液氨合成工段工艺设计

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1、液氨合成工段工艺设计第一部分 说明书-3第一章 概 述-3第二章 原材料及产品主要技术规格-4第三章 危险性物料主要物性表-5第四章 生产原理及流程简述-5第五章 主要设备的选择与计算-5第六章 原材料及动力消耗-6第七章 生产分析及三废排量-7第八章 存在问题及建议-7第九章 主要参考书目-7第十章 工艺设计计算书-8第二部分 物料衡算和热量衡算-8第三部分 设备的选型与计算-27第四部分 带主要控制点的工艺流程图-46第一部分 说明书第一章 概 述1-1工段的概况及特点：1设计依据：本设计按照材化系下达设计任务书进行编制，参照鸿鹄化工总厂的现场生产，以及中国五环化学工程总公司（原化工部第四

2、设计院），和石油化工部化工设计院的有关资料设计而成。2设计规模及特点：本工段生产液氨，生产能力为15万吨液氨/年，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求；现具体起来如下：（1）循环机位置：本工段设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。（2）反应热回收的方式及利用：这涉及到废热锅炉的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上

3、是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为360度，副产1.3兆帕的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。（3）采用“二进二出”合成流程：全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。（4）水冷器、氨冷器的设置：水冷后分离液氨再进行冷交，氨冷有

4、利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边分离液氨，即提高了液氨的分离效果，又避免了气液两相流的存在，通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，达到了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。（5）补充气及放空点位置设置：补充气设置在冷交的二次入口，以便减少系统阻力，并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。放空点设置在冷交换器和氨分离器之间，氨分后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。（6）新型设备的使用：离心式循环压缩机离心式循环压缩机用于合成工段，能避免油污渗入循环气，提高合成气质量，从而可不设油分离

5、器降低能耗，对于本工段选用冷激式内件，要求合成气质量较高，无油压缩机更为合适，离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点，经江苏宜兴化肥厂资料表明，无油压缩机与注油压缩机相比较平均使用寿命可延长十倍。冷交换器分离器为外向型旋流板，上部换热器为列管换热器和下部氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨，安徽淮南化工公司发表与小氮肥杂志上的有关资料表明，该设备节能降耗显著。3三废治理及环境保护：放空气弛放气送氢回收系统，先用洗涤塔回收几乎全部氨，制成浓氨水，再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既

6、可以避免氨气进入大气，与放空气作燃料相比又更合理经济。废物集中处理达到国家排放标准后排放。4生产制度：每年操作日330天，三班连续操作。第二章 原材料及产品主要技术规格（一） 原材料技术规格：序号名称规格备注成分百分含量（摩尔）1精练气氢气72.76氮气25.92氨气0甲烷0.98氩气0.34 （二）液氨产品技术规格序号名称规格国家标准备注等级组分含量1液氨一级品氨99.8GB356-65水和油0.22液氨二级品氨99.5GB356-65水和油0.5 （三）氨水产品技术规格序号名称规格标准备注等级组分含量1农业用氨水一级品氨20部标HGI-88-64二级品氨18三级品氨152工业用氨水一级品氨

7、25部标HGI-88-64残渣0.3二级品氨20残渣0.3三级品氨20残渣0.5 第三章 危险性物料主要物性表序号名称分子量熔点（度）沸点（度）闪点（度）燃点（度）空气中爆炸极限（）国家标准备注上限下限1氨气17.03-77.7-33.5651.2263027.415.7已2氢气2.016-259.8-252.840074.24.1甲3甲烷16.043-184-161.5-19065015.05.0甲第四章 流程简述 由氮氢气压缩机送来的3545的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至20，进入氨冷器。气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体

8、进一步被冷却至0左右，为降低氨冷器负荷，进入氨冷器继续冷却至-15左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用分离器将液氨分离，分离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22后出冷交换器，然后，气体经循环压缩机，补充压力至15兆帕，由合成塔的下部进入层间换热器，移走第二绝热床反应热，冷气体升温进入第一绝热床进行合成反应，再入第一、二绝热床空间（冷激器）由185度左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反应气体混合降温到385度左右，混合后气体进入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝

