1、-1-毕 业 设 计 （ 论 文 ）专业名称： 应用化工技术 学生姓名： 袁朝 班 级： 化工 1102 学 号： 1006110227 指导教师： 梁博 2013 年 10 月 15 日-2-目 录第一部分 说明书-3第一章 概 述-3第二章 原材料及产品主要技术规格-4第三章 危险性物料主要物性表- 5第四章 生产原理及流程简述-5第五章 主要设备的选择与计算- 5第六章 原材料及动力消耗-6第七章 生产分析及三废排量-7第八章 存在问题及建议-7第九章 主要参考书目- 7第十章 工艺设计计算书-8第二部分 物料衡算和热量衡算-8第三部分 设备的选型与计算- 27-3-第四部分 带主要控制
2、点的工艺流程图- 46第一部分 说明书第一章 概 述1-1 工段的概况及特点：1设计依据：本设计按照材化系下达设计任务书进行编制，参照鸿鹄化工总厂的现场生产，以及中国五环化学工程总公司（原化工部第四设计院） ，和石油化工部化工设计院的有关资料设计而成。2设计规模及特点：本工段生产液氨，生产能力为 15 万吨液氨/年，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求；现具体起来如下：（1）循环机位置：本工段设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔
3、压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。（2）反应热回收的方式及利用：这涉及到废热锅炉的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为 360 度，副产 1.3 兆帕的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。（3）采用“二进二出”合成流程：全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温
4、度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。（4）水冷器、氨冷器的设置：水冷后分离液氨再进行冷交，氨冷有利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边分离液氨，即提高了液氨的分离效果，又避免了气液两相流的存在，通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，达到了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。（5）补充气及放空点位置设置：补充气设置在冷交的二次入口，以便减少系统阻力，并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。放空点设置
5、在冷交换器和氨分离器之间，氨分后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。（6）新型设备的使用：-4-离心式循环压缩机离心式循环压缩机用于合成工段，能避免油污渗入循环气，提高合成气质量，从而可不设油分离器降低能耗，对于本工段选用冷激式内件，要求合成气质量较高，无油压缩机更为合适，离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点，经江苏宜兴化肥厂资料表明，无油压缩机与注油压缩机相比较平均使用寿命可延长十倍。冷交换器分离器为外向型旋流板，上部换热器为列管换热器和下部氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经
6、氨冷后含氨混和气中的液氨，安徽淮南化工公司发表与小氮肥杂志上的有关资料表明，该设备节能降耗显著。3三废治理及环境保护：放空气弛放气送氢回收系统，先用洗涤塔回收几乎全部氨，制成浓氨水，再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既可以避免氨气进入大气，与放空气作燃料相比又更合理经济。废物集中处理达到国家排放标准后排放。4生产制度：每年操作日 330 天，三班连续操作。第二章 原材料及产品主要技术规格（一） 原材料技术规格：规格序号 名称成分 百分含量（摩尔） 备注氢气 72.76氮气 25.92氨气 0甲烷 0.981 精练气氩气 0.34（二）液氨产品技术规格规格序号 名称 等级 组分 含量 国家标准
7、备注氨 99.81 液氨 一级品水和油 0.2 GB356-65氨 99.52 液氨 二级品水和油 0.5 GB356-65（三）氨水产品技术规格规格序号 名称等级 组分 含量标准 备注一级品 氨 20二级品 氨 181 农业用 氨水三级品 氨 15部标HGI-88-64-5-氨 25一级品残渣 0.3氨 20二级品残渣 0.3氨 202 工业用 氨水三级品 残渣 0.5部标HGI-88-64第三章 危险性物料主要物性表空气中爆炸极限（）序号 名称 分子 量 熔点（度） 沸点（度） 闪点（度） 燃点（度）上限 下限国家标准 备注1 氨气 17.03 -77.7 -33.5 651.22 630
8、 27.4 15.7 已2 氢气 2.016 -259.8 -252.8 400 74.2 4.1 甲3 甲烷 16.043 -184 -161.5 -190 650 15.0 5.0 甲第四章 流程简述由氮氢气压缩机送来的 3545的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至 20，进入氨冷器。气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步被冷却至 0左右，为降低氨冷器负荷，进入氨冷器继续冷却至-15左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用分离器将液氨分离，分离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至 22
