合成氨15万吨年生产装置查定报告.pdf

合成氨15万吨/年生产能力达产 装Jt瓶颈查定报告及改造方案为满足联碱45 0Kt/a能力的需要，合成氨邑002年开始分两期挖潜改造合成 氨新系统，改造后合成氨总能力计划扩大到OKt/a（新系统90 Kt/a,老系统60 Kt/a）0其挖潜改造主要实施项目为：新造气系统的“双一段技改工不新净化系 统增加中变气废锅、低变气废锅、小低变炉、半贫液闪蒸槽；脱碳吸收塔和再生塔 填料改型；压缩系统新增联压机、高压机各一台；合成系辆YD型内件改造；循环水系统1#、2#、3#凉水塔的重新配置等项目2004年8月随着K401F高压机的 成功投运，合成氨厂15 0Kt/a装置扩能改造计划项目全部完成通过近一年的生产 运行，了解了合成氨H5 0Kt/a技术改造后生产装置能力水平及影响因素E艺指 标控制情况和消耗情况对影响合成氨生产装置能力不能抽万口畅年的各种因素 进行了分析，为下一步改造明确了目标和技术方案，形成了此次报告。1、装置查定及瓶颈因素分析1.1查定目的在外供条件充足联碱用氨正常的情况稗握合成氨厂在15 0Kt/a技术改造后 实际装置能力及影响因素工艺操作控制情况以及同设计值的差魁艺指标消耗 情况，目前生产中还存在的遗留问题等，以利于生产的组织，并为今后的整改、完 善提供依据。1.2查定组织及附间本次由合成氨厂组织实施，无005年5月11日16：00至13日16：00为期 三天共72小时。1.3交定概况1.3.1、查定条件查定期间外供天然气、电、水、蒸汽均满足了生产需要，联碱厂用氨平稳，气 氨压力在0.24Mpa以内。所有扩能改造项目都投入生产运行且整体运行情况良好。1.3.2,查定期间生产概况1.3.2.1、在查定期间生产负荷较高总工艺天然气投气的10gl2900Nm/h,新系 统工艺投气占系统投气物3.19%老系统工艺投气占系统工艺投气.81%,系 统最高工艺投气2900in/h,其中新系统最高工艺投气海OOiWh,达设计值8228 iWh的99.66%老系统最高工艺投气为800nI/h；最低工艺投气为L2100m/h,其 中新系统最低工艺投气为400n/h,老系统最低工艺投气为3 00m/h；系统平均工 艺投气达设计值1263 5.5 m3/h,其中新系统平均工艺投气颓84.2m/h,达设计值 8228 m/h的97.04%老系统平均工艺投气65 1.3 m/ho1.3.2.2,在合成双一段炉的运行情况方面，换转炉投气占新系统总工艺投气的 43.8%（表计换热炉天蒸混合气流量为3 625.6NMh,但因系冷线流量未通过计量 表，故通过水碳比平均折算出换热炉天蒸混合气流量为3 87.INMh）,箱式炉投 气占新系统投气的5 6.2%1.3.2.3,查定期间液氨表计产量3 01.43b平均小时产氨量为18.075匕日平均 产氨量为43 3.81匕1.3.3,工艺指标控制情况查定期间整个生产运行平稳，工艺指标控制稳定，未出现超温、超压现象，从 查定数据看运行控制较好。详细数据见附表Y主要工艺指标、分析数据表1.3.4 工艺消耗情况1.3.4.1、查定期间部分原始数据统计见附表二：液氨产量、消耗情况统计表附表三：用电情况统计表1.3.4.2天然气消耗新系统工艺天然气流量：5 7486872=7984.2Mh新系统燃烧天然气流量：121797+72=1691.6Mh新系统天然气总量：57486叶121797二696657肝9675.8m/h老系统工艺天然气流量：33489372二465 1.3 Mh系统总工艺天然气流量：57486叶334893=90975 3件1263 5.5 Mh 老系统天然气总量：1209365-696657=512708 既7120.9m/h 老系统燃烧天然气总量：5 12708-334893=177815田2469.7m/h2新系统液氨产量：7984.24-1263 5.5 X13 01.43=822.3 6t老系统液氨产量：13 01.43-822.3 6=479.07新系统吨氨消耗天然气量69665 7822.3 6=847.iWt老系统吨氨消耗天然气量12708479.07=1070.2Mt系统吨氨消耗天然气量：120936沅13 01.43=929.264t1.3.4.&蒸汽消耗3.2Mpa蒸汽均用于新系统，全系统.2Mpa蒸汽消耗：478.84-13 01.43 X1000=3 67.9kg/tNH31.OMpa蒸汽消耗：99.644-13 01.43 X1000=76.5 6kg/tNH 3注：由于老系统自产蒸汽计量不准确，故本次只计算系统蒸汽消耗。