年產(chǎn)6萬噸合成氨合成工藝設(shè)計-5

引言合成氨是重要的基礎(chǔ)化工產(chǎn)品之一，其產(chǎn)量位居各種化工產(chǎn)品的首位，同時也是消耗能源的大戶，合成氨的生產(chǎn)對國民生活至關(guān)重要，而在環(huán)境和資源問題日益嚴(yán)重的今天，更高效的合成氨生產(chǎn)以及符合資源節(jié)約型、環(huán)境友好型生產(chǎn)理念的要求，合成氨工業(yè)的改革顯得至關(guān)重要。合成氨的現(xiàn)狀和未來發(fā)展趨勢主要圍繞合成氨設(shè)備、合成氨催化劑、合成氨工藝技術(shù)三方面進行闡述，在合成氨設(shè)備方面，我國中小型合成氨裝置面臨嚴(yán)峻的挑戰(zhàn)，中型合成氨裝置面臨技術(shù)改造，而小型裝置則面臨淘汰。國內(nèi)外合成氨設(shè)備的發(fā)展和新技術(shù)方面，通過對國內(nèi)冷管型合成塔和國外絕熱型合成塔的對比介紹，闡述了國內(nèi)外合成氨設(shè)備的不同及國外的先進之處，絕熱型合成塔具有簡單、可靠的特點，而且能夠消除“冷壁效應(yīng)”。目前國內(nèi)也積極開發(fā)這項技術(shù)，并且也有應(yīng)用。本設(shè)計對氫、氮直接合成為氨的合成工段工藝流程進行介紹，將在傳統(tǒng)工藝流程上加以改進。擬采取的工藝路線縮短了，減少了設(shè)備投資，降低了能耗，操作簡單安全。物料消耗降低，生產(chǎn)安全性提高，從而降低了生產(chǎn)成本，提升了合成氨市場競爭力。

第一章綜述1.1合成氨工工業(yè)發(fā)展背景我國的氮肥工業(yè)自20世紀(jì)50年代以來，不斷發(fā)展壯大，目前合成氨產(chǎn)量已躍居世界第一位，目前研發(fā)的設(shè)備可以將焦炭、無煙煤、焦?fàn)t氣、天然氣及油田伴生氣和液態(tài)烴多種原料生產(chǎn)合成氨，形成了特有的煤、石油、天然氣原料并存和大、中、小生產(chǎn)規(guī)模并存的生產(chǎn)格局。目前合成氨總生產(chǎn)能力約為4500萬t/a，合成氨工業(yè)已基本滿足了國內(nèi)需求，但要想進一步提高生產(chǎn)能力，還要對設(shè)備進行進一步技改和研發(fā)。合成氨工業(yè)使基礎(chǔ)化學(xué)工業(yè)之一。其產(chǎn)量居各種化工產(chǎn)品的首位。氨本身是重要的氮素肥料，除石灰石氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后再加工成各種銨鹽或尿素。將氨氧化制成硝酸，不僅可用來制造肥料，亦是重要的化工原料，可制成各種炸藥。氨、尿素和硝酸又是氨基樹脂、聚酰胺樹脂、硝化纖維素等高分子化合物的原料。以其為原料可制得塑料、合成纖維、油漆、感光材料等產(chǎn)品。作為生產(chǎn)氨的原料CO+H2合成氣，可進行綜合利用，以聯(lián)產(chǎn)甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工產(chǎn)品。以做到物盡其用，減少排放對環(huán)境的污染，提高企業(yè)生產(chǎn)的經(jīng)濟效益。已成為當(dāng)今合成氨工業(yè)技術(shù)發(fā)展的方向。國際上對合成氨的需求，隨著人口的增長而對農(nóng)作物增產(chǎn)的需求和環(huán)境綠化面積的擴大而不斷增加。1.2合成工藝概述在合成氨生產(chǎn)中，制取氫氣，在生產(chǎn)中占有很大比重，因此要盡一切可能設(shè)法獲得最多氫氣。同時CO對氨合成催化劑有嚴(yán)重毒害，也必須除去。最好的辦法使提高CO變換率。近幾十年來，各國學(xué)者都做了不少工作，對催化劑不斷改善，到目前為止，可使變換后氣體中CO含量降到0.2%～0.4%。通過變換工序?qū)O變?yōu)镠2使產(chǎn)品成本降低，工廠經(jīng)濟效益提高。由于制取合成氨原料氣所用的原料不同，所選擇的工藝也不一樣，所以原料氣中CO含量也不同。CO變換，視其原料和所采取的生產(chǎn)方法不同，也有不同的工藝流程。上世紀(jì)50年代以前，在常壓下制取合成氨原料氣，其變換大多是在常壓下進行。此后，特別是上世界60年代以后，合成氨原料改用天然氣、油田氣、石油加工氣和輕油等，生產(chǎn)方法大多采用加壓的蒸汽轉(zhuǎn)化法，變換則在加壓下進行，一般在4.0Mpa以下。以煤、焦為原料的常壓造氣工廠，很多也改用加壓變換，以降低能耗，用粉煤加壓氣化做原料氣，其變換壓力一般在5.5Mpa以下，以油渣為原料最高壓力已達8.5Mpa。CO變換流程，對與固定層煤氣化裝置配套時，所用設(shè)備較多。與部分氧化法急冷流程相配套時，流程較簡單，只需要在流程中設(shè)置變換爐和換熱設(shè)備即可。將半水煤氣經(jīng)過增濕加熱，在一定的溫度和壓力下變換爐內(nèi)，借助催化劑的催化作用，使半水煤氣中的一氧化碳（28%）與水蒸氣進行化學(xué)反應(yīng)，轉(zhuǎn)變?yōu)槎趸肌：蜌錃庵频煤细竦淖儞Q氣（CO<0.3%），以滿足后工段的工藝要求。一氧化碳與水蒸氣在催化劑上變換生成氫和二氧化碳的過程為一氧化碳的變換，這一過程很早就用于合成氨工業(yè)，在合成氨生產(chǎn)中，由于制取氣的生產(chǎn)成本中占加大的比重。因此，要盡一切可能設(shè)法獲得更多的氫氣，煤氣中的一氧化碳對于合成氨催化劑有嚴(yán)重的毒害，必須設(shè)法除去。利用一氧化碳與水蒸氣作用生成氫和二氧化碳的反應(yīng)，可以增加合成氨原料煤氣中氫氣的含量；根據(jù)不同的催化劑和工藝條件。煤氣中的一氧化碳含量可以降低為0.2%～0.4%，由于二氧化碳的除去較一氧化碳要容易的多，這樣就簡化了煤氣的精制過程。同時，經(jīng)過回收后可以作為生產(chǎn)尿素、純堿等的原料，因此，一氧化碳變換反應(yīng)在合成氨工業(yè)中具有重要的意義。

