1、目錄中文摘要1英文摘要21 引言31.1 氨的基本用途31.2 合成氨技術的發展趨勢41.3 合成氨常見工藝方法41.3.1 高壓法51.3.2 中壓法51.3.3 低壓法51.4 設計條件51.5 物料流程示意圖62 物料衡算82.1 合成塔入口氣組成82.2 合成塔出口氣組成82.3 合成率計算92.4 氨分離器出口氣液組成計算102.5 冷交換器分離出的液體組成132.6 液氨貯槽馳放氣和液相組成的計算132.7 液氨貯槽物料衡算152.8 合成循環回路總物料衡算173 能量衡算283.1 合成塔能量衡算283.2廢熱鍋爐能量衡算303.3 熱交換器能量衡算313.4 軟水預熱器能量衡算

2、323.5 水冷卻器和氨分離器能量衡算333.6 循環壓縮機能量衡算353.7 冷交換器與氨冷器能量衡算363.8 合成全系統能量平衡匯總384 設備選型及管道計算404.1 管道計算404.2 設備選型42結論43致謝44參考文獻45年產五萬噸合成氨合成工段工藝設計摘要：本次課程設計任務為年產五萬噸合成氨工廠合成工段的工藝設計，氨合成工藝流程一般包括分離和再循環、氨的合成、惰性氣體排放等基本步驟，上述基本步驟組合成為氨合成循環反應的工藝流程。其中氨合成工段是合成氨工藝的中心環節。新鮮原料氣的摩爾分數組成如下：H2 73.25%，N2 25.59%， CH4 1.65%,Ar 0.51%合成操

3、作壓力為31MPa，合成塔入口氣的組成為NH3(3.0%),CH4+Ar(15.5%),要求合成塔出口氣中氨的摩爾分數達到17%。通過查閱相關文獻和資料，設計了年產五萬噸合成氨廠合成工段的工藝流程，并借助CAD技術繪制了該工藝的管道及儀表流程圖和設備布置圖。最后對該工藝流程進行了物料衡算、能量衡算，并根據設計任務及操作溫度、壓力按相關標準對工藝管道的尺寸和材質進行了選擇。關鍵詞：物料衡算，氨合成，能量衡算The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia ProcessAbstract: There are  many types of Ammonia sy

4、nthesis technology and process, Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic steps turnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central par

5、t of a synthetic ammonia process.The task of curriculum design is the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%),N2(24.56%),CH4(1.27%),Ar(0.4%), the temperature is 35, the operating pressure is 31MPa, the inle

6、t gas composition of the Reactor is : NH3(3.0%),CH4+Ar(15.7%),it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammo

7、nia plant, with the help of CAD technology,we designed piping and instrument diagram and equipment layout. Finally,we did the material balance accounting ,and the energy balance accounting of the process, also we selected piping size and material according to the design operation of temperature, pre

8、ssure and relevant standards .Keywords: ammonia synthesis section material balance accounting energy balance accounting1 引言1.1 氨的基本用途氨是基本化工產品之一，用途很廣。化肥是農業的主要肥料，而其中的氮肥又是農業上應用最廣泛的一種化學肥料，其生產規模、技術裝備水平、產品數量，都居于化肥工業之首，在國民經濟中占有極其重要的地位。各種氮肥生產是以合成氨為主要原料的，因此，合成氨工業的發展標志著氮肥工業的水平。以氨為主要原料可以制造尿素、硝酸銨、碳酸氫銨、硫酸銨、氯化銨等氮

9、素肥料。還可以將氨加工制成各種含氮復合肥料。此外，液氨本身就是一種高效氮素肥料，可以直接施用，一些國家已大量使用液氨。可見，合成氨工業是氮肥工業的基礎，對農業增產起著重要的作用。我國的氮肥工業自20世紀50年代以來, 不斷發展壯大, 目前合成氨產量已躍居世界第一位, 現已掌握了以焦炭、無煙煤、焦爐氣、天然氣及油田伴生氣和液態烴多種原料生產合成氨、尿素的技術, 形成了特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小生產規模并存的生產格局。目前我國合成氨氮肥廠有大中小型氮肥裝置近千個, 大型氮肥裝置重復引進32 套, 國產化裝置超過20套, 中型裝置近百套, 小型裝置約600 套, 合成氨生產能力達到4

