年產30萬噸合成氨合成工段工藝設計目錄摘要 IAbstract IITOC\o"1-4"\h\z\u引言 1第一章合成氨綜述 21.1氨的用途 21.2氨的性質 21.2.1氨的物理性質 21.2.2氨的化學性質 21.3合成氨的生產方法 31.4合成工藝條件的選擇 41.4.1操作壓力 41.4.2反應溫度 41.4.3空速 41.4.4合成塔進口氣體組成 41.5合成氨工業的發展 5第二章合成工段工藝簡介 62.1合成工段工藝流程簡述 62.2工藝流程方框簡圖 62.3設備簡述 72.3.1氨合成塔 72.3.2熱交換器與廢熱鍋爐 72.3.3冷交換器 72.3.4氨冷器 7第三章工藝設計計算 83.1設計要求 83.2工藝流程圖 83.3物料計算 83.3.1合成塔入口氣體組分 83.3.2合成塔出口氣體組分 93.3.3合成率 93.3.4氨分離器氣液平衡計算 93.3.5冷交換器氣液平衡計算 113.3.6液氨儲槽氣液平衡計算 123.3.7液氨儲槽物料計算 153.3.8合成系統物料計算 163.3.9合成塔物料計算 173.3.10水冷器物料計算 183.3.11氨分離器物料計算 193.3.12冷交換器物料計算 193.3.13氨冷器的物料計算 213.3.14冷交換器物料計算 233.3.15液氨貯槽物料計算 253.4熱量衡算 273.4.1冷交換器熱量計算 273.4.2氨冷凝器熱量計算 303.4.3循環機熱量計算 323.4.4合成塔熱量衡算 333.4.5廢熱鍋爐熱量計算： 353.4.6熱交換器熱量計算 363.4.7水冷器熱量衡算： 373.4.8氨分離器熱量衡算： 38第四章設備的選型與計算 404.1設備選型 404.1.1設備簡述 404.1.2流程說明 404.2合成塔設計 404.2.1合成塔筒體設計 404.2.2催化劑層設計 414.2.3下換熱器 474.2.4層間換熱器 484.3輔助設備選型 494.3.1廢熱鍋爐 494.3.2熱交換器 494.3.3水冷器 494.3.4冷交換器 494.3.5氨冷器I 494.3.6氨冷器II 50結論 51致謝 52參考文獻 53附錄 54年產30萬噸合成氨合成工段工藝設計摘要：氨是一種重要的化工產品，在國民經濟中有重要的作用。對合成氨工藝進行設計研究，并對其過程進行設計優化。氨合成工段包括氨的合成、分離、氣體再循環、惰性氣體排放等基本過程，其中氨合成是合成氨工藝的中心環節。本設計主要目的是對合成氨的合成工段進行設計，根據已給組成的原料氣的組成，進行工藝系統計算，包括物料衡算、熱量衡算、設備的數據計算及選型等。合成工段中的主要設備為氨合成塔，結合設計數據及技術現狀，本設計選擇的氨合成塔的內件為三段絕熱冷激--內冷式內件，該內件具有結構合理、氨凈值高、產量大等優點。根據物料及熱量衡算的數據,計算出內件中絕熱床層及換熱器的有關尺寸數據，并對一些輔助設備進行設計選型。根據計算數據，繪制出主要設備及帶控制點的工藝流程圖等。關鍵詞：合成氨物料衡算熱量衡算合成塔ProcessDesignoftheSectionWhichSynthetizesLiquidAmmoniaof300000t/aAbstract:Ammoniaisanimportantchemicalproduct,playsanimportantroleinthenationaleconomy.Itisverynecessarytoexploreanddesigntheprocessofsyntheticammonia,thentooptimizetheprocessandtheequipment.Ammoniasynthesisprocessincludestheseparationofammonia,thegasrecirculation,theammoniasynthesis,theemissionofinertgasandsoon,andduringtheprocess,theammoniasynthesisisthemostimportantlink.Themainpurposeofthisdesignistodevisethesynthesisprocessofammoniasynthesis.Accordingtothecompositionofrawgasthathasknown,wecarryonthecalculationofthecraftsystem,includingmaterialbalance,heatbalance,thecalculationandselectionoftheequipment.Theammoniasynthesistoweristhecrucialequipmentoftheprocess,combiningwiththedesigndataandtechnicalstatus,thisdesignchoosesthreeadiabaticcoldshock-internalcoolingtypeinternalparts,theinnerpartshavetheadvantagesofreasonablestructure,highammoniavalue,large-tonnageyieldetc.Accordingtothematerialandheatbalancedata,wecancalculatetherelevantsizedateoftheadiabaticbedandheatexchangerduringtheinternalparts,anddesignandselectsomeauxiliaryequipment.KeyWords:Syntheticammonia;materalbalance;heatbalance;synthesistower引言氮元素是生物生存所需的基本元素之一，而合成氨則是進行固氮的最有效的方法。合成氨工業是重要的化工生產部門，迄今已有80多年的歷史，它是一個耗能大戶，世界上大約有10%的能源用于氨的合成，其生產的氨是重要的化工原料，廣泛用于制取尿素、樹脂、橡膠、炸藥、橡膠等。早期合成氨主要以焦爐氣、水電解氫氣及焦炭氣化產生的水煤氣為原料，70年代開始轉向以天然氣、石腦油為原料[1]。由于中國煤炭資源豐富、石油和天然氣稀缺，合成氨生產主要以煤為主要原料。 以煤為原料的合成氨生產工藝主要包括原料氣的制備、原料氣的凈化(脫硫、變換、脫碳、精制)、氣體壓縮、氨的合成、氨的分離、未反應氣體的循環等部分。本設計就根據已給組成的精制氣，設計合適的流程來合成氨，并對主要設備氨合成塔進行選型設計。合成氨工業經過近80多年的發展，技術相對比較成熟。目前，大多合成氨裝置都選擇中、低壓合成工藝。目前在國際上用于氨合成中具有代表性的低能耗制氨工藝有：美國的原Kellogg工藝(現為KBR)、丹麥托普索工藝、瑞士卡薩利工藝、德國伍德工藝等。這幾種氨合成工藝流程類似，都是為了提高氨凈值。合成塔的主要部分為內件。隨著科技的發展，人們研究出了各種類型的內件。以反應床論，可分為絕熱式和內冷式，即床層內含有移熱裝置，如單冷管等；以移熱方式論，可分為冷激式、層間換熱式、內冷式以及冷激間換熱復合式；以反應氣體流向論，可分為軸向型和徑向型以及軸徑向混流型，其各有所長[2]。軸向流塔操作穩定，催化劑裝量多；徑向流塔效率高，壓力降小，操作敏感性強，要求高效催化劑。