年产3000吨合成氨厂合成工段工艺设计-学位论文.doc

继续教育学院
毕业设计（论文）

题 目
年产3000吨合成氨厂合成系统工艺设计
专 业
化学工程与工艺
姓 名

学 号

指导教师

起讫日期
2011年2月21日-2011年5月26日

年产3000吨合成氨厂合成系统工艺设计
摘 要
氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨工业是基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料除石灰氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后加工成各种铵盐或尿素。合成氨的生产主要分为原料气的制取原料气的净化与合成。合成工段是指精炼气反应生成氨气与氢气，从而进一步生产氨产品。本设计是生产3000吨合成氨的工艺计算。
本设计工艺计算部分是对合成塔、水冷器、冷交换器、一级氨冷器、二级氨冷器的物料和热量衡算。主要设备计算部分是合成塔与冷交换器的外筒强度计算，里面包括筒身强度计算、主要螺栓强度计算、大顶盖强度计算、电热器盖及其螺栓强度计算。设计中，在混合气体中的气氨未冷凝时，采用分压叠加法，即先算出高压下真实分子热容，再换算为平均分子热容，在有气氨冷凝时，因处于氨饱和区内，则采用压力校正法，即先算出常压下平均分子热容，再换算为高压下平均分子热容。

关键词：合成塔 冷交换器 精炼气 合成氨

78

目录
摘 要 I
第一章 设计项目 1
第二章 前言 2
2.1合成氨的用途 2
2.2合成氨的性质 2
2.3合成氨的工艺流程 3
2.4发展前景 5
第三章 工艺设计说明书 7
3.1 产品用途、原料规格要求 7
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标 7
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式 8
3.4 环保及安全要求 10
第四章 设计计算书 11
4.1 物料衡算 11
4.2 热量衡算 19
4.3 主要设备工艺计算 33
第五章 小结 75
参考文献 76
致 谢 77
附录 78
① 合成塔装配图 78
② 带控制点的工艺流程图 78

第一章 设计项目
设计项目名称：3000吨型合成氨厂合成系统工艺和设备设计
工艺设计条件：
1.1物料衡算
计算基准：1000标准立方米精炼气
2.1热量衡算
计算基准：1000标准立方米精炼气
小时氨产量：680 Kg
基准温度：0℃
液氨的焓：采用《氮气工作者手册》中的数据
高压混合气体平均分子热容计算方法：
本设计中，在混合气体中的气氨未冷凝时，采用分压叠加法，即先算出高压下真实分子热容，再换算为平均分子热容，在有气氨冷凝时，因处于氨饱和区内，则采用压力校正法，即先算出常压下平均分子热容，再换算为高压下平均分子热容。因此两种方法的计算结果是有出入的。有时，在同一设备中会有处于和不处于氨饱和区的几种气体同时出现，为了避免采用两种不同的热容计算法而引起误差，就统一采用压力校正法(如冷交换器等）。
1.3主要设备工艺计算
计算基准：每小时氨产量680Kg，结合VSH-XB版设备复核进行。