9、热床进行合成反应，气体氨含量增加到16.5，再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉，副产1.3Mpa蒸气。换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至160，本身温度降至112左右进水冷器被冷却产生部分液氨，温度降至35，混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至17与新鲜气混合，继续下一循环。液氨产品易蒸发，有强烈刺激性气味，对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害，与空气混合后遇火会爆炸，应密闭贮存，管道输送，尽可能避免泄漏。第五章 主要设备的选择与计算1.主要设备的选择计算见计算部分的设备选型2.设备

10、一览表（见后）3.设备的选定说明：合成塔内件合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器，本着节约自身的水电和冷冻量消耗同时提高氨合成反应热的回收品位和利用率本设计触媒筐选用三段绝热冷激间冷式内件。三段绝热冷激间冷式内件有如下特点：1）高效节能 冷激-间冷式内件是托普索节能型氨合成塔内件基础上开发的一种高效节能型内件，氨净值高；2）生产能力大； 3）床层间复合换热；4）节约管材；5）便于催化剂还原。 装填A106型合成塔催化剂，此种催化剂具有良好的抗毒性能，低温高活性，较好的热稳定性特点。材化学院工程名称设备一览表编制赵伍编号1校核第1 页共1页设计项目审核序号位号设备名称及规格图号或标准号单位数量材

11、料技术特性表编号备注1E0301合 成 塔台12C0301氨冷凝器台116MnR3C0302氨冷凝器台116MnR4C0303循环加热器台11Cr18NiTi5C0304沸热锅炉台11Cr18NiTi6C0305冷交换器台116MnR7C0306水冷器台18J0301循环压缩机台19F0301氨分离器台116MnR10F0302氨罐120MnMo修改标记姓名蔡爱民日期2002/6/03第六章 原材料及动力消耗（一） 原材料消耗序号名称消耗定额（每吨氨）消耗量单位备注每小时每年1新鲜补充气2917.855260.2144.377x108m3（二）动力消耗序号名称消耗定额（每吨氨）消耗量单位备注每

12、小时每年1液氨1316.22824928.0421.974x108m32冷却水48.426917.1407.264x106m33锅炉给水647.78212268.3439.717x109m34电38.633731.6705.795x106KW注：消耗定额以每吨合格液氨产品计第七章 生产分析及三废排量 （一）生产控制分析方法序号取样点分析项目分析方法控制指标分析次数1合成塔二次出口氨气NH313.2每两小时一次氢气H2/N2=3氮气 （二）三废排量序号123名称冷却水放空气废污温度（度）4021压力，MP0.329.421.3排除点水冷量氨分后氨分离器，冷交换器排放量/H114568kg668.

13、12Nm3有害物含量NH3=7.009固体含量2000PPM排放标准处理意见送凉水塔回收利用送水处理第八章 存在问题和意见催化剂的装卸问题 由于第二段反应床与第三段反应床采用中间换热器，床层催化剂不能从顶部装卸，为解决此问题，建议在换热器下面的筒体上开一至二个装卸孔。通过这次设计达到了锻炼的目的，学会了用计算机网络和图书馆查阅、收集、整理资料，并运用工具书解决实际问题，能够在老师的指导下独立处理一些设计中遇到的困难，同时进一步加强了对计算机编辑和绘图功能的学习和运用。当然设计中还存在一些问题需要进一步加强学习。这次设计的顺利完成还得益于翁贤芬老师和其他老师、同学的大力支持，在此一并感谢。第九章

14、 主要参考书目物理化学（上、下）天津大学物理化学教研室编，高等教育出版社出版，1993年6月第三版化工工艺设计手册（上、下）国家医药管理局编，化学工业出版社，1986年6月第一版小合成氨厂工艺技术与设计手册（上、下），梅安华主编，化学工业出版社化工工艺设计技术概论，扬国荣编小氮肥，1998-2000年各期化工设计通讯，1990-1995年各期化工计算，葛家华编化工原理（上、下），天津大学化工原理教研室主编合成氨，陈五平主编化工热力学，张联科编氮肥工艺设计手册理化数据，石油化学工业部化工设计院编，石油化学工业出版社出版第十章 工艺设计计算书一、设计要求： 年工作日：330天；系统工作压力：15M