根據催化劑床層中是否設置冷管(內冷)方式可劃分為：①單層軸向內冷式內件；②冷管改進型內件；③多層絕熱冷激式內件；④多層絕熱復合換熱式內件；⑤副產蒸汽式內件[3]。本設計則采用多段絕熱冷激式內件。合成氨反應是利用含有氮氣和氫氣的原料氣，在一定的溫度壓力下，在有催化劑的作用下進行的，此反應為一可逆反應。其中催化劑在合成氨反應中有重要的作用。合成氨的催化劑有三條技術路線：傳統的路線，英國BP公司的釕基催化劑及我國的基催化劑體系[4]。本設計則根據已有的技術，選用已經在合成氨工業中使用較長時間的A106型催化劑。第一章合成氨綜述1.1氨的用途氮元素是生命存在的基礎，它是構成蛋白質的重要物質。在我們生活的大氣環境中存在有大量的氮，其主要以氮氣的形式存在于空氣中，其體積占78%(體積分數)以上。把大氣中的游離氮固定下來并轉變為可被植物吸收的化合物的過程，稱為固定氮。在實際生產中，固定氮的方法有電弧法、氰氨法及合成氨法。目前，固定氮最方便、最經濟的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氫合成為氨，再進一步制成化學肥料或用于其它工業。氨是最重要的基礎化工產品之一，其產量居各種化工產品的首位。氨主要用于農業生產。合成氨是氮肥工業的基礎，氨氣本身是重要的氮素肥料，與此同時，氨也可以用于生產其他氮肥，如硝酸銨、復合肥等，這部分約占70%的比例，稱之為“化肥氨”。氨也是重要的無機化學和有機化學工業基礎原料，這部分約占30%的比例，稱之為“工業氨”[5]。氨氣可作為生產銨、胺、染料、炸藥、制藥、合成纖維、合成樹脂的原料[6]。在石油煉制、橡膠工業、冶金工業和機械加工等部門以及輕工、食品、醫藥工業部門中，氨氣及其加工產品都是不可缺少的。1.2氨的性質1.2.1氨的物理性質氨氣在常溫下是無色有刺激性氣味的氣體，對人體的眼、鼻、喉等有刺激作用，接觸時應小心。如果不慎接觸過多的氨而出現病癥，應及時吸入新鮮空氣和水蒸氣，并用大量水沖洗眼睛。氨極易溶于水，在常溫、常壓下，1體積水能溶解約700體積的氨。因此，用水噴淋處理漏氨事故，能收到較好的效果。氨氣在水中的溶解度隨著壓力增大而降低，氨水在溶解時放出大量熱，氨水中的氨極易揮發。常壓下氣態氨氣需冷卻到-33.35℃（沸點）才能液化，而在常溫下需加壓到0.87MPa時才能液化。液氨為無色液體，氣化時吸收大量的熱，因此可以作為制冷劑。1.2.2氨的化學性質氨氣溶于水以后叫氨水，其顯弱堿性，化學性質類似于其他堿性物質，如可以與酸性物質反應，能與一些氧化物反應等。其他的性質如下：氨與氧在催化劑作用下生成氮的氧化物,并能進一步與水作用,制得硝酸：(2)氨與酸或酐反應生成鹽類,是制造氮肥的基本反應：(3)氨與二氧化碳作用生成氨基甲酸銨,進一步脫水成為尿素：(4)氨與二氧化碳和水作用,生成碳酸氫銨：(5)氨可與鹽生成各種絡合物，如CuCl26NH3、CuSO44NH3。1.3合成氨的生產方法合成氨的生產主要包括以下步驟：第一步是造氣，即制備含有氫、氮的原料氣。第二步是原料氣的凈化，具體流程有脫硫、轉化、變換、脫碳、甲烷化[7]等。第三步是壓縮和合成，將純凈的氫、氮混合壓縮到高壓，在催化劑與高溫條件下合成為氨。合成的氨需要進行冷卻分離，才能得到產品，分離后的氣體要繼續回到合成系統中，補充原料氣后繼續參與反應。目前氨合成的方法，由于采用的壓力的不同，一般可分為低壓法、中壓法和高壓法三種[8]。(1)低壓法操作壓力低于20MPa的稱低壓。采用活性強的亞鐵氰化物作催化劑，但它對毒物很敏感，所以對氣體中的雜質（CO、CO2）要求十分嚴格。也可用磁鐵礦作催化劑，操作溫度低。但低壓法合成率不高，合成塔出口氣體中含氮約8%-10%，催化劑的生產能力比較低，合成流程復雜，生產成本較高，在實際生產中并不適用。(2)中壓法壓法與低壓法中間，但從經濟效果來看，設備投資費用和生產費用都比較低。(3)高壓法是，催化劑的生產能力較大，氨合成的效率高，合成氨出口氣體中含氨達25%-30%。此種方法氨分離效果好，設備和流程比較緊湊，設備規格小，投資少，但由于在高壓高溫下操作，對設備和管道的材質要求比較高，合成塔需用高鎳優質合金鋼制造。高壓法合成率高，但催化劑層內的反應熱不易排除而使催化劑長期處于高溫下操作，容易失去活性。1.4合成工藝條件的選擇1.4.1操作壓力從化學平衡和反應速率兩個方面考慮，提高操作壓力對反應是有利的，它不僅能提高設備的生產能力，還可以簡化氨的分離流程。但是對設備的材質和加工提出了更高的要求，操作中催化劑易碎，這會增加反應氣體的流動阻力和影響催化劑的使用壽命，操作安全性較差。目前高壓法已經淘汰。為保證具有較高的平衡氨濃度，在降低壓力的同時，要求催化劑在比較低的反應溫度下即有較高的反應活性。所以要根據能量消耗、原料費用、設備投資等綜合技術經濟效果來選擇操作壓力。1.4.2反應溫度合成氨反應是一個可逆放熱反應，當溫度升高時，平衡常數下降，平衡時氨含量必定減少，因此必須及時的將反應熱移除，以降低合成塔的溫度。因此從化學平衡角度考慮，應盡可能采用較低的反應溫度。在合成氨反應中使用催化劑是較好的選擇，而催化劑必須在一定的溫度范圍內才具有活性，所以氨合成反應溫度必須維持在催化劑的活性范圍內。生產過程中，隨著反應的進行，轉化率不斷增加，最佳溫度隨轉化率增加而降低。在實際生產中，應盡可能沿著最佳溫度曲線進行。1.4.3空速空速是反應氣在催化劑床層的停留時間的倒數。空速大，單位體積催化劑處理的氣量大，能增加生產能力。但是空速過大，催化劑與反應氣體的接觸時間太短，部分反應物未參與反應就離開了催化劑表面，進入氣流，導致反應速率下降。另外，氣量過大，使設備負荷及動力消耗增大，氨分離不完全。因此，空速要保持在一定的范圍。1.4.4合成塔進口氣體組成(1)氫氮比根據理論分析，當原料氣中H2與N2的摩爾比為3:1時[9]，氨的含量最高。但從動力學角度分析，最適宜氫氮比隨著氨含量的變化而變化。從氨的合成反應動力學機理可知，氮的活性吸附是合成氨反應過程中速度的控制步驟，因此適當提高氮氣濃度，對氨合成反應速度有利。在實際生產中，進塔氣體的氫氮比控制在2.8~2.9比較適宜。惰性氣體含量惰性氣體來源于新鮮空氣，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不利。但是，維持過低的惰性氣體含量又需要大量排放循環氣，導致原料氣消耗隨之增大。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。在產中，一般要保持新鮮氣中含惰性氣體的體積分數在0.5%-1.0%之間，并控制循環氣中惰性氣體的體積分數在10%-15%之間。(3)初始氨含量當其他條件一定時，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的增加氨冷負荷在經濟上并不可取。操作壓力為30MPa左右時，一般進塔氨含量控制在3.2%~3.8%。中國有些廠采用水吸收法分離氨，初始氨含量可在0.5%以下。1.5合成氨工業的發展合成氨是化學工業中產量很大的化工產品。目前，合成氨年總消費量(以N計)約為78.2Mt，其中工業用氨量約為10Mt，約占總氨消費量的12%。合成氨主要原料有天然氣、石腦油、重質油和煤等。世界以天然氣制氨的比例約占71%，俄羅斯為92.2%、美國為96%、荷蘭為100%；中國仍以煤、焦炭為主要原料制氨,天然氣制氨僅占20%。生產合成氨的方法主要區別在原料氣的制造，其中最廣泛采用的是蒸汽轉化法和部分氧化法[10]。