1.3.4.4电消耗因新、老系统电无法分别计量报只统计总消耗。查定期间总耗的U3 05 2kwh故系统电耗为 1105 11H13 01.43=849.15 kwh/tNH31.4 查定分析1.4.1、新系统造气净化工序2002年大修实施合成氨“双一段一期工程即新增换热式转化炉、更新二段炉、对流段改造、新增净化再生年C0洗涤分离罐、增设再生气管线、增设CO水冷 2 2器，其中换热式转化炉和二段炉因高温合金管质量问题未投入系统Q3年大修实 施“双一段二期工程,”即投入换热式转化炉和二段炉配管、增设氧化锌脱硫槽、中变气废锅、低变气废锅、低变炉保护器、半贫液闪蒸槽、脱碳吸收塔和再生塔填 料改型。为保护大低变催化剂和提高低变的变换率004年大修改装低变保护器为 B204低变催化剂。从本次查定数据来看：在工艺投气方面：新转化工艺投气达到84.2Niw/h,为设计值8228NiWh的 97.04%已接近但未达到设计最高负荷。其原因主要存:、联合压缩机在夏天气 温较高时实际工艺空气输气量不足司8228m/h的工艺天然气负荷不匹配限制了 负荷的推进；b、中变炉在8200 Nm/h负荷情况下阻力上升，压力已接近或达到原 3设计压力（1.92Mpa）,且由于空速增加后,变换能力下降，出口 CO上升（3.0%）,减少了氨产量;c、脱碳系统处于极限操作，弹性很小，容易出现波动。在指标控制方面：厢式炉出口残余甲烷为.51%换热炉出口残余甲烷为 14.60%二段炉出口残余甲烷为.42%换热炉和二段炉出口甲烷低于设计高限，主要是因为今年大修更换了换热炉催化齐但随着使用时间的增加开停车次数的 累计，易受高温蒸汽钝化而导致换热炉催化剂活性下啼影响新系统的投气负荷。中低变甲烷化部分在增设小低变炉后基本能满足新潮你t/a合成氨转化 气的变换和甲烷化要求在新系统工艺投气平均984.2Nm/h时，中变出口C0含量 为3.37%最终变换出IOCO含量为0.32%甲烷化出口甲烷含量为.87%可见中 变出口C0含量较高使最终变换出KO含量较04年9月查定值高出0.07%使新系 统减产液氨0.7%（1.9吨/天），但如再增加负荷或者时间稍长，中变出进一 步上升，则低变的能力即显不足因此，新系统中变炉是15万吨/年达产瓶颈之一。脱碳部分在新系统工艺投气平均为84.2Nm/h时，脱碳碱洗气二氧化碳含 量为0.173%从主要指郴0浓度，贫液、半贫液循环量及半液、富液再生度，再 2生塔阻力看均处于极限状态对脱碳长期稳定满负荷运行有较大制缄以脱碳必 须在指标优化和精心调控下才能实现推高负荷幽）0Na/h的目标。1.4.2,老系统造气净化工序老系统造气净化工序从70年代投产到85年局部改造后，其生产能力达到 5 5 Kt/a合成氨转化净化能力，近0年来基本没有改造。从本次查定的情况看，工 艺天然气的投入能退800Nm/h,平均为465 1.3 Nm/h,生产能力在525 5 Kt/a的 水平。从查定的控制指标看：一段炉出口残余甲烷为0.53%二段炉出口残余甲烷 为0.31%低变炉出口一氧化碳含量为.15%脱碳碱洗二氧化碳含量为.38%甲 烷化出口甲烷含量为）.92%说明本次查定期间老系统一段出口甲烷和脱碳出口二 氧化碳较高,如进一步推高负荷、降低一段炉出口残余甲烷含量和脱碳碱洗气二氧 化含量难度较大。如果老系统要递OKt/a的能力则工艺投气应为200Nm/h,将会导致一段炉出 口残余甲烷和脱碳碱洗二氧化碳含量上邢可能做到经济平稳运行老系统一段 4炉转化管已严重超过使用受命而一段炉对流段的能力偏d致使一段炉提温困难，转化出口残余甲烷偏高老系统脱碳采用两塔吸收和两塔再生风冷降温流程导致 再生压力高，再生热耗高，二氧化碳汽提气冷凝分离温度高，溶液再生度差，气体 净化度差。因此目前老一段炉和脱碳已成为制约负荷进一步推高的瓶耦影响合 成氨150Kt/a总能力最终达产的关键因素之一。1.4.3,压缩工序1.4.3.1、联压机K402G投入生产后，联合压缩机对生产稳定起到了强有力的支撑作限02A、B台压缩机经过改造后能力与K402C、D、E相同，天然气的设计输送能力约为 2600Nm/h,空气设计的输送能力为3 600N“/h,K402G天然气的设计输送能力为 5 760Nm/h,空气的设计输送能力为200Nm/h,全开是总计天然气最大设计输送能 力为18760Nm/h,空气最大设计输送能力为5 200Nm/h。