1、前言化工設計是將一個系統 、聚乙二醇二甲醚法 (Selexol等.粗原料氣經 CO變換以后 ,變換氣中除 H2外,還有 CO2、CO和CH4等組分, 其中以 CO2含量最多 .CO2既是氨合成催化劑地毒物 ,又是制造尿素、碳酸氫銨 等氮肥地重要原料 .因此變換氣中 CO2地脫除必須兼顧這兩方面地要求 .一般采 用溶液吸收法脫除 CO2.根據吸收劑性能地不同 ,可分為兩大類 .一類是物理吸收 法,如低溫甲醇洗法 (Rectisol,聚乙二醇二甲醚法 (Selexol,碳酸丙烯酯法 .一類是/ 65 化學吸收法 ,如熱鉀堿法 ,低熱耗本菲爾法 ,活化 MDEA 法,MEA 法等 .氣體精制過程經

2、CO 變換和 CO2脫除后地原料氣中尚含有少量殘余地 CO 和 CO2.為了防止對氨合成催化劑地毒害 ,規定 CO 和 CO2 總含量不得大于 10cm3/m3(體積分數 .因此,原料氣在進入合成工序前 ,必須進行原料氣地最終凈 化,即精制過程 .目前在工業生產中 ,最終凈化方法分為深冷分離法和甲烷化法 .深冷分離法 主要是液氮洗法 ,是在深度冷凍 (條件下用液氮吸收分離少量 CO,而且 也能脫除甲烷和大部分氬 ,這樣可以獲得只含有惰性氣體 100cm3/m3以下地氫氮 混合氣 ,深冷凈化法通常與空分以及低溫甲醇洗結合.甲烷化法是在催化劑存在下使少量 CO、CO2與 H2反應生成 CH4和 H

3、2O 地一種凈化工藝 ,要求入口原料 氣中碳地氧化物含量 (體積分數 一般應小于 0.7%.甲烷化法可以將氣體中碳地 氧化物 (CO+CO2含量脫除到 10cm3/m3以下,但是需要消耗有效成分 H2,并且增 加 了 惰 性 氣 體 CH4 地 含 量 . 甲 烷 化 反 應 如 下 ： CO+3H2 CH4+H2O H=-206.2kJ/molCO2+4H2 CH4+2H2O H=-165.1kJ/mol氨合成 將純凈地氫、氮混合氣壓縮到高壓 ,在催化劑地作用下合成氨 .氨地合成 是提供液氨產品地工序 ,是整個合成氨生產過程地核心部分 .氨合成反應在較高 壓力和催化劑存在地條件下進行,因為反

4、應后氣體中氨含量不高,一般只有10%20%,故采用未反應氫氮氣循環地流程.氨合成反應式如下： N2+3H22NH3(g H= -92.4kJ/mol2.2合成氨地催化機理及中毒催化機理 熱力學計算表明 ,低溫、高壓對合成氨反應是有利地 ,但無催化 劑時 ,反應地活化能很高 ,反應幾乎不發生 .當采用鐵催化劑時 ,因為改變了反應歷 程,降低了反應地活化能 ,使反應以顯著地速率進行 .目前認為 ,合成氨反應地一種 可能機理 ,首先是氮分子在鐵催化劑表面上進行化學吸附 ,使氮原子間地化學鍵 減弱 .接著是化學吸附地氫原子不斷地跟表面上地氮分子作用 ,在催化劑表面上 逐步生成 NH、NH2和 NH3,

5、最后氨分子在表面上脫吸而生成氣態地氨 .上述 反應途徑可簡單地表示為：Fex+ N2 FexN/ 65FexN +H吸 FexNHFexNH +H吸FexNH2FexNH2H吸 FexNH3xFe+NH3 在無催化劑時 ,氨地合成反應地活化能很高 ,大約 335 KJ/mol. 加入鐵催化劑后 ,反 應以生成氮化物和氮氫化物兩個階段進行 .第一階段地反應活化能為 126 KJ/mol167 KJ/mol,第二階段地反應活化能為 13 KJ/mol.因為反應途徑地改變 (3/4100%=60.300%入塔氮含量 :y5N2=100-(2.500+12.667+4.433(3/4100%=20.1

6、00%/ 65表 2 入塔氣組分含量 % )NH3CH4ARH2N2合計2.50012.6674.43360.30020.1001003.1.4合成塔出口氣組分以 1000kmol 入塔氣作為計算基準求出塔氣組分：塔內生成氨含量：N 5(y 8NH 3 - y 5NH 3 )NNH3=y8NH=124.680kmol出塔氣量 100%= 3 (1-0.171-0.132-0.051 100%44=48.380%出塔氮含量：/ 65y8N2= (1-y8NH3-y8CH4-y8AR 100%4=1 (1-0.171-0.132-0.051 100%=16.127%4NH3CH4ARH2N2合計1

