年产4万吨合成氨合成工段的工艺设计本科学位论文.doc

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宁夏理工学院毕业设计摘要本设计为年产4万吨合成氨合成工段的工艺设计，合成工段是整个合成氨生产过程中的核心部分。在全世界不可再升能源不断减少的背景下，本设计选择了相对资源较多而且最为环保的天然气为生产原料。合成氨合成工段工艺流程为：气体→冷交换器→合成塔→换热器→废热锅炉→水冷器→氨分离器→循环机。通过查阅相关文献和资料，设计了年产4万吨合成氨合成工段的工艺流程，并且用CAD绘制了本设计的设备及工艺流程。最后对本设计的工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并且根据本设计及操作温度、压力按照相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。最后，对生产过程中所产生的硫化物进行处理，避免造成环境污染。关键字：天然气；合成；氨；物料恒算；能量衡算；脱硫；环境保护-51- 宁夏理工学院毕业设计AbstractThedesignfortheprocessdesignofannualoutputof40000tonsofsyntheticammoniasynthesis,synthesisworkshopsectionispartofthecoreoftheproductionofsyntheticammonia.Can'tlenergydecreasingbackgroundinthewholeworld,thisdesignchooserelativelymoreresourcesandtheprotectionofnaturalgasfortheproductionofrawmaterials.Synthesisofammoniasynthesisprocessis:gas,coldheatexchanger,synthetictower,heatexchanger,wasteheatboiler,watercooler,ammoniaseparator,circulationmachine.Throughaccesstorelevantliteratureanddata,thedesignprocessoftheannualoutputof40000tonsofsyntheticammoniasynthesis,anddrawingwithCADequipmentandprocessofthedesignofthe.Attheendofthedesignprocessforthematerialbalance,energybalance,andaccordingtothedesignandtheoperatingtemperature,pressureinaccordancewiththerelevantstandardofpipingofthesizeandmaterialofchoice.Finally,todealwiththesulfideproducedduringtheproductionprocess,toavoidthepollutionoftheenvironment.Keywords:gas;synthesis;ammonia;materialbalance;energybalance;desulphurization;environmentalprotection-51- 宁夏理工学院毕业设计毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作者签名：　　　　　日　期：　　　　　指导教师签名：　　　　　日　　期：　　　　　使用授权说明本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名：　　　　　日　期：　　　　　-51- 宁夏理工学院毕业设计目录摘要IAbstractII第一部分综述-1-1.1氨的物理性质-1-1.2氨的化学性质-1-1.3氨的用途及市场需求-2-1.4中国合成氨工业的发展概况-3-1.5合成氨的原料选择-4-1.6以天然气为原料合成氨典型工艺流程-6-1.7工艺条件的确定-7-1.8b工厂的选址-8-第二部分工艺计算-10-2.1原始条件-10-2.2物料衡算-11-2.2.1合成塔物料衡算-11-2.2.2氨分离器气液平衡计算-12-2.2.3冷交换器气液平衡计算-13-2.2.4液氨贮槽气液平衡计算-13-2.2.5液氨贮槽物料计算-15-2.2.6合成系统物料计算-16-2.2.7合成塔物料计算-17-2.2.8水冷器物料计算-18-2.2.9氨分离器物料计算-19-2.2.10冷交换器物料计算-19-2.2.11氨冷器物料计算-20-2.2.12冷交换器物料计算-21-2.2.13液氨贮槽物料计算-23-2.2.14物料衡算结果汇总-24-2.3热量衡算-28--51- 宁夏理工学院毕业设计2.3.1冷交换器热量衡算-28-2.3.2氨冷器热量计算-30-表2-23氨冷器进出热量汇总表-32-2.3.3循环机热量计算-32-表2-26循环机进出热量会在汇总-33-2.3.4合成塔热量计算-33-2.3.5废热锅炉热量计算-36-2.3.6热交换器热量计算-37-2.3.7水冷器热量计算-38-2.3.8氨分离器热量核算-39-3主要设备选型-40-3.1废热锅炉设备工艺计算-40-3.1.1计算条件-40-3.1.2官内给热系数α计算-40-3.1.3管内给热系数αi计算-43-3.1.4总传热系数K计算-43-3.1.5平均传热温差mΔt计算-43-3.1.6传热面积-43-3.2主要设备选型汇总表-44-4环境保护与安全措施-45-4.1环境保护-45-4.1.1化学沉淀—A/O工艺处理合成氨废水-45-4.1.2合成氨尾气的回收-45-4.2安全措施-46-4.2.1防毒-46-4.2.2防火-47-4.2.3防爆-47-4.2.4防烧伤-48-4.2.5防触电-48-4.2.6防机械伤害-48--51- 宁夏理工学院毕业设计结束语-50-致谢-51-附录-52--51- 宁夏理工学院毕业设计第一部分综述氨（Ammonia，即阿摩尼亚），或称“氨气”，分子式为NH3，是一种无色气体，有强烈的刺激气味。极易溶于水，常温常压下1体积水可溶解700倍体积氨。氨对地球上的生物相当重要，它是所有食物和肥料的重要成分。氨也是所有药物直接或间接的组成。氨有很广泛的用途，同时它还具有腐蚀性等危险性质。由于氨有广泛的用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一，多于八成的氨被用于制作化肥。1.1氨的物理性质1.有刺激性气味的气体,氨对人体的眼、鼻、喉等有刺激作用，接触时应小心。如果不慎接触过多的氨而出现病症，要及时吸入新鲜空气和水蒸气，并用大量水冲洗眼睛。　　2.密度小氨气的密度为0.771g/L（标准状况下）　　3.沸点较高氨很容易液化，在常压下冷却至-33.5℃或在常温下加压至700KPa至800KPa，气态氨就液化成无色液体，同时放出大量的热。液态氨气化时要吸收大量的热，使周围物质的温度急剧下降，所以氨常作为制冷剂。　　4.易溶于水氨极易溶于水，在常温、常压下，1体积水能溶解约700体积的氨。1.2氨的化学性质1.NH3（挥发性）遇HCL（挥发性）气体有白烟产生,可与氯气反应。　2.氨水（一水合氨，NH3﹒H2O）可腐蚀许多金属，一般若用铁桶装氨水，铁桶应内涂沥青。　　3.氨的催化氧化是放热反应，产物是NO，是工业制硝酸的重要反应，NH3也可以被氧化成N2。　　4.NH3能使湿润的红色石蕊试纸变蓝。NH3+H2O→NH4++OH-离方程式在水中产生少量氢氧根离子，呈弱碱性。　　5.氨与酸反应生成铵盐：NH3+HCI=NH4CI一水合氨或称氨水是氨的水溶液，氨的水溶液为碱性：NH3+H2O⇌NH4++-51- 宁夏理工学院毕业设计OH-其性质和氨气完全不一样。实验室的稀氨水一的浓度一般为1M至2M。氨的饱和水溶液（大约18M）的密度是0.880g/cm3。[1]1.3氨的用途及市场需求氨在国民经济中占有重要地位。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。氨是基本化工产品之一，用途很广。化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料。还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业部门。从氨可以制造得硝酸，进而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素等做为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单体、己二胺、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂和脲醛树脂等产品。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。现代国防工业和尖端技术也都与氨合成工业有密切关系，如生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷冻剂。合成氨工业的迅速发展，也促进和带动了许多科学技术部门的发展，如高压技术、低温技术、催化技术、特殊金属材料、固体燃料气化、烃类燃料的合理利用等。同时，尿素和甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。据资料统计:2000-2009年，我国氮肥产量由2398万吨增至4331万吨，年均增长7.7%；合成氨产量由3364万吨增至4995万吨，年均增长5.1%。2011年全国合成氨的产量达5068.97万吨,氮肥实现了自给有余。因而合成氨的持续健康-51- 宁夏理工学院毕业设计发展还有相当长的路要走。未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。合成氨工业在国民经济中举足轻重。农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。所以,合成氨工业是农业的基础。它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。我国七十至九十年代先后重复引进30多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约。今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。当今走老厂改造扩建的道路,可使投资节省1/2—2/3。节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要用。1.4中国合成氨工业的发展概况中国合成氨生产是在20世纪30年代开始的，最早以焦炭为原料生产合成氨，但当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过50kt（1941年）。此外，在上海还有一个电解水制氢生产合成氨、硝酸的小型车间。到20世纪50年代，我国氮肥事业不断发展壮大，并且开始了以天然气为原料的合成氨技术，由于天然气具有投资少、能耗低、环境污染少等优点。到20世纪60年代国内外都以天然气、重油等代替焦炭、煤为原料生产合成氨。目前，我国合成氨产量已越居世界第一位，并且掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及烃类为原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前，合成氨总生产能力为4500万t/a，氮肥已基本满足国内需求。今后发展的重点是调整原料和产品的结构，经一步改善经济型。国外合成氨情况与中国有很大的不同，从原料上看，目前主要生产氨的国家中，中国、美国、英国、法国、荷兰等几乎全部采用天然气，德国和日本液态烃占相当比重。目前我国已投产的大型合成氨装置有34套，设计总能力为1000万t/a，中小型合成氨装置55套，设计总生产能力500万t/a。