中文摘要 .............................................................. 1 英文摘要 .............................................................. 2 1 引言 ............................................................... 3 1.1 氨的基本用途 .................................................... 3 1.2 合成氨技术的发展趋势 ............................................ 4 1.3 合成氨常见工艺方法 .............................................. 4 1.3.1 高压法 ....................................................... 5 1.3.2 中压法 ....................................................... 5 1.3.3 低压法 ....................................................... 5 1.4 设计条件 ........................................................ 5 1.5 物料流程示意图 .................................................. 6 2 物料衡算 ........................................................... 8 2.1 合成塔入口气组成 ................................................ 8 2.2 合成塔出口气组成 ................................................ 8 2.3 合成率计算 ...................................................... 9 2.4 氨分离器出口气液组成计算 ....................................... 10 2.5 冷交换器分离出的液体组成 ....................................... 13 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 ................................. 13 2.7 液氨贮槽物料衡算 ............................................... 16 2.8 合成循环回路总物料衡算 ......................................... 17 3 能量衡算 .......................................................... 28 3.1 合成塔能量衡算 ................................................. 28 3.2废热锅炉能量衡算 ................................................ 31 3.3 热交换器能量衡算 ............................................... 32 3.4 软水预热器能量衡算 ............................................. 33 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 ..................................... 34 3.6 循环压缩机能量衡算 ............................................. 36 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 ....................................... 37 3.8 合成全系统能量平衡汇总 ......................................... 39 4 设备选型及管道计算 ................................................. 41 4.1 管道计算 ....................................................... 41 4.2 设备选型 ....................................................... 43 结论 ................................................................. 43 致谢 ................................................................. 45 参考文献 ............................................................. 46
0
年产五万吨合成氨合成工段工艺设计
摘要：本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计，氨合成工
艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下：H2 73.25%，N2 25.59%， CH4 1.65%,Ar 0.51%合成操作压力为31MPa，合成塔入口气的组成为NH3(3.0%),CH4+Ar(15.5%),要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到17%。通过查阅相关文献和资料，设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的工艺流程，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。
关键词：物料衡算，氨合成，能量衡算
1
The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia Process Abstract: There are many types of Ammonia synthesis technology and process,
Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic steps turnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%),N2(24.56%),CH4(1.27%),Ar(0.4%), the temperature is 35℃, the operating pressure is 31MPa, the inlet gas composition of the Reactor is : NH3(3.0%),CH4+Ar(15.7%),it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant, with the help of CAD technology,we designed piping and instrument diagram and equipment layout. Finally,we did the material balance accounting ,and the energy balance accounting of the process, also we selected piping size and material according to the design operation of temperature, pressure and relevant standards .
Keywords: ammonia synthesis section material balance accounting
energy balance accounting
2
1 引言
1.1 氨的基本用途
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。
