1、1 總論氨是最為重要的基礎化工產品之一，其產量居各種化工產品的首位; 同時也是能源消耗的大戶，世界上大約有10 %的能源用于生產合成氨。氨主要用于農業,合成氨是氮肥工業的基礎，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各種銨鹽肥料，這部分約占70 %的比例，稱之為“化肥氨”；同時氨也是重要的無機化學和有機化學工業基礎原料，用于生產銨、胺、染料、炸藥、制藥、合成纖維、合成樹脂的原料，這部分約占30 %的比例,稱之為“工業氨”。世界合成氨技術的發展經歷了傳統型蒸汽轉化制氨工藝、低能耗制氨工藝、裝置單系列產量最大化三個階段。根據合成氨技術發展的情況分析, 未來合成氨的基本生

2、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1。(1) 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。以Uhde公司的“雙壓法氨合成工藝”和Kellogg 公司的“基于釕基催化劑KAAP 工藝”,將會在氨合成工藝的大型化方面發揮重要的作用。氨合成工藝單元主要以增加氨合成轉化率(提高氨凈值) ,降低合成壓力、減小合成回路壓降、合理利用能量為主，開發氣體分布更加均勻、阻力更小、結構更加合

3、理的合成塔及其內件; 開發低壓、高活性合成催化劑, 實現“等壓合成”。(2) 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。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。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、先進控制技術等將越來越受到重視。1.1設計任務的依據設計任務書是項目設計

4、的目的和依據：產量：80 kt/a 液氨放空氣（惰性氣Ar +CH4 ）：17% 原料：新鮮補充氣N2 24%，H2 74.5 %，Ar 0.3%，CH4 1.2% 合成塔進出口氨濃度：2.5%，13.2% 放空氣:（惰性氣Ar +CH4 ）17% 合成塔操作壓力 32 MPa （絕壓） 精練氣溫度 40 水冷器出口氣體溫度 35 循環機進出口壓差 1.47MPa 年工作日 310 d計算基準 生產1t氨1.2概述設計題目：年產8萬噸合成氨合成工段設計 設計具體內容范圍及設計階段本次設計的內容為合成氨合成工段的設計，具體包括以下幾個設計階段： 1. 進行方案設計，確定生產方法和生產工藝流程。

5、2. 進行化工計算，包括物料衡算、能量衡算以及設備選型和計算。 3. 繪制帶控制點的工藝流程圖（PID）。 4. 進行車間布置設計，并繪制設備平立面布置圖。 5. 進行管路配置設計，并繪制管路布置圖。 6. 撰寫設計說明書。設計的產品的性能、用途及市場需要 (1) 氨的物化性能合成氨的化學名稱為氨，氮含量為82.3%。氨是一種無色具有強烈刺激性、催淚性和特殊臭氣的無色氣體，比空氣輕，相對密度0.596，熔點77.7；沸點33.4。標準狀況下，1米3氣氨重0.771公斤；1米3液氨重638.6公斤。極易溶于水，常溫（20）常壓下，一個體積的水能溶解600個體積的氨；標準狀況下，一個體積水能溶解1

6、300個體積的氨氨的水溶液稱為氨水，呈強堿性。因此，用水噴淋處理跑氨事故，能收到較好的效果2。氨與酸或酸酐可以直接作用，生成各種銨鹽；氨與二氧化碳作用可生成氨基甲銨，脫水成尿素；在鉑催化劑存在的條件下，氨與氧作用生成一氧化氮，一氧化氮繼續氧化并與水作用，便能得到硝酸。氨在高溫下(800以上)分解成氮和氫；氨具有易燃易爆和有毒的性質。氨的自燃點為630，氨在氧中易燃燒，燃燒時生成藍色火焰。氨與空氣或氧按一定比例混合后，遇明火能引起爆炸。常溫下氨在空氣中的爆炸范圍為15.528，在氧氣中為13.582。液氨或干燥的氣氨，對大部分物質沒有腐蝕性，但在有水的條件下，對銅、銀、鋅等有腐蝕作用3。(2)

7、氨的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。氨也是重要的工業原料，廣泛用于制藥、煉油、純堿、合成纖維、合成樹脂、含氮無機鹽等

8、工業部門。將氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生產炸藥、染料等產品的重要原料。現代國防工業和尖端技術也都與氨合成工業有密切關系，如生產火箭的推進劑和氧化劑，同樣也離不開氨。此外，氨還是常用的冷凍劑。合成氨工業的迅速發展，也促進和帶動了許多科學技術部門的發展，如高壓技術、低溫技術、催化技術、特殊金屬材料、固體燃料氣化、烴類燃料的合理利用等。同時，尿素和甲醇的合成、石油加氫、高壓聚合等工業，也是在合成氨工業的基礎上發展起來的。所以合成氨工業在國民經濟中占有十分重要的地位，氨及氨加工工業已成為現代化學工業的一個重要部門4。市場需要據資料統計:1997 年世界合成氨年產量達103.9Mt。預計2000 年