7、7.10013.3295.06448.38016.127100表 3 出塔氣組分含量 %.合成率=2NNH 3N5(1 y5NH 3 y5CH 4 y5Ar)100%= 100% =31.015% 1000 1 0.025 0.127 0.0443.1.6氨分離器氣液平衡計算設氨分離器進口氣液混合物 F,進口物料組分 m(i ；分離氣相組分 y(i, 氣量 V。分離液相組分 x(i, 液量 L,其中進口物料組分 m(i等于合成塔出 口氣體組分.根據 氣液 平衡原理,以 1Kmol 進口物料為計 算基準 ,即F=1Kmol. 如圖所示 . 由氣液平衡原理：Fm(i=Vy(i+Lx(i=m(i(1

8、K(i= y(i), (K(i 組分 i 平衡常數2)x(i)14 / 65將 2)式代人 +1Lx(i) VLx(i)=mV(i) =L(i (31 (VL)K(i)L= L(i) (4液體組分：L(i)X(i= (5LV=F-L=1-L (6氣體組分：y(i= V(i) = m(i) L(i) (7VV計算氣、液組分地步驟為：首先根據經驗數據設V/L )值,查操作條件下地t,P)平衡常數 Ki )代入3)計算 Li),然后根據 4)5)6)式計 算V/L )值,將假定值與計算值進相比較直至在誤差允許地范圍內 . 已知分離器入口混合物組分如下表KNH3KCH4KARKH2KN20.10420

9、.88046.68069.10059.820設V/L )=10代入3)式中計算各組分溶解液量mNH 3LNH3=NH3 1 (V / L)KNH 30.1711 10 0.1040.0838 kmol表 4 分離器入口混合物組分 mi )mNH3mCH4mARmH2mN2合計0.1710.131150.039350.498380.166121.0000表 5t=30,P=17Mpa 各組分平衡常數mCH 40.1333L CH4= 1 (V /L)KCH4 =1 10 20.880 0.0006 kmol15 / 65mAr0.0506LAr=1 (V / L)KAr1 10 46.680 0

10、.0001kmolmH20.4838LH2=H2 1 (V / L)KH 20.0007 kmol1 10 69.1000.0003 kmolmN 20.1613LN2=1 (V / L)KN 2 1 10 59.820分離液體量：L=L NH3+LCH4+LAr+LH2+LN2=0.0838+0.0006+0.0001+0.0007+0.0003=0.0855Kmol分離氣體量：(VL)0.91450.0855=10.0065VV 誤差=(VL)V(VL)= 誤差=(VL)=10.065 10 100% =0.065%10分離液組分含量液體中氨地含量：LNH 3 0.0838XNH3= 10

11、0% 98.01%L 0.0855液體中甲烷地含量：XCH4=LCH 4L=0.0006 100% 0.700%0.0855液體中氬地含量：LAR 0.0001XAR= 100% 0.120%L 0.0855 液體中氫地含量：XH2= L = 0.0007 100% 0.820%L 0.085516 / 65V=1-L=1-0.0855=0.9145 計算氣液比：液體中氮地含量：LN2 0.0003XN2= 100% 0.350%L 0.0855表 6 分離器出口液體含量 % )mCH 4 LCH 4yCH4=0.1333 0.00060.9145100% 14.510%NH3CH4ARH2N

12、2合計98.0100.7000.12000.8200.350100分離氣體組分含量氣體氨含量：mNH 3 LNH 3 0.171 0.0838yNH3= 100% 9.54%V 0.9145氣體甲烷含量：氣體氬含量：yAR=mAR LAR0.0506 0.00010.9145100% 5.520%氣體氫含量：yH2=mH2 LH 2V0.4838 0.00070.9145100% 52.830%氣體氮含量：yN2=mN2 LN 2V0.1613 0.00030.9145100% 17.61%表 7 分離器出口氣體含量 % )NH3CH4ARH2N2合計9.54014.5105.52052.83

13、017.6101003.1.7 冷交換器氣液平衡計算根據氣液平衡原理 xi )=y, 因為冷交換器第二次出口氣體含量等于/ 65合成塔進口氣體含量 ,由合成塔入口氣體含量 y, 便可解出 xL0 x16i=0.6118x15i 0.3882x16i混合后入口氨含量：m0NH3=0.6118 0.9801+0.3882 0.9875=0.9830混合后入口甲烷含量：m0CH4=0.6118 0.007+0.3882 0.0026=0.0053混合后入口氬含量：m0Ar=0.6118 0.0012+0.3882 0.0009 =0.0011混合后入口氫含量：m0H2=0.6118 0.0082+0