第二章工藝計算2.1原始條件(1)合成塔進口壓力299×105Pa(2)合成塔出口壓力289×105Pa(3)循環(huán)氣中惰性氣體含量CH4+Ar=15%(4)補充氣中惰性氣體含量CH4+Ar=0.8%(5)氨凈值12.76%(6)合成塔進口氣溫度30(7)合成塔出口氣溫度90(8)水冷器出口溫度35(9)觸媒筐出口溫度475(10)鍋爐所產(chǎn)蒸汽的飽和蒸汽壓12.7×105Pa(11)氣體進鍋爐溫度375(12)鍋爐軟水進口溫度100(13)年總工以300天計算(14)操作壓力按（305+295）/2=300kg/cm2(15)年產(chǎn)量60kt，年生產(chǎn)時間扣除檢修時間后按300天計，則產(chǎn)量為：8.333t/h計算基準(zhǔn)生產(chǎn)1t氨2.2物料衡算2.2.1合成塔物料衡算(1)合成塔入口氣組分：選擇入塔氨含量（典型）:y6NH3=2.5%;入塔甲烷含量：y6CH4=11.538%；入塔氫含量：y6H2=［100-(2.5+15)］×3/4×100%=61.875%；入塔氬含量：y6Ar=15%-11.538%=3.462%；入塔氮含量：y6N2=［100-(2.5+15)］×1/4×100%=20.625%(2)合成塔出口氣組分：以1000kmol入塔氣作為基準(zhǔn)求出塔氣組分，由下式計算塔內(nèi)生成氨含量：mNH3=m6(y9NH3-y6NH3)/(1+y9NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmol出塔氣量:m9=入塔氣量—生成氨含量=1000-120172=879.828kmol出塔甲烷含量：y9CH4=(M6/M9)×y6CH4=(1000/879.828)×11.538%=13.114%出塔氬含量：y9Ar=(M6/M9)×y5Ar=(1000/879.828)×3.462%=3.935%出塔氫含量：y9H2=3/4(1-y9NH3-y9CH4-y9Ar)×100%=3/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=49.838%出塔氮含量：y9N2=1/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=16.613%(3)合成率：合成率=2mNH3/［m6(1-y6NH3-y6CH4-y6Ar)］×100%=2×120.172/［1000×(1-0.025-0.15)］×100%=29.133%2.2.2氨分離器氣液平衡計算設(shè)氨分離器進口氣液混合物F，進口物料組分m(i)，分離器組分y(i)，液量其中進口物料組分m(i)等于合成塔出口氣體組分。根據(jù)氣液平衡原理，以F=1Kmol/h進口物料為計算基準(zhǔn),則m(i)=Lx(i)+Vy(i),y(i)=K(i)×x(i).K(i)為組分i的平衡常數(shù)[13]。由兩式得L(i)=m(i)/[1+(V/L)×K(i)]；V=F-L=1-L液體組分x(i)=L(i)/L；氣體組分y(i)=V(i)/V=[m(i)-L(i)]/V查t=35℃，P=29.5MPa時各組分平衡常數(shù)：表3.1各組分平衡常數(shù)KNH3KCH4KArKH2KN20.0988.228.20027.50034.500設(shè)(V/L)=11.1時，帶入L(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):LNH3=mNH3/［1+(V/L)×KNH3］=0.165/(1+11.1×0.098)=0.07903KmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.13114/(1+11.1×8.)=0.00143KmolLAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.03935/(1=11.1×28.2)=0.00013KmolLH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.49838/(1=11.1×27.5)=0.0163KmolLH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.16613/(1=11.1×34.5)=0.00043KmolL總=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.08265Kmol分離氣體量：V=1-L=1-0.08265=0.91735Kmol計算氣液比：(V/L)＇=0.91735/0.08265=11.099誤差［(V/L)-(V/L)＇］/(V/L)=(11.10-11.099)/11.10×100%=0.009%，結(jié)果合理。從而可計算出液體中各組分含量：液體中氨含量：xNH3=LNH3/L=0.07903/0.08265×100=%95.62%液體中氬含量：xAr=LAr/L=0.00013/0.08265×I00%=0.157%液體中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08265×100%=1.73%液體中氫含量:xH2=LH2/L=0.00163/0.08265×100%=1.972%液體中氮含量：xN2=LH2/L=0.00043/0.08265×100%=0.5202%分離氣體組分含量：氣體氨含量：yNH3=［mNH3-LNH3］/V=(0.165-0.07903)/0.91735=9.37%氣體甲烷含量：yCH4=［mCH4-LCH4］/V=(0.13114-0.00013)/0.91735=14.14%氣體氬含量：yAr=［mAr-LAr］/V=(0.03935-0.00013)/0.91735=4.28%氣體氫含量：yH2=［mH2-LH2］/V=(0.49838-0.00163)/0.91735=54.15%氣體氮含量：yN2=［mN2-LN2］/V=(0.16613-0.00043)/0.91735=18.063%2.2.3冷凝塔氣液平衡計算查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常數(shù)：表3.8各組分的平衡常數(shù)KNH3KCH4KArKH2KN20.025427517580冷交換器出口液體組分含量：出口液體氨含量：xNH3=yNH3/KNH3=0.25/0.0254=98.425%出口液體甲烷含量：xCH4=yCH4/KCH4=0.11538/27=0.427%出口液體氬含量:xAr=yAr/KAr=0.03462/51=0.068%出口液體氫含量:xH2=yH2/KH2=0.61875/75=0.825%出口液體氮含量:xN2=yN2/KN2=0.20625/80=0.258%2.2.4液氨貯槽氣液平衡計算由于氨分離器液體和冷交換器出口分離液體匯合后進入液氨貯槽經(jīng)減壓后溶解在液氨中的氣體會解吸，即弛放氣;兩種液體百分比估算值，即水冷后分離液氨占總量的白分?jǐn)?shù)。G%=(1+y6NH3)×(y9NH3-yNH3)/((y9NH3-y6NH3)×(1-yNH3))=[(1+0.025)×(0.165-0.0937)]/[(0.165-0.025)×(1-0.0937)]=57.599%水冷后分離液氨占總量的57.599%，冷凝塔分離液氨占總量的42.401%。