年产8万吨合成氨合成工段工艺设计本科毕业设计

毕业设计年产8万吨合成氨合成工段工艺设计前言本设计就合成车间的工艺生产流程，着重介绍化工设计的基本原理、标准、规范、技巧和经验。本设计内容是根据鲁南化肥厂有限公司合成车间的生产实际情况而设计的，确定优化的工艺流程、工艺条件、设备选型及其他非工艺专业等内容。在全面介绍化工设计的基础知识上，重点阐述工艺流程设计、物料和能量衡算及车间布置等内容，并结合工艺计算、工程经济，力求体现当今化工设计的水平。本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。由于作者自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。作者：郑贵尹2113年07月24日目录第一章总论 61.1概述 61.2氨的性质 61.2.1氨的物理性质 61.2.2氨的化学性质 71.3原料气来源 71.4文献综述 91.4.1合成氨工业的发展 91.4.2合成氨工业的现状 91.4.3合成氨工业的发展趋势 101.5设计任务的项目来源 10第二章流程方案的确定 112.1生产原理 112.2各生产方法及特点 112.3工艺流程的选择 122.4合成塔进口气的组成 14第三章工艺流程简述 163.1合成工段工艺流程简述 163.2 工艺流程方框图 17第四章工艺计算 184.1物料衡算 184.1.1新鲜气流量的确定 184.1.2计算反应的转化率x 194.2热量衡算 204.2.1计算依据： 204.2.2对氨冷器的热量衡算 204.2.3对冷凝塔作热量衡算 234.2.4对合成塔作热量衡算 244.2.5对废锅作热量衡算 274.2.6对气—气换热器作热量衡算 284.2.7对水冷器作热量衡算 294.2.8对氨分离器作热量衡量 314.2.9循环机热量衡算 31第五章设备选型及设计计算 335.1合成塔的设备计算 335.1.1对触媒筐的设备计算 335.1.2废锅的设备计算 33第六章车间布置 38第七章“三废”治理及综合利用 397.1“三废”的产生及污染 397.1.1废气污染危害 397.1.2废水污染危害 407.1.3工业废渣对环境的污染 417.2“三废”治理原则 41第八章 结束语 43第九章 致谢 44参考文献 45附录 47年产8万吨合成氨合成工段工艺设计作者：郑贵尹身份证号码系方式摘要]：合成氨生产任务设计决定了生产合成氨的规模，设备的要求以及工艺流程的状况。本设计所采用的方法是半水煤气合成法，其主要原料是煤和氮气，利用煤来生成氢气，而本设计主要是对合成塔工段的设计，故所用原料直接采用氮气和氢气，其以合成塔为主要设备，在氨冷器、水冷器、气—气交换器、循环机、分离器、冷凝塔等辅助设备的作用下，以四氧化三铁为触媒，在485—500℃的高温条件下来制得氨气。本设计要求要掌握合成塔的工作原理，生产的工艺路线，并能根据工艺指标进行操作计算。在工艺计算过程中，包含物料衡算，热量衡算及设备选型计算等。生产的氨的用途和产生的三废在本设计也有所提到，在合成效率方面也有进一步研究。[关键词]：半水煤气合成法合成塔催化剂Theyearproduces80,000tonstosynthesizeanammoniatosynthesizeaworksegmentatechnologicaldesignNameofstendent:AbstractThemissiondesignofsynthesizingtheammoniaproductioncomestoadecisionproductiontosynthesizeammoniacscale,therequestoftheequip.mentsandtheconditionofthecraftprocess.Themethodthatthisdesignadoptsishalfwatercoalgastosynthesizeamethod,itthemainrawmaterialiscoalandnitrogenspirit,makinguseofcoalfuturelifehydrogen,butthisdesignmainlyisadoptnitrogenspiritandhydrogentowardssynthesizingtowerworkasegmentofdesigning,pastlytherawmaterialuseddirectly,itwithsynthesizetowerformainequip.ments,intheammoniacoldmachine,watercoldmachine,annoy-spiritexchanger,circulationmachine,separatemachine,congealedtoweretc.assistanceequip.mentsoffunctionunder,withfouroxidizethreeironsforaccelerant,at485-500℃heatconditionscomedownmakeammoniaspirit.Thisdesignrequestsandcontrolworkprincipleofsynthesizingthetower,produceofcraftroute,andcancarryonanoperationcalculationaccordingtothecraftindexsign.Includematerialbalanceinthecraftthecalculationtheprocess,heatbalance[keywords]:semiwatergassynthesizemethodsynthetictower第一章总论1.1概述氨是一种重要的含氮化合物。氮是蛋白质质中不可缺少的部分，是人类和一切生物所必须的养料；可以说没有氮，就没有蛋白质，没有蛋白质，就没有生命。大气中存在有大量的氮，在空气中氨占78％（体积分数）以上，它是以游离状态存在的。但是，如此丰富的氮，通常状况下不能为生物直接吸收，只有将空气中的游离氮转化为化合物状态，才能被植物吸收，然后再转化成人和动物所需的营养物质。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。