根据合成氨技术情况的分析，估计未来合成氨基本生产原理不会出现原则性的改变，技术发展继续围绕：降低生产成本，提高运行周期，改善经济型为基本目标，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。-51- 宁夏理工学院毕业设计合成氨主要原料为天然气、石油、煤等。我国天然气资源十分丰富，除最近勘探的新疆塔里木盆地有大量的天然气可以通过长距离管线东输外，对海南莺歌海域蕴藏的天然已在本世纪初建一套引进的年产450kt合成氨装置，这是我国目前规模最大的一套合成氨装置。1.5合成氨的原料选择工业生产合成氨的主要原料有天然气、重油和煤（或焦炭）等。　　1.天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1%～0.3%（体积），经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯净气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。如图1.1。2.煤（焦炭、无烟煤）制氨。20世纪50年代以前，世界上大多数合成氨厂采用哈伯-博施法流程。但是原料消耗比理论能耗高4倍多。随着石油化工和天然气化工的发展，以煤（或焦炭、无烟煤）为原料制取氨的方式在世界上已很少采用。3.重油制氨。以重油为原料的流程，采用部分氧化法造气。重油包括各种深度加工所得的渣油，可用部分氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸汽转化法简单，但需要有空气分离装置，空气分离装置成本较高。空气分离装置制得的氧用于重油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。本设计是以天然气为原料的合成氨工艺合成工段设计。-51- 宁夏理工学院毕业设计天然气压缩压缩甲烷化脱碳高温变换低温变换合成一段转化二段转化脱硫压缩蒸汽空气氨二氧化碳图1.1以天然气为原料的制氨流程1.6以天然气为原料合成氨典型工艺流程1.原料气制备将天然气原料制成含氢和氮的粗原料气。　　-51- 宁夏理工学院毕业设计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+H2O→H2+CO2ΔH=-41.2KJ/mol　　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　　以天然气为原料制取的粗原料气，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。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、聚乙二醇二甲醚法等。　　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，聚乙二醇二甲醚法，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收发，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。　　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。[2]-51- 宁夏理工学院毕业设计　　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[3]。甲烷化反应如下：　　CO+3H2→CH4+H2OΔH=-206.2KJ/mol　　CO2+4H2→CH4+2H2OΔH=-165.1KJ/mol3.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。氨合成反应式如下：N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4KJ/mol1.7工艺条件的确定1.压力：压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂操作压力为0.7-1.2MPa,中型氨厂为1.2-1.8MPa。本设计的原料气由小型合成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取1.7MPa.2.温度：变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即CO平衡含量增大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因而存在着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为-51- 宁夏理工学院毕业设计Tm=式中Tm、Te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成和催化剂的不同而变化。3.汽气比：水蒸汽比例一般指H2O/CO比值或水蒸汽/干原料气。改变水蒸汽比例是工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了CO的平衡变换率，从而有利于降低CO残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸汽的存在，保证催化剂中活性组分Fe3O4的稳定而不被还原，并使析炭及生成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造成催化剂床层阻力增加；CO停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：H2O/CO=3～5，经反应后，中变气中H2O/CO可达15以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求[4]。1.8工厂的选址本设计合成氨厂选址为位于宁夏回族自治区灵武市境内的宁东能源重化工基地。该化工基地有着得天独厚的优势：（1）资源优势基地位于黄河东畔荒山丘陵地带，地形平缓，地势开阔，有成片的发展用地，为工业建设提供了广阔的土地资源，中心区距黄河仅35公里左右，2003年底开工建设的宁东供水工程，预计2005年5月建成通水，总供水量为15970万立方米，能为基地提供充足的水源保障。临近陕甘宁天然气田，此气田是我国迄今探明的世界级特大型整装气田，探明控制储量达7000多亿立方米，生产原料可以就进使用，大大降低了生产成本。（2）交通优势四通八达的道路交通是基地的一大突出优势，银川-青岛高速公路及307国道横贯基地；大古铁路连接包兰、宝中铁路与京包、陇海线连通可辐射全国；银川河东机场距基地中心区仅30公里，每日航班达50余次，通往北京、上海、广州、西安、太原、济南、青岛、兰州等重要城市。（3）电力优势宁夏目前无拉闸限电之虞，2004年宁夏电网统调装机容量达到366-51- 宁夏理工学院毕业设计万千瓦，而且基地规划建设的八大电厂将形成千万千瓦级的火电基地，这些都将为基地提供充足的电力供应。（4）政策优势随着西部大开发战略的深入推进，国家实施重点支持西部大开发的政策措施，以及自治区、银川市全面改善投资环境的重大举措，为基地建设提供了强有力的政策支持。-51- 宁夏理工学院毕业设计第二部分工艺计算2.1原始条件（1）年产量4×104t，年生产时间扣除检修时间后按360天计，则产量为：4.630t/h[5].（2）新鲜补充气组成组分H2N2CH4Ar总计含量（%）74.5241.20.3100表2-1新鲜补充气组成（3）合成塔入口中氨含量：NH3入=2.5%（4）合成塔出口中氨含量：NH3出=13.2%（5）合成塔入口惰性气体含量：CH4+Ar=17%（6）合成塔操作压力：32MPa（7）精练气温度：35℃1.2.3.4.5.——精炼气6.7.8.9.10.11.12.14.17.18.——合成气；13——放空气20——弛放气15.16.19.21——液氨图2-1计算物料点流程-51- 宁夏理工学院毕业设计2.2物料衡算2.2.1合成塔物料衡算（1）合成塔入口气组分：入塔氨含量:y5NH3=2.5％;入塔甲烷含量：y5CH4=17.00％×1.2/（1.2+0.3）×100％=13.6％；入塔氢含量：y5H2=［100-（2.5+17）］×3/4×100％=60.375％；入塔氩含量：y5Ar=17％-13.6％=3.4％；入塔氮含量：y5N2=［100-（2.5+17）］×1/4×100％=20.125％NH3CH4ArH2N2小计2.513.63.460.37520.125100表2-2入塔气组分含量（％）（2）合成塔出口气组分：以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：MNH3=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000(0.132-0.025)/(1+0.132)=94.523kmol出塔气量:M8=入塔气量—生成氨含量=1000-94.523=905.477kmol出塔氨含量：y8NH3=13.2％出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)×y5CH4=(1000/905.477)×13.6％=15.2％出塔氨含量：y8Ar=(M5/M8)×y5Ar=1000/905.477×3.4％=3.754％出塔氢含量：y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)×100％=3/4(1-0.132-0.152-0.03754)×100％=50.8845％出塔氮含量：y8N2=1/4(1-0.132-0.152-0.03754)×100％=16.9615％NH3CH4ArH2N2小计13.215.23.75450.884516.9615100表2-3出塔气体组分含量（％）（3）合成率：合成率=2MNH3/［M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)］×100％=2×94.523/［1000×(1-0.025-0.17)］×100％=23.484％-51- 宁夏理工学院毕业设计2.2.2氨分离器气液平衡计算NH3CH4ArH2N2小计0.1320.1520.037540.508850.169611.00000表2-5已知氨分离器入口混合物组分m(i)查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数：KNH3KCH4KArKH2KN20.0988.228.20027.50034.500表2-6各组分平衡常数设（V/L）=11.1时，带入Li=mi/［1+(V/L)×Ki］=Li：LNH3=mNH3/［1+(V/L)×KNH3］=0.07903kmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.00143kmolLAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.00013kmolLH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.0163kmolLH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.00043kmolL总=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.08264kmol分离气体量：V=1-L=1-0.08264=0.91736kmol计算气液比：（V/L）´=0.91739/0.08261=11.1005误差［（V/L）-（V/L）´］/（V/L）=（11.10-11.1005）/11.10×100％=0.0047％，结果合理。