10、500萬t /a。氮肥工業已基本滿足了國內需求, 在與國際接軌后, 具備與國際合成氨產品競爭的能力, 今后發展重點是調整原料和產品結構, 進一步改善經濟性。只有通過科技進步對經濟增長的貢獻率來實現, 這也是今后發展合成氨氮肥工業新的增長點。合成氨工業是氮肥工業的基礎, 在國民經濟中占有重要的地位。我國大多數合成氨企業的煤制氣技術沿用固定床水煤氣爐, 爐型老化、技術落后、能源利用率低、原料價格高, 是當前急需進行技術改造的重點。目前合成氨工業的發展方向是優化原料路線, 實現制氨原料的多元化, 引進先進的煤氣化工藝制取合成氣, 降低產品成本, 改善生產環境; 同時研究開發簡單可行, 又可就地取得原

11、料制取合成氣的潔凈煤氣化技術, 這也是我國目前占氮肥生產總量60% 左右的中小型氮肥廠亟待要解決的問題。在這種背景下，該項目以“年產5萬噸合成氨合成工段工藝設計”為設計課題，對合成氨合成工段的各種工藝條件和設備選型等進行深入的研究。1.2 合成氨技術的發展趨勢由于石油價格的飛漲和深加工技術的進步,以“天然氣、輕油、重油、煤”作為合成氨原料結構、并以天然氣為主體的格局有了很大的變化。基于裝置經濟性考慮,“輕油”和“重油”型合成氨裝置已經不具備市場競爭能力, 絕大多數裝置目前已經停車或進行以結構調整為核心內容的技術改造。其結構調整包括原料結構、品質構調整。由于煤的儲量約為天然氣與石油儲量總和的10

12、倍,以煤為原料制氨等煤化工及其相關技術的開發再度成為世界技術開發的熱點, 煤有可能在未來的合成氨裝置原料份額中再次占舉足輕重的地位, 形成與天然氣共為原料主體的格局。根據合成氨技術發展的情況分析, 估計未來合成氨的基本生產原理將不會出現原則性的改變, 其技術發展將會繼續緊密圍繞“降低生產成本、提高運行周期, 改善經濟性”的基本目標,進一步集中在“大型化、低能耗、結構調整、清潔生產、長周期運行”等方面進行技術的研究開發。大型化、集成化、自動化, 形成經濟規模的生產中心、低能耗與環境更友好將是未來合成氨裝置的主流發展方向。在合成氨裝置大型化的技術開發過程中, 其焦點主要集中在關鍵性的工序和設備,

13、即合成氣制備、合成氣凈化、氨合成技術、合成氣壓縮機。在低能耗合成氨裝置的技術開發過程中, 其主要工藝技術將會進一步發展。第一,以“油改氣”和“油改煤”為核心的原料結構調整和以“多聯產和再加工”為核心的產品結構調整, 是合成氨裝置“改善經濟性、增強競爭力”的有效途徑。第二,實施與環境友好的清潔生產是未來合成氨裝置的必然和惟一的選擇。生產過程中不生成或很少生成副產物、廢物, 實現或接近“零排放”的清潔生產技術將日趨成熟和不斷完善。第三,提高生產運轉的可靠性, 延長運行周期是未來合成氨裝置“改善經濟性、增強競爭力”的必要保證。有利于“提高裝置生產運轉率、延長運行周期”的技術, 包括工藝優化技術、先進

14、控制技術等將越來越受到重視。1.3 合成氨常見工藝方法氨的合成是合成氨生產的最后一道工序，其任務是將經過精制的氫氮混合氣在催化劑的作用下多快好省地合成為氨。對于合成系統來說，液體氨即是它的產品。工業上合成氨的各種工藝流程一般以壓力的高低來分類。 高壓法操作壓力70100MPa，溫度為550650。這種方法的主要優點是氨合成效率高，混合氣中的氨易被分離。故流程、設備都比較緊湊。但因為合成效率高，放出的熱量多，催化劑溫度高，易過熱而失去活性，所以催化劑的使用壽命較短。又因為是高溫高壓操作，對設備制造、材質要求都較高，投資費用大。目前工業上很少采用此法生產。 中壓法操作壓力為2060MPa，溫度45

