目录
1 总论 (1)
1.1设计任务的依据 (2)
1.2 产品方案 (2)
2 技术分析 (1)
2.1合成氨反应的特点 (1)
2.2合成氨反应的动力学 (2)
2.2.1反应机理 (3)
2.3氨合成工艺的选择 (3)
2.4系统循环结构 (4)
2.5分离工艺 (4)
3 生产流程简述 (5)
4 工艺计算 (6)
4.1 原始条件 (6)
4.2 物料衡算 (7)
4.2.1 合成塔物料衡算 (7)
4.2.2氨分离器气液平衡计算 (8)
4.2.3冷交换器气液平衡计算 (9)
4.2.4液氨贮槽气液平衡计算 (9)
4.2.5液氨贮槽物料计算 (10)
4.2.6合成系统物料计算...................... 错误！未定义书签。
4.2.7合成塔物料计算........................ 错误！未定义书签。
4.2.8水冷器物料计算........................ 错误！未定义书签。
4.2.9氨分离器物料计算...................... 错误！未定义书签。
4.2.10冷交换器物料计算..................... 错误！未定义书签。
4.2.11氨冷器物料计算....................... 错误！未定义书签。
4.2.12 冷交换器物料计算..................... 错误！未定义书签。
4.2.13 物料衡算结果汇总 (5)
参考文献 (21)
年产30万吨合成氨合成工段设计物料衡算部分
1 总论
氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位; 同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10 %的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70 %的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、
染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30 %的比例,称之为“工业氨”。
世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析, 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[1]。
1.1设计任务的依据
设计任务书是项目设计的目的和依据：
产量：300 kt/a 液氨
放空气（惰性气Ar +CH
4
）：17%
原料：新鲜补充气N
2 24.2%，H
2
75.1 %，CH
4
0.7%
合成塔进出口氨含量：2.5%，13.2%
合成塔入口惰性气含量:（惰性气Ar +CH
4
）～17%
年工作日 330 d
计算基准生产300000t氨
1.2 产品方案
产品的名称：氨(NH
3
)；
产品的质量规格：氨含量≥99.9%（wt%）；
产品的规模：30 kt/a 液氨；
产品的包装方式：氨为高压低温液体，合成后直接送到下一工段作为原料继续生产，多余部分设立氨储槽储存起来。
2 技术分析
2.1合成氨反应的特点
0.5N2＋1.5H2==NH3ΔHθ=-46.22 kJ·mol-1
(1)是可逆反应。即在氢气和氮气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气。
(2)是放热反应。在生成氨的同时放出热量，反应热与温度、压力有关。
(3)是体积缩小的反应。
(4)反应需要有催化剂才能较快的进行。
2.2合成氨反应的动力学
动力学过程氨合成为气固相催化反应，它的宏观动力学过程包括以下几个步骤:
a．混合气体向催化剂表面扩散(外,内扩散过程)；
b．氢,氮气在催化剂表面被吸附，吸附的氮和氢发生反应，生成的氨从催化剂表面解吸(表面反应过程)；
c. 氨从催化剂表面向气体主流体扩散(内,外扩散过程)。
对整个气固相催化反应过程，是表面反应控制还是扩散控制，取决于实际操作条件。低温时可能是动力学控制，高温时可能是内扩散控制；
大颗粒的催化剂内扩散路径长，小颗粒的路径短，所以在同样温度下大颗粒可能是内扩散控制，小颗粒可能是化学动力学控制。
2.2.1反应机理
氮、氢气在催化剂表面反应过程的机理，可表示为：
N
2
(g)+Cate —→2N(Cate)
H
2
(g)+Cate —→2H(Cate)
N(Cate) + H(Cate) —→NH(Cate)
NH(Cate) + H(Cate) —→NH
2
(Cate)
NH
2(Cate) + H(Cate) —→NH
3
(Cate)
NH
3(Cate)—→NH
3
(g) + (Cate)
实验结果证明,N
2
活性吸附是最慢的一步，即为表面反应过程的控制步骤。
2.3氨合成工艺的选择
考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收
降低能耗。
氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利, 但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，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。一般中小氮肥厂多为32MPa , 大型厂压力较低,为10～20MPa。由于近来低温氨催化剂的出现, 可使合成压力降低。
合成反应热回收是必需的, 是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率,多产蒸汽外, 应考虑提高回收热的位能, 即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高, 当然投资要多, 根据整体流程统一考虑。
本次设计选用中压法（压力为32MPa）合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。
2.4系统循环结构
氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢氮气，除为降低惰性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循环机进出口压差约为20~30大气压，它表示了整个循环系统阻力降的大小。
2.5分离工艺
进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口气体氨含量一般为10~20%，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种，一是水吸法，二是冷凝法，将合成气体降温，使其中的氨气冷凝成液氨，然后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。
目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氨贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来，通常成为“贮罐气”。
3 生产流程简述
气体从冷交换器出口分二路、一路作为近路、一路进入合成塔一次入口，气体沿内件与外筒环隙向下冷却塔壁后从一次出口出塔，出塔后与合成塔近路的冷气体混合，进入气气换热器冷气入口，通过管间并与壳内热气体换热。升温后从冷气出口出来分五路进入合成塔、其中三路作为冷激线分别调节合成塔。二、三、四层(触媒)温度，一路作为塔底副线调节一层温度，另一路为二入主线气体，通过下部换热器管间与反应后的热气体换热、预热后沿中心管进入触媒层顶端，经过四层触媒的反应后进入下部换热器管内，从二次出口出塔、出塔后进入废热锅炉进口，在废热锅炉中副产25MPa 蒸气送去管网，从废热锅炉出来后分成二股，一股进入气气换热器管内与管间的冷气体换热，另一股气体进入锅炉给水预热器在管内与管间的脱盐，脱氧水换热，换热后与气气换热器出口气体会合，一起进入水冷器。在水冷器内管被管外的循环水冷却后出水冷器，进入氨分离器，部分液氨被分离出来，气体出氨分离器，进入透平循环机入口，经加压后进入循环气滤油器出来后进入冷交换器热气进口。在冷交换器管内被管间的冷气体换热，冷却后出冷交换器与压缩送来经过新鲜气滤油器的新鲜气氢气、氮气会合进入氨冷器，被液氨蒸发冷凝到-5～-10℃，被冷凝的气体再次进入冷交，在冷交下部气液分离，液氨送往氨库气体与热气体换热后再次出塔，进入合成塔再次循环[2]。
4 工艺计算
4.1 原始条件
（1）年产量300kt，年生产时间扣除检修时间后按330天计，则产量为：300000/(330*24)=37.88t/h
（2）新鲜补充气组成
表4-1 新鲜补充气组成
组分H2N2CH4总计
含量（%）75.1 24.2 0.7 100
体积（m3/30万吨）650939688.9 209756863.8 6067347.3 866763900
kmol/30万吨29059807.5 9364145.7 270863.7 324467300.3
=2.5%
（3）合成塔入口中氨含量：NH3
入
（4）合成塔出口中氨含量：NH3
出=13.2%
（5）合成塔入口惰性气体含量：CH4 +Ar=17%
（6）合成塔操作压力：32Mpa
（7）精练气温度：35℃
1.2.3.4.5.——精炼气 6.7.8.9.10.11.12.14.17.18.——合成气；
13——放空气 20——弛放气 15.16.19.21——液氨
图4-1 计算物料点流程
4.2 物料衡算
4.2.1 合成塔物料衡算
（1）合成塔入口气组分：
入塔氨含量: y5NH3=2.5％;
入塔甲烷含量：y5CH4=17.00％；
入塔氢含量：y5H2=［100-（2.5+17）］×3/4×100％=60.375％；
入塔氮含量：y5N2=［100-（2.5+17）］×1/4×100％=20.125％
表4-2 入塔气组分含量（％）
NH3CH4H2N2小计
2.5 17 60.375 20.125 100
（2）合成塔出口气组分：
以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分，
出塔氨含量：y8NH3=13.2％
由下式计算塔内生成氨含量：
M
NH3
=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000×(0.132- 0.025)/(1+0.132)=94.523kmol 出塔气量:
M
8
=(M NH3+1000y5NH3)/y8NH3=(94.523+1000×0.025)/0.132=905.477kmol
出塔甲烷含量：
y
8CH4
=(M5/M8)×y5CH4=(1000/905.477)×17％=18.775％
出塔氢含量：
y
8H2
=3/4(1-y8NH3-y8CH4)×100％=3/4(1-0.132-0.18775)×100％=51.019％出塔氮含量：
y
8N2
=1/4(1-0.132-0.18775)×100％=17.006％
表4-3 出塔气体组分含量（％）
NH
3CH
4
H
2
N
2
小计
13.2 18.775 51.019 17.006 100 （3）合成率：
合成率=2M NH3/［M5(1-y5NH3-y5CH4)］×100％=2×94.523/［1000×
(1-0.025-0.17)］×100％=23.484％
4.2.2氨分离器气液平衡计算
设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分m(i）,分离气象组分y(i),气量V；分离液相组分x(i),液量L，其中进口物料组分m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以1kmol进口物料为计算基准，即F=1kmol。
