年产19万吨合成氨合成工段初步工艺设计.doc 76页

'合成工段初步工艺设计湖南科技大学毕业设计（论文）题目年产19万吨合成氨合成工段初步工艺设计作者宋宏友学院化学化工学院专业化学工程与工艺学号1106040306指导教师曾令玮唐丽（湘电集团） 二〇一五年六月七日 湖南科技大学毕业设计（论文）任务书化学化工学院化工系（教研室）系（教研室）主任:（签名）年月日学生姓名:宋宏友学号:1106040306专业:化学工程与工艺1设计（论文）题目及专题：年产19万吨合成氨合成工段初步工艺设计2学生设计（论文）时间：自2015年3月01日开始至2015年5月30日止3设计（论文）所用资源和参考资料：[1]万鹏.《中国科技纵横》2011年第7期285-285页[2]赵育祥编.《合成氨工艺》[M].1985,化学工业出版社[3]林玉波编.《合成氨生产工艺》[M].2006化学工业出版社3-4页[4]赵忠祥.《氮肥生产概论》[M].1995,化学工业出版社[5]江苏化学石油工业厅组织.《小型氮肥厂安全操作技术》[M].1981,化学工业出版社[6]方伟阳.年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007.[7]张岩.化学沉淀—A/O工艺处理合成氨废水[J].中国给水排水，2004，20：77-79[8]张炳标.膜分离法回收合成氨弛放气中氢气[J].低温与特气，2003，21(1)：23-25[9]王新杰.合成氨厂两气回收技术的应用[J].中氮肥2006，(1)：13-14[10]王敏.合成氨生产中的废气利用与节能效益[J].江西能源，2001(3)：26-27[11]《小型氮肥厂生产氨的合成（工人读物）》[M]1969年10月第1版4设计（论文）应完成的主要内容：了解产品的生产现状；合理选择设计方案；工艺计算（物料衡算与能量衡算）；安全技术与经济评价发展趋势；主要设备的设计计算与选型；绘制工艺流程图、平面布置图和主要设备图。5提交设计（论文）形式（设计说明与图纸或论文等）及要求：（1）形式：设计说明书1本；图纸3张（带控制点的工艺流程图、平面布置图及主要设备图，图用CAD制作）。（2）要求：设计说明书字数不少于8000字；图纸符合国家有关标准；写作格式按湖南科技大学教务处有关规定执行；设计说明书按学校统一标准装订。6发题时间：2015年3月1日指导教师：（签名）学生：（签名） 湖南科技大学毕业设计（论文）指导人评语[主要对学生毕业设计（论文）的工作态度，研究内容与方法，工作量，文献应用，创新性，实用性，科学性，文本（图纸）规范程度，存在的不足等进行综合评价]指导人：（签名）年月日指导人评定成绩： 湖南科技大学毕业设计（论文）评阅人评语[主要对学生毕业设计（论文）的文本格式、图纸规范程度，工作量，研究内容与方法，实用性与科学性，结论和存在的不足等进行综合评价]评阅人：（签名）年月日评阅人评定成绩： 湖南科技大学毕业设计（论文）答辩记录日期：2015.6.7学生：宋宏友学号：1106040306班级：化学工程与工艺三班题目：年产19万吨合成氨合成工段初步工艺设提交毕业设计（论文）答辩委员会下列材料：1设计（论文）说明书共页2设计（论文）图纸共页3指导人、评阅人评语共页毕业设计（论文）答辩委员会评语：[主要对学生毕业设计（论文）的研究思路，设计（论文）质量，文本图纸规范程度和对设计（论文）的介绍，回答问题情况等进行综合评价]答辩委员会主任：（签名）委员：（签名）（签名）（签名）（签名）答辩成绩：总评成绩： 摘要氨是世界上产量最高的无机化合物之一，它的用途广泛，但绝大多数的氨被用来制造化学肥料。在整个合成氨流程中，氨的合成工段是最核心的部分，是合成氨厂最后一道工序。它的任务是在一定的温度、压力及催化剂存在的条件下，将精制的氢氮气体合成氨，反应后气体中一般氨含量只有10%~20%；将反应后气体中的氨与其他气体组分分离，提供液氨产品；将分离氨后的未反应气体循环使用，因此氨合成工艺一般使用循环工艺流程。本设计通过查阅相关文献和资料，选择了合理的设计方案，完成了年产8万吨合成氨合成工段的初步设计。对该工艺流程进行了物料衡算和能量衡算，并完成了主要设备的计算及选型。最后，借助CAD技术绘制了工艺流程图、平面布置图和主要设备图。关键词：循环工艺；合成氨；合成工段 ABSTRACTAmmoniaisoneofthemostproductiveintheworldofinorganiccompounds,extensiveuseofit,butthevastmajorityoftheammoniaisusedtoproducechemicalfertilizers.Throughouttheammoniaprocess,ammoniasynthesissectionisthecorepartoftheammoniaplantisthelaststep.Itsmissionisundercertainconditionsoftemperature,pressureandpresenceofacatalyst,hydrogenpurificationofammonianitrogengas,thereactiongasintheammoniacontentisgenerallyonly10%to20%;Thereactionofammoniagasandothergasesgroupofseparation,providingammoniaproducts;separatingunreactedammoniagasafterrecycling,andthereforetheuseofammoniasynthesisloopprocessingeneral.Throughaccesstorelevantdocumentsandinformation,chooseareasonabledesign,completewithanannualoutput80,000tonsofsyntheticammoniasynthesissectionofthepreliminarydesign.Thisprocesshasbeenthematerialbalanceandenergybalance,andcompletedthecalculationandselectionofmajorequipment.Finally,withthehelpofCADtechnologytodrawaflowchart,andmajorequipmentfloorplandiagram.Keywords:Cycleprocess;Ammonia;Synthesissection 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）-i- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）第一章绪论当今，氨在世界工农业生产中应用越来越广泛，在国民生产中有举足轻重地位。合成氨的合成是整个合成氨工艺流程中的核心工段，是合成氨厂的最后一道工序。因此，正确的选择一个合理的氨的合成工艺流程显得尤为重要。本设计的课题是年产19万吨合成氨合成工段的初步设计。在本设计中，分别阐述了氨的性质、用途、危害及合成方法；对氨合成技术发展现状及发展趋势做了进一步的分析，了解了合成氨的工业生产市场及前景；同时，也对合成氨的工艺原理以及相关的物料衡算、热量衡算、设备选型等都作了详细的阐述。以理论计算为依据，以实际工厂生产为基础，力求做到理论联系实际。毕业设计的目的在于用已学过的知识来解决实际工程技术问题和获取新知识，并且在实际的过程中体验学术的严谨并且掌握所用的技巧与获取信息的方法，而且还能增强计算、作图、编写文件、使用规范化手册等最基本的实际工作方面的能力，还巩固和加深所学的基础理论、基本技能和专业知识，使之系统化和专业化。本人通过查看、参考了大量的文献和资料，并结合老师搜集的有关资料，完成了年产19合成氨合成工段的初步设计。在此次设计过程中，一直得到曾令玮老师的悉心指导和同组同学们的通力合作以及室友在Word、CAD操作方面的帮助，在此一并表示感谢！由于时间仓促、现场工作经验不足及知识方面的欠缺等因素的存在，设计难免有不妥，望老师们批评指正！1.1氨的性质1.1.1氨氨,英语名：Ammonia，分子式为NH3，亦称氨气或无水氨，是一种无色、有猛烈刺激气味且极易溶于水的气体。氨是所有食物和肥料的重要成份，对地球上的生物来说至关重要。药物的组成中直接或间接都含有氨。氨的用途很大，它是全世界生产量最大的无机化合物之一，但80%以上被用来制造化学肥料。仅在2006年，全世界氨产量约1.465亿公吨，市面上的清洁产品主要用它来制造。氨是一种路易斯碱，由于它能够提供孤对电子。1.1.2氨的物理性质(1)氨的具有刺激性气味的气体它对人的眼睛、喉咙、鼻子等有刺激作用。大量吸入氨气，会短时间鼻塞，并有窒息感。若眼部接触氨，会有流泪现象。如果不注意接触过多的氨而出现病症，必须立刻吸入新鲜空气和水蒸气，且对眼部用大量清水清洗。(2)氨的密度小-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）标准条件下，氨气的密度为0.771g/L。(3)氨极易溶于水在正常的温度和压力下，水的体积1：700可溶氨(4)氨的沸点比较高氨极易液化。在常压下，冷却至-33.5℃或在常温下加压至700KPa至800KPa，气态氨就会液化成无色液体，此时会放出很多的热。相反，液态氨汽化时，要吸收大量的热，周边物体的温度就会迅速下降，所以氨经常做制冷剂。1.1.3氨的化学性质（1）氨气与氯化氢气体相遇会产生大量的白烟,氨气还可以可与氯气发生反应。（2）氨的催化氧化是化学工业制硝酸的重要反应，它是一个放热反应。NH3还可以被氧化成N2。（3)氨水（NH3·H2O，也称一水合氨）可腐蚀多种金属。所以得在铁桶内涂沥青后方可装氨水。(4)NH3呈弱碱性，它能使湿润的红色石蕊试纸变蓝。(5)氨能和酸类发生化学反应生成铵盐。1.2合成氨的生产工艺现状及发展趋势1.2.1合成氨现状及发展概述合成氨技术的不断发展，使得氨合成的装备的发展趋势是单系列、节能型和大型化等。氨的生产量大，在各化工产品中居榜首，但它消耗能源的也是最大的。合成氨是氨化肥工业的基础，同时它也是有机化工和无机化学行业的基础原材料，因此合成氨被广泛应用在农业上。近年，在现有生产工艺技术的基础上，国内外通过降低合成的压力、提高合成的转化率、减少氨合成的压降及合理使用能源等技术，又研发了节能氨合成工艺技术及工艺流程。当前，我国有大型合成氨装置30多套，所用的氨合成塔也是国际上普遍使用中的工艺设备。现在，在我们的小氮肥生产企业的一部分，已被国内设备占用，所以需要对生产进行优化，但设备的改造和现有的控制实现的成本相对较高。在此情况下就要结合现有装置设备特点来逐渐挖掘自身的潜力，还要合理的调节当前的操作过程，来实现生产系统与生产装置的最优搭配。1.2.2我国合成氨技术的发展概况（1）大型氮肥装置-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）目前，我们国家有大型的合成氨装置总计34套，生产能力达1000万t/a。其中，只有1套装置是用于生产硝酸磷肥的，其他的均用于产尿素。通过使用材料的类型来区分，有17套设备是以天然气为原料，有9套设备是以重油为原料，有6套设备是以轻油为原料，有2套设备是以煤为原料。（2）小、中型氮肥装置目前,我们国家有55套中型的合成氨装置，其生产能力约500万t/a，主要用于生产硝酸铵和尿素。其中有34套装置是以煤、焦为原料的，有12套装置是采用天然气作为原料，有9套装置是以渣油为原料的。而有700多套小型合成氨装置，生产能力约3千万t/a，主要用于生产碳酸氢铵。其中有112套经过了设备更新，用于产尿素。生产原料以煤、焦为主，而以气为原料的仅占4%[1]。1.2.3成氨工艺技术的改造在新建的煤气生产线中，生产合成气采用的主流工艺是煤气化。在此基础上，还新建了空气分离工序，使用内压缩空气和全低压的工艺技术，主要供应煤气化工艺所需要的工艺氧气和高、中、低压氮气。增建的耐硫变换工序利用了三段耐硫变换工序，对合成气的高浓度CO进行变换。增建的脱出酸性气体的工序，应用了低温甲醇洗净化的工艺手段，来进化变换气的脱硫脱碳工序，成功脱除变换器中H2S、COS、9CO2，再结合两级克劳斯脱硫+scot工艺来处理低温甲醇洗工序的H2S产生的尾气，改造和利用甲烷化工序完成整个操作过程[1]。1.2.4成氨技术的发展趋势(1)低能耗与生产环境将是以后合成氨装置技术的主要发展趋势。而生产设备的大型化、自动化、集成化等也将成为趋势。(2))合成氨装置技术原料结构调整方面会以“油改气”和“油改煤”为主，而产品会以加工为核心来进行结构的调整，这种调整是增强企业竞争力的最有效途径之一。(3)清洁生产将会是未来合成氯装置发展的必然且是唯一的途径。在生产过程当中，不生成或降低副产物、废物来达到或临近“零排放”的标准。清洁生产已经成为未来工业产业重视的问题。清洁生产将成为国内外企业发展的一个重要目标。(4)将来合成氨装置在市场竞争中的主要保障是延长运行周期。其中装置运转率的提升、运转周期的延长、新的生产工艺优化技术及先进的控制技术等将逐渐受到世界企业的重视[1]。1.3氨的用途氨是一种基本的化工产品，用途广泛。化学肥料是农业的主要肥料，而氮肥是农业上应用最大的一种化学肥料，在国民经济中举足轻重，其生产规模、产品数量和技术装备水平均处于化学肥料第一。合成氨是各种氮肥的主要生产原料，所以，氮肥工业的发展情况可以通过合成氨工业的发展来看出。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）尿素、氯化铵、硝酸铵、硫酸铵等氮素肥料的生产都是以氨为主要原料。各种含氮复合肥料也可以将氨加工来制取。另外，液氨自身就是一种高效的氮素肥料，可以直接使用，一些国家已大量使用它。所以，氮肥工业的基础由合成氨工业决定，合成氨工业对农业增产有着至关重要的作用。上个世纪50年代来,我国的氮肥工业就不断发展壮大。如今合成氨产量已达世界第一，我国已熟练使用以焦炭、焦炉气、无烟煤、油田伴生气和油天然气和液态烃多种原料生产合成氨和尿素的工艺技术，构成了独特的煤、天然气和石油原料并存以及小、中、大生产规模并存的生产局面。当前，我们国家有上千套大中小型的各种氮肥装置在合成氨氮肥厂，其中引进了32套是大型的，超过20套是国产的，上百套的中型的，大概600套小型的，合成氨年生产高达4500万吨。我国氮肥工业不仅满足了国内需求，还发展了国际市场。已经达到与国际合成氨行业的竞争能力，产品及原料结构的调整将是新方向，这样才能不断改善经济效益。经济增长的贡献率靠科学技术的发展来实现，这将是未来发展合成氨氮肥工业新趋势。氮肥工业的基础是合成氨工业,它在国民经济中的地位举足轻重。但是，我们国家大部分合成氨工业使用固定床水的煤气炉煤制气技术，老化炉型、、较低的能源利用率、高额的原料费用,都急需技术革新。目前合成氨工业的发展趋势是改善原料路线,使原料多元化,再引进先进的煤气化技术生产合成气,减少产品的成本,优化生产环境;在此基础上，研发出简便可行,还可就地取材来获得合成气的洁净煤气化技术,。这是当前我国60%以上的中小型氮肥厂急需解决的事情。在此情况下下，该课题以“年产8万吨合成氨合成工段初步设计”为题，对合成氨合成工段的工艺条件和设备选型等进行初步的探讨[2]。1.4合成氨生产原料的种类及工艺特点合成氨生产的原料可分为气体、液体和固体三种。其中气体原料包括天然气及焦炉气；而液体原料包括重质油和石脑油；而固体原料包括煤及其加工品碳化煤球、焦炭以及水煤浆[3]。①气体原料合成氨合成氨生产的气体来源很广，有天然生产的，也有其他工业副产的。生产氨工艺技术中以气体原料不少，包括部分氧化法及无催化热裂解法（原料为天然气或石油加工气）；包括部分氧化法及深冷氢分法（原料为焦炉气）。而最为广泛采用的的是以天然气为原料的蒸汽转化工艺。它的生产成本低、建设花费低，所以是全球已合成氨厂的主要生产方法。上世纪70年代已达总氨产量的60%，80年代达80%，现在还在继续扩大。②液体原料合成氨英国的帝国化学公司是最先利用石脑油生产合成氨原料气的，上世纪50-60年代，技术已经比较发达，石脑油来自石油馏出的较轻馏分。这一度被一些没有天然气资源的国家所利用。采用这种原料的技术与天然气蒸汽转化重要区别在于转化反应中采用耐烯烃的特用催化剂。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）因为石脑油价格上涨等因素，以天然气为原料的制氨技术正不断取缔以石脑油制取合成氨原料气的合成氨厂。③固体原料合成氨焦炭、煤是合成氨的主要固体原料。焦炭是从原煤干馏获取的，不含挥发分。使用焦炭获取合成氨原料气，用空气与水蒸气为气化剂经过间歇交替吹入气化炉中的固定炭层进行反应，而获得合成氨生产用的原料气。煤的种类很多，按其在地下生成时间的长短可分为泥煤、褐煤、烟煤、无烟煤等。除烟煤外，其他的煤种因含挥发分多，不宜常压固定碳层间歇气化方法。都选择流化床和各类气流床作为其造气设备。它和固定床间歇造气区别在于沸腾床或气流床都要连续作业且要用到氧气或富氧空气。德国的鲁奇炉是煤的连续气化法唯一使用固定层的。固定层加压连续气化以无烟煤及碳化煤球为主。无烟煤性能接近焦炭，却有更高的生产能力。该工艺一开始就试用加压技术，经历了三次自我改造，迄今生命力强大。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）第二章氨的合成2.1氨合成的反应机理2.1.1氨合成的基本原理 氨合成反应式为： 3H2+N2=2NH3+热量 这是一个放热、可逆、体积缩小的反应。一般认为其反应机理为：N在催化剂上被活性吸附，变成为N原子，再逐渐加H，依次变成NH、NH2和NH3。即：N2→2N→2NH→2NH2→ 2NH3→2NH3 以下列举影响氨合成反应的几个因素: ①温度氨合成反应为可逆放热的反应。若温度增加，平衡会往氨分解方向进行； 当温度降低时，反应往氨生成方向进行。所以，从反应平衡来看，提高氨的平衡产率就要要保持低温。 从反应速度看，升温能加快反应速度，原因是升温加快了分子的运动速度，这样既增加了分子的间相撞机率，又提高了分子克服阻力的能力，使分子得有效结合的机率增高。 综上所述，低温使反应向合成氨方向移动，但反应速度比较低；高温会阻碍反应往氨合成方向进行，而反应速度加快。所以，在生产中反应温度的选取由氨合成催化剂的性能来决定。 ②压力氨合成反应是1个氮分子和3个氢分子化合为2个氨分子，是一个分子个数变少、体积缩小的反应。所以增加反应的压力，反应会往生成氨的方向移动。对于氨合成反应来说，增加反应压力能增加气体浓度，使分子间碰撞的机会加大，以此加快反应的速率。 因此，增加合成的压力既能提高平衡的转化率，又能增加反应的速率。但是，如果压力过高不但使动力消耗增加，还设要求更高的设备和材料，所以压力也不应太高。通常我国的小型合成氨企业将设计压力定为32MPa。 ③空速空速指气体与催化剂接触时间的长短。物理意义：标况下，单位时间内在1立方米的催化剂上所经过的气体的体积。其单位为m3(标)气体/（m3催化剂•h）,或简写为h-1。  -67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）空速对合成氨的合成反应有一定的影响。一定的合成条件下，增加空速会增加气体与催化剂接触时间，出合成塔气体氨浓度会减少。因此，空速的增加会进一步提高氨的产量。但增加空间速度会增大每生产每吨氨所需的循环气量及输送气体要克服的阻力，从而增大能量的消耗。