在实际生产组织中，新系 统是开K402a D、E或K402G加一个小机子，空气量基本上能满阅00Nm/h左右 的工艺天然气投气负荷，假如低压系统调整后可以再加负碘）ONin/h,则在夏 天气温较高时，受循环水能力不足和气温高的影响压缩机空气输送能力将会受到 限制，一方面因进口空气温度高影响了压缩机空气输送能第一方面目前循环水 能力不足影响压缩机水冷器降温效果也将造成其工艺空气输送不足在工艺天然 气输送方面三台压缩机K402a D、E）机组的输送天然气量输送能力为BOONm/h,达不到90Kt/a能力（需工艺投气910Nm/h）的水平，故一过402G故障则联压机 达不到新系绷OKt/a能力的要求。1.4.3.2氢氮气压缩机两台3 M22-160/13.5-32畋造加转后其输送气体的能力提高到800Nm/h；三台3 D22HT4.5/14-3 20提压后为12000Nm/h；K401F输送气体的能力为 22000Nm/h,总的输气能力为9600Nm/h,能满足15 0Kt/a的能力。氢氮气压缩机到合成系统的阻力大，在一定程度影响了高压机的输气能力。本机出口压力与合成入口压力相差0l.5 Mpa,即较多时候本机出口在93 0Mpa 下工作。主要原因为装置扩产后高压管线未进行改造，管程较长，管径偏小。51.4.3.循环气压缩机循环机输气能力为15 0X280X0.9X2+216X280X0.9X2=3 3 5 664 NMh,循 环气压缩机能够满足5 0Kt/a的能力，但透平机的电流已达000A左右，接近额定 电流值。1.4.4、合成工序1.4.4.1、新合成塔新合成塔采用BD型内件于1998年5月投用，至今已使用了7年，按使用年 限应进行大修。今年更换了催化剂。更换中发现中心管和温度计套管严重变形，冷激分布器上面的钢丝网损坏了大邺20%,露出了筛板,2、3#冷激分布器由于 进不了人和检修时间原因而无法仔细检查B根据1#冷激分布器的损坏情况推测这 两个分布器同样存在钢丝网损坏的情雁化机进行修复的过程中还发现下部换热 器泄漏，堵漏后仍无法完全消除同时由于在今年催化剂还原结束以后发现合成塔 的热点温度不在第一层的2、8点，而在第二层的3、4点上，全床层温差较大而 且整个床温很不好控制,可以确定为分布器已经损坏使塔内气体偏流导致催化剂 还原不彻底。目前为了保持生产稳定不得以将合成塔的操作温度控制得相对比较 高。但存在的主要矛盾为：操作温度过高将导致催化剂的使用寿命缩短，而把温度 降低到正常范围内操作又将出现整个床温难以调整控制的现象。1.4.4.2新快速水冷器方面:现有合成快速水冷器是994年为三套管型合成塔内 件而设计配套，至今运行已蒯年。目前新合成塔内件已更换为）型，较原三套 管内件YD型催化剂装填量增加了通0%,系统负荷也增加了约0%以上，使快速水 冷器的热负荷大大增力呱本次查定数据可以看捌合成水冷器出口温度为0,按指标控制应加0才满足要求，表现出新合成水冷器能力明显不足不利于氨的 分离。通过工艺核算，要达到5 0Kt/a的生产能力，新快速水冷器的热负荷为在不 新增设快速水冷器的条件下特别在夏天限制了新合成能力的发屣而制约了合 成氨15 0Kt/a生产能力的发挥。1.4.4.&老合成塔老合成塔内件为满足全系统5 0Kt/a的氨产量在2003年大修改造成皿一996型内件。大修后投产使用，运行中因中置锅炉进出口阀的原因，系统阻力很高，限 制了工艺负荷的推高。至004年大修时将该阀拆除，开车运行效果明显，阻力大 幅度降低，目前已能满足现生产需要但是老塔的操作稳定性不如401,而且多以 循环量进行调节床温，减量时系统压力上涨导致上工序减负荷的情况异常频繁。1.4.4.4新老氨蒸发器两个氨蒸发器能力不足，从本次查定数据看在气氨压力较低2Mpa以下），用氨量（19.15 t/h次于产氨量（18.075 t/h）时，氨蒸发器出口温度（老合成塔为 0.78,新合成塔为0.182TC）双塔平均值在TC左右，而气氨温度（老合成塔为-9,新合成塔为8）双塔平均值都加以下，根据对氨蒸发器（按15万口打 年核算）的计算结果，体现出氨蒸发器换热面积够，而蒸发热量不足的问题，导致 液氨蒸发量不能满足联碱需求（具体核算过程见附件二）1.4.4.