学士学位论文--年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计说明书.doc

河南城建学院专科毕业设计（论文） 绪论
年产三十万吨合成氨合成工段工艺设计
1.绪论
1.1合成氨简介
在高温高压和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成的为氨的混合气中冷凝分离出来。由于受反应平衡影响，氢氮混合气不能全部转化为氨，反应后气体中一般只有10%-20%，通常采用冷冻的方法将已合成的氨分离，然后在未反应的氢氮混合气中补充新鲜气进行循环反应。
氨合成反应是一个放热反应，而氨分离过程又要消耗大量的冷量。在氨合成系统中合理设计回收反应热的设备，可降低冷量的消耗。氨合成工段的生产状况直接影响到合成氨厂生产成本的高低，它是合成氨厂节能减排的关键工序之一。
根据合成氨反应中采用的压力、温度及催化剂型号的不同，氨合成的方法可以分为低压法（15-20MPa）、中压法(20-32MPa)和高压法三种。目前合成氨厂普片采用的采用的是低压法和中压法。
1.2 合成氨概况
合成氨是重要的无机化工产品之一，最早是由德国化学家哈伯于1902年研究出来的，其原理是由氮气和氢气在一定条件下直接合成氨，并于1908年申请专利。后来，他继续研究，于1909年改进了合成技术，使氨的含量达到6%以上。
合成氨工业起初是因为制作炸药而被重视，在20世纪初期形成规模，为战争服务;第一次世界大战结束后,转向为农业、工业服务。随着科学技术的发展，对合成氨的需要量日益增长。20世纪50年代后氨的原料构成发生重大变化，近数十年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产成为合成氨装置发展主流，技术改进主要方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。
合成氨工业已有一个世纪的历史，在国民经济中占有重要地位。合成氨在农业上有非常重要的地位，氮肥，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。
同时，合成氨也是大宗化工产品之一，世界每年合成氨有80%用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。据IFA全球合成氨产能的调查，统计从2007年的1.763亿吨NH3已增加到2012年的4.652亿吨NH3，增加量的三分之一将通过产能改造实现，其余三分之二将通过全球范围内近50套生产装置的开车实现，其中有一半来自中国。
2008年中国合成氨新建或拟建项目产能达300万吨，其中平安化肥有限责任公司设计年产合成氨15万吨、硝铵30万吨，项目总投资8亿元，建设周期为2009年-2010年；潞安矿业集团有限责任公司计划投资年产合成氨30万吨建设周期为2009-2011年，总投资为28亿元；中国石油青海油田分公司投资建设年产合成氨45万吨，前期工作已开始，项目总投资25亿元；山西同德化工股份有限公司08年投资建设年产合成氨18万吨、硝酸铵10万吨、甲醇3万吨、尿素22万吨。山西省临汾市建设年产18万吨合成氨、年加工30万吨尿素的生产装置。 该项目建设周期为2008年-2010年，项目总投资为8.4399亿元；安徽三星化工有限责任公司投资 年产50万吨合成氨100万吨尿素6万吨三聚氰胺工程。
2009年初年国务院研究通过保障化肥生产供应，促进化肥行业改革和发展的政策，标志着国内化肥市场化改革的正式启动，国家对支持农业生产、保障粮食安全给予了极大的重视，为了调动农民的种田积极性，各项农资补贴大幅度提高。这些政策不但调动了农民种田、购肥的积极性，也成为支撑化肥市场的信心，国内化肥市场产能大量释放。春节过后，随着供电和运输逐步恢复，尿素和硝酸企业开始复工或加大生产负荷，春季用肥季节的逐渐临近，各地尿素市场开始出现回暖，对合成氨市场需求也逐渐上升，来自chemsino分析预测,09年合成氨市场仍将保持稳定 ，新建装置项目计划延展受到国家产业政策的鼓励，当前我国尿素供应依旧紧张，今后5-10年内，我国尿素的需求将增加1000万吨以上，合成氨行业景气度依旧看好。
1.3 合成氨工业的发展趋势
原料路线的变化方向 煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故，到20世纪末世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。
节能和降耗 合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。
与其他产品联合生产 合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品，则可以简化流程、减少能耗、降低成本。
1.4 合成氨的工艺流程
合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。由于本设计主要研究氨合成过程中的合成工段，所以对于原料制备和气体净化过程不做介绍，以免影响读者参阅，如有兴趣可查看其相关资料。
氨合成是将纯净的氢、氮混合气加压到高压，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。氨合成反应式如下：
N2+3H2→2NH3(g) ΔH =-92.4kJ/mol
1.5 工艺流程的选择
合成氨的生产工艺条件必须满足产量高，消耗低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件最主要的因素有操作压力、反应温度、空间速度和气体组成等。
氨合成反应是气体体积缩小的反应，提高压力有利于反应平衡向右移动。压力增加平衡常数增大，因而平衡氨含量也增大。所以，提高压力对氨合成反应的平衡和反应速度都有利，在一定空速下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨合成压力的高低，是影响氨合成生产中能量消耗的主要因素之一。主要能量消耗包括原料气压缩功、循环气压缩功和氨分离的冷冻功。提高操作压力，原料气压缩功增加，合成氨净值增高，单位氨所需要的循环气量减少，因而循环气压缩功减少，同时压力高也有利于氨的分离，在较高气温下，气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。但是压力高、时，对设备的材料和制造的要求均高。同时，高压下反应温度一般较高，催化剂使用寿命也比较短，操作管理比较困难。所以。要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。目前我国中小型合成氨厂合成操作压力大多采用15~32MPa。
合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡氨含量必定减少。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。实际生产中还要考虑反应速率的要求。为了提高反应速率，必须使用催化剂才能实现氨合成反应。而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400~500 ℃。反应温度不能低于活性温度，在活性温度范围内选用较低温度，也有利于延长催化剂的使用寿命。在合成氨生产过程中，对应于任意一个瞬时转化率都存在一个最大的反应速率的温度，即最佳温度。就整个反应过程来说，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。
反应温度的控制还与催化剂的使用时间有关。新的催化剂因活性比较高，可采用较低的温度。在中期活性降低，操作温度应比初期适当提高8~10 ℃。催化剂使用到末期，活性因衰老而减弱，应再适当提高温度。