表4-4 已知氨分离器入口混合物组分m(i)
NH3CH4H2N2小计
0.132 0.18775 0.51019 0.17006 1.00000
查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数：
表4-5 各组分平衡常数
K NH3K CH4K H2K N2
0.098 8.2 27.50 34.50
设（V/L）=21.16时，带入L×(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):
L
=m NH3/［1+(V/L)×K NH3］=0.132/(1+21.16×0.098)=0.042945 kmol NH3
L
= m CH4/［1+(V/L)×K CH4］=0.18775/(1+21.16×8.2)=0.001076 kmol CH4
L
=m H2/［1+(V/L)×K H2］=0.51019/(1+21.16×27.50)=0.000875 kmol H2
L
=m N2/［1+(V/L)×K N2］=0.17006/(1+21.16×34.50)=0.000233 kmol H2
L
= L NH3+ L CH4 + L H2+ L N2=0.042945+0.001076+0.000875+0.000233=0.045129 总
kmol
分离气体量：V=1-L=1-0.045129=0.954871 kmol
计算气液比：（V/L）＇=0.954871/0.045129=21.1587
误差［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（21.16-21.1587）/21.16×100％=0. 006％，
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=L NH3/L=0.042945/0.045129×100％=95.161％
液体中甲烷含量：x CH4=L CH4/L=0.001076/0.045129×100％=2.384％
液体中氢含量: x H2=L H2/L=0.000875/0.045129×100％=1.939％
液体中氮含量：x N2=L H2/L=0.000233/0.045129×100％=0.516％
表4-6 氨分离器出口液体含量（%）
NH3CH4H2N2小计
95.161 2.384 1.939 0.516 100.00
分离气体组分含量：
气体氨含量: y NH3=(m NH3-L NH3)/V=（0.132-0.042945）/0.954871=9.326%
气体甲烷含量：y CH4=(m CH4-L CH4)/V=（0.18775-0.001076）/0.954871= 19.55% 气体氢含量：y H2=(m H2-L H2)/V=（0.51019-0.000875）/0.954871=53.339％气体氮含量：y N2=(m N2-L N2)/V=（0.17006-0.000233）/0.954871=17.785％
表4-7 氨分离器出口气体含量（％）
NH3CH4H2N2小计
9.326 19.55 53.339 17.785 100.00
4.2.3冷交换器气液平衡计算
根据气液平衡原理x(i)=y(i)+K(i),由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量和操作条件下的分离温度可查出K（i），便可解出x（i）。
查t=-15℃,p=28.3MPa的平衡常数：
表4-8 各组分的平衡常数
K NH3K CH4K H2K N2
0.0254 27 75 80
冷交换器出口液体组分含量：
出口液体氨含量：x NH3=y NH3/K NH3=9.326/0.0254=98.3157％
出口液体甲烷含量：x CH4=y CH4/K CH4=19.55/27=0.6289％
出口液体氢含量: x H2=y H2/K H2==53.339/75=0.8041％
出口液体氮含量: x N2=y N2/K N2=17.785/80=0.2513％
表4-9 冷交换器出口液体组分含量（％）
NH3CH4H2N2小计
98.3157 0.6289 0.8041 0.2513 100.00
4.2.4液氨贮槽气液平衡计算
由于氨分离器出口分离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百分数。
G％=（1+y5NH3）×(y8NH3-y NH3.分)/(( y8NH3- y5NH3)×(1- y NH3.分))
=[(1+0.025）×（0.132-0.09326）]/ [（0.132-0.025）×（1-0.09326）]
=40.928％
水冷后分离液氨占总量的40.928％冷交，氨冷后分离液氨占总量的59.072％。
以液氨贮槽入口1kmol液体计算为准，即L0=1kmol，入口液体混合后组分含量：m
=L15X15i+L16X16i= G％L0X15i+(1- G％)X16i=0.40928X15i+0.59072X16i 0i
混合后入口氨含量：m0NH3=0.40928×0.95161+0.59072×0.983157=0.97025
混合后入口甲烷含量: m0CH4=0.40928×0.02384+0.59072×0.006289=0.013472
混合后入口氢含量：m0H2=0.40928×0.01939+0.59072×0.00804=0.012685
混合后入口氮含量：m0N2=0.40928×0.00516+0.59072×0.00251=0.0035946
表4-10 液氨贮槽入口液体含量（%）
m0NH3m0CH4m0H2m0N2小计
97.025 1.3472 1.2685 0.35946 100
当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：
表4-11 各组分的平衡常数
K NH3K CH4K H2K N2
0.598 170 575 620
根据气液平衡L i=m0i/[1+(V/L)k i],设(V/L)=0.076,代入上式得:
出口液体氨含量：L NH3=m0NH3/[(1+(V/L)×K NH3] =0.97025/(1+0.091×
0.598)=0.92807 kmol
出口液体甲烷含量：L CH4=m0CH4/[ 1+(V/L)×K CH4] =0.013472/(1+0.091×
170)=0.000968 kmol
=m0H2/[ 1+(V/L)×K H2]=0.012685/(1+0.091×出口液体氢气含量：L
H2
575)=0.000284 kmol
出口液体氮气含量：L N2=m0N2/[ 1+(V/L)×K N2] =0.0035946/(1+0.091×
620)=0.000075 kmol
L(总)=0.92807+0.000968+0.000284+0.000075=0.929397 kmol；
V=1-0.929397=0.070603 kmol,
(V/L)’=V/L=0.075966
误差 =(0.075966-0.076)/0.076×100％=-0.045%，参数设定符合，则出口液体各组分含量如下：
出口液体氨含量：x NH3=L NH3/L=0.92807/0.929397×100％=99.857％
出口液体甲烷含量：x CH4=L CH4/L=0.000968/0.929397×100％=0.104％
出口液体氢气含量：x H2=L H2/L=0.000284/0.929397×100％=0.0305％
出口液体氮气含量：x N2=L N2/L=0.000075/0.929397×100％=0.00807％
表4-12 液氨贮槽出口液氨组分（％）
NH3CH4H2N2小计
99.8570.1040.03050.00807 1.0000
出口弛放气各组分含量：
弛放气氨含量：
y
NH3
=(m0NH3-L NH3)/V=(0.97025-0.92807)/ 0.070603×100％=59.743％
弛放气甲烷含量：
y
CH4
=(m0CH4-L CH4)/V=(0.013472-0.000968)/ 0.070603×100％=17.710％
弛放气氢含量：
y
H2
=(m0H2-L H2)/V=(0.012685-0.000284)/ 0.070603×100％=17.564％
弛放气氮气含量：
y
N2
=(m0N2-L N2)/V=(0.0035946-0.000075)/ 0.070603×100％=4.985％
表4-13 出口弛放气组分含量（％）
NH3CH4H2N2小计
59.743 17.710 17.564 4.985 100
以液氨贮槽出口300000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
=300000000×22.4/(0.99857×17)=395860197.7m３=17672330.3kmol
其中 NH
3L
19NH3
=L19×X19NH3= 395860197.7×99.857﹪=395294117.6 m３=17647058.8kmol
CH
4L
19CH4
=L19CH4×X19CH4=395860197.7×0.104﹪= 411694.6m３=18379.2kmol
H 2 L
19H2
=L19×X19H2= 395860197.7×0.0305﹪=120737.4 m３=5390.1kmol
N 2 L
19N2
=L19×X19N2= 395860197.7×0.00807﹪=31945.9m３=1426.2kmol
液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.076
V
20
=0.076×L19=0.076×395860197.7=30085375.0m３=1343097.1kmol
其中NH3 V20NH3=V20×y20NH3= 30085375.0×0.59743=17973905.6m３=802406.5kmol
CH
4V
20CH4
=V20×y20CH4=30085375.0×0.17710=5328119.9m３=237862.5kmol
H 2V
20H2
=V20×y20H2=30085375.0×0.17564=5284195.3 m３=235901.6kmol
N 2V
20N2
=V2×y20N2=30085375.0×0.04985=1499755.9 m３=66953.4kmol
液氨贮槽出口总物料=L19+ V20=395860197.7+30085375.0=425945572.7 m３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
=L19+V20=425945572.7m３=19015427.4kmol
入口液体各组分含量计算:L21i= L19i + V20i
其中NH
3 L
21NH3
=395294117.6+17973905.6=413268023.2 m３=18449465.3kmol
CH
4 L
21CH4
=411694.6+5328119.9=5739814.5 m３=256241.7kmol
H 2 L
21H2
=120737.4 +5284195.3= 5404932.7m３=241291.6kmol
N
2 L
21N2
=31945.9+1499755.9=1531701.8m３=68379.5kmol
入口液体中组分含量核算,由 m′
0i =L
21(i)
/L
21
:
入口液体中氨含量 m′
0(NH3）
=413268023.2/425945572.7×100﹪=97.024﹪
入口液体中甲烷含量 m′
0(CH4)