我国的氮肥工业自20世纪50年代以来, 不断发展壮大, 目前合成氨产量已跃居世界第一位, 现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术, 形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。目前我国合成氨氮肥厂有大中小型氮肥装置近千个, 大型氮肥装置重复引进32 套, 国产化装置超过20套, 中型装置近百套, 小型装置约600 套, 合成氨生产能力达到4500万t /a。氮肥工业已基本满足了国内需求, 在与国际接轨后, 具备与国际合成氨产品竞争的能力, 今后发展重点是调整原料和产品结构, 进一步改善经济性。只有通过科技进步对经济增长的贡献率来实现, 这也是今后发展合成氨氮肥工业新的增长点。
合成氨工业是氮肥工业的基础, 在国民经济中占有重要的地位。我国大多数合成氨企业的煤制气技术沿用固定床水煤气炉, 炉型老化、技术落后、能源利用率低、原料价格高, 是当前急需进行技术改造的重点。目前合成氨工业的发展方向是优化原料路线, 实现制氨原料的多元化, 引进先进的煤气化工艺制取合成气, 降低产品成本, 改善生产环境; 同时研究开发简单可行, 又可就地取得原料制取合成气的洁净煤气化技术, 这也是我国目前占氮肥生产总量60% 左右的中小型氮肥厂亟待要解决的问题。在这种背景下，该项目以“年产5万吨合成氨合成工段工艺设计”为设计课题，对合成氨合成工段的各种工艺条件和设备选型等进行深入的研究。
3
1.2 合成氨技术的发展趋势
由于石油价格的飞涨和深加工技术的进步,以“天然气、轻油、重油、煤”作为合成氨原料结构、并以天然气为主体的格局有了很大的变化。基于装置经济性考虑,“轻油”和“重油”型合成氨装置已经不具备市场竞争能力, 绝大多数装置目前已经停车或进行以结构调整为核心内容的技术改造。其结构调整包括原料结构、品质构调整。由于煤的储量约为天然气与石油储量总和的10倍,以煤为原料制氨等煤化工及其相关技术的开发再度成为世界技术开发的热点, 煤有可能在未来的合成氨装置原料份额中再次占举足轻重的地位, 形成与天然气共为原料主体的格局。
根据合成氨技术发展的情况分析, 估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变, 其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期, 改善经济性”的基本目标,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。
大型化、集成化、自动化, 形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。在合成氨装置大型化的技术开发过程中, 其焦点主要集中在关键性的工序和设备, 即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。在低能耗合成氨装置的技术开发过程中, 其主要工艺技术将会进一步发展。
第一,以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整, 是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。
第二,实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物, 实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。
第三,提高生产运转的可靠性, 延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术, 包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。
1.3 合成氨常见工艺方法
氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。
4
工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类。
1.3.1 高压法
操作压力70～100MPa，温度为550～650℃。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。
1.3.2 中压法
操作压力为20～60MPa，温度450～550℃，其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，在15～30Pa的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。
1.3.3 低压法
操作压力10MPa左右，温度400～450℃。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。合成氨工艺流程大概可以分为：原料气的制备；原料气的净化；气体压缩和氨的合成四大部分。
1.4 设计条件
(1)生产能力：液氨产量为50kt/a。 (2)新鲜氮氢气组成如下表： 组成 摩尔分数/% H2 73.25 N2 24.59 CH4 1.65 Ar 0.51 合计 100 (3)合成塔入口气：yNH3 为3.0%，yCH4+Ar为15.5%。 (4)合成塔出口气： 为17%。 (5)合成操作压力：31MPa。
5
(6)新鲜气温度：35℃。
(7)其他部位的温度和压力，见流程图。 (8)水冷却器的冷却器温度：25℃。
(9)以下各项再计算中，有些部位略去不计。 (i)溶解液氨中的气体量； (ii)部分设备和管道的阻力； (iii)部分设备和管道的热损失。
1.5 物料流程示意图
流程简介：在油分离器出口的循环气中补充从净化工序送来的新鲜氮氢气，进入冷交换器和氨冷器进一步冷却，使其中的氨气绝大部分被冷凝分离出去。循环气进入合成塔，进塔走塔内间隙，温度稍升高，引出到外部热交换器再次升高温度。第二次入合成塔，经塔内热交换器加热并在催化作用下发生合成反应，温度升高出塔后一次经废热锅炉、热交换器和软水预热器回收热量，然后再经水冷却器冷却，使气体中部分氨液化，进到氨分离器分离出液氨。气体则进入循环压缩机补充压力形成循环回路。在油分离器出口补充了新鲜氮氢气入冷交换器。从冷交换器中的氨分离器分离出的液氨与由氨分离器分出的液氨汇合入液氨贮槽。由于液氨贮槽压力降低，则溶于液氨的气体和部分氨被闪蒸出来，即所谓驰放气送出另外处理。另外为限制循环气中惰气含量的积累，使其浓度不致于过高，故在氨分离器后放出一部分循环气，成为放空气。从整个系统而言，进入系统的是新鲜氮氢气，离开系统的是产品液氨、驰放气、和空气。
6
图1.1 氨合成工序物料流程示意图
1—新鲜氮气；12—放空气；20—驰放气；21—产品液氨
为计算方便起见，在流程图中各不同部位的物料，用数字编号表示。
7
2 物料衡算
以1t氨为基准。
2.1 合成塔入口气组成(摩尔分数)(3点)
已知入口气的NH3和CH4+Ar浓度，并假定氢与氮的比例为3。因此 NH3: y3,NH3=3% (已知)
H2: y3,H2=[100−(3+15.5)]×4×100%=61.125% N2: y3,N2=[100−(3+15.5)]×4×100%=20.375% CH4: y3,CH4=15.5%×1.65+0.51=11.814% Ar: y3,Ar=15.5×1.65+0.51=3.686% 入塔气组成列入下表(包括3,4,5点) 组分 摩尔分数/% NH3 3.000 H2 61.125 N2 20.375 CH4 11.814 Ar 3.686 合计 100 0.51
1.65
13
2.2 合成塔出口气组成(6点)
假定入塔器为100kmol,列方程求解。
氨生成量：根据反应式，在合成塔内，气体总物质的量的减少，应等于生成氨的物质的量。因此可写成联立方程：
生成的氨的物质的量
nNH3=n6y6,NH3−n3y3,NH3 (1)
总物质的量的减少量
nNH3=n3−n6
(2)
联立解出
nNH3=
n6(y6,NH3 – y3,NH3)
1 + y3,NH3
8
或
nNH3=
n3(y6,NH3−y3,NH3)
1+y6,NH3
式中：nNH3---合成塔中生成的氨，kmol n3---入口气总物质的量，kmol n6---出口气总物质的量，kmol y3,NH3---合成塔入口氨摩尔分数 y6,NH3---合成塔出口氨摩尔分数
将已知数据代入，则 nNH3=
n3(y6,NH3−y3,NH3)
1+y6,NH3
100kmol×(0.17−0.03)
1+0.17
==11.9658kmol
出塔气总物质的量
n6=n3−nNH3=100kmol−11.9658kmol=88.0342kmol
所以出塔气组成(6点) NH3: y6,NH3=17.00%(已知) H2: y6,H2=4[CH4: y6,CH4=
3(100−3−15.5−2×11.9658)kmol
88.0342kmol
100kmol×11.814%88.0342kmol
]×100%=49.045%
=13.420%
N2: y6,,N2=3y6,H2=16.348% Ar: y6,Ar=
100kmol×3.686%88.0342kmol
1
=4.187%
