年产6万吨合成氨合成工艺设计-5

本 科 毕 业 设 计

年产6万吨合成氨合成工艺设计

The Process Design of 60kt/a of Synthetic Ammonia

Synthesis

学院名称： 专业班级： 学生姓名： 学 号： 指导教师姓名： 指导教师职称：

2016年 5 月

毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明

原创性声明

本人郑重承诺：所呈交的毕业设计，是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。

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目录

摘要： ......................................................................................................................................................................... I Abstract: ..................................................................................................................................................................... II 引 言 ....................................................................................................................................................................... 1 第一章 综 述 ............................................................................................................................................................. 2

1.1 合成氨工工业发展背景 .............................................................................................................................. 2 1.2 国内外合成氨工业发展现状 .................................................................................... 错误！未定义书签。 1.3 合成工艺概述 .............................................................................................................................................. 2 1.4氨的生产方法的选择 ................................................................................................. 错误！未定义书签。 第二章 氨合成过程工艺过程 ................................................................................................. 错误！未定义书签。 第三章 工艺计算 ....................................................................................................................................................... 4

3.1 原始条件 ...................................................................................................................................................... 4 3.2 物料衡算 ...................................................................................................................................................... 4

3.2.1 合成塔物料衡算 ............................................................................................................................... 4 3.2.2氨分离器气液平衡计算 .................................................................................................................... 5 3.2.3冷凝塔气液平衡计算 ........................................................................................................................ 6 3.2.4液氨贮槽气液平衡计算 .................................................................................................................... 6 3.2.5液氨贮槽物料计算 ............................................................................................................................ 8 3.2.6合成系统物料计算 ............................................................................................................................ 9 3.2.7合成塔物料计算 ................................................................................................................................ 9 3.2.8水冷器物料计算 .............................................................................................................................. 10 3.2.9氨分离器物料计算 .......................................................................................................................... 11 3.2.10冷凝塔物料计算 ............................................................................................................................ 11 3.2.11氨冷器物料计算 ............................................................................................................................ 12 3.2.12 冷凝塔物料计算 ........................................................................................................................... 13 3.2.13液氨贮槽物料计算 ........................................................................................................................ 14 3.3 热量衡算 .................................................................................................................................................... 16

3.3.1合成塔热量计算 .............................................................................................................................. 16 3.3.2 废热锅炉热量计算 ......................................................................................................................... 17 3.3.3 热交换器热量计算 ......................................................................................................................... 18

第四章 设备的计算与选型 ..................................................................................................................................... 19

4.3校核总传热系数K ..................................................................................................................................... 19

4.3.1 官内给热系数α计算 ..................................................................................................................... 19 4.3.2 管外给热系数αo ............................................................................................................................ 23 4.3.3 总传热系数K ................................................................................................................................. 26 4.4管子拉脱力的计算 ..................................................................................................................................... 26 4.5 计算是否安装膨胀节 ................................................................................................................................ 27 4.6换热器主要结构尺寸和计算结果 ............................................................................................................. 28 结 论 ....................................................................................................................................................................... 29 致 谢 ....................................................................................................................................................................... 30

参考文献 ................................................................................................................................................................... 31 附录 ........................................................................................................................................................................... 32

附录A：工艺流程图 ....................................................................................................................................... 32 附录B：设备图 ............................................................................................................................................... 32

年产6万吨合成氨合成工段工艺设计

摘要：合成氨工业是世界现代化学工业的基础，也是我国化学工业发展的重要先驱，在国民经济中占有极其重要的地位，其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。本文在充分进行合成相关文献调研的基础上综述了合成氨设备、催化剂、合成氨工艺三方面的现状和未来发展趋势。

在中压法和催化剂的条件下，进行了年产6万吨合成氨合成工段进行设计。设计合成氨合成工段的生产工艺流程，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成为氨的混合气中冷凝分离出来，最后在未反应的混合气中补充一定量的新鲜气继续循环反应。并根据热量衡算可进行合成塔、中置锅炉和塔外换热器的热量变化。并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对换热器的尺寸和材质进行选择。 关键词：氨合成；物料衡算；能量衡算

I

The Process Design of 60kt/a Synthetic Ammonia Synthesis

Abstract: Ammonia is one of the most important chemical production，It has an important station in national economy. This article has summarized the ammonia synthesis by ammonia equipment, catalyze, and technology to describe the actuality and the future which based the literature disquisition.