目前，固定氮最方便、最普通的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业在国民经济中，氨占有重要地位，特别是对农业生产有着重大意义。氨主要用来制作化肥。液氨可以直接用作肥料，它的加工产品有尿素、硝酸铵、氯化氨和碳酸氢氨以及磷酸铵、氮磷钾混合肥等。氨也是非常重要的工业原料，在化学纤维、塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素作为氮元素的来源生产己内酰胺、尼龙-6、丙烯腈等单体和尿醛树脂等产品。由氨制成的硝酸，是各种炸药和基本原料，如三硝基申苯，硝化甘油以及其它各种炸药。硝酸铵既是优良的化肥，又是安全炸药，在矿山开发等基本建设中广泛应用。氨在其他工业中的应用也非常广泛。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨及其加工产品都是不可缺少的。例如制冷、空调、食品冷藏系统大多数都是用氨作为制冷剂。1.2氨的性质1.2.1氨的物理性质氨在常温下是无色气体，比空气轻，具有刺激性臭味，能刺激人体感官粘膜空气中，含氨大于0.01％时即会引起人体慢性中毒。气态氨易溶于水，成为氨水，氨水呈弱碱性。氨在水中的溶解度随压力增大而降低。氨水在溶解时放出大量热。氨水中的氨极易挥发。常压下气态氨需冷却到-33.35℃（沸点）才能液化。而在常温下需加压到0.87时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热。1.2.2氨的化学性质⑴氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物,并能进一步与水作用,制得硝酸：4NH3+5O24NO+6H2O⑵氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应：2NH3+H2SO4=(NH4)2SO4NH3+HNO3=NH4NO3NH3+HCl=NH4ClNH3+H3PO4=NH4H2PO4⑶氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵,进一步脱水成为尿素：2NH3+CO2=NH4COONH2NH4COONH2=CO(NH2)2+H2O⑷氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵：NH3+CO2+H2O=NH4HCO3氨可与盐生成各种络合物，如CuCl2•6NH3、CuSO4•4NH3。氨与空气(或氧)的混合气,在一定浓度范围内能发生剧烈的氧化作用而爆炸.在常温常压下,氨与空气爆炸界限为非作15%～28%(NH3)。100℃,0.1MPa下，爆炸界限为14.5%～29.5%(NH3)。1.3原料气来源原料气主要有两部分：氮气、氢气。氮气主要是从空气中提取。氢气是从半水煤气中提取的，以煤为原料，在一定的高温条件下通入空气、水蒸气或富养空气-水蒸气混合气，经过一系列反应生成含有一氧化碳、二氧化碳、氢气、氮气、及甲烷等混合气体的过程。在气化过程中所使用的空气、水蒸气或富养空气-水蒸气混合气等称为汽化剂。这种生成的混合气称为煤气。煤气的成分取决于燃料和汽化剂的种类以及进行汽化的条件。根据所用汽化剂的不同，工业煤气可分为下列四种。空气煤气：以空气为汽化剂制取的煤气，又称为吹风气。水煤气：以水蒸气（或水蒸气与氧的混合气）为汽化剂制取的煤气。混合煤气：以空气和适量的水蒸气为汽化剂制取的煤气，一般作燃料用。半水煤气：是混合煤气中组成符合（H2+CO）/N2=3.1～3.2的一个特例。可用蒸气与适量的空气或蒸气与适量的富养空气为汽化剂制得，也可用水煤气与吹风混合配制。本设计采用半水煤气，半水煤气经过净化后得到纯净的氢气，再配制适量的氮气，成为合成氨的原料气。半水煤气生产的工艺流程：在吹风阶段中，空气由煤气发生炉的底部吹入，由炉顶排出吹风气。吹风气送入燃烧蓄热室，在此通入助燃空气使吹风气中的一氧化碳燃烧。再将吹风气送入废热锅炉以产生水蒸气。吹风气被冷却至200℃左右，由烟囱排入大气。在上吹阶段中，由煤气发生炉炉底吹入空气-水蒸气混合气，半水煤气由炉顶排出。半水煤气经过燃烧室加热蓄热砖（此时不加助燃空气），再依次经过废热锅炉、洗气箱、洗气塔送入气柜。在下吹阶段中，水蒸气与空气混合，经燃烧室回收蓄热砖的热量后，从煤气发生炉顶部吹入（空气较水蒸气略迟通入），从炉底排出半水煤气。下吹煤气直接经洗气箱及洗气塔送入气柜。在二次上吹阶段中，空气-水蒸气混合气由炉底吹入，流向与上吹阶段完全相同。在空气吹净阶段，从炉底吹入空气，产生吹风气将半水煤气经燃烧室、废热锅炉、洗气箱及洗气塔送入气柜。1.4文献综述合成氨工业是氮肥工业的基础，也是一些工业部门的重要原料，它的迅速发展促进了一系列科学技术和化学合成工业的发展，随着科学技术的发展，合成氨工业在国民经济中的作用必将日益显著。1.4.1合成氨工业的发展合成氨工业在20世纪初期形成，开始用氨作火炸药工业的原料，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，对氨的需要量日益增长，近30年来合成氨工业发展很快。目前，全国有规模以上基础化肥生产企业近1000家，其中，氮肥厂约500家，合成氨年生产能力30万吨以上的大型企业有26家，合成氨年生产能力10万吨以上的中型企业也有100多家，其他还有800多家小氮肥厂也生产合成氨，而其产量约占氮肥总量的60%。但我国合成氨工业还不够发达，比外国的氮肥企业还有些距离。据有关资料统计，世界合成氨产能已超过1.76亿吨/年，主要生产能力分布在俄罗斯约有35家氮肥厂，合成氮平均规模为40万吨；美国有50多家氮肥厂，合成氨平均规模在30万吨以上。1.4.2合成氨工业的现状我国合成氨工业存在一些特殊问题，一是氮肥资源紧张。国际上以天然气为原料的氮肥占85%。而我国氮肥原料以煤为主，天然气仅占20%，我国氮肥行业急需解决采用成熟的粉煤气化技术，以本地粉煤代替无烟块煤。建议针对不同企业采用不同的技术路线。内技术进行改造。同时，对于有廉价天然气资源的地区，鼓励采用天然气改造现有装置或建设天然气化肥基地。二是企业结构不合理，产业集中度低，技术水平不高。