从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量：xNH3=LNH3/L=0.07899/0.08261×100％=95.631％液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.000013/0.08261×IOO％=0.152％液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08261×100％=1.725％液体中氢含量:xH2=LH2/L=0.00163/0.08261×100％=1.969％液体中氮含量：xN2=LH2/L=0.00043/0.08261×100％=0.524％NH3CH4ArH2N2小计95.6311.7250.1521.9690.524100.00表2-7氨分离器出口液体含量-51- 宁夏理工学院毕业设计分离气体组分含量：气体氨含量：yNH3=［mNH3-LNH3］/V=8.23％气体甲烷含量：yCH4=［mCH4-LCH4］/V=15.86％气体氩含量：yAr=［mAr-LAr］/V=3.93％气体氢含量：yH2=［mH2-LH2］/V=53.93％气体氮含量：yN2=［mN2-LN2］/V=18.06％NH3CH4ArH2N2小计8.2315.863.9353.9318.06100.00表2-8氨分离器出口气体含量（％）2.2.3冷交换器气液平衡计算查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常数：KNH3KCH4KArKH2KN20.025427517580表2-9各组分的平衡常数冷交换器出口液体组分含量：出口液体甲烷含量：xCH4=yCH4/KCH4=0.427％出口液体氨含量：xNH3=yNH3/KNH3=98.425％出口液体氩含量:xAr=yAr/KAr=0.068％出口液体氢含量:xH2=yH2/KH2=0.825％出口液体氮含量:xN2=yN2/KN2=0.258％NH3CH4ArH2N2小计98.4250.4270.06790.8250.258100.00表2-10冷交换器出口液体组分含量（％）2.2.4液氨贮槽气液平衡计算由于氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，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白分数。G％=（1+y5NH3）×(y8NH3-yNH3)/((y8NH3-y5NH3)×(1-yNH3))=[(1+0.025）×（0.132-0.09371）]/[（0.132-0.025）×（1-0.13741）]-51- 宁夏理工学院毕业设计=57.588％水冷后分离液氨占总量的57.588％冷交，氨冷后分离液氨占总量的42.412％。液氨贮槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol，入口液体混合后组分含量：m0i=L15X15i+L16X16i=G％L0X15i+(1-G％)X16i=0.57588X15i+0.42412X16i混合后入口氨含量:m0NH3=0.57588×0.9563+0.42412×0.9842=0.96816混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.57588×0.01724+0.42412×0.004274=0.01174混合后入口氩含量:m0Ar=0.57588×0.001516+0.42412×0.0006787=0.00116混合后入口氢含量:m0H2=0.57588×0.01969+0.42412×0.00825=0.01484混合后入口氮含量:m0N2=0.57588×0.005237+0.42412×0.002578=0.00411m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计0.968160.011740.001160.014840.004111.0000表2-11液氨贮槽入口液体含量当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620表2-12各组分的平衡常数根据气液平衡Li=m0i/[1+(V/L)ki],设(V/L)=0.05，代入上式得：出口液体氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]=0.968161/(1+0.05×0.598)=0.94005Kmol出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)×kCH4]=0.011744/(1+0.005×170)=0.00124Kmol出口液体氩含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)×kAr]=0.001161/(1+0.05×540)=0.00004Kmol出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)×kH2]=0.014839/(1+0.05×575)=0.0005Kmol出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)×kN2]-51- 宁夏理工学院毕业设计=0.004109/(1+0.05×620)=0.00013KmolL总=0.94196，V=1-0.94196=0.058Kmol，(V/L)´=V/L=0.062，误差=(0.062-0.05)/0.05=-0.232％，假定正确。出口液体组分含量：出口液体氨含量：xNH3=LNH3/L=0.94/0.942×100％=99.798％出口液体甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00124/0.942×100％=0.131％出口液体氩含量：xAr=LAr/L=0.00004/0.942×100％=0.004％出口液体氢气含量：xH2=LH2/L=0.0005/0.942×100％=0.053％出口液体氮气含量：xN2=LN2/L=0.00013/0.942×100％=0.014％NH3CH4ArH2N2小计99.7980.1310.0040.0530.0141.0000表2-13液氨贮槽出口液氨组分（％）出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.96816-0.94)/0.058×100％=48.427％弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.01174-0.00124)/0.058×100％=18.104％弛放气氩含量：yAr=(M0Ar-LAr)/V=(0.00116-0.00004)/0.058×100％=1.929％弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.01484-0.0005)/0.058×100％=24.707％弛放气氮气含量：yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.00411-0.00013)/0.058×100％=6.857％NH3CH4ArH2N2小计48.42718.1041.92924.7076.857100表2-14出口弛放气组分含量（％）2.2.5液氨贮槽物料计算以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L19=1000×22.4/(0.99798×17)=1320.317m3其中NH3L19NH3=L19NH3×X19NH3=1320.317×99.798%=1317.647m3CH4L19CH4=L19CH4×X19CH4=1320.317×0.131%=1.733m3ArL19Ar=L19Ar×X19Ar=1320.317×0.004%=0.058m3H2L19H2=L19H2×X19H2=1320.317×0.053%=0.0699m3N2L19N2=L19N2×X19N2=1320.317×0.014%=0.18m3-51- 宁夏理工学院毕业设计液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.062V20=0.062×L19=0.062×1320.317=81.355m3其中　NH3V20NH3=V20NH3×y20NH3=81.355×48.427%=39.398m3CH4V20CH4=V20CH4×y20CH4=81.355×18.104%=14.728m3ArV20Ar=V20Ar×y20Ar=81.355×1.929%=1.569m3H2V20H2=V20H2×y20H2=81.355×24.707%=20.101m3N2V20N2=V20N2×y20N2=81.355×6.857%=5.579m3液氨贮槽出口总物料=L19+V20=1320.317+81.355=1401.627m3液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L21=L19+V20=1401.627m3入口液体各组分含量计算:L21i=L19i+V20i其中NH3L21NH3=1317.647+39.398=1357.045m3CH4L21CH4=1.733+14.728=16.461m3ArL21Ar=0.058+1.569=1.627m3H2L21H2=0.699+20.101=20.8m3N2L21N2=0.180+5.579=5.579m3入口液体中组分含量核算,由m´0i=L21i/L21:入口液体中氨含量m´0NH3=1357.045/1401.672×100%=96.816%入口液体中甲烷含量m´0CH4=16.461/1401.672×100%=1.174%入口液体中氩含量m´0Ar=1.627/1401.672×100%=0.116%入口液体中氢气含量m´(0H2)=20.8/1401.672×100﹪=1.484%入口液体中氮气含量m´(0N2)=5.759/1401.672×100﹪=0.411%入口液体中组分含量m´0i≈M´0i2.2.6合成系统物料计算将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V弛，产平液氨L氨。图2-2系统示意图由前计算数据如下表：-51- 宁夏理工学院毕业设计名称NH3CH4ArH2N2气量补充气--0.0110.00330.74450.2412V补放空气0.093710.14140.042750.541510.18062V放弛放气0.484270.181040.019290.247070.0685781.355液氨0.997980.001310.000040.000530.000141320.317入塔气2.513.63.460.37520.125V入出塔气0.1320.1520.037540.508850.16961V出表2-15各组分的含量根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出：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+3/2LNH3┉┉┉┉┉┉①循环回路中氮平衡:V补yN2补=V放yN2放＋V弛yN2弛+1/2V放yNH3放+1/2V弛yNH3弛+1/2LNH3┉┉┉┉┉┉②循环回路中惰性气体平衡:V补(yCH4放+yAr放)=V弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛)V补(0.011+0.0033)=V放(0.1414+0.04275)+81.355(0.18104+0.01929)V补=12.878V放+1139.673┉┉┉┉┉┉③循环回路中惰性气体平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛yNH3弛+LNH30.165V出-0.025V入=0.09736V放+1325.896┉┉┉┉┉┉④循环回路中总物料体平衡:V入=V出+V补-V放-V弛-LNH3=V出+V补-V放-32.974-1317.647=V出+V补-V放-1401.627┉┉┉┉┉┉⑤联立①②③④⑤各式解得：V放=137.618m3;V补=2199.921m3;V出=10049.48m3;V入=11422.11m32.2.7合成塔物料计算入塔物料：V5=11364.610m3-51- 宁夏理工学院毕业设计NH3V5NH3=11422×2.5%=284.115m3CH4V5CH4=11364.61×13.6%=1265.563m3ArV5Ar=11364.61×3.4%=439.129m3H2V5H2=11364.61×60.375%=7031.852m3N2V5N2=11364.61×20.125%=2343.951m3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=10049.48m3出塔物料　　V8=10049.48m3NH3V8NH3=10049.48×13.2%=1658.164m3CH4V8CH4=10049.48×15.2%=1317.934m3ArV8Ar=10049.48×3.745%=395.380m3H2V8H2=10049.48×50.8845%=5008.501m3N2V8N2=10049.48×16.9615%=1669.500m3合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V8NH3-V5NH3=1658.164-285.553=1372.611m3=1041.714Kg沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。