The production process of synthetic ammonia synthesis is designed in the medium pressure and catalyst. The optimize outputting 60,000 t/a of synthetic ammonia synthesis is designed. The refined hydrogen and nitrogen mixture is made into synthesis ammonia by the design, then took the synthesis ammonia gas out of the mixture that has not been become ammonia. At last, the mixture of not reacting is supplied a certain amount of fresh gas to continue to cyclic response. The heat change of the synthesis tower, the boiler and the heat exchanger is attained by the heat balance, 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

II

引 言

合成氨是重要的基础化工产品之一，其产量位居各种化工产品的首位，同时也是消耗能源的大户，合成氨的生产对国民生活至关重要，而在环境和资源问题日益严重的今天，更高效的合成氨生产以及符合资源节约型、环境友好型生产理念的要求，合成氨工业的改革显得至关重要。

合成氨的现状和未来发展趋势主要围绕合成氨设备、合成氨催化剂、合成氨工艺技术三方面进行阐述，在合成氨设备方面，我国中小型合成氨装置面临严峻的挑战，中型合成氨装置面临技术改造，而小型装置则面临淘汰。国内外合成氨设备的发展和新技术方面，通过对国内冷管型合成塔和国外绝热型合成塔的对比介绍，阐述了国内外合成氨设备的不同及国外的先进之处，绝热型合成塔具有简单、可靠的特点，而且能够消除“冷壁效应”。目前国内也积极开发这项技术，并且也有应用。

本设计对氢、氮直接合成为氨的合成工段工艺流程进行介绍，将在传统工艺流程上加以改进。拟采取的工艺路线缩短了，减少了设备投资，降低了能耗，操作简单安全。物料消耗降低，生产安全性提高，从而降低了生产成本，提升了合成氨市场竞争力。

1

第一章 综 述

1.1 合成氨工工业发展背景

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，目前研发的设备可以将焦炭、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，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。目前合成氨总生产能力约为4500万t/a，合成氨工业已基本满足了国内需求，但要想进一步提高生产能力，还要对设备进行进一步技改和研发。

合成氨工业使基础化学工业之一。其产量居各种化工产品的首位。氨本身是重要的氮素肥料，除石灰石氮外，其它氮素肥料都是先合成氨，然后再加工成各种铵盐或尿素。将氨氧化制成，不仅可用来制造肥料，亦是重要的化工原料，可制成各种炸药。氨、尿素和又是氨基树脂、聚酰胺树脂、硝化纤维素等高分子化合物的原料。以其为原料可制得塑料、合成纤维、油漆、感光材料等产品。作为生产氨的原料CO+H2合成气，可进行综合利用，以联产甲醇及羰基合成甲酸、醋酸、醋酐等一系列化工产品。以做到物尽其用，减少排放对环境的污染，提高企业生产的经济效益。已成为当今合成氨工业技术发展的方向。国际上对合成氨的需求，随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。

1.2 合成工艺概述

在合成氨生产中，制取氢气，在生产中占有很大比重，因此要尽一切可能设法获得最多氢气。同时CO对氨合成催化剂有严重毒害，也必须除去。最好的办法使提高CO变换率。近几十年来，各国学者都做了不少工作，对催化剂不断改善，到目前为止，可使变换后气体中CO含量降到0.2%～0.4%。通过变换工序将CO变为H2使产品成本降低，工厂经济效益提高。