液氨貯槽入口1Kmol液體計算為準(zhǔn)，即L0=1Kmol，入口液體混合后組分含量：m(0i)=L(16)X16i+L17X17i=G%L0X16i+(1-G%)X17i=0.57599X16i+0.42401X17i混合后入口氨含量：m0NH3=0.57599×0.9562+0.42401×0.98425=0.96809混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.57599×0.01730+0.42401×0.004271=0.01178混合后入口氬含量:m0Ar=0.57599×0.00157+0.42401×0.00068=0.00119混合后入口氫含量：m0H2=0.57599×0.01972+0.42401×0.00825=0.01486混合后入口氮含量：m0N2=0.57599×0.005202+0.42401×0.00258=0.00409當(dāng)t=17℃，P=1.568MPa時，計算得熱平衡常數(shù)：表3.11各組分的平衡常數(shù)KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根據(jù)氣液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],設(shè)(V/L)=0.0821,代入上式得:出口液體氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]=0.96809/(1+0.0821×0.598)=0.92279Kmol出口液體甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)×kCH4]=0.01178(1+0.0821×170)=0.00079Kmol出口液體氬含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)×kAr]=0.00119/(1+0.0821×540)=0.00003Kmol出口液體氫氣含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)×kH2]=0.01486/(1+0.0821×575)=0.00031Kmol出口液體氮氣含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)×kN2]=0.00409/(1+0.0821×620)=0.00008KmolL(總)=0.924,V=1-0.924=0.076Kmol,(V/L)＇=V/L=0.0823,誤差=(0.082-0.0823)/0.0821=-0.244%，假定正確。出口液體組分含量：出口液體氨含量：xNH3=LNH3/L=0.92279/0.924×100%=99.869%出口液體甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00079/0.924×100%=0.085%出口液體氬含量：xAr=LAr/L=0.00003/0.924×100%=0.003%出口液體氫氣含量：xH2=LH2/L=0.00031/0.924×100%=0.034%出口液體氮氣含量：xN2=LN2/L=0.0008/0.924×100%=0.009%出口弛放氣組分含量：弛放氣氨含量：yNH3=(m0NH3-LNH3)/V=(0.96809-0.92279)/0.076×100%=59.6%弛放氣甲烷含量：yCH4=(m0CH4-LCH4)/V=(0.01178-0.00079)/0.076×100%=14.46%弛放氣氬含量：yAr=(m0Ar-LAr)/V=(0.00119-0.00003)/0.076×100%=1.53%弛放氣氫氣含量：yH2=(m0H2-LH2)/V=(0.01486-0.00031)/0.076×100%=19.14%弛放氣氮氣含量：yN2=(m0N2-LN2)/V=(0.00409-0.00008)/0.076×100%=5.28%2.2.5液氨貯槽物料計算以液氨貯槽出口一噸純液氨為基準(zhǔn)折標(biāo)立方米計算液氨貯槽出口液體量L(19)=1000×22.4/(0.99869×17)=1319.375m３其中NH3L(19NH3)=L(19)×X(19NH3)=1319.375×99.869﹪=1317.647m３CH4L(19CH4)=L(19)×X(19CH4)=1319.375×0.085﹪=1.121m３ArL(19Ar)=L(19)×X(19Ar)=1319.375×0.003﹪=0.0396m３H2L(19H2)=L(19)×X(19H2)=1319.375×0.034﹪=N2L(19N2)=L(19)×X(19N2)=1319.375×0.009﹪=0.119m３液氨貯槽出口弛放氣(V/L)=0.0821V(20)=0.0821×L(19)=0.0821×1319.375=108.321m３其中NH3V(20NH3)=V(20)×y(20NH3)=108.321×59.6﹪=64.559m３CH4V(20CH4)=V(20)×y(20CH4)=108.321×14,46﹪=15.663m３ArV(20Ar)=V(20)×y(20Ar)=108.321×1.53﹪=1.657m３H2V(20H2)=V(20)×y(20H2)=108.321×19.14﹪=20.773m３N2V(20N2)=V(20)×y(20N2)=108.321×5.28﹪=5.719m３液氨貯槽出口總物料=L(19)+V(20)=1319.375+108.321=1427.696m３液氨貯槽進口液體：由物料平衡，入槽總物料=出槽總物料，L(18)=L(19)+V(20)=1427.696m３入口液體各組分含量計算:L(18i)=L(19i)+V(20i)其中NH3L(18NH3)=1317.647+64.559=1382.206m３CH4L(18CH4)=1.121+15.663=16.784m３ArL(18Ar)=0.0396+1.657=1.6966m３H2L(18H2)=0.499+20.733=N2L(18N2)=0.119+5.719=入口液體中組分含量核算,由m′(18i)=L(18i)/L(18):入口液體中氨含量m′(18NH3)=1382.206/1427.696×100﹪=96.814﹪入口液體中甲烷含量m′(18CH4)=16.784/1427.696×100﹪=1.176﹪入口液體中氬含量m′(18Ar)=1.6966/1427.696×100﹪=0.119﹪入口液體中氫氣含量m′(18H2)=21.182/1427.696×100﹪=1.484%入口液體中氮氣含量m′(18N2)=5.838/1427.696×100﹪=0.409%入口液體中組分含量m′(18i)≈m′(0i)2.2.6合成系統(tǒng)物料計算將整個合成看著一個系統(tǒng)，進入該系統(tǒng)的物料有新鮮補充氣補V補，離開該系統(tǒng)的物料有放空氣V放，液氨貯槽弛放氣V弛，產(chǎn)品液氨L氨。