年產(chǎn)十五萬噸合成氨畢業(yè)設計

摘要本文主要是合成氨合成工段的設計，主要包括物料計算、熱量計算以及設備的選型，生產(chǎn)產(chǎn)品為液氨，生產(chǎn)能力為15萬噸液氨/年。與傳統(tǒng)流程相比擬，具有節(jié)能低耗的特點，通過設計兩個串聯(lián)的氨冷器，在低壓下，既減少了動力消耗，又保證了合成塔入口氨含量的要求。合成塔出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐、水冷器冷卻至常溫，進入氨別離器后局部氨被冷凝并被別離出來，再進入冷凝塔上部的冷交換器冷卻后與新鮮氣混合，進入氨冷器1冷卻至0攝氏度，為降低其負荷進入氨冷器2繼續(xù)冷卻至-15攝氏度使絕大局部氨冷凝下來，并在冷凝塔下部使液氨別離出來，循環(huán)氣經(jīng)冷凝塔上的換熱器加熱至22攝氏度后經(jīng)循環(huán)壓縮機補充壓力至15MPa后進入合成塔，開始下一個循環(huán)。關鍵詞：合成氨；合成工段；節(jié)能低耗AbstractThisarticleismainlyammoniasynthesissectiondesign,includingthecalculationofmaterial,heatcalculationandequipmentselection,fortheproductionofliquidammonia,liquidammoniaproductioncapacityof150000tons/year.ComparedwiththetraditionalproCesscomparedwithenergysaving,lowconsumption,throughthedesignofthetwoseriesoftheammoniacooler,underlowpressure,whichreducespowerconsumption,andensuresthatthesynthetictowerentranceammoniacontentrequirement.Synthesistoweroutletgaswasteheatboiler,watercoolercoolingtoroomtemperature,ammoniaintoammoniaseparatorafterbeingcondensedandseparatedoutagainintothecondensingtower,theupperpartofthecoldheatexchangercoolingandfreshgasmixture,intotheammoniacooler1iscooledto0degreesCelsius,toreducetheloadintotheammoniacooler2continuedcoolingto-15degreesCmakemostammoniacondensed,andthecondensingtowerbottomsothattheliquidammoniaisseparated,circulatinggasbycondensationtowerheatexchangerheatingto22degreesCaftercirculatingcompressoraddedpressureto15MPaafterenteringsynthetictower,thestartofthenextcycle.Keywords:ammoniasynthesis;synthesisprocess;Lowenergyconsumption目錄TOC\o"1-2"\h\u前言1第1章說明書21.1合成氨的原料組成21.2合成氨的方法21.3合成氨的工藝流程21.3合成氨的機理和反響條件確實定41.4合成氨的催化劑5第2章原材料及產(chǎn)品主要技術規(guī)格72.1原材料技術規(guī)格72.2氨水產(chǎn)品技術規(guī)格72.3液氨產(chǎn)品技術規(guī)格7第3章工藝流程簡述93.1工藝流程圖93.2流程簡述93.3設計規(guī)模及特點10第4章物料計算114.1設計要求114.2帶工作點的工藝流程簡圖114.3物料計算11第5章熱量衡算285.1冷交換器熱量計算285.2氨冷凝器熱量計算305.3循環(huán)機熱量計算325.4合成塔熱量衡算335.5沸熱鍋爐熱量計算345.6熱交換器熱量計算355.7水冷器熱量衡算365.8氨別離器熱量衡算37第6章設備的選型與計算386.1合成塔催化劑層設計386.2熱鍋爐設備工藝計算426.3熱交換器設備工藝計算456.4水冷器設備工藝計算506.5冷交換器設備工藝計算52參考文獻58致謝59前言氨在國民經(jīng)濟中占有重要地位?，F(xiàn)在約有80%的氨用來制造化學肥料，其余作為生產(chǎn)其他化工產(chǎn)品的原料。除液氨可直接作為肥料外，農業(yè)上使用的氨肥，例如尿素、硝酸銨、磷酸銨、硫酸銨、氯化銨、氨水以及各種含氮混肥和復肥，都是以氨為原料的。氨在工業(yè)上主要用來制造炸藥和各種化學纖維及塑料，從氨可以制的硝酸，進而再制造硝酸銨、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纖維素等。在化纖和塑料工業(yè)中，那么以氨、硝酸和尿素等作為氮源，生產(chǎn)己內酰胺、尼龍6單體、己二胺、人造絲、丙烯腈、酚醛樹脂和脲醛樹脂等產(chǎn)品。氨的其他工業(yè)用途也十分廣泛，例如，用作冰、空調、冷藏等系統(tǒng)的制冷劑，在冶金工業(yè)中用來提取礦石中的銅、鎳等金屬，在醫(yī)藥和生物化學方面用作生產(chǎn)磺胺類藥物、維生素、蛋氨酸和其他氨基酸等等。合成氨是一個產(chǎn)量噸位大、與國名經(jīng)濟密切，特別是對開展農業(yè)具有重要意義的化工產(chǎn)品，現(xiàn)在全世界的生產(chǎn)能力和年產(chǎn)量都以億噸計，主要用作肥料和生產(chǎn)其他肥的原料。從二戰(zhàn)結束以后，隨著科技的進步和原料路線的轉變，機械和設備制作、煉金材料和新催化劑的開發(fā)，合成氨生產(chǎn)面貌有了重大的變化。本文主要是合成氨合成工段的設計，主要包括物料計算、熱量計算以及設備的選型，生產(chǎn)產(chǎn)品為液氨，生產(chǎn)能力為15萬噸液氨/年。與傳統(tǒng)流程相比擬，具有節(jié)能低耗的特點，通過設計兩個串聯(lián)的氨冷器，在低壓下，既減少了動力消耗，又保證了合成塔入口氨含量的要求。第1章說明書1.1合成氨的原料組成合成氨的主要原料可分為固體原料、液體原料和氣體原料。經(jīng)過近百年的開展，合成氨技術趨于成熟，形成了一大批各有特色的工藝流程，但都是由三個根本局部組成，即原料氣制備過程、凈化過程以及氨合成過程。1.2合成氨的方法〔1〕天然氣制氨。天然氣先經(jīng)脫硫，然后通過二次轉化，再分別經(jīng)過一氧化碳變換、二氧化碳脫除等工序，得到的氮氫混合氣，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳約0.1%～0.3%〔體積〕，經(jīng)甲烷化作用除去后，制得氫氮摩爾比為3的純潔氣，經(jīng)壓縮機壓縮而進入氨合成回路，制得產(chǎn)品氨。以石腦油為原料的合成氨生產(chǎn)流程與此流程相似。〔2〕重質油制氨。重質油包括各種深度加工所得的渣油，可用局部氧化法制得合成氨原料氣，生產(chǎn)過程比天然氣蒸汽轉化法簡單，但需要有空氣別離裝置?？諝鈩e離裝置制得的氧用于重質油氣化，氮作為氨合成原料外，液態(tài)氮還用作脫除一氧化碳、甲烷及氬的洗滌劑?！?〕煤〔焦炭〕制氨。隨著石油化工和天然氣化工的開展，以煤〔焦炭〕為原料制取氨的方式在世界上已很少采用，但是由于我國煤擁有極大的儲量，并且煤產(chǎn)量較大，所以在我國用煤制氨的方法依然運用很廣泛。本設計采用的就是以煤〔焦炭〕來制氨的方法。1.3合成氨的工藝流程(1)原料氣制備將煤和天然氣等原料制成含氫和氮的粗原料氣。