由于制取合成氨原料气所用的原料不同，所选择的工艺也不一样，所以原料气中CO含量也不同。CO变换，视其原料和所采取的生产方法不同，也有不同的工艺流程。上世纪50年代以前，在常压下制取合成氨原料气，其变换大多是在常压下进行。此后，特别是上世界60年代以后，合成氨原料改用天然气、油田气、石油加工气和轻油等，生产方法大多采用加压的蒸汽转化法，变换则在加压下进行，一般在4.0Mpa以下。以煤、焦为原料的常压造气工厂，很多也改用加压变换，以降低能耗，用粉煤加压气化做原料气，其变换压力一般在5.5Mpa以下，以油渣为原料最高压力已达8.5Mpa。

CO变换流程，对与固定层煤气化装置配套时，所用设备较多。与部分氧化法急冷流程相配套时，流程较简单，只需要在流程中设置变换炉和换热设备即可。

2

将半水煤气经过增湿加热，在一定的温度和压力下变换炉内，借助催化剂的催化作用，使半水煤气中的一氧化碳（28%）与水蒸气进行化学反应，转变为二氧化碳。和氢气制得合格的变换气（CO<0.3%），以满足后工段的工艺要求。

一氧化碳与水蒸气在催化剂上变换生成氢和二氧化碳的过程为一氧化碳的变换，这一过程很早就用于合成氨工业，在合成氨生产中，由于制取气的生产成本中占加大的比重。因此，要尽一切可能设法获得更多的氢气，煤气中的一氧化碳对于合成氨催化剂有严重的毒害，必须设法除去。利用一氧化碳与水蒸气作用生成氢和二氧化碳的反应，可以增加合成氨原料煤气中氢气的含量；根据不同的催化剂和工艺条件。煤气中的一氧化碳含量可以降低为0.2%～0.4%，由于二氧化碳的除去较一氧化碳要容易的多，这样就简化了煤气的精制过程。同时，经过回收后可以作为生产尿素、纯碱等的原料，因此，一氧化碳变换反应在合成氨工业中具有重要的意义。

3

第二章 工艺计算

2.1 原始条件

(1)合成塔进口压力299×105Pa (2)合成塔出口压力2×105Pa

(3)循环气中惰性气体含量 CH4+Ar=15% (4)补充气中惰性气体含量 CH4+Ar=0.8% (5)氨净值 12.76% (6)合成塔进口气温度 30℃ (7)合成塔出口气温度 90℃ (8)水冷器出口温度 35℃ (9)触媒筐出口温度 475℃ (10)锅炉所产蒸汽的饱和蒸汽压 12.7×105Pa (11)气体进锅炉温度 375℃ (12)锅炉软水进口温度 100℃ (13)年总工以300天计算

(14)操作压力按（305+295）/2=300kg/cm

2

(15)年产量60kt，年生产时间扣除检修时间后按300天计，则产量为：8.333 t/h 计算基准 生产1t氨

2.2 物料衡算

2.2.1 合成塔物料衡算 (1)合成塔入口气组分：

选择入塔氨含量（典型）:y6NH3=2.5%; 入塔甲烷含量：y6CH4=11.538%；

入塔氢含量：y6H2=［100-(2.5+15)］×3/4×100%=61.875%； 入塔氩含量：y6Ar=15%-11.538%=3.462%；

入塔氮含量：y6N2=［100 -(2.5+15)］×1/4×100%=20.625% (2)合成塔出口气组分：

4

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=m6 (y9NH3-y6NH3)/ (1+y9NH3)

=1000(0.165-0.025)/ (1+0.165)=120.172kmol 出塔气量: m9=入塔气量—生成氨含量=1000-120 172=879.828kmol 出塔甲烷含量：y9CH4=(M6/M9)×y6CH4=(1000/879.828)×11.538%=13.114% 出塔氩含量： y9Ar=(M6/M9)×y5Ar=(1000/879.828)×3.462%=3.935% 出塔氢含量： y9H2=3/4(1-y9NH3-y9CH4-y9Ar)×100%