15、0550，其優缺點介于高壓法與低壓法之間，目前此法技術比較成熟，經濟性比較好。因為合成壓力的確定，不外乎從設備投資和壓縮功耗這兩方面來考慮。從動力消耗看，合成系統的功耗占全廠總功耗的比重最大。但功耗決不但取決于壓力一項，還要看其它工藝指標和流程的布置情況。總的來看，在1530Pa的范圍內，功耗的差別是不大的，因此世界上采用此法的很多。 低壓法操作壓力10MPa左右，溫度400450。由于操作壓力和溫度都比較低，故對設備要求低，容易管理，且催化劑的活性較高，這是此法的優點。但此法所用催化劑對毒物很敏感，易中毒，使用壽命短，因此對原料氣的精制純度要求嚴格。又因操作壓力低，氨的合成效率低，分離較困難

16、，流程復雜。實際工業生產上此法已不采用了。合成氨工藝流程大概可以分為：原料氣的制備；原料氣的凈化；氣體壓縮和氨的合成四大部分。1.4 設計條件(1)生產能力：液氨產量為50kt/a。(2)新鮮氮氫氣組成如下表：組成H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%73.2524.591.650.51100(3)合成塔入口氣：yNH3 為3.0%，yCH4+Ar為15.5%。(4)合成塔出口氣： 為17%。(5)合成操作壓力：31MPa。(6)新鮮氣溫度：35。(7)其他部位的溫度和壓力，見流程圖。(8)水冷卻器的冷卻器溫度：25。(9)以下各項再計算中，有些部位略去不計。(i)溶解液氨中的氣體量；(ii)部分

17、設備和管道的阻力；(iii)部分設備和管道的熱損失。1.5 物料流程示意圖流程簡介：在油分離器出口的循環氣中補充從凈化工序送來的新鮮氮氫氣，進入冷交換器和氨冷器進一步冷卻，使其中的氨氣絕大部分被冷凝分離出去。循環氣進入合成塔，進塔走塔內間隙，溫度稍升高，引出到外部熱交換器再次升高溫度。第二次入合成塔，經塔內熱交換器加熱并在催化作用下發生合成反應，溫度升高出塔后一次經廢熱鍋爐、熱交換器和軟水預熱器回收熱量，然后再經水冷卻器冷卻，使氣體中部分氨液化，進到氨分離器分離出液氨。氣體則進入循環壓縮機補充壓力形成循環回路。在油分離器出口補充了新鮮氮氫氣入冷交換器。從冷交換器中的氨分離器分離出的液氨與由氨分

18、離器分出的液氨匯合入液氨貯槽。由于液氨貯槽壓力降低，則溶于液氨的氣體和部分氨被閃蒸出來，即所謂馳放氣送出另外處理。另外為限制循環氣中惰氣含量的積累，使其濃度不致于過高，故在氨分離器后放出一部分循環氣，成為放空氣。從整個系統而言，進入系統的是新鮮氮氫氣，離開系統的是產品液氨、馳放氣、和空氣。圖1.1 氨合成工序物料流程示意圖1新鮮氮氣；12放空氣；20馳放氣；21產品液氨為計算方便起見，在流程圖中各不同部位的物料，用數字編號表示。2 物料衡算以1t氨為基準。2.1 合成塔入口氣組成(摩爾分數)(3點)已知入口氣的NH3和CH4+Ar濃度，并假定氫與氮的比例為3。因此NH3: y3,NH3=3%