出塔气组成列入下表(包括6,7,8,9,10点) 组成 NH3 H2 49.045 N2 16.348 CH4 13.420 Ar 4.187 合计 100 摩尔分数/% 17.000 2.3 合成率计算
反应掉的N2，H2与入塔气中的N2，H2气之比。按下式计算。 合成率 η=n
2nNH3
2×11.9658kmol
3(1−y3,NH3−y3,CH4−y3,Ar)
=100kmol×(1−0.03−0.11814−0.03686)×100%=29.364%
9
2.4 氨分离器出口气液组成计算
设合成反应后在水冷器内部分氨被液化，气液已达到相平衡。进入氨分离器的物料为气液混合物，物量为F，物料组成为F1；分离器出口气相组分为yi，气量为V;分离器出口液相组分为xi，液量为L。 V,yi F Fi
L,xi 已知进口物料组成Fi,即合成出口气组成，前已求出。 假定F=1kmol
对于每个组分的物料平衡：
F⋅Fi=V⋅yi+L⋅xi=Fi (1)
根据气液平衡关系
yi=mi⋅xi (2)
式中：mi为各组分的相平衡常数。
把式(2)代入式(1)得
FiV
L⋅xi=(L)mi+1 或
L⋅xFi
i=(V)m=Li
Li+1(3)
式中：Li为液相中各组分的量。
总液量 L=∑Li (4)
液体组分的摩尔分数
xi=LiL 10
(5)
气体总量 V=F−L=1−L (6)
气体组分含量，按(2)式 yi=(7)
对以上各式求解，需用试差法，现采用直接迭代法进行计算。 已知分离器入口气液混合物组成Fi即6点值。 组分 摩尔分数 FNH3 0.17 FH2 0.4905 FN2 0.16348 FCH4 0.13420 FAr 0.04187 合计 1 ViV
Fi−LiV
=
查t=35℃，p=30MPa下各组分的相平衡常数(mi) mNH3 0.11 mH2 27.5 mN2 34.5 mCH4 8.2 mAr 38 先设R=V⁄L=12，假定入口气液混合物量F=1kmol并假定ε≤0.001。 以V⁄L=12 代入式(3)计算，计算结果如下。 液相中各组分的量：
LNH3=0.07328kmol LH2=0.001482kmol LN2=0.0003949kmol LCH4=0.001350kmol LAr=0.00009162kmol
液相总量：
L=∑Li=0.07660kmol
分离后气相总量：
V=F−L=1−0.07660=0.9234kmol
计算气液比：
V′V0.9234kmol()=()==12.055 LL0.07660kmol11
误差=|
()−()()VLVLV′L|=|
12.055−12
12
|=4.6%≥0.001
′
V
设R=V⁄L=12.055，计算得(L)=12.089
误差=|
()−()()VLVLV′L|=0.007383>0.001
′
V
设R=V⁄L=12.089，计算得(L)=12.113
误差=|
()−()()VLVLV′L|=0.00198>0.001
′
V
设R=V⁄L=12.113，计算得(L)=12.127
误差=|
()−()()VLVL
V′L
|=0.001156>0.001
以V⁄L=12.127 代入式(3)计算，计算结果如下：
LNH3=0.07284kmol LH2=0.001466kmol LN2=0.0003898kmol LCH4=0.001336kmol LAr=0.00009066kmol
计算得(L)=12.139 误差=|
V′
()−()()VLVLV′L|=0.0009895<0.001
在允许范围之内，假定值可以认定V⁄L=12.127。
液体组成(摩尔分数)：按xi=Li计算，计算结果列入下表：
表2.1 氨分离器出口液体组成(17点)
L
组成 NH3 H2 N2 0.5121% CH4 Ar 合计 摩尔分数/% 95.6818% 1.9259% 分离后气体组成：yi=
Fi−LiV
1.7551% 0.1191% 100.000 计算
12
NH3: yNH3=
FNH3−Li
V
=
0.17−0.072840.92388
×100%=10.5177%
同法计算其他组分，结果列入下表。
表2.2 氨分离器出口气体组成(11,12,13,14,15点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar 合计 摩尔分数/% 10.5177% 52.9172% 17.6528% 14.3810% 4.5222% 100.000 V=0.92388kmol L=0.07612kmol
2.5 冷交换器分离出的液体组成(18点)
由于从氨分离器出口气．经循环机和油分离器后进入冷交换器系统，此前已有部分气体放空并补充了新鲜气，因此气量和其组成均发生了变化。而冷交换器出口气即是合成塔入口气，其组成已在前面算出。因此在冷交换器中的氨分离器分离出的液氨，应与出口气成平衡，由气液平衡关系可以求出。其关系式为
yi=mi⋅xi
从手册差得在操作条件下(t=−4.5℃，p=30MPa)的相平衡常数mi如下表： mNH3 0.0305 mH2 70 mN2 75 mCH4 25 mAr 40 冷交换器出口液体组成，根据yi=mi⋅xi计算。
计算结果列入下表(18点)： 组成 摩尔分数 NH3 H2 N2 CH4 0.00473 Ar 0.0001 合计 1 0.98361 0.00873 0.00272 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算
氨分离器出口液氧(17点)与冷交换器的氨分出口液氨(18点)汇合于贮槽(19点) 由于减压，溶在液氨中的气体会解析出来和部分氧的蒸发气形成弛放气。
L17,x17,i 17 X19,i 19 21 13
V,yi 20 L18,x18,i 18 L,xi
水冷后的氨分离嚣分离的液氨占总量的摩尔分数G可由下式计算：
G=
代入已知数据：
y3,NH3=0.03，y6,NH3=0.17，y11,NH3=0.105178 G=
取G=53.3%
则氨分离器的分离液氨占53.3%，冷交换器分离液氨占46.7%。 根据物料衡算按下式计算混合后液氨组成。
x19,i=0.533x17,i+0.467x18,i
计算结果列入下表(19点) 组成 摩尔分数/% NH3 H2 N2 0.400% CH4 1.156% Ar 合计 (1+0.03)(0.17−0.105178)
×100%=53.295%≈53.3%
(0.17−0.03)(1−0.105178)(1+y3,NH3)(y6,NH3−y11,NH3)(y6,NH3−y3,NH3)(1−y11,NH3)
×100%
96.936% 1.434% 0.068% 100.000 根据氨贮槽的压力t=20℃，p=2.1MPa差得气液平衡常数，如下表 mNH3 0.598 mH2 575 mN2 620 mCH4 170 mAr 540 在液氨贮槽中，类似于闪蒸过程，仍按氨分离器的计算方法，假定一个V/L初值，经过试差，求得计算结果，如下表。现按试差最后的V/L值，具体计算如下。
设V⁄L=0.079代入下式。(假定入槽液量F=1kmol)
Li=
则液氨中各组分的物质的量：
NH3:LNH3=0.92567kmol H2:LH2=0.00030889kmol
V(L)mi+1
Fi
14
N2:LN2=0.000080032kmol CH4:LCH4=0.00080111kmol Ar:LAr=0.000015575kmol L=∑Li=0.92687kmol V=0.7313
(L)=(L)=0.92687kmol=0.0789 误差=|
V′
V
0.7313kmol
()−()()
VLVLV′L|=0.00127>0.001
以V⁄L=0.0789 代入式(3)计算，计算结果如下：
LNH3=0.92567kmol LH2=0.0030927kmol LN2=0.000080131kmol LCH4=0.00080205kmol LAr=0.000015594kmol L=∑Li=0.92688kmol
V=F−L=1−0.92688=0.07312kmol
计算得(L)=0.0788888 误差=|
V′
()−()()
VLVLV′L|=0.0002535<0.001
在允许范围之内，假定值可以认定V⁄L=0.078888≈0.0789。 液体组成(摩尔分数)：按xi=NH3:xNH3=
LNH3L
0.92567
LiL
×100%计算。
=0.92688=99.871%
其它组分计算结果列入下表(21点，产品液氨组成) 组成 NH3 H2 0.033% Fi−LiVV
N2 0.009% CH4 0.087% Ar 合计 摩尔分数/% 99.879% 驰放气气体组成：yi=
NH3: yNH3=
0.002% 100.000 ×100%计算
=
0.96936−0.92567
0.07312
FNH3−LNH3
×100%=59.751%
其它组分计算结果列入下表(20点，驰放气组成) 组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar 合计 15