對于固體原料煤和焦炭，通常采用氣化的方法制取合成氣；渣油可采用非催化局部氧化的方法獲得合成氣；對氣態(tài)烴類和石腦油，工業(yè)中利用二段蒸汽轉化法制取合成氣。(2)凈化對粗原料氣進行凈化處理，除去氫氣和氮氣以外的雜質，主要包括變換過程、脫硫脫碳過程以及氣體精制過程。①一氧化碳變換過程在合成氨生產(chǎn)中，各種方法制取的原料氣都含有CO，其體積分數(shù)一般為12%~40%。合成氨需要的兩種組分是H2和N2，因此需要除去合成氣中的CO。變換反響如下：CO+H2O→H2+CO2ΔH=-41.2KJ/mol由于CO變換過程是強放熱過程，必須分段進行以利于回收反響熱，并控制變換段出口剩余CO含量。第一步是高溫變換，使大局部CO轉變?yōu)镃O2和H2；第二步是低溫變換，將CO含量降至0.3%左右。因此，CO變換反響既是原料氣制造的繼續(xù)，又是凈化的過程，為后續(xù)脫碳過程創(chuàng)造條件。②脫硫脫碳過程各種原料制取的粗原料氣，都含有一些硫和碳的氧化物，為了防止合成氨生產(chǎn)過程催化劑的中毒，必須在氨合成工序前加以脫除，以天然氣為原料的蒸汽轉化法，第一道工序是脫硫，用以保護轉化催化劑，以重油和煤為原料的局部氧化法，根據(jù)一氧化碳變換是否采用耐硫的催化劑而確定脫硫的位置。工業(yè)脫硫方法種類很多，通常是采用物理或化學吸收的方法，常用的有低溫甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。粗原料氣經(jīng)CO變換以后，變換氣中除H2外，還有CO2、CO和CH4等組分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化劑的毒物，又是制造尿素、碳酸氫銨等氮肥的重要原料。因此變換氣中CO2的脫除必須兼顧這兩方面的要求。一般采用溶液吸收法脫除CO2。根據(jù)吸收劑性能的不同，可分為兩大類。一類是物理吸收法，如低溫甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一類是化學吸收法，如熱鉀堿法，低熱耗本菲爾法，活化MDEA法，MEA法等。③氣體精制過程經(jīng)CO變換和CO2脫除后的原料氣中尚含有少量剩余的CO和CO2。為了防止對氨合成催化劑的毒害，規(guī)定CO和CO2總含量不得大于10cm3/m3(體積分數(shù))。因此，原料氣在進入合成工序前，必須進行原料氣的最終凈化，即精制過程。目前在工業(yè)生產(chǎn)中，最終凈化方法分為深冷別離法和甲烷化法。深冷別離法主要是液氮洗法，是在深度冷凍(<-100℃)條件下用液氮吸收別離少量CO，而且也能脫除甲烷和大局部氬，這樣可以獲得只含有惰性氣體100cm3/m3以下的氫氮混合氣，深冷凈化法通常與空分以及低溫甲醇洗結合。甲烷化法是在催化劑存在下使少量CO、CO2與H2反響生成CH4和H2O的一種凈化工藝，要求入口原料氣中碳的氧化物含量(體積分數(shù))一般應小于0.7%。甲烷化法可以將氣體中碳的氧化物(CO+CO2)含量脫除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性氣體CH4的含量。甲烷化反響如下：CO+3H2→CH4+H2OΔH=-206.2KJ/molCO2+4H2→CH4+2H2OΔH=-165.1KJ/mol(3)氨合成將純潔的氫、氮混合氣壓縮到高壓，在催化劑的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨產(chǎn)品的工序，是整個合成氨生產(chǎn)過程的核心局部。氨合成反響在較高壓力和催化劑存在的條件下進行，由于反響后氣體中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反響氫氮氣循環(huán)的流程。氨合成反響式如下：N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4KJ/mol1.3合成氨的機理和反響條件確實定合成氨的反響為N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4KJ/mol可以看出氨的合成是一個放熱、氣體總體積縮小的可逆反響?！?〕在反響熱力學方面：合成氨的熱效應不僅取決于溫度，而且與氣體的組成、壓力有關，氫、氮混合卻完全轉化為氨，在不同壓力溫度下的反響熱計算式為-ΔHr=3.83408+〔22.83+3.5196x104T-1+1.9249x1010T-3〕p+22.3875T+1.057x10-3T2-7.0832x10-6T3KJ/Kmol式中p為合成壓力(MPa)根據(jù)拉休經(jīng)驗關系式lgKp=2074.8/T-2.4993lgT+aT+1.856x10-7+ca、c和壓力有關，一直氨合成的Kp值后，就可以求得該反響條件下的平衡物系中氨的含量設平衡時總壓力為p，NH3的摩爾分率為x(平衡氨含量)，H2/N2的混合比為R，惰性氣體的含量為i時，那么各組分的平衡分壓為：PNH3=pxpN2=p(1-x-i)/(1+R)pH2=pR(1-x-i)/(1+R)代入Kp=pNH3/pN20.5pH23整理得x/(1-x-i)2=KpR1.5p/(1+R)2p根據(jù)該式可知溫度對平衡氨含量有顯著的影響，壓力一定時，溫度下降，平衡氨含量增加，但是化學反響速度降低，到達平衡時間較長，為了工業(yè)上的較快反響速度，必須在催化劑的起燃溫度〔400-450℃〕進行反響，要保持一定數(shù)量的平衡氨含量，所以必須在高壓進行氨的合成，因為溫度一定是，壓力上升，平衡氨含量增加。另外，在原料氣N2+3H2時，NH3的平衡濃度到達最大值，惰性氣體存在是，平衡濃度降低，但影響較小，故無需一直排空，只需要定期排空即可?！?〕在反響動力學方面：在固相催化劑作用下，氫氮混合反響生成氨，工業(yè)上稱之謂氣固相催化反響過程。由于反響速度對合成塔的設計和操作條件是重要因素，為此，對合成氨反響的機理及其反響速度進行了研究合成氨過程可以分為以下四個過程：1、N2分子吸附2、H2分子的吸附3、在催化劑外表進行反響4、氨的脫附根據(jù)以上機理，杰姆金-佩日夫認為氨的脫附是控制步驟，并提出在鐵的催化劑上氨的微分動力學方程：rNH3=dpNH3/dt=K1pN2(pH23/pNH3)-K2(pNH32/pH2)1-a式中rNH3——反響速度，mol(NH3)/(h·m3)(催化劑)K1、K2——氨合成及分解反響的速度常數(shù)pN2、pH2、pNH3——N2、H2、NH3氣體分壓MPaa——常數(shù)，是催化劑性質及反響條件而定對于一般的催化劑a=0.5，平衡時反響速度等于0，對于一般的鐵催化劑，正反響活化能等于KJ/mol之間，而逆反響的活化能在163-193Kj/mol當反響據(jù)平衡甚遠時不在適用，特別是當pNH3=0時，由此得rNH3=無窮大，這顯然是不合理的，為此，杰姆金提出了遠離平衡時的動力學方程：rNH3=K1pN2〔1-a〕PH2a根據(jù)平衡研究，H2：N2之比為3:1時最正確，但是根據(jù)在催化劑上氨合成研究說明，氮氣體分壓提高有利于提高氨合成的化學反響速率，從而提高收率，所以實際生產(chǎn)中，氫氮比為左右。1.4合成氨的催化劑熱力學計算說明，低溫、高壓對合成氨反響是有利的，但無催化劑時，反響的活化能很高，反響幾乎不發(fā)生。當采用鐵催化劑時，由于改變了反響歷程，降低了反響的活化能，使反響以顯著的速率進行。小合成氨廠使用的氨合成催化劑一般是國產(chǎn)的A系列，主要有A106，A110，A110-2，A110-3，本次設計主要應用的是A106型催化劑，其主要成分是Fe3O4,Al2O3,K2O,Cao,SiO2,其中Fe3O4是主要成分，約占90%，其余組成統(tǒng)稱促進劑。Al2O3：是結構性助催化劑，在催化劑制備過程中通過熔融進入四氧化三鐵晶格，Al2O3能通尖晶石型的Fe3O4作用生成FeAl2O4,形成鋁酸鹽，以代替三氧化二鐵，均勻的分布在催化劑晶格內。在四氧化三鐵被復原時，Al2O3未被復原，在中間起骨架作用，增加a-Fe外表積和保持多孔結構。