年产30万吨合成氨合成工段工艺设计

2020-05-25 来源：欧得旅游网

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计

-CAL-FENGHAI.-(YICAI)-Company One1

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计

摘要................................................................................................................................................. I Abstract ......................................................................................................................................... II 引言 ............................................................................................................................................. 1 第一章合成氨综述 .................................................................................................................. 3

1.1 氨的用途 ............................................................................................................................................. 3 1.2 氨的性质 ............................................................................................................................................. 3 1.2.1 氨的物理性质 ................................................................................................................................ 3 1.2.2 氨的化学性质 ................................................................................................................................ 4 1.3 合成氨的生产方法 ........................................................................................................................... 4 1.4 合成工艺条件的选择 ...................................................................................................................... 5 1.4.1 操作压力 ......................................................................................................................................... 5 1.4.2 反应温度 ......................................................................................................................................... 6 1.4.3 空速................................................................................................................................................... 6 1.4.4 合成塔进口气体组成 ................................................................................................................... 6 1.5 合成氨工业的发展 ........................................................................................................................... 7

第二章合成工段工艺简介 .................................................................................................... 9

2.1 合成工段工艺流程简述 ................................................................................................... 9 2.2 工艺流程方框简图 ......................................................................................................... 10 2.3 设备简述 ......................................................................................................................... 10 2.3.1 氨合成塔 ...................................................................................................................... 10 2.3.2 热交换器与废热锅炉 .................................................................................................. 10 2.3.3 冷交换器 ...................................................................................................................... 11 2.3.4 氨冷器 .......................................................................................................................... 11

第三章工艺设计计算 ............................................................................................................ 12

3.1 设计要求 ......................................................................................................................... 12 3.2 工艺流程图 ..................................................................................................................... 12

3.3 物料计算 ......................................................................................................................... 12 3.3.1合成塔入口气体组分 .................................................................................................. 12 3.3.2 合成塔出口气体组分 .................................................................................................. 13 3.3.3 合成率 .......................................................................................................................... 13 3.3.4 氨分离器气液平衡计算 .............................................................................................. 13 3.3.5 冷交换器气液平衡计算 .............................................................................................. 15 3.3.6 液氨储槽气液平衡计算 .............................................................................................. 16 3.3.7 液氨储槽物料计算 ...................................................................................................... 19 3.3.8 合成系统物料计算 ...................................................................................................... 20 3.3.9 合成塔物料计算 .......................................................................................................... 22 3.3.10 水冷器物料计算 ........................................................................................................ 23 3.3.11 氨分离器物料计算 .................................................................................................... 24 3.3.12 冷交换器物料计算 .................................................................................................... 24 3.3.13 氨冷器的物料计算 .................................................................................................... 26 3.3.14 冷交换器物料计算 .................................................................................................... 28 3.3.15 液氨贮槽物料计算 .................................................................................................... 30 3.4 热量衡算 ......................................................................................................................... 32 3.4.1 冷交换器热量计算 ...................................................................................................... 32 3.4.2 氨冷凝器热量计算 ...................................................................................................... 36 3.4.3 循环机热量计算 .......................................................................................................... 37 3.4.4 合成塔热量衡算 .......................................................................................................... 39 3.4.5 废热锅炉热量计算： .................................................................................................. 41 3.4.6 热交换器热量计算 ...................................................................................................... 43 3.4.7 水冷器热量衡算： ...................................................................................................... 44 3.4.8 氨分离器热量衡算： .................................................................................................. 45

第四章设备的选型与计算 .................................................................................................. 47

4.1 设备选型 ......................................................................................................................... 47 4.1.1 设备简述 ...................................................................................................................... 47 4.1.2 流程说明 ...................................................................................................................... 47 4.2 合成塔设计 ..................................................................................................................... 48

4.2.1 合成塔筒体设计 .......................................................................................................... 48 4.2.2 催化剂层设计 .............................................................................................................. 49 4.2.3 下换热器 ...................................................................................................................... 55 4.2.4 层间换热器 .................................................................................................................. 56 4.3 辅助设备选型 ................................................................................................................. 57 4.3.1 废热锅炉 ...................................................................................................................... 57 4.3.2 热交换器 ...................................................................................................................... 57 4.3.3 水冷器 .......................................................................................................................... 57 4.3.4 冷交换器 ...................................................................................................................... 58 4.3.5 氨冷器I ........................................................................................................................ 58 4.3.6 氨冷器II ...................................................................................................................... 58

结论 ........................................................................................................................................... 60 致谢 ........................................................................................................................................... 52 参考文献 .................................................................................................................................... 53 附录 ........................................................................................................................................... 62

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计

摘要：氨是一种重要的化工产品，在国民经济中有重要的作用。对合成氨工艺进行设计研究，并对其过程进行设计优化。氨合成工段包括氨的合成、分离、气体再循环、惰性气体排放等基本过程，其中氨合成是合成氨工艺的中心环节。本设计主要目的是对合成氨的合成工段进行设计，根据已给组成的原料气的组成，进行工艺系统计算，包括物料衡算、热量衡算、设备的数据计算及选型等。合成工段中的主要设备为氨合成塔，结合设计数据及技术现状，本设计选择的氨合成塔的内件为三段绝热冷激--内冷式内件，该内件具有结构合理、氨净值高、产量大等优点。根据物料及热量衡算的数据,计算出内件中绝热床层及换热器的有关尺寸数据，并对一些辅助设备进行设计选型。根据计算数据，绘制出主要设备及带控制点的工艺流程图等。关键词：合成氨物料衡算热量衡算合成塔

Process Design of the Section Which Synthetizes Liquid

Ammonia of 300000t/a

Abstract: Ammonia is an important chemical product,plays an important role in the national economy.It is very necessary to explore and design the process of synthetic ammonia,then to optimize the process and the equipment.Ammonia synthesis process includes the separation of ammonia,the gas recirculation, the ammonia synthesis,the emission of inert gas and so on,and during the process,the ammonia synthesis is the most important link.The main purpose of this design is to devise the synthesis process of ammonia synthesis.According to the composition of raw gas that has known,we carry on the calculation of the craft system,including material balance,heat balance,the calculation and selection of the equipment.The ammonia synthesis tower is the crucial equipment of the process,combining with the design data and technical status,this design chooses three adiabatic cold shock -internal cooling type internal parts,the inner parts have the advantages of reasonable structure,high ammonia value ,large-tonnage yield etc.According to the material and heat balance data, we can calculate the relevant size date of the adiabatic bed and heat exchanger during the internal parts,and design and select some auxiliary equipment.

Key Words: Synthetic ammonia; materal balance; heat balance; synthesis tower

引言

氮元素是生物生存所需的基本元素之一，而合成氨则是进行固氮的最有效的方法。合成氨工业是重要的化工生产部门，迄今已有80多年的历史，它是一个耗能大户，世界上大约有10%的能源用于氨的合成，其生产的氨是重要的化工原料，广泛用于制取尿素、树脂、橡胶、炸药、橡胶等。早期合成氨主要以焦炉气、水电解氢气及焦炭气化产生的水煤气为原料，70年代开始转向以天然气、石脑油为原料[1]。由于中国煤炭资源丰富、石油和天然气稀缺，合成氨生产主要以煤为主要原料。

以煤为原料的合成氨生产工艺主要包括原料气的制备、原料气的净化(脱硫、变换、脱碳、精制)、气体压缩、氨的合成、氨的分离、未反应气体的循环等部分。本设计就根据已给组成的精制气，设计合适的流程来合成氨，并对主要设备氨合成塔进行选型设计。

合成氨工业经过近80多年的发展，技术相对比较成熟。目前，大多合成氨装置都选择中、低压合成工艺。目前在国际上用于氨合成中具有代表性的低能耗制氨工艺有：美国的原Kellogg工艺(现为KBR)、丹麦托普索工艺、瑞士卡萨利工艺、德国伍德工艺等。这几种氨合成工艺流程类似，都是为了提高氨净值。合成塔的主要部分为内件。随着科技的发展，人们研究出了各种类型的内件。以反应床论，可分为绝热式和内冷式，即床层内含有移热装置，如单冷管等；以移热方式论，可分为冷激式、层间换热式、内冷式以及冷激间换热复合式；以反应气体流向论，可分为轴向型和径向型以及轴径向混流型，其各有所长[2]。轴向流塔操作稳定，催化剂装量多；径向流塔效率高，压力降小，操作敏感性强，要求高效催化剂。根据催化剂床层中是否设置冷管(内冷)方式可划分为：①

单层轴向内冷式内件；②冷管改进型内件；③多层绝热冷激式内件；④多层绝热复合换热式内件；⑤副产蒸汽式内件[3]。本设计则采用多段绝热冷激式内件。

合成氨反应是利用含有氮气和氢气的原料气，在一定的温度压力下，在有催化剂的作用下进行的，此反应为一可逆反应。其中催化剂在合成氨反应中有重要的作用。合成氨的催化剂有三条技术路线：传统的Fe3O4路线，英国BP公司的钌基催化剂及我国的

Fe1xO基催化剂体系[4]。本设计则根据已有的技术，选用已经在合成氨工业中使用较长时

间的A106型催化剂。

第一章合成氨综述

1.1氨的用途

氮元素是生命存在的基础，它是构成蛋白质的重要物质。在我们生活的大气环境中存在有大量的氮，其主要以氮气的形式存在于空气中，其体积占78%(体积分数)以上。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。在实际生产中，固定氮的方法有电弧法、氰氨法及合成氨法。目前，固定氮最方便、最经济的方法就是合成氨，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。

氨是最重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位。氨主要用于农业生产。合成氨是氮肥工业的基础，氨气本身是重要的氮素肥料，与此同时，氨也可以用于生产其他氮肥，如硝酸铵、复合肥等，这部分约占70%的比例，称之为“化肥氨”。氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，这部分约占30%的比例，称之为“工业氨”[5] 。氨气可作为生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料[6]。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，氨气及其加工产品都是不可缺少的。

1.2 氨的性质

1.2.1氨的物理性质

氨气在常温下是无色有刺激性气味的气体，对人体的眼、鼻、喉等有刺激作用，接触时应小心。如果不慎接触过多的氨而出现病症，应及时吸入新鲜空气和水蒸气，并用大量水冲洗眼睛。氨极易溶于水，在常温、常压下，1体积水能溶解约700体积的氨。因此，用水喷淋处理漏氨事故，能收到较好的效果。