摩尔分数/% 59.751% 19.188% 5.361% 14.713% 0.908% 100.000 2.7 液氨贮槽物料衡算
以液氨贮槽出口1t纯液氨为基准，折成标准状况下的气体体积，以m3为单位计，则
L=1000kg×22.4m3⁄kmol
21
17kg⁄kmol×0.99879=1319.2433m3 其中各组分的体积，按L21,i=L21x21,i
NH3: L21,NH3=1319.2433×99.879%=1317.6471m3 H2: L21,H2=1319.2433×0.033%=0.4353m3 N2: L21,N2=1319.2433×0.009%=0.1187m3 CH4: L21,CH4=1319.2433×0.087%=1.1477m3ye Ar: L21,Ar=1319.2433×0.002%=0.0264m3 液氨贮槽驰放气体积，按V⁄L=0.0789计，则 驰放气体积：
V20=0.0789L21=0.0789×1319.2433=104.0883m3
NH3: V20,NH3=104.0883×59.751%=62.1938m3 H2: V20,H2=104.0883×19.188%=19.9725m3 N2: V20,N2=104.0883×5.361%=5.5802m3 CH4: V20,CH4=104.0883×14.713%=15.3145m3 Ar: V20,Ar=104.0883×0.908%=0.9451m3 液氨贮槽出口总物料体积：
L21+V20=1319.2433+104.0883=1423.3316m3 因此入口总物料也应与出口相等：
16
L19=L21+V20=1423.3316m3
入口物料各组分体积按L19,i=L21,i+V20,i计算，结果为： NH3: L19,NH3=1379.8409m3 H2: L19,H2=20.4078m3 N2: L19,N2=5.6989m3 CH4: L19,CH4=16.4622m3 Ar: L19,Ar=0.9715m3
L′19=∑Li=1423.3813m3
′由x19,i=
L19,iL′19
计算，计算结果列入下表： NH3 H2 1.432% N2 0.400% CH4 1.157% Ar 0.069% 合计 100.000 组成 摩尔分数/% 96.942% 结果与x19,i基本相同。
2.8 合成循环回路总物料衡算(各个部位物料量)
(1)对整个回路做衡算，可求出补充新鲜气量V1，放空气量V12，一级合成塔进气量V3和出气量V6。
合成循环回路可简化如下示意图。
V入=V3 合成塔 补充气 V补=V1 放空气 V放=V12 驰放气V驰=V20 产品液氨L21
贮槽 V出=V6 图2.1 合成循环回路简图
以1t产品氨为基准，即等于1319.2433m3(液氨折成标准状况下气体体积)。 为方便计算，把前已算得已知数据列入下表：
17
名称 补充气1 放空气12 驰放气20 产品液氨21 NH3 0 0.10518 0.59751 0.99879 H2 0.7325 N2 0.2459 CH4 0.0165 Ar 0.0051 0.04522 气量/m3 V1 V12 0.52927 0.17653 0.14380 0.19188 0.05361 0.14713 0.009451 104.0883 0.00033 0.00009 0.00087 0.61125 0.20375 0.11814 0.49045 0.16348 0.13420 0.00002 1319.2433 0.03686 0.04187 V3 V6 合成塔入口3 0.03000 合成塔出口6 0.17000 (2)首先列出以下元素平衡和总物料平衡方程(式中液氨忽略溶解物，以100% NH3
计)
氢平衡：以体积量计算(下同)
V1y1,H2=V12y12,H2+2V12y12,NH3+V20y20,H2+2V20y20,NH3+2L21 (1)
氮平衡：
V1y1,N2=V12y12,N2+2V12y12,NH3+V20y20,H2+2V20y20,NH3+2L21 (2)
惰气平衡：
V1(y1,CH4+y1,Ar)=V12(y12,CH4+y12,Ar)+V20(y20,CH4+y20,Ar) (3)
氨平衡：合成塔内生成的氨应等于排出的氨
V6y6,NH3−V3y3,NH3=V12y12,NH3+V20y20,NH3+y20,Ar (4)
总物料平衡：合成反应后进出口气体体积减少了V3- V6
v1=v12+v20+L21+(v3−v6) (5)
把式(1)与式(2)合并，将已知数据代入式(1)与式(2) 式(1)：
0.7325V1=(0.52927+2×0.10518)V12+104.0833×(0.19188×2×0.59751)+2×1319.2433=0.68704V12+2092.12811m3
3
3
3
1
1
1
3
3
3
18
(1)’
式(2)：
0.2459V1=(0.17653+2×0.10518)V12+104.0833×(0.05361×2×0.59751)+2×1319.2433=0.22192V12+696.29922m3(2)’
式(1)’加式(2)’得：
0.9784=0.91616V12+2788.42733m3
(6)
数据代入式(3)得：
0.0216V1=0.1890V12+16.29815m3
(3)’
将式(3)’与式(6)联立解得：
V1=3100.96430m3{ V12=268.13382m3将已知数据V1和V12的值代入式(4)与式(5)。 式(4)：
0.17V6−0.03V3=268.13382m3×0.10518+104.08833m3×0.59751+1319.2433m3
0.17V6−0.03V3=1409.63942m3 (4)’
式(5)：3100.96430m3=268.13382m3+104.08833m3+1319.2433m3+V3−V6
V3−V6=1409.49888m3 (5)’
(4)’与(5)’联立解得：
V3=11176.31641m3{ V6=9766.81753m3
(3)合成塔进出口物料量(各组分的量) a. 入塔总物料量： V3=11176.31641m3
V3=V4=V5=11176.31641m3
3
1
1
19
其中各组分的量按照V3,i=V3,y3,i计算。
NH3:V3,NH3=335.28949m3 H2: V3,H2=6831.52341m3 N2: V3,N2=2277.17447m3 CH4: V3,CH4=1320.37002m3 Ar: V3,Ar=411.84844m3
b. 出塔总物料量，V6=9766.81753m3 其中各组分量按照V6,i=V6,y6,i计算。
NH3:V6,NH3=1660.35898m3 H2: V6,H2=4790.13566m3 N2: V6,N2=1596.67933m3 CH4: V6,CH4=1310.70691m3 Ar: V6,Ar=408.93665m3
(4)废热锅炉出口，热交换器出口和软水预热器出口物料，组成未发生变化与合成出口相同，即
V6=V7=V8=V9=9766.81753m3
(5)水冷却器和氨分离器物料量
a．水冷却器入口气即软水预热器出口气V9。
水冷却器出口总物料未发生变化。由于有部分氨被液化，出口物料实际为气液混合物。其总量和总组成与入口完全一致。即
V10=V9=9766.81753m3
经氨分离器后，分为气相和液相两股物料。即 V10=V11+L17(Ll7量暂以气体体积计) 按前面氨分器气液平衡算得 气液比： L11=R=12.127
17
V
和 V10=V11+L17=9766.81753m3 由以上两式可以解得
V11=9022.79243m3{ L17=744.02510m3
20
L17换算成质量 L17=744.02510×22.4=564.66191kg b. 氨分离器出口气体组分的体积，按V11,i=V11⋅y11,i计算。
NH3:V11,NH3=V11⋅y11,NH3=9022.79243×0.105177
=948.99024m3 H2: V11,H2=4745.51140m3 N2: V11,N2=1592.77550m3 CH4: V11,CH4=1297.56778m3 Ar: V11,Ar=408.0287m3
氨分离器出口液体组分的量，按L17,i=L17⋅x17,i计算。
NH3: L17,NH3=711.89661m3 H2: L17,H2=14.32918m3 N2: L17,N2=3.81015m3 CH4: L17,CH4=17.05838m3 Ar: L17,Ar=0.88613m3
(6)循环机入口V13和出口V14：由流程图上表明进入循环机之前，有放空气放出。 所以 V13=V14=V11−V12=9022.79243−268.13382=8754.65861m3
其中各组分的量按照V13,i=V13⋅y13,i计算。
NH3:V13,NH3=920.26345m3 H2: V13,H2=4633.59567m3 N2: V13,N2=1545.44238m3 CH4: V13,CH4=1259.00746m3 Ar: V13,Ar=395.90317m3