仅合成全系统能力方面合成系统同低压系统的能力不匹配限制了生产负荷的进一步推高从查定情 况看，新合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器热量不足过度加氨和新快速水冷器能 力不足导致合成压力上涨，在控制合成压力指栩翻Pa下不能满足15 0Kt/a的生 产要求，除非往上放开合成压力运行指标，但这将导致设备运行的不遮比新 合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器过度加氨和新快速水冷器能力不足是导致 150Kt/a不能达产的又一重要因素。1.4.5,氨库工序1.4.5.1、液氨中间槽能力方面中间储槽按20分钟缓冲时间设计、小时产氨量搔吨计，则体积约3 2m，h,需要储槽体积:V=3 2X20+60=10.67%现在的中间槽体积为叫 因此液氨中间 槽能力不足，但目前任可以使用。1.4.5.2液氨罐能力方面今年新安装11#液氨罐后，现有液氨罐11个，每个容积为45.2%允许装量 3 8.5 m,总计423.5 m,重量为253吨。实际库存控制茶00吨。则缓冲时间为：200 45 4X24=10.57小时。若按16小时（两个生产班）的缓冲时间设计，这样可以 7保证联碱设备出故障时，影响生产的程度降低到很小。则液氨罐的容积鹿海4 X 16240.61=496吨需在现有液氨罐的基础上增加3个液氨罐，按300 吨的库存设计液氨罐的体积，生产组织弹性更大。1.4.6,循环水工序合成氨厂循环水系统建987年为配合联威8.5万吨/年、合成氨9.65万吨/年的生产能力而设计建造的，系统共有凉水辘。2002年和2003年，为了配合 合成氨能力达到15万吨/年，将3槽和1、2槽分别划归合成氨厂使用2004年5 月将2#凉水塔的填料进行了更换2005年4月将1#凉水塔的填料进行了更换。1至8#凉水塔均按700M/h水量能力设计，设计上回水温要。（进水40,出水32）。按15万吨/年的投气负荷和8温差进行核算，全系统循环冷却水热 负荷为47343171.2Kcal/h需循环水总量为917.896 t/h已不能匹配8槽凉水塔总 量5 600M/h的能力。在冬天气温较低时勉强能满足现有负荷的需靠夏天时总回 水温度达42（最高44）、水泵出口温度为5（最高37）、温差为67,根本不能满足15万口疝年的投气负荷。循环水温度高,一方面影响压缩机水冷器降 温效果，造成联压机工艺空气打气量偏离设计埴较大，输气不足；另一方面进一步 突出了新合成水冷器能力不足的问题更合成压力升高到了指标的高限从目前的 状况来看，如要循环水系统的达到5 0Kt/a的需要，彻底缓解压缩及合成压力必需 新建凉水塔和进一步对现有凉水塔系统进行改遇此，循环水系统能力不足是5 万吨/年不能达产的又一主要因素工具体核算过程见附件一）1.5、查定结论1.5.1、从查定情况看全系统能力为45 Kt/a没有达到设计15 0Kt/a的水平，其中 新系统基本上达至如Kt/a的能力，为系统设计能力90Kt/a的100%,老系统最大能 力为5 5 Kt/a,为期望埴60Kt/a的91.7%1.5.2、从消耗上看系统天然气消耗为929.26m/t（其中新系统天然气消耗为 847.14m/t,老系统天然气消耗为070.2m/t）,系统电耗为849.15 kw.h/tNH,全 3 系统3.2Mpa蒸汽消耗为3 67.9kg/tNH全系统（含烟道气回收装置1.OMpa蒸汽 3消耗76.56 kg/tNH,较系统改造前降低较大。381.5.3,从工艺指标控制情况看，总体控制较好且新系统中变出neo、老系统一 段出口CH、脱碳再生度和出口X）、合成系统氨冷温度、循环水上回水温度指标较 4 2差，是15万吨/年不能达产的主要瓶颈指标。2、150Kt/a装置能力达产改造方案通过上述对装置能力的查定和分析我们认为新系统中变炉、老一段炉和老脱 碳能力不足、新合成塔口内件缺陷，合成两个氨蒸发器蒸发热量不足和新快速水 冷器能力不足、循环水系统能力不足是导致合成舞OKt/a总能力不能达产的几大 关键因素。在上述几方面因素中，老一段炉和新合成桶内件改造涉及的资金和施工周 期是近期难以解决的问题因此将改造的重点放渐系统中变炉，老脱碳，合成两 个氨蒸发器，新快速水冷器和循环水系统。下面对改造方案进行详述。2.1 循环冷却水系统2.1.1 能力核算 循环水能力不足，根据合成氨15万口疝年的循环水系统热量 核算结果（见附件一）按原凉水塔设计值平衡仍差缺17.896吨/小时冷却水处理 量，在夏天气温较高时，将导致压缩机空气输气能力不足和合成系统温度高、压力 高，需要增加凉水塔或者对凉水塔进行改造以满足合成氨）Kt/a的生产能力的需 要。