= 5328119.9/425945572.7×100﹪=1.2509﹪
入口液体中氢气含量 m′
0(H2)
= 5284195.3 /425945572.7×100﹪=1.2406%
入口液体中氮气含量 m′
0(N2)
= 1499755.9 /425945572.7×100﹪=0.3521%
入口液体中组分含量 m′
0（i)≈ m
0（i)
4.2.6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，产品液氨L氨。
由前计算数据如下表：
图4-2 系统示意图
表4-14 各组分的含量
名称NH3CH4H2N2气量补充气-- 0.007 0.751 0.242 866763900放空气0.09326 0.1955 0.53339 0.17785 V放弛放气0.59743 0.17710 0.17564 0.04985 30085375.0液氨0.998570.001040.0003050.0000807395860197.7入塔气0.025 0.17 0.60375 0.20125 V入出塔气0.132 0.18775 0.51019 0.17006 V出
根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出：
循环回路中总物料体平衡:
V
入
=V出+ V补- V放- V弛- L NH3 ┉┉┉┉┉┉①
= V出+866763900- V放-30085375.0-395860197.7= V出-V放+440818327.3由于氨合成时体积减小
V
出
= V入-（0.09326V放+0.59743V弛+ L NH3）
= V入-（0.09326V放+0.59743×30085375.0+395860197.7）以V出代人①中V放=36989571.5 m3
循环回路中氨平衡:
V
出y
NH3
-V入y NH3入=V放y放+V弛y NH3弛+L NH3┉┉┉┉┉┉②
0.132V出-0.025V入=0.09326×36989571.5+ 0.59743×30085375.0+395860197.7=417283750.7
联立①②式解得：
V
出
=3805495624 m３; V入=4209324380m3
4.2.7合成塔物料计算
入塔物料：V5=4209324380m3=187916267.0kmol
NH
3V
5NH3
=4209324380×2.5﹪=105233109.5m3=4697906.7kmol
CH
4 V
5CH4
=4209324380×17﹪=715585144.6m3=31945765.4kmol
H 2 V
5H2
=4209324380×60.375﹪=2541379594m3=113454446.2kmol
N 2 V
5N2
=4209324380×20.125﹪=847126531.5m3=37818148.7kmol
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=4209324380m3=187916267.0kmol
出塔物料V8=3805495624m3=169888197.5kmol
NH
3V
8NH3
=3805495624×13.2﹪=502325422.4m3=22425242.0kmol
CH
4 V
8CH4
=3805495624×18.77﹪=714291528.6m3=31888014.7kmol
H 2 V
8H2
=3805495624×51.0188﹪=1941518201m3=86674919.7kmol
N 2
V
8N2
=3805495624×17.0062﹪=647170196.8m3=28891526.6kmol 合成塔生成氨含量：
ΔV NH3=V8NH3-V5NH3=502325422.4-105233109.5=397092312.9m3=301364701.8kg
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=3805495624m3
4.2.8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=3805495624m3 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)=21.16,有如下方程:
V
11出
/L11出=(V/L)=21.16 ┉┉┉┉┉┉①
V
11出
+L11出=L10入=3805495624 ┉┉┉┉┉┉②
将V11出=21.16L11出带入②得:
L
11出
=171728141.9m3= 7666434.9kmol ,
V
11出
=3633767482m3=162221762.6kmol
出口气体组分由V11i=V11出y11i得:
其中， NH
3V
11NH3
=3633767482×0.093264=338899690.5m3=15129450.5kmol
CH
4 V
11CH4
=12533.791×0.195497=710390641.4m3=31713867.9kmol
H 2 V
11H2
=12533.791×0.53384 =1939850433m3=86600465.7kmol
N 2
V
11N2
=12533.791×0.17785=646265546.7m3=28851140.5kmol
出口液体各组分由L
11i
=V8i-V11i
其中， NH
3
L
11NH3
=502325422.4-338899690.5=163425731.9m3=7295791.6kmol
CH
4 L
11CH4
=714291528.6-710390641.4=3900887.2m3=174146.75 kmol
H
2
L
11H2
=1941518201-1939850433=1667768m3=74453.9kmol
N
2
L
11N2
=647170196.8-646265546.7=904650.1m3=40386.2kmol
4.2.9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=3805495624m3
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＝3633767482m3，
出器液体L15＝L11出＝171728141.9m3=7666434.9kmol
其中 NH
3 L
15NH3
= 171728141.9×0.95161 =163418217.1m3=7295456.1kmol
CH
4 L
15CH4
=171728141.9× 0.02384 =4093998.9m3=182767.8kmol
H 2 L
15H2
= 171728141.9× 0.01940=3331526.0m3= 148728.8kmol
N 2 L
15N2
=171728141.9× 0.00515=884399.9m3=39482.1kmol
氨分离器出口气体放空V13=36989571.5m3=1651320.2kmol
其中， NH
3V
13NH3
=36989571.5×9.3264% =3449795.4m3=154008.7kmol
CH
4 V
13CH4
=36989571.5×19.5497% =7231350.3m3=322828.1kmol
H 2 V
13H2
=36989571.5×53.384% =19746512.9m3=881540.8kmol
N 2 V
13N2
=36989571.5×17.785% =6578595.3m3=293687.3kmol
4.2.10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
V
14
=V12-V13=3633767482-36989571.5 =3596777910.5m3=160570442.4kmol
其中， NH
3V
14NH3
=3596777910.5×9.326% =335449895m3=14975441.7kmol
CH
4 V
14CH4
=3596777910.5×19.5497% =703159291.2m3=31391039.8kmol
H 2 V
14H2
=3596777910.5×53.384% =1920103920m3=85718925.0kmol
N 2 V
14N2
=3596777910.5×17.785% =639686951.4m3=28557453.2kmol
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y NH3=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a，则：
a/(3596777910.5-335449895+a)=0.0649 a=226350324.2m3 L
17NH3
=V14NH3-a=335449895-226350324.2=109099570.8m3=4870516.6kmol 冷交换器热气出口气量及组分：
其中 NH
3V
17NH3
=V14NH3-L17NH3=335449895-109099570.8=226350324.2m3 =10104925.2 kmol
CH
4 V
17CH4
= V14CH4 =703159291.2m3
H 2 V
17H2
= V14H2 =1920103920m3
N 2 V
17N2
= V14N2=639686951.4m3
出口总气量
V
17
=V14-L17NH3=3596777910.5-109099570.8=3487678339.7m3=155699925.9 kmol 出口气体各组分：
NH
3V
17NH3
／V17=226350324.2／3487678339.7×100％=6.490％
CH
4 V
17CH4
／V17=703159291.2／3487678339.7×100％=20.161％
H 2 V
17H2
／V17=1920103920／3487678339.7×100％=55.054％
N 2 V
17N2
／V17=639686951.4／3487678339.7×100％=18.341％
4.2.11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V
1
=866763900m3
其中， CH
4 V
1CH4
=866763900× 0.007 =6067347.3m3=270863.7kmol
H 2 V
1H2
=866763900×0.751= 650939688.9m3=29059807.5kmol
N 2 V
1N2
=866763900× 0.242 =209756863.8m3=9364145.7kmol
V
18
（进器气体物料）=V1+V17=866763900+3487678339.7=4354442239.7m3
=194394742.8kmol
进器气体组分含量V18i=V1i+V17i
NH
3V
18NH3
= V17NH3=226350324.2m3=10104925.2kmol
CH
4 V
18CH4
=6067347.3+703159291.2=709226638.5m3=31661903.5kmol
H
2 V
18H2
=650939688.9+1920103920=2571043608.9m3
=114778732.5kmol
N 2 V
18N2
=639686951.4+209756863.8=849443815.2m3=37921598.9kmol
各组分百分含量y18i=V18i/V18
NH
3y
18NH3
=226350324.2/4354442239.7×100％=5.1981％
CH
4 y
18CH4
=709226638.5/4354442239.7×100％=16.2874％
