa(9) 年工作日：330天(10)计算基准：生产一吨液氨计算物料点流程1 -郵勺；g、3 r 4跆勺6.7,8.9.10 Jh 1£. 14,17.18 m13 輕气:3 0 戦凤15.兼氨图1物料恒算流程图合成塔入口气组分由计算依据得入塔氩含量y5AR=18.00%0.381.29 0.38入塔氢气含量入塔氨含量:y5H2=100-(2.00+15.19+4.48) X (3/4) Xy NH 3=2.000%100%=58.77%1.29 =4.48%1.29 0.38入塔甲烷含量：y CH4=18.00%=15.19%入塔氮含量 ：y5 N2=100-(2

17、.00+15.19+4.48) X (1/4) X 100%表2入塔气组分含量%NH3CH4ARH2N2合计2.0015.194.4858.7719.56100合成塔出口气组分以lOOOkmol入塔气作为计算基准求出塔气组分塔内生成氨含量：NnH3y 8nh=250.77 kmolN 5( y 8NH 3 - y 5NH 3 )出塔气量N8=入塔气量-生成氨含量=1000-250.77=749.23kmol出塔氨含量：y8NH3 =17.00%出塔甲烷含量：y8CH4=a y5CH4 = 749 ° 15.19%=20.27%4.48%=5.98%出塔氩含量：y8AR = NsN8y

18、8AR =1000749.23100%=| (1-0.17-0.20-0.06) 100%y8H2 =(1-y8NH3-y8CH4-y8AR)4出塔氢气含量：=42.75%出塔氮含量y8N2 =100%2.1 5合成率由式2( yNH 3,出yNH 3，入"y NH 3,出)(1 - y NH 3,出yi，入)=1 (1-0.17-0.20-0.06) 100%=14.25%100% 得.得表3出塔气组分含量%NH3CH4ARH2N2合计17.0020.275.9842.7514.25100式中a氨合成率，%;yi进合成塔气体中惰性气体含量,摩尔分率2 ( y nh3 出yNH 3

19、入)C,合成率"yNH3, 出100%(1-yNH3,出i，入y100% =32.05%2 (17%-2% )2.1 6氨别离器气液平衡计算'1 + 17% 1-2%-18% 设氨别离器进口气液混合物 F，进口物料组分 m i;别离气相组分yi,气量V; 别离液相组分xi,液量L,其中进口物料组分 m 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。女口图所示。由气液平衡原理Fm(i)=Vy(i)+Lx(i)=m(i)K(i)=也,(K(i)组分i平衡常数)x(i)将(1 )(2)式代人( 1)式得 :lCH3= 11=)呦

20、w(3)(5)(6)1 =L(i)K(i)L= L(i)液体组分：X (i)二岁V=F-L=1-L气体组分：皿=A Ki+1 Lxi V w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45 6式计算V/L 值，将假定值与计算值进相比拟直至在误差允许的范围内。别离器入口混合物组分如下表表4别离器入口混合物组分 m imNH3mCH4mARmH2mN2合计0.17000.20270.05980.42750.14251.0000表5t=30C, P=17Mpa各组分平衡常数KNH3KCH4KarKH2KN20.10419.55045

21、.57068.23057.333设V/L=10代入3式中计算各组分溶解液量ITINH 30.170LAr=m =mCH40.20270.0001 kmol(V/L)Ka1 10 45.570LH2 =Ln2 =别离液体量:mH 20.0006 kmol(V/L)K H21 10 68.230mN 20.14250.0002 kmol(V / L)K N2 110 57.333L=L NH3 + LCH4 + LAr + LH2 + LN2=0.0833+0.0010+0.0001+0.0006+0.0002=0.0852Kmol别离气体量:V=1-L=1-0.0852=0.9148(古=V&#

22、176;.9148 =10.7370.0852计算气液比：误差令10737 10 1 00%=7.37%10别离液组分含量 液体中氨的含量：97.77%Lnh30.0833XNH3=100%L 0.0852液体中甲烷的含量：Lch 40.0010Xch4 =100%1.17%L 0.0852液体中氩的含量：Lar 0.0001 X ar = JL 0.0852100%0.12%液体中氢的含量：30.0006X H2=100%0.70%L 0.0852液体中氮的含量：Ln20.0002Xn2=100% 0.06%L 0.0852表6别离器出口液体含量%NH3CH4ARH2N2合计97.771.1