本设计采用冷凝法。一般含氨混合气体的冷凝分离是经水冷却器和氨冷嚣二步实现的。液氨在氨分离器中与循环气体分开，减压送入贮槽。贮槽压力一般为1.6～1.8 MPa，此时，冷凝过程中溶解在液氨中的氢、氮及惰性气体大部分可减压释放出来。
1.6 合成工段工艺流程简述
由高压机送来的新鲜气与冷凝塔一次出口循环气混合送入氨冷器，在氨冷器内，气体走管内，液氨走管外，由于液氨的蒸气吸取热量，气体被进一步冷却，并使气体中部分气氨冷凝管外蒸气的气氨经沫除器分离掉液氨后，去氨气柜或硝铵车间。
氨的高压混合气，自氨冷器出来，进入冷凝塔下部的氨分离器，分离液氨,除氨后的混合气，再经过冷凝塔上部的热交换器与循环机气体换热，二次出冷凝塔。
自冷凝塔二次出口的循环气其中一部分进入合成塔上部一次入口，气体沿着内件与外箱间环隙向下冷却塔壁后，进入下部换热器管外，另一部分循环气直接进入塔外气-气换热器冷气入口，通过管外并与管内废锅口出来气体换热后，设有副线气流分成四股，其中二股作为冷凝气分别从塔顶进入菱形分布器和层间换热器，一股为塔底副线，另一股进入合成塔下部二次入口与一次入口气体混合，通过下部热交换器与管内气体换热后与塔底副线气混合，由内中心管进入第一轴层反应，反应后气体与塔顶引入的第一冷凝气混合进入第二轴向层反应气体进入层间换热器管内与第二冷凝气换热降低气体温度进入径向层，第二冷凝气换热后提高自身温度进入外中心管与内中心管，气体混合进入第一轴向层，径向层自里向外径向流出，通过整个触媒层进入下部换热器管内，与管外换热后出塔进入废锅炉，与脱氧水换热副产品，0.8MPa的蒸汽,气体温度降低到217 ℃以下,进入气-气换热器,气流经与管外气体换热器降温后进入水冷器,后进入循环机,补充压力,经滤油器除去油圬后,进入冷凝塔上部的热交换器,出热交换器后与新鲜气混后开始下一个循环。