第二章 前言
2.1合成氨的用途
合成氨工业是基础化学工业的重要组成部分，有十分广泛的用途。氨可生产多种氨肥，如尿素、硫酸铵、硝酸铵、碳酸氢铵等；还可生产多种复合肥，如磷肥等。氨也是重要的工业原料。基本化学工业中的硝酸、纯碱及各种含氮无机盐；有机工业各种中间体，制药中磺胺药，高分子中聚纤维、氨基塑料、丁氰橡胶、冷却剂等[1]。国防工业中三硝基甲苯、硝化甘油、硝化纤维等.合成氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。
合成工段在合成氨生产是最后一道工序，将前面工序送来的合格气体合成氨，作为工业原料供后产品工序使用。
2.2合成氨的性质
氨是无色气体,有刺激性恶臭味。分子式NH3。分子量17.03。相对密度0.7714g/l。熔点-77.7℃。沸点-33.35℃。自燃点651.11℃。蒸气密度0.6。蒸气压1013.08kPa(25.7℃)。蒸气与空气混合物爆炸极限16～25%(最易引燃浓度17%)。氨在20℃水中溶解度34%,25℃时,在无水乙醇中溶解度10%,在甲醇中溶解度16%,溶于氯仿、乙醚,它是许多元素和化合物的良好溶剂。水溶液呈碱性,0.1N水溶液PH值为11.1。
液态氨将侵蚀某些塑料制品,橡胶和涂层。遇热、明火,难以点燃而危险性较低; 但氨和空气混合物达到上述浓度范围遇明火会燃烧和爆炸,如有油类或其它可燃性物质存在,则危险性更高。与硫酸或其它强无机酸反应放热,混合物可达到沸腾。不能与下列物质共存:乙醛、丙烯醛、硼、卤素、环氧乙烷、次氯酸、硝酸、汞、氯化银、硫、锑、双氧水等。
1784年，有学者证明氨是由氮和氢组成的[2]。19世纪末，在热力学、动力学和催化剂等领域取得进展后，对合成氨反应的研究有了新的进展。1901年法国物理化学家吕•查的利提出氨合成的条件是高温、高压，并有适当催化剂存在。
1909年，德国人哈伯以锇为催化剂在17-20MPa和500-600℃温度下进行了合成氨研究，得到6％的氨。1910年成功地建立了能生产80 氨的试验装置。
1911年米塔研究成功以铁为活性组分的合成催化剂，铁基催化剂活性好、比锇催化剂价廉、易得[3]。
合成氨的原料是氢气和氮气。氮气来源于空气，可以在制氢过程中直接加入空气，或在低温下将空气液化、分离而得；氢气来源于水或含有烃的各种燃料。工业上普遍采用的是以焦炭、煤、天然气、重油等燃料与水蒸气作用的气化方法。
合成氨过程由许多环节构成，氨合成反应过程是整个工艺过程的核心[4]。
2.3合成氨的工艺流程
氨合成的工艺流程:
　(1)原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。
　(2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。
　　① 一氧化碳变换过程
　　在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：
CO+H2OH→2+CO2 =-41.2kJ/mol 0298HΔ
　　由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。
　　② 脱硫脱碳过程[5]
　　各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等[6]。
　　粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。
　　一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法[7]。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等[8]。
　　③ 气体精制过程
　　经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程[9]。
　　目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：
CO+3H2→CH4+H2O =-206.2kJ/mol 0298HΔ
CO2+4H2→CH4+2H2O =-165.1kJ/mol 0298HΔ
　(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反应氢氮气循环的流程[10]。氨合成反应式如下：
N2+3H2→2NH3(g) =-92.4kJ/mol
要求：1、绘制带控制点的工艺流程图
2、系统物料、能量合算
3、系统主要设备能力及触媒装填量核算
4、该工段设备多，工艺计算复杂，分合成塔设备及触媒核算、热量核算及主要设备能力核算
意义：通过该设计锻炼自己严谨科学的治学态度，将理论知识运用于实践中，发现差距，改进方法。我国是一农业大国，每年对化肥的需求位于世界第一，如何提高我国化肥的生产技术水平是我们化学工作者得任务之一。合成气是合成氨生产的最后一道工序也是整个生产中最为重要的一环，产率合成的好坏直接影响整个化肥的生产[11]。
2.4发展前景
我国的氮肥工业自20世纪50年代以来，不断发展壮大。目前合成氨产量已跃居世界第一位，现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术。形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前合成氨总生产能力为4 500万t/ a左右，氮肥工业已基本满足了国内需要。在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品的能力，今后发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性[12]。
根据合成氨技术发展的情况分析，估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变，其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期，改善经济性”的基本目标，进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。
生产能力大型化目前国外合成氨生产规模发展趋势是提高系列生产能力。未来氨装置单系列生产能力为日产2kt，尿素装置相应为3.5kt。新建单系列投资比双系列可降低20%。我国合成氨日产2kt大型系列应走老厂改扩道路，在现有日产1kt合成氨装置上采用在二段转化炉加氧，使可生产合成气生产能力加翻，达日产2kt再进行氨合成配置套和将氨加工成尿素，采用高压变换气气提法在生产尿素的同时代替脱除CO2装置，以平衡增产氨的加工产品的生产能力。这种改造投资还不到新建的1/2。将来天然气成网配置后，对30多套大型合成氨装置改扩后，每年就能够增产合成氨近10M他，同时提高了天然气原料制氨的比重[13]。