23、70.120.700.06100别离气体组分含量气体氨含量yNH3 =mNH3 LNH3V0.仃000.0833100%9.20%气体甲烷含量：mci Lex 0.2027yCH4 =0.0010100%17.05%0.9148气体氩含量mARLar 0.0598 0.0001yAR=0.9148 气体氢含量：mH2 LH20.42750.0006yH2=0.9148100%3.53%100%53.67%气体氮含量：=AA =100%0.914816.55%NH3CH4ARH2N2合计9.2017.053.5353.6716.55100y v表7别离器出口气体含量%2.1.7冷交换器气液平衡计

24、算根据气液平衡原理 x i =y 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，由合成塔入口气体含量y i和操作条件下的别离温度可查出K i，便可解出x i 。表8 t=-10 C, P=17Mpa的平衡常数0.9148KNH3KCH4KarKH2KN20.0249.5052.1187.2084.30冷交换器出口液体组分含量出口液体中氨含量：yNH30.02XNH3=100%98.52%Knh 30.0203出口液体中甲烷含量：ycH 40.1519XCH4=100% 3.0%KCH449.50出口液体中氩含量：_yAR 0.0448Xar= 一=100% 0.09%Ka

25、r 52.11出口液体中氢含量：Xh2=aa = 05877 100%0.68%Kh287.20出口液体中氮含量：XN2 二竺二04956 100%0.41%Kn284.30表9冷交换器出口液体含量NH3CH4ARH2N2合计98.520.300.090.680.411002.1.8液氨储槽气液平衡计算由于氨别离器出口别离液体和冷交换器出口别离液体集合后进入液氨储槽，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 后别离液氨占总量的百分数。(1 y 5NH 3)( y 8NH 3 yNH 3.分)G%=-亠 100%(1 0.02)(0.17 0.0954)(0.17

26、 0.02)(1 0.0954)水冷后别离液氨占总量的 54.11%，冷交别离液氨占总量的45.89%。以液氨储槽入口 1kmol液体为计算基准，即 L=1kmol，入口液体混合后组分含量:m0i=L15X15i + L16X16i=G%L oX15i=(1-G%)L oX16i=0.5411x 15, 0.4589 为 6混合后入口氨含量：moNH3=0.5411 0.9790+0.4589 0.9852=0.9818混合后入口甲烷含量：mocH4=0.5411 0.0117+0.4589 0.003=0.0077混合后入口氩含量：moAr=0.5411 0.0012+0.4589 0.00

27、09 =0.0011混合后入口氢含量：moH2=O.5411 0.0063+0.4589 0.0068 =0.0076混合后入口氮含量：moN2=O.5411 0.0018+0.4589 0.0041=0.0056表10液氨储槽入口液体含量mONH3mOCH4mOArmOH2mON2合计98.180.770.110.380.56100表11当t=17C由热平衡计算得P=1.500Mpa平衡常数KNH3KCH4KarKH2KN20.051342.2558.0592.7675.18moi根据气液平衡原理Li= V1-Ki设V = 0.08,代入上式得L出口液体氨含量:0.9818m°NH

28、 30.9777kmolLnH3=-1(V) Knh 30.0513 0.08L出口液体甲烷含量m °h 4LCH4=-1(生)K 10.00770.08 42.2500.0017 kmolLAr=- m °=0.00111( VL )1 0.08 58.05Ka出口液体氩含量：0.0002kmolm oh 20.00380.0006kmol出口液体氢含量1 0.08 92.760.0008kmol1(VL) Kn2 1 0.08 75.18Ln2=- moN2 _0.0056出口液体氮含量 出口液体总量:L= Lnh3 +Lch4 +LAr +Lh2 +L N2=0.97

29、77+0.0017+0.0002+0.0006+0.0008=0.981Kmol出口气体总量V=1-L=1-0.981=0.019Kmol出口0.081 0.08误差=100% 1.25%液008组分其中，出口液体氨含量：1 nh30.9777，/99.66%Xnh3=100%计算气液比(v 厂=v= 0.019 =0.081L L 0.981L 0.981出口液体甲烷含量XCH4 =100%0.17%出口液体氩含量LarXar=出口液体氢含量0.981O CO O100%0.02%L 0.981lh氏 0.0006X H2=L 0.981100%0.06%出口液体氮含量：LN2XN2= L0