9、后出冷交换器，然后，气体经循环压缩机，补充压力至 15 兆帕，由合成塔的下部进入层间换热器，移走第二绝热床反应热，冷气体升温进入第一绝热床进行合成反应，再入第一、二绝热床空间（冷激器）由 185 度左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反应气体混合降温到 385 度左右，混合后气体进入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝热床进行合成反应，气体氨含量增加到 16.5，再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉，副产 1.3Mpa 蒸气。换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至 160，本身温度降至 112左右进水
10、冷器被冷却产生部分液氨，温度降至 35，混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至 17与新鲜气混合，继续下一循环。液氨产品易蒸发，有强烈刺激性气味，对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害，与空气混合后遇火会爆炸，应密闭贮存，管道输送，尽可能避免泄漏。第五章 主要设备的选择与计算1.主要设备的选择计算见计算部分的设备选型2.设备一览表（见后）3.设备的选定说明：合成塔内件-6-合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器，本着节约自身的水电和冷冻量消耗同时提高氨合成反应热的回收品位和利用率本设计触媒筐选用三段绝热冷激
11、间冷式内件。三段绝热冷激间冷式内件有如下特点：1）高效节能 冷激-间冷式内件是托普索节能型氨合成塔内件基础上开发的一种高效节能型内件，氨净值高；2）生产能力大； 3）床层间复合换热；4）节约管材；5）便于催化剂还原。 装填 A106 型合成塔催化剂，此种催化剂具有良好的抗毒性能，低温高活性，较好的热稳定性特点。编制 蔡爱民 编号 1工程名称 校核四川轻化工学院设计项目设备一览表审核第1 页共1页序号 位号 设备名称及规格图号或标准号单位数量 材料技术特性表编号 备注1 E0301 合 成 塔 台 12 C0301 氨冷凝器 台 1 16MnR3 C0302 氨冷凝器 台 1 16MnR4 C0
12、303 循环加热器 台 1 1Cr18NiTi5 C0304 沸热锅炉 台 1 1Cr18NiTi6 C0305 冷交换器 台 1 16MnR7 C0306 水冷器 台 18 J0301 循环压缩机 台 19 F0301 氨分离器 台 1 16MnR10 F0302 氨罐 1 20MnMo修改标记姓名 蔡爱民日期 2002/6/03第六章 原材料及动力消耗（一） 原材料消耗消耗量序号 名称 消耗定额（每吨氨）每小时 每年单位 备注1 新鲜补 充气 2917.8 55260.214 4.377x108 m3（二）动力消耗序号名称 消耗定额（每吨氨） 消耗量 单位 备注-7-每小时 每年1 液氨
13、1316.228 24928.042 1.974x108 m32 冷却水 48.426 917.140 7.264x106 m33 锅炉给水 647.782 12268.343 9.717x109 m34 电 38.633 731.670 5.795x106 KW注：消耗定额以每吨合格液氨产品计第七章 生产分析及三废排量（一）生产控制分析方法序号 取样点 分析项目 分析方法 控制指标 分析次数氨气 NH3 13.2氢气1 合成塔二次出口 氮气 H2/N2=3每两小时一次（二）三废排量序号 1 2 3名称 冷却水 放空气 废污温度（度） 40 21压力，MP 0.3 29.42 1.3排除点 水
14、冷量 氨分后 氨分离器，冷交换器排放量/H 114568kg 668.12Nm3有害物含量 NH3=7.009 固体含量2000PPM排放标准处理意见 送凉水塔 回收利用 送水处理第八章 存在问题和意见催化剂的装卸问题 由于第二段反应床与第三段反应床采用中间换热器，床层催化剂不能从顶部装卸，为解决此问题，建议在换热器下面的筒体上开一至二个装卸孔。通过这次设计达到了锻炼的目的，学会了用计算机网络和图书馆查阅、收集、整理资料，并运用工具书解决实际问题，能够在老师的指导下独立处理一些设计中遇到的困难，同时进一步加强了对计算机编辑和绘图功能的学习和运用。当然设计中还存在一些问题需要进一步加强学习。这次
15、设计的顺利完成还得益于翁贤芬老师和其他老师、同学的大力支持，在此一并感谢。第九章 主要参考书目物理化学（上、下） 天津大学物理化学教研室编，高等教育出版社出版，1993 年 6月第三版化工工艺设计手册（上、下） 国家医药管理局编，化学工业出版社，1986 年 6 月第一版小合成氨厂工艺技术与设计手册（上、下） ，梅安华主编，化学工业出版社-8-化工工艺设计技术概论 ，扬国荣编小氮肥 ，1998-2000 年各期化工设计通讯 ，1990-1995 年各期化工计算 ，葛家华编化工原理（上、下） ，天津大学化工原理教研室主编合成氨 ，陈五平主编化工热力学 ，张联科编氮肥工艺设计手册理化数据 ，石油化