54

河南城建学院专科毕业设计(论文) 工艺设计
2工艺计算
2.1 物料衡算
2.1.1计算依据
（1） 产量：W=37.88t/h
（2） 催化剂用量： 70m3
（3） 精炼气成分见下表
表1 精炼气成分
组分
H2
N2
CH4
AR
合计
摩尔分数
73.16
25.17
1.29
0.38
100.000
（4） 合成塔入口氨含量：NH3入=2.00%
合成塔出口氨含量：NH3出=17.00%
合成塔入口惰性气体含量：AR +CH4=18.00%
（5） 合成塔操作压力：30（设备及管道造成的压力降；设备及管道的冷热量损失;冷交换器及氨冷器中溶解在液氨中的气量均忽略不计）
（6） 精炼气温度：35 ℃
（7） 水冷器冷却水温度：25℃
（8） 循环机进出口压差：2.97
（9） 年工作日：330天
（10） 计算基准：生产一吨液氨。

2.1.2 计算物料点流程

图1 物料恒算流程图
2.1.3 合成塔入口气组分
由计算依据得：
入塔氨含量： y5 NH3=2.000%
入塔甲烷含量：y5 CH4=18.00%=15.19%
入塔氩含量： y5Ar=18.00%=4.48%
入塔氢气含量：y5H2=[100-(2.00+15.19+4.48)] ×(3/4) ×100%=58.77%
入塔氮含量: y5 N2=[100-(2.00+15.19+4.48)] ×(1/4) ×100%
=19.56%
表2 入塔气组分含量（%）
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
2.00
15.19
4.48
58.77
19.56
100
2.1.4 合成塔出口气组分
以1000kmol入塔气作为计算基准求出塔气组分：
塔内生成氨含量：
NNH3==250.77kmol
出塔气量（N8）=入塔气量-生成氨含量=1000-250.77=749.23kmol
出塔氨含量: =17.00%
出塔甲烷含量：
===20.27%
出塔氩含量：
===5.98%
出塔氢气含量：
y8H2 = (1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)100%=(1-0.17-0.20-0.06)100%
=42.75%
出塔氮含量：
y8N2 = (1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)100%
= (1-0.17-0.20-0.06)100%=14.25%
表3 出塔气组分含量（%）
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
17.00
20.27
5.98
42.75
14.25
100
2.1.5 合成率
由式得:
式中 α——氨合成率，%；
——进合成塔气体中惰性气体含量,(摩尔分率)%

==32.05%
2.1.6 氨分离器气液平衡计算
设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分m(i)；分离气相组分y(i),气量V;分离液相组分x(i),液量L,其中进口物料组分m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以1Kmol进口物料为计算基准，即F=1Kmol。如图所示。
由气液平衡原理：
Fm(i)=Vy(i)+Lx(i)=m(i) ( 1 )
K(i)=, (K(i)——组分i平衡常数) （2）
将（2）式代人（1）式得：
=K(i)+1
==L(i) (3)
L= (4)
液体组分：
X(i)= (5)
V=F-L=1-L (6)
气体组分：
y(i)== (7)
计算气、液组分的步骤为：首先根据经验数据设（V/L）值，查操作条件下的（t，P）平衡常数（Ki）代入（3）计算L（i），然后根据（4）（5）（6）式计算（V/L）值，将假定值与计算值进相比较直至在误差允许的范围内。
已知分离器入口混合物组分如下表
表4 分离器入口混合物组分m（i）
mNH3
mCH4
mAR
mH2
mN2
合计
0.1700
0.2027
0.0598
0.4275
0.1425
1.0000

表5 t=30℃，P=17Mpa各组分平衡常数
KNH3
KCH4
KAR
KH2
KN2
0.104
19.550
45.570
68.230
57.333
设（V/L）=10代入（3）式中计算各组分溶解液量
LNH3==kmol
LCH4==kmol
LAr==kmol
LH2==kmol
LN2==kmol
分离液体量：
L=LNH3+LCH4+LAr+LH2+LN2
=0.0833+0.0010+0.0001+0.0006+0.0002
=0.0852Kmol
分离气体量：
V=1-L=1-0.0852=0.9148
计算气液比：
ˊ== =10.737
误差===7.37%
分离液组分含量
液体中氨的含量：
XNH3==
液体中甲烷的含量：
XCH4==
液体中氩的含量：
XAR==
液体中氢的含量：
XH2==
液体中氮的含量：
XN2==
表6 分离器出口液体含量（%）
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
97.77
1.17
0.12
0.70
0.06
100
分离气体组分含量
气体氨含量：
yNH3==
气体甲烷含量：
yCH4==
气体氩含量：
yAR==
气体氢含量：
yH2==
气体氮含量：
yN2==
表7 分离器出口气体含量（%）
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
9.20
17.05
3.53
53.67
16.55
100
2.1.7 冷交换器气液平衡计算
根据气液平衡原理x（i）=y（i）/K(i)，由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量y（i）和操作条件下的分离温度可查出K(i)，便可解出x（i）。
表8 t=-10℃，P=17Mpa的平衡常数
KNH3
KCH4
KAR
KH2
KN2
0.02
49.50
52.11
87.20
84.30
冷交换器出口液体组分含量
出口液体中氨含量：
XNH3==
出口液体中甲烷含量：
XCH4==
出口液体中氩含量：
XAR==
出口液体中氢含量：
XH2==
出口液体中氮含量：
XN2==