中國合成氨生產是在20世紀30年代開始的，當時僅在南京、大連兩地建有氨廠，最高年產量不超過50kt（1941年）。中華人民共和國成立以來，化工部貫徹為農業服務的方針，把發展化肥生產放在首位。經過多年的努力，我國已擁有多種原料，不同流程的大、中、小型合成氨工廠550余個。在技術力量方面，我國已擁有一支能從事合成氨生產的科研、設計、制造和施工的高素質技術隊伍。在生產能力方面，1980年中國合成氨產量為1498萬噸，到1990年上升至2129萬噸，僅次于前蘇聯名列世界第二。目前，全球合成氨的生產能力已經超過160Mt/a，中國的生產能力達到45Mt/a，居全球第一位[11]。我國合成氨工業存在一些特殊問題，我國的油氣資源貧乏，但煤炭資源相對豐富，這就決定了我國合成氨工業的原料要以煤炭為主。2011年，國內合成氨生產原料中，煤炭約占76.2%，天然氣約占21.3%，油約占1.5%，焦爐氣約占0.9%[12]。目前我國的氮肥行業產能普遍偏低，耗能高，污染大，急需采用成熟的粉煤氣化技術，以提高原料利用率，降低對環境的危害。第二章合成工段工藝簡介2.1合成工段工藝流程簡述由氮氫氣壓縮機送來溫度35℃～45℃的新鮮氣，與放空后經冷交換器來的循環氣體混合，而后溫度被降至17℃，進入氨冷器Ⅰ。氣體管內流動，液氨在管外蒸發，使管內氣體冷卻至0℃左右，進入氨冷器Ⅱ繼續冷卻至-10℃左右，出氨冷器后的氣液混合物，在冷交換器的下部用分離器將液氨分離，分離出的液氨進入液氨貯罐，分氨后的循環氣上升至上部換熱器殼程被熱氣體加熱至22℃后出冷交換器，氣體經循環壓縮機，由塔上部進入，先經塔內環隙后，出合成塔，然后進塔外換熱器預熱，再由合成塔的下部進入下換熱器，移走第三絕熱床反應熱，氣體升溫后再進入層間換熱器，后經中心管進入第一絕熱床層進行絕熱反應，出第一絕熱層后經冷激器降溫，再入第二絕熱床進行合成反應，氣體氨凈值升高，出第二絕熱床氣體進入層間換熱器，移走熱量，使冷氣升溫，熱氣體降溫后進入第三絕熱床進行合成反應，氣體氨含量增加到16.5%，再經塔內下換熱器將熱量移走，后進入沸熱鍋爐。換熱產生蒸汽后進入塔外換熱器，蒸汽本身溫度降至112℃左右進水冷器被冷卻產生部分液氨，溫度降至35℃，混合氣液進氨分離器，分離液氨，分離的液氨去液氨罐貯存，出氨分離器的氣體則部分放空，放空氣去氫回收裝置，放空后的循環氣經冷交換器降溫至17℃與新鮮氣混合，繼續下一循環。2.2工藝流程方框簡圖圖2.1合成系統流程簡圖2.3設備簡述合成氨過程是一個相當復雜的過程，根據上面流程圖，用到的設備很多，其中主要的設備為合成塔，輔助設備有氨冷器，氨分離器，冷交換器，水冷器等。2.3.1氨合成塔氨合成塔是合成氨工段的核心設備，合成塔內部的主要設備是合成塔內件，其按結構形式可分為：冷管型內件、冷激型內件、段間熱型內件及混合型內件等；按內件氣體流向可分為：軸向型內件、徑向型內件和軸徑向混合型內件等。本設計很據實際情況，采用絕熱冷激間冷式內件。大致結構為第一絕熱床+冷激器+第二絕熱床+層間換熱器+第三絕熱床+下換熱器，層間換熱器與下換熱器串聯，絕熱床層中裝填催化劑。2.3.2熱交換器與廢熱鍋爐合成氨反應為一放熱反應，在工業生產中考慮到節能及降低成本，廣泛采用熱交換器，達到熱量的有效利用。熱交換器的使用把合成反應中生成的熱量交換出來，用來預熱原料氣，提高入塔氣的溫度，降低了合成塔的熱負荷。廢熱鍋爐的作用相當于一個換熱器，對出塔的熱氣進行冷卻，副產蒸汽，進入蒸汽管網，可以用生產過程中的其他工段，實現了對熱量的充分利用。2.3.3冷交換器冷交換器分為上下兩部分，上部換熱器為列管換熱器，下部為氨分離器，將熱氣體在進入氨冷器前用冷氣體進行冷卻換熱，以回收冷氣體的冷凍量，使進入氨冷器的熱氣體預冷卻，從而節省冷凍量，同時分離經氨冷后含氨混和氣中的液氨。2.3.4氨冷器氨冷器使用生產出的液氨為冷源，把循環氣中的氨冷卻為液體，并進行分離，以保證合成塔入口氨含量在規定的范圍。本設計中采取兩臺氨冷器串聯，降低了冷卻負荷，提高了分離效率。第三章工藝設計計算3.1設計要求年工作日：330天；產量37.8788t/h；合成塔操作壓力：32MPa（絕壓）；合成塔進氣（摩爾百分數）：NH32.5，CH4+Ar15;水冷器出口溫度：35℃；精煉氣溫度：35℃；精煉氣組成：H274.45，N224.12,CH41.11，Ar0.32。3.2工藝流程圖 1—新鮮氣13—放空氣20—馳放氣圖3.1工藝流程圖3.3物料計算3.3.1合成塔入口氣體組分入塔氨含量：=2.5%入塔甲烷含量：=15%×1.11÷（1.11+0.32）×100%=11.643%入塔氬含量：=15%×0.32÷（1.11+0.32）×100%=3.357%入塔氫含量：=[100-(2.5+11.643+3.357]×0.75×100%=61.874%入塔氮氣含量：=[100-(2.5+11.643+3.357)]×0.25×100%=20.625%表3.1入塔氣體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計2.511.6433.35761.87420.625100注：表3.1-3.12中的組分含量均為摩爾含量3.3.2合成塔出口氣體組分以1000kmol入塔氣作為基準求出出塔氣體組分，由以下式計算塔內生成氨含量：=1000×（0.165-0.025）÷（1+0.165）=120.172kmol出塔氨含量：=16.5%出塔甲烷含量：==（1000÷879.828）×11.539%=13.233%出塔氬含量：=（1000÷879.828）×3.357%=3.816%出塔氫含量：=0.75×（1-）×100%表3.2出塔氣體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計16.513.2233.81649.83816.6121003.3.3合成率=29.133%3.3.4氨分離器氣液平衡計算表3.3氨分離器入口混合物組分含量mi(%)NH3CH4ArH2N2總計16.513.2233.81649.83816.612100表3.435℃，p=29.4Mpa各組分平衡常數0.0988.20028.20027.50034.500設時，代入則==0.07899kmol同理=0.00143kmol=0.00013kmol=0.00163kmol=0.00043kmolL=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.08261kmol分離氣體量：V=1－L=1－0.032559=0.91739kmol計算氣液比：=0.91739÷0.98261=11.105誤差=0.46%結果合理從而可計算出液體中各組分含量液體中氨含量：0.07899÷0.08261×100%=95.618%液體中氬含量：=/L=0.00013÷0.08621×100%=0.157%液體中甲烷含量：=/L=0.00143÷0.08261×100%=1.731%液體中氫含量：=/L=0.00163÷0.08261×100%=1.973%液體中氮含量：=/L=0.00043÷0.08261×100%=0.521%表3.5氨分離器出口液體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計95.6181.7310.1571.9730.521100出口氣體組分含量氣體氨含量：==(0.165－0.07899)÷0.91739×100%=9.376%氣體甲烷含量：=(0.1323－0.00143)÷0.91739×100%=14.140氣體氬含量：=(0.03816－000013)÷0.91739×100%=4.275%氣體氫含量：=(0.49838－0.00163)÷0.91739×100%=54.158%氣體氮含量：=(0.16612－0.00043)÷0.91739×100%=18.061%表3.6氨分離器出口氣體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計9.37614.2694.14554.15818.0611003.3.5冷交換器氣液平衡計算冷交換器第二次出口氣體含量等于合成塔進口氣體含量，由氣液平衡原理，根據合成塔入口氣體含量和操作條件下的分離溫度可以查出，便可以解出。