特别是空间速度太大，会增大合成塔出来的气体带出的热量，无法控制催化剂床层的温度，不易冷凝循环气中的氨，所以空速不宜太大。 ④氢氮比依据平衡移动原理，平衡体系浓度的改变，平衡就往阻止这个改变的方向进行。在氨合成反应中，是按H2/N2=3：1的比例反应的，所以增加氢气、氮气的分压，保持氢氮比可以增加平衡氨的含量。 由该反应的反应速度我们了解，在非平衡的状态下，适量提高氮的分压能增加催化剂吸附氮的速度，由于该反应的控制步骤是氮的活性吸附。通常情况下，氨产率只能达到平衡值的50%～70%，因此，会把反应中氮的比例适量的增加，通常将氢氮比控制在2.2～2.8间最佳。2.1.2氨合成反应热力学通常，氨厂把温度控制在400~500℃，大型的合成氨厂把压力控制在10~24Mpa而小型合成氨厂会控制在20~32MPa。氨有较低的转化率，一般转化率是10~20%氨合成反应如下：1.5H2(g)+0.5N2(g)=NH3(g)该反应为放热反应，其平衡常数为Kf0为真正的平衡常数，它由热力学关系决定。生产条件范围，经验公式计算逸度系数：现实生产中，因为不知道组成，需要采用迭代法。很多逸度系数可以通过查找相关图表获取。2.1.3氨合成反应热效应氨合成反应会放出热量，其热效应的计算如下：式中温度单位为K，压力单位为MPa，知其反应热单位为kJ/kmol。现实情况的热效应要结合不同条件下的不同影响。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）2.1.4氨合成反应动力学氨合成反应机理，经过几十年研究，有很多模型，结论尚未统一。现在列举普遍认可的机理作为例子。氨合成反应历经有下列基本步骤N2+[K-Fe]→N2[K-Fe]氮分子被吸附N2[K-Fe]→2N[K-Fe]解离2N[K-Fe]+H2→2NH[K-Fe]与氢气反应2NH[K-Fe]+H2→2NH2[K-Fe]2NH2[K-Fe]+H2→2NH3[K-Fe]2NH3[K-Fe]→2NH3+[K-Fe]氨分子脱附由此机理导出的动力学方程为式中k1、k2分别为正逆反应的速率常数，为实验常数，工业条件下一般a»为0.5。上式只适用于低压且接近平衡的情况，压力较高时，要结合实验速率常数与压力的关系。但是，反应非平衡状态下该式不适用，当pNH3→0时r→∞。®捷姆金总结了非平衡状态下的反应动力学方程：用该式易得在反应平衡状态下，正逆反应速率常数之比为平衡常数之值。2.1.5影响平衡氨含量的因素y*NH3=F(P、T、yi、r)①氢氮比的影响当氢氮比≠3,则：其它不变，改变氢氮比使平衡氨含量最大时，可对上式求导，使其为零得-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）算得r=3.以化学计量氢氮比作进料比时，平衡氨含量最大。现实情况下，平衡氨含量不等于3。当压力在10~100Mpa时，氢氮比在2.9~3.0间为宜。②惰性气体含量的影响惰性气体的存在，无论是从化学平衡还是动力学角度分析都是有弊无利的。它主要来源于补充气，保持循环气中一定的惰性气体含量主要是靠放空气（驰放气）决定的。我们希望控制过低的惰性气体含量，但这势必要大量放空，有效气体的放空损失在经济上是不合算的。一般，当操作压力较低和催化剂活性较好时，循环气中的惰性气体含量宜保持在16到20个百分点，反之在12到16个百分点。2.1.6氨合成催化剂正确的的催化剂对氨的合成反应反应速度有很大的影响，铁催化剂是普遍使用的催化剂。它的成分有：Fe3O4(Fe2+/Fe3+≈0.5)促进剂为：SiO2,K2O,Al2O3,MgO,CaO①加入Al2O3的会产生合金FeO·Al2O3,其结构和FeO·Fe2O3相似，使Fe3O4分布均匀，催化剂还原后，加大催化剂表面积，提高活性。②MgO和Al2O3同样的作用，对催化剂抗毒能力有增强作用，还对催化剂起到保护和延长其寿命之用。③CaO能使熔融物的熔点及粘度降低，还能使催化剂的热稳定性增强。④K2O可降低催化剂的金属电子逸出功，即使它使催化剂的表面积下降了，但是提高了其活性。金属铁是该反应的活性组成，使用前要还原催化剂。氢气是最常使用的还原剂：Fe3O4(s)+4H2(g)=3Fe(s)+4H2O(g)9kJ/mol.1490298=DH要让铁完全被还原不仅要选取恰当的反应条件应，还要确保还原后比表面积最高。通常选取500-520℃作为还原温度。除了反应因素需要水蒸气含量较低之外，高含量的水蒸气会增粗催化剂颗粒、减小表面积。低压为宜，空速可以较大。中毒现象也存在于氨合成催化剂中，与其他催化剂中毒类似.最近几年，一些新型合成催化剂正在不断的应用与生产，它将不断改变合成氨催化剂的现状。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）2.2合成氨常见工艺方法在合成氨的生产中，它的最后一道工序是氨的合成。它主要是把精制的氢氮气体在催化剂的作用下合理的合成为氨。在合成系统中，液氨就是其产品。合成氨行业上的各种工艺流程通常根据压力的高低加以区分[4]。2.2.1高压法该法的操作压力70～100MPa，温度为550～650℃。该法有较高的合成效率，反应后混合气中的氨易被分离，流程简单、设备紧凑。但高得合成效率使反应放热量大，使催化剂得温度上升，如果控制不当，不能及时散热，会使催化剂烧坏甚至失活，因此催化剂的使用寿命不长。加上操作过程是高温高压，设备选取及材质都有较高要求，加大了投资。现在工业上采用此法的不多。2.2.2低压法该法法的操作压力为10MPa左右，温度控制在400～450℃。该法对压力和温度要求都较低，所以对设备要求不高，管理简单方便，还有较高催化剂的活性。但缺点在于此法所用的催化剂对毒物很敏感，很快会中毒，缩短其寿命，所以要严格控制原料气的精制纯度。加上低压操作，使得合成效率不高，分离不易，流程也不简单。实际生产中，该法已经淘汰。2.2.3中压法该法的操作压力为20～60MPa，温度控制在450～550℃。现在中压法技术已经成熟，而且经济性不错。选取正确的合成压力，就要结合设备投资和压缩功耗综合分析。在动力消耗中，全厂消耗最大的当属合成氨的合成系统。但压力并不是功耗取决因素，还要结合工艺指标和流程的布置来判断。实践证明，压力控制在13～30MPa是最好的。经分析，压力控制在15～30Mpa之间，功耗没什么区别，所以现在普遍使用这种方法。2.3合成氨生产的特点合成氨生产有以下特点[5]：①工艺流程长、设备管道多；②各工序生产操作相互影响；③生产过程有高度的连续性；④高温、高压、易燃、易爆、易中毒、易灼伤的条件下生产。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）合成氨的生产过程中，有很多繁杂的工序，全程都在高温、高压、易燃、易爆、易中毒等条件下进行，要谨慎控制各种反应因素，稍不留意将不堪设想。加上生产的流程长、有很强的连续性，一直在高温和高压下生产的设备，再加上内部介质的冲刷、渗透和外部条件的侵蚀，会增加事故的发生率，特别是火灾、爆炸和重大设备的事故时有发生。但是，我们只要不断认识这一客观规律并熟悉这一客观规律就能实现安全生产。所以，高温、高压、高纯度是合成氨生产过程中的必然要求。生产期间有一系列化学反应、燃烧、传热、分离等程序。压力、温度、浓度等因素对反应的进行都有影响。这些又受到设备质量、煤质、水质、季节、操作水平、调度与管理等因素的影响，就会让合成氨的生产更加复杂。2.4氨合成过程的基本工艺步骤要循环氨合成就应做到以下几点[2]：压缩氮氢原料气且补入循环系统；合成氨及预热循环气；分离氨；回收利用热能；循环使用未反应气体，为保持惰性气体的平衡放出部分循环气等。(1)气体的压缩和除油为使新鲜原料气及循环气压缩达到合成所需压力，需要在过程中安装压缩机。使用往复式压缩机时，气体中混合的润滑油和水蒸汽会呈细雾状在气流中漂浮。其中的油不但会造成催化剂中毒，还会在热交换器壁上附着，使交换器传热效率降低，所以一定要去除它。可以用油分离器来去除压缩机每段出口的油，还需滤油器安装于合成系统。一些气体中不含油水的压缩机如离心式压缩机及无油润滑的往复式压缩机，不用安装滤油设备。(2)气体的预热和合成对压缩后的氢氮混合气升温，使其达到催化剂的起始活性温度，方可放入催化剂层合成。氨常规运作，采用氨合成产生的热量来对气体加热，也就是换热器中利用反应后的高温气体来对反应前的氢氮混合气加热，使其达到反应温度。当反应达不到自热，要使用塔内电加热炉或塔外加热炉供热。(3)氨的分离之所以要进行氨的分离是因为氢氮混合气在氨合成塔催化层里不是全部都会反应生成氨。水吸收法冷凝法是常用的氨的分离方法。冷凝法是现在常用的分离方法。水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器里操作。后面再安装氨分离器，用来从气相把冷凝下来的液氨分离，将其降压再进入液氮贮槽。氨冷凝时，在液氨里会溶解一些氢氮气及惰性气体。将贮槽里的液氨进行减压，这些气体就会释放出来，称其为“贮罐气”。(4)气体的循环通过合成塔的氢氮混合气氨，大多数没有合成为氨。，为了减少情性气体含量，会放空些许剩余的氢氮气，再混合新鲜原料气巡回合成塔内继续氨的合成，这就形成了循环法工艺流程。在设备、管道中流动的气体会有压力丧失，所以过程中要安装循环压缩机来降低压差。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）(5)惰性气体的排除通过以下三种方法可带出氨合成循环系统的情性气体：①系统泄露些许；②液氨中溶解些许；③放空是主要方式。在氨合成循环系统中，过程中惰性气体含量各不相同，选择惰性气体含量最高且氨含量最低的位置放空，使放空损耗达到最少。所以，要选取新鲜气加入前且氨已基本分离位置进行放空。采用水吸收法或冷凝法可回收利用放空气中的氨，余下的气体当燃料。有些工厂设置二循环合成系统，合成系统放空气进入二循环系统的合成塔，接着进行合成反应，放空分离氨后部的分惰性气体，剩下的继续在二循环系统里循环。这样，增加了放空气中惰性气体含量，从而减少了氢氮气损失。(6)反应热的回收利用氨的合成反应是放热反应，需要回收该部分反应热。回收的方法有以下几种：①对反应前的氢氮混合气预热。在塔内放置换热器，拿反应后的高温气体加热反应前的氢氮混合气，让催化剂的达到活性温度。但是该法不能充分吸收热量。现在大多数氨厂用此法来回收。②对反应前的氢氮混合气和副产蒸汽预热。既在塔内设置换热器预热反应前的氢氮混合气，又利用余热副产蒸汽。根据不一样副产蒸汽锅炉的设置，有塔内副产蒸汽合成塔(内置式)和塔外副产蒸汽合成塔(外置式)两类。现在通常是采用塔外副产蒸汽合成塔，因为能相对完全的吸收热量。现在使用比较普遍的是在中型氮厂。③对反应前的氢氮混合气和预热高压锅炉给水预热。该法能使塔内换器的面积较小，继而是塔的体积缩小，还能完全回收热。现在都是一些大型合成氨厂用该法对热量进行回收。2.5氨合成工艺的选择氨合成的生产工艺条件的选取要实现产量高，消耗低，工艺简单，设备便宜，操作简单及安全可靠等特点。因此做到以下三点：①对氨的合成和分离有利；②对催化剂保护及寿命的延长有利；③对余热回收利用有利。因此，氨合成方法的选取要考虑到压力、合成塔的结构型式及其热回收方法。增加压力，有利于反应的平衡和速率。中压法有成熟的技术还经济性。在15～30Pa的范围内，功耗的区别很小，因此采用中压法合成氨技术非常普遍。通常，中小型氮肥厂用32MPa,大型厂用10～20MPa。回收合成反应热是节能的途径之一，是必不可少的。不仅要增加热回收率,多产蒸汽,还要增加回收蒸汽的压力和过热度。高压过热蒸汽的价格较贵,投入较大,要依据整体流程来统一考虑。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）综上所述，该设计使用32Mpa的中压法。用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收热量，而塔型的选择见设备选型部分。2.6生产流程简图合成塔水冷器热交换器废热锅炉放空油分离器循环机冷交换器氨分离器新鲜气弛放液氨储槽氨冷器图2.1工艺流程图-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）第三章工艺计算3.1已知条件（1）产量190kt/a，年生产时间扣除检修时间后按300天计，则产量为：26.39t/h（2）新鲜补充气组成表3.1新鲜补充气组成组分H2N2CH4Ar总计含量（%）73.5251.20.3100（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=18%（6）合成塔操作压力：32Mpa（7）精练气温度：35℃1～5：精炼气6～12.14.17.18：合成气13：放空气20：弛放气15.16.19.21：液氨图3.1计算物料点流程3.2物料衡算3.2.1合成塔物料衡算（1）合成塔入口气组分：入塔氨含量:y5NH3=2.500％；入塔甲烷含量：y5CH4=18％×1.2/（0.3+1.2）×100％=14.400％；-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）入塔氢含量：y5H2=［100-（18+2.5）］×3/4×100％=59.625％；入塔氩含量：y5Ar=18％-14.4％=3.600％；入塔氮含量：y5N2=［100-（18+2.5）］×1/4×100％=19.875％表3.2入塔气组分含量NH3CH4ArH2N2小计2.50014.4003.60059.62519.875100（2）合成塔出口气组分：以1000kmol/h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=13.200％出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)×y5CH4=(1000/905.477)×14.4％=15.903％出塔氩含量：y8Ar=(M5/M8)×y5Ar=1000/905.477×3.6％=3.976％出塔氢含量：y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)×100％=3/4(1-0.132-0.15903-0.03976)×100％=50.1908％出塔氮含量：y8N2=1/4(1-0.132-0.15903-0.03976)×100％=16.7302％表3.3出塔气体组分含量NH3CH4ArH2N2小计13.215.9033.97650.190816.7302100（3）合成率：合成率=2MNH3/［M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)］×100％=2×94.523/［1000×(1-0.025-0.18)］×100％=23.779％3.2.2氨分离器气液平衡计算表3.4已知氨分离器入口混合物组分mNH3mCH4mArmH2mN2小计0.1320.159030.039760.5019080.1673021.00000查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数：表3.5各组分平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.0988.20028.20027.50034.500设（V/L）=19.7时，带入L×(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):LNH3=mNH3/［1+(V/L)×KNH3］=0.04504kmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.00098kmolLAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=7.14e-5kmol-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）LH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.00092kmolLN2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.00025kmolL总=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.04719kmol分离气体量：V=1-L=1-0.04719=0.95281kmol计算气液比：（V/L）＇=0.95281/0.04719=20.2误差［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（19.70-20.2）/19.70×100％=-2.5％，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=0.04504/0.04719×100％=95.444％液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.000013/0.04719×IOO％=0.001％液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00098/0.04719×100％=2.077％液体中氢含量:xH2=LH2/L=0.00092/0.04719×100％=1.949％液体中氮含量：xN2=LH2/L=0.00025/0.04719×100％=0.529％表3.6氨分离器出口液体含量NH3CH4ArH2N2小计95.4442.0770.0011.9490.529100.00分离气体组分含量：气体氨含量：yNH3=［mNH3-LNH3］/V=9.13％气体甲烷含量：yCH4=［mCH4-LCH4］/V=16.59％气体氩含量：yAr=［mAr-LAr］/V=4.17％气体氢含量：yH2=［mH2-LH2］/V=52.58％气体氮含量：yN2=［mN2-LN2］/V=17.53％表3.7氨分离器出口气体含量NH3CH4ArH2N2小计9.1316.594.1752.5817.53100.003.2.3冷交换器气液平衡计算查t=-10℃，p=28.3MPa的平衡常数：表3.8各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.025427517580冷交换器出口液体组分含量：出口液体甲烷含量：xCH4=yCH4/KCH4=0.533％出口液体氨含量：xNH3=yNH3/KNH3=98.423％出口液体氩含量：xAr=yAr/KAr=0.002％出口液体氢含量：xH2=yH2/KH2=0.795％出口液体氮含量:xN2=yN2/KN2=0.247％-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）表3.9冷交换器出口液体组分含量NH3CH4ArH2N2小计98.4230.5330.0020.7950.247100.003.2.4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）×（0.132-0.0913）]/[（0.132-0.025）×（1-0.0913）]=42.906％水冷后分离液氨占总量的42.906％冷交，氨冷后分离液氨占总量的57.094％。