9、產量將達111.8Mt。其化肥用氨分別占氨產量的81.7%和82.6%。我國1996 年合成氨產量已達30.64Mt,專家預測2000 年將達36Mt,2020 年將增加至45Mt。即今后20 年間將增加到現在的1.5 倍。因而合成氨的持續健康發展還有相當長的路要走。未來我國合成氨氮肥的實物產量將會超過石油和鋼鐵。合成氨工業在國民經濟中舉足輕重。農業生產,“有收無收在于水,收多收少在于肥”。所以,合成氨工業是農業的基礎。它的發展將對國民經濟的發展產生重大影響。因此,我國現有眾多的化肥生產裝置應成為改造擴建增產的基礎。我國七十至九十年代先后重復引進30 多套大化肥裝置,耗費巨額資金,在提高了化肥

10、生產技術水平的同時,也受到國外的制約。今后應利用國內開發和消化吸收引進的工藝技術,自力更生,立足國內,走出一條具有中國特色的社會主義民族工業的發展道路。過去引進建設一套大型化肥裝置,耗資數十億元。當今走老廠改造擴建的道路,可使投資節省1/22/3。節省的巨額資金,用作農田水利建設和農產品深加工,將在加速農村經濟發展,提高農民生活水平,縮小城鄉差距起著重要用。簡述產品的幾種生產方法及特點 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3。(1)高壓法操作壓

11、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。(2)中壓法操作壓力為2060MPa，溫度450550，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

12、。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。因此，本次設計選用32MPa壓力的合成氨流程。(3)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，流程復雜。實際工業生產上此法已不采用了。1.3 產品方案產品的名稱：氨(NH3)；產品的質量規格：液體純氨；產品的規模：80 kt/a 液氨；產品的包裝方式：氨為高壓低溫液體，合成后直接送到下一工段作為

13、原料繼續生產，多余部分設立氨儲槽儲存起來。1.4設計產品所需的主要原料規格、來源主要原料來源生產合成氨，首先必須制備氫、氮原料氣。氮氣來源于空氣，可以在低溫下將空氣液化、分離而得，或者在制氫過程中直接加入空氣來解決。氫氣來源于水或含有烴類的各種燃料，它取決于用什么方法制取。最簡便的方法是將水電解，但此法由于電能消耗大、成本高而受到限制。現在工業上普遍采用以焦炭、煤、天然氣、重油等原料與水蒸汽作用的氣化方法。 主要原料規格 (1) 合成塔進口氣體組成合成塔進口氣體組成包括氫氮比、惰性氣體含量與初始氨含量。當氫氫比為3時，對于氨合成反應，可得最大平衡氨含量，但從動力學角度分析，最適宜氫氨比隨氨含量

14、的不同而變化。如果略去氫及氨在液氨中溶解損失的少量差異，氨合成反應氫與氮總是按3：1消耗，新鮮氣氫氮比應控制為3，否則循環系統中多余的氫或氮就會積累起來，造成循環氣中氫氮比的失調。惰性氣體(CH4、Ar)來源于新鮮原料氣，它們不參與反應因而在系統中積累。惰性氣體的存在，無論從化學平衡還是動力學上考慮均屬有弊。但是，維持過低的惰氣含量又需大量排放循環氣導致原料氣消耗量增加。如果循環氣中惰性氣體含量一定，新鮮氣中惰性氣體含量增加，根據物料平衡關系，新鮮氣消耗隨之增大。因此，循環氣中惰性氣體含量應根據新鮮氣惰性氣體含量、操作壓力、催化劑活性等條件而定。由于原料氣制備與凈化方法不同，新鮮氣中惰性氣體含

15、量也各個相同，循環氣中所控制的惰性氣體含量也有差異。當其它條件一定時，進塔氣體中氨含量越高，氨凈值越小，生產能力越低。初始氨含量的高低取決于氨分離的方法。對于冷凍法分離氨，初始氨含量與冷凝溫度和系統壓力有關。為過分降低冷凝溫度而過多地增加氨冷負荷在經濟上也并不可取。操作壓力300atm時，一般進塔氨含量控制在3.23.8；150atm時，為2.03.2。(2) 硫化物和碳氧化物含量無論那一種原料所得原料氣，都含有一定數量的硫化物。雖然原料氣中硫化物含量不高，但對合成氨生產危害卻很大。硫化物是各種催化劑的毒物，硫化氫能腐蝕設備管道。以烴類為原料的蒸汽轉化法制取原料氣，鎳催化劑對硫含量限制十分嚴格

16、，要求烴原料中總硫含量為0.5PPm(重量)以下。為防止CO和CO2對催化劑的毒害，規定CO和CO2總含量不得多余20ppm5。1.5生產中產生有害物質和處理措施中小型合成氨廠在生產過程中，常見的有毒有害物質種類很多，多以氣體、蒸氣、霧、粉塵等狀態存在，其中有毒有害氣體是合成氨生產中最常見的。 氨氣和液氨氨氣是一種具有強烈刺激臭味的無色氣體, 易被液化成藍色液體。車間空氣中氨的最高容許濃度為30 毫克米3。它對人的眼睛和呼吸器官有較大的傷害作用。氨中毒的癥狀首先是服粘膜和呼吸道粘膜受到刺激、胸感抑郁、胃痛、打噴嚏、流口水、周身有不舒服感。如在氨氣濃度不大的環境中，停留時間不長，而且能及時離開環