在氮肥行业，要推广新型煤气化技术，包括粉煤气化、水煤浆气化技术等；新型净化技术，如低温变换、低温甲醇洗MDEA等净化技术；新型氨合成塔及大型低压合成的成套技术和装备。1.4.3合成氨工业的发展趋势合成氨工业的发展趋势：①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,预计到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。②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。③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。到2010年，力争组建50家大型企业集团，大型氮肥厂合成氨平均规模达40万吨/年以上，中型氮肥厂平均规模达20万吨/年以上。其产品集中度达到50%，并形成3-5家在国际上有一定影响的大型企业集团。同时，调整企业结构，减少基础肥料生产厂数量，提高单套装置的规模，使合成氨工业朝现代化又迈进一步。1.5设计任务的项目来源（删去）本课题是指导老师为提高毕业生设计能力而选定的。第二章流程方案的确定2.1生产原理氨是由气态氮和氢在适宜温度压力,并有触媒的作用下发生反应的,其反应式为：3/2H2+1/2N2NH3+46.22kJ此式为一不可逆，放热，体积缩小的反应，其反应过程为：N2（扩散）2N（吸附）2NH（吸附）2NH2（吸附）2NH3（附）2NH3（扩散到气相）氨合成的反应特点：⑴反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。⑵温度低时，反应有利于向氨合成的方向进行，但反应速度较慢，提高温度不利于反应平衡，但可以加快反应速度，在实际操作中，温度的选择取决于触媒的活性。⑶必须借助触媒，以加快反应速度。⑷混合气中氢、氮含量越高越有利于反应，因此，气体中惰性气体含量越少越好。2.2各生产方法及特点合成氨的生产主要包括三个步骤：第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气；第二步是净化，不论选择什么原料，用什么方法造气，都必须对原料气进行净化处理，以除去氢、氮以外的杂质；第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在铁催化剂与高温条件下合成为氨。目前氨合成的方法，由于采用的压力、温度和催化剂种类的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种。⑴低压法操作压力低于20MPa的称低压。采用活性强的亚铁氰化物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质（CO、CO2）要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450～550℃。该法的优点是由于操作压力和温度较低，对设备、管道的材质要求低生产容易管理，但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8％～10％，所以催化剂的生产能力比较低；同时由于压力低必须将循环气准至-20℃⑵高压法操作压力为60MPa以上的称为高压法，其操作温度大致为550～650℃⑶中压法操作压力为20～35MPa的称为中压法，操作温度为450～550℃。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。氨合成的上述三种方法，各有优缺点，不能简单的比较其优劣。世界上合成氨总的发展趋势多采用中压法，其压力范围多数为30～35MPa。本设计采用中压法，操作压力为32MPa。2.3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。⑴最适宜的操作压力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20~32MPa。⑵最适宜的反应温度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400~500℃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8~10℃。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。⑶空间速度空间速度反映气体与催化剂接触时间的长短。空间速度增加，气体与催化剂接触时间减少，反应物来不及反应就离开了反应区域，因此将是合成塔出口气体中氨含量降低，即氨净值降低。但由于氨净值降低的程度比空间速度的增大倍数要少，所以当空间速度增加时，合成氨的产量也有所增加。在其他条件一定时，增加空间速度能提高合成氨的生产强度。但空间速度增大，将使系统阻力增加，压缩循环气功耗增加，分离氨所需的冷冻量也增大，因此冷冻功耗增加。同时，单位循环气量的产氨量减少。但在一定限度内，其他条件不变，增加空间速度，合成氨产量增加，单位时间所得的总反应热增多，通过水冷器和氨冷器的气体流量增大，需要移走的热量增多，导致冷凝器的冷却面积要相应增大，否则就不能将高流速气体中的氨冷凝下来。此外，空间速度增大，使出塔气体中氨的百分含量降低，为了使氨从混合气中冷凝分离出来，必须降低出塔气体温度，这样就要消耗更多的冷冻量，导致冷冻功耗增加。综合以上各方面的考虑，空间速度的增加是有限度的。目前，国内一些小型合成氨厂合成压力在30MPa左右的，空间速度选择在2000~3000每小时之间。工业上采用的氨合成工艺流程虽然很多，而且流程中设备结构操作条件也各有差异，但实现氨合成过程的基本步骤是相同的，都必须包括以下几个步骤：氮、氢原料气的压缩并补充到循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力，循环使用；排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。流程设计在于合理地配置上述几个步骤，以便得到较好的技术效果，同时在生产上稳定可靠。从氢氮混合气体中分离氨的方法大致有两种：水吸收法、冷凝法。