=3/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=49.838%

出塔氮含量： y9N2=1/4(1-0.165-0.13114-0.03935)×100%=16.613% (3)合成率：

合成率=2mNH3/［m6(1-y6NH3-y6CH4-y6Ar)］×100%

=2×120.172/［1000×(1-0.025-0.15)］×100%=29.133%

2.2.2氨分离器气液平衡计算

设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分m(i)，分离器组分y(i)，液量其中进口物料组分m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以F=1Kmol/h进口物料为计算基准,则m(i)=Lx(i)+Vy(i),y(i)=K(i)×x(i).K(i)为组分i的平衡常数[13]。 由两式得 L(i)=m(i)/[1+(V/L)×K(i)]；V=F-L=1-L

液体组分 x(i)=L(i)/L；气体组分 y(i)=V(i)/V=[m(i)-L(i)]/V 查t=35℃，P=29.5MPa时各组分平衡常数：

表3.1 各组分平衡常数

KNH3 0.098

KCH4 8.2

KAr 28.200

KH2 27.500

KN2 34.500

设(V/L)=11.1时，带入L(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):

LNH3=mNH3/［1+(V/L)×KNH3］=0.165/(1+11.1×0.098)=0.07903Kmol LCH4= mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.13114/(1+11.1×8.)=0.00143 Kmol LAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.03935/(1=11.1×28.2)=0.00013 Kmol LH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.49838/(1=11.1×27.5)=0.0163Kmol LH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.16613/(1=11.1×34.5)=0.00043 Kmol L总= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08265 Kmol 分离气体量：V=1-L=1-0.08265=0.91735 Kmol

5

计算气液比：(V/L)＇=0.91735/0.08265=11.099

误差［(V/L)-(V/L)＇］/(V/L)=(11.10-11.099)/11.10×100%=0.009%，结果合理。 从而可计算出液体中各组分含量：

液体中氨含量： xNH3=LNH3/L=0.07903/0.08265×100=%95.62% 液体中氩含量： xAr=LAr/L=0.00013/0.08265×I00%=0.157% 液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08265×100%=1.73% 液体中氢含量: xH2=LH2/L=0.00163/0.08265×100%=1.972% 液体中氮含量： xN2=LH2/L=0.00043/0.08265×100%=0.5202% 分离气体组分含量：

气体氨含量： yNH3=［mNH3-LNH3］/V=(0.165-0.07903)/0.91735=9.37% 气体甲烷含量： yCH4=［mCH4-LCH4］/V=(0.13114-0.00013)/0.91735=14.14% 气体氩含量： yAr=［mAr-LAr］/V=(0.03935-0.00013)/0.91735=4.28% 气体氢含量： yH2=［mH2-LH2］/V=(0.49838-0.00163)/0.91735=.15% 气体氮含量： yN2=［mN2-LN2］/V=(0.16613-0.00043)/0.91735=18.063% 2.2.3冷凝塔气液平衡计算

查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常数：

表3.8 各组分的平衡常数

KNH3 0.02

KCH4 27

KAr 51

KH2 75

KN2 80

冷交换器出口液体组分含量：

出口液体氨含量： xNH3=yNH3/ KNH3=0.25/0.02=98.425% 出口液体甲烷含量： xCH4=yCH4/ KCH4=0.11538/27=0.427% 出口液体氩含量: xAr=yAr/ KAr=0.03462/51=0.068% 出口液体氢含量: xH2=yH2/ KH2=0.61875/75=0.825% 出口液体氮含量: xN2=yN2/ KN2=0.20625/80=0.258% 2.2.4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+y6NH3)×(y9NH3-yNH3)/(( y9NH3- y6NH3)×(1- yNH3))

6

=[(1+0.025)×(0.165-0.0937)]/ [(0.165-0.025)×(1-0.0937)]=57.599% 水冷后分离液氨占总量的57.599%，冷凝塔分离液氨占总量的42.401%。