17、境，到空氣新鮮的地方去，上述的癥狀可漸漸消失。中毒嚴重時，會引起肺部腫脹導致死亡。氨氣刺激眼睛能引起角膜炎。因氨有氣味，故較好預防。合成氨生產中合成工段經常接觸的液體毒物有液氨、氨水等。液氨或氨水濺入眼內，可造成眼睛嚴重損傷，出現眼瞼水腫，眼結膜迅速充血水腫，眼劇痛，角膜混濁，甚至因角膜潰瘍、穿孔而失明。接觸液氨和高濃度氣氨，可使皮膚引起類似強堿的嚴重灼傷，出現紅斑、水泡，甚至因吸收水分，使皮膚脂肪皂化而壞死。在正常生產過程中，有很少一部份氣態NH3無法回收，通過放空火炬燃燒掉就不會對環境造成影響。對于成品氨罐放空的氣態NH3可引入冰機中進行加壓冷凝，不僅回收了NH3，同時也不會造成環境的污染

18、3。 合成氨廢水合成氨生產過程中產生的廢水是COD的主要來源。比如，隔油池中廢水就含有COD。如果含有COD的廢水排放出去就會繁衍菌類、藻類，污染水源和土壤，更嚴重的是會造成污染滋生源，對環境造成更大的破壞。要減少廢水和工藝冷凝液中的COD的排放，可改進生產工藝，使廢水排放減少，建設特生化處理裝置，進行廢水處理，使廢水中的COD含量達到國家控制標準6。2 生產流程及生產方法的確定2.1合成氨生產的特點氨的合成工段，其主要任務是在適宜的溫度、壓力和有觸媒催化的條件下，將經過精制的氫氮混合氣體，在合成塔內直接合成為氨。然后將所得的氣氨，從氫氮混合氣中經冷卻冷凝成為液態氨分離出來。液氨由氨罐進入氨冷

19、器蒸發為氣氨，送碳化崗位制取碳酸氫銨；或送硝酸車間制取硝酸和硝銨；或送硫銨車間制取硫酸銨；或將液氨送尿素車間制取尿素等。未合成為氨的氫氮混合氣體繼續在合成系統內循環使用。合成氨生產的特點，概括起來有如下幾方面7：(1)工藝流程長、設備管道多；(2)生產過程有高度的連續性；(3)各工序生產操作相互影響；(4)生產是在高溫、高壓、易燃、易爆、易中毒、易灼傷的情況下進行的。在整個合成氨生產過程中，合成氨生產比較復雜，始終存在著高溫、高壓、易燃、易爆、易中毒等危險因素，各種控制條件比較嚴格，稍有疏忽就可能發生事故。同時，因生產工藝流程長、連續性強，設備長期承受高溫和高壓，還有內部介質的沖刷、滲透和外部

20、環境的腐蝕等，各類事故發生率比較高，尤其是火災、爆炸和重大設備事故經常發生。但是，只要我們能充分認識這一客觀規律并掌握這一客觀規律就能做到安全生產，實現穩產、高產。因此，合成氨生產必須滿足高溫、高壓、高純度要求。在生產過程中有一系列化學反應、傳熱、燃燒、分離等過程,溫度、壓力、濃度等因素都影響反應的進行,這些因素又受到設備質量、水質、煤質、季節、氣候、操作水平、調度與管理的影響,這樣就形成了合成氨生產工藝過程、設備結構、操作管理與生產技術的復雜性。2.2 氨合成過程的基本工藝步驟 實現氨合成的循環，必須包括如下幾個步驟4：氮氫原料氣的壓縮并補入循環系統；循環氣的預熱與氨的合成；氨的分離；熱能的

21、回收利用；對未反應氣體補充壓力并循環使用，排放部分循環氣以維持循環氣中惰性氣體的平衡等。由于采用壓縮機的型式、氨分冷凝級數、熱能回收形式以及各部分相對位置的差異，而形成不同的工業生產流程，但實現氨合成過程的基本工藝步驟是相同的。(1)氣體的壓縮和除油 為了將新鮮原料氣和循環氣壓縮到氨合成所要求的操作壓力，就需要在流程中設置壓縮機。當使用往復式壓縮機時，在壓縮過程中氣體夾帶的潤滑油和水蒸汽混合在一起，呈細霧狀懸浮在氣流中。氣體中所含的油不僅會使氨合成催化劑中毒、而且附著在熱交換器壁上，降低傳熱效率，因此必須清除干凈。除油的方法是壓縮機每段出口處設置油分離器，并在氨合成系統設置濾油器。若采用離心式

22、壓縮機或采用無油潤滑的往復式壓縮機，氣體中不含油水，可以取消濾油設備，簡化了流程。(2)氣體的預熱和合成 壓縮后的氫氮混合氣需加熱到催化劑的起始活性溫度，才能送入催化劑層進行氨合成反應。在正常操作的情況下，加熱氣體的熱源主要是利用氨合成時放出的反應熱，即在換熱器中反應前的氫氮混合氣被反應后的高溫氣體預熱到反應溫度。在開工或反應不能自熱時，可利用塔內電加熱爐或塔外加熱爐供給熱量。(3)氨的分離 進入氨合成塔催化層的氫氮混合氣，只有少部分起反應生成氨，合成塔出口氣體氨含量一般為1020，因此需要將氨分離出來。氨分離的方法有兩種，一是水吸收法；二是冷凝法，將合成后氣體降溫，使其中的氣氮冷凝成液氨，然