表3.7查T=-10℃，P=28.028Mpa的平衡常數0.025227517580冷交換器出口液體組分含量出口液體甲烷含量：=0.427%出口液體氨含量：出口液體氬含量：出口液體氫含量：出口液體氮含量：表3.8冷交換器出口液體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計98.4250.4270.0680.8250.2551003.3.6液氨儲槽氣液平衡計算圖3.2液氨儲槽物料簡圖氨分離器液體和冷交換器出口分離液體匯合進入液氨儲槽經減壓溶解在液氨中的氣體會解吸形成馳放氣，兩種液體百分比估值，即水冷后分離液氨占總量的百分數。==57.554%水冷后分離液氨占總量的57.554%，冷交換器分離液氨占總量的42.446%。液氨儲槽入口1Kmol液體計算為準，即L0=1Kmol,入口液體混合后組分含量：混合后入氨含量：0.57554×0.95618+0.42446×0.98425=0.9681混合后入口甲烷含量：=0.57554×0.01731+0.42446×0.00427=0.01178混合后入口氬含量：=0.57554×0.00157+0.42446×0.00068=0.00119混合后入口氫含量：=0.57554×0.01973+0.42446×0.00825=0.01486混合后入口氮含量：=0.57554×0.00521+0.42446×0.00255=0.00408表3.9液氨儲槽入口液體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計96.8101.1780.1191.4860.408100表3.10當T=17℃，平衡壓力P=1.568Mpa，查平衡常數0.598170540575620根據氣液平衡，設V/L=0.0821，代入上式得：出口液體氨含量：出口液體甲烷含量：出口液體氬含量：出口液體氫氣含量：出口液體氮氣含量：L(總)=0.9239，V=1-0.9239=0.0761〔〕′=0.0824，誤差（0.0824-0.0821）÷0.0821=0.36%誤差滿足設計要求。出口液體含氨量：=0.9227÷0.9239×100%=99.87%出口液體甲烷含量：=0.000787÷0.9239×100%=0.0852%出口液體氬含量：=0.00003÷0.9239×100%=0.003%出口液體氫氣含量：=0.000309÷0.9239×100%=0.0334%出口液體氮氣含量：0.000079÷0.9239×100%=0.009%表3.11液氨儲槽出口液體組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計99.870.08520.0030.03340.009100出口馳放氣組分含量：馳放氣中氨含量：（0.9681-0.9227）÷0.0761×100%=59.66%弛放氣中甲烷含量：(0.01178－0.000787)÷0.0761×100%=14.447%弛放氣中氬含量：(0.00119－0.00003)÷0.0761×100%=1.526%弛放氣中氫氣含量：=(0.01486－0.000309)÷0.0761×100%=19.120%弛放氣中氮氣含量：(0.00408－0.000079)÷0.0761×100%=5.258%表3.12出口馳放氣組分含量（%）NH3CH4ArH2N2總計59.6614.4471.52619.1205.2581003.3.7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米計算液氨儲槽出口液體量L(19)=1000×22.4÷（0.9987×17）=1319.362其中：NH3CH4ArH2N2液氨儲槽出口馳放氣=0.0821V(20)=0.025×L(19)=0.0821×1319.362=108.320m３其中：NH3CH4ArH2N2液氨儲槽出口總物料=L(19)+V(20)=1319.362+108.320=1427.682m3液氨儲槽進口液體：由物料平衡，人槽總物料=出槽總物料：L(21)=L(19)+V(20)=1427.682m3入口液體各組分含量計算：L(21i)=L(19i)+V(20i)其中：NH3=1317.647+64.624=1382.271m３CH4=1.124+15.649=16.773m３Ar=0.0395+1.656=1.696m３H2=0.441+20.720=21.161m３N2=0.119+5.695=5.820m３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：=1382.271÷1427.682×100%=96.819%入口液體中甲烷含量：=16.773÷1427.682×100%=1.175%入口液體中氬含量：=1.692÷1427.682×100%=0.119%入口液體中氫氣含量：=21.209÷1427.682×100%=1.485%入口液體中氮氣含量：=5.807÷1427.682×100%=0.407%入口液體中組分含量：滿足設計要求。3.3.8合成系統物料計算圖3.3合成系統物料簡圖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，產品液氨L氨，由前計算數據如表7.5表3.13前計算數據名稱NH3CH4ArH2N2氣量補充氣－－0.0110.00320.74450.2412V補放空氣0.093760.141400.042750.541480.18061V放弛放氣0.59660.144470.015260.19120.05258108.320液氨0.99870.0008520.000030.0003340.000091319.362入塔氣0.0250.116430.033570.618740.20625V入出塔氣0.1650.132330.038160.498380.16612V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：（3-1）循環回路中氮平衡：V補=V放＋V弛+0.5V放+0.5V弛+0.5LNH3（3-2）循環回路中惰性氣體平衡：V補(+)=V放(+)+V弛(+)V補(0.0110+0.0033)=V放(0.14140+0.04275)+108.320×(0.14447+0.01529)0.143V補=0.18