氨气在水中的溶解度随着压力增大而降低，氨水在溶解时放出大量热，氨水中的氨极易挥发。常压下气态氨气需冷却到-33.35℃（沸点）才能液化，而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热，因此可以作为制冷剂。 1.2.2氨的化学性质

氨气溶于水以后叫氨水，其显弱碱性，化学性质类似于其他碱性物质，如可以与酸性物质反应，能与一些氧化物反应等。其他的性质如下：

(1) 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5O24NO6H2O

(2) 氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应：

NH3HNO3 NH4NO3

(3) 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NH4COONH2

(4) 氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵：

NH3CO2H2ONH4HCO3

(5) 氨可与盐生成各种络合物，如CuCl26NH3、CuSO44NH3。

1.3合成氨的生产方法

合成氨的生产主要包括以下步骤：第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气。第二步是原料气的净化，具体流程有脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化[7]等。第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在催化剂与高温条件下合成为氨。合成的氨需要进行冷却分离，才能得到产品，分离后的气体要继续回到合成系统中，补充原料气后继续参与反应。目前氨合成的方法，由于采用的压力的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种[8]。

(1) 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℃。该法的优点是操作压力和温度较低，生产容易管理，对设备、管道的材质要求低。但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8%-10%，催化剂的生产能力比较低，合成流程复杂，生产成本较高，在实际生产中并不适用。

(2) 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。

(3) 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 ℃。高压法的优点是，催化剂的生产能力较大，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达25%-30%。此种方法氨分离效果好，设备和流程比较紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操作，对设备和管道的材质要求比较高，合成塔需用高镍优质合金钢制造。高压法合成率高，但催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。

1.4合成工艺条件的选择

1.4.1 操作压力

从化学平衡和反应速率两个方面考虑，提高操作压力对反应是有利的，它不仅能提高设备的生产能力，还可以简化氨的分离流程。但是对设备的材质和加工提出了更高的要求，操作中催化剂易碎，这会增加反应气体的流动阻力和影响催化剂的使用寿命，操作安全性较差。目前高压法已经淘汰。为保证具有较高的平衡氨浓度，在降低压力的同时，要求催化剂在比较低的反应温度下即有较高的反应活性。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。

1.4.2 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，平衡时氨含量必定减少，因此必须及时的将反应热移除，以降低合成塔的温度。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。在合成氨反应中使用催化剂是较好的选择，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℃，反应温度不能低于活性温度。在合成氨生产过程中，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。 1.4.3 空速

空速是反应气在催化剂床层的停留时间的倒数。空速大，单位体积催化剂处理的气量大，能增加生产能力。但是空速过大，催化剂与反应气体的接触时间太短，部分反应物未参与反应就离开了催化剂表面，进入气流，导致反应速率下降。另外，气量过大，使设备负荷及动力消耗增大，氨分离不完全。因此，空速要保持在一定的范围。 1.4.4 合成塔进口气体组成

(1) 氢氮比

根据理论分析，当原料气中H2与N2的摩尔比为3:1时[9]，氨的含量最高。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中速度的控制步骤，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。

(2) 惰性气体含量

惰性气体来源于新鲜空气，它们不参与反应因而在系统中积累。惰性气体的存在，无论从化学平衡还是动力学上考虑均属不利。但是，维持过低的惰性气体含量又需要大量排放循环气，导致原料气消耗随之增大。因此，循环气中惰性气体含量应根据新鲜气

惰性气体含量、操作压力、催化剂活性等条件而定。在产中，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。

(3) 初始氨含量

当其他条件一定时，进塔气体中氨含量越高，氨净值越小，生产能力越低。初始氨含量的高低取决于氨分离的方法。对于冷冻法分离氨，初始氨含量与冷凝温度和系统压力有关。为过分降低冷凝温度而过多的增加氨冷负荷在经济上并不可取。操作压力为30MPa左右时，一般进塔氨含量控制在3.2%~3.8%。中国有些厂采用水吸收法分离氨，初始氨含量可在0.5%以下。

1.5合成氨工业的发展

合成氨是化学工业中产量很大的化工产品。目前，合成氨年总消费量(以N计)约为78.2Mt，其中工业用氨量约为10Mt，约占总氨消费量的12%。合成氨主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等。世界以天然气制氨的比例约占71%，俄罗斯为92.2%、美国为96%、荷兰为100%；中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨, 天然气制氨仅占20%。生产合成氨的方法主要区别在原料气的制造，其中最广泛采用的是蒸汽转化法和部分氧化法[10]。中国合成氨生产是在20世纪30年代开始的，当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过50kt（1941年）。中华人民共和国成立以来，化工部贯彻为农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过多年的努力，我国已拥有多种原料，不同流程的大、中、小型合成氨工厂550余个。在技术力量方面，我国已拥有一支能从事合成氨生产的科研、设计、制造和施工的高素质技术队伍。在生产能力方面，1980年中国合成氨产量为1498万吨，到1990年上升至2129万吨，仅次于前苏联名列世界第二。目前，全球合成氨的生产能力已经超过160Mt/a，中国的生产能力达到45Mt/a，居全球第一位[11]。

我国合成氨工业存在一些特殊问题，我国的油气资源贫乏，但煤炭资源相对丰富，这就决定了我国合成氨工业的原料要以煤炭为主。2011年，国内合成氨生产原料中，煤炭约占76.2%，天然气约占21.3%，油约占1.5%，焦炉气约占0.9%[12]。目前我国的氮肥行业产能普遍偏低，耗能高，污染大，急需采用成熟的粉煤气化技术，以提高原料利用率，降低对环境的危害。

第二章合成工段工艺简介

2.1合成工段工艺流程简述

由氮氢气压缩机送来温度35℃～45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气体混合，而后温度被降至17℃，进入氨冷器Ⅰ。气体管内流动，液氨在管外蒸发，使管内气体冷却至0℃左右，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-10℃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，气体经循环压缩机，由塔上部进入，先经塔内环隙后，出合成塔，然后进塔外换热器预热，再由合成塔的下部进入下换热器，移走第三绝热床反应热，气体升温后再进入层间换热器，后经中心管进入第一绝热床层进行绝热反应，出第一绝热层后经冷激器降温，再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。换热产生蒸汽后进入塔外换热器，蒸汽本身温度降至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。

2.2工艺流程方框简图

图2.1 合成系统流程简图

2.3设备简述

合成氨过程是一个相当复杂的过程，根据上面流程图，用到的设备很多，其中主要的设备为合成塔，辅助设备有氨冷器，氨分离器，冷交换器，水冷器等。 2.3.1 氨合成塔

氨合成塔是合成氨工段的核心设备，合成塔内部的主要设备是合成塔内件，其按结构形式可分为：冷管型内件、冷激型内件、段间热型内件及混合型内件等；按内件气体流向可分为：轴向型内件、径向型内件和轴径向混合型内件等。本设计很据实际情况，采用绝热冷激间冷式内件。大致结构为第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+下换热器，层间换热器与下换热器串联，绝热床层中装填催化剂。 2.3.2热交换器与废热锅炉

合成氨反应为一放热反应，在工业生产中考虑到节能及降低成本，广泛采用热交换器，达到热量的有效利用。热交换器的使用把合成反应中生成的热量交换出来，用来预热原料气，提高入塔气的温度，降低了合成塔的热负荷。

废热锅炉的作用相当于一个换热器，对出塔的热气进行冷却，副产蒸汽，进入蒸汽管网，可以用生产过程中的其他工段，实现了对热量的充分利用。

2.3.3冷交换器

冷交换器分为上下两部分，上部换热器为列管换热器，下部为氨分离器，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，使进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。 2.3.4氨冷器

氨冷器使用生产出的液氨为冷源，把循环气中的氨冷却为液体，并进行分离，以保证合成塔入口氨含量在规定的范围。本设计中采取两台氨冷器串联，降低了冷却负荷，提高了分离效率。

第三章工艺设计计算

3.1设计要求

年工作日：330天；产量37.8788t/h；合成塔操作压力：32MPa（绝压）；合成塔进气（摩尔百分数）：NH3 2.5，CH4+Ar 15;水冷器出口温度：35℃；精炼气温度：35℃；精炼气组成：H2 74.45，N2 24.12, CH4 1.11，Ar 0.32。

3.2工艺流程图

1—新鲜气 13—放空气 20—驰放气

图3.1 工艺流程图

3.3物料计算

3.3.1合成塔入口气体组分入塔氨含量：y5,NH3=2.5%

入塔甲烷含量：y5,CH4=15%×1.11÷（1.11+0.32）×100%=11.643% 入塔氩含量：y5,Ar=15%×0.32÷（1.11+0.32）×100%=3.357%

入塔氢含量：y5,H2=[100-(2.5+11.643+3.357]×0.75×100%=61.874% 入塔氮气含量：y5,N2=[100-(2.5+11.643+3.357)]×0.25×100%=20.625%

NH3 2.5

CH4 11.643

表3.1 入塔气体组分含量（%）

Ar H2 N2 3.357

61.874

20.625

总计 100

注：表3.1-3.12中的组分含量均为摩尔含量 3.3.2 合成塔出口气体组分

以1000kmol入塔气作为基准求出出塔气体组分，由以下式计算塔内生成氨含量：

MNHM53y8,NHy5,NH=1000×（0.165-0.025）÷（1+0.165）=120.172kmol

1y8,NH333出塔气量：M8=入塔气量-生成氨含量=1000-120.172=879.828kmol 出塔氨含量：y8,NH3=16.5% 出塔甲烷含量：y8,CH4=

M5y5,CH=（1000÷879.828）×11.539%=13.233% M84出塔氩含量：y8,ArM5y5,Ar=（1000÷879.828）×3.357%=3.816% M8出塔氢含量：y8,H2 =0.75×（1-y5,NH3y5,CH4y5,Ar）×100%

=0.75×（1-0.165-0.13223-0.03816）×100%=49.838%

出塔氮含量:y8,N2=0.25×(1-0.165-0.13223-0.03168)×100%=16.612%

NH3 16.5

CH4 13.223

表3.2 出塔气体组分含量（%）

Ar H2 N2 3.816

49.838

16.612

总计 100

3.3.3 合成率

合成率M51y5,NHy5,CHy5,Ar342MNH3100%2120.172100%

100010.0250.114360.03357=29.133%

3.3.4 氨分离器气液平衡计算

表氨离

NH3 16.5

CH4 13.223

Ar 3.816

H2 49.838

N2 16.612

总计 100

3.3 分器

入口混合物组分含量mi(%)