产品多样化当今，从制氨用合成气出发，在制取合成氨的同时，联产甲醇和碳一化产品，已成为资源综合利用的有效途径。随着深度加工产品的不断开发，化学应用领域不断开拓，其在国民经济中的地位将愈显重要[14]。
展望我国的合成氨工业，中小型装置除继续延续优胜劣汰的趋势外，在现在的基础上，会继续向规模化和节能降耗的方向迈进。原料仍会气、液、固多样化，新建或扩建厂除注重采用先进成熟的工艺外，还应特别注意经济性和盈利性。最近，我国天然气的开发已进入了一个新阶段，目前已探明的天然气储量达15276亿立方米。由于天然气合成氨的优越及国家加快天然气发展的策略，以天然气为原料的合成氨装置将在近期内加快发展，新技术的引进将引发装置的新一轮的技术改造和设备及操作的更新换代，设备的国产化率会在原有基础上增加更快[15]。总之，我国合成氨工业总体水平将在21世纪登上一个新台阶。
未来我国的合成氨工业发展方向：
1.生产能力大型化目前国外合成氨生产规模发展趋势是提高单系列生产能力。
2.研究天然气分子重排制尿素工艺。
3.开发天然气电热换热多媒体转化器。
4.产品多样化当今，从制氨用合成气出发，在制取合成氨的同时，联产甲醇和碳一化工产品。

第三章 工艺设计说明书
3.1 产品用途、原料规格要求
合成氨主要用作化肥、冷冻剂和化工原料。氨合成的原料为碳化煤球，由于本设计书是对合成氨的合成系统的工艺和设备设计，其原料为由精炼工段来的精炼气。
3.2 设计任务书及本设计主要工艺技术指标
3.2.1 设计任务书
以精炼工段来的精炼气为原料，对3000吨合成氨合成系统工艺和设备进行设计。
3.2.2 工艺流程叙述（附流程简图）
由精炼工段来的精炼气经一级氨分离器有部分氨冷凝成液氨，其余的经二级氨冷器到冷交换器，此时有部分氨冷凝成液氨，其余的经过合成塔，未合成的氢气、氮气进行了合成反应，然后依次到达水冷器、水冷后氨分离器，此时就系统整体考虑，放空部分气体，其余的到达循环机、油分离器后，部分返回合成塔，部分达冷交换器，此时有部分氨冷凝成液氨，其余的达一级氨冷器、一级氨分离器，此时有部分氨冷凝成液氨，其余的达二级氨冷器再到冷交换器，构成一循环系统。
图3-1为合成系统示意流程图。

图3-1为合成系统示意流程图

1—合成塔，2—水冷器，3—水冷后氨分离器，4—循环机，5—油分离器，
6—一级氨冷器，7—一级氨分离器，8—二级氨冷器，9—冷交换器；
—新鲜氢氮气，—放空气，—进塔气，—出塔气; 、—液氨。
3.2.3 主要工艺技术指标
1、精炼气成份按表3-1计算。
表3-1精炼气成份
成份
H2
N2
CH4
Ar
合计
%
73.729
24.558
1.420
0.293
100
2、进塔气中氨含量：2.5 %
3、出塔气中氨含量：11%
4、出塔气中惰性气体含量：19.296%
5、精炼气温度：35℃
6、压力:循环机出口19.698Mpa，其余各点压力可参见第四章的示意流程图。
7、气体在液氨中的溶解量忽略不计，热(冷)损失亦忽略不计。
3.3 主要公式、物性数据来源及计算公式
在气相中的平衡浓度：log=4.1856+－ （3-1）
绝热指数K： = （3-2）
进出口温度关系： = （3-3）
常压平均分子热容：= （3-4）
混合气体的虚拟临界压力： （3-5）
混合气体的虚拟临界温度： (3-6)
对比压力 ：= (3-7)
对比温度 (3-8)
体系温升 (3-9)
高压混合气体的粘度：= (3-10)
直管内给热系数αi =0.023·· (3-11)
雷诺准数Re= (3-12)
管外给热系数 (3-13)
传热系数 (3-14)
平均温度差= (3-15)
传热面积 (3-16)
由《手册》式(12-4-13)，当Re大于6000时，螺旋板换热器给热系数的算式为
(3-17)
以上公式均来自《氮气工作者手册》。
《制冷机及制冷设备》克鲁西林公式管外给热系数 (3-18)
由上海化工学院：螺旋板式热交换器设计与计算, 1972；
Ф500微碳纯铁单管并流氨合成塔内件计算说明书，1973
有：
螺旋总圈数 N= (3-19)
每块板的平均圈数 n= (3-20)
每块板的平均长度 (3-21)
3.4 环保及安全要求
实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。
在整个合成氨生产过程中，合成氨生产比较复杂，始终存在着高温、高压、易燃、易爆、易中毒等危险因素[7]，各种控制条件比较严格，稍有疏忽就可能发生事故。同时，因生产工艺流程长、连续性强，设备长期承受高温和高压，还有内部介质的冲刷、渗透和外部环境的腐蚀等，各类事故发生率比较高，尤其是火灾、爆炸和重大设备事故经常发生。但是，只要我们能充分认识这一客观规律并掌握这一客观规律就能做到安全生产，实现稳产、高产。因此，合成氨生产必须满足高温、高压、高纯度要求。