即V8=V9=V10=10049.48m32.2.8水冷器物料计算进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V10入=10049.48m3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)=11.1,有如下方程:V11出/L11出=(V/L)=11.1┉┉┉┉┉┉①V11出+L11出=L10入=10049.48┉┉┉┉┉┉②将V11出=11.1L11出带入②得:L11出=830.5m3V11出=9218.98m3出口气体组分由V11i=V11出y11i得:其中，NH3V11NH3=9218.98×9.371%=863.948m3CH4V11CH4=9218.98×14.141%=1303.611m3ArV11Ar=9218.98×4.275%=394.121m3H2V11H2=9218.98×54.151%=4992.147m3-51- 宁夏理工学院毕业设计N2V11N2=9218.98×18.062%=1665.152m3出口液体各组分由L11i=V8i-V11i其中，NH3L11NH3=1658.164-863.946=794.216m3CH4L11CH4=1317.934-1303.611=14.322m3ArL11Ar=395.38-394.121=1.259m3H2L11H2=5008.501-4992.147=16.354m3N2L11N2=1669.5-1665.152=4.348m32.2.9氨分离器物料计算进器物料：氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料即　V11=V11出+L11出=9218.98+830.5=10049.48m3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＝9218.98m3，出器液体L15＝L11出＝830.5m3氨分离器出口气体放空V13=137.618m3其中，NH3V13NH3=137.618×9.371%=12.897m3CH4V13CH4=137.618×14.141%=19.46m3ArV13Ar=137.618×4.275%=5.883m3H2V13H2=137.618×54.151%=74.521m3N2V13N2=137.618×18.062%=24.857m32.2.10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=9218.98-137.618=9081.362m3其中，NH3V14NH3=9081.362×9.376%=851.051m3CH4V14CH4=9081.362×14.141%=1284.152m3ArV14Ar=9081.362×4.275%=388.238m3H2V14H2=9081.362×54.151%=4917.426m3N2V14N2=9081.362×18.062%=1640.295m3出器物料（热气）：设热气出口温度17℃查t=17℃,P=28.42MPa气相平衡氨含量yNH3=5.9%，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10%-51- 宁夏理工学院毕业设计故V17NH3=1.1×5.9%=6.49%设热气出口氨体积为，则：a/(9081.362+851.051+a)=0.0649a=571.219m3L17NH3=V14NH3-a=851.362-571.219=279.832m3冷交换器热气出口气量及组分：其中NH3V17NH3=V14NH3-L17NH3=851.362-279.832=571.219m3CH4V17CH4=V14CH4=1284.152m3ArV17Ar=V14Ar=388.238m3H2V17H2=V14H2=4917.426m3N2V17N2=V14N2=1640.295m3出口总气量V17=V14-L17NH3=9081.362-279.832=8801.53m3出口气体各组分：NH3V17NH3/V17=571.219/8801.53×100％=6.49％CH4V17CH4/V17=1284.152/8801.53×100％=14.590％ArV17Ar/V17=388.238/8801.53×100％=4.411％H2V17H2/V17=4917.426/8801.53×100％=55.872％N2V17N2/V17=1640.219/8801.53×100％=18.636％2.2.11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=2911.921m3其中，CH4V1CH4=2911.921×0.011=32.031m3ArV1Ar=2911.921×0.0033=9.609m3H2V1H2=2911.921×0.7445=2167.925m3N2V1N2=2911.921×0.2412=702.355m3V18（进器气体物料）=V1+V17=2911.921+8801.53=11713.451m3进器气体组分含量　　V18i=V1i+V17iNH3V18NH3=V17NH3=571.219m3CH4V18CH4=32.031+1284.152=1316.183m3ArV18Ar=9.609+388.238=397.847m3H2V18H2=2167.551+4917.426=7085.551m3-51- 宁夏理工学院毕业设计N2V18N2=702.355.651+1640.295=2342.651m3各组分百分含量　　y18i=V18i/V18NH3y18NH3=571.219/11713.451×100％=4.877％CH4y18CH4=1316.183/11713.451×100％=11.237％Ary18Ar=397.847/11713.451×100％=3.396％H2y18H2=7085.551/11713.451×100％=60.491％3N2y18N2=2342.651/11713.451×100％=20.0％进器液体等于冷交换器冷凝液氨量　L18=L18NH3=L17NH3=279.832m3进器总物料＝V18+L18=11713.451+279.832=11993.283m3出器物料：已知出器气体中氨含量为2.500％，设出器气体中氨含量为bm3b/(11713.415-571.219)=2.500％解得b=278.556m3则氨冷器中冷凝液氨量：L′18NH3=V18NH3-b=571.219-278.556=292.664m3氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18NH3=279.832+292.664=572.496m3氨冷器出口气量:V2=V18-b=11713.451-292.664=11420.787m3其中，NH3V2NH3=278.556m3CH4V2CH4=V18CH4=1316.183m3ArV2Ar=V18Ar=397.847m3H2V2H2=V18H2=7085.55m3N2V2N2=V18N2=2342.651m3各组分百分含量y2i=V2i/V2NH3y2NH3=278.556/11420.787×100％=2.439%CH4y2CH4=1316.183/11420.787×100％=11.524%Ary2Ar=397.847/11420.787×100％=3.484%H2y2H2=7085.551/11420.787×100％=62.041%N2y2N2=2342.651/11420.787×100％=20.512%出器总物料=V2+L2NH3=11420787+572.496=11993.283m32.2.12冷交换器物料计算进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料，其气体入口V2=11228.373m3；液体入口L2NH3=545.927m3-51- 宁夏理工学院毕业设计图2-3冷交换器物料示意图由气液平衡计算得，以1kmol进口物料为计算基准：即F=1L+V=F┉┉┉┉┉┉①LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉②将yNH3=0.025，xNH3=0.98425代入上式：V=（xNH3-mNH3）/（xNH3-yNH3）=1.026-mNH3/0.95925┉┉③③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V2NH3/V2V2′=V1+V17′┉┉┉┉┉┉④V17′=V8-V13-L15┉┉┉┉┉┉⑤V2NH3′=V2NH3+L17NH3+L18NH3′┉┉┉┉┉┉⑥式中V2′———冷交换器入口总物料；V17′———冷交换器热气出口总物料V′2NH3———冷交换器入口总氨物料将V8=10049.48m3，V13=137.618m3，L15=830.5m3代入上式解得：V17=9081.362m3∴V2′=2911.921+9081.362=11993.283m3；V2NH3′=278.556+279.832+292.664=851.051m3∴mNH3=V2NH3′/V2′=851.051/11993.283=0.071代入③得：V=1.026-0.071/0.9661=0.852；L=1-V=0.048；（L/V）=0.048/0.952=0.05由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）=（L/V）=0.05冷凝液体量L16=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088m3出器物料：冷交换器（冷气）出口气体物料等于进口总物料减去冷激液体量V3=11993.283-574.809=11418.474m3其中NH3V3NH3=11418.474×2.5%=285.462m3CH4V3CH4=11418.474×11.539%=1317.516m3ArV3Ar=11418.474×3.462%=395.255m3H2V3H2=11418.474×61.874%=7065.18m3N2V3N2=11418.474×20.625%=2355.06m3计算误差=（V3-V5）/V5×100％=-0.023%校核氨分离器液氨百分数-51- 