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：m(0i)=L(15)X15i+L16X16i=G％L0X15i+(1-G％)X16i=0.57588X15i+0.42412X16i混合后入口氨含量：m0NH3=0.42906×0.95444+0.57094×0.98423=0.97145混合后入口甲烷含量：m0CH4=0.42906×0.02077+0.57094×0.00533=0.01195混合后入口氩含量：m0Ar=0.42906×0.00001+0.57094×0.00002=0.00008混合后入口氢含量：m0H2=0.42906×0.01949+0.57094×0.00795=0.01284混合后入口氮含量：m0N2=0.42906×0.00529+0.57094×0.00247=0.00368表3.10液氨贮槽入口液体含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计0.971450.011950.000080.012840.003681.0000当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：表3.11各组分的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],设(V/L)=0.05,代入上式得：出口液体氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]=0.97145/(1+0.05×0.598)=0.94325kmol出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)×kCH4]=0.01195/(1+0.05×170)=0.00126kmol出口液体氩含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)×kAr]=0.00008/(1+0.05×540)=2.87e-5kmol出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)×kH2]-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）=0.01284/(1+0.05×575)=0.00043kmol出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)×kN2]=0.00368/(1+0.05×620)=0.00012kmolL(总)=0.94506,V=1-0.94506=0.05494kmol,(V/L)＇=V/L=0.058,误差=(0.05-0.058)/0.05=-0.016％，结果正确。出口液体组分含量：出口液体氨含量：xNH3=LNH3/L=0.94325/0.94506×100％=99.808％出口液体甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00126/0.94506×100％=0.133％出口液体氩含量：xAr=LAr/L=0.001％出口液体氢气含量：xH2=LH2/L=0.00043/0.94506×100％=0.045％出口液体氮气含量：xN2=LN2/L=0.00012/0.94506×100％=0.013％表3.12液氨贮槽出口液氨组分NH3CH4ArH2N2小计99.8080.1330.0010.0450.0131.0000出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.97145-0.94325)/0.05494×100％=51.329％弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.01195-0.00126)/0.05494×100％=19.458％弛放气氩含量：yAr=(M0Ar-LAr)/V=0.175％弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.01284-0.00043)/0.05494×100％=22.588％弛放气氮气含量：yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.00368-0.00012)/0.05494×100％=6.450％表3.13出口弛放气组分含量NH3CH4ArH2N2小计51.32919.4580.17522.5886.4501003.2.5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L(19)=1000×22.4/(0.99808×17)=1320.182m３其中NH3L(19NH3)=L(19NH3)×X(19NH3)=1320.182×99.808﹪=1317.647m3CH4L(19CH4)=L(19CH4)×X(19CH4)=1320.182×0.133﹪=1.756m3ArL(19Ar)=L(19Ar)×X(19Ar)=1320.182×0.001﹪=0.013m3H2L(19H2)=L(19H2)×X(19H2)=1320.182×0.045﹪=0.594m3N2L(19N2)=L(19N2)×X(19N2)=1320.182×0.013﹪=0.172m3液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.05V(20)=0.062×L(19)=0.05×1320.182=66.009m3其中　NH3V(20NH3)=V(20NH3)×y(20NH3)=66.009×51.329﹪=33.882m3CH4V(20CH4)=V(20CH4)×y(20CH4)=66.009×19.458﹪=12.844m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）ArV(20Ar)=V(20Ar)×y(20Ar)=66.009×0.175﹪=0.012m3H2V(20H2)=V(20H2)×y(20H2)=66.009×22.588﹪=14.910m3N2V(20N2)=V(20N2)×y(20N2)=66.009×6.450﹪=4.258m3液氨贮槽出口总物料=L(19)+V(20)=1320.182+66.009=1386.191m3液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(21)=L(19)+V(20)=1386.191m3入口液体各组分含量计算:L(21i)=L(19i)+V(20i)其中NH3L(21NH3)=1317.647+33.882=1351.529m3CH4L(21CH4)=1.756+12.844=14.600m3ArL(21Ar)=0.013+0.012=0.025m3H2L(21H2)=0.594+14.910=15.504m3N2L(21N2)=0.172+4.258=4.430m3入口液体中组分含量核算,由m´(0i)=L(21i)/L(21):入口液体中氨含量m´(0NH3)=1351.529/1386.191×100﹪=97.499﹪入口液体中甲烷含量m´(0CH4)=14.600/1386.191×100﹪=1.053﹪入口液体中氩含量m´(0Ar)=0.025/1386.191×100﹪=0.298﹪入口液体中氢气含量m´(0H2)=15.504/1386.191×100﹪=1.118%入口液体中氮气含量m´(0N2)=4.430/1386.191×100﹪=0.320%入口液体中组分含量m´(0i)≈M´(0i)3.2.6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3.2系统示意图由前计算数据如下表：表3.14各组分的含量-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）名称NH3CH4ArH2N2气量补充气--0.0120.00300.7450.2400V补放空气0.09130.16590.04170.52580.1753V放弛放气0.513290.194580.001750.225880.0645066.009液氨0.998080.001330.000010.000450.000131320.182入塔气2.513.4003.60059.62519.875V入出塔气13.215.9033.97650.190816.7302V出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(0.012+0.0030)=V放(0.1659+0.0417)+66.009(0.19458+0.00175)V补=13.84V放+863.970┉┉┉┉┉┉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+LNH30.132V出-0.025V入=0.0913V放+66.009×0.51329+1351.529┉┉┉┉┉┉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-66.009-1317.647=V出+V补－V放-1383.656┉┉┉┉┉┉⑤联立①②③④⑤各式解得：V放=136.775m３;V补=2895.337m３;V出=13385.710m３;V入=14760.616m33.2.7合成塔物料计算入塔物料：V5=14760.616m3NH3V5NH3=14760.616×2.5﹪=369.015m3CH4V5CH4=14760.616×13.6﹪=2007.444m3ArV5Ar=14760.616×3.6﹪=531.382m3H2V5H2=14760.616×59.625﹪=8801.017m3N2V5N2=14760.616×19.875﹪=2933.672m3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=14670.616m3出塔物料　　V8=13385.710m3NH3V8NH3=13385.710×13.2﹪=1766.914m3CH4V8CH4=13385.710×15.903﹪=2128.729m3ArV8Ar=13385.710×3.976﹪=532.216m3H2V8H2=13385.710×50.1908﹪=6718.395m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）N2V8N2=13385.710×16.7302﹪=2239.456m3合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V8NH3-V5NH3=1766.914-369.015=1397.899m3=1060.906Kg由于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=13385.710m33.2.8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=13385.710m3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)=19.7,有如下方程:V11出/L11出=(V/L)=19.7┉┉┉┉┉┉①V11出+L11出=L10入=13385.710┉┉┉┉┉┉②将①带入②得:L11出=646.653m3V11出=12739.064m3出口气体组分由V11i=V11出y11i得:其中，NH3V11NH3=12739.064×9.13%=1163.077m3CH4V11CH4=12739.064×16.59%=2113.411m3ArV11Ar=12739.064×4.17%=531.219m3H2V11H2=12739.064×52.58%=6698.120m3N2V11N2=12739.064×17.53%=2233.158m3出口液体各组分由L11i=V8i-V11i其中，NH3L11NH3=1766.914-1163.077=603.837m3CH4L11CH4=2128.729-2113.411=15.318m3ArL11Ar=532.216-531.219=0.997m3H2L11H2=6718.395-6698.120=20.275m3N2L11N2=2239.456-2233.158=6.298m33.2.9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=12739.064+646.653=13385.717m3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＝12739.064m3，出器液体L15＝L11出＝646.653m3氨分离器出口气体放空V13=136.775m3其中，NH3V13NH3=136.775×9.13%=12.488m3CH4V13CH4=136.775×16.59%=22.691m3ArV13Ar=136.775×4.17%=5.704m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）H2V13H2=136.775×59.625%=81.552m3N2V13N2=136.775×17.53%=23.977m33.2.10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=12739.064-136.775=12602.289m3其中，NH3V14NH3=12602.289×9.13%=1150.589m3CH4V14CH4=12602.289×16.59%=2090.720m3ArV14Ar=12602.289×4.17%=525.512m3H2V14H2=12602.289×52.58%=6626.284m3N2V14N2=12602.289×17.53%=2209.181m3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﹪故V17NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪设热气出口氨体积为，则：a/(12602.289-1150.589+a)=0.0649a=794.780m3L17NH3=V14NH3-a=1150.589-794.780=355.809m3冷交换器热气出口气量及组分：其中NH3V17NH3=V14NH3-L17NH3=1150.589-355.809=794.78m3CH4V17CH4=V14CH4=2090.720m3ArV17Ar=V14Ar=525.512m3H2V17H2=V14H2=6626.284m3N2V17N2=V14N2=2209.181m3出口总气量V17=V14-L17NH3=12602.289-355.809=12246.48m3出口气体各组分：NH3V17NH3／V17=794.78／12246.48％=6.49％CH4V17CH4／V17=2090.720／12246.48％=17.072％ArV17Ar／V17=525.512／12246.48％=4.291％H2V17H2／V17=6626.284／12246.48％=54.108％N2V17N2／V17=2209.181／12246.48％=18.039％3.2.11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=2895.337m3其中，CH4V1CH4=2895.337×0.012=34.744m3ArV1Ar=2895.337×0.0030=8.686m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）H2V1H2=2895.337×0.745=2157.026m3N2V1N2=2895.337×0.2400=694.881m3V18（进器气体物料）=V1+V17=2895.337+12246.48=15141.817m3进器气体组分含量　　V18i=V1i+V17iNH3V18NH3=V17NH3=794.78m3CH4V18CH4=34.744+2090.720=2125.464m3ArV18Ar=8.686+525.512=534.198m3H2V18H2=2157.026+6626.284=8783.31m3N2V18N2=694.881+2209.181=2904.062m3各组分百分含量　　y18i=V18i/V18NH3y18NH3=794.78/15141.817％=5.250％CH4y18CH4=2125.464/15141.817％=14.037％Ary18Ar=534.198/15141.817％=3.528％H2y18H2=8783.31/15141.817％=58.007％3N2y18N2=2904.064/15141.817％=19.179％进器液体等于冷交换器冷凝液氨量　