23、后在氨分離器中，從不凝氣體中分離出來。目前工業上主要采用冷凝法分離循環氣中的氨。以水和氨冷卻氣體的過程是在水冷器和氨冷器中進行的。在水冷器和氨冷器之后設置氨分離器，把冷凝下來的液氨從氣相中分離出來，經減壓后送至液氮貯槽。在氨冷凝過程，部分氫氮氣及惰性氣體溶解在液氨中。當液氨在貯槽內減壓后，溶解的氣體大部分釋放出來，通常稱為“貯罐氣”。(4)氣體的循環氫氮混合氣經過氨合成塔以后，只有一小部分合成為氨。分離氨后剩余的氫氮氣，除為降低情性氣體含量而少量放空以外，與新鮮原料氣混合后，重新返回合成塔，再進行氨的合成，從而構成了循環法生產流程。由于氣體在設備、管道中流動時，產生了壓力損失。為補償這一損失，

24、流程中必須設置循環壓縮機。循環機進出口壓差約為2030大氣壓，它表示了整個合成循環系統阻力降的大小。(5)惰性氣體的排除氨合成循環系統的情性氣體通過以下三個途徑帶出：(1)一小部分從系統中漏損；(2)一小部分溶解在液氨中被帶走；(3)大部分采用放空的辦法，即間斷或連續地從系統中排放。在氨合成循環系統中，流程中各部位的惰性氣體含量是不同的，放空位置應該選擇在惰性氣體含量最大而氨含量最小的地方，這樣放空的損失最小。由此可見，放空的位置應該在氨已大部分分離之后，而又在新鮮氣加入之前。放空氣中的氨可用水吸收法或冷凝法加以回收，其余的氣體一股可用作燃料。也可采用冷凝法將放空氣中的甲烷分離出來，得到氫、氮

25、氣，然后將甲烷轉化為氫，回收利用，從而降低原料氣的消耗。有些工廠設置二循環合成系統，合成系統放空氣進入二循環系統的合成塔，繼續進行合成反應，分離氨后部分情性氣體放空，其余部分在二循環系統繼續循環。這樣，提高了放空氣中惰性氣體含量，從而減少了氫氮氣損失。(6)反應熱的回收利用氨的合成反應是放熱反應，必須回收利用這部分反應熱。目前回收利用反應熱的方法主要有以下幾種：(1) 預熱反應前的氫氮混合氣。在塔內設置換熱器，用反應后的高溫氣體預熱反應前的氫氮混合氣，使其達到催化劑的活性溫度。這種方法簡單，但熱量回收不完全。目前小型氨廠及部分中型氨廠采用此法回收利用反應熱。(2) 預熱反應前的氫氮混合氣和副產

26、蒸汽。既在塔內設置換熱器預熱反應前的氫氮混合氣，又利用余熱副產蒸汽。按副產蒸汽鍋爐安裝位置的不同，可分為塔內副產蒸汽合成塔(內置式)和塔外副產蒸汽合成塔(外置式)兩類。目前一般采用外置式，該法熱量回收比較完全，同時得到了副產蒸汽，目前中型氮廠應用較多。 (3)預熱反應前的氫氮混合氣和預熱高壓鍋爐給水。反應后的高溫氣體首先通過塔內則換熱器預熱反應前的氫氮混合氣，然后再通過塔外的換熱器預熱高壓鍋爐給水。此法的優點是減少了塔內換器的面積，從而減小了塔的體積，同時熱能回收完全。目前大型合成氨廠一般采用這種方法回收熱量。用副產蒸汽及預熱高壓鍋爐給水方式回收反應熱時，生產一噸氨一般可回收0.50.9噸蒸汽

27、。2.3氨合產工藝的選擇考慮氨合成工段的工藝和設備問題時，必須遵循三個原則：一是有利于氨的合成和分離；二是有利于保護催化劑，盡量延長使用壽命；三是有利于余熱回收降低能耗。氨合成工藝選擇主要考慮合成壓力、合成塔結構型式及熱回收方法。氨合成壓力高對合成反應有利, 但能耗高。中壓法技術比較成熟，經濟性比較好，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。 一般中小氮肥廠多為32MPa , 大型廠壓力較低,為1020MPa。由于近來低溫氨催化劑的出現, 可使合成壓力降低。合成反應熱回收是必需的, 是節能的主要方式之一。除盡可能提高熱回收率,多產蒸汽外, 應考慮提高回收熱的位能,

