年产20万吨合成氨合成工艺设计

年产 20 万吨合成氨合成工艺设计The Process Design of 200kt/a of Synthetic Ammonia Synthesis 目录摘要 IAbstract .II引 言 .1第一章 综 述 21.1 氨的研究背景 .21.2 氨的用途 .21.3 氨的生产方法的选择 .3第二章 氨合成过程的步骤及工艺流程 .52.1 氨合成的步骤 .52.2 氨合成工艺流程简述 .6第三章 工艺计算 .93.1 原始条件 .93.2 物料衡算 .93.2.1 合成塔物料衡算 .93.2.2 氨分离器气液平衡计算 103.2.3 冷凝塔气液平衡计算 113.2.4 液氨贮槽气液平衡计算 123.2.5 液氨贮槽物料计算 143.2.6 合成系统物料计算 153.2.7 合成塔物料计算 163.2.8 水冷器物料计算 173.2.9 氨分离器物料计算 183.2.10 冷凝塔物料计算 .193.2.11 氨冷器物料计算 .213.2.12 冷凝塔物料计算 .233.2.13 液氨贮槽物料计算 .243.3 热量衡算 263.3.1 合成塔热量计算 263.3.2 废热锅炉热量计算 283.3.3 热交换器热量计算 29第四章 设备的计算与选型 314.1 已知条件 314.2 计算并初选换热器规格 314.3 校核总传热系数 K 314.3.1 官内给热系数 计算 .314.3.2 管外给热系数 o 354.3.3 总传热系数 K 384.4 管子拉脱力的计算 384.5 计算是否安装膨胀节 394.6 换热器主要结构尺寸和计算结果 41结 论 .42致 谢 .43参考文献 .44附录 .45附录 A：工艺流程图 45附录 B：设备图 45I年产 20 万吨合成氨合成工段工艺设计摘要：合成氨是化学工业的基础，也是我国化学工业发展的重要先驱，其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。本设计目的在于对年产 20 万吨合成氨合成工段进行设计，并简要介绍了氨的用途、现状和未来发展趋势。在中压法和催化剂的条件下，设计合成氨合成工段的生产工艺流程，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为氨的混合气中冷凝分离出来，最后在未反应的混合气中补充一定量的新鲜气继续循环反应。在物料衡算中出塔气氨含量达到 16.50%，合成氨 27.778t/h，合成率为 29.133%，由热量衡算得到合成塔、中置锅炉和塔外换热器的热量变化。并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对换热器的尺寸和材质进行选择。塔外换热器采用换热面积为 546.97m2的立式列管式换热器。关键词：氨合成；物料衡算；能量衡算IIThe Process Design of 200kt/a Synthetic Ammonia Synthesis Abstract: Ammonia is the basis of the chemical industry, but also an important pioneer of China chemical industry,in which ammonia synthesis section is the central part of the synthetic ammonia process. is to optimize outputting 200,000 t/a of synthetic ammonia synthesis is as the purpose of the design,and the use of ammonia, current situation and future development trend is briefly introduced. The production process of synthetic ammonia synthesis is designed in the medium pressure and catalyst.The refined hydrogen and nitrogen mixture is made into synthesis ammonia by the design,then took the synthesis ammonia gas out of the mixture that has not been become ammonia.At last,the mixture of not reacting is supplied a certain amount of fresh gas to continue to cyclic response. The design of raw material of gas refining section in production process the synthetic ammonia content that gets out from synthetic ammonia tower is made rich to 16.50% in material balance calculations,synthetic ammonia 27.778 t /h,synthetic rate 29.133% in this design of raw material of gas refining section in production process.The heat change of the synthesis tower,the boiler and the heat exchanger is attained by the