表3.4 35℃，p=29.4Mpa各组分平衡常数

KNH

3KCH

4KAr

28.200

2KN

20.098 8.200 27.500 34.500

设

V11.110时，代入 Lmi V1KiLLi则LNH30.165mNH==0.07899kmol

V111.1100.0981KNHL33同理LCH4=0.00143kmol LAr=0.00013kmol LH2=0.00163kmol LN2=0.00043kmol L= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08261kmol 分离气体量：V=1－L=1－0.032559=0.91739kmol

V计算气液比：=0.91739÷0.98261=11.105

L'VVLL100%误差 =0.46%

VL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0.07899÷0.08261×100%=95.618% 液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.00013÷0.08621×100%=0.157% 液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143÷0.08261×100%=1.731% 液体中氢含量：xH2=LH2/L=0.00163÷0.08261×100%=1.973% 液体中氮含量：xN2=LN2/L=0.00043÷0.08261×100%=0.521%

表3.5 氨分离器出口液体组分含量（%）

NH3 95.618

CH4 1.731

Ar 0.157

H2 1.973

N2 0.521

总计 100

出口气体组分含量气体氨含量：yNH3=

mNH3LNH3V=(0.165－0.07899)÷0.91739×100 %=9.376%

气体甲烷含量：yCH4气体氩含量：yAr气体氢含量：yH2mCH4LCH4V=(0.1323－0.00143)÷0.91739×100 %=14.140

mArLAr=(0.03816－000013)÷0.91739×100 %=4.275% VmH2LH2VmN2LN2V=(0.49838－0.00163)÷0.91739×100 %=54.158%

气体氮含量：yN2=(0.16612－0.00043)÷0.91739×100 %=18.061%

表3.6氨分离器出口气体组分含量（%）

NH3 9.376

CH4 14.269

Ar 4.145

H2 54.158

N2 18.061

总计 100

3.3.5 冷交换器气液平衡计算

冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由气液平衡原理xiyi，根据Ki合成塔入口气体含量yi和操作条件下的分离温度可以查出Ki，便可以解出xi。

表3.7查T=-10℃，P=28.028Mpa的平衡常数

KNH

3KCH

4KAr

2KN

20.0252 27 75 80

冷交换器出口液体组分含量出口液体甲烷含量：

xCH4yCH0.011539=100%0.427% KCH2744出口液体氨含量：

xNH3yNHKNH330.025100%98.425%

0.02522出口液体氩含量：

xAryAr0.03462100%0.068% KAr51出口液体氢含量：

xHyHKH2220.61875100%0.825%

133.32出口液体氮含量：

xN2yNKN220.20625100%0.255% 80表3.8 冷交换器出口液体组分含量（%）

NH3 98.425

CH4 0.427

Ar 0.068

H2 0.825

N2 0.255

总计 100

3.3.6 液氨储槽气液平衡计算

图3.2 液氨储槽物料简图

氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合进入液氨储槽经减压溶解在液氨中的气体会解吸形成驰放气，两种液体百分比估值，即水冷后分离液氨占总量的百分数。

G%(1y5,NH3)(y8.NH3-yNH3,分)(10.025)(0.1650.09376)100%=57.554% =

(y8.NH3y5.NH3)(1yNH3,分)(0.1650.025)(10.09376)16

水冷后分离液氨占总量的57.554%，冷交换器分离液氨占总量的42.446%。液氨储槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol,入口液体混合后组分含量：

m0iL15x15iL16x16iG%L0x15i(1G%)x16i0.57554x15i0.42446x16i

混合后入氨含量：m0,NH30.57554×0.95618+0.42446×0.98425=0.9681 混合后入口甲烷含量：m0,CH4=0.57554×0.01731+0.42446×0.00427=0.01178 混合后入口氩含量：m0,Ar= 0.57554×0.00157+0.42446×0.00068=0.00119 混合后入口氢含量：m0,H2=0.57554×0.01973+0.42446×0.00825=0.01486 混合后入口氮含量：m0,N2=0.57554×0.00521+0.42446×0.00255=0.00408

表3.9 液氨储槽入口液体组分含量（%）

NH3 96.810

CH4 1.178

Ar 0.119

H2 1.486

N2 0.408

总计 100

表3.10 当T=17℃，平衡压力P=1.568Mpa，查平衡常数

KNH

3KCH

4KAr

540

2KN

20.598 170 575 620

根据气液平衡Limi，设V/L=0.0821，代入上式得： V1KiL出口液体氨含量：

LNH3m0NH13VKNHL30.96810.9227kmol

10.02750.598出口液体甲烷含量：

LCH4m0CH14VKCHL40.011780.000787kmol

10.0821170出口液体氩含量：

LArmV1KL0ArAr0.001190.000036kmol

10.0821540出口液体氢气含量：

LH2m0H12VKHL20.014860.000309kmol

10.0821575出口液体氮气含量：

L1m0N2N2VKLN20.004080.000079kmol

10.0821620L(总)=0.9239，V=1-0.9239=0.0761 〔

V〕′=0.0824，误差（0.0824-0.0821）÷0.0821=0.36% L误差满足设计要求。出口液体含氨量：xNH3LNH=0.9227÷0.9239×100%=99.87% L3出口液体甲烷含量：xCH4出口液体氩含量：xArLCH4L=0.000787÷0.9239×100%=0.0852%

LAr=0.00003÷0.9239×100%=0.003% LLH2LLN2L出口液体氢气含量：xH2=0.000309÷0.9239×100%=0.0334%

出口液体氮气含量：xN20.000079÷0.9239×100%=0.009%

表3.11 液氨储槽出口液体组分含量（%）

NH3 99.87

CH4 0.0852

Ar 0.003

H2 0.0334

N2 0.009

总计 100

出口驰放气组分含量：驰放气中氨含量：yNH3M0NH3LNH3V（0.9681-0.9227）÷0.0761×100%=59.66%

弛放气中甲烷含量：yCH4M0CH4LCH4V(0.01178－0.000787)÷0.0761×100%=14.447%

弛放气中氩含量：yArM0ArLAr(0.00119－0.00003)÷0.0761×100%=1.526% V弛放气中氢气含量：yH2弛放气中氮气含量：yN2M0H2LH2VM0N2LN2V=(0.01486－0.000309)÷0.0761×100%=19.120%

(0.00408－0.000079)÷0.0761×100%=5.258%

表3.12 出口驰放气组分含量（%）

NH3 59.66

CH4 14.447

Ar 1.526

H2 19.120

N2 5.258

总计 100

3.3.7 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 L(19)=1000×22.4÷（0.9987×17）=1319.362 其中：NH3 L(19NH3)L(19)x(19NH3)1319.36299.87%1317.647m3

CH4 L(19CH4)L（19）x(19CH4)1319.3620.0484%0.638m3

3Ar L(19Ar)L(19)x(19Ar)1319.3620.003%0.0395m

H2 L(19HN2 L(19N2)L(19)x(19HL(19)x(19NL22)1319.3620.033%0.441m3 1319.3620.009%0.119m3

2))液氨储槽出口驰放气V=0.0821

V(20)=0.025×L(19)=0.0821×1319.362=108.320 m３其中：NH3 V20NHCH4 V20CH3V20y20NH3108.32059.66%64.624m3 108.32014.447%15.649m3

4V20y20CH4Ar V20ArV20y20Ar108.3201.526%1.656m3 H2 V20H2V20y20H2108.32019.120%20.720m3

N2 V20N2V20y20N2108.3205.258%5.695m3

液氨储槽出口总物料= L(19)+ V(20)=1319.362+108.320=1427.682m3 液氨储槽进口液体：

由物料平衡，人槽总物料=出槽总物料： L(21)=L(19)+V(20)=1427.682m3

入口液体各组分含量计算：L(21i)= L(19i) + V(20i) 其中：NH3 L21NH3=1317.647+64.624=1382.271m

CH4 L21CH4=1.124+15.649=16.773 m３ Ar L21Ar=0.0395+1.656=1.696 m３ H2 L21H2=0.441+20.720=21.161m３ N2 L21N2=0.119+5.695=5.820m３

入口液体中组分含量核算：由 m´L(21) (0i)=L(21i)÷

入口液体中氨含量：m'0NH3=1382.271÷1427.682×100%=96.819% 入口液体中甲烷含量：m'0CH4= 16.773÷1427.682×100%=1.175% 入口液体中氩含量：m'0Ar= 1.692÷1427.682×100%=0.119% 入口液体中氢气含量：m'0H2= 21.209÷1427.682×100%=1.485% 入口液体中氮气含量：m'0N2=5.807÷1427.682×100%=0.407% 入口液体中组分含量：m'0im0i 满足设计要求。 3.3.8 合成系统物料计算

３

图3.3 合成系统物料简图

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，由前计算数据如表7.5

表3.13 前计算数据

名称补充气放空气弛放气液氨入塔气出塔气

NH3 －－ 0.09376 0.5966 0.9987 0.025 0.165

CH4 0.011 0.14140 0.14447 0.000852 0.11643 0.13233

Ar 0.0032 0.04275 0.01526 0.00003 0.03357 0.03816

H2 0.7445 0.54148 0.1912 0.000334 0.61874 0.49838

N2 0.2412 0.18061 0.05258 0.00009 0.20625 0.16612

气量 V补 V放 108.320 1319.362 V入 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驰yH2驰1.5V放yNH3放1.5V驰yNH31.5LNH3 （3-1）循环回路中氮平衡：

V补yN2补=V放yN放＋V弛yN驰+0.5V放yNH放+0.5V弛yNH驰+0.5LNH3 （3-2）

2233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驰+yAr驰)

V补(0.0110+0.0033)=V放(0.14140+0.04275)+108.320×(0.14447+0.01529) 0.143V补=0.18415 V放+17.327

V补=12.878V放+12.327 （3-3）循环回路中氨平衡：

V出－V入yCH入=V放y放+V弛yNH驰+LNH3

330.165V出－0.025V入=0.09376V放 + 108.3320 ×0.5966+1317.647 （3-4）循环回路总物料平衡：

V入=V出 +V补－V放－V弛－LNH3=V出 +V补－V放－10.320－1317.647 联立（3-1）到（3-5）各式解得：

V放=135.479m３；V补=2956.387m３；V３出=10212.836m；V入=11607.770m3 3.3.9 合成塔物料计算入塔物料：V5=11607.770m3