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1.6～1.8MPa，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。2.4合成塔进口气的组成合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量和塔进口氨含量。⑴氢氮比当氢氮比为3:1时，对于氨合成反应可以获得最大的平衡氨浓度，但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生产中，进塔气体的氢氮比控制在2.8~2.9比较适宜。⑵惰性气体在混合气体中含有甲烷和氩气等，统称为惰性气体。惰性气体不参与反应，也不毒害催化剂，但由于他们的存在会降低氢氮比的分压。无论从化学平衡还是动力学角度分析，他们都是有弊无利的，导致氨的生产率下降。惰性气体来源于新鲜气，随着合成反应的进行，它们不参与反应而在系统中积累，这样合成系统中惰性气体越来越多，为了提高氨的合成率，必须不断在循环气中将它们排放出去。排放量多，可以使合成系统惰性气体含量降低，氨的合成率提高。但是氢氮气和部分氨也随之排放，造成一定损失，故循环气体中惰性气体的控制含量不能过高也不能过低。循环气体中惰性气体的控制还与操作压力和催化剂活性有关。操作压力比较高，及催化剂活性比较好时，惰性气体的含量可以高一些。相反，则要控制低一些。由于原料气的制备与净化方法不同，新鲜气体中惰性气体的含量也不同。在生产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在0.5%~1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%~15%之间。⑶塔进口氨含量进塔气体中氨的含量，主要决定于氨分离时的冷凝温度和分离效率。冷凝温度越低，分离效果越好，则进塔气体中氨含量也就越低。降低进口氨含量，可加快反应速度，提高氨净值和生产能力。但将进口氨含量降的过低，会导致冷冻功耗增加过多，经济上并不可取。进口氨含量还与合成操作压力和冷凝温度有关。压力高，氨合成反应速度快，进口氨含量可适当控制高一些；压力低，为保持一定的反应速度，进口氨含量可适当控制低一些。综合考虑的结果，一般中小型合成氨厂当操作压力在30MPa左右时，塔进口氨含量约控制在2.5%~3.5%之间。对于压力在15MPa的合成氨厂，一般应控制在2.0%左右。第三章工艺流程简述3.1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，气体过管内，液氨过管外，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，0.8MPa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。工艺流程方框图图一第四章工艺计算4.1物料衡算4.1.1新鲜气流量的确定⒈计算依据表4-1进合成系统新鲜气组成组成N2H2Ar/CH3合计mol％206416100表4-2空气组成组成N2O2Ar合计mol％78211100表4-3循环气组成合成N2H2O2NH3Ar/CH3合计mol％2660563100⒉计算基准⑴生产任务年产八万吨的合成氨，取一年300天为基准，则80000/y=80000/（300×24）≈11.11≈11t/h=647kmol·h-1⑵计算基准本计算中以kmol·h-1为基准，进行物料衡算⒊合成系统总图⒋以元素和物质列出原子矩阵表4-4原子矩阵元素物质N2H2O2ArN2000H0200O0020Ar0001⒌根据元素守恒列式，求各流量对H：2F1×0.64－2F3×0.60－3F3×0.06=F4×3①对N：2F1×0.2+2F2×0.78–2F3×0.26－F3×0.06=F4×1②对O:2F2×0.21–2F3×0.05=0③F4=647kmol·h-1④由③式得：F2=F3/4.2⑤把⑤代入②得：0.4F1–0.21F3=F4⑥把④分别代入①，⑥两式后，再由⑥×3.2-①可得：F3=183kmol·h-1=4099.2Nm3h-1⑦把⑦代入⑤式，可得：F2=44kmol·h-1=985.62Nm3h-1⑧把⑦代入⑥式，可得：F1=1714kmol·h-1=38393.6Nm3h-1F1──进入合成系统的新气流量Nm3h-1;F2──空气的流量Nm3h-1;F3──循环气或氢回收的流量Nm3h-1;4.1.2计算反应的转化率x⑴化学反应方程式N2+3H2→2NH3⑵H2转化率的计算X=反应消耗的H2的量/未反应时H2的总量=[(F1×0.64–F3×0.6)/F1×0.64]×100％=[(1714×0.64–183×0.6)/1714×0.64]×100％=90％4.2热量衡算4.2.1计算依据：图4-1计算依据4.2.2对氨冷器的热量衡算从氨分离器出来的气体：F15=F1+F2-F3-F4=1714+44-183-647=928kmol·h-1，此气体分为两部分。一部分往氢回收车间，流量F3=183kmol·h-1,YH2,3=60％,YN2,3=26％,YO2=5％,YNH3,3=6％,YAr=3％；一部分往循环机，F15=928kmol·h-1,YH2,15=60％,YN2,15=26％,YO2,15=5％,YAr,15=3％,YNH3,1=6％。