5.4.2、合成系统能力不足，需增大新老合成氨蒸发器能力以满足双合成塔生产需 要；新合成水冷器能力严重不足，需要增加水冷器换热面积与新塔能力匹配。新合 成塔内件损坏问题可更换内件或结合合成20Kt/a改造新增一套p 1400-q）1600 合成塔。5.4.1老系统能力不能逃OKt/a,主要瓶颈在一段炉和脱碳装置。因此加快对老 系统的改造势在必行。5.4.4新系统能力的充分发挥受换热炉装置能否长周期平稳运行的影响，也受制 于脱碳能力是否能进一步增大换热炉和脱碳装置目前处于高限运行状态（寸换热 炉装置长周期问题可以改造换热炉过热段，增改压温蒸汽管线。95.4.5,随着合成氨15 0Kt/a的生产能力的形成，大部分工艺管线及部分分离器是 按96.5 Kt/a设计的直径偏小，特别是新系统造成系统阻力增大，对生产有一定的 制约。可以考虑逐年利用大修抽换，降低系统阻力。生产部、合成氨厂二00四年九月二十二日附表一：主要工艺指标、分析数据统计名称系统控制范围位号波动范围平均值备注B201出口温度新造气W740TR-217728-73 973 5.8W740TR-218725 73 773 2.9H201出口温度W73 0TR-278717-73 0724.9D202出口温度W960TR-225861890872.6C201入口温度TR-279647-65 965 3.9B201天蒸混合气流量n3/hW173 67.517913-1979519176.2表计不准H201天蒸混合气流副3/hW14209.8125 47-1411813 43 2.2表计不准B201 出口 CH,%W14%(VQ8.01-9.198.5 1D202 出口 CH,%W0.5%(V.)0.3 5-0.490.42H201 出口 CH4%W18%(V)14.4 14.8514.60F101出口温度老造气W740WJ-102709728722二段出口温度W960WJ-103870920886.7H101出口温度3 20-440WZ-1073 70-3 823 78.1H101出口温度3 20440WZ-1073 703 823 78.1F101 出口 CH，W11.3 79.5 711.1410.5 3二段出口 CH4%W0.30.25 0.3 50.3 1F201A出口压力Mpa新净化W1.6PI-23 51.3 7-1.5 21.48入E3 01贫液流量m3/h140FRC-3 01129-13 813 4.2入E3 01半贫液流量m3/h260FRC-3 0223 2-24223 7.8中变炉入口气体温度3 003 70TR-2293 44-3 473 46.1中变炉热点温度TR-23 4400402401.4低变炉入口温度180-220TRC-23 5196-201197.9低变热点温度TR-23 9201204202.7甲烷化入口温度。C330TRC-2403 23 3 3 03 26.6甲烷化热点温度W400TR-2443 3 9-3 623 44.4E3 01出口气体温度90TI-3 0372 8880.3中变出口CO%W43.15-3.813.3 7低变出口 CO%W0.50.19-0.450.3 2吸收塔出OCO%W0.30.067-0.280.17210甲烷化出口CH,%W1.50.64-1.060.89甲烷化出m/N,2.73.53.04-3.433.19半贫液再生度W1.41.3 3-1.3 81.3 6半贫液K,O mol/11.71-2.752.3 6-2.5 92.48贫液再生度WL251.2 1.251.24贫液 KQ mol/11.81-2.852.5 5 2.792.66入C201贫液流量nWh老净化80-160GJT201a112126117.9入C203半贫液流量m3/h160-25 0GJT201b200216207.5中变入口温度3 203 5 0WZ-2012913 08298.3中变热点温度3 00-45 0WJ-2023 5 0-3 783 65.9低变入口温度165 220WZ-204179188182.8低变热点温度170-25 0WJ-204189198195.2甲烷化入口温度老净化270-3 3 0WJT204289-3 01292.3甲烷化热点温度3 0045 0WJ-2063 29-3 453 3 