15、Pa 精练气组成（）：H2 72.76,N2 25.92,CH4 0.98,Ar0.34 合成塔进气（）：NH3 2.5,CH4+Ar 15;出气，NH3 16.5 水冷器出口温度：35 设计裕度：10二、工艺流程图：沸热锅炉液氨贮槽氨冷器氨冷器冷交换器循环机氨分离器水冷器 热交换器合成塔第二部分 物料计算和热量计算1.3物料计算：1.3.1合成塔入口气组分：入塔氨含量：y5NH3=2.5;入塔甲烷含量：y5CH4=15.00x0.98/（0.98+0.34）x100=11.136；入塔氢含量：y5H2=100-（2.5+11.136+3.864）x3/4x100=61.875；入塔氩含量：y

16、5Ar=15.00x0.34/（0.98+0.34）x100=3.864；入塔氮含量：y5N2=100-（2.5+11.136+3.864）x1/4x100=20.625入塔气组分含量（）NH3CH4ArH2N2小计2.511.1363.86461.87520.6251002.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：MNH3=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmo出塔气量: M8=入塔气量生成氨含量=1000-120.172=879.828kmo出塔氨含量

17、： y8NH3=16.5出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)xy5CH4=(1000/879.828)x11.136=12.657出塔氨含量： y8Ar=(M5/M8)xy5Ar=1000/879.828x3.864=4.392出塔氢含量： y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)x100=3/4(1-0.165-0.12657-0.043921)x100=49.838出塔氮含量： y8N2=1/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)x100=16.612出塔气体组分含量（）NH3CH4ArH2N2小计16.512.6574.39249.83816.6121

18、001.3.3合成率：合成率=2MNH3/M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)x100=2x120.172/1000(1-0.025-0.11364-0.03964)x100=29.1331.3.4氨分离器气液平衡计算：已知氨分离器入口混合物组分m(i)MNH3mCH4mH2mArmN2小计0.1650.126570.043920.498380.166121.00000查35，P=14.4555MPa各组分平衡常数：KNH3KCH4KArKH2KN20.1388822.648562.825780.377172.8704设（V/L）=29.85时，带入Lx(i)=m(i)/1+(V/L)

19、xK(i)=L(i):LNH3=mNH3/1+(V/L)xKNH3=0.032066KmolLCH4= mCH4/1+(V/L)xK CH4=0.000187 KmolLAr=mAr/1+(V/L)xK Ar=0.000023 KmolLH2=mH2/1+(V/L)xKH2=0.000208 KmolLH2=mN2)/1+(V/L)xKN2=0.000077 KmolL总= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.032559 Kmol分离气体量：V=1-L=1-0.032559=0.967441 Kmol；计算气液比：（V/L）=0.9674

20、41/0.032559=29.713;误差 （V/L）-（V/L）/（V/L）=（29.85-29.713）/29.85X100=0.46，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=0.03266/0.032559x100=98.48液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.000023/0.032559xIOO=0.07液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00185/0.032559x100=0.57液体中氢含量：xH2=LH2/L=0.000208/0.032559x100=0.64液体中氮含量：xN2=LH2/L=0.000077/0.032559x

21、100=0.24氨分离器出口液体含量NH3CH4ArH2N2小计98.480.570.070.640.24100.00分离气体组分含量：气体氨含量 yNH3=mNH3-LNH3/V=(0.165-0.02066)/0.967441x100 =13.410气体甲烷含量 yCH4=mCH4-LCH4/V=(0.12657-0.00185)/0.967441x100 =13.064气体氩含量 yAr=mAr-LAr/V=(0.04392-0.000023)/0.967441x100 =4.537气体氢含量 yH2=mH2-LH2/V=(0.49838-0.000208)/0.967441x100 =

22、51.494气体氮含量 yN2=mN2-LN2/V=(0.11654-0.000077)/0.967441x100 =17.163氨分离器出口气体含量（）NH3CH4ArH2N2小计13.41013.0644.53751.49417.163100.001.3.5冷交换器气液平衡计算：查t=15,p=13.062MPa的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.0252274.58572.752133.32693.699冷交换器出口液体组分含量：出口液体甲烷含量 xCH4=yCH4/ KCH4=0.11136/74.585x100=0.149出口液体氨含量 xNH3=yNH3/ KNH3=0