放空气中各组分的量：按V12,i=V12⋅y12,i计算。
NH3:V12,NH3=28.20151m3 H2: V12,H2=141.91572m3 N2: V12,N2=47.33313m3 CH4: V12,CH4=38.56032m3 Ar: V12,Ar=12.12501m3
17
21
(7)冷交换器进出口物料
a. 进气量：V2=循环机出口加上补充气的量
即V2=V14+V1=3100.96430+8754.65861=11855.62291m3
b. 补充气中各组分的量：按V1,i=V1⋅y1,i计算。
NH3:V1,NH3=0m3 H2: V1,H2=2271.45635m3 N2: V1,N2=762.52712m3 CH4: V1,CH4=51.16591m3 Ar: V1,Ar=15.81492m3
c. 冷交换器入口气体各组分的量：按V2,i=V14,i+V1,i计算。
NH3:V2,NH3=920.26345m3 H2: V2,H2=6905.05202m3 N2: V2,N2=2307.96950m3 CH4: V2,CH4=1310.17337m3 Ar: V2,Ar=411.71809m3
d. 冷交换器入口气体组成(2点)：按照y2,i=
NH3： y2,NH3
其他组分的计算结果如下表(2点) 组成 摩尔分数 NH3 H2 N2 CH4 0.11052 Ar 0.03473 合计 1.000 V2,iV2
计算。
V2,NH3920.26345m3 ===0.07765
V211855.62291m3 0.00765 0.58243 0.19467 e. 冷交换器出口气体的量V3
V3=合成塔入口气体的量=11176.31641m3
其中各组分的量按V3,i=V3⋅y3,i计算。
NH3:V3,NH3=335.28949m3 H2: V3,H2=6831.52341m3 N2: V3,N2=2277.17447m3
22
CH4: V3,CH4=120.37002m3 Ar: V3,Ar=411.95902m3
f. 冷交换器出口液氨的量：它是进出口气体体积之差。
L18=V2−V3=11855.62291−11176.31641=679.30650m3
其中分组分的量按L18,i=L18⋅x18,i计算。
NH3: L18,NH3=668.17267m3 H2: L18,H2=5.93035m3 N2: L18,N2=1.84771m3 CH4: L18,CH4=3.21312m3 Ar: L18,Ar=0.03793m3
g. 液氨贮槽物料衡算(均以标准状况下气体体积计) 进入贮槽的液氨量：
L19=L17+L18=1423.33160m3
贮槽中排除产品液氨的量：
L21=L19−V20=1423.33160m3−104.0883m3=1319.2411m3(标准状况) 结果与计算基准基本一致。
(8)物料衡算结果汇总如下：(以下物料量均在标准状况下，按1t,NH3计算。) 补充新鲜气(1点) V1=3100.9643m3 氨冷器入口气(2点) V2=11855.6229m3
合成塔进出口(3,4,5点) V3=V4=V5=11176.3164m3 合成塔出口(6,7,8,9点) V6=V7=V8=V9=9766.8175m3 水冷却器出口(10点)(气液混合，以气体计) V10=9766.8175m3 氨分离器出口气体(11点) V11=9022.7924m3 放空气(12点) V12=268.1338m3
循环压缩机进出口气(13,14点) V13=V14=8754.6586m3 氨冷器进出口(15,16点)(气液混合) V15=V16=11855.6229m3 氨分离器液体出口(17点) L17=744.0251m3 冷交换器液体出口(18点) L18=679.3065m3 两股液氨合并(19点) L19=1423.3316m3 驰放气(20点) V20=104.0883m3
23
产品液氨(21点) L21=1319.3887m3
(9)各部位的物料组成和数量，分别列表如下。其中把以1t氨为基准的量，这算为按生产量每小时的氨产量为6.625t的体积(m3/h)和其物质的量(kmol/h)作为能量衡算依据。
表2.3 合成塔一次入(3点)，一次出(4点)，二次入(5点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 3 61.125 20.375 11.814 3.686 100 m3/t NH3 335.2895 6831.5234 2277.1745 1320.3700 411.9590 11176.3164
m3/h 2221.2929 45258.8425 15086.2808 8747.4514 2729.2285 74043.0962 kmol/h 99.1649 2020.4840 673.4947 390.5112 121.8406 3305.4954 表2.4 合成塔出口(6点和7,8,9，10点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 17.000 49.045 16.348 13.420 4.187 100 m3/t NH3 1660.3590 4790.1356 1596.7119 1310.7069 408.9366 9766.8175 m3/h 10999.8782 31734.6486 10578.2162 8683.4333 2709.2053 64705.1659 kmol/h 491.0660 1416.7254 472.2418 387.6533 120.9467 2888.6235 表2.5 氨分离器出口气(11点)
24
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 10.518 52.927 17.653 14.380 4.522 100 m3/t NH3 949.0173 4775.4933 1592.7935 1297.4775 408.0107 9022.7924 m3/h 6287.2396 31637.6433 10552.2572 8595.7888 2703.0707 59775.9997 kmol/h 280.6803 1412.3948 471.0829 383.7406 120.6728 2668.5714 表2.6 循环机入，出口(13,14点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 10.518 52.927 17.653 414.380 4.522 100 m3/t NH3 920.8150 4633.5782 1545.4599 1258.9199 395.8857 8754.6586
表2.7 放空气(12点)
m3/h 6100.3993 30697.4553 10238.3444 8340.3444 2622.7425 57999.6132 kmol/h 272.3393 1370.4221 457.0836 372.3368 117.0867 2589.2684 组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 10.518 52.927 17.653 14.380 4.522 100 m3/t NH3 28.2023 141.9152 47.3337 38.5577 12.1250 268.1338 m3/h 186.8403 940.1880 313.5856 255.4445 80.3282 1776.3864 kmol/h 8.3411 41.9727 13.9994 11.4038 3.5861 79.3030 表2.8新鲜补充气(1点)
25
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 0 73.25 24.59 1.65 0.51 100 m3/t NH3 0 2271.4564 762.5271 51.1659 15.8149 3100.9643 m3/h 0 15048.3983 5051.7422 338.9742 104.7738 20543.8885 kmol/h 0 671.8035 225.242 15.1382 4.6774 917.1379 表2.9 冷交换一入(2点)，一出(15点)，二入(16点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 7.765 58.243 19.467 11.052 3.473 100 m3/t NH3 920.6891 6905.0704 2307.9341 1310.2834 411.7458 11855.6229