14、.3882 0.0067 =0.0076混合后入口氮含量：m0N2=0.6118 0.0035+0.3882 0.0023=0.0030表 10 液氨儲槽入口液體含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2合計98.300.530.110.760.30100表 11當 t=17由熱平衡計算得) P=1.568Mpa平衡常數KNH3KCH4KARKH2KN20.051342.2558.0592.7675.18m0i根據氣液平衡原理 Li= V1 (VL)Ki/ 65設V )= 0.0821, 代入上式得： L出口液體氨含量：LNH3=m0NH 3= 0.9830 =1 0.0513 0.05

15、0.9484 kmol出口液體甲烷含量：LCH4=m0CH 41 (V )KCH 4= 0.0053 =1 0.05 42.2500.0065 kmol出口液體氬含量：m0Ar0.0011LAr= m0Ar = 0.0007kmolV 1 0.05 58.051 ( )KArL出口液體氫含量：LH2= m0H 2 = 0.00760.0012kmol1 (V )KH2 1 0.05 92.76L出口液體氮含量：m0N 20.0030LN2= 0.0008kmolV N 1 0.05 75.181 ( )KN2L出口液體總量：L= L NH3 +LCH4 +LAr +LH2 +LN2=0.948

16、4+0.0065+0.0007+0.0012+0.0008 =0.9576Kmol出口氣體總量V=1-L=1-0.9576=0.0424Kmol計算氣液比 (V )=V = 0.0424 =0.0443L L 0.95760.0443 0.05誤差=100% 0.78%0.05出口液體組分含量其中 ,出口液體氨含量：/ 65XNH3= L= 0.9484 100% 99.04%L 0.9576出口液體甲烷含量：XCH4= LCH = 0.0065 100% 0.68%L 0.9576出口液體氬含量：XAR= LAR =0.0007 100% 0.07%L 0.9576出口液體氫含量：XH2=

17、L = 0.0012 100% 0.13%L 0.9576出口液體氮含量：XN2= LN2 = 0.00008 100% 0.08%N2 L 0.9576NH3CH4ARH2N2合計99.040.680.070.130.08100表 12 液氨儲槽出口液氨組分 % )出口弛放氣組分含量弛放氣氨含量：yNH3= M 0NH3 LNH3 = 0.9830 0.9484 100% 42.98%0.0424弛放氣甲烷含量：yCH4= M 0CH4 LCH4 = 0.0053 0.0005 100% 18.104%0.0424弛放氣氬含量：yAR= M0AR LAR = 0.0011 0.0007 10

18、0% 2.59%0.0424弛放氣氫含量：yH2= M0H2 LH2 =0.0076 0.0012 100% 17.92%0.042421 / 65弛放氣氮含量：0.0424yN2= M0N2 LN2 = 0.0030 0.0008 100% 15.19%表 13 弛放氣組分含量 % )NH3CH4ARH2N2合計42.9821.322.5917.9215.191003.1.9液氨儲槽物料計算以液氨儲槽出口一噸純液氨為基準折標立方 M 計算 ,液氨儲槽出口液體量 1000 22.4L19=1330.42 Nm30.9904 17其中：氨 L19NH3=L19x19NH3=1330.42 99.

19、04% 1317.65Nm3甲烷 L 19CH4=L 19x19CH4= 1330.42 0.68% 9.05Nm3氬 L19Ar =L 19x19AR= 1330.42 0.07% 0.93Nm3氫 L19H2=L19x19H2=1330.42 0.13% 1.73 Nm3氮 L19N2=L 19x19N2=1330.42 0.08% 1.06Nm3 液氨儲槽出口弛放氣V )= 0.065LV20=0.0821L19 =0.0443 1330.42=58.94Nm3其中：氨 V20NH3=V 20y20NH3 =58.94 42.98%=25.33Nm3甲烷 V20CH4=V20y20CH4

20、=58.94 21.32%=12.57Nm3氬 V20AR=V20y20AR=58.94 2.59%=1.53Nm3氫 V20H2=V20y20H2=58.94 17.92%=10.56Nm3氮 V20N2=V20y20N2=58.94 15.19%=8.95Nm3 液氨儲槽出口總物料 =L19+V20=1330.42+58.94=1389.36Nm3 液氨儲槽進口液體由物料平衡：入槽總物料 =出槽總物料/ 65L21=L 19+V 20=1389.36Nm3 入口液體各組分含量計算 L21i=L19i+L20i其中：氨 L21NH3=1317.65+25.33=1342.98Nm3甲烷 L2

21、1CH4=9.05+14.73=23.78Nm3氬 L21Ar=0.93+1.53=2.46Nm3氫 L21H2=1.73+10.56=12.29Nm3氮 L21N2=1.06+8.95=10.01Nm3由上得 L21 =1391.52Nm3L21i入口液體中組分含量核算 ,由 m0i= 21i 得：L21入口液體中氨含量：m0 NH3 =L21NH 3L211342.981391.52100% 97.51%入口液體中甲烷含量：L21CH 4 23.71m0CH4 L21100% 1.21%1391.52入口液體中氬含量：L21ARm0AR =L21 1391.52 100% 0.18%入口液