K2O：試點自行助催化劑，它可以提高催化劑的固有活性，當四氧化三鐵被復原時，K2O未被復原，他聚集在a-Fe晶粒的界面上，由于它的強堿性，使外表逸出功降低，有利于氮的吸附?？商岣叽呋瘎┗钚浴５硪环矫鏁档丸F的比外表積。CaO：能與氧化鋁及氧化硅形成硅鋁酸鹽化合物，減少K2O與氧化鋁和氧化硅的作用，可是大局部的K2O余留下來做活化鐵使用，提高熱穩(wěn)定性和抗毒害能力SiO2：能減弱促進劑的作用，但另一方面能提高熱穩(wěn)定性和抗水汽毒害能力第2章原材料及產(chǎn)品主要技術規(guī)格2.1原材料技術規(guī)格表2-1原材料技術規(guī)格序號名稱規(guī)格成分百分含量〔摩爾〕1精練氣氫氣氮氣氨氣甲烷氬氣72.7625.9200.980.342.2氨水產(chǎn)品技術規(guī)格表2-2氨水產(chǎn)品技術規(guī)格序號名稱規(guī)格標準等級組分百分含量12農業(yè)用氨水工業(yè)用氨水一級品二級品三級品一級品二級品三級品氨氨氨氨殘渣氨殘渣氨殘渣＞20＞18＞15＞25＜0.3＞20＜0.3＞20＜0.5部標HGI-88-64部標HGI-88-642.3液氨產(chǎn)品技術規(guī)格表2-3液氨品技術規(guī)格序號名稱規(guī)格國家標準等級組分百分含量12液氨液氨一級品二級品氨水和油氨水和油＞99.8＜0.2＞99.5＜0.5GB356-65GB356-65第3章工藝流程簡述3.1工藝流程圖圖3-1工藝流程圖3.2流程簡述由氮氫氣壓縮機送來的35℃～45℃的新鮮氣，與放空后經(jīng)冷交換器來的循環(huán)氣混合，而后溫度被降至20℃，進入氨冷器Ⅰ。氣體管內流動，液氨在管外蒸發(fā)，由于氨大量蒸發(fā)吸收了混合氣的熱量，使管內氣體進一步被冷卻至0℃左右，為降低氨冷器Ⅰ負荷，進入氨冷器Ⅱ繼續(xù)冷卻至-15℃左右，出氨冷器后的氣液混合物，在冷交換器的下部用別離器將液氨別離，別離出的液氨進入液氨貯罐，分氨后的循環(huán)氣上升至上部換熱器殼程被熱氣體加熱至22℃后出冷交換器，然后，氣體經(jīng)循環(huán)壓縮機，補充壓力至15兆帕，由合成塔的下部進入進行合成反響，氣體氨含量增加到16.5﹪，再經(jīng)塔內下?lián)Q熱器將熱量移走，后進入沸熱鍋爐，副產(chǎn)1.3Mpa蒸氣。換熱產(chǎn)生蒸汽后進入循環(huán)器加熱器一次出塔氣體至160℃，本身溫度降至112℃左右進水冷器被冷卻產(chǎn)生局部液氨，溫度降至35℃，混合氣液進氨別離器，別離液氨，別離的液氨去液氨罐貯存，出氨別離器的氣體那么局部放空，放空氣去氫回收裝置，放空后的循環(huán)氣經(jīng)冷交換器降溫至17℃與新鮮氣混合，繼續(xù)下一循環(huán)。3.3設計規(guī)模及特點本工段生產(chǎn)液氨，生產(chǎn)能力為15萬噸液氨/年，與傳統(tǒng)流程相比擬，具有節(jié)能低耗的特點，通過設計兩個串聯(lián)的氨冷器，在低壓下，既減少了動力消耗，又保證了合成塔入口氨含量的要求；現(xiàn)具體起來如下：〔1〕循環(huán)機位置：本工段設置在氨別離系統(tǒng)后，合成塔之前，從而充分利用循環(huán)機壓縮功，提高進合成塔溫度，減少冷量消耗，降低氨冷器負荷，同時提高進塔壓力，提高合成率，而進循環(huán)機的氨冷量較低，防止了塔后循環(huán)機流程容易帶液氨而導致循環(huán)機泄漏。〔2〕反響熱回收的方式及利用：這涉及到廢熱鍋爐的熱量利用幾合成塔塔外換熱器如何科學設置的問題，廢熱鍋爐的配置實際上是如何提高反響熱的回收率和獲得高品位熱的問題，本設計選擇塔后換熱器及后置鍋爐的工藝路線，設置塔后換熱器使廢熱鍋爐出口氣體與合成塔二進氣體換熱，充分提高合成塔二進溫度，相應提高了合成塔二出溫度，進廢熱鍋爐的氣體溫度為360度，副產(chǎn)1.3兆帕的中壓蒸汽，充分提高回收熱量品位?！?〕采用“二進二出〞合成流程：全部冷氣經(jīng)合成塔環(huán)隙后進入熱交換器，可使合成塔體個點溫度分布均勻，出口氣體保持較低溫度，確保合成塔長期平安穩(wěn)定運行，與循環(huán)機來的冷氣直接進入熱交換器相比，使熱交換器出口溫度增大。進入水冷的氣體溫度降低意味著合成余熱回收率高和水冷負荷低。〔4〕水冷器、氨冷器的設置：水冷后別離液氨再進行冷交，氨冷有利于降低后續(xù)氨冷的負荷，邊冷卻邊別離液氨，即提高了液氨的別離效果，又防止了氣液兩相流的存在，通過設置兩氨冷器的冷凝充分解決了低壓下，水冷后很少有氨冷凝下來的矛盾，到達了進一步冷卻，保證合成塔入口氨冷量的要求?！?〕補充氣及放空點位置設置：補充氣設置在冷交的二次入口，以便減少系統(tǒng)阻力，并通過氨冷進一步洗脫微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等雜質，有利于保護觸媒防止管道和設備堵塞。放空點設置在冷交換器和氨別離器之間，氨分后有效氣體濃度較低，惰性氣體含量較高，有利于降低新鮮氣單耗。第4章物料計算4.1設計要求年工作日：330天；系統(tǒng)工作壓力：15MPa精練氣組成〔％〕：H272.76,N225.92,CH40.98,Ar0.34合成塔進氣〔％〕：NH32.5,CH4+Ar15;出氣，NH316.5水冷器出口溫度：35℃設計裕度：10％4.2帶工作點的工藝流程簡圖圖4-1帶工作點的工藝流程簡圖4.3物料計算4.3.1合成塔物料計算合成塔入口氣組分：入塔氨含量：y4NH3=2.5％;入塔甲烷含量：y4CH4=15.00％x0.98/〔0.98+0.34〕x100％=11.136％；入塔氫含量：y4H2=［100-〔2.5+11.136+3.864〕］x3/4x100％=61.875％；入塔氬含量：y4Ar〔0.98+0.34〕x100％=3.864％；入塔氮含量：y4N2=［100-〔2.5+11.136+3.864〕］x1/4x100％=20.625％表4-1入塔氣組分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小計2.511.1363.86461.87520.625100合成塔出口氣組分：以1000Kmol入塔氣作為基準求出塔氣組分，由下式計算塔內生成氨含量：MNH3=M4(y7NH3-y4NH3)/(1+y7NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172Kmol出塔氣量:M7=入塔氣量—生成氨含量=1000-120.172=879.828Kmol出塔氨含量：y7NH3=16.5％出塔甲烷含量：y7CH4=(M4/M7)y4CH4=(1000/879.828)x11.136％=12.657％出塔氨含量：y7Ar=(M4/M7)y4A％=4.392％出塔氫含量：y7H2=3/4(1-y7NH3-y7CH4-y7Ar)x100％=3/4(1-0.165-0.12657-0.043921)x100％=49.838％出塔氮含量：y7N2=1/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)x100％=16.612％表4-2出塔氣體組分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小計16.512.6574.39249.83816.612100合成率：合成率=2MNH3/［M4(1-y4NH3-y4CH4-y4Ar)］x100％=2x120.172/［1000(1-0.025-0.11364-0.03964)］x100％=29.133％4.3.2氨別離器氣液平衡計算表4-3氨別離器入口混合物組分m(i)mNH3mCH4mH2mArmN2小計0.1650.126570.043920.498380.166121.00000表4-4查35℃，P=14.4555MPa各組分平衡常數(shù)：KNH3KCH4KArKH2KN20.1388822.648562.825780.377172.8704設〔V/L〕=29.