16、学工业部化工设计院编，石油化学工业出版社出版第十章 工艺设计计算书一、设计要求：年工作日：330 天；系统工作压力：15MPa精练气组成（）：H 2 72.76,N2 25.92,CH4 0.98,Ar0.34合成塔进气（）：NH 3 2.5,CH4+Ar 15;出气，NH 3 16.5水冷器出口温度：35设计裕度：10二、工艺流程图：第二部分 物料计算和热量计算1.3 物料计算：1.3.1 合成塔入口气组分：入塔氨含量：y 5NH3=2.5;入塔甲烷含量：y 5CH4=15.00x0.98/（0.98+0.34）x100=11.136；入塔氢含量：y 5H2=100-（2.5+11.136+
17、3.864） x3/4x100=61.875；入塔氩含量：y 5Ar=15.00x0.34/（0.98+0.34）x100=3.864；入塔氮含量：y 5N2=100-（2.5+11.136+3.864） x1/4x100=20.625合成塔 废热锅炉 热交换器 水冷器氨分离器冷交换器循环机氨冷器氨冷器 液氨贮槽新鲜气-9-入塔气组分含量（）NH3 CH4 Ar H2 N2 小计2.5 11.136 3.864 61.875 20.625 1002.合成塔出口气组分：以 1000kmol 入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：MNH3=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8
18、NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmo出塔气量: M8=入塔气量生成氨含量=1000-120.172=879.828kmo出塔氨含量： y8NH3=16.5出塔甲烷含量：y 8CH4=(M5/M8)xy5CH4=(1000/879.828)x11.136=12.657出塔氨含量： y8Ar=(M5/M8)xy5Ar=1000/879.828x3.864=4.392出塔氢含量： y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)x100=3/4(1-0.165-0.12657-0.043921)x100=49.838出塔氮含量： y8N2=1
19、/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)x100=16.612出塔气体组分含量（）NH3 CH4 Ar H2 N2 小计16.5 12.657 4.392 49.838 16.612 1001.3.3 合成率：合成率=2M NH3/M 5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)x100=2x120.172/1000(1-0.025-0.11364-0.03964)x100=29.1331.3.4 氨分离器气液平衡计算：已知氨分离器入口混合物组分 m(i)MNH3 mCH4 mH2 mAr mN2 小计0.165 0.12657 0.04392 0.49838 0.16612 1
20、.00000查 35，P=14.4555MPa 各组分平衡常数：KNH3 KCH4 KAr KH2 KN20.13888 22.6485 62.8257 80.3771 72.8704设（V/L）=29.85 时，带入 Lx(i)=m(i)/1+(V/L)xK(i) =L(i):LNH3=mNH3/1+(V/L)xK NH3 =0.032066KmolLCH4= mCH4/1+(V/L)xK CH4 =0.000187 KmolLAr=mAr/1+(V/L)xK Ar=0.000023 KmolLH2=mH2/1+(V/L)xK H2=0.000208 KmolLH2=mN2)/1+(V/L)
21、xK N2=0.000077 KmolL 总 = L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.032559 Kmol分离气体量：V=1-L=1-0.032559=0.967441 Kmol；计算气液比：（V/L）=0.967441/0.032559=29.713;误差 （V/L）-（V/L）/（V/L）=（29.85-29.713）/29.85X100=0.46，结果合理从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量：x NH3=LNH3/L=0.03266/0.032559x100=98.48液体中氩含量：x Ar=LAr/L=0.000023/0.
22、032559xIOO=0.07液体中甲烷含量：x CH4=LCH4/L=0.00185/0.032559x100=0.57液体中氢含量：x H2=LH2/L=0.000208/0.032559x100=0.64液体中氮含量：x N2=LH2/L=0.000077/0.032559x100=0.24-10-氨分离器出口液体含量NH3 CH4 Ar H2 N2 小计98.48 0.57 0.07 0.64 0.24 100.00分离气体组分含量：气体氨含量 yNH3=m NH3-LNH3/V=(0.165-0.02066)/0.967441x100 =13.410气体甲烷含量 yCH4=m CH4
23、-LCH4/V=(0.12657-0.00185)/0.967441x100 =13.064气体氩含量 yAr=m Ar-LAr/V=(0.04392-0.000023)/0.967441x100 =4.537气体氢含量 yH2=m H2-LH2/V=(0.49838-0.000208)/0.967441x100 =51.494气体氮含量 yN2=m N2-LN2/V=(0.11654-0.000077)/0.967441x100 =17.163氨分离器出口气体含量（）NH3 CH4 Ar H2 N2 小计13.410 13.064 4.537 51.494 17.163 100.001.3.