19、(已知)H2: y3,H2=100-3+15.5×34×100%=61.125%N2: y3,N2=100-3+15.5×14×100%=20.375%CH4: y3,CH4=15.5%×1.65 1.65+0.51=11.814%Ar: y3,Ar=15.5×0.511.65+0.51=3.686%入塔氣組成列入下表(包括3,4,5點)組分NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%3.00061.12520.37511.8143.6861002.2 合成塔出口氣組成(6點)假定入塔器為100kmol,列方程求解。氨生成量：根據反應式，

20、在合成塔內，氣體總物質的量的減少，應等于生成氨的物質的量。因此可寫成聯立方程：生成的氨的物質的量 nNH3=n6y6,NH3-n3y3,NH3 (1) 總物質的量的減少量 nNH3=n3-n6 (2)聯立解出 nNH3=n6(y6,NH3 y3,NH3)1 + y3,NH3 或 nNH3=n3(y6,NH3-y3,NH3)1+y6,NH3式中：nNH3-合成塔中生成的氨，kmol n3-入口氣總物質的量，kmol n6-出口氣總物質的量，kmol y3,NH3-合成塔入口氨摩爾分數 y6,NH3-合成塔出口氨摩爾分數將已知數據代入，則 nNH3=n3(y6,NH3-y3,NH3)1+y6,NH

21、3=100kmol×(0.17-0.03)1+0.17=11.9658kmol出塔氣總物質的量 n6=n3-nNH3=100kmol-11.9658kmol=88.0342kmol所以出塔氣組成(6點)NH3: y6,NH3=17.00%(已知)H2: y6,H2=34100-3-15.5-2×11.9658kmol88.0342kmol×100%=49.045% CH4: y6,CH4=100kmol×11.814%88.0342kmol=13.420% N2: y6,N2=13y6,H2=16.348%Ar: y6,Ar=100kmol×3

22、.686%88.0342kmol=4.187%出塔氣組成列入下表(包括6,7,8,9,10點)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%17.00049.04516.34813.4204.1871002.3 合成率計算反應掉的N2，H2與入塔氣中的N2，H2氣之比。按下式計算。合成率 =2nNH3n3(1-y3,NH3-y3,CH4-y3,Ar) =2×11.9658kmol100kmol×(1-0.03-0.11814-0.03686)×100%=29.364%2.4 氨分離器出口氣液組成計算FFiV,yiL,xi設合成反應后在水冷器內部分氨被液化，氣液已達到

23、相平衡。進入氨分離器的物料為氣液混合物，物量為F，物料組成為F1；分離器出口氣相組分為yi，氣量為V;分離器出口液相組分為xi，液量為L。已知進口物料組成Fi,即合成出口氣組成，前已求出。假定F=1kmol對于每個組分的物料平衡： FFi=Vyi+Lxi=Fi (1)根據氣液平衡關系 yi=mixi (2)式中：mi為各組分的相平衡常數。把式(2)代入式(1)得 FiLxi=VLmi+1或 Lxi=FiVLmi+1=Li (3)式中：Li為液相中各組分的量。總液量 L=Li (4)液體組分的摩爾分數 xi=LiL (5)氣體總量 V=F-L=1-L (6)氣體組分含量，按(2)式 yi=ViV

24、=Fi-LiV (7)對以上各式求解，需用試差法，現采用直接迭代法進行計算。已知分離器入口氣液混合物組成Fi即6點值。組分FNH3FH2FN2FCH4FAr合計摩爾分數0.170.49050.163480.134200.041871查t=35，p=30MPa下各組分的相平衡常數(mi)mNH3mH2mN2mCH4mAr0.1127.534.58.238先設R=VL=12，假定入口氣液混合物量F=1kmol并假定0.001。以VL=12 代入式(3)計算，計算結果如下。液相中各組分的量：LNH3=0.07328kmolLH2=0.001482kmolLN2=0.0003949kmolLCH4=0

25、.001350kmolLAr=0.00009162kmol液相總量： L=Li=0.07660kmol分離后氣相總量：V=F-L=1-0.07660=0.9234kmol計算氣液比：VL'=VL=0.9234kmol0.07660kmol=12.055誤差=VL-VL'VL=12.055-1212=4.6%0.001 設R=VL=12.055，計算得VL'=12.089 誤差=VL-VL'VL=0.007383>0.001設R=VL=12.089，計算得VL'=12.113 誤差=VL-VL'VL=0.00198>0.001設R=VL