m3/h 6098.9027 45746.0917 15290.0635 8680.6278 2727.8158 78543.5017 kmol/h 272.2725 2042.2362 682.5921 387.5280 121.7775 3506.4063 表2.10 氨分离器出口液氨(17点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 95.682 1.926 0.512 1.755 0.119 100 m3/t NH3 711.8981 14.3299 1.1267 3.9059 0.2648 744.0251 m3/h 4716.3249 94.9357 7.4642 25.8767 1.7546 4929.1663 kmol/h 210.5502 4.2382 0.3332 1.1552 0.0783 220.0520 表2.11 冷交换器出口液氨(18点)
26
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 98.361 0.873 0.272 0.473 0.01 100 m3/t NH3 668.1726 5.9303 1.8477 3.2131 0.0068 679.3065 m3/h 4426.6439 39.2885 12.2411 21.2869 0.0450 4500.4056 kmol/h 197.6180 1.7540 0.5465 0.9503 0.0020 200.9110 表2.12 驰放气组成(20点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 51.751 19.188 5.361 14.713 0.908 100 m3/t NH3 62.1938 19.9725 5.5802 15.3145 0.9451 104.0883
m3/h 412.0339 132.3176 36.9687 101.4586 6.2614 689.5850 kmol/h 18.3944 5.9070 1.6504 4.5294 0.2759 30.7850 表2.13 液氨贮槽入口(19点)
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 96.936 1.434 0.400 1.156 0.068 99.994 m3/t NH3 1379.8173 20.4120 5.6937 16.4549 0.9679 1423.3316 m3/h 9141.2897 135.2295 37.7209 109.0135 6.4126 9429.5719 kmol/h 408.0933 6.0370 1.6840 4.8667 0.2863 420.9630 表2.14 产品液氨(21点)
27
组成 NH3 H2 N2 CH4 Ar ∑ 摩尔分数/% 99.879 0.033 0.009 0.087 0.002 100 m3/t NH3 1317.6470 0.4354 0.1187 1.1477 0.0264 1319.2433 m3/h 8729.4115 2.8842 0.7866 7.6038 0.1748 8739.9869 kmol/h 389.7059 0.1288 0.0351 0.3395 0.0078 390.1780
3 能量衡算
根据已知条件和物料衡算结果，对整个系统的各个设备进行能量衡算。从回路中任何一个设备开始计算均可。现从合成塔开始，逐次对各单元设备进行能量衡算。 3.1 合成塔能量衡算
计算基准：以小时产量(单位为kmol/h)为基准。温度基准为O℃(热力学温度273.2 K，计算中涉及的温度实为温差)。
Q3
③ ⑥ Q6
Q5
⑤ ④ Q4
28
QK Q损
图3.1 合成塔能量平衡示意图
热平衡式： Q3+Q5+QR=Q4+Q6+Q损
式中：Q3，Q4，Q5，Q6均为显热，需热容数据。计算中先按常压下求取，然后再进行压力校正。(利用普遍化热容差校正图) (1)合成塔一次入塔气带入热量Q3
根据合成塔一次入气③，t3=30℃, p3=31MPa
求得 Cp3,m=32.1599J/(mol∙K)
Q3=3189132kJ/h
(2)合成塔二次入塔气带入热量Q5 由已知t5= 180℃，p5= 30.8 MPa 求得 Cp5,m=30.6509J/(mol∙K) Q5=18236953kJ/h
(3)合成塔一次出塔气带出热量Q4 由已知t4= 50℃，p4= 30.9 MPa
求得 Cp6,m=31.4590J/(mol∙K) Q4=5199379.4kJ/h
(4)合成塔二次出塔气带出热量Q6 由已知t6= 360℃，p6= 30 MPa 求得 Cp6,m=33.6132J/(mol∙K) Q6=34954516kJ/h
(5)合成反应热QR
反应热数值，由《小氮肥工艺设计手册》查图取：
-HR=53509.86J/mol NH3
29
由物料衡算知，塔内反应生成氨为
△nNH3=491.0660kmol/h−99.1649kmol/h=391.9011kmol/h 则合成反应热为
QR=△nNH3(−HR)
=391.9011kmol/h×53509.86 J/mol=20970573kJ/h
热平衡．减差值为热损失
Q损=Q3+Q5+QR−Q4−Q6=2242763kJ/h
占总收入热
Q损Q总
=
224276342396658
×100%=5.2899%
根据经验，此数据是合理的。 合成塔内温升核算：
由于二次入塔温度为180℃，经过反应后，温度升高后的数值，应为出口气体温度。
按下速公式进行核算
△yNH3×(−HR)Q损
△t={−}
Cp,m1+y6,NH3n3
1
式中：
Cp,m=
Cp5,m+Cp6,m
=32.1321kJ/(kmol∙K)
2为进出口平均摩尔定压热容；
△yNH3=y6,NH3−y3,NH3=0.17−0.03=0.14，氨净值；
n3=3305.4954kmol,入塔气量。
10.14×53509.862242763
△t=×(−)=178.152℃
32.13211+0.173305.4954则 t6=t5+ △t=358.152℃
与设定的出口温度360℃相差无几，可以认为计算正确。
表3.1 合成塔能量平衡汇总表
收入项 项目 一次入塔气Q3 热量/KJ·h-1 3189132 项目 支出项 热量/KJ.h-1 5199379 一次入塔气Q4 30
二次入塔气Q5 反应热QR 小计 18236953 20970573 42396658 二次入塔气Q4 热损失Q损 小计 34954516 2242763 42396658 3.2废热锅炉能量衡算
6 Q6 ○ 360℃ 7 Q7 ○ 250℃
软水 蒸汽 图3.2 废热锅炉能量平衡示意图
Q损 通过衡算，可求得废热锅炉热负荷，从而可知生产蒸汽量。 (1)入口气带入热Q6 Q6=34954516kJ/h (2)出口气带出热Q7
按前速方法求取摩尔定压热客Cp，m 由 t7=250℃，p7=29.2 MPa 求得 Cp7,m=33.658 9 J/moI·K Q7= 24306972kJ/h
(3)废热锅炉热负荷
△Q=Q6−Q7=10647544kJ/h
(4)可副产蒸汽量
设定软水温度为90℃，其焓H水=377.42kJ/kg，饱和蒸汽压力为1.3 MPa(绝)，其焓H汽=2786.87kJ/kg
如考虑2%的热损失，则由热平衡，可求得蒸汽量：
△Q(1−0.02)W==4330.695kJ/h
H−H水汽软水带入热量为1634490kJ/h
31
蒸汽带出热量为12069084kJ/h
热损失为10647544×2%= 212950kJ/h
表3.2 废热锅炉能量平衡汇总表
收入项 项目 进炉热气Q6 软水带入热Q水 小计 热量/kJ·h-1 34954516 1634490 36589006 项目 支出项 热量/kJ·h-1 24306972 12069084 212950 36589006 出炉热气Q7 蒸汽带出热Q汽 热损失Q损 小计 3.3 热交换器能量衡算
冷、热气体的热量，已有三项由合成塔和废热锅炉的能量衡算确定。此处计算目的是确定出口热气体的温度t8。
(1)冷气体(即合成一次出塔气)带入热量
Q4=5199379kJ/h
⑦ Q7 Q5 ⑤ ⑧ Q8 Q4 ④ 图3.3 热交换器能量平衡示意图
(2)冷气体(即合成二次入塔气)带出热量
Q5=18236953kJ/h
(3)热气体(即废热锅炉来气)带入热量
32
(4)热气体出口带出热量
Q8=Q4+Q7−Q5(忽略热损失) =11269398kJ/h 根据此值，按显热计算，求得出口温度为115℃。
表3.3 热交换器能量平衡汇总表
收入项 项目 合成一次出塔气Q4 废热锅炉来气Q7 小计 热量/kJ·h-1 5199379 24306972 29506351 项目 支出项 热量/kJ·h-1 18236953 11269398 29506351 去合成二次入塔气Q5 热气出口去软水预热器Q8 小计 3.4 软水预热器能量衡算
通过衡算，可以算出可能回收的热量和可预热的软水量作为锅炉给水。 (1)热气体(从热交器来气)带入热量 Q8=11269398kJ/h
(2)热气体(去水冷却器)带出热量 设定温度为 t9=80℃，p9= 28.9 MPa