(如上頁圖)根據(jù)物料平衡和元素組分平衡求V補,V放,V入,V出：循環(huán)回路中氫平衡：V補yH2補=V放yH2放＋V弛yH2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2LNH3(3-1)循環(huán)回路中氮平衡:V補yN2補=V放yN2放＋V弛yN2弛+1/2V放yNH3放+1/2V弛yNH3弛+1/2LNH3(3-2)循環(huán)回路中惰性氣體平衡:V補(yCH4放+yAr放)=V弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛)V補(0.011+0.0033)=V放(0.1414+0.04275)+108.321(0.18104+0.01929)V補=12.878V放+1139.673(3-3)循環(huán)回路中惰性氣體平衡: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(3-4)循環(huán)回路中總物料體平衡:V入=V出+V補-V放-V弛-LNH3=V出+V補－V放-32.974-1317.647=V出+V補－V放-1401.627(3-5)聯(lián)立(3-1)(3-2)(3-3)(34-)(3-5)各式解得：V放=133.846m３;V補=2935.296m３;V出=10208.129m３;V入=11583.611m2.2.7合成塔物料計算入塔物料：V6=11583.611mNH3V6NH3=11583.611×2.5﹪=289.59mCH4V6CH4=11583.611×11.538﹪=1336.517mArV6Ar=11583.611×3.462﹪=401.025mH2V6H2=11583.611×61.875﹪=7167.359mN2V6N2=11583.611×20.625﹪=2389.12m合成塔一出，二進物料，熱交換器，冷氣進出物料等于合成塔入塔物料即V6=V7=V8=10208.129m出塔物料V9=10208.129mNH3V9NH3=10208.129×16.5﹪=1684.341mCH4V9CH4=10208.129×13.114﹪=1338.694mArV9Ar=10208.129×3.935﹪=401.690mH2V9H2=10208.129×49.838﹪=5087.527mN2V9N2=10208.129×16.613﹪=1695.876m合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V9NH3-V6NH3=1684.341-289.59=1394.751m3=沸熱鍋爐進出口物料，熱交換器進出口物料等于合成塔出塔物料。即V9=V10=V11=10208.129m2.2.8水冷器物料計算進器物料：水冷器進氣物料等于熱交換器出口物料，即V11入=10208.129m出器物料：在水冷器中部分氣氨被冷凝；由氨分離器氣液平衡計算得氣液比(V/L)=11.1,有如下方程:V12出/L12出=(V/L)=11.1(3-6)V12出+L12出=L11入=10208.129(3-7)將V12出=11.1L12出帶入②L12出=843.647m3V12出=出口氣體組分由V12i=V1出y12i得:其中，NH3V12NH3=9364.482×9.37%=877.452mCH4V12CH4=9364.482×14.14%=1324.138mArV12Ar=9364.482×4.28%=400.8mH2V12H2=9364.482×54.15%=5070.867mN2V12N2=9364.482×18.062%=1691,506m出口液體各組分由L12i=V9i-V12i其中，NH3L12NH3CH4L12CH4=1338.694-1324.138=ArL12Ar=401.69-400.8=0.89mH2L12H2N2L12N22.2.9氨分離器物料計算進器物料：氨分離器進器總物料等于水冷器出口氣液混合物總物料即V12=V12出+L12出=9364.482+843.647=10208.129m出器物料：氣液混合物在器內(nèi)進行分離，分別得到氣體和液體出器氣體V13＝V12出＝9364.482m3，出器液體L16＝L12出＝氨分離器出口氣體放空V14=133.846m其中，NH3V14NH3=133.846×9.37%=12.541mCH4V14CH4=133.846×14.14%=18.926mArV14Ar=133.846×4.28%=5.7286mH2V14H2=133.846×54.15%=74.4776mN2V14N2=133.846×18.063%=24.1766m2.2.10冷凝塔物料計算循環(huán)氣量=氨分離器出口氣體物料-放空氣量V15=V13-V14=9364.482-133.846=9230.636m其中，NH3V15NH3=9230.636×9.37%=864.91mCH4V15CH4=9230.636×14.14%=1305.212mH2V15H2=9230.636×54.15%=4998.389mN2V15N2=9230.636×18.063%=1667.33m補充新鮮氣物料V1=2935.296m其中，CH4V1CH4=2935.296×0.011=32.288mArV1Ar=2935.296×0.0033=9.686mH2V1H2=2935.296×0.7445=2185.328mN2V1N2=2935.296×0.2412=707.993m冷凝塔入塔物料=循環(huán)氣量+補充氣量進器氣體組分含量V3i=V15i+V1iNH3V3NH3=V15NH3=864.91mCH4V3CH4=32.288+1305.212=1337.5mArV3Ar=9.686+395.071=404.757mH2V3H2=2185.328+4998.389=7183.717mN2V3N2=707.993+1667.33=2375.323mV3(進器氣體物料)=V15+V1=2935.296+9230.636=12165.932m出器物