22、體中氫含量：m0H2 = LL212H12 =11329.12.952 100% 0.58%入口液體中氮含量：L21N 2 10.01m0N2 = LL212N1 =131901.0.512 100% 0.52%即 m0i M 0i 合成系統物料計算3.1.10 合成系統物料計算將整個合成看做一個系統 ,進入該系統地物料有新鮮補充氣 V 補 ,離開該系 統地物料有放空氣 V 放,液氨貯槽馳放氣 V 馳,產品液氨 L 氨,如右圖所示：/ 65由前計算數據列入下表表 14名稱NH3CH 4ArH2N2氣量補充氣0.01000.00350.7150.2715V補放空氣0.00950.14510.05

23、520.52830.1761V放弛放氣0.42980.21320.02590.17920.151958.94液氨0.99040.00680.00070.00130.00081330.42入塔氣0.02500.12690.04430.60300.2018V入出塔氣0.17100.13330.05060.48380.1613V出根據物料平衡和元素組分求： V 補 ,V 放 ,V 出 ,V 入.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+3/2L NH3（1 循環回路中氮平衡：V補yN2補=V 放yN2放+V 弛yN2

24、弛+3/2V 放yNH3放+3/2V 弛yNH3弛+3/2LNH3 （2 循環回路中惰性氣體平衡V補（yCH4補+ yAr補=V 放（ yCH4放+ yAr放+V 弛（ yCH4弛+ yAr弛（3 循環回路中氨平衡：V出yNH3出-V 入yNH3入=V 放yNH3放+V 弛yNH3弛+ L NH3 （4 循環回路中總物料平衡：V 入 =V 出+V 補 -V 放-V 弛 -L NH3（5 由（1、（2、（3、（4、（5可解得：V 放 =123.76Nm3V 補 =2880.701Nm3V 入 =10800.902Nm3V 出 =9433.32Nm33.1.11合成塔物料計算入塔物料： V5=V

25、入=10800.902Nm3其中 NH3 V5NH3 =10800.9020.025=270.023Nm3CH4V5CH4 =10800.9020.1269=1370.635Nm3/ 65Ar V5AR =10800.9020.0443=478.480Nm3H2 V5H2 =10800.902 0.603=6512.944Nm3N2V5N2 =10800.9020.201=2170.981Nm3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 =10800.902Nm3 出塔物料： V8 =9433.32Nm3 其中NH3V8NH3 =9433.32

26、 0.171=1613.098Nm3CH4V8CH4 =9433.32 0.1333=1257.367Nm3Ar V8AR =9433.32 0.0506=477.703Nm3H2V8H2 =9433.32 0.4838=4563.84Nm3N2V8N2 =9433.32 0.1613=1521.595Nm3 合成塔生成氨量：VNH3 = V8NH3-V 5NH3 =1613.098-270.023 =1343.075Nm3 =1019.298kg廢熱鍋爐進出口物料 ,熱交換器熱氣進出物料等于合成塔出塔物料 , 即V8 = V9= V10 =9433.32Nm33.1.12水冷器物料計算進器物

27、料：水冷器進氣物料等于熱交換器熱氣進出物料 ,即V10入=9433.32Nm3 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= 10 故有如下方程：V11 出/L 11 出 = V/L= 101)V11出+ L11出= L 10入=9433.322)將 V11出=10L11出 ,代入 2)得：9433.32L 11 出=857.575Nm311V11出=9433.32-857.575=8575.745Nm3/ 65 出器氣體組分由 V 11i=V 11出y11i 得 其中NH3V11NH3 =8575.745 0.0954=818.126Nm3CH4 V1

28、1CH4 =8575.745 0.1451=1244.341Nm3 Ar V 11AR =8575.745 0.0552=473.381Nm3 H2 V11H2 =8575.745 0.5283=4530.566Nm3 N2 V11N2 =8575.7450.1761=1510.189Nm3 出器液體各組分由 L 11i = V8i V11i其中NH3 L11NH3 =1613.098-818.126=794.972Nm3CH4 L11CH4 =1257.367-1244.341=13.026Nm3 Ar L 11AR =477.703-473.381=4.322Nm3H2 L11H2 =45

29、63.84-4530.566=33.274Nm3N2 L11N2 =1521.595-1510.189Nm33.1.13氨分離器物料計算進器物料：氨分離進器總物料等于水冷器出器氣液混合物總物料 .即 V11 =V11出+L 11出=8575.745+857.575=9433.32Nm3 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：V12 = V11出=8575.745Nm3, 出器液體：L 15=L 11 出=857.575Nm3, 氨分離器出口氣體放空 V13=123.76Nm3其中：NH3 V13NH3 =123.76 0.0954=11.807Nm3CH4V1