进氨冷器组分含两部分，F1和F5，即F17=F1+F5=2642kmol·h-1YH2,17=(F1YH2,1+F5YH2,5)/(F1+F5)=(1714×0.64+928×0.6)/(1714+928)=62.6％YN2,17=(F1YN2+F5YN2,5)/(F1+F5)=584.08/2642=22.1％YO2,17=F5×0.05/(F1+F5)=46.4/2642=1.8％YNH3,17=F5×0.06/(F1+F5)=55.68/2642=2.1％YAr,17=1-62.6％-22.1％-1.8％-2.1％=11.4％⒈气体带入热量Q11F17中的2.1％氨中有1％被冷凝，由公式Cp.m=a+bT+cT2计算CP.M值进口气体:表4-523℃时进口气体的CP.M因子物料ab×103c×107Cp.m23℃H229.07-0.38620.129.132NH329.7525.1-1.537.17N227.305.23-0.0428.85O225.7212.98-38.629.225CP.m=CPH,H2YH2,17+CPN2YN2,17+CP.mNH3YNH3,17+CP.mO2YO2,17+CP.mYAr,17=29.132×0.626+28.85×0.221+37.17×0.011+29.275×0.018=25.55J·(mol·K)-1∴Q’11=F17×Cp.m×t1.1=2642×25.56×(23+273.15)=19991043kJ·h-1令其过程损失的热量为输入的3.5％故进口气体带入热量Q11=19991043×(1-3.5％)=18991491kJ·h-1⒉气体带出热量Q12令带出气体时的温度为0℃F6=F17-F17×1％=2615.58kmol·h-1YH2,6=2642×0.626/(2642-2642×1％)=1653.9/2615.58=63.23％YNH3,6=2642×1.1％/2615.58=1.11％YN2=2642×0.221/2615.58=22.32％YO2=2642×1.8％/2668.42=1.82％YAr=1-63.2％-1.11％-22.32％-1.82％=11.52％表4-60℃时进口气体的CP..M因子物料ab×103c×107Cp.m0H229.07-0.38620.129.03NH329.7525.1-1.536.60N227.305.23-0.0428.73O225.7212.98-38.628.98Cp.m=CpH21/H2,6+CpN2YN2,6+Cp.mNH3YNH3,6+Cp.mO2YO2+Cp.mYAr=29.03×63.23％+36.6×1.11％+28.73×0.2232+28.98×0.0182+0=25.70kJ·(mol·K)-1Q12=F6Cp.mt1,2=2615.58×25.7×273.15=18361253kJ·h-1⒊冷凝的液氨带出热量Q1.3Q13=F13Cp.mNH3T3=2642×0.01×35.77×240=226810.4kJ·h-1⒋氨冷时放出的热量Q14由公式：I=1.093RTc[Tbr(ln(Pc-1))/(0.930-Tbr)]R=1.987cal·(mol·K)-1Tc=132.33℃=405.48KPc=11.313Mpa=111.65atm表4-7不同温度时的Tbr和IT(℃)-33-123Tbr0.5920.6830.73I(KJ/Kg)14112227.52940.3Tbr=T/TC∴△INH3=INH3(27℃)-INH3(-33℃)=2940.3-1411=1529.3kJ·kg-1Q14=F13×0.01×17×1529.3=686870kJ·h-1⒌由∑Q带入-∑Q带出=Q积累Q11-Q12-Q13=19291356.5-18361355-226810=703221.5KJ/h≈Q14=686870kJ·h-1∴假设的进口温度t1=23℃,t2=⒍氨冷器冷冻量的计算：氨冷器用-33℃的液氨为冷凝液，其流量为F15，令其气液混合温度约为I△NH3(-1℃)-I△NH3(-33F15=Q吸/△INH3=686870/816.5=841.2kg·h表4-8氨冷器热量平衡汇总表收方((kJ·h-1)支方(kJ·h-1)气体带入热量Q1118991491气体带出热量Q1218361253氨冷凝时放出热量Q14686870冷凝的液氨气体带出热量Q13226810.4小计19678361积累量703221.5热损失699686.5小计199909对冷凝塔作热量衡算已知F6=2615.58kmol·h-1,H2,6=63.23％,YNH3,6=1.11％,YN2,6=22.32％,YO2,6=1.82％,YAr,6=1.52％⒈气体带入冷凝塔的热量Q21Q21=Q12=18361253kJ·h-1⒉从循环机往氨冷器气体带入的热量Q22令F15=F16=F5=928kmol·h-1，在冷凝塔中，主要的是循环机过来的气体进入冷凝塔，与从氨冷器出来的气体进行热交换，由于在此期间氨气的蒸发量和冷凝量都很小，故忽略氨的蒸发量和冷凝量。假设冷凝塔出口的温度为t22=25℃,t16=47℃,t11F16=928kmol·h-1表4-9气体出冷凝塔是不同温度时的Cp.m因子物料ab×103c×107Cp.m23℃47℃H229.07-0.38620.129.13229.152NH329.7525.1-1.537.1737.77N227.305.23-0.0428.8528.974O225.7212.98-38.629.22529.48Cp.m47℃=29.152×60％+37.77×6％+28.974×26％+29.48×5％=28.765kJ·(mol·K)-1Q22=F16Cp.m47℃t=928×28.765×(273.15+47)=8546058.5kJ·h-1⒊经冷凝塔往氨冷器带出的热量Q23(t=23℃)F16=928kmol·h-1Cp.m23℃=29.132×60％+37.17×6％+28.85×26％+29.225×5％=28.67kJ·(mol·K)-1Q23=928×28.67×(273.15+23)=7879296kJ·h-1⒋.经冷凝塔往合成塔气体带出的热量Q24令t=25℃,Cp.m(25℃=25.55kJ·(mol·K)-1Q24=Q21+(Q22-Q23)=18361253+(8546058.5-7879296)=19028015.5kJ·h-1F7=F6=2615.581kmol·h∴气体的温度t=Q24/F7Cp.m=19028015.5/(2615.58×25.55)=24.56≈25这与假设的温度一致，故满足要求t=25表4-10冷凝器热量平衡汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)气体带入冷凝塔的热量Q2118361253经冷凝塔往氨冷器带出的热量Q23(t=23℃)7879296从循环机往氨冷器气体带入的热量Q228546058.5经冷凝塔往合成塔气体带出的热量Q2419028015.5小计26907311.5小计269073对合成塔作热量衡算∵F7=F8+F9,YH2,7,8,9=63.23％,YNH3,7,8,9=1.11％,YN2,7,8,9=22.32％,YO2,7,8,9=1.82％,YAr,7,8,9=11.52％.