heat balance,also we selected piping size and material according to the design operation of temperature,pressure and relevant standards.The heat exchanging area of 546.97m2 of vertical tube type exchanger is used as external heat exchanger of tower.Keywords: ammonia synthesis section;material balance accounting;energy balance accounting1引 言合成氨的化学名称为氨，常温常压下，氨是一种具有特殊刺激性气味的无色气体，有强烈的毒性。比空气轻，相对密度 0.596，熔点77.7；沸点33.4 。空气中含有0.5%(体积分数)的氨，就能使人在几分钟内窒息而死。在 0.1MPa、-33.5，或在常温下加压到 0.70.8MPa，就能将氨变成无色液体，同时放出大量的热量。氨的临界温度为 132.9，临界压力为 11.38MPa。液氨的相对密度为0.667g/cm (20)。若将液氨在 0.101MPa 压力下冷至-77.7，就能凝结成略带臭味的无3色结晶。液氨容易气化，降低压力可急剧蒸发，并吸收大量的热。氨极溶于水，可制成含氨在 15%至 30%(质量分数 )的商品氨水。氨溶解时放出大量的热。氨的水溶液呈碱性，易挥发。氨的化学性质活泼，能与酸反应生成盐。如与磷酸反应生成磷酸铵；与硝酸反应生成硝酸铵；与二氧化碳反应生成氨基甲酸铵，脱水后成为尿素；与二氧化碳和水反应生成碳酸氢铵。在有水的条件下，氨对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。氨的自燃点为 630。氨与空气或氧按一定比例混合后，遇火能爆炸。常温常压下，氨在空气中的爆炸极限为 15.5%到 28%，在氧气中为 13.5%到 82%。液氨或干燥的气氨，对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等有腐蚀作用 1。氨是重要的无机化工产品，在国民经济中占有重要地位。其产量居于各种化工产品的首位，同时是能源消耗的大户本设计对氢、氮直接合成为氨的合成工段工艺流程进行介绍，将在传统工艺流程上加以改进。拟采取的工艺路线缩短了，减少了设备投资，降低了能耗，操作简单安全。物料消耗降低，生产安全性提高，从而降低了生产成本，提升了合成氨市场竞争力。2第一章 综 述1.1 氨的研究背景世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析, 未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变, 其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期, 改善经济性”的基本目标, 进一步集中在 “大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发 2,3,4。(1) 大型化、集成化、自动化, 形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。在合成氨装置大型化的技术开发过程中, 其焦点主要集中在关键性的工序和设备, 即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。在低能耗合成氨装置的技术开发过程中, 其主要工艺技术将会进一步发展。(2) 以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整,是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。(3)实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。(4)提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。1.2 氨的用途氨是基本化工产品之一，用途很广。化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料。还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用 5。氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮3无机盐等工业部门。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。现代国防工业和尖端技术也都与氨合成工业有密切关系，如生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷冻剂 7。合成氨工业的迅速发展，也促进和带动了许多科学技术部门的发展，如高压技术、低温技术、催化技术、特殊金属材料、固体燃料气化、烃类燃料的合理利用等。同时，尿素和甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。同时氨也有市场需要，据资料统计:1997 年世界合成氨年产量达 103.9Mt。2000 年产量已达 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,2000 年也达 36Mt,2020 年将增加至 45Mt。即今后 20 年间将增加到2000 年的 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用。