L18=L18NH3=L17NH3=355.809m3进器总物料＝V18+L18=15141.817+355.809=15497.626m3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/(15141.817-794.78)=2.500％解得b=358.676m3则氨冷器中冷凝液氨量：L′18NH3=V18NH3-b=794.78-358.676=436.104m3氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18NH3=355.809+436.104=791.913m3氨冷器出口气量:V2=V18-b=15141.817-358.676=14783.141m3其中，NH3V2NH3=436.104m3CH4V2CH4=V18CH4=2125.464m3ArV2Ar=V18Ar=534.198m3H2V2H2=V18H2=8783.31m3N2V2N2=V18N2=2904.062m3各组分百分含量y2i=V2i/V2NH3y2NH3=436.104/14783.141×100％=2.950%CH4y2CH4=2125.464/14783.141×100％=14.378%Ary2Ar=534.198/14783.141×100％=3.614%H2y2H2=8783.31/14783.141×100％=59.414%N2y2N2=2904.062/14783.141×100％=19.644%出器总物料=V2+L2NH3=14783.141+791.913=15575.054m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）3.2.12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，其中气体入口V2=14783.141m3；液体入口L2NH3=791.913m3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图3.3冷交换器物料将yNH3=0.025，xNH3=0.98423代入上式：示意图V=（xNH3-mNH3）/（xNH3-yNH3）=1.026-mNH3/0.9593┉┉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=13385.710m3，V13=136.775m3，L15=646.653m3代入上式解得V17′=12602.282m3∴V2′=2895.337+12602.282=15497.619m3；V2NH3′=436.104+355.809+436.104=1228.107m3∴mNH3=V2NH3′/V2′=1228.107/15497.619=0.079代入③得：V=1.026-0.079/0.9593=0.944；L=1-V=0.056；（L/V）=0.048/0.952=0.0593由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）=（L/V）=0.0593冷凝液体量L16=0.0593V3=0.0593×14670.616=869.968m3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=15497.619-869.968=14627.651m3其中NH3V3NH3=14627.651×2.5%=365.691m3CH4V3CH4=14627.651×13.400%=1960.105m3ArV3Ar=14627.651×3.600%=526.595m3H2V3H2=14627.651×59.625%=8721.737m3N2V3N2=14627.651×19.875%=2907.246m3计算误差=（V3-V5）/V5×100％=-0.009%校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：G分％=L15x15/(L15X15+L16x16)×100％=646.653×0.95444/(646.653×0.95444+869.968×0.98423)×100％=41.888％-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）冷交换器分离液氨百分数：G冷％=1-G分％=58.112％计算误差=（G′-G分）/G′=2.430％3.2.13液氨贮槽物料计算进槽物料：氨分离器入槽液体L15=646.653m3其中NH3L15NH3=646.653×0.95444=617.191m3CH4L15CH4=646.653×0.02077=13.431m3ArL15Ar=646.653×0.00001=0.006m3H2L15H2=646.653×0.01949=12.345m3N2L15N2=646.653×0.00529=3.421m3冷交换器入槽液体L16=869.968m3其中NH3L16NH3=869.968×0.98423=856.247m3CH4L16CH4=869.968×0.00533=4.637m3ArL16Ar=869.968×0.000002=0.002m3H2L16H2=869.968×0.00795=6.916m3N2L16N2=869.968×0.00247=.2.149m3入槽混合物料L21=L15+L16=646.653+869.968=1516.621m3各组分物料含量：L21i=L15i+L16i其中NH3L21NH3=617.191+856.247=1473.438m3CH4L21CH4=13.431+4.637=18.068m3ArL21Ar=0.006+0.002=0.008m3H2L21H2=12.345+6.916=19.261m3N2L21N2=3.421+2.149=5.570m3百分含量x21i=L21i/L21其中NH3x21NH3=1473.438/1516.621×100％=97.153％CH4x21CH4=18.068/1516.621×100％=1.191%Arx21Ar=0.008/1516.621×100％=0.019%H2x21H2=19.261/1516.621×100％=1.270%N2x21N2=5.570/1516.621×100％=0.367%出槽物料：液氨贮槽出口弛放气V20=66.009m3其中NH3V20NH3=66.009×0.51329=33.882m3CH4V20CH4=66.009×0.19458=12.844m3ArV20Ar=66.009×0.00175=0.116m3H2V20H2=66.009×0.22588=14.910m3N2V20N2=66.009×0.06450=4.258m3出口液氨总物料L19=L21-L20=1516.621-66.009=1450.612m3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）其中NH3L19NH3=L21NH3-V20NH3=1473.438-33.882=1439.556m3CH4L19CH4=L21CH4-V20CH4=18.068-12.844=5.224m3ArL19NH3=L21NH3-V20NH3=0.008-0.002=0.006m3H2L19H2=L21H2-V20H2=19.261-14.910=4.351m3N2L19N2=L21N2-V20N2=5.570-4.258=1.312m3各组分百分含量：x19i=L19i/L19其中NH3x19NH3=1439.556/1450.612×100％=99.238％CH4x19CH4=5.224/1450.612×100％=0.360％Arx19Ar=0.06/1450.612×100％=0.001％H2x19H2=4.351/1450.612×100％=0.319％N2x19N2=1.312/1450.612×100％=0.103％液氨产量核算:mNH3=1439.556/22.4×17=1092.520kg≈1092kg3.2.14物料衡算结果汇总将以上的计算结果汇总与下表：表3.15物料计算汇总表装置单位NH3CH4ArH2N2总计氨冷器出口(气体)2摩尔分数%5.25014.0373.52858.00719.1791m3/t(NH3)794.782125.464534.1988783.312904.06414783.141m3/h25189.7976188.7214152.54277.932995.22122804.16kmol/h1124.543401.28631.81190.98133.725482.33冷交器冷气出口345摩尔分数%2.50013.4003.60059.62519.875100m3/t(NH3)365.6911960.105526.5958721.7372907.24614627.651m3/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%2.50013.4003.60059.62519.875100m3/t(NH3)369.0152007.444531.3828801.0172933.67214760.616m3/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%13.215.9033.97650.190816.7302100m3/t(NH3)1766.9142128.729532.2166718.3952239.45613385.710m3/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%9.13016.5904.17052.58017.530100m3/t(NH3)1163.0772113.411531.2196698.1202233.15812739.064m3/h17904.8153678.8514017.294237.859289.7499128.54kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.38-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）续前表3.15装置单位NH3CH4ArH2N2总计水冷器出口(液体)11摩尔分数%95.4442.0770.0011.9490.529100m3/t(NH3)603.83715.3180.99720.2756.298646.653m3/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%9.1316.594.1752.5817.53100m3/t(NH3)1163.0772113.411531.2196698.1202233.15812739.064m3/h17904.865367914017.334237.868289.7798128.82kmol/h799.322396.38625.77189.19414.724425.38放空气13摩尔分数%9.1316.594.1752.5817.53100m3/t(NH3)12.48822.6915.70481.55223.977137.775m3/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%9.1316.594.1752.5817.53100m3/t(NH3)1150.5892090.720525.5126626.2842209.18112602.289m3/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%95.4442.0770.0011.9490.529100m3/t(NH3)617.19113.4310.00612.3453.421646.653m3/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%98.4230.5330.0020.7950.247100m3/t(NH3)856.2474.6370.0026.9162.149869.968m3/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%6.4917.0724.29154.10818.0391m3/t(NH3)794.782090.720525.5126626.2842209.18112246.48m3/h17637.652877.7613808.14174.66142.1594640.21kmol/h787.392360.61616.43186.37274.24225冷交换器热气出口(液体)17摩尔分数%10000001m3/t(NH3)355.8090000355.809m3/h3008.9500003008.95kmol/h134.330000134.33氨冷器进口(气体)18摩尔分数%5.25014.0373.52858.00719.179100m3/t(NH3)794.782125.464534.1988783.312904.06415141.817m3/h25189.8276188.814152.524277.936142.15125951.22kmol/h1124.553401.29631.81190.98274.25622.83-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）续前表3.15装置单位NH3CH4ArH2N2总计氨冷器进口(液体)18摩尔分数%10000001m3/t(NH3)355.8090000355.809m3/h3008.9500003008.95kmol/h134.330000134.33氨冷器出口(液体)2摩尔分数%10000001m3/t(NH3)791.9130000791.913m3/h15.9300006180.94kmol/h0.710000275.94新鲜补充气⑴摩尔分数%01.2000.30074.50024.000100m3/t(NH3)034.7448.6862157.026694.8812902.31m3/h023311.02344.420031207.65kmol/h01040.6715.38001393.2驰放气组成20摩尔分数%51.32919.4580.17522.5886.450100.00m3/t(NH3)33.88212.8440.11614.9104.25866.009m3/h59.99216.14158.3716.87423.63875kmol/h2.689.657.070.7518.9139.06液氨贮槽进口液体21摩尔分数%97.1531.1910.0191.2700.367100m3/t(NH3)1473.43818.0680.00819.2615.5701516.621m3/h61.92223.6517717.514591.8815071.95kmol/h2.769.987.90.78651.42672.84产品液氨19摩尔分数%99.2380.3600.0010.3190.103100m3/t(NH3)1439.5565.2240.064.3511.3121450.612m3/h1.947.5218.630.6214168.2514190.14kmol/h0.090.340.830.03632.51633.83.3热量衡算3.3.1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》[6]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。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）查t=35℃，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得：表3.16各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量/%0.17530.52580.16590.04170.0913各组分分压/MPa52.561157.57941.14912.44127.271Cp/kJ/(kmol℃)31.3529.51139.91921.31882.764Cp14=0.1753×31.35+0.5258×29.511+0.1659×39.919+0.0417×21.318+0.0913×82.764=36.080kJ/(kmol℃)热气体带入热量Q14=V14Cp14t14=12602.289×36.080×35/22.4=710454.042kJ(4)冷气体带入热量查t2=-10℃，P=28.5MPa时各组分比热容并计算得：表3.17各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量/%0.191790.580070.140370.035280.0525各组分分压/MPa58.042175.57532.6019.8496.919Cp/kJ/(kmol℃)33.02229.42738.03821.40245.980Cp4=0.19179×33.022+0.58007×29.427+0.14037×38.038+0.03528×21.402+0.0525×45.98=31.911kJ/(kmol℃)Q2=V2Cp2t2=14783.141×31.911×(-10)/22.4=-210600.363kJ（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=355.809/22.4×20×1698.334=539537.966kJ（6）液氨带入热量查-10℃液氨比热容Cp=4.556kJ/kg℃液氨带入热：Q2L=791.913/22.4×20×4.556×(-10)=-32213.890kJ（7）热气体带入热查t17=20℃，P=28.9MPa时的各组分在常压下，20℃的摩尔比热容并计算得：表3.18各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量/%0.180390.541080.170720.042910.0649各组分分压/MPa53.487160.35441.87412.6618.626Cp/kJ/(mol℃)30.01229.26039.7121.31879.42Cp17=0.18039×30.012+0.54108×29.26+0.17072×39.71+0.04291×21.318+0.0649×79.42=34.094kJ/kmol℃热气体带出热量：Q17=V17Cp17t17=12246.48/22.4×34.094×20=372795.972kJ（8）热气体中液氨带出热-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）查20℃液氨比热容Cp=4.682kJ/kg℃Q17L=355.809/22.4×20×4.682×20=29748.174kJ（9）冷气体中分离液氨带出热Q16=Q2L=-210600.363kJ（10）冷气体出口带出热Q3=Q2+Q14+Q+Q2L-Q17l-Q17-Q2l=(-210600.363)+710454.042+539537.966-372795.972-29748.174=636847.499kJQ3=V3Cp3t3T3=Q3/V3Cp3=636847.499×22.4/14627.651×Cp6=975.234/Cp3设t5=30℃,P=28.2MPa时各组分常压下比热容并计算得：表3.19各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.198750.596250.1340.0360.025各组分分压/MPa58.163174.48832.5389.7627.050Cp/kJ/(mol℃)31.93529.51139.7121.31848.906Cp3=0.19875×31.935+0.59625×29.511+0.134×39.71+0.036×21.318+0.025×48.906=31.254kJ/(kmol℃)T3=975.234/31.254=31.203℃（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）=(710454.042+539537.966)-(372795.972+29748.174)=847447.862kJ3.3.2氨冷器热量计算（1）气体带入热量Q17’由冷交换器热量计算的Q=372795.972kJ（2）气体中液氨带入热量Q17l’由冷交换器热量计算得：Q17l’=29748.174kJ（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Q冷=L18NH3’/22.4×17×INH3=436.104/22.4×17×1295.633=428817.968kJ(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:-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）表3.20各组分含量，分压及比热容N2H2CH4Ar气体含量0.2400.7450.0120.003各组分分压/MPa75.654233.513.4501.034Cp/kJ/(mol℃)31.76829.67835.94820.9Cp1=0.240×31.768+0.745×29.678+0.012