26、=12.113，計算得VL'=12.127 誤差=VL-VL'VL=0.001156>0.001以VL=12.127 代入式(3)計算，計算結果如下：LNH3=0.07284kmolLH2=0.001466kmolLN2=0.0003898kmolLCH4=0.001336kmolLAr=0.00009066kmol計算得VL'=12.139 誤差=VL-VL'VL=0.0009895<0.001在允許范圍之內，假定值可以認定VL=12.127。液體組成(摩爾分數)：按xi=LiL計算，計算結果列入下表：表2.1 氨分離器出口液體組成(17點)組成N

27、H3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%95.6818%1.9259%0.5121%1.7551%0.1191%100.000分離后氣體組成：yi=Fi-LiV計算NH3: yNH3=FNH3-LiV=0.17-0.072840.92388×100%=10.5177%同法計算其他組分，結果列入下表。表2.2 氨分離器出口氣體組成(11,12,13,14,15點)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%10.5177%52.9172%17.6528%14.3810%4.5222%100.000V=0.92388kmol L=0.07612kmol2.5 冷交換器分離出的液體組成(18

28、點) 由于從氨分離器出口氣經循環機和油分離器后進入冷交換器系統，此前已有部分氣體放空并補充了新鮮氣，因此氣量和其組成均發生了變化。而冷交換器出口氣即是合成塔入口氣，其組成已在前面算出。因此在冷交換器中的氨分離器分離出的液氨，應與出口氣成平衡，由氣液平衡關系可以求出。其關系式為yi=mixi從手冊差得在操作條件下(t=-4.5，p=30MPa)的相平衡常數mi如下表：mNH3mH2mN2mCH4mAr0.030570752540冷交換器出口液體組成，根據yi=mixi計算。計算結果列入下表(18點)：組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數0.983610.008730.002720.00473

29、0.000112.6 液氨貯槽馳放氣和液相組成的計算L17,x17,i17L18,x18,i18X19,i19V,yi20L,xi21氨分離器出口液氧(17點)與冷交換器的氨分出口液氨(18點)匯合于貯槽(19點) 由于減壓，溶在液氨中的氣體會解析出來和部分氧的蒸發氣形成弛放氣。水冷后的氨分離囂分離的液氨占總量的摩爾分數G可由下式計算：G=1+y3,NH3(y6,NH3-y11,NH3)(y6,NH3-y3,NH3)1-y11,NH3×100%代入已知數據：y3,NH3=0.03，y6,NH3=0.17，y11,NH3=0.105178G=1+0.03(0.17-0.105178)0

30、.17-0.03(1-0.105178)×100%=53.295%53.3%取G=53.3%則氨分離器的分離液氨占53.3%，冷交換器分離液氨占46.7%。根據物料衡算按下式計算混合后液氨組成。x19,i=0.533x17,i+0.467x18,i計算結果列入下表(19點)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%96.936%1.434%0.400%1.156%0.068%100.000根據氨貯槽的壓力t=20，p=2.1MPa差得氣液平衡常數，如下表mNH3mH2mN2mCH4mAr0.598575620170540在液氨貯槽中，類似于閃蒸過程，仍按氨分離器的計算方法，假定一個

31、V/L初值，經過試差，求得計算結果，如下表。現按試差最后的V/L值，具體計算如下。設VL=0.079代入下式。(假定入槽液量F=1kmol)Li=FiVLmi+1則液氨中各組分的物質的量：NH3:LNH3=0.92567kmolH2:LH2=0.00030889kmolN2:LN2=0.000080032kmolCH4:LCH4=0.00080111kmolAr:LAr=0.000015575kmolL=Li=0.92687kmol V=0.7313VL'=VL=0.7313kmol0.92687kmol=0.0789 誤差=VL-VL'VL=0.00127>0.001以