415V放+17.327V補=12.878V放+12.327（3-3）循環回路中氨平衡：V出－V入=V放+V弛+0.165V出－0.025V入=0.09376V放+108.3320×0.5966+1317.647（3-4）循環回路總物料平衡：V入=V出+V補－V放－V弛－LNH3=V出+V補－V放－10.320－1317.647（3-5）聯立（3-1）到（3-5）各式解得：V放=135.479m３；V補=2956.387m３；V出=10212.836m３；V入=11607.770m33.3.9合成塔物料計算入塔物料：V5=11607.770m3其中：NH3=11607.770×2.5%=290.194m3CH4=11607.770×11.643%=1351.493m3Ar=11607.770×3.357%=389.673m3H2=11607.770×61.874%=7182.692m3N2=11607.770×20.625%=2394.103m3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=11607.770m3出塔物料：V8=10212.836m3NH3=10212.836×16.5%=1685.118m3CH4=10212.836×13.223%=1350.443m3Ar=10212.836×3.816%=389.722m3H2=10212.836×49.838%=5089.873m3N2=10212.836×16.612%=1696.563m3合成塔生成氨含量：=1685.118－290.194=1394.924m3廢熱鍋爐進出口物料，熱交換器進出口物料等于合成塔出塔的物料。即V8=V9=V10=10212.836m33.3.10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=10212.836m3出器物料：在水冷器中部分氨氣被冷凝；由氨分離器氣液平衡計算得氣液比(V÷L)=11.110,有如下方程：==11.110（3-6）V11出+L11出=L10入=10212.836（3-7）將V11出=11.110L11出帶入（3-7）得：L11出=843.687m3V11出=9369.149m3出口氣體組分由V11i=V11出×y11i得:其中：NH3=9369.149×9.376%=878.451m3CH4=9369.149×14.269%=1336.884m3Ar=9369.149×4.145%=388.351m3H2=9369.149×54.148%=5073.307m3N2=9369.149×18.061%=1692.062m3出口液體各組分由L11i=V8i－V11i其中：NH3=1685.118－878.451=806.667m3CH4=1350.443－1336.884=13.559m3Ar=389.722－388.351=1.371m3H2=5089.873－5073.307=16.566m3N2=1696.563－1692.062=4.501m33.3.11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=9369.149+843.687=10212.836m3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＝9369.149m3出器液體L15＝L11出＝843.687m3氨分離器出口氣體放空V13=135.479m3其中：NH3=135.479×9.376%=12.703m3CH4=135.479×14.269%=19.331m3Ar=135.479×4.145%=5.616m3H2=135.479×54.148%=73.359m3N2=135.479×18.061%=24.469m33.3.12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=V12－V13=9369.149－135.479=9233.670m3其中：NH3=9233.670×9.376%=865.749m3CH4=9233.670×14.269%=1317.552m3Ar=9233.670×4.145%=382.736m3H2=9233.670×54.148%=4999.849m3N2=9233.670×18.061%=1667.693m3出器物料（熱氣）：設熱氣出口溫度T=17℃查T=17℃(由熱量計算核定），p=28.42MPa氣相平衡氨含量=5.9%，計算熱氣出口冷凝液氨時，忽略溶解在液氨中的氣體。取過飽和度10%故=1.1×5.9%=6.49%設熱氣出口氨體積為a，則：計算得a=580.769865.749－580.769=284.980m3冷交換器熱氣出口氣量及組分：其中：NH3=580.769m3CH4=1317.552m3Ar=382.736m3H2=4999.849m3N2=1667.693m3出口總氣量=9233.670－284.980=8948.690m3出口氣體各組分：NH3=580.769÷8948.690×100%=6.490%CH4=1317.522÷8948.690×100%=14.723%Ar=382.736÷8948.690×100%=4.277%H2=4999.849÷8948.690×100%=55.872%N2=1667.693÷8948.690×100%=18.636%3.3.13氨冷器的物料計算進器物料：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=2956.387m3其中：CH4=2956.387×0.0111=32.816m3Ar=2956.387×0.0032=9.460m3H2=2956.387×0.7475=2201.030m3N2=2956.387×0.2412=712.785m3V18（進器氣體物料）=V1+V17=2956.387+8948.691=11905.078m3進器氣體組分含量V18i=V1i+V17i其中：NH3580.769m3CH4=32.816+1317.552=1350.368m3Ar=9.460+382.736=392.196m3H2=2201.030+4999.849=7200.879m3N2=712.785+1667.693=2380.478m3各組分百分含量：NH3=580.769÷11905.078×100%=4.878%CH4=1350.368÷11905.078×100%=11.343%Ar=392.196÷11905.078×100%=3.294%H2=7200.879÷11905.078×100%=60.486%3N2=2380.478÷11905.078×100%=19.995%進器液體等于冷交換器冷凝液氨量：=284.980m3進器總物料＝V18+L18=11905.078+284.980=12190.058m3出器Ⅰ物料：已知出器Ⅰ氣體中氨含量為4.411%，出器II氣體中氨含量2.5%，設出器氣體中氨含量為bⅠm3解得bⅠ=290.382m3則氨冷器中冷凝液氨量：=580.769－290.382=290.387m3氨冷器出口總液氨量：284.980+290.387=575.367m3氨冷器出口氣量：V2=V18－b=11905.078－290.387=11614.691m3其中：NH3=290.382m3CH4==1350.368m3Ar==392.196m3H2==7200.879m3N2==2380.478m3各組分百分含量：NH3=290.382÷11614.691×100%=2.501%CH4=1350.368÷11614.691×100%=11.626%Ar=392.196÷11614.691×100%=3.378%H2=7200.879÷11614.691×100%=61.998%N2=2380.478÷11614.691×100%=20.495%出器總物料==11614.691+575.367=12190.058m33.3.14冷交換器物料計算 