23、.025/0.02522 x100=99.110出口液体氩含量 xAr=yAr/ KAr=0.03864/72.725 x100=0.053出口液体氢含量 xH2=yH2/ KH2=0.61875/133.32 x100=0.464出口液体氮含量 xN2=yN2/ KN2=0.20625/93.966 x100=0.149冷交换器出口液体组分含量（）NH3CH4ArH2N2小计99.1100.1490.0530.4640.149100.001.3.6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

24、水冷后分离液氨占总量的白分数.G=（1+y5NH3）x(y8NH3-yNH3分)/( y8NH3- y5NH3)x(1- yNH3分)=(1+0.025）x（0.165-0.13741）/ （0.165-0.025） x（1-0.13741）x100=23.418水冷后分离液氨占总量的23.418冷交，氨冷后分离液氨占总量的76.582.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(15)xX15i+L16xX16i= Gx L0x X15i+(1- G)xX16i=0.23418x X15i+0.76582 X16i混合后入口氨含量：m0NH

25、3=0.23418x0.9848+0.76582x0.9911=0.98962混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.23418x0.0057+0.76582x0.00149=0.002476混合后入口氩含量:m0Ar= 0.23418x0.0070+0.76582x0.00053=0.00057混合后入口氢含量：m0H2=0.23418x0.0064+0.76582x0.00464=0.005052混合后入口氮含量：m0N2=0.23418x0.0024+0.76582x0.00224=0.002277液氨贮槽入口液体含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计0.989620.0024

26、760.000570.0050520.0022771.0000当热t=17平衡计算得，平衡常数P=1.568MPaKNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡L(i)=m(0i)/1+(V/L)xk(i),设(V/L)=0.0275,代入上式得:出口液体氨含量：LNH3=m0NH3/(1+(V/L)xkNH3=0.989/(1+0.0275x0.598)=0.972999 Kmol出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/ 1+(V/L)xkCH4= 0.002476/(1+0.0275x170)=0.000436Kmol出口液体氩含量：LAr=m0 Ar/

27、1+(V/L)xkAr =0.00057/(1+0.0275x540)=0.000036 Kmol出口液体氢气含量：LH2=m0H2/ 1+(V/L)xkH2 =0.005052/(1+0.0275x575)=0.003 Kmol出口液体氮气含量：LN2=m0N2/ 1+(V/L)xkN2 =0.002277/(1+0.0275x620)=0.000126 KmolL(总)=0.973897,V=1-0.973897=0.026103Kmol(V/L) =V/L=0.0268,误差 (0.275-0.0268)/0.0275=2.4当 V/L=0.025时LNH3=0.974432Kmol,

28、LCH4=0.000472KmolLAr=0.000039Kmol, LH2=0.000328 KmolLN2=0.000138 Kmol V=1-L(总)=0.024591(V/L)=V/L=0.024591/0.975409=0.0251误差 (0.025-0.0252)/0.025x100=0.4出口液体组分含量： 出口液体氨含量：xNH3=LNH3/L=0.974432/0.975409x100=99.8998出口液体甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.000472/0.975409x100=0.048出口液体氩含量：xAr=LAr/L=0.000039/0.975409x100=0

29、.004出口液体氢气含量：xH2=LH2/L=0.000328/0.975409x100=0.0336出口液体氮气含量：xN2=LN2/L=0.000138/0.975409x100=0.0141液氨贮槽出口液氨组分（）NH3CH4ArH2N2小计99.89980.0480.0040.03360.01411.0000出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.98962-0.97443)/0.024591x100=61.784弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.00248-0.000472)/0.02459x100=8.15弛放气氩

30、含量：yAr=(M0 Ar-LAr)/V=(0.00057-0.000039)/0.024591x100=2.15弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.005052-0.000328)/0.024591x100=19.21弛放气氮气含量：yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.002277-0.000138)/0.024591x100=8.698出口弛放气组分含量NH3CH4ArH2N2小计61.7848.152.1519.218.698100.001.3.7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)=1000x22.4/(0.