28、 即提高回收蒸汽的壓力及過熱度。高壓過熱蒸汽的價值較高, 當然投資要多, 根據整體流程統一考慮。本次設計選用中壓法（壓力為32MPa）合成氨流程，采用預熱反應前的氫氮混合氣和副產蒸汽的方法回收反應熱，塔型選擇見設備選型部分。3 生產流程簡述氣體從冷交換器出口分二路、一路作為近路、一路進入合成塔一次入口，氣體沿內件與外筒環隙向下冷卻塔壁后從一次出口出塔，出塔后與合成塔近路的冷氣體混合，進入氣氣換熱器冷氣入口，通過管間并與殼內熱氣體換熱。升溫后從冷氣出口出來分五路進入合成塔、其中三路作為冷激線分別調節合成塔。二、三、四層(觸媒)溫度，一路作為塔底副線調節一層溫度，另一路為二入主線氣體，通過下部換熱

29、器管間與反應后的熱氣體換熱、預熱后沿中心管進入觸媒層頂端，經過四層觸媒的反應后進入下部換熱器管內，從二次出口出塔、出塔后進入廢熱鍋爐進口，在廢熱鍋爐中副產25MPa 蒸氣送去管網，從廢熱鍋爐出來后分成二股，一股進入氣氣換熱器管內與管間的冷氣體換熱，另一股氣體進入鍋爐給水預熱器在管內與管間的脫鹽，脫氧水換熱，換熱后與氣氣換熱器出口氣體會合，一起進入水冷器。在水冷器內管被管外的循環水冷卻后出水冷器，進入氨分離器，部分液氨被分離出來，氣體出氨分離器，進入透平循環機入口，經加壓后進入循環氣濾油器出來后進入冷交換器熱氣進口。在冷交換器管內被管間的冷氣體換熱，冷卻后出冷交換器與壓縮送來經過新鮮氣濾油器的新

30、鮮氣氫氣、氮氣會合進入氨冷器，被液氨蒸發冷凝到-5-10，被冷凝的氣體再次進入冷交，在冷交下部氣液分離，液氨送往氨庫氣體與熱氣體換熱后再次出塔，進入合成塔再次循環。合成塔水冷器熱交換器廢熱鍋爐放空油分離器循環機冷交換器氨分離器新鮮氣弛放液氨儲槽氨冷器 圖3-1 工藝流程圖4 工藝計算4.1 原始條件（1）年產量80kt，年生產時間扣除檢修時間后按360天計，則產量為：10.7527t/h （2）新鮮補充氣組成表4-1 新鮮補充氣組成組分H2N2CH4Ar 總計含量（%）74.5 241. 20.3100（3）合成塔入口中氨含量：NH3入=2.5%（4）合成塔出口中氨含量：NH3出=13.2%（

31、5）合成塔入口惰性氣體含量：CH4 +Ar=17%（6）合成塔操作壓力：32Mpa（7）精練氣溫度：35.4.5.精煉氣 .9.10.11.12.14.17.18.合成氣； 13放空氣 20弛放氣 .21液氨 圖4-1 計算物料點流程4.2 物料衡算 合成塔物料衡算 （1）合成塔入口氣組分： 入塔氨含量: y5NH3=2.5; 入塔甲烷含量：y5CH4=17.001.2/（1.2+0.3）100=13.6； 入塔氫含量：y5H2=100-（2.5+17）3/4100=60.375； 入塔氬含量：y5Ar=17-13.6=3.4； 入塔氮含量：y5N2=100-（2.5+17）1/4100=20

32、.125表4-2 入塔氣組分含量（）NH3CH4ArH2N2小計2.513.63.460.37520.125100 （2）合成塔出口氣組分： 以1000kmol入塔氣作為基準求出塔氣組分， 由下式計算塔內生成氨含量：MNH3=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000(0.132- 0.025)/(1+0.132)=94.523kmol 出塔氣量: M8=入塔氣量生成氨含量=1000-94.523=905.477kmol 出塔氨含量： y8NH3=13.2 出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)y5CH4=(1000/905.477)13.6=15.2 出塔氨含量： y8A

33、r=(M5/M8)y5Ar=1000/905.4773.4=3.754 出塔氫含量： y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)100=3/4(1-0.132-0.152-0.03754)100=50.8845 出塔氮含量： y8N2=1/4(1-0.132-0.152-0.03754)100=16.9615表4-3 出塔氣體組分含量（）NH3CH4ArH2N2小計13.215.23.75450.884516.9615100 （3）合成率： 合成率=2MNH3/M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)100 =294.523/1000(1-0.025-0.17)100=23.

34、484氨分離器氣液平衡計算表4-5 已知氨分離器入口混合物組分m(i)NH3CH4ArH2N2小計0.1320.1520.037540.508850.169611.00000 查t=35，P=29.1MPa時各組分平衡常數：表4-6 各組分平衡常數KNH3KCH4KArKH2KN20.0988.228.20027.50034.500 設（V/L）=11.1時，帶入L(i)=m(i)/1+(V/L)K(i)=L(i): LNH3=mNH3/1+(V/L)KNH3=0.07903Kmol LCH4= mCH4/1+(V/L)KCH4=0.00143 Kmol LAr=mAr/1+(V/L)KAr=