1.3 氨的生产方法的选择 氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类。(1)高压法操作压力 70100MPa，温度为 550650。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。4(2)中压法操作压力为 2060MPa，温度 450550，其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，在1530Pa 的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。因此，本次设计选用 32MPa 压力的合成氨流程。(3)低压法操作压力 10MPa 左右，温度 400450。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收降低能耗。氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利, 但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，在 1530Pa 的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。 一般中小氮肥厂多为 32MPa , 大型厂压力较低,为 1020MPa。由于近来低温氨催化剂的出现 , 可使合成压力降低。合成反应热回收是必需的, 是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率,多产蒸汽外, 应考虑提高回收热的位能, 即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高, 当然投资要多, 根据整体流程统一考虑。本次设计选用中压法(压力为 32MPa)合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。5第二章 氨合成过程的步骤及工艺流程2.1 氨合成的步骤实现氨合成的循环，必须包括如下几个步骤：氮氢原料气的压缩并补入循环系统；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并循环使用，排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。由于采用压缩机的型式、氨分冷凝级数、热能回收形式以及各部分相对位置的差异，而形成不同的工业生产流程，但实现氨合成过程的基本工艺步骤是相同的 9。(1)气体的压缩和除油为了将新鲜原料气和循环气压缩到氨合成所要求的操作压力，就需要在流程中设置压缩机。当使用往复式压缩机时，在压缩过程中气体夹带的润滑油和水蒸汽混合在一起，呈细雾状悬浮在气流中。气体中所含的油不仅会使氨合成催化剂中毒、而且附着在热交换器壁上，降低传热效率，因此必须清除干净。除油的方法是压缩机每段出口处设置油分离器，并在氨合成系统设置滤油器。若采用离心式压缩机或采用无油润滑的往复式压缩机，气体中不含油水，可以取消滤油设备，简化了流程。(2)气体的预热和合成压缩后的氢氮混合气需加热到催化剂的起始活性温度，才能送入催化剂层进行氨合成反应。在正常操作的情况下，加热气体的热源主要是利用氨合成时放出的反应热，即在换热器中反应前的氢氮混合气被反应后的高温气体预热到反应温度。在开工或反应不能自热时，可利用塔内电加热炉或塔外加热炉供给热量。(3)氨的分离进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口气体氨含量一般为 1020%，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种，一是水吸收法；二是冷凝法，将合成后气体降温，使其中的气氮冷凝成液氨，然后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氮贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来，通常称为“贮罐气” 。(4)气体的循环6氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢氮气，除为降低情性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循环机进出口压差约为 2030大气压，它表示了整个合成循环系统阻力降的大小。(5)惰性气体的排除氨合成循环系统的情性气体通过以下三个途径带出：一小部分从系统中漏损；一小部分溶解在液氨中被带走；大部分采用放空的办法，即间断或连续地从系统中排放。在氨合成循环系统中，流程中各部位的惰性气体含量是不同的，放空位置应该选择在惰性气体含量最大而氨含量最小的地方，这样放空的损失最小。由此可见，放空的位置应该在氨已大部分分离之后，而又在新鲜气加入之前。放空气中的氨可用水吸收法或冷凝法加以回收，其余的气体一股可用作燃料。也可采用冷凝法将放空气中的甲烷分离出来，得到氢、氮气，然后将甲烷转化为氢，回收利用，从而降低原料气的消耗。(6)反应热的回收利用氨的合成反应是放热反应，必须回收利用这部分反应热。目前回收利用反应热的方法主要有以下几种： 预热反应前的氢氮混合气。在塔内设置换热器，用反应后的高温气体预热反应前的氢氮混合气，使其达到催化剂的活性温度。这种方法简单，但热量回收不完全。目前小型氨厂及部分中型氨厂采用此法回收利用反应热。 预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽。既在塔内设置换热器预热反应前的氢氮混合气，又利用余热副产蒸汽。按副产蒸汽锅炉安装位置的不同，可分为塔内副产蒸汽合成塔(内置式)和塔外副产蒸汽合成塔(外置式)两类。目前一般采用外置式，该法热量回收比较完全，同时得到了副产蒸汽，目前中型氮厂应用较多。 预热反应前的氢氮混合气和预热高压锅炉给水。反应后的高温气体首先通过塔内侧换热器预热反应前的氢氮混合气，然后再通过塔外的换热器预热高压锅炉给水。此法的优点是减少了塔内换器的面积，从而减小了塔的体积，同时热能回收完全。目前大型合成氨厂一般采用这种方法回收热量。用副产蒸汽及预热高压锅炉给水方式回收反应热时，生产一吨氨一般可回收 0.50.9 吨蒸汽。2.2 氨合成工艺流程简述由压缩送来的新鲜气（30）在滤油器中与循环气混合并分离油水后（35） ，经压7出总管，气体进入冷凝塔上部（一次进口） ，在上部热交换器管程内进行预冷，其中的气氨有部分冷凝，然后气体（17）在分气盒汇合，经中心管向上，由一次出口出冷凝塔，同时进入氨冷器 A/B 进一步冷却，冷却后的低温气体（-10） ，在冷凝塔底部汇合，由底部二次入口进入冷凝塔下部分离器二次分离液氨，冷凝的液氨由冷凝塔底部排出后，冷气进入上部热交换器的管间，与一次入口气体换热后（27左右） ，从上部二次出口出来，分为两路：一路由 V3 阀进入合成塔一次入口（作为塔壁保护气，约占总气量 20%） ，从合成塔一次入口进入外筒和内件之间的环隙，向下冷却塔壁后从塔下部一次出塔（70） 。从一次出口出塔的气体分为三部分：一部分经 V5 作为 1 冷激气，另一部分（1/6）经 V4（V4阀，防止塔内件单向受压）与主线汇合进入塔二次入口，其余可以经 V2 阀（V5 和 V2 至少有一个打开）同经过 V1 的气体在塔外换热器前汇合，进入塔外换热器冷气入口。一路是经过 V1 阀的气体（80%） ，和 V2 来的一出气体混合后，进入塔外换热器上部冷气入口与管程高温气体换热后从下部冷气出口出来。出塔外换热器的气体分为二部分：一部分（25）经过 V6 作为 2 冷激气，从顶部进入合成塔在冷激器内与第一层出口气体间接换热后经中心管四周进入第一层入口。另一部分经主线阀 V7 与经 V4 的一出气体混合后由塔下部二次入口进入合成塔，通过下部换热器与塔二出气体换热后即进入中心管，然后上升至第一层入口与 2 冷激气混合，经过触媒一层反应后，在冷激器内和 1 冷激气换热后进入触媒二层由外向内反应后，在层间换热器内和 1 冷激气混合后进入触媒三层由内向外反应后，进入下部换热器与管间冷气体换热后从塔下部二次出口出塔。塔二出气体从下侧进入中置锅炉的 U 型管内加热锅炉脱氧软水，从塔外换热器底部热气入口（210）进入热交换器内被管间冷气冷却，从顶部热气出口（110）出来进入高压水冷器进一步冷却至常温，其中部分气氨被冷凝，液氨在氨分离器中分出。在氨分离器中，大部分的氨被冷凝分离，剩余的气体则在排放一部分放空气后经过循环机压缩循环成为循环气。为降低惰性气体含量，保持循环系统中一定量的惰性气体，循环气岀氨分离器后部分放空，然后进循环机增压后送往油分离器，从而完成一个循环。在从氨分离器、冷凝塔分离的液氨，经自调和手动两路降压后排入液氨总管送入液氨贮槽，贮槽内排放一部分驰放气，液氨再通过倒氨管线向新区氨库倒氨 11。8图 2.1 氨合成工段工艺流程图9第三章 工艺计算根据前面的工艺流程进行物料衡算和热量衡算3.1 原始条件(1)年产量 200kt，年生产时间扣除检修时间后按 300 天计，则产量为：27.778t/h (2)新鲜补充气组成表 3.1 新鲜补充气组成 (摩尔分数%)组分 H2 N2 CH4 Ar 总计含量 74.45 24.12 1.10 0.33 100(3)合成塔入口中氨含量：NH 3 入 =2.5%(4)合成塔出口中氨含量：NH 3 出 =16.5%(5)合成塔入口惰性气体含量：CH 4 +Ar=15%(6)合成塔操作压力：32Mpa(7)精练气温度：35(8)水冷器出口气体温度 35(9)循环机进出口压差 1.47MPa(10)年工作日 300 d 计算基准 生产 1t 氨3.2 物料衡算3.2.1 合成塔物料衡算(1)合成塔入口气组分：入塔氨含量:y 6NH3=2.5%;入塔甲烷含量：y 6CH4=15.00%1.10/(1.10+0.33)100%=11.538%；入塔氢含量：y 6H2=100-(2.5+15)3/4100%=61.875% ；入塔氩含量：y 6Ar=15%-11.538%=3.462%；入塔氮含量：y 6N2=100 -(2.5+15)1/4100%=20.625%表 3.2 入塔气组分含量 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计102.5 11.538 3.462 61.875 20.625 100(2)合成塔出口气组分：以 1000kmol 入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：m NH3=m6 (y9NH3-y6NH3)/ (1+y9NH3)=1000(0.165-0.025)/ (1+0.165)=120.172kmol 出塔气量: m 9=入塔气量生成氨含量=1000-120 172=879.828kmol出塔氨含量： y9NH3=16.5%出塔甲烷含量：y 9CH4=(M6/M9)y6CH4=(1000/879.828)11.538%=13.114%出塔氩含量： y9Ar=(M6/M9)y5Ar=(1000/879.828)3.462%=3.935%出塔氢含量： y 9H2=3/4(1-y9NH3-y9CH4-y9Ar)100%=3/4(1-0.165-0.13114-0.03935)100%=49.838%出塔氮含量： y9N2=1/4(1-0.165-0.13114-0.03935)100%=16.613%表 