24、5 冷交换器气液平衡计算：查 t=15,p=13.062MPa 的平衡常数KNH3 KCH4 KAr KH2 KN20.02522 74.585 72.752 133.32 693.699冷交换器出口液体组分含量：出口液体甲烷含量 xCH4=yCH4/ KCH4=0.11136/74.585x100 =0.149出口液体氨含量 xNH3=yNH3/ KNH3=0.025/0.02522 x100=99.110出口液体氩含量 xAr=yAr/ KAr=0.03864/72.725 x100=0.053出口液体氢含量 xH2=yH2/ KH2=0.61875/133.32 x100=0.464出口
25、液体氮含量 xN2=yN2/ KN2=0.20625/93.966 x100=0.149冷交换器出口液体组分含量（）NH3 CH4 Ar H2 N2 小计99.110 0.149 0.053 0.464 0.149 100.001.3.6 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+y 5NH3）x(y 8NH3-yNH3 分 )/( y8NH3- y5NH3)x(1- yNH3 分 )=(1+0.025）x（0.165-0.13741）/ （0.165
26、-0.025） x（1-0.13741）x100=23.418水冷后分离液氨占总量的 23.418冷交，氨冷后分离液氨占总量的 76.582.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)xX15i+L16xX16i= Gx L0x X15i+(1- G)xX 16i=0.23418x X15i+0.76582 X16i混合后入口氨含量：m 0NH3=0.23418x0.9848+0.76582x0.9911=0.98962混合后入口甲烷含量:m 0CH4=0.23418x0.0057+0.76582x0.00149=0.00247
27、6混合后入口氩含量:m 0Ar= 0.23418x0.0070+0.76582x0.00053=0.00057混合后入口氢含量：m 0H2=0.23418x0.0064+0.76582x0.00464=0.005052混合后入口氮含量：m 0N2=0.23418x0.0024+0.76582x0.00224=0.002277液氨贮槽入口液体含量-11-m0NH3 m0CH4 m0Ar m0H2 m0N2 小计0.98962 0.002476 0.00057 0.005052 0.002277 1.0000当热 t=17平衡计算得，平衡常数 P=1.568MPaKNH3 KCH4 KAr KH2
28、 KN20.598 170 540 575 620根据气液平衡 L(i)=m(0i)/1+(V/L)xk(i),设(V/L)=0.0275,代入上式得:出口液体氨含量：L NH3=m0NH3/(1+(V/L)xkNH3=0.989/(1+0.0275x0.598)=0.972999 Kmol出口液体甲烷含量：L CH4=m0CH4/ 1+(V/L)xkCH4= 0.002476/(1+0.0275x170)=0.000436Kmol出口液体氩含量：L Ar=m0 Ar/ 1+(V/L)xkAr =0.00057/(1+0.0275x540)=0.000036 Kmol出口液体氢气含量：L H2
29、=m0H2/ 1+(V/L)xkH2 =0.005052/(1+0.0275x575)=0.003 Kmol出口液体氮气含量：L N2=m0N2/ 1+(V/L)xkN2 =0.002277/(1+0.0275x620)=0.000126 KmolL(总)=0.973897,V=1-0.973897=0.026103Kmol(V/L) =V/L=0.0268,误差 (0.275-0.0268)/0.0275=2.4当 V/L=0.025 时LNH3=0.974432Kmol, LCH4=0.000472KmolLAr=0.000039Kmol, LH2=0.000328 KmolLN2=0.0
30、00138 Kmol V=1-L(总)=0.024591(V/L) =V/L=0.024591/0.975409=0.0251误差 (0.025-0.0252)/0.025x100=0.4出口液体组分含量： 出口液体氨含量：x NH3=LNH3/L=0.974432/0.975409x100=99.8998出口液体甲烷含量：x CH4=LCH4/L=0.000472/0.975409x100=0.048出口液体氩含量：x Ar=LAr/L=0.000039/0.975409x100=0.004出口液体氢气含量：x H2=LH2/L=0.000328/0.975409x100=0.0336出口液
31、体氮气含量：x N2=LN2/L=0.000138/0.975409x100=0.0141液氨贮槽出口液氨组分（）NH3 CH4 Ar H2 N2 小计99.8998 0.048 0.004 0.0336 0.0141 1.0000出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：y NH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.98962-0.97443)/0.024591x100=61.784弛放气甲烷含量：y CH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.00248-0.000472)/0.02459x100=8.15弛放气氩含量：y Ar=(M0 Ar-LAr)/V=(0.00057-0.000039)/
32、0.024591x100=2.15弛放气氢气含量：y H2=(M0H2-LH2)/V=(0.005052-0.000328)/0.024591x100=19.21弛放气氮气含量：y N2=(M0N2-LN2)/V=(0.002277-0.000138)/0.024591x100=8.698出口弛放气组分含量NH3 CH4 Ar H2 N2 小计61.784 8.15 2.15 19.21 8.698 100.001.3.7 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)=1000x22.4/(0.998998x17)=1318.969m其中 NH3