30、3CH4 =123.76 0.1451=17.958Nm3Ar V 13AR =123.76 0.0552=6.832Nm3H2 V13H2 =123.76 0.5283=65.382Nm3N2 V13N2 =123.76 0.1761=21.794Nm3 3.1.14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量：V14 =V 12V 13=8575.745-123.76=8451.985Nm3/ 65其中：NH3 V14NH3 =8451.985 0.0954=806.319Nm3CH4 V14CH4 =8451.985 0.1451=1226.383Nm3Ar

31、V 14AR =8451.985 0.0552=466.55Nm3H2V14H2 =8451.985 0.5283=4465.184Nm3N2V14N2 =8451.985 0.1761=1488.395Nm3出口物料 熱氣）：設熱氣出口溫度 17,查 t=17 ,p=17Mpa,氣相中平衡氨含量 y=6.4,計 算熱氣出口冷凝液氨量時 ,忽略溶解在液氨中地氣體 .取過飽和度 10,故 V17NH3=6.4 1.1=7.04.設熱氣出口氨體積為 a,則：0.07048451.985 806.319 a a=579.018Nm3冷交換器熱氣冷凝液氨量為：L 17NH3=V 14NH3 a=806

32、.319-579.018=227.301Nm3 冷交換器熱氣出口氣量及組分其中：NH3 V 17NH3=V 14NH3L 17NH3 =806.319-227.301=579.018Nm3CH4 V 17CH4 = V14CH4=1226.383Nm3Ar V17AR = V14AR=466.55Nm3H2 V17H2 = V14H2=4465.184Nm3N2 V17N2 = V14N2=1448.395Nm3出口總氣量：8224.684V17=V14L17NH3=8451.985-227.301=8224.684Nm3 出口氣體各組分：其中：NH3 V 17NH3 /V17= 579.01

33、8 100% 7.04%8224.684CH4 V 17CH4 /V17=1226.383100% 14.91%Ar V17AR /V17 = 466.55 100% 5.67%8224.684/ 65H2 V17H2 /V17=4465.1848224.684100% 54.29%N2 V17N2 /V17=1448.3958224.684100% 17.61%3.1.15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物料加上補充新鮮氣物料V1=2880.701Nm3其中： CH4 V1CH4 =2880.701 0.01=28.81Nm3Ar V1AR =2880.701 0.00

34、35=10.08Nm3H2 V1H2 =2880.701 0.715=2059.70Nm3N2 V1N2 =2880.701 0.2715=782.11Nm3V18進器氣體物料） =V1+V17=2880.701+8224.684=11105.385Nm3 進器氣體組分含量 V 18i=V 1i+V 17i 其中： NH3 V18NH3 = V 17NH3=579.018Nm3CH4 V18CH4 =28.81+1226.383=1255.193Nm3Ar V 18AR =10.08+466.55=476.63Nm3H2 V18H2 =2059.7+4465.184=6524.884Nm3N2

35、 V18N2 =782.11+1448.395=2230.505Nm3 各組分百分含量 y18i=V18i /V18579.018其中： NH3 y18NH3 =100% 5.214%11105.3851255.193CH4 y18CH4 =100% 11.303%11105.385ArH2N2y18AR = 476.63 100% 4.292%11105.385y18H2 =161512045.838845 100% 58.754% y18N2 = 2230.505 100% 20.085%11105.385進器液體等于冷交換器冷凝液氨量：L 18= L 18NH3 =L 17NH3 =22

36、7.301Nm3進器總物料 = V18 + L 18 =11105.385+227.301=11332.686Nm3/ 65出器物料：已知出器氣體中氨含量為 2.5 ,設出器氣體中氨含量為 bNm3,0.02511105.385 579.018解 b =263.159Nm3則氨冷器中冷凝液氨量：L18= V18b =579.018-263.159=315.859Nm3氨冷器出器總液氨量：L 2NH3 = L 18NH3+ L 18NH3 =227.301+315.859=543.160Nm3氨冷器出器氣體量：V2=V18 b=11105.385-315.859=10789.526Nm3 其中：

37、 NH3 V2NH3 =263.159Nm3CH4 V2CH4 =V18CH4=1255.193Nm3Ar V2AR =V 18AR =476.847Nm3H2 V2H2 =V 18H2=6524.847Nm3N2 V2N2 =V 18N2=2230.505Nm3 各組分百分含量 y2i =V 2i /V2 263.159其中： NH3 y2NH3 =100% 2.439%10789.526CH4 y2CH4 = 1255.193 100% 11.633%10789.526Ary2AR = 476.847 100% 4.420%10789.526H2y2H2 = 6524.884 100% 6