31、998998x17)=1318.969m其中NH3 L(19NH3)=L(19NH3)xX(19NH3)=1318.969x99.8998=1317.647 mCH4 L(19CH4)=L(19CH4)xX(19CH4)=1318.969x0.0484=0.638 mAr L(19Ar)=L(19Ar)xX(19Ar)=1318.969x0.004=0.053 mH2 L(19H2)=L(19H2)xX(19H2)=1318.969x0.0336=0.053 mN2 L(19N2)=L(19N2)xX(19N2)=1318.969x0.0141=0.186 m液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.

32、025V(20)=0.025xL(19)=0.025x1318.969=32.974 m其中NH3 V(20NH3)=V(20NH3) y(20NH3)=32.974x61.874=20.373 mCH4 V(20CH4)=V(20CH4) y(20CH4)=32.974x8.149=2.687mAr V(20Ar)=V(20Ar) y(20Ar)=32.974x2.159=0.712 mH2 V(20H2)=V(20H2) y(20H2)=32.974x19.21=6.334 mN2 V(20N2)=V(20N2) y(20N2)=32.974x8.698=2.868 m液氨贮槽出口总物料=

33、L(19)+ V(20)=1318.969+32.974=1351.943 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(21)=L(19)+V(20)=1351.943 m入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i)其中 NH3 L(21NH3)=1317.647+20.373=1338.020 mCH4 L(21CH4)=0.638+2.687=3.325 mAr L(21Ar)=0.053+0.712=0.765 mH2 L(21H2)=0.443+6.334=6.777mN2 L(21N2)=0.186+2.868=3.054 m入口液体中组分含

34、量核算,由 m(0i)=L(21i)/L(21):入口液体中氨含量 m(0NH3)=1338.02/1351.943x100=98.97入口液体中甲烷含量 m(0CH4)= 3.325/1351.943x100=0.246入口液体中氩含量 m(0Ar)= 0.765/1351.943x100=0.057入口液体中氢气含量 m(0H2)= 6.777/1351.943x100=0.501入口液体中氮气含量 m(0N2)= 3.045/1351.943x100=0.226入口液体中组分含量 m(0i) M(0i)1.3.8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

35、补， 离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V弛，产平液氨L氨由前计算数据如下表：名称NH3CH4ArH2N2气量补充气-0.00980.00340.72760.2592V补放空气0.137410.130640.045370.514940.017163V放弛放气0.618740.081490.021590.19210.0869832.974液氨0.9989980.0004840.000040.0003360.0.001411318.969入塔气0.0250.11360.038640.618750.20625V入出塔气0.1650.126570.043920.498380.16612V出根

36、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 循环回路中惰性气体平衡: V补(yCH4放+yAr放)=弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛)V补(0.0098+0.0034)=V放(0.12938+0.4493)+32.944(0.08149+0.02159)0.01332 V补=0.17431 V放+3.39587循环回路中惰性气体平衡:V

37、出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛y NH3弛+LNH30.165V出-0.025V入=0.13741V放 + 32.974 x 0.61784 + 1317.647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联立各式解得：V放=201.475 m; V补=2917.8 m; V出=9998.906 m; V入=11364.61 m31.3.9合成塔物料计算：入塔物料：5=11364.610 m3NH3 V5NH3=11364.61 x 2.5=284.115m3CH4 V5CH4=11364.61

38、 x 11.136=1265.563m3Ar V5Ar=11364.61 x 3.864=439.129m3H2 V5H2=11364.61 x 61.875=7031.852m3N2 V5N2=11364.61 x 20.625=2343.951m3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5=V6=V7=11364.610 m3出塔物料 V8=9998.906m3NH3 V8NH3=9998.906 x 16.5=1649.819m3CH4 V8CH4=9998.906 x 12.657=1264.862m3Ar V8Ar=9998.906 x 4.392=439.1

39、52m3H2 V8H2=9998.906 x 49.838=4983.255m3N2 V8N2=9998.906 x 16.612=1661.018m3合成塔生成氨含量：VNH3=V8NH3-V5NH3=1649.819-284.115=1365.704 m3=1036.472Kg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V8=V9=V10=9998.906 m31.3.10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 V10入=9998.906 m3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)=29.85,有如下方程:V