V17 V14 V2V3圖3.4冷交換器物料簡圖進口物料：冷交換器進口總物料等于氨冷器出口總物料，其中氣體入口VⅡ=11614.691m3=575.367m3由氣液平衡計算得，以1kmol進口物料為計算基準：即F=1（3-8）（3-9）將=0.025，=0.98425（3-10）(3-10)式中可由物料平衡和氨平衡計算=（3-11）（3-12）（3-13）式中V′Ⅱ—冷交換器入口總物料V′17—冷交換器熱氣出口總物料—冷交換器入口總氨物料將V8=10212.836m3V13=135.479m3L15=843.687m3代入上式解得V17′=9233.67m3V′Ⅱ=2956.387+9233.67=12190.057m3=865.748m3=865.748÷12190.057=0.0710代入(3-10)得：V=1.026－(0.1056÷0.95925)=0.95197L=1－V=0.04803=0.04083÷0.95197=0.05045由可求出冷交換器冷凝液體量：==0.05045冷凝液體量：L16=0.0909V3=0.05045×11607.77=585.612m3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激液體量V3=11894.358－585.612=11605.746m3其中：NH3=11605.746×2.5%=290.145m3CH4=11605.746×11.643%=1351.257m3Ar=11605.746×3.357%=389.605m3H2=11605.746×61.874%=7180.939m3N2=11605.746×20.625%=2393.685m3計算誤差=×100%=（11605.746－11607.770）÷11607.770×100%=－0.0231%誤差在設計允許的范圍內，滿足要求。校核氨分離器液氨百分數氨分離器液氨百分數：843.687×095618÷(843.687×0.95618+0.98425×585.612)×100%=58.325%冷交換器分離液氨百分數：G冷%=1－G分%=1－58.325%=41.675%計算誤差==（57.554%－58.325%）÷58.325%=－1.322%3.3.15液氨貯槽物料計算進槽物料：氨分離器入槽液體L15=843.687m3其中：NH3=843.687×0.95618=806.717m3CH4=843.687×0.01731=14.604m3Ar=843.687×0.00157=1.325m3H2=843.687×0.01973=16.646m3N2=843.687×0.00521=4.396m3冷交換器入槽液體L16=585.612m3其中：NH3=585.612×0.98425=576.389m3CH4=585.612×0.00427=2.501m3Ar=585.612×0.00068=0.398m3H2=585.612×0.00825=4.831m3N2=585.612×0.00255=1.493m3入槽混合物料L21=L15+L16=843.687+585.612=1429.299m3各組分物料含量：其中：NH3=806.717+576.389=1383.106m3CH4=14.604+2.501=17.105m3Ar=1.325+0.398=1.723m3H2=16.646+4.831=21.477m3N2=4.396+1.439=5.835m3百分含量：其中：NH3=1383.106÷1429.299×100%=96.768%CH4=17.105÷1429.299×100%=1.197%Ar=1.723÷1429.299×100%=0.121%H2=21.477÷1429.299×100%=1.503%N2=5.835÷1429.299×100%=0.408%出槽物料：液氨貯槽出口弛放氣V20=108.320m3其中：NH3=64.624m3CH4=15.649m3Ar=1.656m3H2=20.768m3N2=5.695m3出口液氨總物料L19=L21－L20=1429.299－108.320=1320.797m3其中：NH3=1383.106－64.624=1318.482m3CH4=17.105－15.649=1.456m3Ar=1.732－1.656=0.076m3H2=21.477－20.768=0.709m3N2=5.835－5.695=0.140m3各組分百分含量：其中：NH3=1318.482÷1320.797×100%=99.826%CH4=1.456÷1320.797×100%=0.110%Ar=0.076÷1320.797×100%=0.006%H2=0.709÷1320.797×100%=0.0534%N2=0.140÷1320.797×100%=0.011%液氨產量核算：=1318.482÷22.4×17=1000.06kg核算結果符合要求。3.4熱量衡算3.4.1冷交換器熱量計算 Q2 Q3 Q14 Q17 Q16圖3.5冷交換器熱量計算示意圖(1)熱氣進口溫度，冷交換器熱氣進口溫度等于水冷器氣體出口溫度，由題意知T14=35℃。(2)冷氣進口溫度，為保證合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器的氣體的氨含量必須等于小于2.5%，設過飽和度為10%,則，該冷凝溫度下的平衡氨含量為：=0.025÷1.1×100%=2.27%查《小氮肥工藝設計手冊》[17]圖9-3-1平衡氨含量為2.27%；=28.4MPa時，冷激溫度T2=-10℃,故冷氣進口溫度等于-10℃。(3)熱氣體帶入熱量，熱氣體在器內處于氨飽和區，計算氣體比熱容時先求常壓下氣體比熱容，然后用壓力校正的方法計算實際的氣體比熱容：查T14=35℃，=28.42MPa時的各組分比熱容并計算得：=29.806卡/克分子.