32、VL=0.0789 代入式(3)計算，計算結果如下：LNH3=0.92567kmolLH2=0.0030927kmolLN2=0.000080131kmolLCH4=0.00080205kmolLAr=0.000015594kmolL=Li=0.92688kmolV=F-L=1-0.92688=0.07312kmol計算得VL'=0.0788888 誤差=VL-VL'VL=0.0002535<0.001在允許范圍之內，假定值可以認定VL=0.0788880.0789。液體組成(摩爾分數)：按xi=LiL×100%計算。NH3:xNH3=LNH3L=0.92567

33、0.92688=99.871%其它組分計算結果列入下表(21點，產品液氨組成)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%99.879%0.033%0.009%0.087%0.002%100.000馳放氣氣體組成：yi=Fi-LiV×100%計算NH3: yNH3=FNH3-LNH3V=0.96936-0.925670.07312×100%=59.751%其它組分計算結果列入下表(20點，馳放氣組成)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%59.751%19.188%5.361%14.713%0.908%100.0002.7 液氨貯槽物料衡算以液氨貯槽出口1t純液氨為基

34、準，折成標準狀況下的氣體體積，以m3為單位計，則L21=1000kg×22.4m3kmol17kgkmol×0.99879=1319.2433m3其中各組分的體積，按L21,i=L21x21,iNH3: L21,NH3=1319.2433×99.879%=1317.6471m3H2: L21,H2=1319.2433×0.033%=0.4353m3N2: L21,N2=1319.2433×0.009%=0.1187m3CH4: L21,CH4=1319.2433×0.087%=1.1477m3yeAr: L21,Ar=1319.243

35、3×0.002%=0.0264m3液氨貯槽馳放氣體積，按VL=0.0789計，則馳放氣體積：V20=0.0789L21=0.0789×1319.2433=104.0883m3NH3: V20,NH3=104.0883×59.751%=62.1938m3H2: V20,H2=104.0883×19.188%=19.9725m3N2: V20,N2=104.0883×5.361%=5.5802m3CH4: V20,CH4=104.0883×14.713%=15.3145m3Ar: V20,Ar=104.0883×0.908%=0

36、.9451m3液氨貯槽出口總物料體積： L21+V20=1319.2433+104.0883=1423.3316m3因此入口總物料也應與出口相等：L19=L21+V20=1423.3316m3入口物料各組分體積按L19,i=L21,i+V20,i計算，結果為：NH3: L19,NH3=1379.8409m3H2: L19,H2=20.4078m3N2: L19,N2=5.6989m3CH4: L19,CH4=16.4622m3Ar: L19,Ar=0.9715m3 L19'=Li=1423.3813m3由x19,i'=L19,iL19'計算，計算結果列入下表：組成NH3

37、H2N2CH4Ar合計摩爾分數/%96.942%1.432%0.400%1.157%0.069%100.000結果與x19,i基本相同。2.8 合成循環回路總物料衡算(各個部位物料量)(1)對整個回路做衡算，可求出補充新鮮氣量V1，放空氣量V12，一級合成塔進氣量V3和出氣量V6。合成循環回路可簡化如下示意圖。補充氣 V補=V1放空氣 V放=V12馳放氣V馳=V20V入=V3產品液氨L21V出=V6合成塔貯槽圖2.1 合成循環回路簡圖以1t產品氨為基準，即等于1319.2433m3(液氨折成標準狀況下氣體體積)。為方便計算，把前已算得已知數據列入下表：名稱NH3H2N2CH4Ar氣量/m3補充

38、氣100.73250.24590.01650.0051V1放空氣120.105180.529270.176530.143800.04522V12馳放氣200.597510.191880.053610.147130.009451104.0883產品液氨210.998790.000330.000090.000870.000021319.2433合成塔入口30.030000.611250.203750.118140.03686V3合成塔出口60.170000.490450.163480.134200.04187V6(2)首先列出以下元素平衡和總物料平衡方程(式中液氨忽略溶解物，以100% NH3計)