85時，帶入Lx(i)=m(i)/［1+(V/L)xK(i)］=L(i):LNH3=mNH3/［1+(V/L)xKNH3］=0.032066KmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)xKCH4］=0.000187KmolLAr=mAr/［1+(V/L)xKAr］=0.000023KmolLH2=mH2/［1+(V/L)xKH2］=0.000208KmolLH2=mN2)/［1+(V/L)xKN2］=0.000077KmolL總=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.032559Kmol別離氣體量：V=1-L=1-0.032559=0.967441Kmol；計算氣液比：〔V/L〕＇=0.967441/0.032559=29.713;誤差［〔V/L〕-〔V/L〕＇］/〔V/L〕=〔〕/29.85X100％=0.46％，結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=0.03266/0.032559x100％=98.48％液體中氬含量：xAr=LAr/L=0.000023/0.032559xI00％=0.07％液體中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00185/0.032559x100％=0.57％液體中氫含量：xH2=LH2/L=0.000208/0.032559x100％=0.64％液體中氮含量：xN2=LH2/L=0.000077/0.032559x100％=0.24％表4-5氨別離器出口液體含量〔%〕NH3CH4ArH2N2小計98.480.570.070.640.24100.00別離氣體組分含量：氣體氨含量yNH3=［mNH3-LNH3］/V=(0.165-0.02066)/0.967441x100％=13.410％氣體甲烷含量yCH4=［mCH4-LCH4］/V=(0.12657-0.00185)/0.967441x100％=13.064％氣體氬含量yAr=［mAr-LAr］/V=(0.04392-0.000023)/0.967441x100％=4.537％氣體氫含量yH2=［mH2-LH2］/V=(0.49838-0.000208)/0.967441x100％=51.494％氣體氮含量yN2=［mN2-LN2］/V=(0.11654-0.000077)/0.967441x100％=17.163％表4-6氨別離器出口氣體含量NH3CH4ArH2N2小計13.41013.0644.53751.49417.163100.004.3.3冷交換器氣液平衡計算表4-7查t=15℃,p=13.062MPa的平衡常數(shù)KNH3KCH4KArKH2KN20.0252274.58572.752133.32693.699冷交換器出口液體組分含量：出口液體甲烷含量xCH4=yCH4/KCH4=0.11136/74.585x100％=0.149％出口液體氨含量xNH3=yNH3/KNH3=0.025/0.02522x100％=99.110％出口液體氬含量xAr=yAr/KAr=0.03864/72.725x100％=0.053％出口液體氫含量xH2=yH2/KH2=0.61875/133.32x100％=0.464％出口液體氮含量xN2=yN2/KN2=0.20625/93.966x100％=0.149％表4-8冷交換器出口液體組分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小計99.1100.1490.0530.4640.149100.004.3.4液氨貯槽氣液平衡計算由于氨別離器液體和冷交換器出口別離液體集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，即水冷后別離液氨占總量的白分數(shù).G％=〔1+y4NH3〕x(y7NH3-yNH3分)/([y7NH3-y4NH3)x(1-yNH3分)]=[(1+0.025〕x〔〕]/[〔〕x〔1-0.13741〕]x100％=23.418％水冷后別離液氨占總量的23.418％冷交，氨冷后別離液氨占總量的76.582％.液氨貯槽入口1Kmol液體計算為準，即L0=1Kmol，入口液體混合后組分含量：m(0i)=L(14)xX14i+L15xX15i=G％xL0xX14i+(1-G％)xX15i=0.23418xX15i+0.76582X15i混合后入口氨含量：m0NH3=0.23418x0.9848+0.76582x0.9911=0.9896混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.23418x0.0057+0.76582x0.00149=0.00247混合后入口氬含量:m0Ar=0.23418x0.0070+0.76582x0.00053=0.0005混合后入口氫含量：m0H2=0.23418x0.0064+0.76582x0.00464=0.00505混合后入口氮含量：m0N2=0.23418x0.0024+0.76582x0.00224=0.00228表4-9液氨貯槽入口液體含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小計0.98960.002470.00050.005050.002281.0000表4-10t=17℃P=1.568MPa平衡常數(shù)KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根據(jù)氣液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)xK(i)],設(V/L)=0.0275,代入上式得:出口液體氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)xKNH3]=0.989/(1+0.0275x0.598)=0.972999Kmol出口液體甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)xKCH4]=0.002476/(1+0.0275x170)=0.000436Kmol出口液體氬含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)xKAr]=0.00057/(1+0.0275x540)=0.000036Kmol出口液體氫氣含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)xKH2]=0.005052/(1+0.0275x575)=0.003Kmol出口液體氮氣含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)xKN2]=0.002277/(1+0.0275x620)=0.000126KmolL(總)=0.973897,V=1-0.973897=0.026103Kmol(V/L)＇=V/L=0.0268,誤差(0.275-0.0268)/0.0275=2.4％當V/L=0.025時LNH3=0.974432Kmol,LCH4=0.000472KmolLAr=0.000039Kmol,LH2=0.000328KmolLN2=0.000138Kmol，V=1-L(總)=0.024591(V/L)＇=V/L=0.024591/0.975409=0.0251誤差(0.025-0.0252)/0.025x100％=0.4％出口液體組分含量：出口液體氨含量：xNH3=LNH3/L=0.974432/0.975409x100％=99.9％出口液體甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.000472/0.975409x100％=0.048％出口液體氬含量：xAr=LAr/L=0.000039/0.975