第四章 设计计算书
4.1 物料衡算
计算基准：1000标准立方米精炼气
(一) 精拣气组成
小氮肥厂在分析惰性气体时一般只分析甲烷，氩气是不分析的，由于氮和氩都来自空气，遂让氩和氮混在一起，一概作为氮气而列入岗位记录。合成工段之前的诸工段的物料计算，按照小氮肥厂的这种实际情况，未将氩从氮中分列出来，由于氩在精炼气等气体中的含量甚小(精炼气中，氩占0.3%)，对这些工段的计算的影响不大。但至合成工段，循环气中的氩含量上升至3%左右，若不从氮中分出来，将导致较大的误差，故合成工段按照氮、氩分开.将氩计入惰性气体进行计算。
精炼工段来的精炼气组成可参见表4-1。
表4-1精炼工段来的精炼气组成
成份
H2
N2+Ar
CH4
合计
标准米3
2155.360
726.477
41.525
2923.362
%
73.729
24.851
1.420
100

将Ar从N2中分列出来，
由布拉夏克《固定氮工艺学合成氨》下册，371页。
空气中N2 :Ar= 78.1%:0.9325%(体积比)
精炼气中 N2= 726.477=717.905标准米3
Ar= 726.477=8.572标准米3
将Ar从N2中分列出来后的精炼气组成见表4-2。
表4-2将Ar从N2中分列出来后的精炼气组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
合计
标准米3
2155.360
717.905
41.525
8.572
2923.362
%
73.729
24.558
1.420
0.293
100
(二) 已知条件
1. 氨合成流程
氨合成流程图可参见图4 -1