6.2中变出口CO%W31.18-2.5 91.48低变出口 CO%W0.30.1-0.30.149吸收塔出neo,%W0.50.27-0.50.3 8甲烷化出口CH4%W1.10.65-1.140.87甲烷化出UH/N,2.53.83.02-3.433.24贫液KQ mol/11.88-2.112.01半贫液K,O mol/11.86-2.071.99合成塔进口压力Mpa新合成W3 225.6-28.027.4合成塔出口压力Mpa24.1-26.025.29合成塔阻力Mpa0.88-1.090.96气氨压力 MpaW0.40.09-0.240.13主线流量m3/h700180217322副线流量 m3/h0-960163121#冷激流量m-Vh7917-982387142毋令激流量nWh12812-15 3 40143193毋令激流量m3/h449827685合成塔热点温度5 02-5 175 10.6合成塔入口温度3 8 4542.5 7水冷器入口温度11713 5127.61水冷器出口温度W4044 5249.2氨蒸发器出口温度(-5)-5-5 7-0.17气氨温度-122-7.7循环水上水温度W3 228-3 128.9循环气H/N,2.3 7-3.282.92循环气惰黑15-2014.7617.2715.65合成塔入口压力Mpa老合成W3 1.425.8 27.826.91合成塔阻力Mpa1.25-1.401.3 28气氨总管压力MpaW0.5 50.1-0.240.13 5热交换器入口流量nWh5 06796197655090冷分流气流量m3/h4097-1629215432热分流气流量m3/h203 5 5-260812220111零米冷激流量nWh00新鲜气流量m3/h2499825 00024998.6零米温度W5 20390405404.3 1合成塔热点温度W420520474490484.75氨蒸发器出口温度(-15)-20-2-50.78气氨温度(-10)-20-12-8-7.47水冷器出口温度W5 540 4340.76循环气H/N,2.54.82.82 3.283.08循环气惰黑10.5-2515.81 19.7617.68循环水上水温度循环水283128.9附表二：液氨产量、消耗情况统计名 称系统波动范围平均值总 量备 注工艺天然气Nm3新系统740082007984.2574860老系统43 004800465 1.5334893燃烧天然气Nm3新系统1691.6121797表计不准老系统2469.7177815尾气 Nm3新系统1948-24002221.715 9962.4表计不准老系统7001800115983448表计不准3.2MPa蒸汽 t全系统6.65478.8l.OMPa蒸汽 t全系统1.3 899.64电耗 KWh15 3 48.751105110脱盐水 t3 3.652423液氨产量t全系统18.07513 01.43联碱用氨量 t附件全系统,一：合成1氨 150Ktz19.15为循环水热13 78.8、量计算一、计算条件1、按330天/年生产时间计，日齐SdQt/d小时产量为18.94 t/h2、工艺天然气耗量按OONnf/tN%工艺投气按13 25 8Nnf/h。其中新系统工 艺投气按8228Nn?/h；老系统工艺投气按03 0Nnf/h。3、各循环水换热器的水温升按设计参然。4、进出换热器的物料温度按设计值。125、压缩机生产运行按I）联压机为K402G和其它3台压缩机；（2）高压机为K401F和其它3台压缩机。二、压缩机系统循环水热量计算1、计算条件进出水温差为8,水的热容为L0Kcal/kg：C。2、K402G设计值循环水耗量为3 0m3/h。Q=1.0X8X23 0X 1000=1840000 Kcal/h3、K402其它3台机组设计值循环水耗量为3 0irf/h。Q=1.0X8XH0X 1000X3=2640000 Kcal/h4、K402F设计值循环水耗量为62.5 nf/h。Q=1.0X8X262.5义 1000=2100000 Kcal/h5、K401其它3台机组设计值循环水耗量为68mh。Q=1.0X8X（168X3）X 1000=4032000 Kcal/h6、压缩机需循环水带走的热负荷为）612000 Kcal/h需循环水量为：13 26.5 nVho三、新系统CO,水冷器1、计算条件按吨氨副产CO2 640NWNH,新系统产氨11.75 4t/h再生塔出口温度103,经CO2洗涤分离器后温度为。