39、氫平衡：以體積量計算(下同) V1y1,H2=V12y12,H2+32V12y12,NH3+V20y20,H2+32V20y20,NH3+32L21 (1)氮平衡： V1y1,N2=V12y12,N2+12V12y12,NH3+V20y20,H2+12V20y20,NH3+12L21 (2)惰氣平衡： V1(y1,CH4+y1,Ar)=V12(y12,CH4+y12,Ar)+V20(y20,CH4+y20,Ar) (3)氨平衡：合成塔內生成的氨應等于排出的氨 V6y6,NH3-V3y3,NH3=V12y12,NH3+V20y20,NH3+y20,Ar (4)總物料平衡：合成反應后進出口氣體體積

40、減少了V3- V6 v1=v12+v20+L21+(v3-v6) (5)把式(1)與式(2)合并，將已知數據代入式(1)與式(2)式(1)：0.7325V1=0.52927+32×0.10518V12+104.0833×0.19188×32×0.59751+32×1319.2433=0.68704V12+2092.12811m3 (1)式(2)：0.2459V1=(0.17653+12×0.10518)V12+104.0833×0.05361×12×0.59751+32×1319.2433=0.

41、22192V12+696.29922m3 (2)式(1)加式(2)得： 0.9784=0.91616V12+2788.42733m3 (6)數據代入式(3)得： 0.0216V1=0.1890V12+16.29815m3 (3)將式(3)與式(6)聯立解得：V1=3100.96430m3V12=268.13382m3將已知數據V1和V12的值代入式(4)與式(5)。式(4)： 0.17V6-0.03V3=268.13382m3×0.10518+104.08833m3×0.59751+1319.2433m3 0.17V6-0.03V3=1409.63942m3 (4)式(5)

42、：3100.96430m3=268.13382m3+104.08833m3+1319.2433m3+V3-V6 V3-V6=1409.49888m3 (5)(4)與(5)聯立解得：V3=11176.31641m3V6=9766.81753m3(3)合成塔進出口物料量(各組分的量)a. 入塔總物料量： V3=11176.31641m3V3=V4=V5=11176.31641m3其中各組分的量按照V3,i=V3,y3,i計算。NH3:V3,NH3=335.28949m3H2: V3,H2=6831.52341m3N2: V3,N2=2277.17447m3CH4: V3,CH4=1320.3700

43、2m3Ar: V3,Ar=411.84844m3b. 出塔總物料量，V6=9766.81753m3其中各組分量按照V6,i=V6,y6,i計算。NH3:V6,NH3=1660.35898m3H2: V6,H2=4790.13566m3N2: V6,N2=1596.67933m3CH4: V6,CH4=1310.70691m3Ar: V6,Ar=408.93665m3(4)廢熱鍋爐出口，熱交換器出口和軟水預熱器出口物料，組成未發生變化與合成出口相同，即V6=V7=V8=V9=9766.81753m3(5)水冷卻器和氨分離器物料量a水冷卻器入口氣即軟水預熱器出口氣V9。水冷卻器出口總物料未發生變化

44、。由于有部分氨被液化，出口物料實際為氣液混合物。其總量和總組成與入口完全一致。即V10=V9=9766.81753m3經氨分離器后，分為氣相和液相兩股物料。即 V10=V11+L17(Ll7量暫以氣體體積計)按前面氨分器氣液平衡算得氣液比： V11L17=R=12.127和 V10=V11+L17=9766.81753m3由以上兩式可以解得V11=9022.79243m3L17=744.02510m3L17換算成質量 L17=744.02510×1722.4=564.66191kgb. 氨分離器出口氣體組分的體積，按V11,i=V11y11,i計算。 NH3:V11,NH3=V11y

45、11,NH3=9022.79243×0.105177=948.99024m3H2: V11,H2=4745.51140m3N2: V11,N2=1592.77550m3CH4: V11,CH4=1297.56778m3Ar: V11,Ar=408.0287m3氨分離器出口液體組分的量，按L17,i=L17x17,i計算。NH3: L17,NH3=711.89661m3H2: L17,H2=14.32918m3N2: L17,N2=3.81015m3CH4: L17,CH4=17.05838m3Ar: L17,Ar=0.88613m3(6)循環機入口V13和出口V14：由流程圖上表明進