料(熱氣)：設(shè)熱氣出口溫度17℃查t=17℃,P=28.42MPa氣相平衡氨含量y故V4NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪(V4=V0+V1，V0指循環(huán)氣里部分氨冷凝后所剩氣體)設(shè)熱氣出口氨體積為a，則：a/(12165.932－864.91+a)=0.0649a=L4NH3=V15NH3-a=864.91-580.6177=284.292m冷交換器熱氣出口氣量及組分：其中NH3V4NH3=V15NH3-L4NH3=864.91-284.292=580.6177mCH4V4CH4=V15CH4=1337.5mArV4Ar=V15Ar=404.757mH2V4H2=V15H2=7183.717mN2V4N2=V15N2=2375.323m出口總氣量V4=V15-L4NH3=12165.932-284.292=11881.64m出口氣體各組分：NH3V4NH3／V4=580.6177／11881.64×100%=4.89%CH4V4CH4／V4=1337.5／11881.64×100%=11.26%ArV4Ar／V4=404.757／11881.64×100%=3.41%H2V4H2／V4=7183.717／11881.64×100%=60.46%N2V4N2／V4=2375.323／11881.64×100%=19.99%2.2.11氨冷器物料計算進器物料：氨冷器進器物料等于冷交換器出器物料其中，NH3V4NH3=580.6177m3CH4V4CH4=ArV4Ar=404.757m3H2V4H2=N2V4N2=2375.323m進器液體等于冷交換器冷凝液氨量L4=L4NH3=284.292m進器總物料＝V4+L4=11881.64+284.292=12165.932m出器物料：已知出器氣體中氨含量為2.500%，設(shè)出器氣體中氨含量為bm3b/(11881.64-580.6177)=97.5/2.500解得b=289.77m則氨冷器中冷凝液氨量：L′4NH3=V4NH3-b=580.6177-289.77=290.8477m氨冷器出口總液氨量:L5NH3=L4NH3+L′4NH3=284.292+290.8477=575.1397m氨冷器出口氣量:V5=V4-L′4NH3=11881.64-290.8477=11590.7923m其中，NH3V5NH3=289.77m3CH4V5CH4=V4CH4=ArV5Ar=V4Ar=404.757m3H2V5H2=V4H2=N2V5N2=V4N2=2375.323m各組分百分含量y5i=V5i/V5NH3y5NH3=289.7711590.7923×100%=2.5%CH4y5CH4=1337.5/11590.7923×100%=11.539%Ary5Ar=404.757/11590.7923×100%=3.492%H2y5H2=7085.551/11590.7923×100%=61.978%N2y5N2=2375.323/11590.7923×100%=20.493%出器總物料=V5+L5NH3=11590.7923+575.1397=12165.932m2.2.12冷凝塔物料計算進口物料：冷交換器進口總物料等于氨冷器出口總物料，其中氣體入口V5=11590.7923m3；液體入口L5NH3=由氣液平衡計算得，以1Kmol進口物料為計算基準(zhǔn)：即F=1L+V=F(3-8)LxNH3+VyNH3=FmNH3(3-9)將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計算mNH3=V5NH3/V5V5′=V1+V4′(3-10)V4′=V9-V14-L16(3-11)V5NH3′=V5NH3+L4NH3+L4NH3′(3-12)式中V5′———冷交換器入口總物料；V4′———冷交換器熱氣出口總物料V′5NH3———冷交換器入口總氨物料將V9=10208.129m3，V14=133.846m3，L16=V4′=9230.636m∴V5′=2935.296+9230.636=12165.932m3V5NH3′=289.77+284.292+290.8477=864.9097m∴mNH3=V5NH3′/V5′=864.9097/12165.932=0.071代入③得：V=1.026-0.071/0.95925=0.95198；L=1-V=0.048；(L/V)=0.048/0.95925=0.05由(L/V)可求出冷交換器冷凝液體量(L7/V6)=(L/V)=0.05冷凝液體量L17=0.05V6=0.05×11583.611=579.18m出器物料：冷交換器(冷氣)出口氣體物料等于進口總物料減去冷激液體量V6=12165.93-579.18=11586.752m其中NH3V6NH3=11586.752×2.5%=289.667mCH4V6CH4=11586.752×11.538%=1336.879mArV6Ar=11586.752×3.462%=401.113mH2V6H2=11586.752×61.875%=7169.303mN2V6N2=11586.752×20.625%=2389.768m計算誤差=(V6-V入)/V入×100%=-(11586.752-11583.611)/11583.611=0.027%校核氨分離器液氨百分?jǐn)?shù)氨分離器液氨百分?jǐn)?shù)：G分%=L16x16/(L16+L17x17)×100%=843.647×0.95620/(843.647×0.95620+579.18×0.98425)×100=58.6%冷交換器分離液氨百分?jǐn)?shù)：G冷%=1-G分%=41.4%計算誤差=(G′-G分)/G′=(0.57599-0.586)/0.586=-1.708%2.2.13液氨貯槽物料計算進槽物料：氨分離器入槽液體L16=843.647m其中NH3L16NH3CH4L16CH4ArL16Ar=843.647×0.001527=1.325mH2L16H2N2L16N2冷交換器入槽液體L17=579.18m其中NH3L17NH3CH4L17CH4ArL17Ar=574.809×0.00068=0.394mH2L17H2N2L17N2=579.18×0.00258=入槽混合物料L18=L16+L17=843.647+579.18=1422.827m各組分物料含量：L181i=L16i+L17i其中NH3L18NH3CH4L18CH4ArL18Ar=1.325+0.394=1.719mH2L18H2N2L18N2百分含量x18i=L18i/L18其中NH3x18NH3=1376.753/1422.827×100%=96