3.3 出塔气体组分含量 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计16.5 13.114 3.935 49.838 16.613 100(3)合成率：合成率=2m NH3/m 6(1-y6NH3-y6CH4-y6Ar)100%=2120.172/1000(1-0.025-0.15)100%=29.133%3.2.2 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 m(i)，分离器组分 y(i)，液量其中进口物料组分 m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以 F=1Kmol/h 进口物料为计算基准,则 m(i)=Lx(i)+Vy(i),y(i)=K(i)x(i).K(i)为组分 i 的平衡常数 13。由两式得 L(i)=m(i)/1+( V/L)K(i)；V=F-L=1-L液体组分 x(i)=L(i)/L；气体组分 y(i)=V(i)/V=m(i)-L(i)/V 表 3.4 已知氨分离器入口混合物组分 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计16.5 13.114 03.935 49.838 16.613 100查 t=35，P=29.4MPa 时各组分平衡常数：表 3.5 各组分平衡常数11KNH3 KCH4 KAr KH2 KN20.098 8.2 28.200 27.500 34.500设(V/L)=11.1 时，带入 L(i)=m(i)/1+(V/L )K(i)=L(i):LNH3=mNH3/1+(V/L )KNH3=0.165/(1+11.10.098)=0.07903KmolLCH4= mCH4/1+(V/L )KCH4=0.13114/(1+11.18.)=0.00143 KmolLAr=mAr/ 1+(V/L)KAr =0.03935/(1=11.128.2)=0.00013 KmolLH2=mH2/1+(V /L)KH2=0.49838/(1=11.127.5)=0.0163KmolLH2=mN2)/ 1+(V/L)KN2=0.16613/(1=11.134.5)=0.00043 KmolL 总 = L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08265 Kmol分离气体量：V=1-L =1-0.08265=0.91735 Kmol计算气液比：(V /L)=0.91735/0.08265=11.099误差(V /L)-(V/L)/(V/L )=(11.10-11.099)/11.10100%=0.009%，结果合理。从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量： xNH3=LNH3/L=0.07903/0.08265100=%95.62%液体中氩含量： xAr=LAr/L=0.00013/0.08265I00%=0.157%液体中甲烷含量：x CH4=LCH4/L=0.00143/0.08265100%=1.73%液体中氢含量: x H2=LH2/L=0.00163/0.08265100%=1.972%液体中氮含量： xN2=LH2/L=0.00043/0.08265100%=0.5202%表 3.6 氨分离器出口液体含量 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计95.62 1.730 0.157 1.972 0.52 100分离气体组分含量：气体氨含量： y NH3=m NH3-LNH3/V=(0.165-0.07903)/0.91735=9.37%气体甲烷含量： y CH4=m CH4-LCH4/V=(0.13114-0.00013)/0.91735=14.14%气体氩含量： yAr=m Ar-LAr/V=(0.03935-0.00013)/0.91735=4.28%气体氢含量： yH2=m H2-LH2/V=(0.49838-0.00163)/0.91735=54.15%气体氮含量： yN2=m N2-LN2/V=(0.16613-0.00043)/0.91735=18.063%表 3.7 氨分离器出口气体含量 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计9.37 14.14 4.28 54.15 18.06 100123.2.3 冷凝塔气液平衡计算查 t=-10,p=28.3MPa 的平衡常数：表 3.8 各组分的平衡常数KNH3 KCH4 KAr KH2 KN20.0254 27 51 75 80冷交换器出口液体组分含量：出口液体氨含量： xNH3=yNH3/ KNH3=0.25/0.0254=98.425% 出口液体甲烷含量： x CH4=yCH4/ KCH4=0.11538/27=0.427%出口液体氩含量: x Ar=yAr/ KAr=0.03462/51=0.068%出口液体氢含量: xH2=yH2/ KH2=0.61875/75=0.825%出口液体氮含量: x N2=yN2/ KN2=0.20625/80=0.258%表 3.9 冷交换器出口液体组分含量 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计98.425 0.427 0.0678 0.825 0.258 1003.2.4 液氨贮槽气液平衡计算由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，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白分数。