0，脱盐水移走三分之一的热量；再生塔出口表压 为0.05 MP&冷却后的CO?温度为40。再生塔出 口CO2量：11.75 4X640=75 22.5 6NWh=3 5 5.83 kmol/h：02在70的比热为9.60丘1/11110；100饱和蒸汽压为）.10133；40的饱和蒸汽压为）.0075 2 MPa水蒸气在100下的熔为63 9.4kcal/kg在40下的13焰为613.5 kcal/k3液态水在40下的焰为40kcal/kg2、计算(1)CO2需要移走的热量：Q=9.6X3 3 5.83 X(100-40)=193438 Kcal/h(2)CO2带走的水蒸汽热量：热交换前总的水蒸气量：X/(75 22.5 6+X)=0.1013/0.15 X=15 646.8 Nrf/h=12.5 73 t/h没有被冷凝的水蒸气量：X/(75 22.5 6+X)=0.0075 2/0.15 X=3 97 Nn?/h=0.3 19t/h没有被冷凝的水蒸气量放热：Q=mZk H=(63 9.4-613.5)X0.3 19X 1000=8262.0 Kcal/h被冷凝的水蒸气放热：Q=mZk H=(63 9.4-40)X(12.5 73-0.3 19)X 1000=73 45 047.6 Kcal/h(3)、总移走的热量：Q=193 43 8+8262.1+73 45 047.6=75 46747.8 Kcal/h 总(4)需要冷却水的量：按水温升8计算M=(Q X2/3)/8=628.9 t/h 总四、新原料气水冷器1、计算条件(1)新系统的工艺投气量按228 Nnf/h；到原料气水冷器膨胭.26倍(干气)原料气的总气量为干气)8228X4.26=3 5 05 1 Nif/h；原料气从150降温到40。(2)气体的组分为：H：74.37%N：24.46%CH：0.91%Ar：0.26%2 2 4根据进入水冷器的水汽浓度分析可利0(g)量为93 0.19 Nm/h,有14.7 Nm/h的水蒸气没有被冷凝下来。(3)查150下的各组分焰为:14H2：873 Kcal/h 凡：862 Kcal/h CH：-16744 Kcal/h Ar：621 Kcal/h HO(g)：-5 6787 Kcal/h(4)查40下的各组分焰为H：105 Kcal/h N：102.6 Kcal/h CH：-17763 Kcal/h Ar：74.4 Kcal/h HO 2 2 4 2(g)：-5 7678.6 Kcal/h2、计算(1)进入水冷器前的焰：H2：(3 5 05 1X0.743 7)/22.4X 873=1015931 Kcal/hN2：(3 5 05 1X0.2446)/22.4X 862=3 29926Kcal/hAr：(3 5 05 1X0.0026)/22.4X621=25 26Kcal/hCH：(3 5 05 1X0.0091)/22.4X-16744=23 8426Kcal/hH2O(g)：(14.7/22.4)X-5 6787=3 7266Kcal/h以上合计为15 0。原料气进入水冷器前的焰1072691 Kcal/h(2)出水冷器后的烙：H2：(3 5 05 1X0.743 7)/22.4X 105=122191 Kcal/hN2：(3 5 05 1X0.2446)/22.4X 102.6=3 605 9Kcal/hAr：(3 5 05 1X0.0026)/22.4X74.4=3 03 Kcal/hCH：(3 5 05 1X0.0091)/22.4X-17763=25 293 6Kcal/hH2O(g)：(14.7/22.4)X-5 7678.6 3 8068Kcal/h以上合计为40原料气出水冷器后的焰：132451 Kcal/h(3)水蒸气在150冷凝到40。所放出的热查水蒸气150冷凝热505 Kcal/kg水的比热为1.0 Kcal/kC 分析数据可得原料气经水冷器冷却后共有5.66 kg/h的水蒸气冷凝为水。冷凝放热Q=5 05 X73 5.66=3 715 08.3 Kcal/h水从150。降到40。所放出的热Q=1.0X73 5.66X(15 0-40)=80922.6 Kcal/h15(4)原料气经过水冷器后的总放热Q=3 715 08.3+80922.6+13 245 1+1072691=165 75 72.9 Kcal/h 总(5)所耗循环水量：按水温升8计算M=Q/8=207.197t/h五、老原料气水冷器1、计算条件(1)老系统的工艺投气量按030 Nn?