其中：NH3 V5，NH3=11607.770 × 2.5%=290.194m3 CH4 V5，CH4=11607.770×11.643%=1351.493m3 Ar V5，Ar=11607.770×3.357%=389.673m3 H2 V3 5，H2=11607.770×61.874%=7182.692m N2 V3

5，N2=11607.770×20.625%=2394.103m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=11607.770 m3 出塔物料：V8=10212.836m3

NH3 V8，NH3=10212.836×16.5%=1685.118m3 CH4 V8，CH4=10212.836×13.223%=1350.443m3 Ar V3 8，Ar=10212.836×3.816%=389.722m H2 V3 8，H2=10212.836×49.838%=5089.873mN2 V8，N2=10212.836×16.612%=1696.563m3

3-5）（合成塔生成氨含量：

VNH3V8,NH3V5,NH3=1685.118－290.194=1394.924 m3

废热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔的物料。即V8=V9=V10=10212.836 m3 3.3.10 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=10212.836m3

出器物料：在水冷器中部分氨气被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比 (V÷L)=11.110,有如下方程：

V11出V==11.110 （3-6）

L11出L V11出+L11出=L10入=10212.836 （3-7）将V11出=11.110L11出带入（3-7）得： L11出=843.687m3 V11出=9369.149m3

出口气体组分由V11i=V11出×y11i得:

其中：NH3 V11NH3=9369.149×9.376%=878.451m3

CH4 V11CH4=9369.149×14.269%=1336.884m3 Ar V11Ar=9369.149×4.145%=388.351m3 H2 V11H2=9369.149×54.148%=5073.307m3 N2 V11N2=9369.149×18.061%=1692.062m3

出口液体各组分由L11i=V8i－V11i

其中：NH3 L11NH3=1685.118－878.451=806.667m3 CH4 L11CH4=1350.443－1336.884=13.559m3

Ar L11Ar=389.722－388.351=1.371m3 H2 L11H2=5089.873－5073.307=16.566m3 N2 L11N2=1696.563－1692.062=4.501m3

3.3.11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=9369.149+843.687=10212.836 m3

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V12＝V11出＝9369.149m3 出器液体 L15＝L11出＝843.687m3 氨分离器出口气体放空V13=135.479m3

其中：NH3 V13NH3=135.479×9.376%=12.703m3 CH4 V13CH4=135.479×14.269%=19.331m3

Ar V13Ar=135.479×4.145%=5.616m3 H2 V13H2=135.479×54.148%=73.359m3

N2 V13N2=135.479×18.061%=24.469m3

3.3.12 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气量 V14=V12－V13=9369.149－135.479=9233.670 m3 其中：NH3 V14NH3=9233.670×9.376%=865.749m3

CH4 V14CH4=9233.670×14.269%=1317.552m3 Ar V14Ar=9233.670×4.145%=382.736m3 H2 V14H2=9233.670×54.148%=4999.849m3 N2 V14N2=9233.670×18.061%=1667.693m3

出器物料（热气）：设热气出口温度T=17℃

查 T=17℃(由热量计算核定），p=28.42MPa气相平衡氨含量yNH=5.9%，计算热气出口冷3凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10% 故V17NH3=1.1×5.9%=6.49% 设热气出口氨体积为a，则：

a6.49%

9233.67865.749a计算得a=580.769

L17NH3V14NH3a865.749－580.769=284.980m3

冷交换器热气出口气量及组分：

其中：NH3 V17NH3V14NH3L17NH3=580.769m3 CH4 V17CH4L14CH4=1317.552m3

Ar V17ArL14Ar=382.736m3 H2 V17H2L17H2=4999.849m3 N2 V17N2L17N2=1667.693m3

出口总气量 V17V14L17NH3=9233.670－284.980=8948.690 m3 出口气体各组分：

NH3

V17NH3V17=580.769÷8948.690×100%=6.490%

CH4

V17CH4V17=1317.522÷8948.690×100%=14.723%

V17Ar=382.736÷8948.690×100%=4.277% V17V17H2V17H2

=4999.849÷8948.690×100%=55.872%

V17N2V17=1667.693÷8948.690×100%=18.636%

3.3.13 氨冷器的物料计算

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V1=2956.387m3 其中：CH4 VCH4=2956.387×0.0111=32.816m3 Ar VAr=2956.387×0.0032=9.460m3

H2 VH2=2956.387×0.7475=2201.030m3 N2 VN2=2956.387×0.2412=712.785m3

V18（进器气体物料）=V1+V17=2956.387+8948.691=11905.078m3 进器气体组分含量V18i=V1i+V17i 其中：NH3 V18NH3V17NH3580.769m3 CH4 V18CH4= 32.816+1317.552=1350.368m3

Ar V18Ar=9.460+382.736=392.196m3 H2 V18H2= 2201.030+4999.849=7200.879m3 N2 V18N2= 712.785+1667.693=2380.478m3 各组分百分含量：y18i NH3 y18NH3V18iV18

=580.769÷11905.078×100%=4.878%

CH4 y18CH4=1350.368÷11905.078×100%=11.343% Ar y18Ar=392.196÷11905.078×100%=3.294% H2 y18H2=7200.879÷11905.078×100%=60.486%3 N2 y18N2=2380.478÷11905.078×100%=19.995% 进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：

L18L18NH3L17NH3=284.980 m3

进器总物料＝V18+L18=11905.078+284.980=12190.058 m3

出器Ⅰ物料：已知出器Ⅰ气体中氨含量为4.411%，出器II气体中氨含量2.5%，设出器气体中氨含量为bⅠ m3

bI4.411 11905.078580.769bI2.5解得 bⅠ=290.382m3

则氨冷器中冷凝液氨量：

L'18NH3V18NH3b=580.769－290.382=290.387m3

'氨冷器出口总液氨量：L2NH3L18NH3L18NH3284.980+290.387=575.367m3

氨冷器出口气量：

V2=V18－b=11905.078－290.387=11614.691 m3 其中：NH3 V2NH3= 290.382m3 CH4 V2CH4= V18CH4=1350.368m3

Ar V2Ar= V18Ar=392.196m3 H2 V2H2= V18H2=7200.879m3 N2 V2N2= V18N2=2380.478m3 各组分百分含量：y2iV2i V2NH3 y2NH3=290.382÷11614.691×100%=2.501% CH4 y2CH4=1350.368÷11614.691×100%=11.626% Ar y2Ar=392.196÷11614.691×100%=3.378% H2 y2H2=7200.879÷11614.691×100%=61.998% N2 y2N2=2380.478÷11614.691×100%=20.495%

出器总物料=V2L2NH3=11614.691+575.367=12190.058 m3 3.3.14 冷交换器物料计算

V17

V14 V2

V 3图3.4冷交换器物料简图

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VⅡ=11614.691m3

LNH3=575.367m3

由气液平衡计算得，以1kmol进口物料为计算基准：即 F=1 LVF （3-8） LxNH3VyNH3FmNH3 （3-9）将yNH3=0.025，xNH3=0.98425

x VxNH3NH3mNHyNH33m1.0260.959251 （3-10）

NH3(3-10)式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=

V2NH3V2

V'V1V17 （3-11） V'17V8V13L15V （3-12） V'VNH3L17NH3L'22NH3 （3-13）式中V′Ⅱ —冷交换器入口总物料 V′17—冷交换器热气出口总物料 V'NH3 —冷交换器入口总氨物料

将V8=10212.836m3

V13=135.479m3 L15=843.687m3 代入上式解得V17′=9233.67m3 V′Ⅱ=2956.387+9233.67=12190.057 m3

V'NH3=865.748 m3

mNH3V'NH312190.057=0.0710 V'=865.748÷

代入(3-10)得：

V=1.026－(0.1056÷0.95925)=0.95197 L=1－V=0.04803

L=0.04083÷0.95197=0.05045 VL由可求出冷交换器冷凝液体量： VL16L==0.05045 V3V冷凝液体量：L16=0.0909V3=0.05045×11607.77=585.612 m3

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激液体量 V3=11894.358－585.612=11605.746m3 其中：NH3 V3NH3=11605.746×2.5%=290.145m3 CH4 V3CH4=11605.746×11.643%=1351.257m3

Ar V3Ar=11605.746×3.357%=389.605m3 H2 V3H2=11605.746×61.874%=7180.939m3 N2 V3N2=11605.746×20.625%=2393.685m3 计算误差=

V3V5×100%=（11605.746－11607.770）÷11607.770×100%=－0.0231% V5误差在设计允许的范围内，满足要求。

校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：

G分%L15x15100%

L15L16x16843.687×095618÷(843.687×0.95618+0.98425×585.612) ×100%=58.325% 冷交换器分离液氨百分数：

G冷%=1－G分%=1－58.325%=41.675%

'G计算误差=G分=（57.554%－58.325%）÷58.325%=－1.322%

'G3.3.15 液氨贮槽物料计算

进槽物料：氨分离器入槽液体 L15=843.687 m3 其中：NH3 L15NH3=843.687×0.95618=806.717m3 CH4 L15CH4=843.687×0.01731=14.604m3

Ar L15Ar=843.687×0.00157=1.325m3 H2 L15H2=843.687×0.01973=16.646m3 N2 L15N2=843.687×0.00521=4.396m3

冷交换器入槽液体 L16=585.612 m3

其中：NH3 L16NH3=585.612×0.98425=576.389m3 CH4 L16CH4=585.612×0.00427=2.501m3

Ar L16Ar=585.612×0.00068=0.398m3 H2 L16H2=585.612×0.00825=4.831m3 N2 L16N2=585.612×0.00255=1.493m3

入槽混合物料 L21=L15+L16=843.687+585.612=1429.299 m3 各组分物料含量：L21iL15iL16i

其中：NH3 L21NH3= 806.717+576.389=1383.106m3 CH4 L21CH4= 14.604+2.501=17.105m3

Ar L21Ar= 1.325+0.398=1.723m3 H2 L21H2=16.646+4.831=21.477m3 N2 L21N2= 4.396+1.439=5.835m3

百分含量：x21iL21iL21

其中：NH3 x21NH3=1383.106÷1429.299×100%=96.768% CH4 x21CH4=17.105÷1429.299×100%=1.197% Ar x21Ar= 1.723÷1429.299×100%=0.121% H2 x21H2= 21.477÷1429.299×100%=1.503% N2 x21N2=5.835÷1429.299×100%=0.408% 出槽物料：液氨贮槽出口弛放气 V20=108.320 m3