G%=(1+y6NH3)(y9NH3-yNH3)/( y9NH3- y6NH3)(1- yNH3)=(1+0.025)(0.165-0.0937)/ (0.165-0.025)(1-0.0937)=57.599%水冷后分离液氨占总量的 57.599%，冷凝塔分离液氨占总量的 42.401%。液氨贮槽入口 1Kmol 液体计算为准，即 L0=1Kmol，入口液体混合后组分含量： m(0i)=L(16)X16i+L17X17i= G%L0X16i+(1- G%)X17i=0.57599X16i+0.42401X17i混合后入口氨含量： m 0NH3=0.575990.9562+0.424010.98425=0.96809混合后入口甲烷含量: m 0CH4=0.575990.01730+0.424010.004271=0.01178混合后入口氩含量: m0Ar=0.575990.00157+0.424010.00068=0.00119混合后入口氢含量： m 0H2=0.575990.01972+0.424010.00825=0.01486混合后入口氮含量： m 0N2=0.575990.005202+0.424010.00258=0.00409表 3.10 液氨贮槽入口液体含量 (摩尔分数%)m0NH3 m0CH4 m0Ar m0H2 m0N2 总计1396.809 1.178 0.119 1.486 0.409 100当 t=17，P=1.568MPa 时，计算得热平衡常数：表 3.11 各组分的平衡常数KNH3 KCH4 KAr KH2 KN20.598 170 540 575 620根据气液平衡 L(i)=m(0i)/1+(V/L)k(i),设( V/L)=0.0821,代入上式得:出口液体氨含量： LNH3=m0NH3/(1+(V/L)kNH3=0.96809/(1+0.08210.598)=0.92279 Kmol出口液体甲烷含量：L CH4=m0CH4/ 1+(V/L)kCH4=0.01178(1+0.0821170)=0.00079Kmol出口液体氩含量： LAr=m0Ar/ 1+(V/L)kAr=0.00119/(1+0.0821540)=0.00003 Kmol出口液体氢气含量：L H2=m0H2/ 1+(V/L)kH2=0.01486/(1+0.0821575)=0.00031Kmol出口液体氮气含量：L N2=m0N2/ 1+(V/L)kN2=0.00409/(1+0.0821620)=0.00008 KmolL(总)=0.924,V=1-0.924=0.076Kmol,(V/L) =V/L=0.0823,误差 =(0.082-0.0823)/0.0821=-0.244%，假定正确。出口液体组分含量： 出口液体氨含量： xNH3=LNH3/L=0.92279/0.924100%=99.869%出口液体甲烷含量： xCH4=LCH4/L=0.00079/0.924100%=0.085%出口液体氩含量： xAr=LAr/L=0.00003/0.924100%=0.003%出口液体氢气含量： xH2=LH2/L=0.00031/0.924100%=0.034%出口液体氮气含量： xN2=LN2/L=0.0008/0.924100%=0.009%表 3.12 液氨贮槽出口液氨组分 (摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计9986.9 08.5 0.3 3.4 0.9 100出口弛放气组分含量：弛放气氨含量： yNH3=(m0NH3-LNH3)/V=(0.96809-0.92279)/0.076100%=59.6%14弛放气甲烷含量：y CH4=(m0CH4-LCH4)/V=(0.01178-0.00079)/0.076100%=14.46%弛放气氩含量： yAr=(m0 Ar-LAr)/V=(0.00119-0.00003)/0.076100%=1.53%弛放气氢气含量：y H2=(m0H2-LH2)/V=(0.01486-0.00031)/0.076100%=19.14%弛放气氮气含量： yN2=(m0N2-LN2)/V=(0.00409-0.00008)/0.076100%=5.28%表 3.13 出口弛放气组分含量(摩尔分数%)NH3 CH4 Ar H2 N2 总计59.6 14.46 1.53 19.14 5.28 1003.2.5 液氨贮槽物料计算以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L(19)=100022.4/(0.9986917)=1319.375m其中 NH3 L(19NH3)=L(19)X(19NH3)=1319.37599.869=1317.647 mCH4 L(19CH4)=L(19)X(19CH4)=1319.3750.085=1.121 mAr L(19Ar)=L(19)X(19Ar)=1319.3750.003=0.0396 mH2 L(19H2)=L(19)X(19H2)=1319.3750.034=0.449 mN2 L(19N2)=L(19)X(19N2)=1319.3750.009=0.119 m液氨贮槽出口弛放气(V/L)=0.0821V(20)=0.0821L(19)=0.08211319.375=108.321 m其中 NH3 V(20NH3)=V(20)y(20NH3)=108.32159.6=64.559 mCH4 V(20CH4)=V(20)y(20CH4)=108.32114,46=15.663mAr V(20Ar)=V(20)y(20Ar)=108.3211.53=1.657 mH2 V(20H2)=V(20)y(20H2)=108.32119.14=20.773mN2 