.762%CH4x18CH4=17.068/1422.827×100%=1.2%Arx18Ar=1.719/1422.827×100%=0.121%H2x18H2=21.414/1422.827×100%=1.505%N2x18N2=5.874/1422.827×100%=0.413%出槽物料：液氨貯槽出口弛放氣V20=108.321m其中NH3V20NH3=108.321×59.6﹪=64.559m３CH4V20CH4=108.321×14,46﹪=15.663m３ArV20Ar=108.321×1.53﹪=1.657m３H2V20H2=108.321×19.14﹪=20.773m３N2V20N2=108.321×5.28﹪=5.719m３出口液氨總物料L19=L18-L20=1422.827-108.325=1314.502m其中NH3L19NH3=L18NH3-V20NH3CH4L19CH4=L18CH4-V20CH4ArL19NH3=L18NH3-V20NH3=1.719-1.657=0.062mH2L19H2=L18H2-V20H2N2L19N2=L18N2-V20N2各組分百分含量：x19i=L19i/L19其中NH3x19NH3=1312.25/1314.502×100%=99.829%CH4x19CH4=1.405/1314.502×100%=0.1069%Arx19Ar=0.062/1314.502×100%=0.0047%H2x19H2=0.681/1314.502×100%=0.052%N2x19N2=0.095/1314.502×100%=0.007%液氨產(chǎn)量核算:mNH3=1312.25/22.4×17=996Kg≈1000Kg2.3熱量衡算2.3.1合成塔熱量計算計算合成塔一次入口帶入熱量Q6=V6CP6T6氣體在器內(nèi)處與氨飽和區(qū)內(nèi)，計算氣體比熱容時先求常壓下氣體比熱容，然后用壓力校正的辦法計算實際的氣體比熱容。由t4=27℃P=30.94MPa，查常壓下各組分氣體比熱容并計算。Cpm=0.20625×30.186+0.61875×27.553+0.11538×36.919+0.03463×18.234+0.025×48.578=29.356KJ/(Kmol×℃查《小氮肥長工藝設(shè)計手冊》附表1-5-9的△CPm=2.559KJ/(Kmol×℃)C6=Cpm+△CPm=31.915KJ/(Kmol×℃)則Q6=V6CP6T6=11586.752×31.915×27÷22.4=445730.45設(shè)合成塔二出溫度310℃成反應(yīng)。在壓力P=31.4MPa，t=310℃-H=11599+3.216t=11599+3.216×310=12595.96Kcal/kmoltNH3=52651.11KJ/kmoltNH3由物料平衡計算知氨產(chǎn)量ΔVNH3=1394.75m3則合成塔內(nèi)反應(yīng)熱QR=(-Hr)×ΔVNH3=52651.11×62.266=3278374.015KJ/tNH3(1)合成塔一出氣體帶出熱量Q7查t=70℃P=31.4MPa混合氣體熱容。Cp7=31.95KJ/(Kmol℃)Q7=11586.752/22.4×31.95×70=753614.765KJ/tNH3(2)合成塔二出氣體帶出熱量Q9當(dāng)t=310℃P=31.4Mpa混合氣體熱容Cp9=0.16613×31.2+0.49838×29.9+53.18×0.13114+0.0395×19.86+0.165×49.12=35.95KJ/(Kmol℃)Q9=10208.129/22.4×35.95×310=5078772.038KJ(3)合成塔熱損失由經(jīng)驗公式Q損=awFw(tw-tb)設(shè)塔壁溫度tw=71℃,空氣溫度-6℃,塔外壁高h(yuǎn)=外徑D=1.2m則aw=0.209tw+33.4=0.209×71+33.44=48.24kJ/(m2h℃)∴Q損=50.16F(tw-tb)=48.24×3.14×1.2×18.5×[71-(-6)]=258928.97kJ/tNH(4)合成塔二次入口帶入熱量Q8=Q7+Q9+Q損-Qr-Q6=753614.765+5078772.038+258928.97-3278374.015-445730.45=2367211kJ/tNH32.3.2廢熱鍋爐熱量計算(1)熱氣體帶入熱量等于合成塔二次出口帶出熱量即Q9=5078772.038kJ/tNH3(2)管內(nèi)熱平衡氣體帶出熱量Q10設(shè)t2=210C,P=4.5MPa，得混合氣體比熱容。Cp10=0.16613×30.68+0.49838×29.47+48.56×0.13114+0.0395×21.3+0.165×49.32=35.143KJ/(Kmol℃)Q10=10208.129/22.4×35.143×210=3363250.378KJ/tNH3(3)廢熱鍋爐熱負(fù)荷ΔQ=Q9-Q10=5078772378=1715521.66KJ/tNH3(4)軟水量計算設(shè)廢熱鍋爐加入軟水溫度t=30,壓力P=1.274Mpa,副產(chǎn)1.4Mpa飽和蒸汽，需軟水量為X由軟水焓I1=125.484KJ/Kg蒸汽焓I2=2784.716KJ/KgX=ΔQ/(I2-I1)=1715521.66/(2784.716-125.484)=645.12KJ/Kg廢熱鍋爐帶入熱量Q軟=XI1=645.12×125.484=80949.32KJ/tNH3蒸汽帶入熱量Q蒸=Q軟+ΔQ=80949.32+1715521.66=1796470.98KJ/tNH32.3.3熱交換器熱量計算(1)冷氣體帶入熱量等于合成塔一次出口帶出熱量即Q7=753614.765kJ/tNH3(2)熱氣體帶入熱量等于廢熱鍋爐管內(nèi)熱氣帶出熱量即Q10=3363250.378kJ/tNH3(3)冷氣體帶出熱量等于合成塔二次入口帶入熱量Q8=2367211kJ/tNH3(4)熱氣體帶出熱量即Q10+Q7=Q8+Q11Q11=Q10+Q7-Q8=3363250.378+753614.765-2367211=1749654.143KJ/tNH3Q11=V11Cp11t11t11=Q11/V11/Cp11=1749654.143×22.4/10208.129/Cp5=110℃Cp11=38.39KJ/(Kmol℃)設(shè)t11=110℃P=0.6MPa得混合氣體比熱容Cp11=0.16613×30.765+0.49838×29.47+40.964×0.13114+0.0395×21.151+0.165×44.214=33.28KJ/(Kmol℃)查《小氮肥長工藝設(shè)計手冊》附表1-5-9的△CPm=5.057KJ/(Kmol×℃)C6=Cpm+△CPm=38,337KJ/(Kmol×℃)誤差=(38.39-38.33)/38.39=-0.156%假設(shè)成立(5)熱交換器熱負(fù)荷ΔQ=Q8-Q7=Q10-Q11=2367211-753614.765=1613596.235KJ/tNH3