×35.948+0.003×20.9=30.221kJ/(kmol℃)新鲜气带入热量Q1=V1Cp1t1=2902.31/22.4×30.221×10=39156.567kJ氨冷器收入总热量Q=Q17L’+Q17’+Q冷+Q1=372795.972+29748.174+428817.968+39156.567=870518.681kJ（5）氨冷器入口混合气温度t18计算由热平衡Q18=Q-Q冷=V18Cp18t18+V18LCp18Lt18=870518.681-428817.968=441700.713kJT18=Q18/V18/(Cp18+Cp18L×335.809×17/15141.817)=653.429/(Cp18+0.377Cp18L)设t18=24℃，P=28.42MPa查常压下各组分气体比热容:表3.21各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.191790.580070.140370.035280.0525各组分分压/MPa58.838171.91331.9339.65313.858Cp/kJ/(mol℃)31.85229.51138.03821.23481.092Cp4=0.19179×31.852+0.58007×29.511+0.14037×38.038+0.03528×21.234+0.0525×81.092=33.573kJ/(kmol℃)查t=22.5℃时Cp18L=4.765kJ/(kmol℃)代入t18=653.429/(33.573+0.377×4.765)=24.112与假设一致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’=-210600.363kJ（7）气体中液氨带出热量Q2L由冷交换器热量计算Q2L=-32213.890kJ（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’)=870518.681+510600.363+32213.890=1413332.93kJ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=1413332.93/1128.185=1252.749kg-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）表3.22氨冷器进出热量汇总表单位：kJ/tNH3进出气体带入Q17’372795.972气体带出Q2’-210600.363液氨带入Q17L’29748.174液氨带出Q2L’-32213.890气体中氨冷凝Q冷428817.968冷冻量Q吸1413332.93新鲜气体带入Q139156.567－－总Q入870518.681总Q出870518.6813.3.3循环机热量计算（1）循环机出口气体温度计算由《小氮肥厂工艺设计手册》附表1-1-1查得循环气体中各组分的绝热指数如下：表3.23各组分的绝热指数NH3CH4ArH2N2K11.291.311.661.411.4根据公式=0.025/(1.29-1)+0.134/(1.31-1)+0.036/(1.66-1)+0.59625/(1.4-1)+0.19875/(1.4-1)=0.08261+0.43226+0.05455+1.49063+0.49688K=2.560T入=31.203+273=304.203KP出=30.94MPaP入=28MPa代入得T出=323.286K=50.286℃=50℃（2）气体带入热量由前计算Q3’=636847.499kJ（3）压缩功P1=28MPaP2=30.94MPaK=2.560Z2=1.13Z1=1.02V1=V0P0T/(P1T0)=14627.651/60×0.098/28×(323)/273=1.009m3/min将上述数据代入压缩功计算工式中得：N=51.094kW压缩热QN=3600N=3600×51.094=183938.400kJ(4)气体带出热量由热平衡得：Q4=Q3+QN=636847.499+183938.400=820785.899kJQ4=V4Cp4t4Cp4=Q4/V4t4=820785.899×22.4/14627.651×50=25.138kJ/(kmol℃)由t4=50℃P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算得：-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）表3.24各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.198750.596250.1340.0360.025各组分分压/MPa63.811191.44035.7110.727.734Cp/kJ/(mol℃)32.18629.55339.91921.23450.578Cp=0.19875×32.186+0.59625×29.553+0.134×39.919+0.036×21.234+0.025×50.578=31.340kJ/(kmol℃)误差很小，结果准确表3.25循环机进出热量会在汇总（kJ/tNH3）入出气体带入热量Q4820785.899气体带出热量1004724.3压缩热183938.400－－总Q入1004724.3总Q出1004724.33.3.4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=820785.899kJ因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q5=Q4=820785.899kJ（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=29.9MPa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=1450.612m3(标）=64.759kmol则合成塔内反应热QR=(-Hr)×ΔVNH3=53457.686×64.759=3461866.29kJ(5)二次入塔气体带入热量Q2Q7=(Q6+Q8+Q损)-(QR+Q5)=V7Cp7t7T7=((Q6+Q8+Q损)-(QR-Q5))/V7Cp7(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：表3.26各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）气体含量0.19870.596250.1340.0360.165各组分分压/MPa62.905188.71835.19110.5567.624Cp/kJ/(mol℃)30.93229.59439.29221.15142.636Cp6=36.853kJ/(mol℃)Q6=14760.616/22.4×36.853×55.8=1347790.2kJ(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：表3.27各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.1673020.5019080.159030.039760.132各组分分压/MPa49.31148.0138.9111.68149.001Cp/kJ/(mol℃)30.59829.46955.17620.948.488Cp8=35.916/(mol℃)Q8=13385.710/22.4×35.916×370=7941144.17kJ(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+3.43=0.209×62+33.43=46.398kJ/(m2h℃)∴Q损=50.15F(tw-tb)=50.15×3.14×1.2×14×[62-(-5)]=163988.349kJ(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：表3.28各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.198750.596250.1340.0360.025各组分分压/MPa61.874185.62434.61410.3847.6Cp/kJ/(mol℃)30.51429.67845.9820.98452.25Cp7=31.953kJ/(mol℃)T7=7846.154/31.953=189.566℃∴合成塔气体二次入口带入热量Q7=(1347790.2+7941144.17+163988.349)-(820785.899+3461866.29)=5170270.53kJ(10)合成塔绝热温升核算△t==()=(Cp7+Cp8)/2=33.935kJ/(mol℃)△t=(0.107×53457.686/(1+0.132)-163988.349/14760.616×22.4)/33.935-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）=189.453℃t1=t2+189.453=379.025℃表3.29合成塔热量平衡汇总表（kJ/tNH3）入出一次气体进口带入热820785.899一次气体进口带出热1347790.2二次气体进口带入热5170270.53二次气体进口带出热7941144.17反应热346166.29热损失163988.350总Q入6337222.72总Q出6337222.723.3.5废热锅炉热量计算（1）内热气体带入热量Q8由合成塔热平衡计算Q8=7941144.17kJ(2)管内热平衡气体带出热量Q9设t9=220C,P=29.4MPa，得混合气体比热容：表3.30各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.1673020.5019080.159030.039760.132各组分分压/MPa48.841146.52138.55811.56948.53Cp/kJ/(mol℃)30.68129.46947.65220.98449.324Cp9=34.846kJ/(mol℃)Q9=13385.710/22.4×34.846×220=5106959.1kJ/tNH3(3)废热锅炉热负荷ΔQ=Q9-Q8=-2834185.1kJ/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蒸汽带入热量Q蒸=117649.438+2834185.1=2951834.54kJ表3.31废热锅炉热量汇总表（kJ/tNH3）入出-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）管内热气带入热量7941144.17管内热气带出热量5106959.1软水带入热量117649.438蒸汽带出热量2951834.54总Q进8058793.61总Q出8058793.643.3.6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Q6=1347790.2kJ（2）热气体带入热量Q9由废热锅炉热平衡计算Q9=5106959.1kJ（3）冷气体带出热量Q7由合成塔热平衡计算Q7=5170270.53kJ（4）热气体出口温度计算Q9+Q6=Q10+Q7热平衡得Q10=Q9+Q6-Q7=5106959.1+1347790.2-5170270.53=1284478.77kJQ10=V10Cp10t10T10=Q10/V10Cp10=1284478.77×22.4/13385.710Cp10=2149.481/Cp10设t10=66.4℃P=29.2MPa得混合气体比热容：表3.32各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.1673020.5019080.159030.039760.132各组分分压/MPa48.508145.52538.29111.48448.17Cp/kJ/(mol℃)30.76529.42740.96421.15193.214Cp10=39.576kJ/(mol℃)T10=2449.481/Cp10=2773.318/39.576=67.021℃误差=(66.4-67.021)/66.4=-0.94%假设成立（5）热交换器热负荷ΔQ=Q10-Q9=Q7-Q6=1284478.77-5106959.1=-3822480.3kJ/tNH3表3.33热交换器热量汇总表（kJ/tNH3）入出冷气带入热量1347790.2冷气带出热量5170270.53热气带入热量5106959.1热气带出热量1284478.77总Q进6454749.3总Q出6454749.23.3.7水冷器热量计算由题知,水冷器出口热气体温度t11=35℃,设气体先冷却至35℃后,氨再冷凝。(1)热气体带入热量Q10由热交换器热平衡计算Q10=1284478.77kJ/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/kg-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）Q冷=V2×INH3=646.653/22.4×16.769×1705.607=825675.528kJ/tNH3式中16.769----液氨平均分子量(3)热气体带出热量Q2查t11=35℃,P=29.0MPa得混合气体的比热容：表3.34各组分含量，分压及比热容N2H2CH4ArNH3气体含量0.17530.52580.16590.04170.0913各组分分压/MPa52.37157.03641.00212.39927.171Cp/kJ/(mol℃)31.3529.51139.91921.31882.764Cp2=36.080kJ/(mol℃)热气体带出热量Q11=V11×Cp11×t11=12739.064/22.4×36.080×35=718164.733kJ/tNH3(4)液氨带出热量查35℃液氨比热容,CpL=4.849kJ/(kmol℃)Q液=V11L/22.4×M×CpL×t2=646.653/22.4×16.769×4.849×35=82158.154kJ/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=(Q10+Q冷)-(Q11+Q液)=1309831.41kJ/tNH3ΔQ=W×Cp×(tb-ta)×1000W=ΔQ/(1000×Cp×(tb-ta))=1309831.41/(1000×4.18×(38-30))=39.170m3冷却上水带入热量Q上水=39.170×1000×4.18×30=4911918.000kJ/tNH3冷却下水带入热量Q下水=ΔQ+Q上水=1309831.41+4911918.000=6221749.41kJ/tNH3入出-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）热气带入热量1284478.77热气带出热量718164.733氨冷凝热825675.528液氨带出热量82158.154冷却上水带入热4911918.000冷却下水带出热6221749.41总Q进7022072.5总Q出7022072.33.3.8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Q11=718164.73kJ/tNH3氨分离器支出热气体放空气带走热量Q13=V13×Cp13×t13=137.775/22.4×35.954×35=7739.941kJ/tNH3冷交换器带入热量,由冷交换器热平衡计算得：Q14=710454.042kJQ11=Q13+Q14=7739.941+710454.042=718183.983kJ/tNH3误差=(718164.73-718183.983)/718164.73=-0.0001%假设成立氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q11L=Q15L=82158.154kJ/tNH3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）第四章氨合成的主要设备选型4.1废热锅炉设备工艺计算4.1.1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=2834185.1kJ/tNH3(4)产量：W=26.39tNH3/h(5)气体压力P平均=29.89MPa(6)气体入口温度t=360℃(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=1.275MPa(10)进气量V=55778.254m3/h(11)进水量W=21137.550kg/h4.1.2管内给热系数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：表4.1气体的临界常数NH3CH4ArH2N2y113.215.9033.97650.190816.7302Tc1,K405.6190.715133.3126.2Pc1,MPa11.3954.6394.8621.2963.393Tcm==0.132×405.6+0.15903×190.7+0.03976×151+0.501908×33.3+0.167302×126.2=129.243KPcm==0.132×11.395+0.15903×4.639+0.03976×4.826+0.501908×1.296+0.167302×3.393=3.652MPa对比压力Pr==29.89/3.652=8.185-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）对比温度Tr==（290+273）/129.243=4.356查氮肥工艺设计手册图由Pr=8.815,Tr=4.356=1.13（2）混合分子量==0.132×17+0.15903×16+0.03976×40+0.501908×2+0.167302×28=12.067（3）气体比热Cp：表4.2气体的比热容NH3CH4ArH2N2Cp1/kJ/kmol.℃48.48851.41421.23429.42730.514Cp==0.132×48.488+0.15903×51.4+0.03976×24.234+0.501908×29.427+0.167302×30.514=35.413（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表4.3气体的临界常数[7]NH3CH4ArH2N2y113.215.9033.97650.190816.7302T11,K405.5239151.233.3126.2Pc1,MPa18.03023.1964.8621.5683.393kJ/(m.h.