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(16)X16i+L17X17i= G%L0X16i+(1- G%)X17i=0.57599X16i+0.42401X17i 混合后入口氨含量： m0NH3=0.57599×0.9562+0.42401×0.98425=0.96809 混合后入口甲烷含量: m0CH4=0.57599×0.01730+0.42401×0.004271=0.01178 混合后入口氩含量: m0Ar=0.57599×0.00157+0.42401×0.00068=0.00119 混合后入口氢含量： m0H2=0.57599×0.01972+0.42401×0.00825=0.01486 混合后入口氮含量： m0N2=0.57599×0.005202+0.42401×0.00258=0.00409 当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：

表3.11 各组分的平衡常数

KNH3 0.598

KCH4 170

KAr 0

KH2 575

KN2 620

根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],设(V/L)=0.0821,代入上式得: 出口液体氨含量： LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]

=0.96809/(1+0.0821×0.598)=0.92279 Kmol 出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[ 1+(V/L)×kCH4]

=0.01178(1+0.0821×170)=0.00079Kmol 出口液体氩含量： LAr=m0Ar/[ 1+(V/L)×kAr]

=0.00119/(1+0.0821×0)=0.00003 Kmol 出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[ 1+(V/L)×kH2]

=0.01486/(1+0.0821×575)=0.00031Kmol 出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[ 1+(V/L)×kN2]

=0.00409/(1+0.0821×620)=0.00008 Kmol L(总)=0.924,V=1-0.924=0.076Kmol,(V/L) ＇=V/L=0.0823, 误差 =(0.082-0.0823)/0.0821=-0.244%，假定正确。 出口液体组分含量：

出口液体氨含量： xNH3=LNH3/L=0.92279/0.924×100%=99.869% 出口液体甲烷含量： xCH4=LCH4/L=0.00079/0.924×100%=0.085% 出口液体氩含量： xAr=LAr/L=0.00003/0.924×100%=0.003%

7

出口液体氢气含量： xH2=LH2/L=0.00031/0.924×100%=0.034% 出口液体氮气含量： xN2=LN2/L=0.0008/0.924×100%=0.009% 出口弛放气组分含量：

弛放气氨含量： yNH3=(m0NH3-LNH3)/V=(0.96809-0.92279)/0.076×100%=59.6% 弛放气甲烷含量：yCH4=(m0CH4-LCH4)/V=(0.01178-0.00079)/0.076×100%=14.46% 弛放气氩含量： yAr=(m0 Ar-LAr)/V=(0.00119-0.00003)/0.076×100%=1.53% 弛放气氢气含量：yH2=(m0H2-LH2)/V=(0.01486-0.00031)/0.076×100%=19.14% 弛放气氮气含量： yN2=(m0N2-LN2)/V=(0.00409-0.00008)/0.076×100%=5.28% 2.2.5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)=1000×22.4/(0.99869×17)=1319.375m３

其中 NH3 L(19NH3)=L(19)×X(19NH3)=1319.375×99.869﹪=1317.7 m３

CH4 L(19CH4)=L(19)×X(19CH4)=1319.375×0.085﹪=1.121 m３ Ar L(19Ar)=L(19)×X(19Ar)=1319.375×0.003﹪=0.0396 m３ H2 L(19H2)=L(19)×X(19H2)=1319.375×0.034﹪=0.449 m３ N2 L(19N2)=L(19)×X(19N2)=1319.375×0.009﹪=0.119 m３ 液氨贮槽出口弛放气(V/L)=0.0821

V(20)=0.0821×L(19)=0.0821×1319.375=108.321 m３ 其中NH3 V(20NH3)=V(20)×y(20NH3)=108.321×59.6﹪=.559 m３