其中：NH3 V20NH3= 64.624m3 CH4 V20CH4= 15.649m3 Ar V20Ar= 1.656m3

H2 V20H2= 20.768m3 N2 V20N2= 5.695m3

出口液氨总物料 L19=L21－L20=1429.299－108.320=1320.797m3 其中：NH3 L19NH3L21NH3V20NH3=1383.106－64.624=1318.482m3

CH4 L19CH4L21CH4V20CH4=17.105－15.649=1.456m3 Ar L19ArL21ArV20Ar=1.732－1.656=0.076m3

H2 L19H2L21H2V20H2=21.477－20.768=0.709m3 N2 L19N2L21N2V20N2=5.835－5.695=0.140m3

各组分百分含量：x19iL19iL19

其中：NH3 x19NH3= 1318.482÷1320.797×100%=99.826%

CH4 x19CH4=1.456÷1320.797×100%=0.110% Ar x19Ar= 0.076÷1320.797×100%=0.006% H2 x19H2= 0.709÷1320.797×100%=0.0534% N2 x19N2=0.140÷1320.797×100%=0.011%

液氨产量核算：mNH3=1318.482÷22.4×17=1000.06kg 核算结果符合要求。

3.4热量衡算

3.4.1 冷交换器热量计算

Q2 Q14Q3

Q17 Q16 图3.5冷交换器热量计算示意图

(1) 热气进口温度，冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知T14=35℃。 (2) 冷气进口温度，为保证合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器的气体的氨含量必须等于小于2.5%，设过饱和度为10%,则，该冷凝温度下的平衡氨含量为： yNH3=0.025÷1.1×100%=2.27%

查《小氮肥工艺设计手册》[17]图9-3-1平衡氨含量为2.27%；p=28.4MPa时，冷激温度 T2=-10℃,故冷气进口温度等于-10℃。

(3) 热气体带入热量，热气体在器内处于氨饱和区，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容：

查T14=35℃，p=28.42MPa时的各组分比热容并计算得：C0pm=29.806卡/克分子.度，查《小氮肥工艺设计手册》见下表：

表3.14 各组分临界参数表

组分

H2 12.8 33.26

N2 33.5 126.16

CH4 43.36 190.54

Ar 48.1 150.76

NH3 101.65 405.49

Pc(K) Tc(atm)

405.49+0.14269×190.54+0.04145×150.76+0.54148×33.26+0.1806×126.16 Tcm=0.09376×

=112.273K

101.65+0.14269×43.36+0.04145×48.1+0.54148×12.8+0.18061×33.5 Pcm=0.09376×

=30.183atm =3.246Mpa

112.173=2.743， Prm=28.42÷3.246=8.755 Trm=(35+273.15)÷

查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：Cpm=4.598KJ/kmol。C，由压力校正法： Cp14= C0pm +Cpm=29.806+4.598=34.404KJ/kmol。C 热气体带入热量：

Q14=V14Cp14T14=9223.670×103×35×34.404÷22.4=495844.322KJ (4) 冷气体带入热量：

查T2=－10℃,p=28.42MPa时各组分比热容并计算得：C0pm=6.925KJ/kmol。C 经计算得Tcm=83.882K Pcm=11.326Mpa

83.882=3.137 Prm=28.42÷11.326=2.509 Trm=（-10+273.15）÷

查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8 得：

Cpm=4.18KJ/kmol。C

由压力校正法：

Cp2= C0pm +Cpm=31.904+4.18=36.084KJ/kmol。C 冷气体带入热量：

Q2=V2Cp2t2=11614.691×(-10)×36.084÷22.4=-187100.228KJ

(5) 氨冷凝热：设热气出口温度为17℃，热气体在器内由35℃冷却到17℃ 然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3=1197.445KJ/Kg 液氨冷凝放出热量：

Q冷=284.980×17×1197.445÷22.4=258982.763KJ (6) 液氨带入热量：

查－10℃时液氨比热容Cpl=4.535KJ/K。C 液氨带入热量：

Q2L=575.367×17×4.535×(－10)÷22.4=－19082.642KJ (7) 热气体带出热量：

查T14=17℃，28.42MPa时的各组分比热容并计算得：C0pm=29.464KJ/kmol。C

Tcm=0.55872×33.26+0.18636×126.16+0.14723×190.54+0.04277×150.76+0.06490×

405.49=103.211K

pcm=0.55872×12.8+0.18636×33.5+0.14723×43.36+0.04728×48.1+0.06479×101.65

=28.639atm=2.902Mpa

Trm= T/Tc= (17+273.15)÷103.211=2.812, prm=

p=28.42÷2.902=9.793 pc查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8 得：Cpm=4.389KJ/kmol。C 由压力校正法：Cp= C0pm+Cpm=29.464+4.389=33.853KJ/kmol。C 热气体带出热量：

Q17=V17‘Cp17T17=8948.691×17×33.853÷22.4=229909.849KJ

(8) 热气体中液氨带出热量：查17℃时液氨比热容Cpl=4.696KJ/kmol。C 液氨带入热量：Q17L=V17LCp17Lt17=284.980×17×4.696×17÷22.4=17266.022KJ (9) 冷气体带入热量：Q16=Q2L=－19082.608KJ (10) 冷气体带出热量：

Q3=Q14+Q2+Q冷+Q2L－Q17－Q17L－Q2L

=495844.322+(-187100.228)+258982.763+(-19802.642)－229909.849－17266.022－（-19082.608） =320550.986KJ

T3Q3=320550.986×22.4÷(11608.746× Cp3)=618.529/Cp3 V3Cp3设T3=19.5℃查p=28.42MPa时的各组分比热容并计算得： Cp3=29.108KJ/kmol。C，T3=618.529÷32.414≈19.083℃ 冷交换器热量负荷计算：

Q放＝（管内热气体带入热量+管内液氨冷凝热）－（管内热气体带出热量+管内液氨带出热量）

＝495844.392+258982.763－229909.849－17266.022 ＝507651.284KJ

表3.15冷交换器热量平衡汇总表

收方

管内热气体带入热量Q14 管外冷气体带入热量Q2 管内液氨冷凝热Q冷管外液氨散热Q2L

小计

热量（KJ) 495844.392 -187100.228 258982.763 -19082.642 548644.285

支方

管内热气体带出热量Q17 管内液氨带出热量Q17L 管外液氨带出热量Q16 管外冷气带出热量Q3

热量（KJ) 229909.849 17266.022 -19082.642 320550.986 548644.285

3.4.2 氨冷凝器热量计算

图3.6氨冷凝器热量计算示意图

Q2 Q17 Q18 Q1 Q液氨 Q气氨

(1) 气体带入热量：Q17由冷交换器热量计算Q17=229909.849KJ (2) 气体中液氨带入热量：Q17L由冷交换器热量计算Q17=17266.022KJ (3) 氨冷器中气氨冷凝热，查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》在-10℃，INH3=1295.633KJ/kg

QⅠ冷=LNH3×17×INH3÷22.4=290.387×17×1295.633÷22.4=285535.476KJ (4) 新鲜气带入热量 QⅠ

T1=35℃，p=31.36MPa 查压力下各组分气体比热容然后用叠加的方法计算得实际气体混合热容 Cp1=29.70KJ/kmol。C

QⅠ=V1Cp1T1=(2956.387÷22.4)×29.70×35=137194.834KJ 氨冷器收入总热量Q

Q=Q17+Q17L+QI冷+QI=229909.849+17266.022+285535.476+137194.834 =669906.181KJ

氨冷器入口混合物温度T18计算由热平衡

Q18=Q－Q冷=V18Cp18T18+ V18LCp18LT18=669906.181－285535.476＝384370.705KJ

T18V18LCp18LQ18=723.213÷（Cp18+0.4069Cp18L） Cp18V18V18设T18=20℃，p=28.42MPa查压力下各组分气体比热容然后用叠加的方法计算得实际气体混

。合热容 Cpm=3.762 KJ/kmol。C Cºpm =30.502 KJ/kmolC 。Cp18= Cºpm +Cpm=30.502+1.762=34.264 KJ/kmolC

查20℃时《小氮肥工艺设计手册—理化数据》

C，带入上式 Cpl=4.756KJ/kg。T18=723.213÷( 34.264+0.4069×4.756)=19.979℃≈20℃ 计算合理，即混合后氨冷器入口热气温度为20℃ 气体带出热量：Q´2=-187100.228KJ 气体中液氨带出热量：Q´2L=-19082.642KJ

液氨蒸发吸热：Q吸=Q－（Q´2+ Q´2L）=876089.051KJ 需冷冻量，查25℃液氨INH3=535.583KJ/kg －15℃时液氨INH3=1663.767KJ/kg

INH3=1128.185 KJ/kg

W1= Q吸÷INH3=876089.051÷1128.185=776.547 kg

表3.16 氨冷器热量平衡汇总表

收方气体带入热量气体中氨冷凝热液氨带入热量新鲜气带入热量

小计

热量（KJ） 229909.849 285535.476 17266.022 137194.834 669906.181

支方气体带出热量液氨带出热量冷冻量小计

热量（KJ）

0 0 669906.181

669906.181

3.4.3 循环机热量计算 (1) 出口温度计算

由《小氮肥工艺设计手册—理化数据》表1－1－1查的绝热指数如下表：

表3.17 各组分绝热指数

组分 Ki

H2 1.41.