V(20N2)=V(20)y(20N2)=108.3215.28=5.719 m液氨贮槽出口总物料=L (19)+ V(20)=1319.375+108.321=1427.696 m液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L (18)=L(19)+V(20)=1427.696 m入口液体各组分含量计算:L (18i)= L(19i) + V(20i)15其中 NH3 L(18NH3)=1317.647+64.559=1382.206mCH4 L(18CH4)=1.121+15.663=16.784mAr L(18Ar)=0.0396+1.657 =1.6966 mH2 L(18H2)=0.499 +20.733= 21.182 mN2 L(18N2)=0.119+ 5.719=5.838m入口液体中组分含量核算,由 m(18i)=L(18i)/L(18):入口液体中氨含量 m(18NH3)=1382.206/1427.696100=96.814入口液体中甲烷含量 m(18CH4)=16.784/1427.696100=1.176入口液体中氩含量 m(18Ar)= 1.6966/1427.696100=0.119入口液体中氢气含量 m(18H2)= 21.182/1427.696100=1.484%入口液体中氮气含量 m(18N2)= 5.838/1427.696100=0.409%入口液体中组分含量 m(18i) m(0i)3.2.6 合成系统物料计算将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补 V 补 ， 离开该系统的物料 有放空气V 放 ，液氨贮槽弛放气 V 弛 ，产品液氨 L 氨 。( 如上页图) 由前计算数据如下表：表 3.14 各组分的含量 (摩尔分数%)名称 NH3 CH4 Ar H2 N2 气量补充气 - 1.1 0.33 74.45 24.12 V 补放空气 9.37 14.14 4.28 54.15 18.063 V 放弛放气 59.6 14.46 1.53 19.14 5.28 108.321液氨 99.869 0.085 0.003 0.034 0.009 1319.375入塔气 2.5 11.538 3.462 61.875 20.625 V 入出塔气 16.5 13.114 3.935 49.838 16.6613 V 出根据物料平衡和元素组分平衡求 V 补 ,V 放 ,V 入 ,V 出 ：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 +3/2LNH3 (3-1) 16循环回路中氮平衡:V 补 yN2 补 =V 放 yN2 放 V 弛 yN2 弛 +1/2V 放 yNH3 放 +1/2V 弛 yNH3 弛 +1/2LNH3 (3-2) 循环回路中惰性气体平衡: V 补 (yCH4 放 +yAr 放 )=V 弛 (yCH4 放 +yAr 放 )+V 弛 (yCH4 弛 +yAr 弛 )V 补 (0.011+0.0033)=V 放 (0.1414+0.04275)+108.321(0.18104+0.01929)V 补 =12.878V 放 +1139.673 (3-3)循环回路中惰性气体平衡:V 出 yNH3-V 入 yNH3 入 =V 放 y 放 +V 弛 y NH3 弛 +LNH30.165V 出 -0.025V 入 =0.09736V 放 + 1325.896 (3-4)循环回路中总物料体平衡: V 入 =V 出 + V 补 - V 放 - V 弛 - LNH3= V 出 + V 补 V 放 -32.974-1317.647= V 出 + V 补 V 放 - 1401.627 (3-5)联立(3-1)(3-2)(3-3)(34-)(3-5) 各式解得：V 放 =133.846 m ; V 补 =2935.296m ; V 出 =10208.129m ; V 入 =11583.611m3表 3.15 新鲜补充气各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 24.12 74.45 1.1 0.33 0 99.7m3/T(NH3) 707.99 2185.33 33.17 9.69 0 2935.296m3/h 19666.64 60704.1 921.36 269.129 0 81536.65kmol/h 877.98 2710 41.13 12.02 0 3640.033.2.7 合成塔物料计算入塔物料： V6=11583.611 m3NH3 V6NH3=11583.6112.5=289.59m3CH4 V6CH4=11583.61111.538=1336.517m3Ar V6Ar=11583.6113.462=401.025m3H2 V6H2=11583.61161.875=7167.359m3N2 V6N2=11583.61120.625=2389.12m3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 V 6=V7=V8=10208.129m3出塔物料 V9=10208.129m3NH3 V9NH3=10208.12916.5=1684.341 m317CH4 V9CH4=10208.12913.114=1338.694 m3Ar V9Ar=10208.1293.935=401.690 m3H2 V9H2=10208.12949.838=5087.527m3N2 V9N2=10208.12916.613=1695.876m3合成塔生成氨含量：V NH3=V9NH3-V6NH3=1684.341 -289.59=1394.751m3=1058.516Kg沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。