30、.0008100%0.09%0.981表12液氨储槽出口液氨组分%NH3CH4ARH2N2合计99.660.170.020.060.09100出口弛放气组分含量弛放气氨含量:yNH3=M -NH-'41.58%Lnh3 = 0.9818 0.97771000.019弛放气甲烷含量:M 0CH 4yCH4 =Or。曲仓。曲0.019100%18.58%弛放气氩含量:M 0ar Lar0.0011 0.0002yAR=100%4.73%0.019弛放气氢含量:M 0H 2 I H20.0038 0.0006yH2=100%29.84%0.019弛放气氮含量:yN2=M 0N2 Ln20.0

31、0560.0008100%5.27%0.019NH3CH4ARH2N2合计41.5818.584.7329.845.27100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1000 22.4L19=1322.14Nm30.9966 17其中：氨L19nh3=L19X19nh3 = 1322.14 99.66% 1317.64m3甲烷L19CH4 :=L19X19CH4= 1322.14 0.17%2.45 m3氩L19Ar =:L19X19AR = 1322.14 0.02%0.26m3氢L19H2=L19X19H2 = 1322.140.06%0.79m3氮

32、L19N2=L19x19N2 = 1322.140.09%1.19m3液氨储槽出口弛放气V= 0.08 LV2o=O.O8L 19=O.O8 1322.14=105.77 m3其中：氨V2ONH3=V2oy2ONH3 =105.77 41.58%=43.979 m3甲烷 V2ocH4=V2oy2ocH4=105.77 18.58%=19.652 m3氩V20AR=V2oy2OAR=105.77 4.73%=5.003 m3氢V2OH2=V2oy2OH2=105.77 29.84%=31.561 m3氮V2ON2=V2oy2ON2=105.77 5.27%=5.574 m3液氨储槽出口总物料 =

33、L19+V2o=1322.14+105.77=1427.91m3 液氨储槽进口液体由物料平衡：入槽总物料二出槽总物料L21=L19+V2o=1427.91m3入口液体各组分含量计算L21i = L19i + L20i其中：氨L21nh3=1317.64+43.979=1361.619 m3甲烷 L21 ch4=2.45+19.652=22.102 m3L2iAr=0.26+5.003=5.263 m3L21H2 0.79+31.561=32.351 m3L2iN2=1.19+5.574=6.764 m30i = U 得:L21入口液体中组分含量核算，由m入口液体中氨含量：L21nh 31361

34、.619moNH3 =L21100%96.16%1428.由上得L21=1428.1 m3 1入口液体中甲烷含量：22.102L21CH 4叫 4 =工 7100%1.55%1428.1L21AR俺 100% 0.37%5*= L211428.1入口液体中氩含量：入口液体中氢含量：L21H 232.351m0H =100% 1.44%2L211428.1入口液体中氮含量：L21N26.764m0N =100% 0.48%即 m°iM0i合成系统物料计算0i2 L211428.1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

35、氨贮槽驰放气 V驰，产品液氨L氮如右图所示：由前计算数据列入下表表14名称NHsCH4ArH2N2气量补充气0.01290.00380.73160.2517V补放空气0.09200.17050.03530.53670.1655V放弛放气0.41580.18580.04730.29840.0527105.77液氨0.99660.00170.00020.00060.00091322.14入塔气0.02000.15190.04480.58770.1956V入出塔气0.17000.20270.05980.42750.1425V出根据物料平衡和元素组分求：V补，V 放, V臥,V人 循环回路中氢平衡:V

36、 补 yH2 &=V 放 yH2 放 +V 弛 yH2 弛+3/2V 放 yNH3 放+3/2V 弛 yNH3 也+3/2L nh3循环回路中氮平衡：V 补 yN2 补=2 放 yN2 放 +V 弛 yN2 弛+3/2V 放 yNH3 放+3/2V 弛 yNH3 弛+3/2L nh3 2 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 入二 V 放 yNH3 放 +V 弛 yNH3 弛 + L NH3循环回路中总物料平衡：V A=V