38、0.474%10789.526N2y2N2 = 2230.505 100% 20.673%10789.526出器總物料 = V2 + L 2NH3 =10789.526+543.160=11332.686Nm33.1.16冷交換器物料計算進器物料：冷交換器進器總物料等于氨冷器出器總物料 .其中氣體入 口 V2 =10789.526Nm3,液體入口 L 2NH3 =543.16Nm3,由氣液平衡計算得： 以 1kmol 進口物料為計算基準：即 F =129 / 65V L F(1)LxNH3 VyNH3 FmNH3 (2)將 yNH3 0.025, xNH 3 0.9875代入上式 ,得 0.9

39、875 mNH3 1.026 3 (3)0.9875 0.025 0.9625mNH3式中地 mNH3 可由物料平衡和氨平衡計算 mNH3V2 V1 V17V17 V8 V13 L15V2NH3L17NH3L18NH 3式中V2 冷交入口總物料；V17 冷交熱氣出口總物料；V2NH 冷交入口總氨物料；2NH3將 V8 9433.32Nm3,V13 123.76Nm3, L15 857.575Nm3V17 9433.32-123.76-857.575=8451.985Nm3V2 =2880.701+8451.985=11332.686Nm3=263.159+227.301+315.859=806

40、.319Nm3806.31911332.6860.07115代入3）式得V 1.0260.07115 0.9520.9625L 1 V 0.048L 0.04803 0.05V 0.95197/ 65由 VL 可求出冷交換器冷凝液體量V3V冷凝液體量L16 0.05045V3 0.05 11332.686 566.634 Nm3 出器物料：冷交換器 冷氣）出口氣體物料等于進口總物料減去冷 凝液體量 .V3 = V2L 16 =11332.686-566.634=10766.052Nm3其中： NH3 V3NH3 =10766.052 2.5%=269.151Nm3CH4 V3CH4 =1076

41、6.052 12.667%=1363.736Nm3Ar V3AR =10766.052 4.433%=477.259Nm3H2 V3H2 =10766.052 60.3%=6491.929Nm3N2 V3N2 =10766.052 20.1%=2163.976Nm3G分=L15 x15 L16 x16100%857.575 0.9801100%計算誤差：V3 V5 100% =10766.052 10800.902 100% 0.32%V310800.902校核氨分離器液氨百分數857.575 0.9801 566.634 0.9875=60.034%3.1.17氨貯槽物料計算進槽物料：氨分離

42、器入槽液體 L 15 =857.575Nm3其中： NH 3 L15NH3 =857.575 0.9801=840.509Nm3CH4 L15CH4 =857.575 0.007=6.003Nm3Ar L 15AR =857.575 0.0012=1.029Nm3 H2 L15H2 =857.575 0.0082=7.032Nm3N2 L 15N2 =857.575 0.0035=3.002Nm3 冷交換器入槽液體 L 16 =566.634Nm3 其中： NH3 L16NH3 =566.634 0.9875=559.551Nm3/ 65CH4 L16CH4 =566.634 0.0026=1

43、.473Nm3Ar L 16AR =566.634 0.0009=0.510Nm3H2 L16H2 =566.634 0.0067=3.796Nm3N2 L16N2 =566.634 0.0023=1.303Nm3 入槽混合物料：L 21 = L 15 + L 16 =857.575+566.634=1424.205Nm3 各組分物料含量： L 21i = L 15i + L 16i 其中： NH3 L21NH3 =840.509+559.551=1400.06Nm3CH4 L21CH4 =6.003+1.473=7.476Nm3Ar L 21AR =1.029+0.510=1.539Nm3H

44、2 L21H2 =7.032+3.796=10.828Nm3N2 L21N2 =3.002+1.303=4.305Nm3百分含量： x21NH3 = L 21i/ L 21其中 NH3 x21NH3 = 1400.06 100% 98.305%1424.205CH4 x21CH4 = 7.476 100% 0.525%1424.2051.539Ar x21AR =100% 0.108%1424.20510.828H2 x21H2 =100% 0.76%1424.2054.305N2 x21N2 =100% 0.302% 出槽物料：液氨貯槽出口馳放氣 V20 =58.94Nm3 其中： NH3

45、V20NH3 =58.94 0.4298=25.332Nm3CH4 V20CH4 =58.94 0.2132=12.566Nm3Ar V20AR =58.94 0.0259=1.527Nm3H2 V20H2 =58.94 0.1792=10.562Nm3N2 V20N2 =58.94 0.1519=8.953Nm3 出口液氨總物料：L19= L21L20=1424.205-58.94=1365.265Nm3 其中：NH3 L19NH3=L21NH3L20NH3=1400.06-25.332=1363.728Nm3/ 65CH4 L19CH4 = L 21CH4L 20CH4 =17.476-1