/h；到原料气水冷器膨膜.26倍(干气)原料气的总气量为(干气)5 03 0X4.26=21428 NMh；原料气从220降温到38。(2)气体的组分为：H：74.37%N：24.46%CH：0.91%Ar：0.26%2 2 4根据进入水冷器的水汽浓度分析可居O(g)量为5 5 4.78 Nm/h,有8.76 Nn?/h=0.3 9kmol/h的水蒸气没有被冷凝下来。(3)查220下的各组分烯为：H：13 61.6Kcal/h N：1355 Kcal/h CH：-15 998.4 Kcal/h Ar：968.2 Kcal/h 2 2 4H2O(g)：-5 6201.8 Kcal/h(4)查3 8。下的各组分焰为H：91 Kcal/h N：88.92 Kcal/h CH：-17779.8Kcal/h Ar：64.48 Kcal/h 2 2 4H2O(g)：-5 7694.5 2 Kcal/h2、计算(1)进入水冷器前的烙：H2：(21428X0.743 7)/22.4X 13 61.6=968681 Kcal/hN2：(21428X0.2446)/22.4X 13 5 5=3 1705 1 Kcal/hAr：(21428X0.0026)/22.4X968.2=25 26Kcal/hCH：(21428X0.0091)/22.4X-15 998.4 13 9268Kcal/hH2O(g)：(0.3 9/22.4)X-5 6201.8 21919Kcal/h以上合计为220原料气进入水冷器前的熔112695 3 Kcal/h16(2)出水冷器后的焰：H2：(21428X0.743 7)/22.4X91=64740 Kcal/hN2：(21428X0.2446)/22.4X88.92=20805 Kcal/hAr：(21428X0.0026)/22.4X64.48=161 Kcal/hCH：(21428X0.0091)/22.4X-17779.8 15 4780Kcal/hH2O(g)：(0.3 9/22.4)X-5 7694.5 2=225 01 IKcal/h以上合计为3 8。原料气出水冷器后的焰：294085 Kcal/h(3)水蒸气在220冷凝到38。所放出的热查水蒸气220冷凝热443.7 Kcal/kg水的比热为1.0 Kcal/k奠。分析数据可得原料气经水冷器冷却后共有8.84 kg/h的水蒸气冷凝为水。冷凝放热Q=443.7X 438.84=194713.3 Kcal/h水从220降到38所放出的热Q=1.0X43 8.84X(22038)=79869Kcal/h(4)原料气经过水冷器后的总放热Q=294085+1126953+194713.3+79869=1695 620.3 Kcal/h 总(5)所耗循环水量：按水温升8c计算M=Q/8=211.95 2 t/h总六、老CO。水冷器1、计算条件按吨氨副产CO2 640NWNH,老系统产氨7.186t/h再生塔出口温度107；再生塔出口表压为).06MPa循环水冷却后的CO2温度为40。再生塔出口CO2量：7.186X640=45 98.86NWh=205.3 1 kmol/h)2在75的比热为9.6211/11110；107饱和蒸汽压为).12983；40 的饱和蒸汽压为).0075 2 MPa水蒸气在107下的熔为642.3 kcal/kg在40下的 焰为613.5 kcal/kg液态水在40下的焰为40kcal/kg172、计算(1)CO2需要移走的热量：Q=9.62X205.3IX(107-40)=13 23 28.09 Kcal/h(2)CO2带走的水蒸汽热量：热交换前总的水蒸气量：X/(45 98.86+X)=0.1298/0.16 X=19766.89 NriV h=15.884t/h没有被冷凝的水蒸气量：X/(45 98.86+X)=0.0075 2/0.16 X=226.81Nrt/h=0.182t/h没有被冷凝的水蒸气量放热：Q=mZk H=(642.3-613.5)X0.182X 1000=5242 Kcal/h被冷凝的水蒸气放热：Q=mZk H=(642.3-40)X(15.5 84-0.182)X 1000=9457314.6 Kcal/h(3)总移走的热量：Q=13 23 28.09+5242+945