H 2 y
18H2
=2571043608.9/4354442239.7×100％=59.0442％3
N 2 y
18N2
=849443815.2/4354442239.7×100％=19.5075％
进器液体等于冷交换器冷凝液氨量
L 18=L
18NH3
=L
17NH3
=109099570.8m3=4870516.6kmol
进器总物料＝V18+L18=4354442239.7+109099570.8=4463541810.50 m3
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b m3 b/(4354442239.7-226350324.2)=2.500％解得 b=103202298m3
则氨冷器中冷凝液氨量：
L′
18NH3
=V18NH3-b=226350324.2-103202298 =123148026.2m3=3078700.7kmol
氨冷器出口总液氨量:
L
2NH3
=L18NH3+L′18NH3=109099570.8+123148026.2=232247597.0m3=10368196.3 kmol
氨冷器出口气量:
V
2
=V18-b=4354442239.7 -103202298=4251239941.7m3=189787497.4kmol
其中， NH
3V
2NH3
=103202298m3=4607245.5kmol
CH
4 V
2CH4
= V18CH4=650939688.9m3=29059807.5kmol
H
2 V
2H2
= V18H2=2571043608.9m3=114778732.5kmol
N 2 V
2N2
= V18N2=849443815.2m3=37921598.9kmol
各组分百分含量y2i=V2i/V2
NH
3 y
2NH3
=103202298/4251239941.7×100％=2.428%
CH
4 y
2CH4
=650939688.9/4251239941.7×100％=15.312%
H 2 y
2H2
=8824.518/4251239941.7×100％=60.478%
N 2 y
2N2
=849443815.2/4251239941.7×100％=19.981%
出器总物料=V 2+L 2NH3=4251239941.7+232247597.0=8734727480.4m 3 4.2.12 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V 2=4251239941.7m 3；液体入口 L 2NH3=349498350.4m 3
由气液平衡计算得，以1Kmol 进口物料为计算基准：即 F=1
L +V =F ┉┉┉┉┉┉①
Lx NH3+Vy NH3=Fm NH3┉┉┉┉┉┉②
图4-3 冷交换器物料示意图 将y NH3=0.025，x NH3=0.983代入上式： V =（x NH3- m NH3）/（x NH3- y NH3）= 1.026- m NH3/0.958┉┉③
③式中m NH3可由物料平衡和氨平衡计算m NH3=V 2NH3/V 2
V 2′=V 1+V 17′┉┉┉┉┉┉④ V 17′=V 8-V 13-L 15┉┉┉┉┉┉⑤ V 2NH3′=V 2NH3+L 17NH3+L 18NH3′┉┉┉┉┉┉⑥
式中V 2′ ———冷交换器入口总物料；V 17′———冷交换器热气出口总物料 V ′2NH3 ———冷交换器入口总氨物料
将 V 8=4354442239.7m 3，V 13=36989571.5m 3，L 15=171728141.9m 3代入上式解得：
V 17′=4354442239.7-36989571.5-171728141.9=4145724526m 3 ∴V 2′=866763900 +4145724526= 5012488426 m 3；
V 2NH3′=103202298+226350324.2+123148026.2=452700648.4m 3=20209850.4kmol ∴m NH3= V 2NH3′/ V 2′=452700648.4/5012488426 =0.0903 代入③得：
V =1.026-0.0903/0.958=0.929；L =1-V =0.071；（L /V ）=0.071/0.929=0.0765 由（L /V ）可求出冷交换器冷凝液体量（L 16/V 3）=（L /V ）=0.0765
冷凝液体量 L 16=0.0765V 3=0.0765x4209324380=322013315.1m3
其中 NH 3 L 16NH3=322013315.1× 0.983157 =316589644.8 m 3=14133466.3kmol
CH 4 L 16CH4=322013315.1× 0.006289 =2025141.7 m 3=90408.1kmol H 2 L 16H2=322013315.1× 0.008041= 2589309.1 m 3=115594.2kmol N 2 L 16N2= 322013315.1× 0.002513 =809219.5 m 3=36125.9 kmol
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凝液体量V3= 5012488426 -322013315.1=4690475111.0m3=209291512.2kmol
其中 NH
3V
3NH3
=4690475111.0× 2.5% =117261877.8m3=5234905.3kmol
CH
4 V
3CH4
=4690475111.0×17%= 797380768.9m3=35597355.7kmol
H 2 V
3H2
=4690475111.0× 60.375%= 2829529111m3=126318263.9kmol
N 2 V
3N2
= 4690475111.0× 20.625%=943958116.1m3=42140987.3kmol
计算误差=（V3-V5）/V5×100％=(4690475111.0-4209324380)/ 4209324380×100％=11.4%
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％
=171728141.9×0.95161/(171728141.9×0.95161 +322013315.1×
0.983157)×100%
=51.62％
冷交换器分离液氨百分数：G
冷％=1-G
分
％=48.38％
计算误差=（G′-G
分
）/G′=(0.40928-0.5162)/0.40928=-0.26
4.2.13 物料衡算结果汇总
将以上的计算结果汇总与下表：
表4-15 物料计算汇总表：
装置单位N2H2CH4NH3总计
氨冷器出口(气体)2 摩尔分数% 19.98 60.48 15.31 2.43 100 m3 849443815.2 2571043608.9 650939688.9 103202298 4251239941.7 kmol 37921598.9 114778732.5 29059807.5 4607245.5 189787497.4
冷交器冷气出口3\4\5 摩尔分数% 20.13 60.33 17 2.5 100 m3 943958116.1 2829529111 797380768.9 117261877.8 4690475111.0 kmol 42140987.3 126318263.9 35597355.7 5234905.3 209291512.2
合成塔一次入口5\6\7 摩尔分数% 20.125 60.375 17 2.5 100 m3 847126531.5 2541379594 715585144.6 105233109.5 4209324380 kmol 37818148.7 113454446.2 31945765.4 4697906.7 187916267.0
合成塔二次出口8\9\10 摩尔分数% 17.006 51.019 18.775 13.2 100 m3 647170196.81941518201714291528.6502325422.43805495624 kmol 28891526.6 86674919.7 31888014.7 22425242.0 169888197.5
水冷器出摩尔分数% 17.785 53.339 19.55 9.326 100
口(气体)11
m3 646265546.71939850433710390641.4338899690.5 3633767482 kmol 28851140.5 86600465.7 31713867.9 15129450.5 162221762.6
水冷器出口(液体)11 摩尔分数% 0.53 0.98 2.30 96.19 100 m3 904650.1 1667768 3900887.2 163425731.9 171728141.9 kmol 40386.2 74453.9 174146.757295791.6 7666434.9
氨分离器出口气12 摩尔分数% 17.785 53.339 19.55 9.326 100 m3 646265546.71939850433710390641.4338899690.5 3633767482 kmol 28851140.5 86600465.7 31713867.9 15129450.5 162221762.6
放空气13 摩尔分数% 17.785 53.384 19.55 9.326 100 m3 6578595.319746512.97231350.33449795.436989571.5 kmol 293687.3 881540.8 322828.1 154008.7 1651320.2
冷交换器热气进口
14 摩尔分数% 17.785 53.339 19.55 9.326 100 m3 639686951.4 1920103920 703159291.2 335449895 3596777910.5 kmol 28557453.2 85718925.0 31391039.8 14975441.7 160570442.4
氨分离器出口液氨
15 摩尔分数% 0.515 1.94 2.384 95.161 100 m3 884399.9 3331526.0 4093998.9 163418217.1 171728141.9 kmol 39482.1148728.8182767.87295456.17666434.9
冷交换器出口液氨
16 摩尔分数% 0.2513 0.8041 0.6289 98.3157 100 m3 809219.5 2589309.1 2025141.7 316589644.8322013315.1 kmol 36125.9 115594.2 90408.1 14133466.3 21077.4
冷交换器热气出口(气体)17 摩尔分数% 18.4710 55.4432 20.3038 6.49 100 m3 639686951.4 1920103920 703159291.2 226350324.2 3487678339.7 kmol 28557453.2 85718925.0 31391039.8 10104925.2155699925.9
冷交换器热气出口(液体)17 摩尔分数% 0 0 0 100 100 m3 0 0 0 109099570.8 109099570.8 kmol 0 0 0 4870516.6 4870516.6
氨冷器进口(气体)18 摩尔分数% 19.51 59.04 16.29 5.20 100 m3 849443815.2 2571043608.9 709226638.5 226350324.2 4354442239.7 kmol 37921598.9 114778732.5 31661903.5 10104925.2 194394742.8