46、2.566=4.91Nm3Ar L 19AR = L 21AR L 20AR =1.539-1.527=0.012Nm3H2 L19H2 = L 21H2L 20H2 =10.828-10.562=0.266Nm3N2 L19N2 = L 21N2L 20N2 =9.305-8.953=0.352Nm3各組分百分含量：其中：100% 99.887%1365.2654.91CH4 x19CH4100% 0.364%1365.265NH3 x19NH3 =0.012Ar x19AR= 100% 0.001%1365.2650.266H2 x19H2100% 0.019%1365.2650.352N

47、2 x19N2100% 0.026%1365.265液氨計算核算：NH3=1363.728 17 1034.972kg3 22.43.2 熱量衡算3.2.1冷交換器熱量計算1) 熱氣進口溫度冷交換器熱氣緊摟溫度等于水冷器氣體出口溫度 ,由題意知 t=35 熱氣體帶入熱量 熱氣體在器內處于氨飽和區內 ,計算氣體比熱容時先求常壓 下比熱容 ,然后用壓力校正地方法計算實際地氣體比熱容 .查 t14=35 ,p=17Mpa 時地各組分比熱容并計算得：表 15t14=35 ,p=17Mpa 時地各組分比熱容/ 65N2H2CH4ARNH3氣體含量0.1760.5420.1410.0430.094各組分分

48、壓 Mpa2.9928.9762.4650.9351.165各組分在 35度 Cp31.35029.51139.91921.31882.764Cp=35.923KJ/kmol ) 熱氣體帶入熱量8451.985Q14=V14Cp14t14=35.923 35 474407.277KJ/tNH3 4)冷氣體帶入熱量 查 t2=-10,p=17Mpa 時地各組分比熱容并計算得：表 16 t2=-10,p=17Mpa 時地各組分比熱容N2H2CH4ARNH3氣體含量0.2010.6030.1270.0440.025各組分分壓 Mpa3.41710.2512.1590.7480.425各組分在 35度

49、 Cp33.02229.42738.03821.40245.980Cp=31.304KJ/kmol?)冷氣體帶入熱量Q2=V 2Cp2t2=31.304 ( 10) 150736.626 KJ /tNH322.4液氨冷凝放出熱量227.30Q冷= 22227.430 20 1698.334 344670.82KJ /tNH3液氨帶入熱：Q2L= 566.63 17 4.556 10 19592.244KJ /tNH3 2L 22.4 37)熱氣體帶出熱查 t17=17,p=17Mpa 時地各組分比熱容并計算得：/ 65Cp=33.830KJ/熱氣體帶入熱量Q17=V 17Cp17t 17=33

50、.853 17 229909.849kJ22.4液氨帶出熱：227.30Q17L=17 4.682 20 114564.647 KJ /tNH 322.4 3冷氣體出口帶出熱Q3 = Q14+Q2+Q 冷 +Q2L-Q17-Q17L-Q2L=474407.277-150736.626+344670.82-19592.244-248429.121-114564.647+19592.244=305347.703KJQ3=V3Cp3t3t3= Q3/t3635.311Cp3635.31131.41830.22111）冷交換器熱量負荷計算Q 放= 管內熱氣帶入熱 +管內液氨冷凝熱） -管內熱氣帶出熱

51、+管內液氨帶出熱) =646084.329KJ/ 653.2.2氨冷器熱量計算1）氣體帶入熱量 Q17由冷交換器熱量計算得： Q=248429.121KJ /tNH32）氣體中液氨帶入熱量 Q17L由冷交換器熱量計算得 Q17L =19548.364KJ / tNH3,則氣氨冷凝熱315.859Q冷=17 1295.633 310581.9132855KJ / tNH3冷 22.4 3 4）新鮮氣帶入熱量 Q1表 18 T1=40,p=17Mpa 時地各組分比熱容N2H2CH4AR氣體含量0.2720.7150.010.0035各組分分壓 Mpa4.62412.1550.170.06各組分在

52、40度 Cp31.76829.67835.94820.900然后用疊加地方法計算實際地混合熱容Cp1=0.272*31.768+0.715*29.378+0.01*35.948+0.0033*20.900 =30.294KJ/kmol?)所以：新鮮氣帶入熱量2911.92Q1=V 1Cp1t1 =30.294 40 =155833.733KJ /tNH33 氨冷器收入總熱量Q = Q17+Q17L+Q冷+Q1 =248429.121+19548.364+310581.913+155833.733 =734393.131KJ /tNH 35)氨冷器入口混合氣溫度 t18 計算有熱平衡 Q18=

53、Q-Q 冷=V 18Cp18t18+V 18LCp18L t18=734393.131-310581.913/ 65=384661.1KJ /tNH 3Q18所以：t18 =V18= 846.950CpCp V18L Cp18 0.406Cp18Lp18p18L18 18LV18表 19 t18=24,p=17Mpa 時地各組分比熱容并計算得N2H2CH4ARNH3氣體含量20.08558.75411.3034.2925.214各組分分壓 Mpa3.4149.9881.9220.7300.886各組分在 30度 Cp31.85229.51138.03821.23481.092Cp=0.201*