又∵F11=F12=F13=F14=F15+F3+F4=928+647+183=1758kmol·h-1YH2,11=(28×60％+183×60％)/1758=37.92％YO2,11=(928+183)×5％/1758=3.16YNH3,11=[647+(928+183)×6％]/1758=40.6％YN2,11=(928+183)×26％/1758=16.43％YAr,11=1-37.92％-16.43％-3.16％-40.6％=1.89％表4-11气体进合成塔是不同温度时的Cp.m因子物料ab×103c×107Cp.m25350℃H229.07-0.38620.129.13429.23NH329.7525.1-1.537.2239.59N227.305.23-0.0428.8629.36O225.7212.98-38.629.24730.23⒈从合成塔出来的气体带出的热量Q31Cp.m=29.61×37.92％+45.33×40.6％+30.57×16.43％+32.33×3.16％=35.68kJ·(mol·K)-1Q31=F11Cp.m,11t11=1758×35.68×(350+273.15)=39212809kJ·h-1⒉由气—气换热器进入合成塔气体热量Q32F10=F9=2615.58-F8Cp.m=29.23×63.23％+39.59×1.11％+29.36×22.32％+30.23×1.82％=26Q32=(2615.58-F8)Cp.mt10=(2615.58-F8)×26.0×(273.15+120)=(2615.58-F8)×10222=20760882kJ·h-1⒊由冷凝塔直接带进的热量Q33Q33=(F8/F7)×Q22=(F8/2615.58)×19028015.5=7275F8KJ/h=4252237.5kJ·h-1⒋补充气F2的热量Q34Cp.m25℃=29.247×78％+28.86×21％=28.873∴Q34=F2Cp.m25℃t补=44×28.873×(25+273.15)=378773.3kJ·h-1⒌H2与N2合成放出的热量Q35加压下氨合成反应热效应计算式HF=-[0.54526+840.609/T+459.734×106/T3]P-5.3468T-0.2525×10-3T2+1.69167×10-6T3-9157.09HF──氨合成反应热kcal·kmol-1P──压力atmT──温度K令合成塔的工作压力为30MPa=296atm,温度为500℃=773.15K,代入式子可得：HF=13427.4Kcal/Kmol=56207kJ·kmol-1=56.207kJ·mol-13H2+N2—→2NH3-56.207kJ·mol-12kmol56207kJ·mol-1647kmol·h-1Q35Q35=56207×647=18182964.5kJ·h-1⒍令合成塔的热损失为5％，即Q损=5％Q总[Q32+Q33+Q34+Q35]=Q31+Q损[Q32+Q33+Q34+Q35]×(1-5％)=Q31[(2615-F8)×10222+7275F8+378773.3+18182964.5]=39212809/0.92947F8=1722480F8=584.5kmol·h-1∴F9=F7-F8=2615.58-584.5=2031.08kmol.h-1≈2031kmol·h-1表4-12合成塔热量平衡汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)由气—气换热器进入合成塔气体热量Q3220760882从合成塔出来的气体带出的热量Q3139212809由冷凝塔直接带进的热量Q334252237.510％合成塔的热损失3921280.9补充气F2的热量Q34378773.3小计43134089.9H2与N2合成放出的热量Q3518182964.5小计43574857.34.2.5对废锅作热量衡算⒈合成塔进废锅气体带进热量Q41Q41=Q31=39212809kJ·h-1⒉从废锅带出气体的热量Q42令t12=220℃,F12=F11=1758kmol·h-1,YYNH3,12=40.6％,YN2,12=16.43％,YO2,12=3.16％,YAr,12=1.89％表4-13220℃时气体出废锅的因子物料ab×103c×107Cp.m220℃H229.07-0.38620.129.37NH329.7525.1-1.542.10N227.305.23-0.0429.88O225.7212.98-38.631.182Cp.m220℃=29.37×37.92％+42.10×40.6％+29.88×16.43％+31.182×3.16％=34.12kJ·(kmol·K)-1∴Q42=F12Cp.m220℃T12=1758×34.12×(220+273.15)=29580596.72⒊废热锅炉热负荷△Q=Q42-Q41=29580596.72-39212809=-9632212.3kJ·h-1⒋脱氧量计算设废锅加入脱氧水温度t=30℃,压力P=1.274MPa,副产1.274查得脱氧水焓I1=125.484kJ·kg-1蒸汽焓I2=2784.716kJ·kg-1由热平衡△Q=X(I2-I1)X=△Q/(I2-I1)=9632212.3/(2784.716-125.484)=3622.2kg·h∴废热锅脱氧水带入热量Q脱=XI1=3622.2×125.484=454528.14kJ·h-1蒸汽带入热量Q蒸=3622.2×2784.716=10086798.3kJ·h-1表4-14废热锅炉热量汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)合成塔进废锅炉Q4139212809废锅炉带出的热量Q4229580596.72脱氧水带入热量Q脱454528.14蒸汽带出热量Q蒸10086798.3小计39667337.14小计39667395.024.2.6对气—气换热器作热量衡算F9=2031kmol·h-1,YH2,9,10=63.23％,YNH3,9,10=1.11％YN2,9,10=22.