CH4 V(20CH4)=V(20)×y(20CH4)=108.321×14,46﹪=15.663m３ Ar V(20Ar)=V(20)×y(20Ar)=108.321×1.53﹪=1.657 m３ H2 V(20H2)=V(20)×y(20H2)=108.321×19.14﹪=20.773m３ N2 V(20N2)=V(20)×y(20N2)=108.321×5.28﹪=5.719 m３ 液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(20)=1319.375+108.321=1427.696 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(18)=L(19)+V(20)=1427.696 m３ 入口液体各组分含量计算:L(18i)= L(19i) + V(20i) 其中 NH3 L(18NH3)=1317.7+.559=1382.206m３

CH4 L(18CH4)=1.121+15.663=16.784m３ Ar L(18Ar)=0.0396+1.657 =1.6966 m３

8

３

H2 L(18H2)=0.499 +20.733= 21.182 m３ N2 L(18N2)=0.119+ 5.719=5.838m３

入口液体中组分含量核算,由 m´(18i)=L(18i)/L(18):

入口液体中氨含量 m´(18NH3)=1382.206/1427.696×100﹪=96.814﹪ 入口液体中甲烷含量 m´(18CH4)=16.784/1427.696×100﹪=1.176﹪ 入口液体中氩含量 m´(18Ar)= 1.6966/1427.696×100﹪=0.119﹪ 入口液体中氢气含量 m´(18H2)= 21.182/1427.696×100﹪=1.484% 入口液体中氮气含量 m´(18N2)= 5.838/1427.696×100﹪=0.409% 入口液体中组分含量 m´(18i)≈ m´(0i) 2.2.6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

V放，液氨贮槽弛放气V弛，产品液氨L氨 。(如上页图) 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 (3-1) 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 (3-2) 循环回路中惰性气体平衡: V补(yCH4放+yAr放)=V弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛) V补(0.011+0.0033)=V放(0.1414+0.04275)+108.321(0.18104+0.01929)

V补=12.878V放+1139.673 (3-3) 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+LNH3 0.165V出-0.025V入=0.09736V放 + 1325.6 (3-4) 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放

-32.974-1317.7= V

出

+ V补－V放- 1401.627 (3-5)

联立(3-1)(3-2)(3-3)(34-)(3-5)各式解得：

V３３放=133.846 m; V补=2935.296m; V出=10208.129m３; V入=11583.611m3 2.2.7合成塔物料计算

入塔物料： V6=11583.611 m3

NH3 V6NH3=11583.611×2.5﹪=2.59m3

9

放空气

CH4 V6CH4=11583.611×11.538﹪=1336.517m3 Ar V6Ar=11583.611×3.462﹪=401.025m3 H2 V6H2=11583.611×61.875﹪=7167.359m3 N2 V6N2=11583.611×20.625﹪=23.12m3

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 V6=V7=V8=10208.129m3

出塔物料 V9=10208.129m3

NH3 V9NH3=10208.129×16.5﹪=1684.341 m3 CH4 V9CH4=10208.129×13.114﹪=1338.694 m3 Ar V9Ar=10208.129×3.935﹪=401.690 m3 H2 V9H2=10208.129×49.838﹪=5087.527m3 N2 V9N2=10208.129×16.613﹪=1695.876m3

合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V9NH3-V6NH3=1684.341 -2.59=1394.751m3=1058.516Kg 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 V9=V10=V11=10208.129m3 2.2.8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 V11入=10208.129m3 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)=11.1,有如下方程:

V12出/L12出=(V/L)=11.1 (3-6) V12出+L12出=L11入=10208.129 (3-7)

将 V12出=11.1L12出带入②得:

L12出=843.7 m3 V12出=93.482 m3 出口气体组分由V12i=V1出y12i得:

其中， NH3 V12NH3=93.482×9.37%=877.452m3

CH4 V12CH4=93.482×14.14% =1324.138m3 Ar V12Ar=93.482×4.28% =400.8m3 H2 V12H2=93.482×.15% =5070.867m3 N2 V12N2=93.482×18.062% =1691,506m3