46、入循環機之前，有放空氣放出。所以 V13=V14=V11-V12=9022.79243-268.13382=8754.65861m3其中各組分的量按照V13,i=V13y13,i計算。NH3:V13,NH3=920.26345m3H2: V13,H2=4633.59567m3N2: V13,N2=1545.44238m3CH4: V13,CH4=1259.00746m3Ar: V13,Ar=395.90317m3放空氣中各組分的量：按V12,i=V12y12,i計算。NH3:V12,NH3=28.20151m3H2: V12,H2=141.91572m3N2: V12,N2=47.33313m

47、3CH4: V12,CH4=38.56032m3Ar: V12,Ar=12.12501m3(7)冷交換器進出口物料a. 進氣量：V2=循環機出口加上補充氣的量 即V2=V14+V1=3100.96430+8754.65861=11855.62291m3b. 補充氣中各組分的量：按V1,i=V1y1,i計算。NH3:V1,NH3=0m3H2: V1,H2=2271.45635m3N2: V1,N2=762.52712m3CH4: V1,CH4=51.16591m3Ar: V1,Ar=15.81492m3c. 冷交換器入口氣體各組分的量：按V2,i=V14,i+V1,i計算。NH3:V2,NH3=

48、920.26345m3H2: V2,H2=6905.05202m3N2: V2,N2=2307.96950m3CH4: V2,CH4=1310.17337m3Ar: V2,Ar=411.71809m3d. 冷交換器入口氣體組成(2點)：按照y2,i=V2,iV2計算。NH3： y2,NH3=V2,NH3V2=920.26345m3 11855.62291m3 =0.07765其他組分的計算結果如下表(2點)組成NH3H2N2CH4Ar合計摩爾分數0.007650.582430.194670.110520.034731.000e. 冷交換器出口氣體的量V3V3=合成塔入口氣體的量=11176.3

49、1641m3其中各組分的量按V3,i=V3y3,i計算。NH3:V3,NH3=335.28949m3H2: V3,H2=6831.52341m3N2: V3,N2=2277.17447m3CH4: V3,CH4=120.37002m3Ar: V3,Ar=411.95902m3f. 冷交換器出口液氨的量：它是進出口氣體體積之差。L18=V2-V3=11855.62291-11176.31641=679.30650m3其中分組分的量按L18,i=L18x18,i計算。NH3: L18,NH3=668.17267m3H2: L18,H2=5.93035m3N2: L18,N2=1.84771m3CH

50、4: L18,CH4=3.21312m3Ar: L18,Ar=0.03793m3g. 液氨貯槽物料衡算(均以標準狀況下氣體體積計)進入貯槽的液氨量：L19=L17+L18=1423.33160m3貯槽中排除產品液氨的量：L21=L19-V20=1423.33160m3-104.0883m3=1319.2411m3(標準狀況)結果與計算基準基本一致。(8)物料衡算結果匯總如下：(以下物料量均在標準狀況下，按1t,NH3計算。)補充新鮮氣(1點) V1=3100.9643m3氨冷器入口氣(2點) V2=11855.6229m3合成塔進出口(3,4,5點) V3=V4=V5=11176.3164m3

51、合成塔出口(6,7,8,9點) V6=V7=V8=V9=9766.8175m3水冷卻器出口(10點)(氣液混合，以氣體計) V10=9766.8175m3氨分離器出口氣體(11點) V11=9022.7924m3放空氣(12點) V12=268.1338m3循環壓縮機進出口氣(13,14點) V13=V14=8754.6586m3氨冷器進出口(15,16點)(氣液混合) V15=V16=11855.6229m3氨分離器液體出口(17點) L17=744.0251m3冷交換器液體出口(18點) L18=679.3065m3兩股液氨合并(19點) L19=1423.3316m3馳放氣(20點) V20=104.0883m3產品液氨(21點) L21=1319.3887m3 (9)各部位的物料組成和數量，分別列表如下。其中把以1t氨為基準的量，這算為按生產量每小時的氨產量為6.625t的體積(m3/h)和其物質的量(kmol/h)作為能量衡算依據。表2.3 合成塔一次入(3點)，一次出