氨冷器进口(液体)18 摩尔分数% 0 0 0 100 100 m3 0 0 0 109099570.8 109099570.8 kmol 0 0 0 4870516.6 4870516.6
氨冷器出口(液体)2 摩尔分数% 0 0 0 100 100 m3 0 0 0 232247597.023*******.0 kmol 0 0 0 10368196.310368196.3
新鲜补充
气⑴摩尔分数% 24.2 75.1 0.7 0 100 m3 209756863.8 650939688.9 6067347.3 0 866763900 kmol 9364145.7 29059807.5 270863.7 0 324467300.3
驰放气组
成20 摩尔分数% 4.985 17.564 17.710 59.743 100 m3 1499755.9 5284195.3 5328119.9 17973905.6 30085375.0 kmol 66953.4235901.6237862.5802406.51343097.1
液氨贮槽进口液体
21 摩尔分数% 0.36 1.27 1.35 97.02 100 m3 1531701.8 5404932.7 5739814.5 413268023.2 425945572.7 kmol 68379.5241291.6256241.718449465.319015427.4
摘要 变换工段是指一氧化碳与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制备的继续。目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程。本设计针对中低温串联变换流程进行设计，对流程中各个设备进行物料、能料衡算、以及设备选型，并绘制了带控制点的流程图。 关键词：合成氨,变换,工艺设计，设备选型
30kt/a Retention Of Ammonia Synthesis Process Preliminary Design Abstact Transform section refers to the reactions that produce carbon dioxide carbon monoxide and hydrogen and water vapor in the process. Carbon monoxide transformation is the gas material purification process, and the preparation of gas material to continue. At present, the transformation mainly by grow string sections of variable process low. This design of low-temperature series transformation process of process design, materials, each device can material calculation, and the equipment selection, and plotted take control in the flow chart and variable furnace equipment assembly drawing. Keywords：ammonia, transformation, process design,equipment choice
合成氨工艺流程标准化管理部编码-[99968T-6889628-J68568-1689N]
将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器，除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段，加压到~，送入脱硫塔，用溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢，随后，气体经饱和塔进入热交换器，加热升温后进入一氧化碳变换炉，用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体，返回热交换器进行降温，并经热水塔的进一步降温后，进入变换器脱硫塔，以除去变换时产生的硫化氢。然后，气体进入二氧化碳吸收塔，用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段，升压到压缩机~后，依次进入铜洗塔和碱洗塔，使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20（ppm）以下，以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段，升压到~MPa进入滤油器，在此与循环压缩机来的循环气混合，经除油后，进入冷凝塔和氨冷器的管内，再进入冷凝塔的下部，分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间，与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下，将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中，约含氨10~20%，经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后，其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成，为了调节氢氮比，在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气，这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段：空气从煤气炉的底部吹入，使燃料燃烧，热量贮存于燃料中，为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。上吹制气阶段：从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽，和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段：将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入，生成的半水煤气由炉底引出。二次上吹制气阶段：水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层，将炉底残留的半水煤气排净，为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段：从炉底部吹入空气，所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源，并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程，然后重新转入吹风阶段，进入下一个循环。原料气的净化：除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质，将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗（脱除二氧化碳）、铜洗（脱除一氧化碳）、碱洗（脱除残余二氧化碳）等几个工段构成，主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫：原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀，而且能引起催化剂中毒，必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂，当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附，脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫，再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液，当含硫气体通过脱硫剂时，硫化物被液体剂吸收，除去气体中的绝大部分硫化氢。
年产五万吨合成氨合成工段工艺设计设计
目录 中文摘要 (1) 英文摘要 (2) 1 引言 (2) 1.1 氨的基本用途 (2) 1.2 合成氨技术的发展趋势 (2) 1.3 合成氨常见工艺方法 (2) 1.3.1 高压法 (2) 1.3.2 中压法 (2) 1.3.3 低压法 (2) 1.4 设计条件 (2) 1.5 物料流程示意图 (2) 2 物料衡算 (2) 2.1 合成塔入口气组成 (2) 2.2 合成塔出口气组成 (2) 2.3 合成率计算 (2) 2.4 氨分离器出口气液组成计算 (2) 2.5 冷交换器分离出的液体组成 (2) 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 (2) 2.7 液氨贮槽物料衡算 (2) 2.8 合成循环回路总物料衡算 (2) 3 能量衡算 (2) 3.1 合成塔能量衡算 (2) 3.2废热锅炉能量衡算 (2) 3.3 热交换器能量衡算 (2) 3.4 软水预热器能量衡算 (2) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (2) 3.6 循环压缩机能量衡算 (2) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (2) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (2) 4 设备选型及管道计算 (2) 4.1 管道计算 (2) 4.2 设备选型 (2) 结论 (2) 致谢 (2) 参考文献 (2)
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：H 2 73.25%，N 2 25.59%， CH 4 1.65%,Ar 0.51%合成操作压力为31MPa， 合成塔入口气的组成为NH 3(3.0%),CH 4 +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
四川理工学院 毕业设计 题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系别化学工程与工艺 专业无机化工 011 指导教师 教研室主任 学生姓名 接受任务日期 20XX年2月28日 完成任务日期 20XX年6月1日
四川理工学院 毕业论文任务书 材料与化学工程系无机化工专业2001-1 班题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 起迄日期20XX年 2 月25 日起至20XX 年 6 月1日止 指导老师 教研室主任（签名） 系主任（签名） 学生姓名 批准日期20XX 年 2 月25 日 接受任务日期20XX 年 2 月25 日 完成任务日期20XX 年 6 月 1 日
一、设计（论文）的要求： 1、说明书包括前言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺流 程确定，以及主要设备的选择说明，对本设计的评述。 2、计算部分包括物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，主要设备 计算。 3、图纸带控制点的工艺流程图。 二、设计（论文）的原始数据： 天然气成分：以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日330天,其余数据自定。 三、参考资料及说明： 《化工工艺设计手册》（上、下册）、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其他相关杂志。