出口液体各组分由L12i=V9i-V12i

10

其中， NH3 L12NH3=1684.341 -877.452 =806.8m3

CH4 L12CH4=1338.694 -1324.138 =14.556m3 Ar L12Ar=401.69 -400.8 =0.m3

H2 L12H2=5087.527 -5070.867 =16.66m3 N2 L12N2=1695.876 -1691,506= 4.37m3

2.2.9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 V12=V12出+L12出=93.482 +843.7 =10208.129m3 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 V13＝V12出＝93.482 m3，出器液体 L16＝L12出＝843.7 m3 氨分离器出口气体放空V14=133.846 m3

其中， NH3 V14NH3=133.846×9.37% =12.1m3

CH4 V14CH4=133.846×14.14% =18.926m3 Ar V14Ar=133.846×4.28% =5.7286m3 H2 V14H2=133.846×.15% =74.4776m3 N2 V14N2=133.846×18.063% =24.1766m3

2.2.10冷凝塔物料计算

循环气量=氨分离器出口气体物料-放空气量

V15=V13-V14=93.482 -133.846 =9230.636 m3

其中， NH3 V15NH3=9230.636 ×9.37% =8.91 m3

CH4 V15CH4=9230.636 ×14.14% =1305.212 m3 H2 V15H2=9230.636 ×.15% =4998.3 m3 N2 V15N2=9230.636 ×18.063% =1667.33 m3

补充新鲜气物料V1=2935.296 m3

其中， CH4 V1CH4=2935.296× 0.011 =32.288 m3

Ar V1Ar=2935.296×0.0033 =9.686 m3 H2 V1H2= 2935.296×0.7445= 2185.328m3 N2 V1N2= 2935.296× 0.2412 =707.993m3

冷凝塔入塔物料=循环气量+补充气量 进器气体组分含量 V3i=V15i+V1i

11

NH3

V3NH3= V15NH3=8.91m3

CH4 V3CH4=32.288 +1305.212 =1337.5m3 Ar V3Ar=9.686 +395.071 =404.757m3

H2 V3H2=2185.328+4998.3=7183.717m3 N2 V3N2=707.993 +1667.33 =2375.323m3

V3(进器气体物料)=V15+V1=2935.296 +9230.636 =12165.932m3

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 V4NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪(V4=V0+V1，V0指循环气里部分氨冷凝后所剩气体) 设热气出口氨体积为a，则：

a /(12165.932－8.91+a)=0.09 a=580.6177 m3

L4NH3=V15NH3-a=8.91 -580.6177 =284.292 m3 冷交换器热气出口气量及组分：

其中 NH3 V4NH3= V15NH3-L4NH3=8.91 -284.292= 580.6177 m3

CH4 V4CH4= V15CH4 =1337.5 m3 Ar V4Ar=V15Ar=404.757 m3 H2 V4H2= V15H2 =7183.717 m3 N2 V4N2= V15N2=2375.323 m3

出口总气量 V4=V15-L4NH3=12165.932-284.292 =11881.m3 出口气体各组分：

NH3 V4NH3／V4= 580.6177／11881.×100%=4.% CH4 V4CH4／V4= 1337.5／11881.×100%=11.26% Ar V4Ar／V4=404.757／11881.×100%=3.41% H2 V4H2／V4= 7183.717／11881.×100%=60.46% N2 V4N2／V4=2375.323／11881.×100%=19.99%

2.2.11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

其中， NH3 V4NH3= 580.6177m3 CH4 V4CH4 =1337.5m3

Ar V4Ar=404.757m3 H2 V4H2=7183.717m3

12

N2 V4N2=2375.323m3

进器液体等于冷交换器冷凝液氨量 L4=L4NH3=284.292 m3 进器总物料＝V4+L4=11881.+ 284.292 =12165.932m3

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/(11881.-580.6177)=97.5/2.500 解得 b=2.77m3