度，查《小氮肥工藝設計手冊》見下表：表3.14各組分臨界參數表組分H2N2CH4ArNH3(K)12.833.543.3648.1101.65(atm)33.26126.16190.54150.76405.49=0.09376×405.49+0.14269×190.54+0.04145×150.76+0.54148×33.26+0.1806×126.16=112.273K=0.09376×101.65+0.14269×43.36+0.04145×48.1+0.54148×12.8+0.18061×33.5=30.183atm=3.246Mpa=(35+273.15)÷112.173=2.743，=28.42÷3.246=8.755查《小氮肥工藝設計手冊》附表1-5-8得：=4.598，由壓力校正法：Cp14=+=29.806+4.598=34.404熱氣體帶入熱量：Q14=V14Cp14T14=9223.670×103×35×34.404÷22.4=495844.322KJ(4)冷氣體帶入熱量：查T2=－10℃,=28.42MPa時各組分比熱容并計算得：=6.925經計算得=83.882K=11.326Mpa=（-10+273.15）÷83.882=3.137=28.42÷11.326=2.509查《小氮肥工藝設計手冊》附表1-5-8得：=4.18由壓力校正法：Cp2=+=31.904+4.18=36.084冷氣體帶入熱量：(5)氨冷凝熱：設熱氣出口溫度為17℃，熱氣體在器內由35℃冷卻到17℃然后進行氨冷凝，查氨冷凝熱=1197.445KJ/Kg液氨冷凝放出熱量：Q冷=284.980×17×1197.445÷22.4=258982.763KJ液氨帶入熱量：查－10℃時液氨比熱容=4.535液氨帶入熱量：Q2L=575.367×17×4.535×(－10)÷22.4=－19082.642KJ(7)熱氣體帶出熱量：查T14=17℃，28.42MPa時的各組分比熱容并計算得：=29.464=0.55872×33.26+0.18636×126.16+0.14723×190.54+0.04277×150.76+0.06490×405.49=103.211K=0.55872×12.8+0.18636×33.5+0.14723×43.36+0.04728×48.1+0.06479×101.65=28.639atm=2.902Mpa=T/Tc=(17+273.15)÷103.211=2.812,==28.42÷2.902=9.793查《小氮肥工藝設計手冊》附表1-5-8得：=4.389由壓力校正法：Cp=+=29.464+4.389=33.853熱氣體帶出熱量：Q17=V17‘Cp17T17=8948.691×17×33.853÷22.4=229909.849KJ(8)熱氣體中液氨帶出熱量：查17℃時液氨比熱容=4.696液氨帶入熱量：Q17L=V17LCp17Lt17=284.980×17×4.696×17÷22.4=17266.022KJ(9)冷氣體帶入熱量：Q16=Q2L=－19082.608KJ(10)冷氣體帶出熱量：Q3=Q14+Q2+Q冷+Q2L－Q17－Q17L－Q2L（-19082.608）=320550.986KJ=320550.986×22.4÷(11608.746×Cp3)=618.529/Cp3設T3=19.5℃查=28.42MPa時的各組分比熱容并計算得：Cp3=29.108，T3=618.529÷32.414≈19.083℃冷交換器熱量負荷計算：放＝（管內熱氣體帶入熱量+管內液氨冷凝熱）－（管內熱氣體帶出熱量+管內液氨帶出熱量）＝495844.392+258982.763－229909.849－17266.022＝507651.284KJ表3.15冷交換器熱量平衡匯總表收方熱量（KJ)支方熱量（KJ)管內熱氣體帶入熱量Q14495844.392管內熱氣體帶出熱量Q17229909.849管外冷氣體帶入熱量Q2管內液氨帶出熱量Q17L17266.022管內液氨冷凝熱Q冷258982.763管外液氨帶出熱量Q16-19082.642管外液氨散熱Q2L-19082.642管外冷氣帶出熱量Q3320550.986小計548644.285548644.2853.4.2氨冷凝器熱量計算 Q2 Q17 Q18 Q1 Q液氨 Q氣氨 圖3.6氨冷凝器熱量計算示意圖(1)氣體帶入熱量：Q17由冷交換器熱量計算Q17=229909.849KJ(2)氣體中液氨帶入熱量：Q17L由冷交換器熱量計算Q17=17266.022KJ(3)氨冷器中氣氨冷凝熱，查《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》在-10℃，=1295.633KJ/kgQⅠ冷=×17×÷22.4=290.387×17×1295.633÷22.4=285535.476KJ(4)新鮮氣帶入熱量QⅠT1=35℃，=31.36MPa查壓力下各組分氣體比熱容然后用疊加的方法計算得實際氣體混合熱容Cp1=29.70QⅠ==(2956.387÷22.4)×29.70×35=137194.834KJ氨冷器收入總熱量QQ=Q17+Q17L+QI冷+QI=229909.849+17266.022+285535.476+137194.834=669906.181KJ氨冷器入口混合物溫度T18計算由熱平衡Q18=Q－Q冷=V18Cp18T18+V18LCp18LT18=669906.181－285535.476＝384370.705KJ=723.213÷（+0.4069）設T18=20℃，p=28.42MPa查壓力下各組分氣體比熱容然后用疊加的方法計算得實際氣體混合熱容=3.762Copm=30.502Cp18=Copm+=30.502+1.762=34.264查20℃時《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》=4.756，帶入上式T18=723.213÷(34.264+0.4069×4.756)=19.979℃≈20℃計算合理，即混合后氨冷器入口熱氣溫度為20℃氣體中液氨帶出熱量：Q′2L=-19082.642KJ液氨蒸發吸熱：Q吸=Q－（Q′2+Q′2L）=876089.051KJ需冷凍量，查25℃液氨=535.583KJ/kg－15℃時液氨=1663.767KJ/kg=1128.185KJ/kgW1=Q吸÷=876089.051÷1128.185=776.547kg表3.16氨冷器熱量平衡匯總表收方熱量（KJ）支方熱量（KJ）氣體帶入熱量229909.849氣體帶出熱量0氣體中氨冷凝熱285535.476液氨帶出熱量0液氨帶入熱量17266.022冷凍量669906.181新鮮氣帶入熱量137194.834小計669906.181小計669906.181循環機熱量計算(1)出口溫度計算由《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》表1－1－1查的絕熱指數如下表：表3.17各組分絕熱指數組分H2N2ArCH4NH3Ki1.41.1.41.311.661.29由公式==2.538K=1.394由前已知T入≈19.09+273.15=292.24K，=31.458MPa，=28.42帶入上式得：=300.769K=27.62℃(2)氣體帶出熱量：Q′3=320550.986KJ(3)壓縮功又p1=28.42，p2=31.458，K=1.394，Z2=1.13，Z1=1.02式中：=11607.770×0.101×302.17÷(60×28.42×292.24)=0.748將上述數據帶入壓縮功的計算式得：N=38.005KWQN=3600N=3600×38.005=136817.007KJ(4)氣體帶出熱量由熱平衡得：Q4=Q3+QN=320550.986+136817.007=457367.993KJQ4=V4Cp4T4Cp4=Q4÷(V4T4)=457367.993×22.4÷(11607.770×27.62)=31.755由T4=29℃，=31.458查常壓下各組分氣體比熱容并計算得：=2.559=29.162Cp=Copm+=