目录 1.前言 (4) 2.工艺原理 (4) 3.工艺条件 (5) 4.工艺流程的确定 (6) 5.主要设备的选择说明 (6) 6.对本设计的综述 (6) 第一章变换工段物料及热量衡算 (8) 第一节中变物料及热量衡算 (8) 1．确定转化气组成 (8) 2．水汽比的确定 (8) 3．中变炉一段催化床层的物料衡算 (9) 4．中变炉一段催化床层的热量衡算 (11) 5．中变炉催化剂平衡曲线 (13) 6. 最佳温度曲线的计算 (14) 7．操作线计算 (15) 8．中间冷淋过程的物料和热量计算 (16) 9．中变炉二段催化床层的物料衡算 (17) 10.中变炉二段催化床层的热量衡算 (18) 第二节低变炉的物料与热量计算 (19) 第三节废热锅炉的热量和物料计算 (24) 第四节主换热器的物料与热量的计算 (26) 第五节调温水加热器的物料与热量计算 (28) 第二章设备的计算 (29) 1. 低温变换炉计算 (29) 2. 中变废热锅炉 (31) 及致谢 (35)
合成氨仿真实习报告 篇一：合成氨仿真实习报告 南京工业大学 城建学院 仿真实习报告书 刘皓 28 安全工程系 化学化工实验教学中心 XX年10月 合成仿真实习报告 30万吨合成氨装置模型照片 一、实习的目的 合成仿真实习是理论联系实际，应用和所学专业知识的一项重要环节，是培养我们动手能力和学习能力的一个重要手段。仿真实习是以仿真的实习模式，在既保证学生安全又能完美提供实习机会的情况下，学校给予我们的一次专业实践的机会。是我们在学习专业知识后进行实际运用的重要环节，它对培养我们的动手能力有很大的意义，同时也能使我们了解化工工艺的重点要素，仿真实习是我们走向工作岗位的必要前提。
二、实习要求 1．实习装置为合成氨生产仿真装置。要求了解并熟悉生产过程及控制，包括： 1）生产方法和原理，原料、催化剂及产品特性； 2）生产工艺流程（流程中设备、主副管线，过程操作和控制）； 3）各工序工艺条件及控制：主要设备操作温度、压力和组成； 4）主要设备型式、结构； 5）主要设备及管线上的控制仪表及调节方法。 2.搜集信息途径 1）听讲座（拟安排工艺及设备、仿真装置及操作等讲座）； 2）现场实习：熟悉工艺流程、设备、及仿真软件操作，熟悉仿真模型； 3）阅读实习指导书、流程图、设备图及其它文献资料。 三、实习内容 仿真实习的主要内容是：以河南化肥厂为原型的大型合成氨全流程仿真模型和以宁夏化工厂为原型的合成氨大工段DCS控制系统仿真软件。两者均以天然气为原料的合成氨工艺，通过仿真实习了解合成氨工艺原理与流程，掌握合成
氨生产中的主要参数和DCS控制系统的操作。 以下为东方仿真软件的合成氨工艺流程。 (1) 合成氨装置转化工段 1 概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2 原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C4H4S+4H2=C4H10+H2S RC=CR’+H2=RCH2-CH2R’
目录 摘要 (3) ABSTRACT (4) 第一章总论 (5) 1.1 概述 (5) 1.2 氨的性质 (5) 1.2.1 氨的物理性质 (5) 1.2.2氨的化学性质 (6) 1.3 原料气来源 (6) 1.4 文献综述 (6) 1.4.1 合成氨工业的发展 (7) 1.4.2我国合成氨工业的现状 (7) 1.4.3合成氨工业的发展趋势 (7) 1.5 设计任务的项目来源 (8) 第二章流程方案的确定 (9) 2.1生产原理 (9) 2.2各生产方法及特点 (9) 2.3工艺条件的选择 (10) 2.4合成塔进口气的组成 (11) 第三章工艺流程简述 (13) 3.1 合成工段工艺流程简述 (13) 3.2 工艺流程方框图 (14) 第四章工艺计算 (15) 4.1 物料衡算 (15) 4.1.1设计要求 (15) 4.1.2计算物料点流程图 (16) 4.1.3合成塔入口气组分 (16) 4.1.4合成塔出口气组分 (17) 4.1.5合成率 (18)
4.1.6氨分离器气液平衡计算 (18) 4.1.7冷交换器气液平衡计算 (20) 4.1.8液氨贮槽气液平衡计算 (21) 4.1.9合成系统物料计算 (24) 4.1.10合成塔物料计算 (25) 4.1.11水冷器物料计算 (26) 4.1.12氨分离器物料计算 (27) 4.1.13冷交换器物料计算 (27) 4.1.15氨冷器物料计算 (30) 4.1.17液氨贮槽物料计算 (30) 4.2 热量衡算 (30) 4.2.1冷交换器热量计算 (30) 4.2.2 氨冷凝器热量衡算 (33) 4.2.3循环机热量计算 (33) 4.2.4合成塔热量衡算 (35) 4.2.5废热锅炉热量计算 (37) 4.2.6热交换器热量计算 (38) 4.2.7水冷器热量衡算 (39) 第五章设备选型及设计计算 (40) 5.1 合成塔催化剂层设计 (40) 5.2 废热锅炉设备工艺计算 (42) 5.2.1计算条件 (42) 5.2.2管内给热系数的计算 (42) 5.2.3管外给热系数 (46) 5.2.4传热总系数K (46) 5.2.5传热温差 (47) 5.2.6传热面积 (47) 参考文献 (50) 致谢 (51)
第四章物料衡算 1.教学目的与要求 掌握化工过程物料衡算的基本方法，包括无化学反应的物料衡算、有化学反应的物料衡算。 2.主要教学内容 物料衡算式、物料衡算的基本方法、无化学反应的物料衡算、有化学反应的物料衡算以及物料衡算的计算机解题。 3.重点与难点： 重点：无化学反应及有化学反应的物料衡算方法 难点：具有循环、排放及旁路过程的物料衡算 4.学时分配： 8+6S 学时 物料衡算是化工计算中最基本、也是最重要的内容之一，它是能量衡算的基础。 通常，物料衡算有两种情况，一种是对已有的生产设备或装置，利用实际测定的数据，算出另—些不能直接测定的物料量。用此计算结果，对生产情况进行分析、作出判断、提出改进措施。另一种是设计一种新的设备或装置，根据设计任务，先作物料衡算，求出进出各设备的物料量，然后再作能量衡算，求出设备或过程的热负荷，从而确定设备尺寸及整个工艺流程。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律，即在—个孤立物系中，不论物质发生任何变化，它的质量始终不变(不包括核反应，团为核反应能量变比非常大，此定律不适用)。
第一节物料衡算式 4－1 化工过程的类型 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或行将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类型。 间歇操作过程： 4－2 物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积累量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为； 如果体系内发生化学反应，则对任一个组分或任一种元素作衡算时，必须把由反应消耗或生成的量亦考虑在内。所以(4—1)式成为： 上式对反应物作衡算时．由反应而消耗的量，应取减号，对生成物作衡算时，由反应而生成的量，应取加号。 但是，列物料衡算式时应该注意，物料平衡是指质量平衡，不是体积或物质的量(摩尔数)平衡。若体系内有化学反应，则衡算式中各项用摩尔／时为单位时，，必须考虑反应式中的化学计量系数。出为反应前后物料中的分子数不守恒。 第二节物料衡算的基本方法 进行物料衡算时，为了能顺利地解题，避免错误，必须掌握解题技巧，
工艺流程说明： 将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器，除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段，加压到1.9~2.0Mpa，送入脱硫塔，用A.D.A.溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢，随后，气体经饱和塔进入热交换器，加热升温后进入一氧化碳变换炉，用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体，返回热交换器进行降温，并经热水塔的进一步降温后，进入变换器脱硫塔，以除去变换时产生的硫化氢。然后，气体进入二氧化碳吸收塔，用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段，升压到压缩机12.09~13.0Mpa后，依次进入铜洗塔和碱洗塔，使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20（ppm）以下，以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段，升压到30.0~32.0 MPa进入滤油器，在此与循环压缩机来的循环气混合，经除油后，进入冷凝塔和氨冷器的管内，再进入冷凝塔的下部，分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间，与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下，将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中，约含氨10~20%，经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后，其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成，为了调节氢氮比，在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气，这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段：空气从煤气炉的底部吹入，使燃料燃烧，热量贮存于燃料中，为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。 上吹制气阶段：从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽，和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段：将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入，生成的半水煤气由炉底引出。 二次上吹制气阶段：水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层，将炉底残留的半水煤气排净，为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段：从炉底部吹入空气，所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源，并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程，然后重新转入吹风阶段，进入下一个循环。原料气的净化：除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质，将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗（脱除二氧化碳）、铜洗（脱除一氧化碳）、碱洗（脱除残余二氧化碳）等几个工段构成，主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫：原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀，而且能引起催化剂中毒，必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂，当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附，脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫，再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液，当含硫气体通过脱硫剂时，硫化物被液体剂吸收，除去气体中的绝大部分硫化氢。 CO变换：一氧化碳对氨催化剂有毒害，因此在原料气进入合成氨工序之前必须将一氧