宁夏理工学院毕业设计氨分离器液氨百分数：G分％=L15x15/(L15+L16x16)×100％=830.5×0.95631/(830.5×0.95631+574.809×0.98425)×100=58.399％冷交换器分离液氨百分数：G冷％=1-G分％=41.601％计算误差=（G′-G分）/G′=-1.389％2.2.13液氨贮槽物料计算进槽物料：氨分离器入槽液体L15=830.5m3其中NH3L15NH3=830.5×0.95631=794.216m3CH4L15CH4=830.5×0.01725=14.322m3ArL15Ar=830.5×0.00152=1.259m3H2L15H2=830.5×0.01969=16.354m3N2L15N2=830.5×0.00524=4.248m3冷交换器入槽液体L16=574.809m3其中NH3L16NH3=574.809×0.98425=565.757m3CH4L16CH4=574.809×0.00427=2.456m3ArL16Ar=574.809×0.00068=0.39m3H2L16H2=574.809×0.00825=4.742m3N2L16N2=574.809×0.00258=.482m3入槽混合物料L21=L15+L16=830.5+574.809=1405.327m3各组分物料含量：L21i=L15i+L16i其中NH3L21NH3=794.216+565.757=1359.973m3CH4L21CH4=14.332+2.456=16.779m3ArL21Ar=1.259+0.39=1.649m3H2L21H2=16.354+4.742=21.096m3N2L21N2=4.348+1.482=5.83m3百分含量x21i=L21i/L21其中NH3x21NH3=1359.973/1405.327×100％=96.773％CH4x21CH4=16.779/1405.327×100％=1.194%-51- 宁夏理工学院毕业设计Arx21Ar=1.649/1405.327×100％=0.117%H2x21H2=21.096/1405.327×100％=1.501%N2x21N2=5.83/1405.327×100％=0.415%出槽物料：液氨贮槽出口弛放气V20=81.355m3其中NH3V20NH3=81.355×0.48427=39.398m3CH4V20CH4=81.355×0.18104=14.728m3ArV20Ar=81.355×0.01929=1.569m3H2V20H2=81.355×0.24707=20.101m3N2V20N2=81.355×0.06857=5.579m3出口液氨总物料L19=L21-L20=1405.327-81.355=1323.953m3其中NH3L19NH3=L21NH3-V20NH3=11359.973-39.398=1320.575m3CH4L19CH4=L21CH4-V20CH4=16.779-14.729=2.051m3ArL19NH3=L21NH3-V20NH3=1.649-1.569=0.008m3H2L19H2=L21H2-V20H2=21.096-20.101=0.996m3N2L19N2=L21N2-V20N2=5.830-0.251=0.251m3各组分百分含量：x19i=L19i/L19其中NH3x19NH3=1320..575/1323.953×100％=99.745％CH4x19CH4=2.051/1323.953×100％=0.155％Arx19Ar=0.08/1323.953×100％=0.06％H2x19H2=0.996/1323.953×100％=0.075％N2x19N2=0.251/1323.953×100％=0.019％液氨产量核算:mNH3=1320.575/22.4×17=1002.2Kg≈1000kg2.2.14物料衡算结果汇总将以上的计算结果汇总与下表：装置单位N2H2CH4ArNH3总计氨冷器出口(气体)2摩尔分数%0.210.620.120.030.021m3/T(NH3)2342.657085.551316.18397.85278.5611420.79m3/h25189.7976188.7214152.54277.932995.22122804.16-51- 宁夏理工学院毕业设计kmol/h1124.543401.28631.81190.98133.725482.33冷交器冷气出口345摩尔分数%20.12560.37513.63.42.5100m3/TNH32355.067065.181317.52395.25285.4611418.47m3/h25323.2675969.7714166.864250.063069.49122779.44kmol/h1130.53391.51632.45189.73137.035481.22合成塔一次入口567摩尔分数%20.12560.37513.63.42.5100m3/TNH32355.817067.431317.94395.38285.5511422.11m3/h2533.3275993.9614171.374251.413070.46100020.52kmol/h1130.863392.59632.65189.8137.075482.97合成塔二次出口8910摩尔分数%16.961550.884515.23.75413.2100m3/TNH31669.55008.51317.93395.381658.1610049.47m3/h17951.6253854.8514171.334251.417829.72108058.92kmol/h801.412404.23632.65189.79795.794823.87水冷器出口(气体)11摩尔分数%18.0653.9315.863.928.23100m3/TNH31665.154992.131303.61394.12863.949218.95m3/h17904.8153678.8514017.294237.859289.7499128.54kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.38水冷器出口(液体)11摩尔分数%0.521.971.720.1595.64100m3/TNH34.3516.3714.331.26794.22830.53m3/h46.82176.06154.0613.5685408930.5kmol/h2.097.866.880.61381.25398.69氨分离器出口气12摩尔分数%18.0653.9315.863.928.23100m3/TNH31665.154992.151303.61394.12863.959218.98-51- 宁夏理工学院毕业设计m3/h17904.865367914017.334237.868289.7798128.82kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.38放空气13摩尔分数%18.0653.9315.863.928.23100m3/TNH324.8674.5219.465.8812.9137.62m3/h267.28801.3209.2563.26138.671479.76kmol/h11.9335.779.342.826.1966.05冷交换器热气进口14摩尔分数%18.0653.9315.863.928.23100m3/TNH31640.34917.631284.15388.24851.059081.37m3/h17637.652877.7613808.14174.69151.197649.16kmol/h787.392360.61616.43186.37408.534359.33氨分离器出口液氨15摩尔分数%0.521.971.720.1595.64100m3/TNH34.3516.3514.321.26794.22830.5m3/h46.76175.8515413.548539.978930.12kmol/h2.097.856.880.6381.25398.67冷交换器出口液氨16摩尔分数%0.260.810.430.0798.43100m3/TNH31.484.742.460.39565.76574.83m3/h15.9350.9926.414.26083.416180.94kmol/h0.712.281.180.19271.58275.94冷交换器热气出口(气体)17摩尔分数%0.190.560.150.040.061m3/TNH31640.34917.631284.15388.24571.228801.54m3/h17637.652877.7613808.14174.66142.1594640.21kmol/h787.392360.61616.43186.37274.24225摩尔分数%000011-51- 宁夏理工学院毕业设计冷交换器热气出口(液体)17m3/TNH30000279.83279.83m3/h00003008.953008.95kmol/h0000134.33134.33氨冷器进口(气体)18摩尔分数%2060.4911.243.44.87100m3/TNH32342.657085.551316.18397.85571.2211713.45m3/h25189.8276188.814152.524277.936142.15125951.22kmol/h1124.553401.29631.81190.98274.25622.83氨冷器进口(液体)18摩尔分数%000011m3/TNH30000279.83279.83m3/h00003008.953008.95kmol/h0000134.33134.33氨冷器出口(液体)2摩尔分数%00.01000.981m3/TNH31.484.742.460.39565.76574.83m3/h15.9350.9926.414.26083.416180.94kmol/h0.712.281.180.19271.58275.94新鲜补充气⑴摩尔分数%0.240.740.01000.99m3/TNH3702.362167.9232.03002902.31m3/h7552.2123311.02344.420031207.65kmol/h337.151040.6715.38001393.2驰放气组成20摩尔分数%6.8624.7118.11.9348.43100.03m3/TNH35.5820.114.731.5739.481.38m3/h59.99216.14158.3716.87423.63875kmol/h2.689.657.070.7518.9139.060.411.481.170.1296.82100-51- 宁夏理工学院毕业设计液氨贮槽进口液体21摩尔分数%m3/TNH35.7620.816.461.631357.041401.69m3/h61.92223.6517717.514591.8815071.95kmol/h2.769.987.90.78651.42672.84产品液氨19摩尔分数%0.010.050.13099.8100m3/TNH30.180.71.730.061317.651319.68m3/h1.947.5218.630.6214168.2514190.14kmol/h0.090.340.830.03632.51633.8表2-16物料计算汇总表2.3热量衡算2.3.1冷交换器热量衡算（1）热气进口温度冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知t1=35℃（2）冷气进口温度为了保证合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器气体的氨含量必须小于或等于2.5%，设过饱和度为10%，则在该冷凝温度下的平衡氨含量为yNH3=0.0025/1.1×100%=2.27%查《小氮肥厂工艺设计手册》图平衡氨含量为2.27%时的冷凝温度t2=-10℃，故冷气进口温度等于-10℃（3）热气体带入热量热气体在器内处与氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的办法计算实际的气体比热容[6]。