31.721誤差=（31.755－31.721）÷31.721×100%=0.107%誤差滿足設計要求3.4.4合成塔熱量衡算Q損Q5Q7Q6Q8圖3.7合成塔熱量計算示意圖：環隙溫升T6計算：設合成塔環隙高度H=13.5，由經驗公式知：環隙溫升按1.46℃/米計，則合成塔一出溫度T6為：T6=T5+1.46H=27.62+1.46×13.5=47.33℃氣體帶入熱量Q5由前計算Q4=457367.993KJ因油分離器內無溫升變化（忽略損失）Q5=Q4=457367.993KJ氣體反應熱QR：設合成塔二出溫度365℃，假定氣體在塔內先溫升至出口溫度后進行氨合成反應在壓力p=31.458MPa的氣體反應簡化計算式為：－HR=11599+3.216T將T=365℃帶入得：－HR=11599+3.216×365=12772.84=53390.471由物料平衡計算知氨產量：=1394.924m3=62.273kmol則合成塔內反應熱(4)二次入塔氣體帶入熱量Q7由熱平衡知(5)合成塔一出氣體帶出熱量Q6查：T=47.33℃,p=31.458MPa混合氣體熱容，按高壓疊加法計算得Cp=35.213Q6=11607.770×35.213×47.33÷22.4=863655.031KJ(6)合成塔二出氣體帶出熱量Q8查T=365℃，p=31.458MPa混合氣體熱容，按高壓疊加法計算得：Cp=35.231合成塔熱損失根據經驗公式Q損=設塔壁溫度=80℃，空氣溫度－5℃，塔外壁高H=15m，外徑D=1.008m=0.209×+33.44=0.209×80+33.44=50.16KJ/m2hQ損=50.16××（－）=50.16×3.14×1.008×15×[80－(－5)]=202422.085KJ(8)合成塔二入溫度計算：將上述數據帶入T7溫度計算式中T7=6072.615/Cp7設T7=186.5℃查混合氣體熱容，按高壓疊加法計算得：Cp7=33.044則T7=6172.615÷33.044=186.799℃誤差=（186.799－186.5）÷186.5×100%=0.160%假設值與實際值基本相符計算有效。合成塔氣體二次入口帶入熱量(9)合成塔絕熱溫升核算式中=(Cp7+Cp8)/2=(33.044+35.231)/2=34.138∴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℃假設值與實際值基本相符計算有效。表3.18合成塔熱量平衡匯總表收方熱量（KJ）支方熱量（KJ）一次氣體進口帶入熱量Q5457367.993一次氣體出口帶入熱量Q6863655.031二次氣體進口帶入熱量Q7二次氣體進口帶入熱量Q8反應熱QR熱損失Q損202422.085小計小計3.4.5廢熱鍋爐熱量計算：(1)管內熱氣體帶入熱量Q8(2)管內熱氣體帶出熱量Qs設T9=220℃，=29.4MPa查《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》并計算得：=34.895(3)廢熱鍋爐熱負荷(4)軟水量計算設廢熱鍋爐加入軟水溫度T=30℃，=1.274MPa，副產1.3MPa飽和蒸汽需軟水量×查軟水焓=125.484KJ/kg蒸汽焓=2784.716KJ/kg由熱平衡得(5)廢熱鍋爐軟水帶入熱量：Q軟==888.656125.484=111512.110KJ(6)蒸汽帶出熱量：表3.19廢熱鍋爐熱量匯總表收方熱量（KJ）支方熱量（KJ）管內熱氣帶入熱量Q8管內熱氣帶出熱量Q9軟水帶入熱量Q軟111512.110蒸汽帶出熱量Q蒸小計小計3.4.6熱交換器熱量計算圖3.8熱交換器熱量計算示意圖冷氣帶入熱量Q6由合成塔熱平衡計算得：Q6=863655.031KJ熱氣體帶入熱量Q9(3)冷氣帶出熱量Q7(4)熱氣出口溫度計算由熱平衡得：Q6+Q9=Q7+Q10設T10=75℃，P=29.4Mpa查《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》混合氣體熱容按疊加法計算得：=5.057=31.252=+=5.057+31.252=36.039T10=Q10÷(V10Cp10)=2699.120÷36.039=74.894℃誤差=（75-74.894）÷75×100%=0.141%假設值與實際值基本相符計算有效(5)熱交換器熱負荷表3.20熱交換器熱量匯總表收方熱量（KJ）支方熱量（KJ）冷氣帶入熱量Q6863655.031冷氣帶入熱量Q7熱氣帶入熱量Q9熱氣帶出熱量Q10小計小計3.4.7水冷器熱量衡算：由題意知水冷器出口溫度T11=35℃，設氣體先冷卻至35℃后氨再冷凝熱氣帶入熱量Q10氨冷凝熱Q冷查《小氮肥工藝設計手冊—理化數據》10-1-1得：氨冷凝熱=1122.079KJ/kg=843.687×16.769×1122.079÷22.4=709843.548KJ熱氣體帶出熱量Q11T11=35℃，=28.42MPa由于氣體在氨飽和區，故先計算常壓下氣體組分比熱容然后用壓力校正法計算實際比熱容+=29.806+4.599=34.405熱氣帶出熱量：Q11=V11Cp11T11=9369.143×34.405×35÷22.4=503664.633KJ液氨帶出熱量Q液 查35℃液氨比熱容=4.891KJ/kg℃Q液==843.687×16.769×4.891×35÷22.4=108120.043KJ冷水量計算設需冷水量W，冷卻上水Ta=30℃，冷卻下水Tb=38℃，冷卻水比熱容=4.18KJ/kg℃則冷卻水吸收熱量：=Q吸-Q支=（Q10+Q冷）-（Q11+Q液）Q=×1000冷卻上水帶入熱量：冷卻下水帶入熱量：表3.21水冷器熱量匯總表收方熱量（KJ）支方熱量（KJ）熱氣帶入熱量Q10熱氣帶出熱量Q11503664.633氨冷凝熱量Q冷709843.548液氨帶出熱量Q液108120.043冷卻上水帶入熱量Q上水冷卻下水帶入熱量Q下水小計小計3.4.8氨分離器熱量衡算：其進出口溫度無變化，由氣體熱平衡，氨分離器吸入熱、水冷器熱平衡計算得：Q11=503664.633KJ氨分離器支出熱，氣體放空氣帶出熱量：=135.479×34.405×35÷22.4=7283.055KJ冷交換器帶入熱量，由冷交換器熱平衡計算得：Q14=495844.322KJ，=Q13+Q14=7283.055+495844.322=503127.377KJ假設值與實際值基本相符計算有效氨分離器帶入熱量等于液氨帶出熱量：Q11L=Q15L=108120.043KJ。第四章設備的選型與計算4.1設備選型4.1.1設備簡述合成氨生產中，主要設備為氨合成塔，本設計中采用冷激－間冷式內件，它在是托普索節能型氨合成塔內件基礎上開發的一種高效節能型內件，合成塔的選擇主要是觸媒筐和塔內換熱器，本著節約自身的水電和冷凍量消耗，同時提高氨合成反應熱的回收品位和利用率的原則，本設計中觸媒筐選用三段絕熱冷激間冷式內件。三段絕熱冷激間冷式內件有如下特點：（1）高效節能，氨凈值高；（2）生產能力大；（3）床層間復合換熱；（4）節約管材；（5）便于催化劑還原。裝填A106型合成塔催化劑，其主要組成為：Fe3O4,Al2O3,K2O，CaO等，此種催化劑具有良好的抗毒性能，低溫高活性，較好的熱穩定性特點。此內件是由三段軸向絕熱床和復合換熱式結構組成，層間換熱器與下部換熱器串聯，大致結構為第一絕熱床+冷激器+第二絕熱床+層間換熱器+