南京工业大学 合成氨仿真实习报告书 学院：城市建设与安全工程学院班级、学号：安全1905090323 姓名（签名）： 2011年11 月
1 实习目的 仿真实习是认识实习实习计划的组成部分，通过实习使学生了解化工生产一般特点、规律和工艺参数的控制，获得化工生产实践知识，培养运用化工专业理论知识，分析和解决实际问题的能力，为今后毕业论文（设计）和所从事的化工实际工作打下良好的实践基础。 2 实习要求 1.实习装置为合成氨生产仿真装置。要求了解并熟悉生产过程及控制，包括： 1）生产方法和原理，原料、催化剂及产品特性； 2）生产工艺流程（流程中设备、主副管线，过程操作和控制）； 3）各工序工艺条件及控制：主要设备操作温度、压力和组成； 4）主要设备型式、结构； 5）主要设备及管线上的控制仪表及调节方法。 2.搜集信息途径 1）听讲座（拟安排工艺及设备、仿真装置及操作等讲座）； 2）现场实习：熟悉工艺流程、设备、及仿真软件操作，熟悉仿真模型； 3）阅读实习指导书、流程图、设备图及其它文献资料。 3 实习内容 仿真实习的主要内容是：以河南化肥厂为原型的大型合成氨全流程仿真模型和以宁夏化工厂为原型的合成氨大工段DCS控制系统仿真软件。两者均以天然气为原料的合成氨工艺，通过仿真实习了解合成氨工艺原理与流程，掌握合成氨生产中的主要参数和DCS控制系统的操作。
3.1 合成氨装置转化工段 1、概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2、原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C4H4S+4H2=C4H10+H2S RC=CR’+H2=RCH2-CH2R’ 氧化锌是一种内表面积颇大，硫容较高的接触反应型脱硫剂。除噻吩及其衍生物外，脱除硫化氢及各种有机硫化物的能力极高，可将出口气中硫含量降至0.1PPm以下。 氧化锌脱硫反应：ZnO+H2S=ZnS+H2O 原料天然气在原料气预热器（141－C）中被低压蒸汽预热后，进入活性碳脱硫槽（101－DA、102－DA一用一备），进行初脱硫后，经压缩机（102－J）加压。在一段炉对流段低温段加热到230℃左右与103-J段来的氢混合后进入Co －Mo加氢和氧化锌脱硫槽（108－D）终脱硫后，天然气中的总硫≤0.1ppm。 3、原料气的一段蒸汽转化 经脱硫后的原料气的总硫含量降至0.1PPm以下，与水蒸汽混合后进行转化反应：
合成氨工艺控制方案总结 一合成氨工艺简介 中小型氮肥厂是以煤为主要原料，采用固定层间歇气化法制造合成氨原料气。从原料气的制备、净化到氨的合成，经过造气、脱硫、变换、碳化、压缩、精炼、合成等工段。工艺流程简图如下所示： 该装置主要的控制回路有：（1）洗涤塔液位； （2）洗涤气流量； （3）合成塔触媒温度； （4）中置锅炉液位； （5）中置锅炉压力； （6）冷凝塔液位； （7）分离器液位； （8）蒸发器液位。 其中触媒温度控制可采用全系数法自适应控制，其他回路采用PID控制。 二主要控制方案 （一）造气工段控制 工艺简介： 固定床间歇气化法生产水煤气过程是以无烟煤为原料，周期循环操作，在每一循环时间里具体分为五个阶段；(1)吹风阶段约37s；(2)上吹阶段约39s；(3)下吹阶段约56s；(4)二上吹阶段约12s；(5)吹净阶段约6s. l、吹风阶段 此阶段是为了提高炉温为制气作准备的。这一阶段时间的长短决定炉温的高低， 时间过长，炉温过高；时间过短，炉温偏低并且都影响发气量，炉温主要由这一阶段控制。般工艺要求此阶段的操作时间约为整个循环周期的18％左右。 2、上吹加氮制气阶段 在此阶段是将水蒸汽和空气同时加入。空气的加入增加了气体中的氮气含量，是调节H2/N2的主要手段。但是为了保证造气炉的安全该段时间最多不超过整个循环周期的26％。 3、上吹制气阶段 该阶段与上吹加氯制气总时间为整个循环的32％，随着上吹制气的进行下部炉温逐渐下降，为了保证炉况和提高发气量，在此阶段蒸汽的流量最好能得以控制。 4、下吹制气阶段 为了充分地利用炉顶部高温、提高发气量，下吹制气也是很重要的一个阶段。这段时间
毕业设计 题目年产五万吨合成氨变换工段工艺初步设计 系别化学工程与工艺 专业 指导教师 教研室主任 学生姓名 接受任务日期 完成任务日期
四川理工学院 毕业论文任务书 指导老师 教研室主任（签名） 系主任（签名） 学生姓名 批准日期2005 年 2 月25 日接受任务日期2005 年 2 月25 日完成任务日期2005 年 6 月 1 日
一、设计（论文）的要求： 1、说明书包括前言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺流 程确定，以及主要设备的选择说明，对本设计的评述。 2、计算部分包括物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，主要设备 计算。 3、图纸带控制点的工艺流程图。 二、设计（论文）的原始数据： 天然气成分：以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。 年工作日330天,其余数据自定。 三、参考资料及说明： 《化工工艺设计手册》（上、下册）、《氮肥工艺设计手册》理化数据、《化肥企业产品能平衡》、《小合成氨厂工艺技术与设计手册》、《合成氨工学》、《化工制图》、《化工原理》、《化学工程》、《化工设计概论》以及关于氮肥的其他相关杂志。
目录 1.前言 (4) 2.工艺原理 (4) 3.工艺条件 (5) 4.工艺流程的确定 (6) 5.主要设备的选择说明 (6) 6.对本设计的综述 (6) 第一章变换工段物料及热量衡算 (8) 第一节中变物料及热量衡算 (8) 1．确定转化气组成 (8) 2．水汽比的确定 (8) 3．中变炉一段催化床层的物料衡算 (9) 4．中变炉一段催化床层的热量衡算 (11) 5．中变炉催化剂平衡曲线 (13) 6. 最佳温度曲线的计算 (14) 7．操作线计算 (15) 8．中间冷淋过程的物料和热量计算 (16) 9．中变炉二段催化床层的物料衡算 (17) 10.中变炉二段催化床层的热量衡算 (18) 第二节低变炉的物料与热量计算 (19) 第三节废热锅炉的热量和物料计算 (24) 第四节主换热器的物料与热量的计算 (26) 第五节调温水加热器的物料与热量计算 (28) 第二章设备的计算 (29) 1. 低温变换炉计算 (29) 2. 中变废热锅炉 (31) 参考文献及致谢 (35)
氨合成仿真实习报告 一、实习目的及意义 仿真实习是毕业实习计划的组成部分，通过实习使学生了解化工生产一般特点、规律和工艺参数的控制，获得化工生产实践知识，培养运用化工专业理论知识，分析和解决实际问题的能力，为今后毕业论文（设计）和所从事的化工实际工作打下良好的实践基础。 二、合成氨工艺原理与流程 (1) 合成氨装置转化工段 1 概述 转化工段包括下列主要部分: 原料气脱硫、原料气的一段蒸汽转化、转化气的二段转化、高变、低变、给水、炉水和蒸汽系统。 2 原料气脱硫 天然气中含有少量硫化物，这些硫化物可以使多种催化剂中毒而不同程度地使其失去活性，硫化氢能腐蚀设备管道。因此，必须尽可能地除去原料气中的各种硫化物。 加氢转化主要指在加入氢气的条件下使原料气中有机硫转化为无机硫。加氢转化不能达到直接脱硫的目的，但经转化后就大大的利于硫的脱除。在有机硫转化的同时，也能使烯烃类加氢转化为烷氢类从而可减少下一工序蒸汽转化催化剂析炭的可能性。 在采用钴钼催化剂的条件下，主要进行如下反应： R-SH+H2=RH+H2S R-S-R’+2H2=RH+R’H+H2S C 4H 4 S+4H 2 =C 4 H 10 +H 2 S RC=CR’+H 2=RCH 2 -CH 2 R’ 氧化锌是一种内表面积颇大，硫容较高的接触反应型脱硫剂。除噻吩及其衍生物外，脱除硫化氢及各种有机硫化物的能力极高，可将出口气中硫含量降至0.1PPm以下。 氧化锌脱硫反应：ZnO+H 2S=ZnS+H 2 O 原料天然气在原料气预热器（141－C）中被低压蒸汽预热后，进入活性碳脱硫槽（101－DA、102－DA一用一备），进行初脱硫后，经压缩机（102－J）加压。在一段炉对流段低温段加热到230℃左右与103-J段来的氢混合后进入Co－Mo加氢和氧化锌脱硫槽（108－D）终脱硫后，天然气中的总硫≤0.1ppm。
1、合成氨生产工艺介绍 1）造气工段 造气实质上是碳与氧气和蒸汽的反应，主要过程为吹风和制气。具体分为吹风、上吹、下吹、二次上吹和空气吹净五个阶段。原料煤间歇送入固定层煤气发生炉内，先鼓入空气，提高炉温，然后加入水蒸气与加氮空气进行制气。所制的半水煤气进入洗涤塔进行除尘降温，最后送入半水煤气气柜。 造气工艺流程示意图 2）脱硫工段 煤中的硫在造气过程中大多以H2S的形式进入气相，它不仅会腐蚀工艺管道和设备，而且会使变换催化剂和合成催化剂中毒，因此脱硫工段的主要目的就是利用DDS脱硫剂脱出气体中的硫。气柜中的半水煤气经过静电除焦、罗茨风机增压冷却降温后进入半水煤气脱硫塔，脱除硫化氢后经过二次除焦、清洗降温送往压缩机一段入口。脱硫液再生后循环使用。
脱硫工艺流程图 3）变换工段 变换工段的主要任务是将半水煤气中的CO在催化剂的作用下与水蒸气发生放热反应，生成CO2和H2。河南中科化工有限责任公司采用的是中变串低变工艺流程。经过两段压缩后的半水煤气进入饱和塔升温增湿，并补充蒸汽后，经水分离器、预腐蚀器、热交换器升温后进入中变炉回收热量并降温后，进入低变炉，反应后的工艺气体经回收热量和冷却降温后作为变换气送往压缩机三段入口。
变换工艺流程图 4）变换气脱硫与脱碳 经变换后，气体中的有机硫转化为H2S，需要进行二次脱硫，使气体中的硫含量在25mg/m3。脱碳的主要任务是将变换气中的CO2脱除，对气体进行净化，河南中科化工有限责任公司采用变压吸附脱碳工艺。来自变换工段压力约为1.3MPa左右的变换气，进入水分离器，分离出来的水排到地沟。变换气进入吸附塔进行吸附，吸附后送往精脱硫工段。 被吸附剂吸附的杂质和少量氢氮气在减压和抽真空的状态下，将从吸附塔下端释放出来，这部分气体称为解析气，解析气分两步减压脱附，其中压力较高的部分在顺放阶段经管道进入气柜回收，低于常 压的解吸气经阻火器排入大气。
第一节物料衡算式 4－1 化工过程的类型 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或行将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类型。 间歇操作过程： 4－2 物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积累量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为； 如果体系内发生化学反应，则对任一个组分或任一种元素作衡算时，必须把由反应消耗或生成的量亦考虑在内。所以(4—1)式成为： 上式对反应物作衡算时．由反应而消耗的量，应取减号，对生成物作衡算时，由反应而生成的量，应取加号。 但是，列物料衡算式时应该注意，物料平衡是指质量平衡，不是体积或物质的量(摩尔数)平衡。若体系内有化学反应，则衡算式中各项用摩尔／时为单位时，，必须考虑反应式中的化学计量系数。出为反应前后物料中的分子数不守恒。 第二节物料衡算的基本方法 进行物料衡算时，为了能顺利地解题，避免错误，必须掌握解题技巧，按正确的解题方法和步骤进行。尤其是对复杂的物料衡算题，更应如此，这样才能获得准确的计算结果。 4－3 画物料流程简图方法