N2 1.4

Ar 1.31

CH4 1.66

NH3 1.29

由公式

y10.0250.116430.033570.618750.20625=2.538 i=K1Ki11.2911.3111.6611.4111.41K=1.394

k1p出T出T入p入k

由前已知T入≈19.09+273.15=292.24K ，p出=31.458MPa ，p入=28.42MPa 带入上式得：T出292.2428.42(2) 气体带出热量：Q′3=320550.986KJ (3) 压缩功

K1Z2Kp2KN16.674p1V11 pK1Z1131.4581.394-11.394=300.769K=27.62℃

又p1 =28.42MPa，p2=31.458MPa，K=1.394，Z2=1.13，Z1=1.02 式中：V1V0p0T1=11607.770×0.101×302.17÷(60×28.42×292.24)=0.748m3/min p1T0将上述数据带入压缩功的计算式得： N=38.005KW

QN=3600N=3600×38.005=136817.007KJ (4) 气体带出热量由热平衡得：

Q4=Q3+QN=320550.986+136817.007=457367.993KJ Q4=V4Cp4T4

Cp4=Q4÷(V4T4)= 457367.993×22.4÷(11607.770×27.62)=31.755KJ/kmol。C

由T4=29℃，p=31.458MPa 查常压下各组分气体比热容并计算得：

Cpm=2.559KJ/kmol。C

C0pm=29.162KJ/kmol。C

。Cp= Cºpm +Cpm =31.721KJ/kmolC

误差=（31.755－31.721）÷31.721×100%=0.107% 误差满足设计要求 3.4.4 合成塔热量衡算 Q损

Q5 Q7

Q6 Q8

图3.7合成塔热量计算示意图： (1) 环隙温升T6计算：

设合成塔环隙高度H=13.5，由经验公式知：环隙温升按1.46℃/米计，则合成塔一出温度T6为： T6=T5+1.46H=27.62+1.46×13.5=47.33℃ (2) 气体带入热量Q5

由前计算 Q4=457367.993KJ 因油分离器内无温升变化（忽略损失） Q5=Q4=457367.993KJ (3) 气体反应热QR：

设合成塔二出温度365℃，假定气体在塔内先温升至出口温度后进行氨合成反应在压力p=31.458MPa的气体反应简化计算式为：

－HR=11599+3.216T 将T=365℃带入得：

－HR=11599+3.216×365=12772.84Kcal/kmol=53390.471KJ/kmol 由物料平衡计算知氨产量：VNH3=1394.924m3=62.273kmol 则合成塔内反应热

QR=（－HR）×VNH3=53390.471×62.273=3324805.775KJ (4) 二次入塔气体带入热量Q7 由热平衡知

Q7(Q6Q8Q损)(QRQ5)V7Cp7T7

T7(Q6Q8Q损)(QRQ5)

V7Cp7(5) 合成塔一出气体带出热量Q6

查：T=47.33℃, p=31.458MPa混合气体热容，按高压叠加法计算得Cp=35.213KJ/kmol。C Q6=11607.770×35.213×47.33÷22.4=863655.031KJ (6) 合成塔二出气体带出热量Q8

查T=365℃，p=31.458MPa混合气体热容，按高压叠加法计算得：Cp=35.231KJ/kmol。C Q8=10212.836×35.231×365÷22.4=5862949.784KJ (7) 合成塔热损失

根据经验公式 Q损=wFw(TwTB)

设塔壁温度Tw=80℃，空气温度－5℃，塔外壁高H=15m，外径D=1.008m

w=0.209 ×Tw+33.44=0.209×80+33.44=50.16KJ/m2h

Q损=50.16×F×（Tw－TB）=50.16×3.14×1.008×15×[80－(－5)]=202422.085KJ (8) 合成塔二入温度计算：

将上述数据带入T7温度计算式中T7=6072.615/Cp7

设T7=186.5℃查混合气体热容，按高压叠加法计算得：Cp7=33.044KJ/kmol。C 则 T7=6172.615÷33.044=186.799℃

误差 =（186.799－186.5）÷186.5×100%=0.160% 假设值与实际值基本相符计算有效。合成塔气体二次入口带入热量

Q7=（863655.031+5862949.784+202422.085）－（3324805.775+457367.993）=3146853.907KJ (9) 合成塔绝热温升核算

TyNH3(HR)Q损1

1y5NH3NTCP式中Cp=(Cp7+Cp8)/2=(33.044+35.231)/2=34.138KJ/kmol。C

∴T=1÷34.138=[0.14×53390.471÷(1+0.165)－202422.085×22.4÷11607.770]=176.501K ∴T6=T7+189.674=186.5+176.501=363.001℃ 假设值与实际值基本相符计算有效。

表3.18 合成塔热量平衡汇总表

收方

一次气体进口带入热量 Q5

二次气体进口带入热量

反应热 QR 小计

热量（KJ） 457367.993 3146853.132 3324805.775 6929026.9

支方

一次气体出口带入热量

二次气体进口带入热量

热损失 Q损小计

热量（KJ） 863655.031 5862949.784 202422.085 6929026.9

3.4.5 废热锅炉热量计算： (1)管内热气体带入热量Q8

由合成塔热平衡计算得Q8=5862949.784KJ (2)管内热气体带出热量Qs

设 T9=220℃，p=29.4MPa 查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》并计算得：

CP9=34.895 KJ/kmol。C

Q9=V9Cp9T9=10212.836×34.895×220÷22.4=3500130.388KJ (3) 废热锅炉热负荷

Q=Q9-Q8=3500130.388-5862949.784=-2362819.396KJ

(4) 软水量计算

设废热锅炉加入软水温度 T=30℃，p=1.274MPa，副产1.3MPa饱和蒸汽需软水量×查软水焓 I1=125.484KJ/kg 蒸汽焓 I2=2784.716 KJ/kg 由热平衡得QXI2I1

XQ=2362819.396÷(2784.716-125.484)=888.656kg I2I1(5)废热锅炉软水带入热量：

Q软=XI1=888.656125.484=111512.110KJ (6)蒸汽带出热量：

Q蒸=2362819.396+111512.110=2474331.506KJ

表3.19 废热锅炉热量汇总表

收方管内热气带入热量

软水带入热量 Q软

小计

热量（KJ） 5862949.784 111512.110 5974461.894

支方管内热气带出热量

蒸汽带出热量 Q蒸

小计

热量（KJ） 3500130.388 2474331.506 5974461.894

3.4.6 热交换器热量计算

图3.8热交换器热量计算示意图

(1) 冷气带入热量Q6

由合成塔热平衡计算得：Q6=863655.031KJ (2) 热气体带入热量Q9

由沸热锅炉热平衡计算得：Q9=3500130.388KJ (3) 冷气带出热量Q7

由合成塔热平衡计算得：Q7=3146853.132KJ (4) 热气出口温度计算由热平衡得：Q6+Q9=Q7+Q10

Q10=Q6+Q9-Q7=863655.031+3500130.388-3146853.132=1216932.287KJ

Q10V10CP10T10

T10Q10=1216932.287×22.4÷（10212.836×Cp10)=2699.120÷Cp10

V10Cp10设T10 =75℃，P=29.4Mpa查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》混合气体热容按叠加法计算得：

。Cpm=5.057KJ/kmol。C C。pm =31.252KJ/kmolC 。CP= C。pm+Cpm=5.057+31.252=36.039KJ/kmolC

T10=Q10÷( V10Cp10) =2699.120÷36.039=74.894℃

误差 =（75-74.894）÷75×100%=0.141% 假设值与实际值基本相符计算有效 (5) 热交换器热负荷

Q=Q7-Q6=Q10-Q9=3146853.132-863655.031=2283198.101KJ

表3.20 热交换器热量汇总表

收方冷气带入热量 Q6 热气带入热量 Q9

小计

热量（KJ） 863655.031 3500130.388 4363785.419

支方冷气带入热量 Q7 热气带出热量 Q10

小计

热量（KJ） 3146853.132 1216932.287 4363785.419

3.4.7 水冷器热量衡算：

由题意知水冷器出口温度T11=35℃，设气体先冷却至35℃后氨再冷凝 (1) 热气带入热量Q10

由热交换器的热平衡计算得：Q10=1216932.287KJ (2) 氨冷凝热Q冷

查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》10-1-1得：氨冷凝热I=1122.079KJ/kg

Q冷V11INH=843.687×16.769×1122.079÷22.4=709843.548KJ

3(3) 热气体带出热量Q11

T11=35℃，p=28.42MPa 由于气体在氨饱和区，故先计算常压下气体组分比热容然后用压力校正法计算实际比热容 C0pm+Cpm=29.806+4.599=34.405KJ/kmol。C 热气带出热量：Q11=V11Cp11T11=9369.143×34.405×35÷22.4=503664.633KJ (4) 液氨带出热量Q液

查35℃液氨比热容 Cpl=4.891 KJ/kg℃

Q液=V11LMCPLT11=843.687×16.769×4.891×35÷22.4=108120.043KJ (5) 冷水量计算

设需冷水量W ，冷却上水 Ta=30℃，冷却下水Tb=38℃，冷却水比热容 Cpl=4.18 KJ/kg℃ 则冷却水吸收热量：

Q=Q吸-Q支=（Q10+Q冷）-（Q11+Q液）

=1216932.287+709843.548-503664.633-108120.043=1314991.159KJ 1000 Q=WCPTbTa×

W=1314991.159÷1000÷4.18÷(38-30)=39.324m3 冷却上水带入热量：

Q上水=39.324×1000×4.18×30=4931229.600KJ 冷却下水带入热量：

Q下水=Q+ Q上水=1314991.159+4931229.600=6246220.759KJ

表3.21水冷器热量汇总表

收方热气带入热量 Q10 氨冷凝热量 Q冷冷却上水带入热量

Q上水小计

4931229.600 6858005.435 热量（KJ） 1216932.287 709843.548

支方热气带出热量 Q11 液氨带出热量 Q液冷却下水带入热量

Q下水小计

6246220.759 6858005.435 热量（KJ） 503664.633 108120.043

3.4.8 氨分离器热量衡算：

其进出口温度无变化，由气体热平衡，氨分离器吸入热、水冷器热平衡计算得：Q11=503664.633KJ

氨分离器支出热，气体放空气带出热量：

Q13V13CP13T13=135.479×34.405×35÷22.4=7283.055KJ 冷交换器带入热量，由冷交换器热平衡计算得：

Q14=495844.322KJ，Q'11=Q13+Q14=7283.055+495844.322=503127.377KJ

Q11Q'11误差 ==（503664.633-503127.377）÷503664.633×100%=0.106%

Q1145

假设值与实际值基本相符计算有效

氨分离器带入热量等于液氨带出热量：Q11L=Q15L=108120.043KJ。

第四章设备的选型与计算

4.1设备选型

4.1.1 设备简述

合成氨生产中，主要设备为氨合成塔，本设计中采用冷激－间冷式内件，它在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，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的原则，本设计中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，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，其主要组成为：Fe3O4,Al2O3,K2O，CaO等，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。此内件是由三段轴向绝热床和复合换热式结构组成，层间换热器与下部换热器串联，大致结构为第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+下换热器。 4.1.2 流程说明