查t=35℃，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得：N2H2CH4ArNH3气体含量0.16960.50880.1520.03750.132各组分分压52.561157.57941.14912.44127.271Cp31.3529.51139.91921.31882.764表2-17各组分含量，分压及比热容Cp1=0.1696×31.35+0.5088×29.511+0.152×39.919+0.0375-51- 宁夏理工学院毕业设计×21.318+0.132×82.764=35.955KJ/(kmol℃)热气体带入热量Q1=V1Cp1t1=9081.36×35.955×35=510189.464KJ/tNH3(4)冷气体带入热量查t4=-10℃，P=28.3MPa时各组分比热容并计算得：N2H2CH4ArNH3气体含量0.201250.603750.1360.0340.025各组分分压58.049175.57632.6149.8586.902Cp33.02229.42738.03821.40245.980表2-18各组分含量，分压及比热容Cp4=0.20125×33.022+0.60375×29.427+0.136×38.038+0.0345×21.402+0.025×45.98=31.281KJ/(kmol℃)(5)氨冷凝热设热气体出口温度为20℃，热气体在器内由35℃冷却到20℃，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热INH3=1698.334KJ/kg液氨冷凝放出热量Q冷=279.83/22.4×20×1698.334=424328.968KJ/tNH3（6）液氨带入热量查-10℃液氨比热容Cp=4.556KJ/kg℃液氨带入热：Q4L=574.83/22.4×17×4.556×(-10)=-19876.557KJ/tNH3（7）热气体带入热查t3=20℃，P=28.7MPa时的各组分在常压下，17℃的摩尔比热容并计算得：N2H2CH4ArNH3气体含量0.1860.5590.1460.0440.065各组分分压53.487160.35441.87412.6618.626Cp30.01229.26039.7121.31879.42表2-19各组分含量，分压及比热容Cp=0.186×30.012+0.559×29.26+0.146×39.71+0.044×21.318+0.065×79.42=33.83KJ/kmol℃热气体带出热量：Q3=V3Cp3t3=8801.53/22.4×33.83×17=265852.933KJ/tNH3（8）热气体中液氨带出热查20℃液氨比热容Cp=4.682KJ/kg℃-51- 宁夏理工学院毕业设计Q3L=279.83/22.4×17×4.682×17=119884.872KJ/tNH3（9）冷气体中分离液氨带出热Q2=Q4L=-19876.557KJ/tNH3（10）冷气体出口带出热Q5=Q1+Q4+Q+Q4L-Q3-Q3L-Q4L=510189.464-159456.29+424328.968-265852.933-1198884.872=489324.337KJ/tNH3Q5=V5Cp5t5t5=Q5/V5Cp5=489324×22.4/11422.11×Cp5=959.618/Cp5设t5=30℃,P=28.2MP时各组分常压下比热容并计算得N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压58.163174.48832.5389.7627.050Cp31.93529.51139.7121.31848.906表2-20各组分含量，分压及比热容Cp5=0.206×31.935+0.619×29.511+0.115×39.71+0.035×21.318+0.025×48.906=31.389KJ/(kmol℃)t5=959.618/31.31=30.572℃（11）冷交换器热量负荷计算ΔQ放=（管内热气带入热+管内液氨冷凝热）-（管内热气带出热+管内液氨带出热）=(510189.464+424328.968)-(265852.933+19884.872)=648780.627KJ/tNH32.3.2氨冷器热量计算（1）气体带入热量Q3由冷交换器热量计算的Q=265852.993KJ/tNH3（2）气体中液氨带入热量Q3由冷交换器热量计算得：Q3=19884.872KJ/tNH3（3）氨冷器中气氨冷凝热查-10℃气氨冷凝热（《小氮肥长工艺设计手册》。表10-1-1氨热力学性质）INH3=1295.633KJ/kg则气氨冷凝热-51- 宁夏理工学院毕业设计Q冷=L4×22.4×17×INH3=292.664/22.4×17×1295.633=287773.911KJ/tNH3(4)新鲜气带入热量Q1t1=10℃,P=31.37MP,查压力下各组分气体比热容:N2H2CH4Ar气体含量0.2410.7450.0110.003各组分分压75.664233.553.4511.035Cp31.76829.67835.94820.9表2-21各组分含量，分压及比热容Cp1=0.241×31.768+0.745×29.678+0.011×35.948+0.0033×20.9=30.222KJ/(Kmol℃)新鲜气带入热量Q1=V1Cp1t1=2911.92/22.4×30.222×10=157150.69KJ/tNH3氨冷器收入总热量Q=Q3+Q3L+Q冷+Q1=265852.993+1988.872+287773.91+157150.69=730662.406KJ/tNH3（5）氨冷器入口混合气温度t4计算由热平衡Q4=Q-Q冷=V4Cp4t4+V4LCp4Lt4=730662.406-287773.911=4422888.495KJ/tNH3t4=Q4/V4/(Cp4+Cp4L×284.979×17/11905.671)=846.95/(Cp4+0.406Cp4L)设t4=24℃，P=28.42MP查常压下各组分气体比热容:N2H2CH4ArNH3气体含量0.20.6050.1120.0340.488各组分分压58.839171.91431.9349.65313.859Cp’31.85229.51138.03821.23481.092表2-22各组分含量，分压及比热容Cp4=0.2×31.852+0.605×29.511+0.112×38.038+0.034×21.234+0.04877×81.092=33.171KJ/(kmol℃)查t=22.5℃时Cp4L=4.765KJ/(kmol℃)代入t4=846.95/(33171+0.406×4.765)=24.125与假设一致-51- 宁夏理工学院毕业设计混合后氨冷器入口热气温度24℃（6）气体带出热量Q2由冷交换器热量计算Q2=-159456.29KJ/tNH3（7）气体中液氨带出热量Q2L由冷交换器热量计算Q2L=-19876.557KJ/tNH3（8）液氨蒸发吸收热量Q吸（冷冻量）由热平衡计算Q吸=Q入-(Q2+Q2L)=730662.406+159456.29+19876.557=909992.253KJ/tNH3查25℃液氨焓INH3L=535.583KJ/kg（由液氨储槽来）15℃蒸发蒸气INH3=1663.767KJ/kgΔINH3=INH3-INH3L=1663.767-535.583=1128.185KJ/kg（9）冷冻量计算W=Q吸/ΔINH3=909995.253/1128.185=806.602kg进出气体带入Q2265852.933气体带出Q2-159456.29液氨带入Q2L19884.872液氨带出Q2L-19876.557气体中氨冷凝Q冷287773.911冷冻量Q吸909995.253新鲜气体带入Q1157150.690总Q入7306662.406总Q出730662.406表2-23氨冷器进出热量汇总表2.3.3循环机热量计算（1）循环机出口气体温度计算查得循环气体中各组分的绝热指数如下：NH3CH4ArH2N2K11.291.311.661.411.4表4-24各组分的绝热指数根据公式=0.025/(1.19-1)+0.11539/(1.13-1)+0.03462/(1.41-1)+0.20625/(1.4-1)=0.08261+0.37223+0.05245+1.50912+0.51563+2.53564K=1.394-51- 宁夏理工学院毕业设计T入=30+273=303KP出=30.94MPaP入=28MPa代入得=311.673K=38.673℃℃（2）气体带入热量由前计算Q5=489324.337（3）压缩功P1=28MPaP2=30.94MPaK=1.394Z2=1.13Z1=1.02V1=V0P0T/(P1T0)=11418.47/60×0.098/28×(173+39)/273=0.761m3/min将上述数据代入压缩功计算工式中得：N=37.872KW压缩热QN=3600N=3600×37.872=136339.663KJ/tNH3(4)气体带出热量由热平衡得：Q4=Q3+QN=489324.337+136339.663=625664KJ/tNH3Q4=V4Cp4t4Cp4=Q4/V4/t4=625664×22.4/11418.47/39=31.738KJ/(kmol℃)由t4=39℃P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算得：N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压63.814191.44135.710.717.735Cp32.18629.55339.91921.23450.578表2-25各组分含量，分压及比热容Cp=0.206×32.186+0.619×29.553+0.115×39.919+0.035×21.234+0.025×50.578=31.53KJ/(kmol×℃)入出气体带入热量489324.337气体带出热量625664压缩热136339.663总Q入625664总Q出625664-51- 宁夏理工学院毕业设计表2-26循环机进出热量会在汇总2.3.4合成塔热量计算（1）环隙温升t2计算（2）设合成塔环隙高度高度h=14.000m，由经验公式知，环隙每米温升按1.2℃计，则合成塔一出温度t2为,t2=t1+1.46h=39+1.2×14=55.8℃（3）气体带入热量Q1由前计算Q4=625664.000KJ/tNH3因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q1=Q4=476358.788KJ/tNH3（4）气体反应热QR设合成塔二出温度370℃，假定气体在塔内先温升到出口温度后再进行氨合成反应。在压力P=29。