第三章設(shè)備的計算與選型3.1已知條件(1)熱負(fù)荷Q=1613596.235KJ/tNH3 (2)產(chǎn)量W=8.333t/h(3)冷氣體壓力P=1Mpa，熱氣體壓力P=0.6Mp(4)冷氣體入口溫度t冷入=46℃，冷氣體出口溫度t冷出=(5)熱氣體入口溫度t熱入=210℃，熱氣體出口溫度t熱出=(6)冷氣體氣量V=96557.04m2/h，熱氣體氣量V=283561.407/34024.60m2/h3.2計算并初選換熱器規(guī)格選用立式列管式換熱器，材質(zhì)為16MnR，冷氣體走殼程，熱氣體走管程。(1)計算平均溫差并確定殼程數(shù)逆流溫差Δtm==74.65℃R=(210-110)/(100-46)=1.85P=(110-46)/(210-46)=0.4查《化工原理課程設(shè)計》圖2-13(a)得=0.82>0.8故可選用單殼程的換熱器(2)初選設(shè)備規(guī)格列管尺寸25×2.5mm無縫鋼管：d=0.025mm，d=0.02mm，dm=0.0025mm3.3校核總傳熱系數(shù)K3.3.1官內(nèi)給熱系數(shù)α計算α=0.023×Re0.8×Pr0.3式中λ導(dǎo)熱系數(shù)kJ/(mh℃)α給熱系數(shù)kJ/(mh℃)式中各數(shù)據(jù)均取平均值則=(210+110)/2=160℃=0.6MPa(1)壓縮系數(shù)Z查《氮肥工藝設(shè)計手冊》表1-1氣體的臨界常數(shù)：表4.1氣體的臨界常數(shù)組分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.03950，498380.16613Tci,K405.6190.715133.3126.2Pci,MPa11.3954.6394.8621.2963.393Tcm==0.165×405.6+0.13114×190.7+0.0395×151+0.49838×33.3+0.16613×126.2=134.95KPcm==0.165×11.395+0.13114×04.639+0.0395×4.826+0.49838×1.296+0.16613×3.393=3.895MPa對比壓力Pr==0.6/3.895=0.154對比溫度Tr==(160+273)/134.95=3.208查《氮肥工藝設(shè)計手冊(理化數(shù)據(jù))》圖1-4普遍化壓縮系數(shù)之三，得Z=0.98(2)混合分子量==0.165×17+0.13114×16+0.0395×40+0.49838×2+0.16613×28=12.126(3)氣體比熱Cp：表4.2氣體的比熱容組分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.03950.498380.16613Cpi,kJ/kmo℃48.48851.41421.23429.42730.514Cp==0.165×48.488+0.13114×51.414+0.0395×21.234+0.49838×29.427+0.16613×30.514=36.58kJ/(kmo×°C)導(dǎo)熱系數(shù)高壓下含氨混合氣體的導(dǎo)熱系數(shù)，用氮的對比導(dǎo)熱系數(shù)圖進行計算表4.3氣體的臨界常數(shù)組分NH3CH4ArH2N2yi0.1650.131140.3950.498380.166130.14180.19070.08430.81480.12042.5712.5193.4191.2593.037由=計算先計算∑=0.165×2.571＋0.13114×2.519＋0.0395×3.419＋1.259×0.49838＋0.16613×3.037=2.021=0.165×0.1418×2.571+0.13114×0.1907×2.519+0.0395×0.0843×3.419+0.49838×0.8148×1.259+0.16613×0.1204×3.037=0.7065=0.7065/2.021=0.34956由前得對比壓力Pr=0.154對比溫度Tr=3.208查《氮肥工藝設(shè)計手冊(物化數(shù)據(jù))》附圖1-57普遍化氣體對比導(dǎo)熱系數(shù)=/=1.45，則=1.45=1.45×0.34956=0.507氣體的粘度查《氮肥工藝設(shè)計手冊(理化數(shù)據(jù))》附圖1-22、23、25、30、31各組分氣體在壓力下的粘度如下：表4.4各組分氣體在壓力下的粘度組分NHCHArHN0.650.901.001.000.890.20700.07480.01350.04230.10084.124.006.321.415.29=0.165×4.12+0.13114×4+0.0395×6.32+0.49838×1.41+0.16613×5.29=3.0346=0.165×4.12×0.65×0.207+0.13114×4×0.9×0.0748+0.0395×6.32×1.00×0.0135+0.49838×1.41×1.0×0.0423+0.16613×5.29×0.89×0.1008=0.157則==0.0517(6)雷諾準(zhǔn)數(shù)Re設(shè)取管內(nèi)流速u=1m/s，密度===95.04Kg/mRe==，Re=12206.592校核管內(nèi)流速=V/(nS)1647.37/(1422×0.785×0.02×3600)m/s(7)普蘭特準(zhǔn)數(shù)PrPr==，Pr=0.702(8)產(chǎn)物的質(zhì)量流量===12.792Kg/s列管內(nèi)產(chǎn)物質(zhì)量流量===0.03Kg/s單程列管數(shù)n=/=12.792/0.03=426.3，取427根管數(shù)N=427管長L=5m管間距t=1.2d=1.2×25=31.3mm取32mm正六角形排列層數(shù)a=6.531取7層正三角形對角線排管b=1.1=1.1×=22.73取23根板間距h=0.3mh，e=1.5d=1.5×25=37.5mm則設(shè)備直徑D=t(b-1)+2e=32×(23-1)+2×37.5=779mm實取換熱器直徑D=800mm換熱器實際傳熱面積為S實=nd0=427×3.14×0.025