35、0.00013 Kmol LH2=mH2/1+(V/L)KH2=0.0163Kmol LH2=mN2)/1+(V/L)KN2=0.00043 Kmol L總= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08264 Kmol 分離氣體量：V=1-L=1-0.08264=0.91736 Kmol 計算氣液比：（V/L）=0.91739/0.08261=11.1005 誤差（V/L）-（V/L）/（V/L）=（11.10-11.1005）/11.10100=0.0047，結果合理。 從而可計算出液體中各組分含量： 液體中氨含量： xNH3=LNH3/L

36、=0.07899/0.08261100=95.631 液體中氬含量： xAr=LAr/L=0.000013/0.08261IOO=0.152 液體中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08261100=1.725 液體中氫含量: xH2=LH2/L=0.00163/0.08261100=1.969 液體中氮含量： xN2=LH2/L=0.00043/0.08261100=0.524表4-7 氨分離器出口液體含量NH3CH4ArH2N2小計95.6311.7250.1521.9690.524100.00 分離氣體組分含量： 氣體氨含量： yNH3=mNH3-LNH3/V=8.2

37、3 氣體甲烷含量： yCH4=mCH4-LCH4/V=15.86 氣體氬含量： yAr=mAr-LAr/V=3.93 氣體氫含量： yH2=mH2-LH2/V=53.93 氣體氮含量： yN2=mN2-LN2/V=18.06表4-8 氨分離器出口氣體含量（）NH3CH4ArH2N2小計8.2315.863.9353.9318.06100.00冷交換器氣液平衡計算查t=-10,p=28.3MPa的平衡常數：表4-9 各組分的平衡常數KNH3KCH4KArKH2KN20.025427517580 冷交換器出口液體組分含量： 出口液體甲烷含量： xCH4=yCH4/ KCH4=0.427 出口液體氨

38、含量： xNH3=yNH3/ KNH3=98.425 出口液體氬含量: xAr=yAr/ KAr=0.068 出口液體氫含量: xH2=yH2/ KH2=0.825 出口液體氮含量: xN2=yN2/ KN2=0.258表4-10 冷交換器出口液體組分含量（）NH3CH4ArH2N2小計98.4250.4270.06790.8250.258100.00液氨貯槽氣液平衡計算 由于氨分離器液體和冷交換器出口分離液體匯合后進入液氨貯槽經減壓后溶解在液氨中的氣體會解吸，即弛放氣;兩種液體百分比估算值，即水冷后分離液氨占總量的白分數。 G=（1+y5NH3）(y8NH3-yNH3)/( y8NH3- y

39、5NH3)(1- yNH3) =(1+0.025）（0.132-0.09371）/ （0.132-0.025）（1-0.13741） =57.588 水冷后分離液氨占總量的57.588冷交，氨冷后分離液氨占總量的42.412。 液氨貯槽入口1Kmol液體計算為準，即L0=1Kmol，入口液體混合后組分含量： m(0i)=L(15)X15i+L16X16i = GL0X15i+(1- G)X16i =0.57588X15i+0.42412X16i混合后入口氨含量： m0NH3=0.575880.9563+0.424120.9842=0.96816混合后入口甲烷含量: m0CH4=0.575880

40、.01724+0.424120.004274=0.01174混合后入口氬含量: m0Ar=0.575880.001516+0.424120.0006787=0.00116混合后入口氫含量： m0H2=0.575880.01969+0.424120.00825=0.01484混合后入口氮含量： m0N2=0.575880.005237+0.424120.002578=0.00411表4-11 液氨貯槽入口液體含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小計0.968160.011740.001160.014840.004111.0000當t=17，P=1.568MPa時，計算得熱平衡常數：表

41、4-12 各組分的平衡常數KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620 根據氣液平衡L(i)=m(0i)/1+(V/L)k(i),設(V/L)=0.05,代入上式得: 出口液體氨含量： LNH3=m0NH3/(1+(V/L)kNH3 =0.968161/(1+0.050.598)=0.94005 Kmol 出口液體甲烷含量：LCH4=m0CH4/ 1+(V/L)kCH4 =0.011744/(1+0.005170)=0.00124 Kmol 出口液體氬含量： LAr=m0Ar/ 1+(V/L)kAr =0.001161/(1+0.05540)=0.00004 Kmol

42、出口液體氫氣含量：LH2=m0H2/ 1+(V/L)kH2 =0.014839/(1+0.05575)=0.0005 Kmol 出口液體氮氣含量：LN2=m0N2/ 1+(V/L)kN2 =0.004109/(1+0.05620)=0.00013 Kmol L(總)=0.94196,V=1-0.94196=0.058Kmol,(V/L) =V/L=0.062,誤差 =(0.062-0.05)/0.05=-0.232，假定正確。 出口液體組分含量： 出口液體氨含量： xNH3=LNH3/L=0.94/0.942100=99.798 出口液體甲烷含量： xCH4=LCH4/L=0.00124/0.