即 V9=V10=V11=10208.129m3表 3.16 合成塔一次出口各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 20.625 61.875 1138. 3.462 2.5 100m3/T(NH3) 2389.768 7169.303 1336.879 401.113 289.667 11586.75m3/h 66382.98 199148.9 37135.82 11142.12 8046.37 321856.8kmol/h 2963.526 8890.576 1657.829 497.416 359.213 14368.61表 3.17 合成塔二次出口各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 16.613 49.838 13.114 3.935 16.5 100m3/T(NH3) 1695.876 5087.527 1338.694 401.69 1684.341 10208.13m3/h 47108.04 141321.3 37186.24 11158.15 46787.62 283561.4kmol/h 2103.038 6308.988 1660.1 498.131 2088.733 12658.993.2.8 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 V11 入 =10208.129m3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/L)=11.1,有如下方程:V12 出 /L12 出 =(V/L)=11.1 (3-6)V12 出 +L12 出 =L11 入 =10208.129 (3-7) 将 V12 出 =11.1L12 出 带入 得:18L12 出 =843.647 m3 V12 出 =9364.482 m3出口气体组分由 V12i=V1 出 y12i 得:其中， NH3 V12NH3=9364.4829.37%=877.452m3CH4 V12CH4=9364.48214.14% =1324.138m3Ar V12Ar=9364.4824.28% =400.8m3H2 V12H2=9364.48254.15% =5070.867m3N2 V12N2=9364.48218.062% =1691,506m3出口液体各组分由 L12i=V9i-V12i其中， NH3 L12NH3=1684.341 -877.452 =806.889m3CH4 L12CH4=1338.694 -1324.138 =14.556m3Ar L12Ar=401.69 -400.8 =0.89m3H2 L12H2=5087.527 -5070.867 =16.66m3N2 L12N2=1695.876 -1691,506= 4.37m3表 3.18 水冷器出口气体各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 18.063 54.15 14.14 4.28 9.37 100m3/T(NH3) 1691.51 5070.87 1324.138 400.8 877.452 9364.482m3/h 46986.6 140858. 36781.90 11133.42 24373.86 260126.58kmol/h 2097.62 6288.33 1642.90 497.028 1088.119 11612.794表 3.19 水冷器出口液体各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 0.5202 1.972 1.73 0.157 95.62 100m3/T(NH3) 4.37 16.66 14.556 0.89 806.889 843.647m3/h 121.39 462.781 404.337 24.722 22413.76 23434.826kmol/h 5.419 20.66 18.051 1.104 1000.614 1046.1983.2.9 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口气液混合物总物料即 V 12=V12 出 +L12 出 =9364.482 +843.647 =10208.129m3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 V13V 12 出 9364.482 m 3， 出器液体 L16L 12 出 843.647 m 319氨分离器出口气体放空 V14=133.846 m3其中， NH3 V14NH3=133.8469.37% =12.541m3CH4 V14CH4=133.84614.14% =18.926m3Ar V14Ar=133.8464.28% =5.7286m3H2 V14H2=133.84654.15% =74.4776m3N2 V14N2=133.84618.063% =24.1766m3表 3.20 放空气各组分的含量组分 N2 H2 CH4 Ar NH3 总计摩尔分数% 18.063 54.15 14.14 4.28 9.37 100m3/T(NH3) 24.1766 72.4776 18.926 5.7286 12.541 133.846m3/h 671.58 2013.28 525.726 159.129 348.364 3717.974kmol/h 29.98 89.88 23.47 7.1