表9 冷交换器出口液体含量
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
98.52
0.30
0.09
0.68
0.41
100
2.1.8 液氨储槽气液平衡计算
由于氨分离器出口分离液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨储槽，经减压后溶解在液氨中的气体会解析，即弛放气。两种液体百分比估算值即水冷后分离液氨占总量的百分数。
G%=
=
水冷后分离液氨占总量的54.11%，冷交分离液氨占总量的45.89%。
以液氨储槽入口1kmol液体为计算基准，即L0=1kmol，入口液体混合后组分含量：
m0i=L15x15i+L16x16i
=G%L0x15i=(1-G%)L0x16i
=
混合后入口氨含量：
m0NH3=0.54110.9790+0.45890.9852=0.9818
混合后入口甲烷含量：
m0CH4=0.54110.0117+0.45890.003=0.0077
混合后入口氩含量：
m0Ar=0.54110.0012+0.45890.0009 =0.0011
混合后入口氢含量：
m0H2=0.54110.0063+0.45890.0068 =0.0076
混合后入口氮含量：
m0N2=0.54110.0018+0.45890.0041=0.0056

表10 液氨储槽入口液体含量
m0NH3
m0CH4
m0Ar
m0H2
m0N2
合计
98.18
0.77
0.11
0.38
0.56
100

表11 当t=17℃（由热平衡计算得）P=1.500Mpa平衡常数
KNH3
KCH4
KAR
KH2
KN2
0.0513
42.25
58.05
92.76
75.18
根据气液平衡原理 Li=
设（）= 0.08， 代入上式得：
出口液体氨含量：
LNH3==kmol
出口液体甲烷含量：
LCH4==kmol
出口液体氩含量：
LAr==kmol
出口液体氢含量：
LH2==kmol
出口液体氮含量：
LN2==kmol
出口液体总量：
L= LNH3 +LCH4 +LAr +LH2 +LN2=0.9777+0.0017+0.0002+0.0006+0.0008
=0.981Kmol
出口气体总量
V=1-L=1-0.981=0.019Kmol
计算气液比
ˊ===0.081
误差=
出口液体组分含量
其中，出口液体氨含量：
XNH3==
出口液体甲烷含量：
XCH4==
出口液体氩含量：
XAR==
出口液体氢含量：
XH2==
出口液体氮含量：
XN2==
表12 液氨储槽出口液氨组分（%）
NH3
CH4
AR
H2
N2
合计
99.66
0.17
0.02
0.06
0.09
100
出口弛放气组分含量
弛放气氨含量：
yNH3==
弛放气甲烷含量：
yCH4==
弛放气氩含量：
yAR==
弛放气氢含量：
yH2==
弛放气氮含量：
yN2==

表13 弛放气组分含量（%）
NH3

CH4
AR
H2
N2
合计
41.58
18.58
4.73
29.84
5.27
100
2.1.9 液氨储槽物料计算
以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算，液氨储槽出口液体量。
L19=Nm³
其中：
氨 L19NH3=L19x19NH3=1317.64m³
甲烷 L19CH4=L19x19CH4= m³
氩 L19Ar=L19x19AR= m³
氢 L19H2=L19x19H2= m³
氮 L19N2=L19x19N2= m³
液氨储槽出口弛放气
（）= 0.08
V20=0.08=0.081322.14=105.77 m³
其中：
氨 V20NH3=V20y20NH3=105.7741.58%=43.979 m³
甲烷 V20CH4=V20y20CH4=105.7718.58%=19.652 m³
氩 V20AR=V20y20AR=105.774.73%=5.003 m³
氢 V20H2=V20y20H2=105.7729.84%=31.561 m³
氮 V20N2=V20y20N2=105.775.27%=5.574 m³
液氨储槽出口总物料=L19V20=1322.14+105.77=1427.91m³
液氨储槽进口液体
由物料平衡：入槽总物料=出槽总物料
L21=L19+V20=1427.91m³
入口液体各组分含量计算
L21i=L19i+L20i
其中：氨 L21NH3=1317.64+43.979=1361.619 m³
甲烷 L21CH4=2.45+19.652=22.102 m³
氩 L21Ar=0.26+5.003=5.263 m³
氢 L21H2+31.561=32.351 m³
氮 L21N2=1.19+5.574=6.764 m³
由上得 =1428.1m³
入口液体中组分含量核算，由m’0i=得：
入口液体中氨含量：
==
入口液体中甲烷含量：
==
入口液体中氩含量：
==
入口液体中氢含量：
==
入口液体中氮含量：
==
即 合成系统物料计算
2.1.10 合成系统物料计算
将整个合成看做一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽驰放气V驰，产品液氨L氨，如右图所示：
由前计算数据列入下表
表14
名称