入塔气体二次入塔，其中二进气体进入下换热器，再经过换热后进入层间换热器，移走第二绝热床层的反应热，冷气升温到390℃左右进入第一绝热床层，进行氨合成反应，在床层间绝热升温，后出第一绝热床层进入第一、第二绝热床空间（冷激器），由冷气体为冷激气源与出第一绝热床层的反应热气体进行混合冷却，冷激气由塔顶引入。混合后的气体进第二绝热床层进行氨合成反应，经绝热升温后出第二绝热床，进入层间换热器，进行冷却换热。气体经冷却后进入第三绝热床进行氨合成反应，绝热升温后的气体进塔内下换热器，将热量移走，温度降至350℃后进中置锅炉，副产1.47MPa蒸汽，后进入塔外预热器。改变副线中冷激气及冷却气的流量，可以调节绝热反应床层的温度。

4.2合成塔设计

4.2.1 合成塔筒体设计

使用绝热冷激间冷式内件的氨合成塔，根据本设计的生产任务及催化剂的用量，考虑塔内换热器的直径，选择直径为2200mm的合成塔能满足生产任务。塔厚度设计：

设计压力p=32MPa，工作温度T=450℃左右，由于塔内物料有一定的腐蚀性，需要选择耐腐蚀的材料，同时合成氨的环境为高温高压，筒体材料要有一定的耐高温高压的性能，故选择用0Cr18Ni10Ti制造。筒体厚度：

取1.0，C=1.5mm

查有关数据得到[]t=268，pc1.1p=1.1×32=35.2MPa 由内压容器的厚度设计公式：

dpcDiC t2pc带入相关数据，计算得：

dpcDi1.1322200=C1.5=156.1mm dt226811.1322pc圆整后取d160mm

经水压试验强度校核后满足面下公式：

TpTDie0.9s(0.2）

2e故合成塔的厚度为160mm，筒体内径为2200mm。

4.2.2 催化剂层设计

选用三段绝热冷激间冷式内件，并在此基础上进行合成塔的催化剂层设计，依据已给定参数设计确定催化剂用量及几何尺寸等工艺参数，然后再按照一定的操作条件计算催化剂层温度、浓度和产量。本设计采用“近似计算法”进行设计。将整个催化剂床层分成三段，各段计算过程如下： (1) 基本数据：

表4.1 进塔气成分（%）

H2 61.875

N2 20.625

CH4 11.643

Ar 3.357

NH3 2.5

进塔气摩尔流量：

V1=11607.770×15×104÷330÷24=235547.281m3/h MK0=

235547.281=10515.504kmol/h

22.4无惰性气体分解基流量：y1NH3=0.025

yNH3V0,10.15V0,1V11y0,111y0,1

=235547.281×(1－0.15)×[1+0.025÷(1－0.15)] =206021.429m3/h

(2) 将整个催化剂床层分成三段，分段计算：

①第一段绝热层温度分布计算（n=1），首先假定催化剂层温度Tk,0=390℃ 设出第一段气体温度 Tk,1=480℃ a.查物料数据：

第一段平均温度T平，k,1=(Tk,0+Tk,1)÷2=（480+390÷2=435℃ 由T平，k,1=435℃，y1NH3=0.025 查C平，pk,1=39.06KJ/kmol。C

HT1=51110KJ/kmolNH3

由联立方程式

1rNHVk3平，nA1×(y0NH3,1-y0NH3,0)

V01Ef其中 Vk表示第n－1段至n段催化剂用量

V0,1为入塔氨分解基无惰性气体体积流量 Ef为催化剂活性系数

y0NH3,1，y0NH3,0为扣除了惰性气体的第n段催化剂进出计算氨含量，

1rNH3为第n段进出口反应速度倒数 平，nb. 求反应热及生成氨含量：令气体第一段焓升（反应热）I1

I1MK,0C平，pk,1TK,1TK,0

则第一床层生成氨的量为：

M1MK,0C平，pk,1TK,1TK,0HT1

=10515.504×39.06×(480-390)÷51110=723.268kmol/h c.求出口氨含量：

y0NH3,1M1y0NH3,0由公式： 22.4001yNH3,1V0,11yNH3,0y0NH3,0 = 22.4×723.268÷206021.429+ 01yNH3,0y0NH3,0 =0.0588+

1y0NH3,0由公式：

y0NH3,0yNH3，=0.025÷（1－0.025）=0.0256，=0.0250 001yNH3，1yNH3,000yNH3，050

上式=0.0588+0.0250=0.0838，

y0NH3,1=0.0915

y0,0MK,0=0.0915×实际出口氨含量：yNH3,1y0NH3,1（1－0.15×10515.504/ Mk,1） 1MK,1式中：Mk,1 = Mk,0－M1

Mk,1=（10515.504－723.268)=9792.236kmol/h 10515.504÷9792.236）=0.079 y0NH3,1=0.0915（1－0.15×d.计算A1,1(反算TK,1)

1由A106催化剂活性曲线查rNH3，11rNH3 21当 TK,0=390℃，y0NH3,0=0.029时 rNH31当 TK,1=480℃，yNH3,1=0.095时 rNH30=10.2×10-5hm3/m3 0 =7.0×10-5hm3/m3 11rNH3=[1rNH平，311+rNH03]÷2=3.6×10-5hm3/m3 11rNHVk3平，1×(y0NH3,1-y0NH3,0) =2.896×10-5hm3/m3 A1,1V01Ef第一段催化剂用量：VK,1A1,1V0,1=2.896105206021.4293.0m3 ②第二绝热床层的计算

出第一床层的气体在冷激气的冷激下温度降到400℃，然后进入第二床层进行反应设冷激气的量占总入塔气的25%，则进第二绝热床层摩尔流量： Mk2= Mk1+ 0.25Mk0

10515.504=14404.082kmol/h =9775.207+0.25×

无惰性气体氨分解基流量：

yNH3,2 V0,V21y0,211y0,2=12404.082×22.4×(1－0.168)×[1+0.125÷(1－0.168)]=286806.863m3/h 设第二段出口氨含量为11.8%,则第二绝热床层无惰性气体进出口氨含量： (1－0.168)=0.141 y0NH3,2=0.118÷冷激后氨的含量：

yNH30yNH23,MK1yNH0.25MK0yNH3,03,1MK10.25MK00.06850.0661

10.168=0.0620

氨生成量：

y0NH3,2y0NH3,1M2（） 0022.41yNH3,21yNH3,1V0,2ΔM2=286806.863÷22.4×[0.141÷(1+0.141)]－0.0661÷(1+0.0661)=868.088kmol/h 假设第二段出口温度为480℃，则

TK,均440℃，查出HT55753KJ/kmolNH3

1由A106催化剂活性曲线查rNH3，1n1rNH3 n10T当K,1=400℃时，yNH3,1=0.082，时 rNH31当TK,2=480℃时，yNH3,2=0.141时 rNH30=13.2×10-5hm3/m3 1=17.6×10-5hm3/m3 21rNH3=[1rNH平，32＋11rNH3]÷2＝15.4×10-5hm3/m3 2则A2.2=7.7105hm3/m3×(0.141－0.0661)÷0.42=2.896×10-5hm3/m3 ΔVk2=V02A22=266806.863×2.896×10-5=7.78m3 第二床层生成的氨所放出的热量为：

Q2=HT×ΔM2=738.483×55753=4.12×107KJ/h ③第三段绝热层计算（n=3）首先假定催化剂层温度TK0=410℃ 由出第二段气体温度 TK2=480℃

设y0.3=0.1554，设出口氨含量为16.5%，则：

00(1-0.1554)=0.195 ，y2y3,NH3=0.165÷,NH3=0.141

进入第三段气体量为：

MK3MK2M2=14404.083－868.088=13535.995kmol/h

则:V0.313535.995×22.4×(1－0.1554)×[1+0.195÷(1+0.195)]=297876.454m3/h 第一段平均温度 T平，K31TK2TK30.5=（410+480)÷2=445℃ 由T平，K31=445℃，yNH3,2=0.118 查HT3=67388.4KJ/kmolNH3

M3 =

297876.4540.1950.14110.19510.141545.2201kmol/h

22.4放出的热量为：Q3=HT×ΔM3=545.220×67388.4=3.67×107KJ/h

1查A106催化剂活性曲线查rNH30，12rNH3 31当TK2=410℃，yNH3,2=0.141时 rNH31当TK3=480℃，yNH3,3=0.195时 rNH30=16.1×10-5hm3/m3 2=17.8×10-5hm3/m3 31rNH3=[1rNH平，331+rNH23]÷2=16.10×10-5hm3/m3 31rNHVk3平，3×（y0NH3,3-y0NH3,2）=3.352×10-5hm3/m3 A3，3V03Ef第三段催化剂用量：

V03=3.352×10-5×256008.8687=9.18m3 VK,3= A3,3 ×

④各段绝热床层的高度计算

1由公式VD2L近似计算，取D=2200mm，即塔内径，结合上面计算出的催化剂量

4得到：

L1=1200mm L2=2340mm

L3=3790mm

⑤对于塔体上各种进出管的直径，如冷气体进出管，热气体进出管，冷激气进管，则根据经验数据选取选取气体流速，结合进出气体的流量进行计算，并进行圆整，具体管径为：

冷气进出口及冷副线进口：选取公称直径DN=100mm的无缝钢管；热气进口：选取公称直径DN=100mm的无缝钢管；热气出口：选取公称直径DN=150mm的无缝钢管；冷激气进口：选取公称直径DN=80mm的无缝钢管。

表4.2 各段催化剂床层尺寸及参数表

1 2 3 54

绝热层高度Ln,mm 催化剂用量VK,n,m

31200 3.0 14.48 0.62 390 480 2.5 8.5 723.268 2.69×107

2340 7.78 28.96 0.42 400 480 6.47 11.8 868.088 4.12×107

3790 9.18 35.32 0.26 410 480 11.8 16.5 545.220 3.67×107

An,n,106(m3h)/m3

催化剂活性系数Ef 进口温度TK,n1,℃ 出口温度TK,n,℃ 进口氨含量yNH3,n1,% 出口氨含量yNH3,n,% 氨产量MNH3,n,kmol/h 催化剂反应热KJ/h

4.2.3 下换热器

(1) 选列管式换热器，换热管选择101.5，长度为4m的无缝钢管冷气进口温度188.5℃，出口温度325℃ 热气进口温度480℃，出口温度355℃ (2) 换热负荷为第三段绝热层生成的热

Q=3.67×107KJ/h

(3) 传热系数的求取

C) 根据设计要求，查阅《小氮肥设计手册》，K的取值在350-500千卡/(m2h。则取K的值为2091KJ/(m2hC)