×(5-0.1)=164.091/m2該換熱器的總傳熱系數(shù)為K0=Q/S0/Δtm=1613596.235×8.333/(164.091×74.65)=1016.7綜上所述得管內(nèi)給熱系數(shù)=0.023××Re×Pr==49管外給熱系數(shù)αo=0.36××de×Re×Pr×式中冷氣體物性數(shù)據(jù)取平均值=(46+110)/2=78℃，=1Mpa(1)混合氣體分子量==0.025×17+0.11538×16+0.03462×40+0.61875×2+0.20625×28=10.668Kg/Kmol(2)氣體比熱容C查《小氮肥廠工藝設(shè)計手冊》附圖1-5-1至1-5-8氣體比熱容如下：表4.5氣體比熱容組分NHCHArHNC40.60442.48820.9332.56730.767y0.0250.115380.034620.618750.20625混合氣體比熱容C=∑yC=0.025×40.604+0.11538×42.488+0.03462×20.93+0.61875×32.567+0.20625×30.767=33.138(3)導(dǎo)熱系數(shù)查《氮肥工藝設(shè)計手冊(理化數(shù)據(jù))》1-88表常壓下各組分導(dǎo)熱系數(shù)如下表4.6常壓下各組分導(dǎo)熱系數(shù)組分NHCHArHNy0.0250.115380.034620.618750.206250.11870.16180.07660.74780.10942.5712.5193.4191.2593.037因=故∑=0.025×2.571＋0.11538×2.519＋0.03462×3.419＋0.61875×1.259＋0.20625×3.037=1.8787同理得=0.71479則由前計算Pr=/P=1/2.489=0.402Tr=T/T=(98+273)/84.005=4.178查《氮肥工藝設(shè)計手冊(物化數(shù)據(jù))》附圖1-57普遍化氣體對比導(dǎo)熱系數(shù)得=/=2.20，則=2.20=2.20×0.3805=0.837(4)粘度系數(shù)查《氮肥工藝設(shè)計手冊(理化數(shù)據(jù))》附圖1-22、23、25、30、31各組分氣體在壓力下的粘度如下表4.7氣體粘度表組分NHCHArHNy0.0250.115380.034620.618750.206250.430.820.900.900.770.20830.08720.13320.04010.0984.124.006.321.416.29其中=0.025×4.12+0.11538×4+0.03462×6.32+0.61875×1.41+0.20625×6.29=2.7468=0.025×0.43×0.2083×4.12+0.11538×0.82×0.0872×4+0.03462×0.9×0.1332×6.32+0.61875×0.9×0.0401×1.41+0.20625×0.77×0.098×6.29=0.19938則=0.0726(5)雷諾準(zhǔn)數(shù)Re當(dāng)量直徑de==流道截面積(擋板為圓缺形)=0.3×1.3×(1-0.025/0.032)=0.0853取擋板直徑D=1194mm，r=D/2=597mm，h=0.23D=0.23×800=184mm==0.12m=[]=0.12×[1-0.91×]=0.0688m==0.07m氣體質(zhì)量流速G==1503168.68Re==473881.673，Re=2543.32(6)普蘭特準(zhǔn)數(shù)PrPr==，Pr=0.6487==1.12管外給熱系數(shù)=0.36××de×Re×Pr×=0.36××0.1×2543.32×0.6487×1.12=2總傳熱系數(shù)K管壁導(dǎo)熱系數(shù)=162污垢熱阻=0.0000955，=0.0000477把數(shù)據(jù)帶入公式得K0===1173.71選用該換熱器時，要求過程的總傳熱系數(shù)為1016.7，在傳熱任務(wù)所規(guī)定的流體條件下，計算出的K0=1173.71，則所選擇的換熱器安全系數(shù)為15.48%故該換熱器傳熱面積的裕度符合要求，能夠完成任務(wù)。3.4管子拉脫力的計算(1)在操作壓力下，管子每平方米脹接周邊上所受到的力其中f=0.886a2-d02=0.866×322-3.14/4×252=396mm2p=0.6MPal=50mmqp=MPa(2)溫差應(yīng)力導(dǎo)致管子每平方米脹接周邊上所受到的力其中其中則MPaMPa由已知條件可知，qp與qt的作用方向相同，使管子受壓，則管子的拉脫力：q=qp+qt=0.915MPa<[q]=4.0MPa因此，拉脫力在許用范圍內(nèi)。3.5計算是否安裝膨脹節(jié)殼體和管子之間的溫差所產(chǎn)生的軸向力=5.07*106N壓力作用于殼體上的軸向力其中=1.15*106N壓力作用于管子上的軸向力=1.4*106N則根據(jù)GB151—1999《管殼式換熱器》<2[σ]st=180MPa<2[σ]tt=206MPa條件成立，故不必安裝膨脹節(jié)。3.6換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表4.8換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果換熱器型式:立式列管式殼體內(nèi)徑(mm)：1300換熱面積(m2)：378.54工藝參數(shù)名稱管程殼程物料名稱熱氣體冷氣體操作壓力,MPa29.80/29.530.14/30.5操作溫度,℃210/8546/150流量,m/h34024.6096557.03傳熱量,KJ/tNH1613596.235總傳熱系數(shù),KJ/(m.h.℃)352.22對流傳熱系數(shù),KJ/(m.h.℃)4996.172217.22污垢系數(shù)(m.h.℃)/KJ0.00009550.0000477程數(shù)設(shè)備直徑mm1800管子規(guī)格,mmΦ25×2.5管間矩,mm32排列方式正三角形管長,mm5000管數(shù)，根427第四章結(jié)論合成氨是化學(xué)工業(yè)中的重要組成部分，特別是氨的合成工藝尤為重要，本設(shè)計采用的是氫、氮在中壓下直接合成為氨的工藝方法生產(chǎn)合成氨，設(shè)計成果主要包括以下幾個方面：(1)通過對生產(chǎn)工藝及工藝流程的研究分析，了解該工藝的原理:氨由三份氫和一份氮在高溫、中壓和有催化劑存在的情況下生成的，其化學(xué)反應(yīng)式為：3