图3.4 软水预热器能量平衡示意图
25℃ 90℃ Q8 115℃ Q9 80℃ 通过计算和查图，求得Cp9,m=35.0481kJ/moI·K 算得 Q9=8099261kJ/h (3)热负荷(可回收的热量，忽略热损失) ∆Q=Q8−Q9=3170137kJ/h
33
(4)软水量
假定来水温度为25℃，预热到90℃，则软水量
∆Q
W==11648.28kg/h
(90−25)×4.187除供给废热锅炉外，还可送出。 软水带入热：1219252kJ/h 软水带出热：4389310kJ/h
表3.4 软水预热器能量平衡汇总表
收入项 项目 热交换器来气Q8 软水带入热 小计 热量/kJ·h-1 11269389 1219252 12488641 项目 支出项 热量/kJ·h-1 8099261 4389310 12488571 去水冷器的气Q9 软水带出热 小计 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算
8 Q8 ○水冷器 10 ○ 氨分离器 11 Q11 ○ 80℃ 35℃ 25℃ 35℃
图3.5 水冷却器和按分离器能量平衡示意图
17 Q17 ○35℃ 35℃
通过能量衡算，可求出水冷移出的热量和冷却水消耗量。
假定氨分离器无温度和热量变化，忽略热损失，故与水冷器作为一个系统计算，并假定水冷器为套管冷却嚣。
34
(l)气体带入热Q9
由软水预热器计算得Q9=8099261kJ/h (2)气体带出热Q11=8099261kJ/h
由物料衡算知气体量为Cp11,m=34.5127J/(mol∙K) 算得： Q11=3223486kJ/h (3)液氨带出热
由手册查得35℃时，液氨比热容为4.8988kJ/(kg·K)
由物料衡算知氨分离器，液体排出量每小时为
其中氨量为210.5502kmol/h，溶解的气体为9.5018kmol/h 算得液体带出热：Q17′=613709kJ/h 而溶解气带出热：
总带出热：Q17=Q17′+Q17′′=625188kJ/h (4)液氨冷凝放出热
由手册查得，氨的冷凝热为1123.9583kJ/kg 算得：Q凝=4023044kJ/h (5)冷却水移出热Q水
Q水=Q9+Q凝−Q11−Q17=8273631kJ/h (6)需要冷却水量W
取冷却水温度为25℃，升高到35℃。则
W=
Q水
4.187(t出−t入)=197.6t
表3.5 水冷却器能量汇总表
收入项 项目 热气体带入热Q9 氨冷凝放热Q凝 小计 热量/kJ·h-1 8099261 4023044 12122305 项目 支出项 热量/kJ·h-1 3223486 625188 8273631 12122305 气体出口带出热Q11 液体出口带出热Q17 冷却水移出热Q水 小计 35
3.6 循环压缩机能量衡算
(1)循环压缩机出口温度计算
可以认为是绝热压缩过程，出口气体温度会因压缩而升高。 己知入口气体温度为35 入口压力为28.6 MPa 出口压力为31.8 MPa
由手册查得各组分的绝热指数以及进气组成列入下表: 组分 摩尔分数 绝热指数 NH3 0.15018 1.29 H2 0.52927 1.407 N2 0.17653 1.4 CH4 0.14380 1.308 Ar 4.522 1.66 混合气体的绝热指数，按下述公式计算。
i
K−1=∑K−1=2.64056 K=1.3787
i
1y
T出=T入(
(2)进口气体带入热Q13
p出p入
K−1
)K=317.26K=44℃
由物料衡算知，氨分离器来气有部分放空，进入循环压缩机的气量每小时为 2589.2684kmol/h。
摩尔定压热容与氨分出口的相同Cp13,m=34.5127J/(mol∙K)
计算得 Q13=3128100kJ/h (3)出口气带出热Ql4
经计算：Cp14,m=33.7414kJ/(mol∙K) 则Q14=3844084kJ/h
(4)绝热压缩提供能
QN=Q14−Q13=715984kJ/h
(5)绝热功校核
按下述公式计算压缩功率：
36
Kp2
P=16.674V1[()
K−1p1
K−1KZ2
−1]√
Z1
已知：p1=28.6MPa，p2=31.8 MPa，K=1.3787 查得：Z1=1.11，Z2=1.14
进口气体实际状态的流量应为
Vp0T1=V01
p1T0
=3.7370m3/min
所以P=194.352kW 折成每小时的热量：
Q′P=3600P=699666.7kJ/h
结果 QP−Q′P=16317kJ/h
此误差不大，可以认为计算是平衡的，实际压缩功率应为
715984/3600=198.88kW
3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算
现将两个设备作为一个系统进行能量衡算对象。 35℃ 冷交换器 ○1 ○3 ○2 ○14 Q3 30℃ 42℃ Q 14 ○15 ○16 ○ 18 -4.5 ℃ Q18
Q 液 液氨 25℃ 氨蒸气 -15℃ Q冷
图3.6 冷交换器与氨冷器能量平衡示意图
能量平衡式：
37
Q1+Q14+Q液=Q3+Q18+Q冷
过程中，氨冷器使循环气中的氨大部分被液化，液化放出热量Q液，通过衡算，可求得氨冷器的冷冻量。
(1)热气体(循环机来)带入热Q14
经计算和查图，摩尔定压热容 Cp14,m=33.7414kJ/(molK) ．， 算得Q′14=3669353kJ/h
(2)新鲜补充气带入热Q1
经查图，摩尔定压热容Cp1,m=30.5923kJ/(mol∙K)
计算得：Q1=982008kJ/h (3)气体(去合成塔)带出热Q3 由合成塔热衡算知 Q3=3189132kJ/h (4)氨的冷凝热Q液
查手册在-4.5℃下，氨的冷凝热为1279.0448kJ/kg。 由物料衡算结果，液氨量为197.6180kmol/h。 经计算：Q液=4296959kJ/h (5)液氨带出热Q18
冷交排出的液氨浓度为98.44%，其余为溶解的其他气体，为简单起见，均计入液氨中。液量为200.911kmol/h。故
从手册可得-4.5℃时，液氨比热容为4.5639kJ/(kg∙K) 计算得：Q18=−70146kJ/h (6)由液氯蒸发移出的热量Q冷
Q冷=Q1+Q14+Q液−Q3−Q18=5829334kJ/h
(7)冷冻液氨量G
查25℃时液氨的焓值HNH3,液=536.4803kJ/kg 15℃时气氨的焓值HNH3,气=1664.1650kJ/kg
38
冷冻氨量 G=∆H
Q冷
NH3
=5.1693t/h
表3.6 冷交换器和氨冷器热平衡汇总表
收入项 项目 循环气带入热Q14 新鲜补充气Q1 氨冷凝热Q液 小计 热量/kJ·h-1 3669353 982008 4296959 8948320 项目 支出项 热量/kJ·h-1 3189132 -70146 5829334 8948320 循环气带出热Q3 液氨带出热Q18 液氨蒸发移出热Q冷 小计 3.8 合成全系统能量平衡汇总
根据上述计算，全系统的能量平衡示意图
图3.7 全系统能量平衡示意图
新鲜气带入热合成反应热 压
缩热 氨冷凝热 合成系统 Q12放空气带出热 Q17氨分液氨带出Q18冷交液氨带出热 Q损 热损失
Q汽 废热锅炉移出热 Q软 软水预热器移出热 Q水 水冷却器移出热 Q冷 氨冷器移出热
其中的各项热量说明:
(1)氨冷凝热QY包括水冷器中和氨冷器中的氨冷凝热。
(2)放空气带出热Q12，由氨分后与入循环机的气体的热量之差确定。 Q12= Q11− Q13=3223486−3128100=95386kJ/h
(3)由氨分离器和冷交换器排出液氨热量Ql7和Q18作为支出项。包括了弛放气和产品氨的热量。
(4)热损失项Q损，包括已计入的合成塔热损失(实际上包括计算误差在内)和油分离器的热损失，(循环机出口44℃，油分出口为42℃)后者由Q14和Q′14确定其差为
Q14−Q′14=174731kJ/h
39
则 Q损=2417494kJ/h
(5)其他各项均为各单元设备计算结果。
现将各项热平衡汇总如下表。
表3.7 能量平衡汇总表
收入项 项目 新鲜气带入热Q1 合成反应热QR 循环压缩机压缩热QP 氨冷凝热QY 小计 热量/kJ·h-1 948255 22130603 763028 8272737 32114623 项目 支出项 热量/kJ·h-1 62361 634277 -64825 11215701 3440225 8738178 5624611 2464095 32114623 放空气带出热Q12 氨分液氨带出热Q17 冷交液氨带出热Q18 废热锅炉移出热Q汽 软水预热器移出热Q软 水冷却器移出热Q水 氨冷器移出热Q冷 热损失Q损 小计
40
4 设备选型及管道计算
4.1 管道计算
取液体流速u=10m/s，气体流速u=2m/s，则：v=π
34d⋅u，所以 1点：vp1
1=v00T1
p
1T0
=20543.8885×
0.098×308×331.4×273
3600=0.02009m⁄s
d4v4×0.020091=√1
πu=√
3.14×10
=50.6mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅58×3mm。 2点：vpT0.098×3153