7MPa下的气体反应热简化计算公式为：-H=11599+3.216t,t=370℃代入得：-H=11599+3.216×370=12788.92Kcal/kmoltNH3=53457.686KJ/kmoltNH3由物料平衡计算知氨产量ΔVNH3=1372.611m3(标）=61.277kmol则合成塔内反应热QR=(-Hr)×ΔVNH3=53457.686×61.277=3275742.297KJ/tNH3(5)二次入塔气体带入热量Q2Q2=(Q1+Q3+Q损)-(QR-Q5)=V2Cp2t2t2=((Q1+Q3+Q损)-(QR-Q5))/V1Cp1(6)合成塔一出气体带出热量Q1查t=55.8℃P=30.5MPa混合气体热容：N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压62.906188.71935.19210.5587.625Cp30.93229.59439.29221.15142.636表2-27各组分含量，分压及比热容Cp=31.023KJ/(kmol℃)Q1=11422.11/22.4×31.023×55.8=882706.357KJ/tNH3(7)合成塔二出气体带出热量Q1当t=370℃P=29.7MPa混合气体热容：-51- 宁夏理工学院毕业设计N2H2CH4ArNH3气体含量0.1660.4980.1310.0390.165各组分分压49.34148.0238.9511.68549.005Cp30.59829.46955.17620.948.488表2-28各组分含量，分压及比热容Cp1=35.829KJ/(kmol℃)Q1=10049.48/22.4×35.829×370=5947436.88KJ(8)合成塔热损失根据经验公式Q损=awFw(tw-tb)设塔壁温度tw=62℃,空气温度-5℃,塔外壁高h=14m,外径D=1.2m则aw=0.209tw+3.44=0.209×62+33.44=46.398KJ/(m2h℃)∴Q损=50.16F(tw-tb)=50.16×3.14×1.2×14×[62-(-5)]=163988.349KJ/tNH3(9)合成塔二入温度计算设t2=190℃,P=30.0Mpa查<<小氮肥厂工艺设计手册>>各组分气体比热容并计算得：N2H2CH4ArNH3气体含量0.2060.6190.1150.0350.025各组分分压61.875185.62534.61510.3857.5Cp30.51429.67845.9820.98452.25表2-29各组分含量，分压及比热容Cp2=31.995KJ/(kmol℃)t2=6065.171/31.995=189.568℃∴合成塔气体二次入口带入热量Q2=(882706.357+5947436.88+63988.349)-(3275742.297+625664.000)=3092725.288kJ/tNH3(10)合成塔绝热温升核算△t==()=(Cp1+Cp2)/2=33.912KJ/(kmol×℃)-51- 宁夏理工学院毕业设计△t=(0.14×53457.686/(1+0.165)-163988.349/11422.11×22.4)/33.912=189.454℃t1=t2+189.454=379.022℃入出一次气体进口带入热626664一次气体进口带出热882706.357二次气体进口带入热3092725.288二次气体进口带出热5947436.88反应热3275742.297热损失163988.349总Q入6994131.585总Q出6994131.585表2-30合成塔热量平衡汇总表2.3.5废热锅炉热量计算（1）内热气体带入热量Q1由合成塔热平衡计算Q1=5947436.880KJ/tNH3(2)管内热平衡气体带出热量Q2设t2=220C,P=29.4MPa，得混合气体比热容：N2H2CH4ArNH3气体含量0.1660.4980.1310.0390.165各组分分压48.842146.52538.55611.56748.51Cp30.68129.46947.65220.98449.324表2-31各组分含量，分压及比热容Cp2=34.997KJ/(kmol℃)Q2=10049.48/22.4×34.997×220=3454233.359KJ/tNH3(3)废热锅炉热负荷ΔQ=Q2-Q1=-2493203.52KJ/tNH3(4)软水量计算设废热锅炉加入软水温度t=30,压力P=1.274Mpa,副产1.274MPa饱和蒸汽，需软水量为X软水焓I1=125.484KJ/kg-51- 宁夏理工学院毕业设计蒸汽焓I2=2784.716KJ/kgΔQ=X(I2-I1)热平衡得X=ΔQ/(I2-I1)=937.565KJ/kg废热锅炉带入热量Q软=XI1=937.565×125.484=117649.438KJ/tNH3蒸汽带入热量Q蒸=117649.438+2493203.521=2610852.959KJ/tNH3入出管内热气带入热量5947436.88管内热气带出热量3454233.359软水带入热量117649.438蒸汽带出热量2610852.959总Q进6065086.318总Q出6065086.318表2-32废热锅炉热量汇总表2.3.6热交换器热量计算（1）冷气体带入热量Q6由合成塔热平衡计算Q1=882706.357KJ/tNH3（2）热气体带入热量Q9由废热锅炉热平衡计算Q4=3454233.359KJ/tNH3（3）冷气体带出热量Q7由合成塔热平衡计算Q2=3092725.288KJ/tNH3（4）热气体出口温度计算Q1+Q4=Q2+Q5热平衡得Q5=Q1+Q4-Q2=882706.357+345233.359-3092725.288=1244214.427KJ/tNH3Q5=V5Cp5t5t5=Q5/V5/Cp5=1244214.427×22.4/10049.48/Cp5=2773.318/Cp5设t5=66.4℃P=29.2MPa得混合气体比热容：N2H2CH4ArNH3气体含量0.1660.4980.1310.0390.165各组分分压48.509145.52838.29411.48848.18Cp30.76529.42740.96421.15193.214表2-33各组分含量，分压及比热容Cp5=41.362KJ/(kmol℃)T5=2773.318/Cp5=2773.318/41.362=67.051℃-51- 宁夏理工学院毕业设计误差=(66.4-67.051)/66.4=-0.98%假设成立（5）热交换器热负荷ΔQ=Q2-Q1=Q5-Q4=1244214.427-3454233.359=-2210018.931KJ/tNH3入冷气带入热量882706.3557冷气带出热量3092725.288热气带入热量3454233.359热气带出热量1244214.427总Q进4336939.715总Q出4336939.715表2-34热交换器热量汇总表2.3.7水冷器热量计算由题知,水冷器出口热气体温度t2=35℃,设气体先冷却至35℃后,氨再冷凝。(1)热气体带入热量Q1由热交换器热平衡计算Q1=1244214.427KJ/tNH3(2)氨冷凝热查≤小氨肥厂工艺设计手册≥得35℃时氨冷凝热I=-1705.607KJ/kgQ冷=V2×INH3=830.54/22.4×16769×1705.607=1060465.072KJ/tNH3式中16.769----液氨平均分子量(3)热气体带出热量Q2查t2=35℃,P=29.0MPa得混合气体的比热容：N2H2CH4ArNH3气体含量0.1810.5420.1410.0430.094各组分分压52.38157.03741.00712.39827.177Cp31.3529.51139.91921.31882.764表2-35各组分含量，分压及比热容Cp2=35.955KJ/(kmol℃)热气体带出热量Q2=V2×Cp2×t2=9218.94/22.4×35955×35=517918.797KJ/tNH3(4)液氨带出热量查35℃液氨比热容,CpL=4.849KJ/(kmol℃)Q液=V2L/22.4×M×CpL×t2-51- 宁夏理工学院毕业设计=830.5/22.4×16.769×4.849×35=105516.327KJ/tNH3(5)冷却水量计算设需要冷却水量为W,冷却上水ta=30℃,冷却下水tb=38℃,取冷却水比热容CpL=4.18KJ/kg则冷却水吸收量为ΔQ=Q进-Q出=(Q1+Q冷)-(Q2+Q液)=1681244.376KJ/tNH3ΔQ=W×Cp×(tb-ta)×1000W=ΔQ/(1000×Cp×(tb-ta))=1681244.376/(1000×4.18×(38-30))=50.276m3冷却上水带入热量Q上水=50.276×1000×4.18×30=6304666.410KJ/tNH3冷却下水带入热量Q下水=ΔQ+Q上水=1681244.376+6304666.41=7985910.786KJ/tNH3入出热气带入热量1244214.427热气带出热量517918.797氨冷凝热液氨带出热量105516.327冷却上水带入热冷却下水带出热7985910.786总Q进总Q出8609345.91表2-36水冷器热量汇总表2.3.8氨分离器热量核算氨分离器进出口温度没有发生变化,由气体热量平衡,氨分离器收入热,则Q1=517918.797KJ/tNH3氨分离器支出热气体放空气带走热量Q3=V3×Cp3×t3=137.62/22.4×35.955×35=7731.336KJ/tNH3冷交换器带入热量,由冷交换器热平衡计算得：Q4=510189.464KJ/tNH3Q1=Q3+Q4=7731.336+510189.464=517920.8KJ/tNH3-51- 宁夏理工学院毕业设计误差=(517920.8-517918.797)/517920.8=0.0004%假设成立氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q1L=Q5L=105516.327KJ/tNH33主要设备选型3.1废热锅炉设备工艺计算3.1.1计算条件(1)选卧式U型换热管(2)高压管尺寸Φ24×4.5,d外=0.024m,d内=0.015,d=0.0195m.(3)热负荷:Q=2493203.5211KJ/tNH3(4)产量:W=10.75tNH3/h(5)气体压力P平均=29.89MPa(6)气体入口温度t=370℃(7)气体出口温度t出=220℃(8)软水入口温度t水=30℃(9)副产蒸汽压力p=1.247MPa(10)进气量V=108058.92m3/h(11)进水量W=10081.35kg/h3.1.2官内给热系数α计算α=0.023×Re0.8×Pr0.4式中λ---------导热系数KJ/(mh℃)α---------给热系数KJ/(mh℃)式中各数据均取之平均温度290℃t=(360+220)/2=290℃压力p=29.89MPa(305kg/cm3)之值。（1）压缩系数Z查氮肥工艺设计手册表1-1气体的临界常数：NH3CH4ArH2N2y113.215.23.75450.884516.9615-51- 宁夏理工学院毕业设计Tc1,K405.6190.715133.3126.2Pc1,MPa11.3954.6394.8621.2963.393表3-1气体的临界常数Tcm==0.132×405.6+0.152×190.7+0.03754×151+0.508845×33.3+0.169615×126.2=135.44KPcm==0.132×11.395+0.152×04.639+0.03754×4.826+0.508845×1.296+0.169615×3.393=3.889MPa对比压力Pr==29.89/3.889=7.686对比温度Tr==（290+273）/135.44=4.156查氮肥工艺设计手册图由Pr=7.559,Tr=4.156查Z=1.13(2)混合分子质量==0.132×17+0.152×16+0.03754×40+0.508845×2+0.169615×28=12.126（3）气体比热Cp：NH3CH4ArH2N2Cp1,kJ/kmol.℃48.48851.41421.23429.42730.514表3-2气体的比热容Cp==0.132×48.488+0.152×51.414+0.03754×21.234+0.508845×29.427+0.169615×30.514=35.36KJ/(kmol°C)（4）导热系数高压下含氨混合气体的导热系数，用氮的对比导热系数图进行计算NH3CH4ArH2N2y113.215.23.75450.884516.9615T11,K405.5239151.233.3126.2Pc1,MPa18.03023.1964.8621.5683.393kJ/(m.h.℃)0.66960.44690.10680.36870.12866表3-3气体的临界常数-51- 宁夏理工学院毕业设计Tcm’==0.132×405.5+0.152×239+0.03754×151.2+0.508845×33.3+0.169615×126.2=141.76KP’cm=0.132×18.03+0.152×23.196+0.03754×4.826+0.508845×1.568+0.169615×3.393=7.544Mpa求假对比参数Pr’=p/P’cm=29.89/7.554=3.957Tr’=T/T’cm=(290+273)/141.76=3.972由Pr′，Tr′查氮肥工艺设计手册,得=1.25=.=1.25×0.3784=0.473KJ/(mh℃)（5）气体的粘度查氮肥工艺设计手册各组分气体压力下的粘度。