37、出+V补-V放-V弛丄NH3由(1)、 (2)、 ( 3)、 ( 4)、 ( 5)可解得:V 放=130.76 m3V 补=2980.23 m3V 入=11408.41 m3V 出=9982.35 m3合成塔物料计算入塔物料：V5= V 入=11408.41 m3其中 NH3 V5NH3 = 11408.41 X 0.0200=228.168 m3CH4 V5CH4 = 11408.41 X 0.1519=1732.973 m3ArV5AR = 11408.41 X 0.0448=511.097 m3H2 V5H2 = 11408.41 X 0.0587=6704.725 m3N2 V5N2

38、= 11408.41 X 0.1956=2231.485 m3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 =11408.41 m3出塔物料： V8 =9982.35 m3其中NH3V8NH3 =9982.35 0.17=1697.000 m3CH4V8CH4 =9982.35 0.2027=2023.422 m3ArV8ar =9982.35 0.0598=596.945 m3H2V8H2 =9982.35 0.4275=4267.425 m3N2V8N2 =9982.35 0.1425=1422.485 m3合成塔生成氨量：VNH3 = V8NH3

39、-V5NH3 =1468.832 m3=1114.739 Kg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 V8 = V9= V10 =9982.35 m3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=9982.35 m3出器物料：在水冷器中局部气氨被冷凝，由氨别离器气液平衡计算得，气液比 V/L= 10故有如下方程：V11 出/L 11 出=V/L= 101V11 出 + L11 出=L10 入=9982.352将V11出=10L 11出，代入2得：9982.35L 11 出=907.486 m311V 11 出=9982.35-907.48

40、6=9074.864 m3出器气体组分由 Vni=Vn出yui得其中NH3 V11 NH3 =9074.864 0.0920=834.887 m3CH4 V11CH4 =9074.864 0.1705=1547.264 m3Ar V11AR =9074.864 0.0353=320.343 m3H2 V11H2 =9074.864 0.5367=4870.480 m3N2 V11N2 =9074.864 X 0.1655=1501.890nB出器液体各组分由 L 11i = V8i -V11i其中NH3 L11 NH3 =1697.000-834.887=862.113 m3CH4 L11CH

41、4 =2023.422-1547.264=476.158 m3ArLhar =596.945-320.343=276.602 m3N2H2L11H2 =4870.480-4267.455=603.025 m3L11N2 =1501.890-1422.485=79.405 m32.1.13 氨别离器物料计算进器物料：氨别离进器总物料等于水冷器出器气液混合物总物料。出+L 11 出=9074.864+907.486=9982.35 m3出器物料：气液混合物在器内进行别离，分别得到气体和液体。出器气体：V12 = V11 出=9074.864 m3 ，出器液体：L 15=L 11 出=907.486

42、 m3 ，氨别离器出口气体放空 V13=130.76 m3 其中：NH3 V 1 3NH3 =130.76 0.092=12.030 m3CH4 V 1 3CH4 =130.76 0.1705=22.295 m3Ar V13AR =130.76 0.0353=4.616 m3H2 V13H2 =130.76 0.5367=70.179 m3N2 V13N2 =130.76 0.1655=21.640 m32.1.14 冷交换器物料计算进器物料：进器物料等于氨别离器出口气体物料减去放空气量 :V14 = V12 -/13=9074.864-130.76=8944.104 m3其中：NH3 V14

43、NH3 =8944.104 0.0920=822.858 m3CH4V 1 4CH4 =8944.104 0.1705=1972.175 m3Ar V 14AR =8944.104 0.0353=584.050 m3H2V14H2 =8944.104 0.5367=4174.213 m3N2V14N2 =8944.104 0.1655=1390.808 m3出口物料热气：设热气出口温度17C，查t=17C, p=30Mpa，气相中平衡氨含量 y* =5.5口冷凝液氨量时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度故 V17NH3=5.5% 1.1=6.05% .设热气出口氨体积为 a，贝U :a0.0

44、605 解得 a=522.975 m38944.104 522.858 a即 V11 = V11%, 计算热气出10%，冷交换器热气冷凝液氨量为:L 17NH3 =V 14NH3 =822.858-522.975=299.883 m3冷交换器热气出口气量及组分其中：NH 3V17NH 3=V14NH 3i_17nh3 =522.975 m3CH 4 V17CH 4 =:V14CH 4L17CH4=1972-175 m3ArV17 Ar =V |4ArAr =584.050 m3V17H 2H2:V14H2L17H =4174.213 m3N2 V17N 2=V14N2i_17n2 =1390.