图4 -1氨合成流程图
1—合成塔，2—水冷器，3—水冷后氨分离器，4—循环机，5—油分离器，
6—一级氨冷器，7—一级氨分离器，8—二级氨冷器，9—冷交换器；
—新鲜氢氮气，—放空气，—进塔气，—出塔气; 、—液氨。
括号内数字单位:千克/厘米2(绝压)( 1千克/厘米2=0.098MPa)，括号前数字单位:大气压(绝压)。
本工段计算中全部采用绝压，为简便计，下文中压力单位后面的“绝压”两字，均略去不再写。
2．精炼气成份可参见表4-1.
3．进塔气中氨含量：2.5 %
4．出塔气中氨含量：11%
5．出塔气中惰性气体含量：19.296%
6．精炼气温度：35℃
7．压力:循环机出口19.698 Mpa，其余各点压力见示意流程图
8．气体在液氨中的溶解量忽略不计，热(冷)损失亦忽略不计。
(三) 物料衡算
计算基准;1000标准米3精炼气
1.合成塔物料衡算
(1) 出塔气成份
已知：出塔气中　NH3＝11%　　　CH4+Ar =19.296% 　　　 H2 ：N2=3：1
　　　∴　3H2＋N2=100%－(11%+19.296%)=69.704%
∴ H2=69.704%=52.278%
N2=69.704%=17.426%
CH4=19.296%=15.994%
Ar= 19.296%=3.302%
所以出塔气成份如表4-3所示。
表4-3出塔气成份
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
%
52.278
17.426
15.994
3.302
11.000
100
(2) 放空气量与放空气组成
200大气压下，水冷器内无液氨冷凝出来，故放空气成份与出塔气相同(参见水冷器物料衡算)。
放空气量为：
==88.775标准米3
所以放空气组成如表4-4。
表4-4放空气组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
%
52.278
17.426
15.994
3.302
11.000
100
标准米3
46.410
15.470
14.199
2.931
9.765
88.775
（3） 氨产量
由气量平衡 ＝－－＋ ①
　　 由于氨合成时体积减小＝－（＋11％） ②
式中一补充新鲜氢氮气体积，标准米3;
—放空气体积，标准米3
—进入合成塔混合气体积，标准米3
—出合成塔混合气体积，标准米3
—冷凝成产品氨的气体体积，标准米3
以代入① V2＝V2－（V4＋11％V1）－V1－V4＋V0
∴===450.70标准米3
由氨平衡　11%=2.5%+(+11% ) ③
2.5% ② 2.5%=2.5%一2.5% (十1l%) ④
③ 一 ④ (0.11一0.025) = (1+0.025)( 十0.11)
∴==5553.024标准米3
合成塔出口气组成如表4-5。
表4-5合成塔出口气组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
%
52.278
17.426
15.994
3.302
11.000
100
标准米3
2903.010
967.670
888.151
183.361
610.832
5553.024
（4） 合成塔进口气量及组成
由气量平衡 ＝－ －+
　　　　　　　 ＝5553.024―88.775―450.730+1000＝6013.519标准米3
合成塔进口气体组成为：
H2 2903.010 － 46.410 + 737.290 =3593.890标准米3
N2 967.670 － 15.470 + 245.580 =1197.780标准米3
CH4 888.151 － 14.199 + 14.200 =888.152标准米3
Ar 183.361 － 2.931 + 2.930 =183.360标准米3
NH3 610.832 － 9.765 － 45.730 =150.337标准米3
合计 5553.024 － 88.775 + 1000.000 － 450.730 =6013.519标准米3
即塔出口气体组成见表4-6。
表4-6塔出口所体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
3593.890
1197.78
888.152
183.360
150.337
5553.024
%
52.278
17.426
15.994
3.302
11.000
100
2.水冷器物料衡算
（１) 进口与合成塔出口气体相同
(２) 出口
设：水次器出口温度为35℃ =308K， =176.2大气压
由《氮气工作者手册》中拉尔逊一布列克经验公式：
log=4.1856+－
式中：—液氨上方气体中的平衡氨浓度，%；—混合气体的压力，大气压；
—混合气体的绝对温度，。
log=4.1856+－=1.0688 即=11.663
水冷器进口气体中氨浓度为11%，较35℃时的平衡氨浓度11.663%为小，因氨未达饱和，不会出现冷凝。故出口气体的组成和气量均无变化，仍与出塔气体相同(按上式计算，冷却至32.8℃时，出口气体的饱和氨浓度为11%，但气氨开始冷凝时形成雾滴，不易分离出来。在冬季可分离出少量液氨)。
3.冷交换器物料衡算
(1) 进口 进口热气体量=－ =5553.024－88.775=5464.249标准米3
进口热气体组成为
H2 2903.010 － 46.410 =2856.600标准米3
N2 967.670 － 15.470 =952.200标准米3
CH4 888.151 － 14.199 =873.952标准米3
Ar 183.361 － 2.931 =180.430标准米3
NH3 610.832 － 9.765 =601.067标准米3
合计 5553.024 － 88.775 =5464.249标准米3
即冷交换器进口气体组成可见表4-7
表4-7冷交换器进口气体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
2856.600
952.200
873.952
180.430
601.067
5464.249
%
52.278
17.426
15.994
3.302
11.000
100
(2) 出口
用试算法在下面的冷交换器热量衡算中先进行试差，从而决定热气体出口温度为18.24℃, T=291.24K, P =191.7大气压。
由拉尔逊—布列克公式
log=4.1856+－=0.8425
=6.9582
由《手册》第九章第三节，考虑氨在气相中有雾状析出，取过饱和度10%则液氨上方气体中的过饱和氨浓度( %) ： 二1. l = 1.1 X 6.9582=7.6540
令：出口气体中气氨体积为标准米3
于是 =0.07654
∴＝＝403.080标准米3
冷交换器中冷凝出来的氨量=601.067－403.080=197.987标准3197.987
=150.258千克
冷交换器出口热气体组成见表4-8。
表4-8冷交换器出口热气体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
2856.600
952.200
873.952
180.430
403.080
5266.262
%
54.244
18.081
16.595
3.426
7.654
100
4.一级氨冷器物料衡算
设：一级氨冷器出口温度为7℃, T=280K, P =190.7大气压。
由拉尔逊—布列克公式
log=4.1856+－=0.6923
=4.9238
考虑过饱和度数10%,
则 =1.14.9238=5.416
令: 出口气体中气氨体积为标准米3
则 =0.05416
∴＝＝278.472标准米3
冷交换器中冷凝出来的氨量=403.080－278.472=124.608标准米3124.608
=94.569千克
一级氨冷器出口热气体组成可见表4-9。
表4-9一级氨冷器出口热气体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
2856.600
952.200
873.952
180.430
278.472
5141.654
%
55.558
18.519
16.998
3.509
5.416
100