43、942100=0.131 出口液體氬含量： xAr=LAr/L=0.00004/0.942100=0.004 出口液體氫氣含量： xH2=LH2/L=0.0005/0.942100=0.053 出口液體氮氣含量： xN2=LN2/L=0.00013/0.942100=0.014表4-13 液氨貯槽出口液氨組分（）NH3CH4ArH2N2小計99.7980.1310.0040.0530.0141.0000 出口弛放氣組分含量： 弛放氣氨含量： yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.96816-0.94)/0.058100=48.427 弛放氣甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/

44、V=(0.01174-0.00124)/0.058100=18.104 弛放氣氬含量： yAr=(M0 Ar-LAr)/V=(0.00116-0.00004)/0.058100=1.929 弛放氣氫氣含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.01484-0.0005)/0.058100=24.707 弛放氣氮氣含量： yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.00411-0.00013)/0.058100=6.857表4-14 出口弛放氣組分含量（）NH3CH4ArH2N2小計48.42718.1041.92924.7076.857100液氨貯槽物料計算 以液氨貯槽出口一噸純液氨為基準折標立

45、方米計算液氨貯槽出口液體量 L(19)=100022.4/(0.9979817)=1320.317m 其中 NH3 L(19NH3)=L(19NH3)X(19NH3)=1320.31799.798=1317.647 m CH4 L(19CH4)=L(19CH4)X(19CH4)=1320.3170.131=1.733 m Ar L(19Ar)=L(19Ar)X(19Ar)=1320.3170.004=0.058 m H2 L(19H2)=L(19H2)X(19H2)=1320.3170.053=0.0699 m N2 L(19N2)=L(19N2)X(19N2)=1320.3170.014=0

46、.18 m 液氨貯槽出口弛放氣（V/L）=0.062 V(20)=0.062L(19)=0.0621320.317=81.355 m 其中NH3 V(20NH3)=V(20NH3)y(20NH3)=81.35548.427=39.398 mCH4 V(20CH4)=V(20CH4)y(20CH4)=81.35518.104=14.728 mAr V(20Ar)=V(20Ar)y(20Ar)=81.3551.929=1.569 mH2 V(20H2)=V(20H2)y(20H2)=81.35524.707=20.101 mN2 V(20N2)=V(20N2)y(20N2)=81.3556.857

47、=5.579 m 液氨貯槽出口總物料=L(19)+ V(20)=1320.317+81.355=1401.627 m 液氨貯槽進口液體： 由物料平衡，入槽總物料=出槽總物料，L(21)=L(19)+V(20)=1401.627 m 入口液體各組分含量計算:L(21i)= L(19i) + V(20i) 其中 NH3 L(21NH3)=1317.647+39.398=1357.045 m CH4 L(21CH4)=1.733 +14.728 =16.461 m Ar L(21Ar)=0.058 +1.569 =1.627 m H2 L(21H2)=0.699 +20.101= 20.8 m N2

48、 L(21N2)=0.180+ 5.579 =5.579 m 入口液體中組分含量核算,由 m(0i)=L(21i)/L(21): 入口液體中氨含量 m(0NH3)=1357.045/1401.672100=96.816 入口液體中甲烷含量 m(0CH4)=16.461/1401.672100=1.174 入口液體中氬含量 m(0Ar)= 1.627/1401.672100=0.116 入口液體中氫氣含量 m(0H2)= 20.8/1401.672100=1.484% 入口液體中氮氣含量 m(0N2)= 5.759/1401.672100=0.411% 入口液體中組分含量 m(0i) M(0i)

49、合成系統物料計算將整個合成看著一個系統，進入該系統的物料有新鮮補充氣補V補， 離開該系統的物料有放空氣V放，液氨貯槽弛放氣V弛，產平液氨L氨 。 圖4-2 系統示意圖 由前計算數據如下表：表4-15 各組分的含量名稱NH3CH4ArH2N2氣量補充氣-0.0110.00330.74450.2412V補放空氣0.093710.14140.042750.541510.18062V放弛放氣0.484270.181040.019290.247070.0685781.355液氨0.997980.001310.000040.000530.000141320.317入塔氣2.513.63.460.37520

50、.125V入出塔氣0.1320.1520.037540.508850.16961 V出 根據物料平衡和元素組分平衡求V補,V放,V入,V出： 循環回路中氫平衡： V補yH2補=V放yH2放V弛yH2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2LNH3 循環回路中氮平衡: V補yN2補=V放yN2放V弛yN2弛+1/2V放yNH3放+1/2V弛yNH3弛+1/2LNH3 循環回路中惰性氣體平衡: V補(yCH4放+yAr放)=V弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛) V補(0.011+0.0033)=V放(0.1414+0.04275)+81.355(0.18104+

51、0.01929) V補=12.878V放+1139.673 循環回路中惰性氣體平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛y NH3弛+LNH3 0.165V出-0.025V入=0.09736V放 + 1325.896 循環回路中總物料體平衡: V入=V出 + V補 - V放 - V弛- LNH3= V出 + V補V放-32.974-1317.647= V出 + V補V放- 1401.627 聯立各式解得：V放=137.618 m; V補=2199.921 m; V出=10049.48 m; V入=11422.11 m3合成塔物料計算 入塔物料：V5=11364.610 m3NH3 V5