32％，YO2,9,10=1.82％,YAr,9,10=11.52％表4-15气—气换热器中的气体在不同温度下的Cp.m因子物料ab×103c×107Cp.m25℃144℃H229.07-0.38620.129.13429.3NH329.7525.1-1.537.2240.2N227.305.23-0.0428.8629.5O225.7212.98-38.629.24730.5⒈由冷凝塔进气—气换热器的热量Q51Cp.m25℃=29.134×63.23％+37.22×1.11％+28.86×22.32％+29.25×1.82％=25.81kJ·(kmol·K)-1Q51=F9Cp.m25℃t9=2031×25.81×(273.15+25)=15629055.8kJ·h-1⒉由气—气换热器往合成塔的气体带出热量Q52F10=F9=2031kmol·h-1Q52=Q32=20760882kJ·h-1⒊由废锅进气—气换热器带进的热量Q53Q53=Q42=29580596.72kJ·h-1⒋由气—气换热器出来所带热量Q54由热平衡Q得Q51+Q53=Q52+Q54Q54=Q51+Q53-Q52=15629055.8+29580596.72-20760882=24448770.52kJ.h-1∵F13=1758kmol·h-1∴设t13=144℃,即417K时，查表计算Cp.m144℃Cp.m144℃=29.3×37.92％+40.2×40.6％+29.5×16.43％+30.5×3.16％=3.29由Q54=F13Cp.mt13得t13=Q54/(F13Cp.m)=24448770.52/(1758×33.29)=417.7=144.7这与假设144℃基本一致，符合条件。⒌气—气换热器的热负荷Q=Q53-Q54=Q52-Q51=29580596.72-24448770.52=5133826.2kJ·h-1表4-16气—气换热器热量汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)由冷凝塔进气—气换热器热量Q5115629055.8由气—气换热器往合成塔带出热量Q5220760882由废锅进气—气换热器热量Q5329580596.72由气—气换热器出来所带热量Q5424448770.52小计45211652.52小计42509652.524.2.7对水冷器作热量衡算令水冷器出口气体温度为35℃,气体先冷却到35℃后，氨再冷却⒈由气—气换热器往水冷器所带热量Q61Q61=Q54=24448770.52kJ·h-1⒉氨冷凝热Q冷查《小氮肥工艺设计手册》表10-1得35℃时氨冷凝热I=1122.67kJ·kg-1Q冷=F4MINH3=647×17×1122.67=12348247.33kJ·h-1⒊热气体带出热量Q62F14=F3+F15=183+928=1111kmol·h-1YH2,14=60％,YNH3,14=6％,YN2,14=26％,YO2,14=5％,YAr,14=3％表4-1735℃下水冷器中出口气体的Cp.m因子物料ab×103c×107Cp.m35H229.07-0.38620.129.125NH329.7525.1-1.537.47N227.305.23-0.0428.912O225.7212.98-38.629.353Cp.m=29.125×60％+37.47×6％+28.912×26％+29.353×5％=28.71kJ·(kmol·K)-1Q62=F14Cp.mt14=1111×28.71×(273.15+35)=9829002kmol·h-1⒋液氨带出热量Q63查35℃液氨比热容Cpl=4.891kJ·kg-1Q液=647×17×4.891×35=1882863.815kJ·h-1⒌水冷器热负荷△QQ=Q61+Q冷-Q62-Q液=24448770.52+12348247.33-9829002-1882863.815=25085151.71kJ·h-1⒍冷却水量计算令冷却水上进口温度为ta=15℃，冷却水出口温度为tb=65℃，取冷却水比热容Cpl=4.18Q=WCpl(tb-ta)×1000由W=△Q/[1000Cp(tb-ta)]=25085151.71/[1000×4.18×(65-15)]=120m冷却水进口带进热量Q进=120×1000×4.18×15=7524000kJ·h-1冷却水出口带出热量Q出=120×1000×4.18×65=32604000kJ·h-1表4-18水冷器热量平衡汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)气—气换器→水冷器带入热量Q6124448770.52热气体带出热量Q629829002氨冷凝热Q冷12348247.33KJ/h液氨带出热量Q631882863.815冷却水进口带进热Q进7524000冷却水出口带出热量Q出32604000小结44321017.85小结44315865.824.2.8对氨分离器作热量衡量氨分离器进出口温度没有发生变化，由气体热量平衡⒈由水冷器→分离器带进热量Q71Q71=Q62=9829002kJ·h-1⒉由分离器带出往去氢回收车间的热量Q72Q72=F3Cp.mt3=183×28.71×(273.15+35)=1618998.53kJ·h-1⒊由分离器→循环机带出热量Q73Q73=F15Cp.mt15=928×28.71×(273.15+35)=8210003.472kJ·h-1⒋氨分离器液氨带入热量Q74等于液氨带出热量Q75Q74=Q75=Q63=1882863.815kJ·h-1表4-19氨分离器热量平衡汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)由水冷器→分离器带进热量Q719829002由分离器带出往去氢回收车间的热量Q721618998.53氨分离器液氨带入热量Q741882863.815由分离器→循环机带出热量Q738210003.472小计11711865.82KJ/h液氨带出热量Q751882863.815小计11711865.824.2.9循环机热量衡算⒈循环机出口气体温度计算，由《小氮肥厂工艺设计手册》附表1-1-1查得循环气中各组分的绝热指数如下表4-20绝热指数物料NH3ArH2