33、 L(19NH3)=L(19NH3)xX(19NH3)=1318.969x99.8998=1317.647 m CH4 L(19CH4)=L(19CH4)xX(19CH4)=1318.969x0.0484=0.638 m Ar L(19Ar)=L(19Ar)xX(19Ar)=1318.969x0.004=0.053 m -12-H2 L(19H2)=L(19H2)xX(19H2)=1318.969x0.0336=0.053 m N2 L(19N2)=L(19N2)xX(19N2)=1318.969x0.0141=0.186 m 液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.025V(20)=0.025xL
34、(19)=0.025x1318.969=32.974 m其中 NH3 V( 20NH3)=V(20NH3) y(20NH3)=32.974x61.874=20.373 m CH4 V(20CH4)=V(20CH4) y(20CH4)=32.974x8.149=2.687m Ar V(20Ar)=V(20Ar) y(20Ar)=32.974x2.159=0.712 m H2 V(20H2)=V(20H2) y(20H2)=32.974x19.21=6.334 m N2 V(20N2)=V(20N2) y(20N2)=32.974x8.698=2.868 m 液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(
35、20)=1318.969+32.974=1351.943 m 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)=1351.943 m 入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i)其中 NH 3 L(21NH3)=1317.647+20.373=1338.020 mCH4 L(21CH4)=0.638+2.687=3.325 mAr L(21Ar)=0.053+0.712=0.765 mH2 L(21H2)=0.443+6.334=6.777mN2 L(21N2)=0.186+2.868=3.054 m入口液体中组分含量核算,由
36、m(0i)=L(21i)/L(21):入口液体中氨含量 m(0NH 3)=1338.02/1351.943x100=98.97入口液体中甲烷含量 m(0CH 4)= 3.325/1351.943x100=0.246入口液体中氩含量 m(0Ar)= 0.765/1351.943x100=0.057入口液体中氢气含量 m(0H 2)= 6.777/1351.943x100=0.501入口液体中氮气含量 m(0N 2)= 3.045/1351.943x100=0.226入口液体中组分含量 m(0i) M(0i)1.3.8 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
37、 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 氨由前计算数据如下表：名称 NH3 CH4 Ar H2 N2 气量补充气 - 0.0098 0.0034 0.7276 0.2592 V 补放空气 0.13741 0.13064 0.04537 0.51494 0.017163 V 放弛放气 0.61874 0.08149 0.02159 0.1921 0.08698 32.974液氨 0.998998 0.000484 0.00004 0.000336 0.0.00141 1318.969入塔气 0.025 0.1136 0.03864 0.61875 0
38、.20625 V 入出塔气 0.165 0.12657 0.04392 0.49838 0.16612 V 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 -13-循环回路中惰性气体平衡: V 补 (yCH4 放 +yAr 放 )= 弛 (yCH4 放 +yAr
39、 放 )+V 弛 (yCH4 弛 +yAr 弛 )V 补 (0.0098+0.0034)=V 放 (0.12938+0.4493)+32.944(0.08149+0.02159)0.01332 V 补=0.17431 V 放 +3.39587循环回路中惰性气体平衡:V 出 yNH3-V 入 yNH3 入 =V 放 y 放 +V 弛 y NH3 弛 +LNH30.165V 出 -0.025V 入 =0.13741V 放 + 32.974 x 0.61784 + 1317.647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
40、放 -32.974-1317.647联立各式解得：V 放 =201.475 m ; V 补 =2917.8 m ; V 出 =9998.906 m ; V 入 =11364.61 m31.3.9 合成塔物料计算：入塔物料： 5=11364.610 m3NH3 V5NH3=11364.61 x 2.5=284.115m 3CH4 V5CH4=11364.61 x 11.136=1265.563m 3Ar V5Ar=11364.61 x 3.864=439.129m 3H2 V5H2=11364.61 x 61.875=7031.852m 3N2 V5N2=11364.61 x 20.625=2343.951m 3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 5=V6=V7=11364.610 m3出塔物料 V8=9998.906m3NH3 V8NH3=9998.906 x 16.5=1649.819m 3CH4 V8CH4=9998.906 x 12.657=1264.862m 3Ar V8Ar=99