求解物料衡算问题，首先应该根据给定的条件画出流程简图。图中用简单的方框表示过程中的设备，用线条和箭头表示每个流股的途径和流向。并标出每个流股的已知变量（如流量、组成)及单位。对一些未知的变量，可用符号表示。4—4 计算基准及其选择 进行物料、能虽衡算时，必须选择一个计算基准。从原则上说选择任何一种计算基准，都能得到正确的解答。但是，计算基准选择得恰当，可以使计算简化，避免错误。 对于不同化工过程，采用什么基准适宜，需视具体情况而定，不能什硬性规定。 根据不同过程的特点，选样计算基准时，应该注意以下几点： 1. 应选择已知变量数最多的流股作为计算基准。 2.对液体或固体的体系，常选取单位质量作基准。 3. 对连续流动体系，用单位时间作计算基准有时较方便。 4. 对于气体物料，如果环境条件(如温度、压力)已定，则可选取体积作基准。
《化工工艺设计任务书》
变换工艺设计说明书 设计题目小合成氨厂低温变换工段工艺设计 课题来源小合成氨厂低温变换工段工艺设计变换工段化学工艺设计标准变换工段在合成氨生产起的作用既是气体净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。 要求：1.绘制带控制点的工艺流程图 2.系统物料、能量衡算 3.系统主要设备能力及触媒装填量核算 4?该工段设备多，工艺计算复杂，分变换炉能力及触媒装填量核算、系统热量核算和系统水循环设备及能力核算。 变换工艺流程 低压机四段来的半水煤气压力 2.0 MPa，温度40C的半脱气经热水洗涤塔除去气体中的油 污、杂质，进入饱和塔下部与上部喷淋下来的166?175 C的热水逆流接触，进行传质传热， 使气体中的水汽含量接近饱和，从塔顶出来到蒸汽喷射器，补入外管来的高压蒸汽，进一步 提高气体的温度和水气比，使出0/干气=0.6?0.7。达到变换所需的液气比值。接着气体进 入半水煤气换热器I,半水煤气换热器n管内加热，温度升至300 C,经过加压电炉进入中 变炉内。中变炉触媒分三段，每段各装一层触媒，上段出口变换气CO含量13?15%，温度 437C，通过甲烷化加热器壳程换热和增湿器降温，增湿温度降至370C进入中变二段，二 段出口CO变换率8?9%，温度403 C进入增温器，三段出口变换气中，CO 3?3.5%，温度386C，经过半水煤气换热器n和半水煤气换热器I的管间，加热进中变的半水煤气，温度降至285C 然后进入一水加热器被管内的循环热水降温至185C,进入低变炉进行低温变换。 低变炉触媒分上、下两段，每段各层一层耐硫变换催化剂，上段出口变换气温度222C，含CO 0.5?0.6%，进入段间冷却器管间，温度降至190C，进入低变炉下段反应，出口变换气 温度232 C,含CO 0.2?0.3%，进入二水加热器降温后，温度170 C进入热水塔与饱和塔底 出来的热水逆流接触，进行传质传热，进一步降温并回收热量，147C的变换气接着又进入 脱盐水预热器管内与来自脱盐水站的脱盐水换热后进入变换气水冷器管间，出来后温度降至 40 C,在变换气水分离器内，分离冷凝水后去变脱工段。 变换工段化学工艺设计原则 1.入工序气体流量：6000kmol/h （干基）压力： 2.47Mpa温度：40 C 2.入口气体组分：CO%=2.01% CO2%=10.95% 出％=41.49% 2%=1 3.93% CH4%=0.21% H2O%=31.23% Ar=0.18 %（体积比） 3.出口气体组分：CO% < 0.34% （体积比） 目录
物料衡算 物料衡算是化工计算中最基本、也是最重要的内容之一，它是能量衡算的基础。一般在物料衡算之后，才能计算所需要提供或移走的能量。通常，物料衡算有两种情况，一种是对已有的生产设备或装置，利用实际测定的数据，算出另一些不能直接测定的物料量。用此计算结果，对生产情况进行分析、作出判断、提出改进措施。另一种是设计一种新的设备或装置，根据设计任务，先作物料衡算，求出进出各设备的物料量，然后再作能量衡算，求出设备或过程的热负荷，从而确定设备尺寸及整个工艺流程。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律，即在一个孤立物系中，不论物质发生任何变化，它的质量始终不变（不包括核反应，因为核反应能量变化非常大，此定律不适用）。 3－1物料衡算式 1、化工过程的类型 化工过程操作状态不同，其物料或能量衡算的方程亦有差别。 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或者将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类别。 闻歇操作过程：原料在生产操作开始时一次加入，然后进行反应或其他操作，一直到操作完成后，物料一次排出，即为间歇操作过程。此过程的特点是在整个操作时间内，再无物料进出设备，设备中各部分的组成、条件随时间而不断变化。
连续操作过程：在整个操作期间，原料不断稳定地输入生产设备，同时不断从设备排出同样数量（总量）的物料。设备的进料和出料是连续流动的，即为连续操作过程。在整个操作期间，设备内各部分组成与条件不随时间而变化。 半连续操作过程：操作时物料一次输入或分批输入，而出料是连续的，或连续输入物料，而出料是一次或分批的。 稳定状态操作就是整个化工过程的操作条件（如温度、压力、物料量及组成等）如果不随时间而变化，只是设备内不同点有差别，这种过程称为稳定状态操作过程，或称稳定过程。如果操作条件随时间而不断变化的，则称为不稳定状态操作过程，或称不稳定过程。 间歇过程及半连续过程是不稳定状态操作。连续过程在正常操作期间，操作条件比较稳定，此时属稳定状态操作多在开、停工期间或操作条件变化和出现故障时，则属不稳定状态操作。 2、物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。所谓体系就是物料衡算的范围，它可以根据实际需要人为地选定。体系可以是一个设备或几个设备，也可以是一个单元操作或整个化工过程。 进行物料衡算时，必须首先确定衡算的体系。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积果量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为： ???? ?????? ?????? ??物料量积累的＋物料量输出的＝物料量输入的
氨合成工段仿真实训讲义 一、实验目的 １、深入了解化工过程操作原理。提高学生对化工过程的开车、停车运行能力。 2 、掌握控制系统的投运和调整技术。 3 、提高对复杂化工过程动态运行的分析和决策能力。 4 、提高识别和排除事故的能力。 5 、科学的严格的考核与评价学生经过训练后所达到的操作水平和理论联系实际的能力。 二、 工艺原理 氨的合成是氨厂最后一道工序，任务是在适当的温度、压力和有催化剂存在的条件下，将经过精制的氢氮混和气直接合成为氨。然后将所生成的气体氨从未合成为氨的混和气体中冷凝分离出来，得到产品液氨，分离氨后的氢氮气体循环使用。 (一) 氨合成反应的特点 氨合成的化学反应式如下： Q NH N 2 1H 23322+?+ 这一化学反应具有如下几个特点： （1） 是可逆反应。即在氢气和氮气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气。 （2） 是放热反应。在生成氨的同时放出热量，反应热与温度、压力有关。 （3） 是体积缩小的反应。 （4） 反应需要有催化剂才能较快的进行。 (二) 氨合成反应的化学平衡 氨合成反应的平衡常数p K 可表示为： p K =) N (p )H (P )NH (p 25.025.13? 式中p(NH 3)、p(H 2)、p(N 2)-----为平衡状态下氨、氢、氮的分压。
由于合成反应是可逆、放热、体积缩小的反应，根据平衡移动定律可知，降低 温度，提高压力，平衡向生成氨的方向移动，平衡常数增大。所以，在实际生产中，氨的合成反应均在加压下进行。 (三) 氨合成动力学 （1）反应机理 氮与氢自气相空间向催化剂表面接近，其绝大部分自外表面向催化剂毛细孔的 内表面扩散，并在表面上进行活性吸附。吸附氮与吸附氢及气相氢进行化学反应，一次生成NH 、NH 2、、NH 3。后者至表面脱附后进入气相空间。可将整个过程表示如下： )(2N H )(2N H )(2N H )2N H ()()(N 33H22H2H222气相吸附吸附吸附吸附气相脱吸气相中的气相中的气相中的??→?????→?????→ ?????→?→N 在上述反应过程中，当气流速度相当大，催化剂粒度足够小时，外扩散光和内 扩散因素对反应影响很小，而在铁催化剂上吸附氮的速度在数值上很接近于合成氨的速度，即氮的活性吸附步骤进行的最慢，是决定反应速度的关键。这就是说按得合成反应速度是由氮的吸附速度所控制的。 （2）反应速度 反应速度是以单位时间内反应物质浓度的减少量或生成物质浓度的增加量来 表示。在工业生产中，不仅要求获得较高的氨含量，同时还要求有较快的反应速度，以便在单位时间内有较多的氢和氮合成为氨。 根据氮在催化剂表面上的活性吸附是氨合成过程的控制步骤、氮在催化剂表面 成中等覆盖度、吸附表面很不均匀等条件，捷姆金和佩热夫导得的速度方程式如下： ) ()()()()(W 25.132325.121H p NH p k NH p H p N p k -= W-----反应的瞬时总速度，为正反应和逆反应速度之差 1k 、2k ----正、逆反应速度常数 )NH (P )N (P )H (p 322、、----为氢、氮、氨气体的分压。 （3）内扩散的影响
目录 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 (15) 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 (30) ~ 3.3 热交换器能量衡算 (31) 3.4 软水预热器能量衡算 (32) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (33) 3.6 循环压缩机能量衡算 (35) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (36) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (38) 4 设备选型及管道计算 (40) 4.1 管道计算 (40) , 4.2 设备选型 (42) 结论 (43) 致谢 (44) 参考文献 (45)
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：H273.25%， N225.59%，CH41.65%,Ar0.51%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 , 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 stepsturnning 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 theammonia 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