5.二级氨冷器物料衡算
(1) 进口
进口气体量 = 一级氨冷器出口气量 + 新鲜气量
H2 2856.600 + 737.290 =2856.600标准米3
N2 952.200 + 245.580 =1197.780标准米3
CH4 873.952 + 14.200 =888.152标准米3
Ar 180.430 + 2.930 =183.360标准米3
NH3 278.472 =278.472标准米3
合计 5141.654 + 1000.000 =6141.654标准米3
所以二级氨冷器进口气体组成见表4-10。
表4-10二级氨冷器进口气体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
3593.890
1197.780
888.152
183.360
278.472
6141.654
%
58.517
19.503
14.461
2.985
4.534
100
(2) 出口
设:二级氨冷器出口温度为－15.26℃, T=257.74K, P =190.7大气压。
由拉尔逊—布列克公式
log=4.1856+－=0.3566
=2.273
考虑过饱和度数10%, 则 =1.12.273=2.500
令: 出口气体中气氨体积为标准米3
则 =0.025
∴＝＝150.337标准米3
冷交换器中冷凝出来的氨量=278.472－150.337=128.135标准米3128.135
=97.245千克
二级氨冷器出口热气体组成见表4-11。
4-11二级氨冷器出口热气体组成
成份
H2
N2
CH4
Ar
NH3
合计
标准米3
3593.890
1197.780
888.152
183.360
150.337
5013.619
%
59.764
19.918
14.769
3.049
2.500
100
二级氨冷器出口气体的组成和气量，与合成塔进口气体相同。
6. 冷凝的总氨量
197.987+124.608+128.135=450.730标准米3
或 150.258+94.569+97.245=342.072千克
7. 精炼气消耗定额
=2.923362标准米3/千克=2923.362标准米3/吨氨
4.2 热量衡算
计算基准:1000标准米3精炼气
小时氨产量:680千克
基准温度:0℃
液氨的焓:《氮气工作者手册》 (54页)饱和氨蒸汽表中，液氨的焓是以0℃为基准的，故下文中液氨的焓，采用此书中的数据(摘录于174页)。
高压混合气体平均分子热容的计算方法：
本计算书中，在混合气体中的气氨未冷凝时，采用分压叠加法，即先算出高压下真实分子热容，再换算为平均分子热容，在有气氨冷凝时，因处于氨饱和区内，则采用压力校正法，即先算出常压下平均分子热容，再换算为高压下平均分子热容。因此两种方法的计算结果是有出入的。有时，在同一设备中会有处于和不处于氨饱和区的几种气体同时出现，为了避免采用两种不同的热容计算法而引起误差，就统一采用压力校正法(如冷交换器等）。
《手册》附录中，载有各纯组份气体在高压下的真实分子热容的图，其中氨的真实分子热容的温度范围的下限为30℃。在本章计算中，有时混合气体的温度低于30℃,查图时需