2=v002p2T0
=78543.5017×
30×273×1
3600=0.08224m⁄s
d4v4×0.082242=√2πu=√
3.14×10
=102.3mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅154×23mm。3点：vpT30.098×3033T0
=74073.0926×
31×273
×1
3
3=v00p3600=0.07219m⁄s
d3=√4v3
4×0.07219πu=√
3.14×10
=95.90mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅133×17mm。4点：vvpT0.098×323004p4T0
=74073.0926×
30.9×273
×1
3
4=3600=0.07721m⁄s
d4v4×0.077211=√4
πu=√
3.14×10
=99.17mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅154×23mm。5点：vpT0.098×4535=v005p5T0
=74043.0962×
30.8×273
×1
3
3600=0.1086m⁄s
d5=√4v5
4×0.1086
πu=√3.14×10=117.6mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅180×19mm。6点：vp6=v00T60.098×633p6T0
=64705.1659×
30×273×1
3600=0.1361m3
⁄s
d4v6
4×0.1361
6=√πu=√3.14×10=131.7mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅180×19mm。7点：vp1
7=v00T7
p
7T0
=64705.1659×
0.098×52329.2×273
×3600=0.1156m3
⁄s
d4v4×0.1156
7=√7
πu=√3.14×10=121.4mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅180×19mm。41
8点：v8=v0p0T8=64705.1659×
80
8
d8=√πu=√
pT0.098×38830×2731
×3600=0.08345m⁄s
3
4v4×0.083453.14×10
=103.1mm
0.098×30830×273
1
×3600=0.06624m⁄s
3
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅168×28mm。 9点：v9=v0p0T9=64705.1659×
90
9
d9=√πu=√
pT
4v4×0.075923.14×10
=91.9mm
0.098×30830×273
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅133×17mm。 10点：v10=v0 d10=√
p0T10p10T04v10πu
=64705.1659×
4×0.062243.14×10
×
=0.06624m⁄s
3600
1
3
=√=91.9mm
1
×3600=0.06120m⁄s
3
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅133×17mm。 11点：v11=v0p0
d11=√
pT11
11T0
=59775.9997×
4×0.061203.14×10
0.098×30830×273
4v11πu
=√=88.3mm
1
×3600=0.06228m⁄s
3
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅133×17mm。 13、14点：v14=v13=v0p0
4vpT13
13T0
=57999.6132×
4×0.6228
0.098×30828.6×273
1
d14=d13=√πu=√3.14×10=89.1mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅133×17mm。 17点：v17=
220.0520×17667×36004v17πu
=0.001558m⁄s
3.14×2
3
d17=√
=√
4×0.001558
=31.5mm
3
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅57×9mm。 18点：v1=
200.9110×17667×36004v18πu
=0.001422m⁄s
4×0.0014223.14×2
d18=√
=√=30.1mm
根据化肥用高压无缝钢管GB6479-86，选择管子规格为∅57×9mm。
4.1 管道规格汇总表
管子位置 1点 3点 管径规格 ∅58×3mm ∅133×17mm 管子位置 2点 4点 管道规格 ∅154×23mm ∅154×23mm 42
5点 7点 9点 11点 17点 ∅180×19mm ∅180×19mm ∅133×17mm ∅133×17mm ∅57×9mm 6点 8点 10点 13、14点 18点 ∅180×19mm ∅168×28mm ∅133×17mm ∅133×17mm ∅57×9mm 4.2 设备选型
根据经验数据选定以下各种设备规格：
1.合成塔 外壳直径：10000mm,有效高度：13800mm
触媒筐直径：Ф934×16，上触媒高度：5582mm，下触媒高度：578mm 冷管直径：Φ44×2.5、Φ29×2.5、Φ22×1各62根
换热面积：E=40m2，换热高度：36mm, 管子Φ10×1.5有3084根，换热面积：224m2
调压器功率：650V，710A，800KVA，触媒装填量：15t，3m3
2.冷凝塔 外壳直径：Φ900mm,有效高度：8210mm
双层列管热交换器F=165m 1#冷凝塔
3.氨冷器 Φ25×4管子628根，带联箱之列管热交换器F=226m2 2台 4.氨分离器 外壳直径Φ1000 高度H=4625mm 1台 5.水冷器 卧式套管热交换器F=199m2 3台
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结论
此次课程设计不只是对我们在《化工设计》这门课中所学知识的一次检验，加深了我们对《化工设计》这门课的体会，同时也是一个增长知识的过程，融合了大学里所学的其他课程。通过这次课程设计，我对如何开展一次化工设计的程序有了一定的了解。设计开始要做好充分的准备工作，根据设计要求，查阅与工艺路线和重点设备相关的文献资料。各种工具书是设计工作者的得力助手，学会了熟练查找 手册在这次设计中是一个很大的收获，同时加强了对资料数据筛选和处理的能力。
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化工计算首先要清楚设计的思路，只有思路清晰、方法正确、谨慎悉心才能及时高效完成任务。这是一个理论联系实际，发现问题解决问题的过程，锻炼了自己独立工作能力的过程。团队的配合也尤为重要，每个人都要认真做好分配的任务并为团队成员提供最优的答案，为整个团队顺利完成工作提供保障。
在设计过程中，我也认识到了自身的不足，原有知识储备不足，也不够牢固，在知识应用方面仍然比较薄弱。学习是一个需要长期坚持的过程，只有坚持不懈地积极学习和吸收新的知识， 与时俱进，不断地充实自己，才能成长为一名合格进而优秀的化工设计者。
总之，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，非常感谢徐超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。
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致谢
从这次课程设计开始以来，我们得到了指导老师徐超教授的悉心指导，无论是流程设计、资料查询，还是论文成稿、绘制流程图，都倾注了徐超老师和设计院老师的心血。通过为期三周的课程设计，我们不仅对工艺学课程有了更深一步的了解，而且老师严谨的治学态度和广博的学识也使我们受益匪浅，这必将使我们终身受益，并激励我们勇往直前，我要感谢我的老师在课程设计上给予我的指导、提供给我的支持和帮助，这是我能顺利完成这次报告的主要原因，更重要的是老师帮我解决了许多技术上的难题，让我能把设计做得更加完善。在此期间，我不仅学到了许多新的知识，而且也开阔了视野，提高了自己的设计能力。
其次，我要感谢帮助过我的同学，他们也为我解决了不少我不太明白的设计商的难题。同时也感谢学院为我提供良好的做毕业设计的环境。
最后再一次感谢所有在设计中曾经帮助过我的良师益友和同学。
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