℃)0.66960.44690.10680.36870.12866Tcm’==0.132×405.5+0.15903×239+0.03976×151.2+0.501908×33.3+0.167302×126.2=135.373KP’cm=0.132×18.030+0.15903×23.196+0.03976×4.862+0.501908×1.568+0.167302×3.393=7.617Mpa求假对比参数Pr’=p/P’cm=29.89/7.617=3.924Tr’=T/T’cm=(290+273)/135.373=4.159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+0.15903×4+0.03976×6.32+0.501908×1.41+0.16612×5.29=3.018=0.132×4.12×0.97×0.0806/3.035+0.15903×4×1.04×0.0774/3.035+0.03976×6.32×1×0.1469/3.035+0.501908×1.41×1×0.0498/3.035+-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）0.16612×5.29×0.92×0.106/3.035=0.0825kg/(mh)(6)雷诺准数重量流量=V/22.4=55778.254×12.067/22.4=30048.044kg/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=30048.044/0.03=1001601.47kg/(m2h)Re=d0G/=0.015×1819728.54/0.0825=1821093.58Re0.8=101921.501（7）普兰特准数Pr=Cp/M=0.0825×35.413/(0.473×12.067)=0.512Pr0.4=0.77管内给热系数α0α0=0.023×Re0.8×Pr0.4=0.023×(0.473/0.015)×0.77×101921.51=56918.611kJ/(hm2℃)4.1.3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(mh℃)/KJ钢管的导热系数λ钢=146.3kJ/(m2h℃)总传热系数K===3742.15kJ/(hm2℃)4.1.4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==178.63℃-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）4.1.5传热面积F==26.39×2834185.1/(3742.15×178.63)=50.0.m2考虑到需要面积裕量取备用系数为20%，则实际选换热面积为F实=50.0×1.2=60.0m2按一根U型管7m计，需列管数n==60.0/（3.14×0.015×7）=182根4.2热交换器设备工艺计算4.2.1计算条件（1）选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程（2）列管尺寸Ф14*2无缝钢管d外=0.014m2d内=0.01m2d平=0.012m2（3）热负荷Q=3822480.3kJ/tNH3（4）产量W=26.39tNH3/h（5）冷气体压力p平=29.8MPa（6）冷气入口温度t入=55.8℃（7）冷气出口温度t出=189.57℃（8）冷气气量V=60967.772m3（标）/h（9）热气体压力p平=29.4MPa（10）热气入口温度t´入=220℃（11）热气出口温度t´出=75℃（12）热气气量V′=55778.254m3（标）/h4.2.2管内给热系数的计算a0＝0.023λ/d0×Re0.8×Pr0.8式中各物性数据取之平均温度t平=（220+75）/2=147.5℃,p平=29.4Mpa之值（1）压缩系数和体积流量由废锅压缩系数计算知Tcm=135.436Kpcm=3.889MPa对比压力pr=p平/pcm=29.4/3.889=7.560对比温度Tr=T平/Tcm=（147.5+273）/135.436=3.105查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-4普遍化压缩系数之四得Z=1.14则气体体积流量V=V0Zp0T/（pT0）=55778.254×1.14×0.098×（147.5+273）/（29.4×273）=326.476m3/h-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）（2）混合气体平均分子量M平=12.067（3）气体热容表4.4气体比热容[6]NH3CH4ArH2N2pi,MPa4.8513.8561.15714.6524.884Cpi,kJ/（kmol℃）56.4443.8821.23331.3430.45混合气体比热容Cp=∑yiCpi=0.132×56.43+0.15903×43.88+0.03976×21.233+0.501908×31.35+0.167302×30.43=36.102kJ/（kmol℃）（4）气体导热系数λ查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）1-88表常压下各组分导热系数∑yiMi1/3=0.132×2.572+0.15903×2.518+0.03976×3.418+0.501908×1.258+0.167302×3.038=2.013λ0m=（0.132×2.571×0.1418+0.15903×2.519×0.1907+0.03976×3.419×0.0843+0.501908×1.259×0.8148+0.167302×3.037×0.1204）/2.013=0.348kJ/（mh℃）由前计算T´cm=141.761KP´cm=7.552Mpa查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-57普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=1.45λ=1.45λ0m=1.45×0.348=0.506kJ/（mh℃）（5）气体粘度μ表4.5各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.650.9110.89μi,kg/（mh）0.20710.07470.01340.04240.1007μ=∑yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2=（0.132×4.12×0.65×0.2070+0.15903×4×0.9×0.0748+0.03976×6.32×1×0.0135+0.49838×1.41×1×0.0423+0.167302×5.29×0.89×0.1008）/3.034=0.0796kg/（mh）（6）雷诺准数设取管内流速ω＝1.0m/s密度ρ=M平pT0/（Zp0VoT）=（12.125×29.4×273）/[1.14×0.098×22.4×（147.5+273）]=92.488kg/m3Re=doωρ/μ=3600×1.0×92.487×0.01/0.079=42145.974-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）Re0.8=5009.622（7）普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=36.102×0.079/（0.506×12.126）=0.468Pr0.3=0.796管内给热系数α0=0.023×λ/d0×Re0.8×Pr0.3=0.023×0.506/0.01×5009.621×0.796=4665.0345.2.3管外给热系数αiαi=λ/do×1.72×de0.6×Re0.6×Pr0.33×（μ/μm）0.4式中冷气体物性数据取平均温度t平=（48.71+186.337）/2=117.525℃，p平=31.457MPa（1）压缩因子Z由前计算知Tcm=84.006Kpcm=2.488MPa对比压力pr=31.458/2.489=12.639对比温度Tr=（117.524+273）/84.006=4.648查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）普遍化压缩系数之四得Z＝1.21（2）混合气体分子量M平=0.025×17+0.134×16+0.036×40+0.59625×2+0.19875×28=10.767（3）气体热容表4.6气体比热容NH3CH4ArH2N2piMpa0.7863.6291.08919.466.488CpikJ/（kmol℃）40.60442.48820.9332.56730.767Cp=∑yiCpi=0.025×40.604+0.134×42.488+0.036×20.93+0.59625×32.567+0.19875×30.767=32.995kJ/（kmol℃）（4）导热系数λ表4.7各组分导热系数[7]NH3CH4ArH2N2λ0i,kJ/（mh℃）0.11870.16180.07660.74780.1094Mi1/32.5712.5193.4191.2593.037由λ0m=∑λ0iyiMi1/3/∑yiMi1/3∑yiMi1/3=0.025×2.571+0.132×2.519+0.036×3.419+0.59625×1.259+0.19875×3.037=1.879λ0m=（0.025×2.571×0.1187+0.132×2.519×0.1618+0.036×0.0766×3.419+0.59625×0.7478×1.259+0.19875×0.1094×3.037）/1.879=0.380kJ/（mh℃）-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）由前计算临界参数Tcm=84.005Kpcm=2.489Mpa对比压力pr=p/pcm=31.458/1.489=12.639对比压力Tr=T/Tcm=（117.5+273）/84.005=4.649查《氮肥工艺设计手册》（物化数据）图1-57普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=2.2λ=2.2λ0m=2.2×0.380=0.836kJ/（mh℃）（5）气体粘度μ表4.8各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.440.88110.85μikg/（mh）0.28080.07560.13320.04030.099高压下含氨混合气体的粘度μ=∑yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2∑yiMi1/2=0.025×4.12+0.132×4+0.036×6.32+0.59625×1.41+0.19875×5.29=2.747μ=（0.025×4.12×0.44×0.2808+0.11538×4×0.88×0.0756+0.03462×6.32×1×0.1332+0.61875×1.41×1×0.0403+0.20625×5.29×0.85×0.099）/2.747=0.073kg/（mh）（6）换热器尺寸设计设换热器面积F=440m2，换热管L=4.500m则换热管数n=F/（πdL）=440/（3.14×0.012×4.500）=2594.94根，取2595根管间距to=1.2d外=1.2×14=16.9mm取to=18mm正六边形排列层数a=（12n-3-3）1/2/6=29.502实取30层六边形对角线排管b=1.1n1/2=56.3根，取56根取板间距h=200mm，取e=1.5d外=21.1mm则设备直径D=to（b-1）+2e=18×（56-1）+42=1050.2mm实取换热器直径1100mm核管内流速其中ω′=V/nF=415.233/（2595×0.785×0.012×3600）=0.444m/s管内实际传热系数α0′=α0（ω′/ω）0.8=4665.033×（0.444/1）0.8=2436.470kJ/（m2hoC）管外当量直径de=（D2-nd外2）/（D+nd外）=（11002-2595×142）/（1100+2595×14）=18.738mm流道截面积（挡板为圆缺形）f1=hD（1-d外/to）=0.2×1.100（1-0.014/0.018）=0.049mf2=fa[1-0.91（d外/to）2]其中fa=（π/180）r2cos-1[（r-h´）/r]-（r-h´）（D´h´-h´2）1/2取档板直径D´=886mm,r=D´/2=443mmh´=0.23D=0.23×1100=253mm（弓形高度）fa=3.14/180×4432cos-1（（443-253）/443）-（443-253）×（886×253-2532）1/2=116884.372-40148.277=0.0760m2-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）∴流道截面积f2=0.0760×[1-0.91（0.014/0.018）2]=0.4454m2f=（f1×f2）1/2=（0.049×0.4454）1/2=0.148m2（7）计算雷诺准数气体重量流速G=VM平/（22.4f）=60967.772×10.767/（22.4×0.148）=395092.63Re=deG/μ=0.0188921×395092.62/0.073=102248.348Re0.6=1013.432（8）计算普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=33.138×0.073/（0.836×10.668）=0.273Pr0.33=0.651de0.6=0.0188920.6=0.093（μ/μm）0.14=1.7090.14=1.077管内给热系数αi=1.72×λ／d外×de0.6×Re0.6×Pr0.33×（μ/μm）0.14=1.72×0.836/0.014×0.092×863.147×0.650×1.078=5714.935kJ/（m2h℃）4.2.4总传热系数取R=1.196×10-4（m2h℃）/kJδ=0.002mλ钢=167.44kJ/（mh℃）K=1/[d平/（d内×α0′）+d平/（d外×αi）+R+δ/λ钢]K=1/[0.012/（0.01×2436.470）+0.012/（0.014×5714.936）+1.196×10-4+0.002/167.44]=1/（4.925×10-4+1.500×10-4+1.196×10-4+0.119×10-4）=1/（7.74×10-4）=3588.922kJ/（m2h℃）4.2.5传热面积核算F=Q/K△tm△tm=[（220-189.57）-（75-55.8）]/ln（220-189.57）/（75-55.8）=9.519℃F=2210018.931×6.944/（3588.921×9.518）=450.2m2与假定面积相符实取换热面积取L=5m,F实=2595×3.14×0.012×5=488.92m24.3水冷器设备工艺计算4.3.1计算条件（1）选淋洒式排管冷却器（2）高压换热管Ф68×13d外=0.068md内=0.042md平=0.055m（3）热负荷Q=1309831.4kJ/tNH3（4）产量W=26.39tNH3/h-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）（5）热气体入口、出口压力p平=29.1MPa（6）热气入口温度t入=75℃（7）热气出口温度t出=35℃（8）热气气量V=55778.254m3（标）/h（9）冷却水压力p平，水=0.392Mpa（绝）（10）冷却水入口温度t入=30℃（11）冷却水出口温度t出=38℃（12）冷却水量W=60.276m3/tNH34.3.2管内给热系数的计算α0＝0.023λ/d0×Re0.8×Pr0.3式中各物性数据取之平均温度t平=（75+35）/2=55℃（1）压缩系数Z由废锅计算知Tcm=135.436Kpcm=3.889MPa对比温度Tr=（55+273）/135.436=2.421对比压力pr=29.1/3.889=7.484查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-4普遍化压缩系数图得Z＝1.08（2）混合气体平均分子量M平=12.026（3）气体热容Cp=36.3098kJ/（kmol℃（4）气体导热系数λ已知常压下气体的导热系数λ0m＝0.3496kJ/（mh℃）T′cm=141.76Kp′cm=7.554Mpa则假对比参数Pr′=29.1/7.554=3.852Tr′（55+273）/141.76=2.313查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=1.35λ=1.35λ0m=1.35×0.3496=0.472kJ/（mh℃）（5）气体粘度μ表4.9各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.30.75110.82μikg/（mh）0.4860.08460.13140.03670.0954高压下含氨混合气体的粘度μ=∑（yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2）=（0.132×4.12×0.3×0.486+0.15903×4×0.75×0.0846+0.03976×6.32×1×0.1314+0.5962w5×1.41×1×0.0367+0.19875×5.29×0.82×0.0954）/3.035=0.085kg/（mh）（6）雷诺准数-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）设取管内流速ω＝4.668m/s密度ρ=M平pT0/（Zp0VoT）=（12.126×29.1×273）/[1.08×（55+273）×0.098×22.4]=123.880kg/m3Re=doωρ/μ=0.042×4.668×123.880×3600/0.086=1016464.785Re0.8=63925.461（7）普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=36.309×0.086/（0.472×12.126）=0.546Pr0.3=0.834管内给热系数αi=0.023×λ/d0×Re0.8×Pr0.3=0.023×0.472/0.042×63925.461×0.834=13780.3578kJ/（mh℃）4.3.3管外给热系数αi=167.44L0.4/d外0.6式中L=W/2ln：W---冷却水量kg/h（忽略蒸发水量），l---高压管真管长度l=7mn---冷却管列数n=8L=50.276×6.944×1000/（2×7×8）=3117.112L0.4=24.975d外0.6=0.06790.6=0.199管外给热系数αi=167.44×24.975/0.199=21014.14kJ/（m2h℃）4.3.4传热温差75℃→35℃38℃←30℃Δtm=[（75-38）-（35-30）]/ln[（75-38）/（35-30）]=16℃4.3.5传热总系数K设管内污垢系数R1＝1.194×10－4（m2h℃）/kJ设管外污垢系数R2=2.39×10-4（m2h℃）/kJδ=0.013mλ钢=167.44KJ/（mh℃）K=1/[d平/（d内×α0′）+d平/（d外×αi）+R+δ/λ钢]K=1/[0.055/（0.042×13780.357）+0.055/（0.0679×21014.14）+1.194×10-4+2.39×10-4+0.013/167.44]=1/（0.950×10-4+0.422×10-4+1.194×10-4+2.39×10-4+0.776×10-4）=1/（5.732×10-4）=1684.372KJ/（m2.h.