54、31.852+0.588*29.511+0.113*38.03+0.043*21.234+0.052*81.092=33.181KJ/kmol?)由 t1=24 查小氮肥廠工藝設計手冊液氨地比熱容Cp18L =4.765 KJ/kg* )代入上式t18 =23.776 2433.181 0.398 4.765與假設一致 .混合后氨冷器入口熱氣溫度 24.6）由冷交換器熱量計算 Q2=-150736.626KJ /tNH 3 7） 氣體中液氨帶出熱量 Q2L 由冷交換器熱量計算 Q2L=-19592.244 KJ /tNH3 冷凍量計算W = Q 吸/INH3=904722.001/1128.1

55、85=801.927kg 表20氨冷器熱量平衡匯總表 (KJ / tNH3收方支方氣體帶入熱量 Q17248429.121氣體帶出熱量 Q2-150736.626液氨帶入熱量 Q17L19548.364液氨帶出熱量 Q2L-19592.244氣體中氨冷凝熱 Q冷310581.913冷凍量 Q吸904722.001新鮮氣帶入熱 Q1155833.218小計734393.131小計734393.1313.2.3循環機熱量計算0.2826=302.309K=38.809392) 氣體帶入熱量由前計算 Q3 =305347.703KJ / tNH 33) 壓縮功/ 65N 16.674P1Vk1 k

56、11P1=15.64Mpa P2= 17.41 M pa K= 1.394, Z2=1.13, Z1=1.02式中 V 1=V0p0TP1T031.101m3 /min將上述數據帶入壓縮功計算公式得：N = 16.674 15.64 0.761 3.539 0.031 1.053=41.044KW壓縮熱 QN =3600N=3600 41.044=147759.568KJ /tNH 3 誤差= Cp Cp 100% = 32.095 31.558 =0.16%Cp 32.095則計算正確 .氣體帶出熱量 Q4 =476358.788KJ / tNH3表 23 循環機熱平衡匯總表 KJ / tN

57、H3)收方支方氣體帶入熱量 Q3305347.703氣體代入熱量 Q4453107.271壓縮熱 QN147759.568/ 65小計453107.271小計453107.2713.2.4合成塔熱量計算合成塔熱量計算示意圖圖 2 合成塔進出口熱量計算示意圖（1） 環隙溫升 t6 地計算2）設合成塔環隙高度 h=14.000m,由經驗公式知 ,環隙每 M 溫升按 1.46oC 計,則合成塔一出溫度 t6為：t6= t5+1.46h=39+1.46 20=63oC3）氣體帶入熱量 Q 5由前計算 Q 4=453107.271KJ / tNH3 ,因油分離器內無溫升變化 忽略熱損 失）.所以 Q5=

58、Q4=453107.271KJ / tNH34）氣體反應熱 Q R設合成塔二出溫度 370oC 假定氣體在塔內先溫升至出口溫度后再進行氨 合成反應 .在壓力 P=17Mp下地氣體反應熱簡化計算式為：- H R=11599+3.216t ,將 t=370oC帶入得：- H R=11599+3.216 370=12788.92Kcal/ 由物料平衡計算知氨產量VNH3 =1394.924m3（標=62.273kmol則合成塔內反應熱Q R=.=943178.325KJ /tNH 3(7合成塔二出氣體帶出熱量 Q 8 當 t=370 oC P=17MPaN2H2CH4ARNH3氣體含量0.1610.

59、4840.1330.0510.171各組分分壓 Mpa2.7378.2282.2610.8672.907各組分在 56度 Cp30.59829.46955.17620.90048.488Cp8=35.884KJ/(kmol. oCQ 8= V 8Cp8t835.884 370 =5591451.249KJ / tNH33 (8合成塔熱損失根據經驗公式 Q損=awFw(tw tB,設塔壁溫度 tw=62 oC,空氣溫度 5 oC,塔外壁 高 h2=2m ,外徑 D=2.8m./ 65則 aw=0.209 tw+33.44=0.209 62+33.44 =46.398KJ/(h oC Q 損 =4

60、6.398F(tw tB=46.398 3.14 2.8 2457=558049.904KJ /tNH 3(9合成塔二入溫度計算 將上式數據帶入 t7溫度計算式中得：6596.836= 659C6.p873632.098設 t7=190oC,P=17Mpa 查小氮肥廠工藝設計手冊 附圖 1-5-1 至 1-5-18 地 各組分氣體比熱容并計算得N2H2CH4ARNH3氣體含量0.2010.6030.1270.0440.025各組分分壓 Mpa3.41710.2512.1590.7480.425各組分在 190度 Cp30.51429.67845.98020.98452.250Cp7=32.09