409x100％=0.004％出口液體氫氣含量：xH2=LH2/L=0.000328/0.975409x100％=0.034％出口液體氮氣含量：xN2=LN2/L=0.000138/0.975409x100％=0.014％表4-11液氨貯槽出口液氨組分〔％〕NH3CH4ArH2N2小計99.90.0480.0040.0340.0141.000出口弛放氣組分含量：弛放氣氨含量：yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.98962-0.97443)/0.024591x100％=61.78％弛放氣甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.00248-0.000472)/0.02459x100％=8.15％弛放氣氬含量：yAr=(M0Ar-LAr)/V=(0.00057-0.000039)/0.024591x100％=2.15％弛放氣氫氣含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.005052-0.000328)/0.024591x100％=19.21％弛放氣氮氣含量：yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.002277-0.000138)/0.024591x100％=8.69％表4-12出口弛放氣組分含量NH3CH4ArH2N2小計61.788.152.1519.218.69100.004.3.5液氨貯槽物料計算以液氨貯槽出口一噸純液氨為基準折標立方米計算液氨貯槽出口液體量L(18)=1000x22.4/(0.998998x17)=1318.969m３其中NH3L(18NH3)=L(18NH3)xX(18NH3)﹪=1317.647m３CH4L(18CH4)=L(18CH4)xX(18CH4)﹪=0.638mArL(18Ar)=L(18Ar)xX(18Ar)﹪=0.053m３H2L(18H2)=L(18H2)xX(18H2)﹪=0.053mN2L(18N2)=L(18N2)xX(18N2)﹪=0.186m液氨貯槽出口弛放氣〔V/L〕=0.025V(19)=0.025xL(18)=0.025x1318.969=32.974m３其中NH3V(19NH3)=V(19NH3)×y(20NH3)﹪=20.373m３CH4V(19CH4)=V(19CH4)×y(20CH4)﹪=2.687m３ArV(19Ar)=V(19Ar)×y(19Ar)﹪=0.712m３H2V(19H2)=V(19H2)×y(19H2)﹪=6.334m３N2V(19N2)=V(19N2)×y(19N2)﹪=2.868m３液氨貯槽出口總物料=L(18)+V(19)=1318.969+32.974=1351.943m３液氨貯槽進口液體：由物料平衡，入槽總物料=出槽總物料，L(20)=L(18)+V(19)=1351.943m３入口液體各組分含量計算:L(20i)=L(18i)+V(19i)其中NH3L(20NH3)=1317.647+20.373=1338.020m３CH4L(20CH4)=0.638+2.687=3.325mArL(20Ar)=0.053+0.712=0.765m３H2L(20H2)=0.443+6.334=6.777mN2L(20N2)=0.186+2.868=3.054m入口液體中組分含量核算,由m′(0i)=L(20i)/L(20):入口液體中氨含量m′(0NH3)=1338.02/1351.943x100﹪=98.97﹪入口液體中甲烷含量m′(0CH4)=3.325/1351.943x100﹪=0.246﹪入口液體中氬含量m′(0Ar)=0.765/1351.943x100﹪=0.057﹪入口液體中氫氣含量m′(0H2)=6.777/1351.943x100﹪=0.501﹪入口液體中氮氣含量m′(0N2)=3.045/1351.943x100﹪=0.226﹪入口液體中組分含量m′(0i)≈M′(0i)4.3.6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)平液氨L氨表4-13合成系統(tǒng)物料表：名稱NH3CH4ArH2N2氣量補充氣—0.00980.00340.72760.259V補放空氣0.1370.1300.0450.5140.017V放弛放氣0.6180.0810.0210.1920.08632.974液氨0.9990.0004840.000040.0003360.00111318.969入塔氣0.0250.11360.038640.618750.20625V入出塔氣0.1650.1260.04390.4980.166V出根據(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┉┉┉┉┉┉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┉┉┉┉┉┉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(0.0098+0.0034)=V放(0.12938+0.4493)+32.944(0.08149+0.02159)0.01332V補=0.17431V放+3.39587┉┉┉┉┉┉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=0.13741V放+32.974x0.61784+1317.647┉┉┉┉┉┉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┉┉┉┉┉┉⑤聯(lián)立①②③④⑤各式解得：V放=201.475m３;V補=2917.8m３;V出=9998.906m３;V入=11364.61m34.3.7合成塔物料計算入塔物料：Ｖ4=11364.610m3NH3V4NH3=11364.61x2.5﹪=284.115m3CH4V4CH4=11364.61x11.136﹪=1265.563m3ArV4Ar=11364.61x3.864﹪=439.129m3H2V4H2=11364.61x61.875﹪=7031.852m3N2V4N2=11364.61x20.625﹪=2343.951m3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Ｖ4=V5=V6=11364.610m3出塔物料V7=9998.906m3NH3V7NH3=9998.906x16.5﹪=1649.819m3CH4V7CH4=9998.906x12.657﹪=1264.862m3ArV7Ar=9998.906x4.392﹪=439.152m3H2V7H2=9998.906x49.838﹪=4983.255m3N2V7N2=9998.906x16.612﹪=1661.018m3合成塔生成氨含量：⊿VNH3=V7NH3-V4NH3=1649.819-284.115=1365.704m3=1036.472Kg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V7=V8=V9=9998.906m34.3.7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V9入=9998.906m3出器物料：在水冷器中局部氣氨被冷凝；由氨別離器氣液平衡計算得氣液比(V/L)=29.85,有如下方程:V10出/L10出=(V/L)=29.85┉┉┉┉┉┉①V10出+L10出=L9入=9998.906┉┉┉┉┉┉②將V10出=29.85L10出帶入②得:L10出=324.114m3V10出=9674.792m3出口氣體組分由V10i=V10出y10i得:其中，NH3V10NH3=9674.792x13.741﹪=1329.431m3CH4V10CH4=9674.792x13.064﹪=1263.910m3ArV10Ar=9674.792x4.537