45、808m3出口总气量：Vi7=Vi4_Li7NH3 =8944.104-299.883=8644.221 m3出口气体各组分6.05%522 975NH3 V 17NH3 /V17=100%8644.2211972.175CH4 V 17CH4 /V17=8644.221100%22.81%ArV17AR /V17 =584.0508644.221100%6.76%H2V17H2 /V17 =4174.2138644.221100%48.28%N2V17N2 /V 17 =1390.808100%16.10%8644.2212.1.15 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

46、料加上补充新鲜气物料Vi=2980.23 m3其中：CH4 ViCH4 =2980.23 0.0129=38.44m3ArV1ar =2980.230.0038=11.32m3H2V1H2 =2980.230.7316=2180.34m3N2V1N2 =2980.230.2517=750.34m3V18进器气体物料=V1+V17=2980.23+8644.22=11624.45m3进器气体组分含量Vl8i=Vli+Vl7i其中：NH3 Vi8 NH3 = Vi7NH3=522.975m3CH 4 V18CH4 =38.44+1972.175=2021.615m3Ar V 18Ar =11.32

47、+584.050=595.37m3H2 V18H2 =2180.34+4174.213=6354.553m3N2 V18N2 =750.12+1390.808=2140.924m3各组分百分含量 yi8i=Vi8i N18 其中:NH3 yi8 NH3 = 522.975100%4.50%11624.45CH4 y18CH411624.45100%17.30%Ar y18AR595.37100%5.12%11624.45V18H2.6354.553H2100%54.67%11624.45y18N2,2140.928N2 =100%18.41%进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：L 18= L 18

48、NH3 = L 17NH3 =299.883m3出器物料:出器气体中氨含量为2.00%设出器气体中氨含量为bm3, b 0.0211624.45 522.975 进器总物料=V18 + L 18 =11624.45+299.883=11924.333m3解 b =222.030m3那么氨冷器中冷凝液氨量：L18= V18 - =522.975-222.030=300.945m3氨冷器出器总液氨量：L 2NH3 = L 18NH3 + L 18NH3 =299.883+300.945=600.828m3氨冷器出器气体量:V2=V18 - b=11624.45-300.945=11323.505m

49、3其中：NH3 V2NH3 =222.030m3CH4 V2CH4 =V18CH4=2021.615m3Ar V2ar =V 18AR=595.370m3H2 V2H2 =V18H2=6354.553m3N2 V2N2 =V18N2=2140.924m3 各组分百分含量 y2i=V2i N2222 030其中：NH3 y2 NH3 = 222.030100%1.96%11323.505CH4 y2CH4 = 2021.615100%17.76%11323.505Ary2AR :11323.505100%5.25%y2H2-6354.553H211323.505100%56.12%N2y2N22

50、140.924100%18.91%11323.505出器总物料=V2 + L 2NH3 =11323.505+600.828=11924.333m3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V2 =11323.505m3液体入口 L 2NH3 =600.828m3由气液平衡计算得：以 Ikmol进口物料为计算基准：式中的EnH/可由物料平衡和氨平衡计算収XNH3yNH3FT将 YNH30.02, X NH30.9852代入上式，xNH3mNH3xNH3yNHa但 0.9852 m nhsmNHa得-1.0210.98520.020.9652mNH3V 2nh

51、 3V2即F =1V2V 5V17V8 V13l15V2NH3V2NH3|_17nh3L18nh3式中V2 冷交入口总物料；Vp 冷交热气出口总物料；V2NH3 冷交入口总氨物料；970.486m3将 V8 9982.35m3 V 130.46m3 L 15V 9982.35-130.76-970.486=8944.104m3V2 =2980.23+8944.104=11924.334m3V2,NH3 =222.03+299.883+300.945=822.858m3<? mNHaV2NH31V2822.85811924.3340.069代入3式得V1.0210.0690.949 L1 V0.0510.9652L0.051V0.9490.054由扌可求出冷交换器冷凝液体量Ll6V30.05V冷凝液体量L=0.0505V 3=0.05 XI1924.333=596.217m3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。V3 = V2 -L 16 11924.333 596.217 11328.116m3其中：NH3V3 nh3 =11328.116>0.02=226.562m3CH 4 V3CH4 =11328.116 0.1519=1720.741m3Ar V3ar =11328.11