(4) Tm的计算

根据热气体及冷气体的温度，计算如下：

ln[(480－188.5)÷ (355－325)]=115.2K Tm=[(480－188.5)－(355－325)]÷

FQ=3.67×107÷(2091×115.2)=152.356m2

KTm55

实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则： F实=1.5F=228.534m2 所需换热管的根数为：

nF=2140 dl经过核算，满足设计要求。 4.2.4 层间换热器

(1) 选列管式换热器，换热管选择101.5，长度为4m的无缝钢管冷气进口温度325℃，出口温度390℃ 热气进口温度480℃，出口温度410℃ (2) 换热负荷为第三段绝热层生成的热 Q=4.12×107KJ/h (3) 传热系数的求取

C) 根据设计要求，查阅《小氮肥设计手册》，K的取值在350-500千卡/(m2h。C)=1758.12KJ/(m2hC) 故本设计中取K为420千卡/(m2h。(4) Tm的计算

根据热气体及冷气体的温度，计算如下：

Tm=(480－325)－(410－390)÷ln[(480－325)÷ (410－390)]=66.18K

FQ=4.12×107÷(1758.12×66.18)=354.09m2

KTm实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则： F实=1.5F=531.14m2 所需换热管的根数为：

nF=4975 dl56

设换热管为正六边形排列，则：

管间to=1.2d外=1.2×10=12mm，根据设计手册查取，取to=13mm 正六边形排列层数a=(12n－3－3)0.5÷6=40.72 实取44层六边形对角线排管b=1.1n0.5=78根取板间距h=200mm，取e=1.5d外=15mm

则设备直径D= to(b－1)+2e=13×(78－1)+2×15=1031mm 实取换热器直径1100mm

经过核算，能放进设计的塔体内，满足设计要求。

4.3辅助设备选型

对于辅助设备，根据第3章的物料衡算及热量衡算，计算相关数据，并对设备进行选型，选型结果如下： 4.3.1废热锅炉

选卧式U型换热管，高压管尺寸Ф24x1.5 换热面积F=141 m2，

按一根U型管7.35m，需列管数n=191根 4.3.2热交换器

选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程列管尺寸Ф14×2无缝钢管

换热面F=1899×3.14×0.012×4=286m2 取换热管长度L=4m，根数n=1889根 4.3.3水冷器选淋洒式排管冷却器

高压换热管Ф68×13

换热面积F=151.263×1.5=227m2 需排管数2排 4.3.4冷交换器

选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程列管尺寸14×2无缝钢管换热面积F=1.2×381.48=457.776m2 则换热管长L=6m，管数n=2028根 4.3.5氨冷器Ⅰ

选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程高压换热管Ф19×3 传热面积F=341.632 m2

管长L=8m，U型管取管数n=850根 4.3.6氨冷器Ⅱ

选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程高压换热管Ф19×3

传热面积F=1860×3.14×0.016×8=747.57m2 管长L=8m，U型管取管数n=1860根

结论

根据生产任务，结合技术现状，查阅有关资料，进行工艺系统的物料衡算、热量衡算、主要设备的选型及数据计算、辅助设备的选型等工作，设计的结果为： (1) 主要设备选型：主要设备为氨合成塔，其内件选择的是三段绝热-冷激间冷式内件，其内部结构组合方式为第一绝热床层+冷激器+第二绝热床层+层间换热器+第三绝热床层+下换热器，其中层间换热器与下换热器以串联方式进行连接。

(2) 合成塔绝热床层计算结果：主要计算的为绝热床层的高度及其中所填催化剂的量。第一绝热床层的高度为1200mm，所装催化剂量为3.0m3；第二绝热床层的高度为2340mm，所装催化剂量为7.78m3；第三绝热床层的高度为3790mm，所装催化剂量为9.18m3。

(3) 合成塔内部换热器计算结果：层间换热器与下换热器均采用列管式，热气走管内，冷气走管外，列管选择101.5的无缝钢管，管长为4m。根据催化剂层反应热算出相应的换热面积。层间换热器为531.14m2，换热管数4975根，下换热器为228.534m2，换热管数为2140根。

(4) 合成塔的总高度及直径：根据生产任务，选择合成塔内径为2200mm，壁厚为160mm，材质为0Cr18Ni10Ti，塔高为19250mm。

(5) 辅助设备的选型：废热锅炉选用卧式U型换热器；冷交换器和热交换器均选用列管式换热器；水冷器选用淋洒式排管冷却器；氨冷器选用立式氨冷器。

参考文献

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[17] 石油化学工业部化工设计化工设计院《小氮肥设计手册》[M]．石油化工出版社，1977： 321

附录

附录A：物料计算汇总表

NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 （2）氨冷器出口（气体） % 4.871 10.757 3.736 60.152 20.467 （3）（4）（5）冷交换器冷气出口 % 2.5 11.643 3.357 61.875 20.625 m3/tNH3 m3/h 567.945 1254.252 435.557 7013.307 2386.273 10756.310 23754.279 8249.014 132825.021 45193.624 kmol/h 480.192 1060.459 368.260 5929.688 2017.503 m3/tNH3 m3/h 290.219 1351.606 389.706 7182.912 2394.304 5377.710 23954.44 8311.78 133098.25 44366.085 kmol/h 240.076 1069.395 371.062. 5941.886 1980.629 9617.535 100.000 11659.334 220816.127 98567.863 100.000 11608.746 215432.792 （5）（6）（7）合成塔一次入口 % 2.5 11.643 3.357 61.875 20.625 （8）（9）（10）合成塔二次出口 % 16.5 13.233 3.816 49.838 16.612 m3/tNH3 m3/h 290.194 1351.493 389.673 7182.192 2394.102 5380.854 23968.498 8316.664 133176.245 44392.088 kmol/h 240.217 1070.022 371.280 5945.368 1981.790 9608.676 m3/tNH3 m3/h 1685.118 1350.443 389.772 5089.873 1696.583 31245.922 23955.221 8317.100 94377.866 31458.020 kmol/h 1394.907 1069.430 371.300 4213.298 1404.376 8453.986 100.000 11607.770 215234.349 100.000 10212.836 189369.281 (11)水冷器出口气体 % 9.376 14.269 4.145 54.148 18.061 (11)水冷器出口液体 % 98.856 0.292 0.064 0.407 0.164 m3/tNH3 m3/h 878.451 1336.884 388.351 5073.307 1692.062 2450.953 23937.286 8313.379 94352.905 31447.925 kmol/h 109.418 1068.629 371.124 4212.183 1403.925 8179.950 m3/tNH3 m3/h 806.667 13.559 1.371 16.565 4.501 6068.169 17.935 3.920 24.962 10.094 6138.395 kmol/h 270.900 0.8 0.175 1.114 0.451 274.035 100.000 10212.836 183230.886 100.000 842.172 （12）氨分离器出口 % 9.376 14.269 4.145 54.148 18.061 （13）放空气 % 9.376 14.269 4.145 54.148 18.061 m3/tNH3 m3/h 878.451 1336.884 388.351 5073.307 1692.062 2450.953 23937.286 8313.379 94352.905 31447.925 kmol/h 109.418 1068.629 371.124 4212.183 1403.925 8179.950 m3/tNH3 m3/h 12.703 19.331 5.616 73.359 24.469 524.326 498.474 173.102 1964.883 654.892 3815.735 kmol/h 23.407 22.253 7.728 87.718 29.236 170.345 100.000 10212.836 183230.886 100.000 135.749 （14）冷交换器热气进口 % 6.490 14.723 4.277 55.872 18.636 （15）氨分离器出口液氨 m3/tNH3 m3/h 320.406 0.947 0.207 1.318 0.533 6068.169 17.935 3.920 24.962 10.094 m3/tNH3 m3/h 580.769 1317.552 382.736 4999.849 1167.693 24129.100 22714.243 7887.999 92357.321 30215.281 Kmol/h % 1077.192 1068.629 352.143 4123.095 1403.925 98.856 0.292 0.064 0.407 0.164 Kmol/h 270.900 0.8 0.175 1.114 0.451 62

∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ NH3 CH4 Ar H2 N2 ∑ 100.000 8948.691 179415.151 8009.605 100.000 324.114 6138.395 274.035 （16）冷交换器出口液体 % 99.11 0.149 0.053 0.464 0.224 （17）冷交换器热气出口气体 % 9.225 13.615 4.728 54.325 18.107 m3/tNH3 m3/h 1015.965 19241.361 1.527 0.543 4.756 2.296 28.920 10.284 90.074 43.484 kmol/h 858.989 1.291 0.459 4.021 1.941 866.703 m3/tNH3 m3/h 830.437 1225.658 425.636 4890.316 1629.979 15727.646 23212.737 8061.120 92617.695 30869.036 170489.370 kmol/h 702.127 1036.283 359.871 4134.719 1378.082 7611.133 100.000 179415.151 19414.142 100.000 9002.026 （17）冷交换器热气出口液体 % 100 （18）氨冷器进口气体 % 4.878 11.343 3.294 60.486 19.995 m3/tNH3 m3/h 471.291 8925.780 8925.780 kmol/h 398.472 398.472 m3/tNH3 m3/h 580.796 1350.386 392.169 7200.879 2380.478 15727.646 23754.279 8249.014 132825.021 45193.624 kmol/h 702.127 1060.459 368.260 5929.688 2017.573 10078.106 100.000 471.291 100.000 11905.078 225749.585 （22）氨冷器进口液体 % 100 100 761.453 （19）液氨贮槽出口液体 % 99.826 0.110 0.006 0.0534 0.011 m3/tNH3 m3/h 284.980 13859.238 14421.158 kmol/h 618.716 643.802 m3/tNH3 m3/h 1318.482 1.456 0.076 0.709 0.140 24900.600 13.011 1.098 9.394 3.901 24928.042 kmol/h 1111.634 0.581 0.049 0.419 0.174 1112.860 100.000 1318.482 （20）弛放气 % m3/tNH3 m3/h 385.844 50.890 13.485 119.960 54.317 624.494 （21）液氨贮槽进口液体 kmol/h 17.225 2.272 0.602 5.355 2.425 27.880 % 96.768 1.197 0.121 1.503 0.408 m3/tNH3 m3/h 1318.106 17.105 1.723 21.477 5.835 25286.444 63.900 14.583 129.353 58.218 25552.537 kmol/h 1128.859 2.853 0.651 5.775 2.600 1140.738 59.305 64.624 14.447 15.649 1.529 1.656 19.173 20.768 5.258 5.695 100.000 108.320 100.000 1429.299 63

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年产30万吨合成氨合成工段工艺设计