40、11出/L11出=(V/L)=29.85V11出+L11出=L10入=9998.906将 V11出=29.85L11出带入得:L11出=324.114 m3 V11出=9674.792 m3出口气体组分由V11i=V11出y11i得:其中， NH3 V11NH3=9674.792 x 13.741=1329.431m3CH4 V11CH4=9674.792 x 13.064=1263.91m3Ar V11Ar=9674.792 x 4.537=438.945m3H2 V11H2=9674.792 x 51.494=4981.937m3N2 V11N2=9674.792 x 17.163=166

41、0.485m3出口液体各组分由L11i=V8i-V11i其中， NH3 L11NH3=1649.819-1329.413=320.406m3CH4 L11CH4=1264.862-1263.915=0.947m3Ar L11Ar=439.152-438.945=0.207m3H2 L11H2=4983.255-4981.937=1.318m3N2 L11N2=1661.018-1660.485=0.533m3.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V11=V11出+L11出=9674.792+324.114=9998.906 m3出器物料：气液混合物在器

42、内进行分离，分别得到气体和液体出器气体V12V11出9674.792 m3，出器液体L15L11出324.114 m3氨分离器出口气体放空V13=201.475 m3其中， NH3 V13NH3=201.475 x 13.741=27.685m3CH4 V13CH4=201.475 x 13.064=26.321m3Ar V13Ar=201.475 x 4.537=9.141m3H2 V13H2=201.475 x 51.494=103.748m3N2 V13N2=201.475 x 17.163=34.579m31.3.12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

43、气量V14=V12-V13=9674.792-201.475=9473.317 m3其中， NH3 V14NH3=9674.792 x 13.741=1301.728m3CH4 V14CH4=9674.792 x 13.064=1225.658m3Ar V14Ar=9674.792x 4.537=425.636m3H2 V14H2=9674.792 x 51.494=4890.316m3N2 V14N2=9674.792x 17.163=1629.979m3出器物料（热气）：设热气出口温度17 查 t=17,P=13.062MPa气相平衡氨含量y NH3=8.386，计算热气出口冷凝液氨时，忽

44、略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10故 V17NH3=1.1x8.386=9.225设热气出口氨体积为，则：a/(9473.317-1301.728+a)=0.09225 a=830.427 m3L17NH3=V14NH3-a=1301.728-830.437=471.291 m3冷交换器热气出口气量及组分：其中 NH3 V17NH3= V14NH3-L17NH3=830.437m3CH4 V17CH4= V14CH4 =1225.658m3Ar V17Ar=V14Ar=425.636m3H2 V17H2= V14H2 =4890.316m3N2 V17N2= V14N2=1629.979m3

45、出口总气量 V17=V14-L17NH3=9473.317-471.291=9002.026 m3出口气体各组分：NH3 V17NH3V17= 830.4379002.026x100=9.225CH4 V17CH4V17= 1225.6589002.026 x100=13.615Ar V17ArV17=425.6369002.026 x100=4.728H2 V17H2V17= 4890.3169002.026 x100=54.325N2 V17N2V17= 1629.9799002.026 x100=18.1071.3.13氨冷器物料计算：1.3.13.1氨冷器物料计算：进器物料：氨冷器进器

46、物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2917.8 m3其中， CH4 V1CH4=2917.8x0.0098=28.594m3Ar V1Ar=2917.8x0.0034=9.921m3H2 V1H2= 2917.8x0.7276=2122.991m3N2 V1N2= 2917.8x0.2592=756.294m3V18（进器气体物料）=V1+V17=2917.8+9002.026=11919.826 m3进器气体组分含量V18i=V1i+V17i其中， NH3 V18NH3= V17NH3=830.437m3CH4 V18CH4= 28.594+1225.658=1254.252m

47、3Ar V18Ar=9.921+425.636=435.557m3H2 V18H2= 2122.991+4890.316=7013.307m3N2 V18N2= 756.294+1629.979=2386.273m3各组分百分含量y18i=V18i/V18NH3 y18NH3= 830.437/11919.826x100=6.967CH4 y18CH4=1254.252/11919.826x100=10.522Ar y18Ar=435.557/11919.826x100=3.654H2 y18H2= 7013.307/11919.826x100=58.8373N2 y18N2= 2386.27