高压下含氨混合气体的粘度由下式计算=0.132×4.12+0.152×4+0.03754×6.32+0.508845×1.41+0.169615×5.29=3.035=0.132×4.12×0.97×0.0806/3.035+0.152×4×1.04×0.0774/3.035+0.03754×6.32×1×0.1469/3.035+0.508845×1.41×1×0.0498/3.035+0.169615×5.29×0.92×0.106/3.035=0.0833kg/(mh)(6)雷诺准数重量流量=V/22.4=108058.92×12.126/22.4=58496.54kg/h管道截面积，设管道数量182根F=0.785×0.0152×182=0.03m2则重量流速G=W/F=58496.54/0.03=1819728.54kg/(m2h)Re=d0G/=0.015×1819728.54/0.0838=327682.21Re0.8=25844.15（7）普兰特准数Pr=Cp/M=0.0833×35.36/(0.473×12.126)=0.51Pr0.4=0.77-51- 宁夏理工学院毕业设计管内给热系数α0α0=0.023×Re0.8×Pr0.4=0.023×(0.473/0.015)×0.77×25844.15=14358.32kJ/(hm2℃)3.1.3管内给热系数αi计算αi=5.848P0.176×q0.7KJ/(hm2℃)式中q=Q/FQ————锅炉热负荷，KJ/hF————锅炉换热面积，m2P————蒸汽压力，MPa设锅炉换热面积F=36m2，副产1.372MPa蒸汽，带入上式αi=5.848×1.7320.176×(12893.79)0.7=79719.08KJ/(hm2℃)3.1.4总传热系数K计算设气象侧污垢系数R=1.196×10-4(m2h-1℃)/KJ液相侧污垢系数R=2.393×10-5(m2h-1℃)/KJ钢管的导热系数λ钢=146.3KJ/(m2h℃)总传热系数K===3945.03KJ/(hm2℃)3.1.5平均传热温差mΔt计算管内气体温度370℃→220℃管内软水194.13℃←30℃Δtm==182.84℃-51- 宁夏理工学院毕业设计3.1.6传热面积F==10.75×2493203.52/(3945.03×182.84)=37.17m2实际选换热面积为60m2按一根U型管7m计，需列管数n==60/(3.14×0.015×7)=182根3.2主要设备选型汇总表型号尺寸t入t出换热面积列管数废热锅炉U型换热器Φ24×436022029.8931.1791热交换器列管式换热器Φ14×248.7(壳程)189.57(壳程)29.8(壳程)455.932200220（管程）66.4（管程）29.4（管程）水冷器淋洗洒式排管冷却器Φ68×1366.4（热气）35（热气）29.1（热气）342.695030（冷却水）38（冷却水）0.392（冷却水）冷交换器列管式换热器Φ14×335（管程）20（管程）29.1（热气）346.2215010(壳程)30(壳程)29（冷气）氨冷器立式氨冷器Φ19×320（管程）10（管程）28.7（热气）21170025(壳程)15(壳程)其中：热气体走管程，冷气体走壳程。表3-4主要设备及工艺条件一览表-51- 宁夏理工学院毕业设计4环境保护与安全措施4.1环境保护合成氨合成工段生产中的废气主要有：合成放空气、弛放气、压缩放空气、锅炉烟气等；废水分为合成冷却废水及锅炉排出污水两大部分，主要污染物是氨氮。氨厂环境保护的重要内容是做好三废治理，即对生产过程中的废气、废液、废渣进行物化处理，使之达到国家有关法规规定的排放标准，消除对环境的污染或把这种污染降到最低限度；且不向厂外转移污染。4.1.1化学沉淀—A/O工艺处理合成氨废水①预处理阶段采用化学沉淀法,即在废水中加入硫酸亚铁,将氰化物转化为无毒的铁氰络合物(pH=7.5～10.5)。监测进水pH值为8.26(在7.5～10.5之间),符合要求。②生化处理阶段采用了传统的生物脱氮方法,常用的有后置生物脱氮法和前置生物脱氮法(A/O工艺)。后置生物脱氮法占地面积比前置生物脱氮法的大,因而增加了工程的基建投资,并且需要外加碳源,这样不但增加了废水的处理成本而且不易控制外加碳源的量,易造成出水COD值升高。而前置生物脱氮法则具有占地少、不需外加碳源等优点,因此该项目的主体工艺采用了前置反硝化的生物脱氮法。4.1.2合成氨尾气的回收合成氨工业在氨合成的同时,以甲烷气体为主的未反应气体不断增加,为保证合成反应的顺利进行,必须控制不反应气体的浓度,当积累到一定程度时,就需要在氨分离器出口放出一部分气体,这就是弛放气。同时,少量循环气中H2、N2、Ar、CH4等气体溶解于液氨中,从氨分中排放到液氨贮罐中后,经减压闪蒸出来,这部分气体称贮罐气。弛放气、贮罐气统称为尾气。合成氨尾气[7]中含有大量的H2、NH3等有用成分,将这些有用成分提取出来,回收利用,是合成氨生产节能降耗和提高企业经济效益的重要措施。-51- 宁夏理工学院毕业设计在近十年来，随着合成氨厂生产规模的不断扩大，两气的产生量也越来越大，目前，大多数氮肥厂设有等压回收装置以回收两气中的氨，回收后剩余的含大量氢和甲烷的两气一般送锅炉房作燃料或用作民用生活煤气或直接放空，这样既造成了合成氨厂生产的有用气体的损失，生产成本较高，又造成了环境污染。众所周知，氢不仅是合成氨的主要原料，也是生产其他重要化工产品（如双氧水等）的原料。在合成氨生产中，它通过造气、净化、压缩等工序，消耗了大量能量之后制得的。因此，将含有大量氢的两气用作燃料或放空显然是极不经济的。若将两气中的氢加以分离回收，返回合成氨系统制氨或作商品氢出售，剩余的可燃气体用作燃料，不仅具有较好的经济效益，而且还减少了环境污染，为合成氨厂开辟多种经营提供了途径。考虑到目前稀氨水没有市场需求，而液氨市场销售好，需求量大。因此，两气回收装置以回收放空气、弛放气中氨，制成无水液氨进行销售。对于技术力量强,经济基础雄厚的大化肥厂还可以对合成氨尾气中的稀有气体回收,提取尾气中的氩(Ar)、氙(Xe)、氦(He)、氪(Ke)等稀有气体，虽投资较大,但可提高经济价值40多倍。相信随着科学技术的发展,尾气都会逐步得到综合利用“变废”为宝。4.2安全措施合成系统的设备和管道都处于较高压力下操作。在这些设备或管道中，氢、氮、氦等气体达到一定含量并与空气混合后，就会引起爆炸，氨是刺激性的有毒气体，可以使人中毒；浓氨水和液氨可以灼伤皮肤。因此，在操作中不加注意就可能发生着火、爆炸、中毒等不幸事故。此外，车间内有很多电气设备和转动的机械设备，如果不注意，就会发生触电事故和机械伤害事故，合成本间主要的是防毒、防火、防爆。为了防止事故的发生，必须注意如下几点：4.2.1防毒空气中含有0.5%的气氨，就会强烈的刺激粘膜，严重时发生流泪、气喘、咳嗽等现象，甚至会使人窒息。经常的氨气中毒会引起消化不良，上呼吸道粘膜炎和肺肿大等症状。为防止氨气中毒，应注意如下几点：1．做好防泄工作，发现阀门、法兰处有泄漏时应及购修理。2．工作室内保证良好的通风。3．备有防线、防毒面具、防毒衣、护用品，以供必要时仪用。4．万一发生中毒时，立即进行急救。可把中毒者移到凉快通风的地方，让中毒者呼吸新鲜空气，并用大量水冲洗眼睛。-51- 宁夏理工学院毕业设计4.2.2防火氨生产中的火灾危险主要由所用原材料和产品特点所决定。生产工艺过程中的气体可归纳为三种，一种为可燃气体，如氢、一氧化碳、硫化氢、氯和甲烷等。另一种是助燃气体，如氧气；第三种为既不助燃也不燃烧的气体，如氮气和二氧化碳[8]。前两种气体混合列一定比例若遇明火或火花，就会造成火灾。为防止火灾，应该注意以下几点：1.易燃物品如火柴、煤油、汽油等不得存放在车间内。2.严禁在车间内吸烟点火。3.在载有可燃性气体的设备上进行检修工作时不得用硬质工具撞击，以免引起火花而着火。应该用较软质或铜制工具。4.车间内应放置灭火工具，并应定期校验，以便于万一着火进行扑灭。5．气体泄漏着火可应用灭火弹、二氯化碳灭火机来灭火；电器设备如电动机、变压器、电源线等着火时，可先切断电源，然后用四氯化碳灭火机或黄砂扑灭。6．气体放空不可过剧，防止产生静电作用，引起火花而着火。7．合成塔电热器接头发生漏气现象时，应及时检修，防止大量气体冲击而着火。万一着火时，应进行停车，把塔内压力卸掉，然后用四氯化碳灭火机扑灭。4.2.3防爆可燃性气体如果与空气混合，其含量在爆炸范围内就可能发生爆炸。由于本工段的设备部处于高压下工作，如果设备、管道材料的强度差或较长时期的超压力工作，就会发生爆炸[9]。为了防止爆炸事故的发生应注意如下几点：1．正确选用设备制造及管道钢材，所有设备使用前，必须经过水压试验。2．重要的设备如合成塔外筒、氨冷凝器等必须进行探伤检查。3．设备和管道必须涂上防腐漆，防止腐蚀后强度降低。若腐蚀严重时应及时更换。4．防止超压，超温操作，温度、压力必须严格按照指定的指标，应该安装超压警报器。5.定期检查各压力表和安全阀是否失灵，并做好记录工作。6．循环机油的闪点必须符合要求，否则不能使用。-51- 宁夏理工学院毕业设计7．如对设备进行检修，动火焊接前，必须对设备及系统管道进行清洗置换，在确定无爆炸危险后，才能动火。4.2.4防烧伤烧伤分为热烧伤和化学性烧伤。热烧伤是由于皮肤宣接与火焰或高温物体接触而引起的。化学烧伤则是由于碱或液氨沾在皮肤上引起的。因此，与液氨接触的人员应有橡皮衣服、靴子和手套等。还应配备防毒面具及防护眼镜。一旦酸或碱滴在皮肤上，应首先及时用大量的清水冲洗伤处，然后去医院治疗。4.2.5防触电电流对人体的伤害主要是烧伤，引起血液或其他有机物质的电解，刺激神经系统等。也有可能因触电使人由高处掉下而摔伤。人体通过电流在0.1A以上，可使人死亡，在0.05A以上，就有危险。因此，电器设备的安全电压应在45V以下为好。防止触电的根本措施是严格遵守安全技术规程，并掌握安全用电的知识。例如不使用绝缘不良的电线，设备地线安全可靠，不随意装拆电气设备等。4.2.6防机械伤害在生产企业中发生的工伤事故绝大部分为机械性伤害。机械性伤害大都是由工作方法不当、缺乏安全装置和不遵守安全技术规程造成的。为了防止发生机撼性伤害事故，所有暴露在外面的飞轮、皮带轮等转动件必须加安全罩；操作人员按规定穿工作服、戴安全帽，禁止穿宽大的衣服，以免绞入机器内[10]。-51- 宁夏理工学院毕业设计参考文献[1]陈五平，张鎏.无机化工工艺学（第三版）[M].化学工业出版社，2010.[2]朱炳辰.化学反应工程.(第三版)[M].北京:化学工业出版社,2007.[3]廖巧丽,米镇涛.化学工艺学[M].北京:化学工业出版社,2006.[4]刘荣杰,卫志贤,程惠亭[M].化工工艺设计基础.西安：西北大学出版社,1994.[5]侯文顺.化工设计概论[M].北京：化学工业出版社,2005.[6]陈钟秀,顾飞燕,胡望明.化工热力学(第二版)[M].北京:化学工业出版社,2007.[7]魏崇光,郑晓梅.化工工程制图[M].北京：国防工业出版社,2006.[8]国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册(上、下册)[M].北京:化学工业出版社,1985.[9]HG20519—92.化工工艺设计施工图内容和深度统一规定[S].[10]崔鹏，魏凤玉.化工原理[M].合肥：合肥工业大学出版社,2007.结束语-51- 宁夏理工学院毕业设计本次毕业设计是对我大学四年所学知识的一个总结，在指导老师和同学帮助下我完成了年产4万吨合成氨合成工段工艺初步设计。此次毕业设计和以前所做设计有很大的不同，综合性很强，使我通过设计发现了自己对专业知识还有很多的储备不足。设计初期准备时，查阅了大量的相关资料，并且从网络上下载了很多的相关内容。然后就开始初步确定设计方案，通过设计方案做出了工艺流程，最后在进行物料衡算、能量衡算。在设计过程中，总是出现问题，在一遍又一遍的发现问题再分析问题最后解决问题，但是由于自己的知识储备不足以及可供查阅的相关文献较少，所以总是觉得本设计还是不够完善。通过本次毕业设计，提高了我发现问题再分析问题最后解决问题的能力，也认识到了自己的不足之处。做为一名马上毕业的应届大学毕业生，在本设计中所产生思想和观点，使我树立起实事求是、认真负责以及相互合作的风格。致谢本设计是在指导老师陈琼对我的悉心指导和大力支持下圆满完成的，陈-51- 宁夏理工学院毕业设计老师不仅给我提供了大量的参考资料，而且在我设计中遇到问题时耐心指出错误所在并且给予修改意见，帮助我发散思维，热忱鼓励。本设计由于本人知识欠缺，存在很多不足之处，诚请各位老师和同学批评指正。感谢指导陈琼，感谢大家。-51-