﹪=438.945m3H2V10H2=9674.792x51.494﹪=4981.937m3N2V10N2=9674.792x17.163﹪=1660.485m3出口液體各組分由L10i=V7i-V10i其中，NH3L10NH3=1649.819-1329.413=320.406m3CH4L10CH4=1264.862-1263.915=0.947mArL10Ar=439.152-438.945=0.207m3H2L10H2=4983.255-4981.937=1.318m3N2L10N2=1661.018-1660.485=0.533m34.3.8氨別離器物料計算進器物料：氨別離器進器總物料等于水冷器出口氣液混合物總物料即V10=V10出+L10出=9674.792+324.114=9998.906m3出器物料：氣液混合物在器內進行別離，分別得到氣體和液體出器氣體V11＝V10出＝9674.792m3，出器液體L14＝L10出＝324.114m3氨別離器出口氣體放空V12=201.475m3其中，NH3V12NH3=201.475x13.741﹪=27.685m3CH4V12CH4=201.475x13.064﹪=26.321m3ArV12Ar=201.475x4.537﹪=9.141m3H2V12H2=201.475x51.494﹪=103.748m3N2V12N2=201.475x17.163﹪=34.579m34.3.9冷交換器物料計算進器物料：進器物料等于氨別離器出口氣體物料減去放空氣量V13=V11-V12=9674.792-201.475=9473.317m3其中，NH3V13NH3=9674.792x13.741﹪=1301.728m3CH4V13CH4=9674.792x13.064﹪=1225.658m3ArV13Ar=9674.792x4.537﹪=425.636m3H2V13H2=9674.792x51.494﹪=4890.316m3N2V13N2=9674.792x17.163﹪=1629.979m3出器物料〔熱氣〕：設熱氣出口溫度17℃查t=17℃,P=13.062MPa氣相平衡氨含量yNH3=8.386﹪，計算熱氣出口冷凝液氨時，忽略溶解在液氨中的氣體。取過飽和度10﹪故V16NH3﹪=9.225﹪設熱氣出口氨體積為，那么：a/(9473.317-1301.728+a)=0.09225a=830.427m3L16NH3=V13NH3-a=1301.728-830.437=471.291m3冷交換器熱氣出口氣量及組分：其中NH3V16NH3=V13NH3-L16NH3=830.437m3CH4V16CH4=V13CH4=1225.658m3ArV16Ar=V13Ar=425.636m3H2V16H2=V13H2=4890.316m3N2V16N2=V13N2=1629.979m3出口總氣量V15=V12-L15NH3=9473.317-471.291=9002.026m3出口氣體各組分：NH3V16NH3／V16=830.437／9002.026x100％=9.225％CH4V16CH4／V16=1225.658／9002.026x100％=13.615％ArV16Ar／V16=425.636／9002.026x100％=4.728％H2V16H2／V16=4890.316／9002.026x100％=54.325％N2V16N2／V16=1629.979／9002.026x100％=18.107％4.3.10氨冷器物料計算氨冷器Ⅰ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加上補充新鮮氣物料V1=2917.8m3其中，CH4V1CH4=2917.8x0.0098=28.594m3ArV1Ar=2917.8x0.0034=9.921m3H2V1H2=2917.8x0.7276=2122.991m3N2V1N2=2917.8x0.2592=756.294m3V17〔進器氣體物料〕=V1+V16=2917.8+9002.026=11919.826m3進器氣體組分含量V17i=V1i+V16i其中，NH3V17NH3=V16NH3=830.437m3CH4V17CH4=28.594+1225.658=1254.252m3ArV17Ar=9.921+425.636=435.557m3H2V17H2=2122.991+4890.316=7013.307m3N2V17N2=756.294+1629.979=2386.273m3各組分百分含量y17i=V17i/V17NH3y17NH3=830.437/11919.826x100％=6.967％CH4y17CH4=1254.252/11919.826x100％=10.522％Ary17Ar=435.557/11919.826x100％=3.654％H2y17H2=7013.307/11919.826x100％=58.837％N2y17N2=2386.273/11919.826x100％=20.02％進器液體等于冷交換器冷凝液氨量L17=L17NH3=L16NH3=471.291m3進器總物料＝V17=L17=11919.826+471.291=12391.117m3出器Ⅰ物料：出器Ⅰ氣體中氨含量為4.872％，設出器氣體中氨含量為bm3b/(11919.826-830.437+b)=4.872％解得b=540.275m3那么氨冷器Ⅰ中冷凝液氨量：L′17NH3=V17NH3-b=830.437-540.275=290.162m3氨冷器Ⅰ出口總液氨量:L2NH3=L17NH3+L′17NH3=471.291+290.162=761.453m3氨冷器Ⅰ出口氣量:V2=V17-b=11919.826-290.162=11629.664m3其中，NH3V2NH3=540.275m3CH4V2CH4=V18CH4=1254.252m3ArV2Ar=V18Ar=435.557m3H2V2H2=V18H2=7013.307m3N2V2N2=V18N2=2386.273m3各組分百分含量y2i=V2i/V2NH3y2NH3=540.275/11629.664x100％=4.646％CH4y2CH4=1254.252/11629.664x100％=10.785％Ary2Ar=435.557/11629.664x100％=3.475％H2y2H2=7013.307/11629.664x100％=60.305％N2y2N2=2386.273/11629.664x100％=20.519％出器Ⅰ總物料=V2+L2NH3=11629.664+761.453=12391.117m氨冷凝器Ⅱ物料計算進器氣體物料=V2=11629.664m3進器氣體組分含量V21i=V2iNH3V21NH3=V2NH3=540.275m3ArV21Ar=V2Ar=V17Ar=435.557m3CH4V21CH4=V2CH4=V17CH4=1254.252m3H2V21H2=V2H2=V17H2=7013.307m3N2V21N2=V2N2=V17N2=2386.273m3各組分含量y21i=y2iNH3NH3y21NH3=y2NH3=4.646％CH4y21CH4=y2CH4=10.785％Ary21Ar=y2Ar=3.475％H2y21H2=y2H2=60.305％N2y21N2=y2N2=20.519％進器液體等于氨冷器Ⅰ液氨量=761.453m3進器總物料等于出器Ⅰ總物料=12391.117m3出器Ⅱ物料：出器Ⅱ氣體中氨含量為2.5％，設出器氣體中氨含量為bⅡm3bⅡ+bⅡ)=0.025解得bⅡ=277.235m3那么氨冷器Ⅱ中冷凝液氨量：L′21NH3=V′2NH3-bⅡ=540.275-277.235=263.04m3氨冷器Ⅱ出口總液氨量:LⅡNH3=L2NH3+L′22NH3=761.453+263.04=1024.493m3氨冷器Ⅱ出口氣量:VⅡ=V2-bⅡ=11629.664-263.04=11366.624m3其中，NH3VⅡNH3=277.235m3CH4VⅡCH4=V22CH4=1254.252m3ArVⅡAr=V22Ar=435.557m3H2VⅡH2