N2O2K11.291.661.411.41.42根据公式1/(K-1)=∑Yλi/(Ki-1)=0.06/(1.29-1)+0.03/(1.66-1)+0.6/(1.41-1)+0.26/(1.4-1)+0.05/(1.42-1)=2.485K=1.402(K-1)/K=0.2867T出=T入(P出/P入)(K-1)/K由前已知令T入=35℃=308.15K,T出=47℃=320.15KP入=24MPa,P出=27.5MPa∴T出=308.15×(27.5/24)(1.402-1)/1.402=320.41=47.26℃≈47℃∴与前面假设的T出=47⒉气体带入热量Q81Q81=Q73=8210003.472kJ·h-1⒊气体带出热量Q82Q82=Q22=8546058.5kJ·h-1⒋压缩热Q83Q83=Q82-Q81=8546058.5-8210003.472=336055kJ·h-1压缩功N=Q83/3600=336055/3600=93.35kW表4-21循环机热量平衡汇总表收方(kJ·h-1)支方(kJ·h-1)气体带入热量Q818210003.472气体带出热量Q828546058.5压缩热Q83336055小计8546058.5小计8546058.5第五章设备选型及设计计算5.1合成塔的设备计算5.1.1对触媒筐的设备计算⒈空速Wo气体与触媒的接触时间的长短，通常以空速表示，即单位时间内每单位触媒所通过的气体体积数，m3气体/h·m3触媒，简写h-1。本设计为年产80000吨合成氨，即生产任务：11t·h-1，故空速选35000h-1⒉触媒筐直径D公式：D=(Vg/0.785Wo)0.5V——处理气量，m3·h-1Wo——空速，h-1Vg=(F2+F8+F10)×22.4=(44+584.5+2031)×22.4=59572.8Nm3·h-1∴D=(Vg/0.785Wo)0.5=(59572.8/0.785×35000)0.5=1.48m⒊触媒筐的高度H取对应空速下，触媒体积Vk=13.5m3∑V=15%Vk=13.5×15%=2.025m3H=（Vk+∑V）/0.785D2=(13.5+2.025)/0.785×1.482=9.03m≈9m5.1.2废锅的设备计算⒈计算条件⑴选卧式U型换热管⑵高压管尺寸：￠24×4.5、d外=0.024m、d内=0.015m、d=0.0195m⑶热负荷：Q=9632212.3kJ·h-1⑷产量：W=11tNH3·h-1⑸气体压力：P=30.0MPa⑹气体入口温度：t入=350⑺脱氧水入口温度：t水=30⑻副产蒸汽压力：P=1.274MPa(表)（14㎏f/cm2绝压）⑼蒸汽饱和温度：t入=194.13℃⑽进气量：V=1758×22.4=39379.2m3(标).h-1⑾进水量：W=3622.2kg·h⒉管内给热系数ao计算ao=0.023λ/d×Re0.8×Pr0.4λ——导热系数，kJ(m·h·℃)-1ao——给热系数，kJ(㎡·h·℃)-1式中各物性数据均取之平均温度t=(350+220)/2=285℃压力P=30.0MPa⑴压缩系数Z查《氮肥工艺设计手册》表1-1气体临界常数NH3ArH2N2O2Yi,%40.61.8937.9216.433.16Tci,k40.515133.3126.2154.5Pci,MPa11.3954.8621.2963.3935.076表4-22气体临界常数Tc.m=∑YiTci=0.406×40.5+0.0189×151+0.3792×33.3+0.1643×126.2+0.0316×154.5=57.54KPc.m=∑YiPci=0.406×11.395+0.0189×4.862+0.3792×1.296+0.1643×3.393+0.0316×5.076=5.928MPa对比压力：Pr=P/Pc.m=30.0/5.928=5.06对比温度：Tr=T/Tc=(285+273.15)/57.54=9.7由Pr=5.06Tr=9.7查Z=1.17⑵混合气体分子量M：M=∑YiMi=0.406×17+0.0189×40+0.3792×2+0.1643×28+0.0316×32=14.028⑶气体比热容Cp:表4-23气体比热容NH3ArH2N2O2Yi,%40.61.8937.9216.433.16Cp.i48.48821.23429.42730.51429.216Cp=∑YiCp.i=0.406×48.488+0.0189×21.234+0.3792×29.427+0.1643×30.514+0.0316×29.216=37.18kJ·(kmol·K)-1⑷导热系数λ：高压下含氨混合气体的导热系数用氮的对比导热系数图计算表4-24对比导热系数NH3ArH2N2O2Yi,%40.61.8937.9216.433.16λ′i0.66960.10680.36870.128660.7443λ′=∑Yiλ′i=0.406×0.6696+0.0189×0.1068+0.3792×0.3687+0.1643×0.12866+0.0316×0.7443=0.458KJ.m-1.h.℃查图得：λr=1.29λ=λrλ′i=1.29×0.458=0.59kJ.m-1.h.℃⑸液体粘度u:表4-26液体粘度NH3ArH2N2O2Yi,%40.61.8937.9216.433.16Ui㎏/m.h0.08060.1460.04980.10620.1218Um=∑YiUi=0.406×0.0806+0.0189×0.146+0.3792×0.0498+0.1643×0.1062+0.0316×0.1218=0.0757㎏·m-1·h⑹雷诺准数Re:重量流量：W=F11M=1758×14.028=24661.224㎏·h-1管道截面积，设管道数为152根S=0.785×d内2×n=0.785×0.0152×152=0.02685㎡重量流速：G=W/S=24661.224/0.02685=918481㎏·m-2·hRe=doG/u=0.015×818481/0.0757=181997.62Re0.8=181997.620.8=16145.54⑺普兰特准数Pr:Pr=CpU/λM=37.18×0.0757/(0.59×14.028)=0.34Pr0.4=0.340.4=0.650⑻故管内给热系数aoao=0.023λ/d×Re