℃）4.3.6传热面积F=Q/K△tm=1681244.376×11.11/（1684.372×16）=693.0854m2实取换热面积F´=1.2×693.085=831.704m2-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）需排管数N＝F´/（nπld外）=831.703/（8×3.14×7×0.0679）=58.69取59排实际传热面积F实＝F真＋F弯F实＝3.14×0.068×7×8×49+3.14×0.068×2×3.14×0.12/2×8×48=616.793m2冷排高度H=2×R×（N-1）/2=2×0.12×（49-1）/2=5.76m流速核算气体实际体积流量:V=VoZpoT/（pTo×3600）=70942.182×1.08×0.098×（55+273）/（29.1×273×3600）=0.086m3/h管内流速ω′=0.086/[8×（3.14/4）×0.0422]=7.764m/s4.4冷交换器设备工艺计算4.4.1计算条件（1）选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程（2）列管尺寸Ф14*2无缝钢管d外=0.014md内=0.01md平=0.012m（3）热负荷Q=648780.627kJ/tNH3（4）产量W=26.36tNH3/h（5）热气体平均压力p平=29.1MPa（6）热气入口温度t入=35℃（7）热气出口温度t出=20℃（8）热气气量V=52513.738m3（标）/h（9）冷气体平均压力p平=29MPa（10）冷气入口温度t´入=-10℃（11）冷气出口温度t´出=20℃（12）冷气气量V=506941.87m3（标）/h（13）冷交换器内件内径D＝625mm4.4.2管内给热系数的计算α0＝0.023λ/d0×Re0.8×Pr0.3式中各物性数据取之平均温度t平=（35＋20）/2=27.5℃（1）压缩系数Z表4.10各组分临界参数[7]NH3CH4ArH2N2yi0.09130.16590.04170.52580.1753Tci,K405.5190.8151.133.4126.1pci,Mpa11.3954.6394.8621.2963.393pcm=0.0913×11.395+0.1659×4.639+0.0417×4.862+0.5258×1.296+0.1753×3.393-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）=3.289MpaTcm=∑yiTci=0.0913×405.5+0.1659×190.7+0.0417×151+0.5258×33.3+0.1753×126.2=114.588Kpr=28.85/3.289=8.772Tr=（27.5+273）/114.588=2.622查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-4普遍化压缩系数图得Z＝1.14气体体积流量为V=VoZpoT/（pTo×3600）=97649.16×1.14×0.098×（27.5+273）/（28.85×273）=421.344m3/h（2）混合气体平均分子量M平=0.0913×17+0.1659×16+0.0417×40+0.5258×2+0.1753×28=11.835（3）气体热容表4.11气体比热容[6]NH3CH4ArH2N2CpikJ/（kmoloC）34.27133.56120.81628.91328.311Cpi=0.0913×34.271+0.1659×33.561+0.0417×20.816+0.5258×28.913+0.1753×28.311=29.730kJ/（kmoloC）由Tr=2.66,pr=8.89查压力校正图得ΔCp=5.442kJ/（kmoloC）Cp=C0p+ΔCp=29.730+5.442=35.172kJ/（kmoloC）（4）导热系数λ表4.12各组分导热系数[7]NH3CH4ArH2N2λ0i,kJ/（mhoC）0.08570.1190.06330.63740.091Mi1/32.5712.5193.4191.2593.037由λ0m=∑λ0iyiMi1/3/∑yiMi1/3其中∑yiMi1/3=0.0913×2.571+0.1659×2.519+0.0417×3.419+0.5258×1.259+0.1753×3.037=1.974λ0m=（0.0913×2.571×0.0857+0.1659×2.519×0.119+0.0417×3.419×0.0633+0.5258×1.259×0.6374+0.1753×3.037×0.091）/1.974=0.282kJ/（mhoC）查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=1.75λ=1.75λ0m=1.75×0.282=0.494kJ/（mhoC）（5）气体粘度μ表4.13各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.170.652110.778μi,kg/（mh）0.1870.08820.12960.03490.0954高压下含氨混合气体的粘度μ=∑yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2其中-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）∑yiMi1/2=0.0913×4.12+0.1659×4+0.0417×6.32+0.5258×1.41+0.1753×5.29=2.940μ=（0.0913×4.12×0.17×0.1870+0.1659×4×0.652×0.0882+0.0417×6.32×1×0.1296+0.5258×1.41×1×0.0349+0.1753×5.290×0.778×0.0954）/2.940=0.060kg/（mh）（6）雷诺准数设取管内流速ω＝0.300m/s密度ρ=M平pT0/（Zp0VoT）=（11.706×28.85×273）/[1.14×0.098×22.4×（27.5+273）]=122.601kg/m3Re=doωρ/μ=3600×0.01×0.300×122.601/0.060=22068.18Re0.8=2985.473（7）普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=35.059×0.060/（0.494×11.706）=0.364Pr0.3=0.738管内给热系数αi=0.023×λ/di×Re0.8×Pr0.3=0.023×0.494/0.01×2985.473×0.738=2503.366kJ/（m2hoC）4.4.3管外给热系数α0＝1.72×λ／d外×de0.6×Re0.6×Pr0.33×（μ/μm）0.14式中各物性数据取之平均温度t平=（20-10）/2=5oC（1）压缩系数Z由前计算知Tcm=84.005,pcm=2.48对比压力pr=28.2/2.48=11.371；对比温度Tr=（5+273）/84.005=3.309查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-4普遍化压缩系数图得Z＝1.21（2）混合气体平均分子量由前计算知M平=10.668（3）气体比热容表4.14气体比热容[6]NH3CH4ArH2N2pi,Mpa0.7053.250.97617.455.816Cpi,kJ/（kmol℃）43.95337.6721.34829.46931.143Cp=∑yiCpi=0.025×43.953+0.134×37.67+0.036×21.348+0.59625×29.469+0.19875×31.143=30.676kJ/（kmol℃）（4）导热系数λ表4.15各组分导热系数[7]NH3CH4ArH2N2λ0i,kJ/（mh℃）0.3340.1170.0620.6270.086由λ0m=∑yiMi1/3/∑yiMi1/3-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）由前面热交换器计算知∑yiMi1/3=1.879λ0m=（0.025×2.571×0.034+0.134×2.519×0.117+0.036×3.419×0.062+0.59625×1.259×0.627+0.19875×3.037×0.086）/1.879=0.312kJ/（mh℃）由前计算Tcm=84.005Kpcm=2.489MPa查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-57普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=1.9λ=1.9λ0m=1.9×0.312=0.593kJ/（mh℃）（5）气体粘度μ表4.16各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.120.6110.6μi,kg/（mh）0.1900.09360.1330.03380.097高压下含氨混合气体的粘度μ=∑yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2其中∑yiMi1/2=2.747μ=（0.025×4.12×0.12×0.19+0.134×4×0.6×0.0936+0.036×6.32×1×0.133+0.59625×1.41×1×0.0338+0.19875×5.29×0.6×0.097）/2.747=0.055kg/（mh）由Pr=11.37,Tr=3.31查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）普遍化气体对比粘度图查得μ/μm=1.659（6）换热器尺寸设计设换热器面积F=500m2，换热管L=4.500m则换热管数n=F/（πdL）=550/（3.14×0.012×4.500）=2948.807根,取2949根管间距to=1.2d外=1.2×14=16.8mm,取to=18mm正六边形排列层数a=（12n-3-3）1/2/6=（12×2654-3-3）1/2/6=29.740,实取30层六边形对角线排管b=1.1n1/2=1.1×26541/2=56.669根,取57根取板间距h=200mm，取e=1.5d外=21mm则设备直径D=to（b-1）+2e=18（57-1）+2×21=1050mm实取换热器直径1100mm核管内流速其中ω′=V/nF其中V=VoZpoT/（pTo）=94640.21×1.21×0.098×（4.5+273）/（28.2×273）=404.883m3/hω′=404.883/（2654×3.14/4×0.012×3600）=0.540m/s与假定相符管内实际给热系数α0′=α0（ω´/ω）0.8=2513.407×（0.456/0.300）0.8=3513.482kJ/（m2hoC）管外当量直径de=（D2-nd外2）/（d+nd外）=（11002-2654×142）/（1100+2654-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）×14）=18.03mm流道截面积（挡板为圆缺形）f1=hD（1-d外/to）=0.2×1.100×（1-0.014/0.018）=0.049mf2=fa（1-0.91×（d外/to）2）fa=π/180r2cos-1[（r-h´）/r]-（r-h´）×（D´h´-h´2）1/2取档板直径D´=886mm,r=D´/2=443mmh´=0.23D=0.23×1100=253mm（弓形高度）fa=3.14/180×4432cos-1[（443-253）/332]-（443-253）×(886×253-2532）1/2=148668.451-35226.213=113442.238mm2=0.113m2流道截面积f2=0.113[1-0.91（0.014/0.018）2]=0.051m2f=（f1×f2）1/2=（0.049×0.051）1/2=0.050m2（7）计算雷诺准数气体重量流速G=VM平/（22.4f）=94640.21×10.668/（22.4×0.050）=901448Re=deG/μ=0.019902×901448/0.055=326192.306Re0.6=32619.3060.6=2032.753（8）计算普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=30.841×0.055/（0.593×10.668）=0.268Pr0.33=0.648de0.6=0.01990230.6=0.095（μ/μm）0.14=1.6590.14=1.073管外给热系数αi=1.72×λ／d外×de0.6×Re0.6×Pr0.33×（μ/μm）0.14=1.72×0.593/0.014×0.095×2032.753×0.648×1.073=9782.234kJ/（m2hoC）4.4.4总传热系数取R1=1.19×10-4（m2.h.oC）/KJR2=0.096×10-4（m2.h.oC）/kJδ=0.002mλ钢=167.44kJ/（m.h.oC）K=1/[d平/（d内×α0′）+d平/（d外×αi）+R+δ/λ钢]K=1/[0.012/（0.01×2513.407）+0.012/（0.014×7991.343）+1.19×10-4+0.096×10-4+0.002/167.44]=1/（4.77×10-4+1.073×10-4+1.19×10-4+0.096×10-4+0.119×10-4）=1/（7.248×10-4）=1379.691kJ/（m2hoC）4.4.5传热面积核算F=Q/△tmK△tm=[（35-20）-（17+10）]/ln（35-20）/（17+10）=20.42oC-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）F=648780.627×26.39/（20.42×1379.691）=389.758m2与假定相符。实取换热面积F=1.2×389.758=467.709m2管长L=F/（nπd）=467.709/（3.14×2949×0.012）=3.0m,取L=4.21m4.5氨冷器设备工艺计算4.5.1计算条件（1）选立式氨冷器，热气走管程，液氨蒸发走壳程（2）高压换热管Ф19×13d外=0.019md内=0.013md平=0.016m（3）热负荷Q=1413332.93/kJ/tNH3（4）产量W=26.36tNH3/h（5）热气体平均压力p平=28.7MPa（6）热气入口温度t入=20oC（7）热气出口温度t出=-10oC（8）液氨入口温度t入=25oC（9）液氨蒸发温度t蒸=-15oC（10）液氨量W=967.316kg4.5.2管内给热系数的计算α0＝0.023λ/d×Re0.8×Pr0.4式中各物性数据取之平均温度t平=[20+（-10）]/2=5oC（1）管内气液混合物组分（按气相计算）表4.17混合物组分气量NH3CH4ArH2N2小计气量3607.5715576.1461685.5393008.3179920.86450798.437%7.10210.9773.31859.07319.530100.000（2）压缩系数Z和体积流量Tcm=ΣyiTci=0.07102×405.6+0.10977×190.7+0.03318×151+0.59073×33.3+0.1953×126.2=99.607Kpcm=Σyipci=0.07102×11.395+0.10977×4.639+0.03318×4.862+0.59073×1.296+0.1953×3.393=2.908Mpa对比温度Tr=（5+273）/99.061=2.806对比压力pr=28.5/2.908=9.801查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）图1-4普遍化压缩系数图得Z＝1.18气体体积流量为V=VoZpoT/（pTo×3600）=50798.437×1.18×0.098×（5+273）/（28.5×273）=209.892m3/h（3）混合气体平均分子量M平=0.07102×17+0.10977×16+0.03318×40+0.59073×2+0.1953×28=10.941（4）气体热容-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）表4.18气体比热容[7]NH3CH4ArH2N2Cpi,kJ/（kmoloC）36.41833.48820.9328.67428.821混合气体常压比热容C0p=0.07102×36.418+0.10977×33.488+0.03318×20.93+0.59073×28.674+0.1953×28.821=29.524kg/（kmoloC）由Tr=2.806,pr=9.801查《小氮肥厂工艺设计手册》附图1-5-19，比热容压力校正图ΔCp=4.605kJ/（kmoloC）Cp=29.524+4.605=34.129kJ/（kmoloC）（5）气体导热系数λ表4.19各组分导热系数[7]NH3CH4ArH2N2λ0i,kJ/（mhoC）0.07890.10930.05970.6090.086Mi1/32.5712.5193.4191.2593.037由λ0m=∑λ0iyiMi1/3/∑yiMi1/3∑yiMi1/3=0.07102×2.571+0.10977×2.519+0.03318×3.419+0.59073×1.259+0.1953×3.037=1.909λ0m=（0.07102×0.0789×2.571+0.10977×0.1003×2.519+0.03318×0.0597×3.419+0.59073×0.609×1.259+0.1953×0.086×3.037）/1.909=0.291kJ/（mhoC）Tr=2.806,pr=9.801查《氮肥工艺设计手册》（理化数据）普遍化气体对比导热系数λr=λ/λ0m=1.8λ=1.8λ0m=1.8×0.291=0.524kJ/（mhoC）（6）气体粘度μ表4.20各组分气体粘度[7]NH3CH4ArH2N2Ci0.170.652110.778μi,kg/（mh）0.1870.09180.1350.03380.099∑yiMi1/2=0.07102×4.12+0.10977×4+0.03318×6.32+0.59073×1.41+0.1953×5.29=2.807高压下含氨混合气体的粘度μ=∑（yiMi1/2Ciμi/∑yiMi1/2）=（0.07102×4.12×0.17×0.187+0.10977×4×0.652×0.0918+0.03318×6.32×0.135+0.59073×1.41×0.0338+0.1953×5.2×0.778×0.099）/2.807=0.061kg/（mh）（7）雷诺准数设取管内流速ω＝1.23m/s密度ρ=M平pT0/（Zp0VoT）-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）=（10.941×28.5×273）/[1.18×0.098×22.4×（5+273）]=118.213kg/m3Re=doωρ/μ=0.013×1.23×118.213×3600/0.061=111554.3136Re0.8=10914.129（8）普兰特准数Pr=Cpμ/（λM）=34.129×0.061/（0.524×10.941）=0.363Pr0.4=0.667管内给热系数αi=0.023×λ/di×Re0.8×Pr0.4=0.023×0.524/0.013×10914.129×0.667=6748.864kJ/（m2hoC）4.5.3管外给热系数α0=334.88[Q/（4186F）]0.7d外-0.6（1-0.008to）式中F为氨冷器的换热面积，用试差法计算，设F=140m2，则Q/（4186F）=909995.253×6.944/（4186×140）=10.484[Q/（4186F）]0.7=5.180d外-0.6=（0.019）-0.6=10.783（1-0.008to）=1-0.008×（-15）=1.120α0=334.88×5.180×10.783×1.120=20949.642kJ/（m2hoC）4.5.4传热总系数K设管内污垢系数R＝1.195×10－4（m2hoC）/kJδ=0.003mλ钢=167.44kJ/（mhoC）K=1/[d平/（d内×α0′）+d平/（d外×αi）+R+δ/λ钢]=1/[0.016/（0.013×6748.864）+0.016/（0.019×20949.642）+1.195×10-4+0.003/167.44]=1/（1.824×10-4+0.402×10-4+1.195×10-4+0.179×10-4）=1/（3.600×10-4）=2777.778kJ/（m2hoC）4.5.5传热温差20℃→-10℃-15℃←-15℃Δtm=[（20+15）-（-10+15）]/ln[（20+15）/（-10+15）]=15.416oC4.5.6传热面积F=Q/K△tm=1413332.93×26.36/（15.416×2777.778）=276.093m2与假定面积相符合取管长为9.000m-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）n´=1.2n=1.2F/（πd平l）=1.2×236.093/（3.14×0.016×9.000）=656.5，取657根则实际换热面积F´=n´πd平l=627×3.14×0.016×9.000=353.504m24.6氨合成塔工艺尺寸计算4.6.1设计参数内径为1200mm；设计温度150℃；设压力32MPa。