=V22H2=7013.307m3N2VⅡN2=V22N2=2386.273m3各組分百分含量yⅡi=VⅡi/VⅡNH3yⅡNH3=277.235/11366.624x100％=2.439％CH4yⅡCH4=1254.252/11366.624x100％=11.035％AryⅡAr=435.557/11366.624x100％=3.832％H2yⅡH2=7013.307/11366.624x100％=61.700％N2yⅡN2=2386.273/11366.624x100％=20.994％出器Ⅱ總物料=VⅡ+LⅡNH3=11366.624+1024.493=12391.117m34.3.11冷交換器物料計算進口物料：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VⅡ=11365.624m3；液體入口LNH3=1024.493m3由氣液平衡計算得，以一1Kmol進口物料為計算基準：即F=1L+V=F┉┉┉┉┉┉①LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉②將yNH3=0.025，xNH3=0.9911代入上式：V=〔xNH3-mNH3〕/〔xNH3-yNH3〕=1.026-mNH3/0.9661┉┉┉┉┉┉③③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡計算mNH3=V2NH3/V2V′Ⅱ=V1+V′16┉┉┉┉┉┉④V′16=V17-V12-L14┉┉┉┉┉┉⑤V′ⅡNH3=VⅡNH3+L16NH3+L′21NH3┉┉┉┉┉┉⑥式中V′Ⅱ———冷交換器入口總物料；V′16———冷交換器熱氣出口總物料V′ⅡNH3———冷交換器入口總氨物料將V7=9998.906m3，V12=201.475m3，L14=324.114m3代入上式解得：V16=9473.317m3∴V′Ⅱ=2917.8+9473.317=12391.117m3；V′ⅡNH3=277.235+471.291+553.202=1301.728m3∴mNH3=V′ⅡNH3/V′Ⅱ=1301.728/12391.117=0.10505代入③得：；L=1-V=0.08274；〔L/V〕=0.08274/0.91726=0.0902由〔L/V〕可求出冷交換器冷凝液體量〔L14/V3〕=〔L/V〕=0.0902冷凝液體量L14=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088m3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V3=12391.117-1025.088=11366.029m3其中NH3V3NH3％=284.151m3CH4V3CH4％=1265.721m3ArV3Ar％=7032.730m3H2V3H2％=439.183m3N2V3N2％=2344.243m3計算誤差=〔V3-V4〕/V4x100％=〔〕/11364.61x100％=0.01245％校核氨別離器液氨百分數(shù)氨別離器液氨百分數(shù)：G分％=L14x14/(L14+L15x15)X100％=324.114x0.9848/(324.114x0.9848+0.9911x1025.088)X100％=23.096％冷交換器別離液氨百分數(shù)：G冷％=1-G分％=1-29.906％=76.094％計算誤差=〔G′-G分〕/G′=〔23.418％-23.906％〕/23.906％=--2.041％4.3.12液氨貯槽物料計算:進槽物料：氨別離器入槽液體L14=324.114m3其中NH3L14NH3=324.114x0.9848=319.187m3CH4L14CH4=324.114x0.0057=1.847mArL14Ar=324.114x0.0007=0.227m3H2L14H2=324.114x0.0064=2.074mN2L14N2=324.114x0.0024=0.778m冷交換器入槽液體L15=1025.088m3其中NH3L15NH3=1025.088x0.9911=1015.965m3CH4L15CH4=1025.088x0.00149=1.527mArL15Ar=1025.088x0.00053=0.543m3H2L15H2=1025.088x0.004644=4.756mN2L15N2=1025.088x0.00224=2.296m入槽混合物料L20=L14+L15=324.114+1025.088=1349.202m3各組分物料含量：L20i=L14i+L15i其中NH3L20NH3=319.187+1015.965=1335.152m3CH4L20CH4=1.847+1.527=3.374mArL20Ar=0.227+0.543=0.77m3H2L20H2=2.074+4.756=6.83mN2L20N2=0.778+2.296=3.074m百分含量x20i=L20i/L20其中NH3x20NH3=1335.152/1349.202x100％=98.959％CH4x20CH4=3.374/1349.202x100％=0.25％Arx20Ar=0.77/1349.202x100％=0.057％H2x20H2=6.83/1349.202x100％=0.506％N2x20N2=3.074/1349.202x100％=0.228％出槽物料：液氨貯槽出口弛放氣V19=32.974m3其中NH3V19NH3=20.373m3CH4V19CH4=2.687m3ArV19Ar=0.712m3H2V19H2=6.334m3N2V19N2=2.868m3出口液氨總物料L18=L20-L19=1349.202-32.974=1316.228m3其中NH3L18NH3=L20NH3-V19NH3=1335.152-20.373=1314.779m3CH4L18CH4=L20CH4-V19CH4=3.374-2.687=0.687mArL18Ar=L20NH3-V19NH3=0.770-0.712=0.058m3H2L18H2=L20H2-V19H2=6.83-6.334=0.496mN2L18N2=L20N2-V19N2=3.074-2.868=0.206m各組分百分含量：x18i=L18i/L18其中NH3x18NH3=1314.779/1316.228x100％=99.892％CH4x18CH4=0.687/1316.228x100％=0.052％Arx18Ar=0.058/1316.228x100％=0.004％H2x18H2=0.496/1316.228x100％=0.038％N2x18N2=0.206/1316.228x100％=0.016％液氨產(chǎn)量核算:mNH3=1314.779/22.4x17=997.82Kg表4-14物料計算匯總表：〔21〕氨冷器Ⅰ出口〔氣體〕〔3〕〔4〕冷交換器冷氣出口％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH34.646540.27510231.927456.7829.225830.43715727.646702.127CH410.7851254.25223754.2791060.45913.6151225.65823212.7371036.283Ar3.745435.5578249.014368.2604.728425.6368061.120359.871H260.3057013.307132825.025929.68854.3254890.31692617.6954134.719N220.5102386.27345193.6242023.50318.0171629.97930870.1721378.133∑100.00011629.664220254.2079832.777100.0009002.026170489.3707611.133〔4〕〔5〕〔6〕合成塔一次入口〔7〕〔8〕〔9〕合成塔二次出口％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH32.5284.1155380.854240.21716.51649.81931245.9221394.907CH411.1361265.56323968.4981070.02212.6571264.86223955.2211069.430Ar3.864439.1298316.664371.2804.392439.1528317.100371.300H261.8757013.852133176.2455945.36849.8384838.25594377.8664213.298N220.6252343.95144392.0881981.79016.6121661.01831458.0201404.376∑100.0011364.61215234.349608.676100.009998.906189369.288453.986(10)水冷器出口氣體(10)水冷器出口液體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411329.4132450.953109.41898.856320.4066068.169270.900CH413.0641263.91523937.2861068.6292.9220.94717.9350.8Ar4.537438.9458313.379371.1240.0640.2073.9200.175H251.4944981.93794352.9054212.1830.4071.31824.9621.114N217.1631660.48531447.9251403.9250.1640.53310.0940.451∑100.009674.972183230.888179.950100.00324.1146138.395274.035〔11〕氨別離器出口〔12〕放空氣％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411329.4132450.953109.41883.74127.685524.32623.407CH413.0641263.91523937.2861068.62913.06426.32498.47422.253Ar4.537438.9458313.379371.1244.5379.14173.1027.728H251.4944981.93794352.9054212.18351.494103.7481964.88387.718N217.1631660.48531447.9251403.92517.16334.579654.89229.236∑100.0009674.972183230.8868179.950100.000201.4753815.735170.345〔13〕冷交換器熱氣進口〔14〕氨別離器出口液氨％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411301.72824653.4271100.60098.856320.4066068.169270.900CH413.06412125.65823212.7371036.2832.9220.94717.9350.8續(xù)表4-14％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hAr4.537425.6368061.120359.8710.0640.2073.9200.175H251.4944890.31692617.6594134.7190.4071.31824.9621.114N217.1631629.97930870.1721378.1330.1640.53310.0940.451∑100.0009473.317179415.1518009.605100.000324.1146138.395274.035〔15〕冷交換器出口液體〔16〕冷交換器熱氣出口氣體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH399.111015.96519241.361858.9899.225830.43715727.646702.127CH40.1491.52728.9201.29113.6151225.65823212.7371036.283Ar0.0530.54310.2840.4594.728425.6368061.120359.871H20.4644.75690.0744.02154.3254890.31692617.6954134.719N20.2242.29643.4841.94118.1071629.92930869.0361378.082∑100.000179415.15119414.142866.703100.0009002.026170489.3707611.133〔16〕冷交換器熱氣出口液體〔17〕氨冷器Ⅰ進口氣體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100471.2918925.780398.4726.967830.43715727.646702.127CH4————10.5221254.25223754.2791060.459Ar————3.654435.5578249.014368.260H2————58.8377013.307132825.025929.688N2————20.0202386.27345193.6242023.573∑100.00471.2918925.780398.472100.0011919.826225749.58510078.106〔17〕氨冷器Ⅰ進口液體〔21〕氨冷器Ⅱ進口氣體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100471.2918925.780398.4724.646540.27510232.268456.798CH4————10.7851254.25223754.2791060.459Ar————3.745435.5578249.014368.260H2————60.3057013.307132825.0215929.688N2————20.5192386.27345193.6242023.573∑100.00471.2918925.780398.472100.0011629.66220254.209832.777〔21〕氨冷器Ⅱ進口液體〔18〕液氨貯槽出口液體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100761.45314421.158643.80299.891314.77924900.6001111.634CH4————0.0520.68713.0110.581Ar————0.0040.0581.0980.049H2————0.0380.4969.3940.419N2————0.0160.2063.9010.174∑100761.45314421.158643.802100.001316.22824928.0421112.860〔19〕弛放氣〔20〕液氨貯槽進口液體％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH361.78520.373385.84417.22598.9591335.15225286.4441128.859CH48.1492.68750.8902.2720.253.37463.9002.853Ar2.1600.71213.4850.6020.0570.7714.5830.651續(xù)表4-14％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hH219.2096.334119.9605.3550.5066.83129.3535.775N28.6982.86854.3172.4250.2283.07458.2182.600∑100.00032.974624.49427.880100.0001349.20425552.5371140.738〔1〕補充新鮮氣〔2〕