52、NH3=114222.5=284.115m3CH4 V5CH4=11364.6113.6=1265.563m3Ar V5Ar=11364.613.4=439.129m3H2 V5H2=11364.6160.375=7031.852m3N2 V5N2=11364.6120.125=2343.951m3 合成塔一出，二進物料，熱交換器，冷氣進出物料等于合成塔入塔物料即V5=V6=V7=10049.48 m3 出塔物料 V8=10049.48 m3NH3 V8NH3=10049.4813.2=1658.164 m3CH4 V8CH4=10049.4815.2=1317.934 m3Ar V8Ar=1

53、0049.483.745=395.380 m3H2 V8H2=10049.4850.8845=5008.501 m3N2 V8N2=10049.4816.9615=1669.500 m3 合成塔生成氨含量：VNH3=V8NH3-V5NH3 =1658.164 -285.553=1372.611m3=1041.714Kg 沸熱鍋爐進出口物料，熱交換器進出口物料等于合成塔出塔物料。 即V8=V9=V10=10049.48 m3水冷器物料計算 進器物料：水冷器進氣物料等于熱交換器出口物料，即 V10入=10049.48 m3 出器物料：在水冷器中部分氣氨被冷凝；由氨分離器氣液平衡計算得氣液比(V/L

54、)=11.1,有如下方程:V11出/L11出=(V/L)=11.1 V11出+L11出=L10入=10049.48 將 V11出=11.1L11出帶入得: L11出=830.5 m3 V11出=9218.98 m3 出口氣體組分由V11i=V11出y11i得: 其中， NH3 V11NH3=9218.989.371%=863.948m3CH4 V11CH4=9218.9814.141% =1303.611m3Ar V11Ar=9218.98 4.275% =394.121m3H2 V11H2=9218.9854.151% =4992.147m3N2 V11N2=9218.9818.062% =

55、1665.152m3 出口液體各組分由L11i=V8i-V11i 其中， NH3 L11NH3=1658.164 -863.946 =794.216m3CH4 L11CH4=1317.934 -1303.611 =14.322m3Ar L11Ar=395.38 -394.121 =1.259m3H2 L11H2=5008.501 -4992.147 =16.354m3N2 L11N2=1669.5 -1665.152= 4.348m3氨分離器物料計算 進器物料：氨分離器進器總物料等于水冷器出口氣液混合物總物料 即V11=V11出+L11出=9218.98 +830.5 =10049.48 m3

56、 出器物料：氣液混合物在器內進行分離，分別得到氣體和液體出器氣體V12V11出9218.98 m3，出器液體L15L11出830.5 m3 氨分離器出口氣體放空V13=137.618 m3 其中， NH3 V13NH3=137.6189.371% =12.897m3CH4 V13CH4=137.61814.141% =19.46m3Ar V13Ar=137.618 4.275% =5.883m3H2 V13H2=137.61854.151% =74.521m3N2 V13N2=137.61818.062% =24.857m3冷交換器物料計算 進器物料：進器物料等于氨分離器出口氣體物料減去放空氣

57、量V14=V12-V13=9218.98 -137.618 =9081.362 m3 其中， NH3 V14NH3=9081.362 9.376% =851.051 m3CH4 V14CH4=9081.362 14.141% =1284.152 m3Ar V14Ar=9081.362 4.275%= 388.238 m3H2 V14H2=9081.362 54.151% =4917.426 m3N2 V14N2=9081.362 18.062% =1640.295 m3 出器物料（熱氣）：設熱氣出口溫度17 查 t=17,P=28.42MPa氣相平衡氨含量y NH3=5.9，計算熱氣出口冷凝液

58、氨時，忽略溶解在液氨中的氣體。取過飽和度10 故 V17NH3=1.15.9=6.49設熱氣出口氨體積為，則： a/(9081.362 +851.051+a)=0.0649 a=571.219 m3L17NH3=V14NH3-a=851.362 -571.219 =279.832 m3冷交換器熱氣出口氣量及組分： 其中 NH3 V17NH3= V14NH3-L17NH3=851.362 -279.832= 571.219 m3CH4 V17CH4= V14CH4 =1284.152 m3Ar V17Ar=V14Ar=388.238 m3H2 V17H2= V14H2 =4917.426 m3N

59、2 V17N2= V14N2=1640.295 m3出口總氣量 V17=V14-L17NH3=9081.362 -279.832 =8801.53 m3出口氣體各組分：NH3 V17NH3V17= 571.2198801.53100=6.49CH4 V17CH4V17= 1284.1528801.53100=14.590Ar V17ArV17=388.2388801.53100=4.411H2 V17H2V17= 4917.4268801.53100=55.872N2 V17N2V17= 1640.2198801.53100=18.636氨冷器物料計算 進器物料：氨冷器進器物料等于冷交換器出器

60、物料加上補充新鮮氣物料V1=2911.921 m3 其中， CH4 V1CH4=2911.921 0.011 =32.031 m3Ar V1Ar=2911.9210.0033 =9.609 m3H2 V1H2= 2911.9210.7445= 2167.925m3N2 V1N2= 2911.921 0.2412 =702.355m3V18（進器氣體物料）=V1+V17=2911.921 +8801.53 =11713.451m3 進器氣體組分含量V18i=V1i+V17i NH3 V18NH3= V17NH3=571.219m3CH4 V18CH4=32.031 +1284.152 =1316