气量
补充气
—
0.0129
0.0038
0.7316
0.2517
V补
放空气
0.0920
0.1705
0.0353
0.5367
0.1655
V放
弛放气
0.4158
0.1858
0.0473
0.2984
0.0527
105.77
液氨
0.9966
0.0017
0.0002
0.0006
0.0009
1322.14
入塔气
0.0200
0.1519
0.0448
0.5877
0.1956
V入
出塔气
0.1700
0.2027
0.0598
0.4275
0.1425
V出
根据物料平衡和元素组分求：V补，V放，V出，V入 。
循环回路中氢平衡：
V补yH2补 =V放yH2放+V弛yH2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2L NH3 (1)
循环回路中氮平衡：
V补yN2补 =V放yN2放+V弛yN2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2L NH3 (2)
循环回路中惰性气体平衡
V补(yCH4补+ yAr补)=V放(yCH4放+ yAr放)+V弛(yCH4弛+ yAr弛) (3)
循环回路中氨平衡：
V出yNH3出-V入yNH3入=V放yNH3放+V弛yNH3弛+ L NH3 (4)
循环回路中总物料平衡：
V入=V出+V补-V放-V弛-L NH3 (5)
由(1)、(2)、(3)、(4)、(5)可解得：
V放=130.76 m³
V补=2980.23 m³
V入=11408.41 m³
V出=9982.35 m³
2.1.11合成塔物料计算
入塔物料：V5= V入=11408.41 m³
其中 NH3 V5 NH3 = 11408.41×0.0200=228.168 m³
CH4 V5CH4 = 11408.41×0.1519=1732.973 m³
Ar V5AR = 11408.41×0.0448=511.097 m³
H2 V5H2 = 11408.41×0.0587=6704.725 m³
N2 V5N2 = 11408.41×0.1956=2231.485 m³
合成塔一出，二进物料，热交换器冷气进出物料等于合成塔入塔物料，即
V5 = V6= V7 =11408.41 m³
出塔物料： V8 =9982.35 m³
其中
NH3 V8NH3 =9982.350.17=1697.000 m³
CH4 V8CH4 =9982.350.2027=2023.422 m³
Ar V8AR =9982.350.0598=596.945 m³
H2 V8H2 =9982.350.4275=4267.425 m³
N2 V8N2 =9982.350.1425=1422.485 m³
合成塔生成氨量：
VNH3 = V8NH3-V5NH3 =1697.000-228.168
=1468.832 m³
=1114.739 Kg
废热锅炉进出口物料，热交换器热气进出物料等于合成塔出塔物料，
即V8 = V9= V10 =9982.35 m³
2.1.12水冷器物料计算
进器物料：水冷器进气物料等于热交换器热气进出物料，即
V10入=9982.35 m³
出器物料：在水冷器中部分气氨被冷凝，由氨分离器气液平衡计算得，气液比V/L= 10
故有如下方程：
V11出/L 11出= V/L= 10 （1）
V11出+ L11出= L10入=9982.35 （2）
将V11出=10L 11出 ，代入（2）得：
L 11出= m³
V 11出=9982.35-907.486=9074.864 m³
出器气体组分由V11i=V11出y11i得 其中
NH3 V11 NH3 =9074.8640.0920=834.887 m³
CH4 V11CH4 =9074.8640.17051547.264 m³
Ar V11AR =9074.8640.0353=320.343 m³
H2 V11H2 =9074.8640.5367=4870.480 m³
N2 V11N2 =9074.864×0.1655=1501.890m³
出器液体各组分由L 11i = V8i – V11i 其中
NH3 L11 NH3 =1697.000-834.887=862.113 m³
CH4 L11CH4 =2023.422-1547.264=476.158 m³
Ar L11AR =596.945-320.343=276.602 m³
H2 L11H2 =4870.480-4267.455=603.025 m³
N2 L11N2 =1501.890-1422.485=79.405 m³
2.1.13 氨分离器物料计算
进器物料：氨分离进器总物料等于水冷器出器气液混合物总物料。即V11 = V11出+L 11出=9074.864+907.486=9982.35 m³
出器物料：气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体。
出器气体：
V12 = V11出=9074.864 m³ ，
出器液体：
L 15=L 11出=907.486 m³ ，
氨分离器出口气体放空V13=130.76 m³ 其中：
NH3 V13 NH3 =130.760.092=12.030 m³
CH4 V13CH4 =130.760.1705=22.295 m³
Ar V13AR =130.760.0353=4.616 m³
H2 V13H2 =130.760.5367=70.179 m³
N2 V13N2 =130.760.1655=21.640 m³
2.1.14 冷交换器物料计算
进器物料：进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量：
V14 = V12–V13=9074.864-130.76=8944.104 m³
其中：
NH3 V14 NH3 =8944.1040.0920=822.858 m³
CH4 V14CH4 =8944.1040.1705=1972.175 m³
Ar V14AR =8944.1040.0353=584.050 m³
H2 V14H2 =8944.1040.5367=4174.213 m³
N2 V14N2 =8944.1040.1655=1390.808 m³