表4.21主要附件选材附件名称端部法兰底部封头触媒筐外壳塔内换热器保温层选用材料16Mn锻造用钢16Mn锻造用钢1Cr18Ni9Ti1Cr18Ni9TiQ235-A4.6.1.1触媒选择和触媒筐设计当前，我国大部分合成氨厂以选择A6型触媒为主。但A110-5Q型触媒还原温度比A6型低20~30℃，20h的时间在500℃下其活性不变，有很强的抗毒性，还原简单容易，较低温下活性依然很大，比A6活性高10%，短期500℃活性不变。为了提高氨产量和节约成本，故选择A110-5Q型触媒。选用球形触媒且粒度在6.7~9.4毫米之间。触媒筐结构类型：并流三套管式表4.22触媒筐结构设计触媒筐内径和高度中心管的选择温度计套管规格冷管规格900mm；5m外径:Φ150×2.5Φ35×9Φ85×34.6.1.2塔内换热器设计换热器选择固定管板式流程安排：热流体通过管程，从上部进下部出；冷流体通过壳程，从下部进上部出。换热器内径900mm。壳体厚度53mm。4.6.2氨合成塔的强度计算4.6.2.1计算筒体厚度根据GB150-1998，当圆筒只受内压作用，在pc≤0.4[σ]t时dd=pcDi/（2[σ]tΦ-pc）=32×1200/（2×147×1.00-32）=146.56mm则设计厚度ddδd=dδ+C2=146.56+2=148.56mm圆整后，名义厚度δn=150mm有效厚度ddδe=δn-C1-C2=150-2=148mm4.6.2.2底部封头的设计计算(1)底部封头选择半球形封头(2)封头厚度计算-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）根据GB150-1998，受均匀内压的半球形封头的厚度可用球形壳体的厚度计算公式进行计算,则dpcDi/（4[σ]tΦ-pc）=32×1200/（4×147×1.00-32）=69.064mm则设计厚度δd=δ+C2=69.064+2=71.0644mm圆整后，名义厚度dδn=72mm有效厚度dδe=δn-C1-C2=72-2=70mm筒体与封头的厚度不能有太大差异，不然会产生很大的局部应力，所以使封头厚度等于筒体厚度，即厚度为150mm。对封头进行强度校核sσt=Pc（Di+δe）/（4δe）=32×（1000+147）/（4×147）=62.42MPa＜[σ]tΦ满足强度要求。4.6.2.3水压试验pT=1.25p[σ]/[σ]t=1.25×32×150/147≈40.8MPa试验时圆筒的薄膜应力sσT=pT（Di+δe）/（2δe）=40.8×（1000+147）/（2×147）=159.176MPa0.9Φσs=0.9×1.00×275=247.5MPa上式中，取Φ为1.00，16Mn的σs为275MPa。计算合理，满足条件。4.7主要设备选型汇总表表4.23主要设备及工艺条件一览表型号尺寸t入t出换热面积列管数废热锅炉U型换热器Φ24×436022029.8960.0182热交换器列管式换热器Φ14×255.8(壳程)189.57(壳程)29.8(壳程)488.922549220（管程）75（管程）29.4（管程）水冷器淋洗洒式排管冷却器Φ68×1375（热气）35（热气）29.1（热气）693.0875930（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）500294910(壳程)30(壳程)29（冷气）-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）氨冷器立式氨冷器Φ19×320（管程）10（管程）28.7（热气）316.09365725(壳程)15(壳程)备注：壳程通冷气体，管程通热气体。第五章环境保护与安全措施5.1环境保护在氨合成工段中，锅炉烟气、合成放空气、弛放气、压缩放空气等是主要的废气；锅炉排出污水和合成冷却废水是废水的主要组成部分，氨氮是其主要污染物。氨厂环境保护的重要内容是做好对生产过程中的废气、废液、废渣三废进行物化处理，使其达到国家相关法律规定的排放标准，从而减少对环境的污染或把污染减小到最低限度，同时保证不把污染转移到厂外。5.1.1化学沉淀—A/O工艺处理合成氨废水①预处理阶段使用化学沉淀法。即把FeSO4往废水里放，氰化物会变成无害的铁氰络合物。检测进水pH=8.26(在7.5～10.5间)，满足处理要求。②生化处理阶段运用了常规的生物脱氮法。前置生物脱氮法(A/O工艺)和后置生物脱氮法是两种常见的工艺。两种方法相比，后者占地较大，这样多出了该工艺的投资,还要外加碳源，不仅使处理成本增加还不易控制外加碳源的量，易增加出水COD值。相反，前者占地少且不外加碳源，综上所述，选择前置反硝化的生物脱氮法作为该项目的工艺方法更加合理[9]。5.1.2合成氨尾气氢的回收氨合成尾气主要由二部分气体组成，合成放空气和液氨贮槽弛放气，其组分与生产操作有关。，一般来说，NH3:8至10%，CH4：13至17%，H2:50.55%，这样必须将H2回收，否则经济损失太大。如果将尾气中的氢气回收，返回系统，可以增加合成氨2至5个百分点，其经济效益是十分可观的。回收的方法有很多种，一般来说有以下三种：选择渗透法，变压吸附法（PSA法）以及低温分离法。一些大化工厂，由于经济基础比较雄厚且生产技术比较强大，还对合成氨尾气中的稀有气体回收,获取其中的氦、氩、氙、氪等稀有气体。这样可提高高达40多倍的经济价值，即便投资比较大。随着科技的不断进步,尾气会逐渐得到充分利用，化腐朽为神奇[11]。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）5.2安全措施由于合成氨过程中，管道和设备会在较高压力下运作。在其中的氢（H)、氦(He）、氮(N)等气体达一定浓度且和空气混合就会发生爆炸现象。氨是有毒的气体，吸入过多会使人中毒甚至死亡；而浓氨水和液氨对皮肤有灼伤作用。所以，在生产过程中，稍不留意就可能引发着火、爆炸、中毒等不好现象。另外，很多车间里转动的机械设备和电气设备，稍不留意，也会造成机械性伤害事故和触电事故。所以，合成过程中需做到防毒、防火和防爆。为预防事故的造成，必须对以下几点重视[13]：5.2.1防毒通常，在空气中的浓度为0.5%的氨的气体，有强烈刺激作用于黏膜，严重的可引起流泪，咳嗽，哮喘和其他反应，甚至让人窒息死亡。长期氨中毒可引起上呼吸道感染，消化不良，肺部肿胀等症状。为预防氨中毒，应做到：1．及时发现并修理阀门、法兰等处的泄漏现象，做好防泄工作。2．工作室内要保证良好的通风。3．工作室内准备防毒面具、防毒衣、护用品等防毒消毒用品。4．一旦发生中毒事件，需立即把中毒者移到通风的区域，使其呼吸新鲜空气，还要用大量清水对其眼睛进行冲洗。5.2.2防火合成氨生产中火灾的造成主要源于原材料和产品性质。生产过程中的气体分为三类，一类是如氢、一氧化碳、硫化氢、氯和甲烷等可燃气体。另一类是氧气等助燃气体。最后一类如氮气和二氧化碳等气体，它既不可燃也助燃。其中，前两类气体以一定比例混合，万一遇明火或火花，就会引发火灾。为了防止火灾，应对以下几点强加注意：1.不得在车间里吸烟点火。2.火柴、煤油、汽油等易燃物品严禁在车间内存放。3.应在车间内放置并定期校验灭火工具，以便发生火灾时及时扑灭。4.装着可燃性气体的设备上进行检修时，不允许硬质工具碰撞，不然会引起火花而发生火灾。5．利用灭火弹、CH2Cl2灭火机对因气体泄漏造成的火灾进行熄灭；对因如电源线、电动机、变压器等电器设备造成的着火，先断电，再用CCl4灭火机或黄砂灭火。6．气体放空过剧会产生静电作用，造成火花而着火，所以气体不可放空过剧。7．对合成塔电热器接头的泄露要稍加预防，因为很多气体碰撞会发生火灾。一旦着火，要停止操作，降低塔的内压，再用CCl4灭火机灭火。5.2.3防爆-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）可燃性气体与空气以一定比例混合就有发生爆炸现象的可能。因为氨合成工段的设备均在高压下操作，所以设备和管道材料的强度差或长期超压运作，就有爆炸的危险。所以，要对以下几点加强注意：1．对设备制造及管道钢材需要正确选取。所有设备必须经水压试验后方可使用。2．在设备和管道需上防腐漆，不然腐蚀会降低强度。要及时更换腐蚀过重的部件。3．合成塔外筒、氨冷凝器等重要的设备必须进行探伤检查。4．温度、压力要按规定操作，还要安装超压警报器以防设备在超压，超温条件下运作。5.严禁使用不符合要求得循环机油的闪点。6.定期检查和检修各压力表和安全阀是否失灵，防患于未然。7．要对设备和管道清洗更换确保无爆炸危害后，方可对设备进行检修，动火焊接。5.2.4防烧伤烧伤分为化学性烧伤和热烧伤两类。化学烧伤是碱或液氨沾在皮肤上造成的。而热烧伤则是皮肤宣接与火焰或接触高温物体而造成的。对长期与氨接触的人员，不仅要配备皮衣、安全手套等，还应具有防毒面具等防护用具。万一酸或碱不慎滴在皮肤上，应及时用大量的清水冲洗患处，再去医院进行治疗[3]。5.2.5防触电烧伤是触电给肢体最大的伤害，它能电解血液及其他有机物质，让人的神经受到刺激。用电设备的安全电压控制45伏以下为好宜。因为若0.1A以上的电流通过人体，可致人死亡，0.05A以上的电流，对人就有危害。安全技术规程并掌握安全用电的知识是防止触电的根本措施。如严禁使用绝缘不良的电线，使用安全可靠设备地线，不任意对电气设备装拆等[4]。5.2.6防机械伤害在企业的生产，大部分事故是机械性损伤。此伤害的造成大都是因操作方法不当、违反安全技术规程和缺乏安全意识造成的。为防止发生这类事故，要对全部敞在外面的转动件加以安全防护；工作的工人要穿工装、戴安全帽，不许穿宽松的服饰，不然容易绞入机器内[4]。第六章经济核算6.1技术经济分析概述技术经济分析除了需要考虑市场的供给和需求，还要对土地价格，员工的工资，设备和产品的成本进行剖析，通过这些因素分析经济可行性，使投资得到回报。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）6.2主要技术经济指标表6.1原材料消耗定额及价格表（以1吨合成氨计）名称消耗量单价天然气600（m3/tNH3）2.0元/立方米催化剂6.25×10-4（t/tNH3）1000元/吨工业水150（t/tNH3）0.5元/吨电200[（kw/h）/tNH3]0.8元/吨合成氨产品价格：产量8万t/a，单价2900元/t。6.3投资估算6.3.1总生产设备投资费用估算C1=5.000×104万元6.3.2成本估算（1）原料天然气费用：600×130000×2.0=15600万元/年催化剂费用：6.25×10-4×130000×1000=8.125万元/年工业水费用：150×130000×0.5=975万元/年电费用：200×130000×0.8=2080万元/年则原材料总费用为：15600+8.125+975+2080=18663.125万元/年（2）合成工段的劳动力费用（工人人数按40人计算）工人工资=月平均工资×12×工人人数=2500×12×45=135万元/年附加费用=工人工资×10%=135×10%=13.5万元/年则：劳动力费用=工人工资+附加费用=135+13.5=148.5万元/年（3）基本折旧费和大修基金固定资产原值=基建投资×50%+建设利息=5.000×104×50%+5.000×104×6%=2.800×104万元/年总固定资产折旧费=固定投资×6.4%=2.800×104×6.4%=2711.3765万元/年大修理基金=固定资产原值×5%=2.800×104×5%=1400万元/年（4）合成工段的车间费用车间费用=（原材料费+劳动力费用+基本折旧费大修理基金）×5%=（18663.125+148.5+1792+1400）×5%=1100.331万元/年（5）企业管理费企业管理费=（车间经费/5%+车间经费）×7%=（1100.311/5%+1100.311）×7%-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）=1617.457万元/年6.3.3销售收入、税收和利润（1）销售收入：假设销售量=生产量，则销售收入=销售量×销售价格合成氨销售收入：2900×130000=37700万元/年（2）销售费销售费=合成氨销售收入×5%=37700×5%=1885万元/年销售成本：18663.125+148.5+1792+1400+1100.331+1617.457+1885=26606.413万元/年盈利=销售收入-销售成本=37700-26606.413=11093.587万元/年销售利润：取税率和其它费用是盈利的50%，则销售利润为：11093.587×50%=5546.794万元/年（3）税金和保险费税率为12%，则税金=利润×税率=5546.794×12%=665.615万元/年则：投资回收期=投资总额/（利润+折旧）=5.000×104/（5546.794+2711.3765）=6.05年投资回收率=1/投资回收期×100%=1/6.05×100%=16.529%投资收益（利润）率=利润/投资总额×100%=5546.794/5.000×104×100%=11.099%成本利润率=利润/销售成本×100%=5549.794/26606.413×100%=20.8%第七章结论-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）这次课程设计提升了我的计算、绘图、编辑文件、使用规范化手册等的最基本的工作能力。我不仅学到了新知识，也对化工设计课程中所学内容进行了巩固。通过课程设计，我分析问题解决问题以及工程设计能力都得到了锻炼。作为一个化工人，我一定要树立起实事求是、认真负责以及与他人合作的工作作风。最后，非常感谢罗娟老师在设计中给我我们小组的宝贵意见和指导，也感谢本组成员的全力合作，使得我能顺利完成本次设计。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）参考文献[1]万鹏.《中国科技纵横》2011年第7期285-285页[2]赵育祥编.《合成氨工艺》[M].1985,化学工业出版社[3]林玉波编.《合成氨生产工艺》[M].2006化学工业出版社3-4页[4]赵忠祥.《氮肥生产概论》[M].1995,化学工业出版社[5]江苏化学石油工业厅组织.《小型氮肥厂安全操作技术》[M].1981,化学工业出版社[6]《小氮肥厂工艺设计手册》[7]《氮肥工艺设计手册》[8]方伟阳.年产3万吨合成氨合成工段设计[D].福州:福州大学本科生毕业设计(论文),2007.[9]张岩.化学沉淀—A/O工艺处理合成氨废水[J].中国给水排水，2004，20：77-79[10]张炳标.膜分离法回收合成氨弛放气中氢气[J].低温与特气，2003，21(1)：23-25[11]王新杰.合成氨厂两气回收技术的应用[J].中氮肥2006，(1)：13-14[12]王敏.合成氨生产中的废气利用与节能效益[J].江西能源，2001(3)：26-27[13]《小型氮肥厂生产氨的合成（工人读物）》[M]1969年10月第1版-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）致谢毕业设计是对我们知识运用能力的一次全面的考核，也是对我们进行科学研究基本功的训练，培养我们综合运用所学知识独立地分析问题和解决问题的能力，为以后撰写专业学术论文和工作打下良好的基础。本次设计能够顺利完成，首先我要感谢我的母校——湖南科技大学，是她为我们提供了学习知识的土壤，使我们在这里茁壮成长；其次我要感谢化学化工学院的老师们，他们不仅教会我们专业方面的知识，而且教会我们做人做事的道理；尤其要感谢在本次设计中给与我大力支持和帮助的曾令玮老师，每有问题，老师总是耐心的解答，使我能够充满热情的投入到毕业设计中去。罗娟老师严谨的学风，深刻的思想，敏捷的思维，坚实的理论功底，以及高尚的品格，为我树立了人生的楷模，尤其是她高度的责任感和奉献精神，更是令我受益匪浅。在此，我衷心地祝愿曾令玮老师以及唐丽老师（湘潭电化集团）工作顺利！身体健康！还要感谢我的同学们，他们热心的帮助，使我感到了来自兄弟姐妹的情谊，尤其感谢我同组的几个同学，在有问题的时候可以一起探讨，一起研究，碰到困难时互相帮助；最后还要感谢相关资料的编著者和给予我们支持的社会各界人士，感谢您们为我们提供一个良好的环境，使本次设计圆满完成。感谢科大四年来对我的培养，感谢父母二十多年来对我的养育和教育，感谢我大学所有的同学与朋友给我的照顾和鼓励支持。感谢各位领导和老师在百忙之中对本设计所做的精心评阅和指正。-67- 湖南科技大学本科生毕业设计（论文）附录1.氨合成工艺流程图1张2.主要设备图1张3.平面布置图1张-67-'