48、3/11919.826x100=20.02进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18=L18NH3=L17NH3=471.291 m3进器总物料V18=L18=11919.826+471.291=12391.117 m3出器物料：已知出器气体中氨含量为 4.872，设出器气体中氨含量为b m3b/(11919.826/V18-830.437/V18NH3)=4.872 解得 b=540.275 m3则氨冷器中冷凝液氨量：L18NH3=V18NH3-b=830.437-540.275=290.162 m3氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L18NH3=471.291+290.162=761

49、.453 m3氨冷器出口气量:V2=V18-b=11919.826-290.162=11629.664 m3其中， NH3 V2NH3= 540.275m3CH4 V2CH4= V18CH4= 1254.252m3Ar V2Ar= V18Ar=435.557m3H2 V2H2= V18H2= 7013.307m3N2 V2N2= V18N2= 2386.273m3各组分百分含量 y2i=V2i/V2NH3 y2NH3=540.275/11629.664x100=4.646CH4 y2CH4=1254.252/11629.664x100=10.785Ar y2Ar=435.557/11629.6

50、64x100=3.475H2 y2H2=7013.307/11629.664x100=60.305N2 y2N2=2386.273/11629.664x100=20.519出器总物料=V2+L2NH3=11629.664+761.453=12391.117 m31.3.11.2氨冷凝器物料计算：进器气体物料=V2=11629.664 m3进器气体组分含量 V22i=V2i其中 各组分含量 y22i=y2iNH3 V22NH3=V2NH3= 540.275m3 NH3 y22NH3= y2NH3=4.646CH4 V22CH4 =V2CH4= V18CH4= 1254.252m3 CH4 y22

51、CH4= y2CH4=10.785Ar V22Ar =V2Ar= V18Ar=435.557m3 Ar y22Ar= y2Ar=3.475 H2 V22H2=V2H2= V18H2= 7013.307m3 H2 y22H2= y2H2=60.305N2 V22N2=V2N2= V18N2= 2386.273m3 N2 y22N2= y2N2=20.519进器液体等于氨冷器液氨量=761.453 m3进器总物料等于出器总物料=12391.117 m3出器物料：已知出器气体中氨含量为 2.5，设出器气体中氨含量为b m3b/(11629.664-540.275)=0.025 解得b =277.23

52、5 m3则氨冷器中冷凝液氨量：L22NH3=V28NH3- b=540.275-277.235=263.04 m3氨冷器出口总液氨量:LNH3=L8NH3+L28NH3=761.453+263.04=1024.493 m3氨冷器出口气量:V=V8- b=11629.664-263.04=11366.624 m3其中，NH3 VNH3= 277.235m3CH4 VCH4= V22CH4= 1254.252m3Ar VAr= V22Ar=435.557m3H2 VH2= V22H2= 7013.307m3N2 VN2= V22N2= 2386.273m3各组分百分含量 yi=Vi/VNH3 yN

53、H3=277.235/11366.624x100=2.439CH4 yCH4=1254.252/11366.624x100=11.035Ar yAr=435.557/11366.624x100=3.832H2 yH2=7013.307/11366.624x100=61.700N2 yN2=2386.273/11366.624x100=20.994出器总物料=V+LNH3=11366.624+1024.493 =12391.117 m31.3.14 冷交换器物料计算：进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料其中气体入口V=11365.624 m3；液体入口 LNH3=1024.493 m

54、3由气液平衡计算得，以一1Kmol进口物料为计算基准：即 F=1L+V=FLxNH3+VyNH3=FmNH3将yNH3=0.025，xNH3=0.9911代入上式：V=（xNH3- mNH3）/（xNH3- yNH3）= 1.026- mNH3/0.9661式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V2NH3/V2V=V1+V17V17=V18-V13-L15VNH3=VNH3+L17NH3+L22NH3式中V 冷交换器入口总物料；V17冷交换器热气出口总物料VNH3 冷交换器入口总氨物料将 V8=9998.906 m3，V13=201.475 m3，L15=324.114 m3代入上式解得：V17=9473.317 m3V=2917.8+9473.317=12391.117 m3；VNH3 =277.235+471.291+553.202=