出口物料（热气）：
设热气出口温度17℃，查t=17℃，p=30Mpa，气相中平衡氨含量=5.5﹪，计算热气出口冷凝液氨量时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10﹪，故V17NH3=5.5﹪1.1=6.05﹪.
设热气出口氨体积为a，则：
解得a=522.975 m³
冷交换器热气冷凝液氨量为：
L 17NH3=V14NH3 –a=822.858-522.975=299.883 m³
冷交换器热气出口气量及组分
其中：
=– =522.975 m³
= =1972.175 m³
Ar = =584.050 m³
= V14H2=4174213 m³
= =1390.808m³
出口总气量：
V17=V14–L17NH3=8944.104-299.883=8644.221 m³
出口气体各组分：
NH3 V17NH3 /V17=
CH4 V17CH4 /V17=
Ar V17AR /V17 =
H2 V17H2 /V17=
N2 V17N2 /V17=
2.1.15 氨冷器物料计算
进器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2980.23 m³
其中：CH4 V1CH4 =2980.230.0129=38.44m³
Ar V1AR =2980.230.0038=11.32m³
H2 V1H2 =2980.230.7316=2180.34m³
N2 V1N2 =2980.230.2517=750.34m³
V18（进器气体物料）=V1+V17=2980.23+8644.22=11624.45m³
进器气体组分含量V18i=V1i+V17i
其中：NH3 V18 NH3 = V17NH3=522.975m³
CH4 V18CH4 =38.44+1972.175=2010.615m³
Ar V18Ar =11.32+584.050=595.37m³
H2 V18H2 =2180.34+4174.213=6354.553m³
N2 V18N2 =750.12+1390.808=2140.924m³
各组分百分含量y18i=V18i /V18
其中：NH3 y18 NH3 =
CH4 y18CH4 =
Ar y18AR =
H2 y18H2 =
N2 y18N2 =
进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：
L 18= L 18NH3 = L 17NH3 =299.883m³
进器总物料= V18 + L 18 11624.45+299.883=11924.333m³
出器物料：已知出器气体中氨含量为2.00﹪，设出器气体中氨含量为b m³，

解b =222.030m³
则氨冷器中冷凝液氨量：
L18= V18–b =522.975-222.030=300.945m³
氨冷器出器总液氨量：
L 2NH3 = L 18NH3+ L 18NH3 =299.883+300.945=600.828m³
氨冷器出器气体量：
V2=V18 –b=11624.45-300.945=11323.505m³
其中：NH3 V2 NH3 =222.030m³
CH4 V2CH4 =V18CH4=2010.615m³
Ar V2AR =V18AR=595.370m³
H2 V2H2 =V18H2=6354.553m³
N2 V2N2 =V18N2=2140.924m³
各组分百分含量y2i=V2i /V2
其中：NH3 y2 NH3 =
CH4 y2CH4 =
Ar y2AR =
H2 y2H2 =
N2 y2N2 =
出器总物料= V2 + L 2NH3 =11323.505+600.828=11924.333m³
2.1.16 冷交换器物料计算
进器物料：冷交换器进器总物料等