则氨冷器中冷凝液氨量：L′4NH3=V4NH3-b=580.6177-2.77=290.8477m3 氨冷器出口总液氨量:L5NH3=L4NH3+L′4NH3=284.292+290.8477=575.1397m3 氨冷器出口气量:V5=V4-L′4NH3=11881. -290.8477=11590.7923 m3 其中， NH3 V5NH3= 2.77m3 CH4 V5CH4= V4CH4= 1337.5 m3

Ar V5Ar= V4Ar=404.757m3 H2 V5H2= V4H2= 7183.717m3 N2 V5N2= V4N2= 2375.323m3

各组分百分含量 y5i=V5i/V5

NH3 y5NH3=2.7711590.7923×100%=2.5% CH4 y5CH4=1337.5/11590.7923×100%=11.539% Ar y5Ar=404.757/11590.7923×100%=3.492% H2 y5H2=7085.551/11590.7923×100%=61.978% N2 y5N2=2375.323/11590.7923×100%=20.493%

出器总物料=V5+L5NH3=11590.7923 +575.1397 =12165.932m3 2.2.12 冷凝塔物料计算

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V5=11590.7923 m3；液体入口 L5NH3=575.1397 m3 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 (3-8) LxNH3+VyNH3=FmNH3 (3-9) 将yNH3=0.025，xNH3=0.98425代入上式：

V=(xNH3- mNH3)/(xNH3- yNH3)= 1.026- mNH3/0.95925┉┉③ ③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V5NH3/V5

V5′=V1+V4′ (3-10)

13

V4′=V9-V14-L16 (3-11) V5NH3′=V5NH3+L4NH3+L4NH3′ (3-12) 式中V5′ ———冷交换器入口总物料；V4′———冷交换器热气出口总物料 V′5NH3 ———冷交换器入口总氨物料

将 V9=10208.129m3，V14=133.846 m3，L16=843.7 m3代入上式解得： V4′=9230.636m3

∴V5′=2935.296 +9230.636= 12165.932m3； V5NH3′=2.77+ 284.292+290.8477=8.9097 m3

∴mNH3= V5NH3′/ V5′=8.9097/12165.932=0.071 代入③得：

V=1.026-0.071/0.95925=0.95198；L=1-V=0.048；(L/V)=0.048/0.95925=0.05 由(L/V)可求出冷交换器冷凝液体量(L7/V6)=(L/V)=0.05 冷凝液体量 L17=0.05V6=0.05×11583.611=579.18 m3

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激液体量

V6=12165.93-579.18= 11586.752 m3 其中 NH3 V6NH3= 11586.752 × 2.5% =2.667m3

CH4 V6CH4= 11586.752 ×11.538%=1336.879m3 Ar V6Ar = 11586.752×3.462% =401.113m3 H2 V6H2= 11586.752 × 61.875%= 7169.303m3 N2 V6N2= 11586.752 × 20.625%= 23.768m3

计算误差=(V6-V入)/V入 ×100%=-(11586.752-11583.611)/11583.611=0.027% 校核氨分离器液氨百分数 氨分离器液氨百分数：

G分%=L16x16/(L16+L17x17)×100%

=843.7×0.95620/(843.7×0.95620 +579.18×0.98425)×100 =58.6%

冷交换器分离液氨百分数：G冷%=1-G分%=41.4% 计算误差=(G′-G分)/G′=(0.57599-0.586)/0.586=-1.708% 2.2.13液氨贮槽物料计算

进槽物料：氨分离器入槽液体 L16=843.7 m3 其中 NH3 L16NH3= 843.7×0.9562 =806.79m3

14

CH4 L16CH4= 843.7× 0.0173 =14.595m3 Ar L16Ar= 843.7×0.001527=1.325m3 H2 L16H2= 843.7× 0.01972= 16.636m3 N2 L16N2=843.7× 0.0052=4.3248m3

冷交换器入槽液体 L17=579.18 m3

其中 NH3 L17NH3=579.18× 0.98425 =570.1m3

CH4 L17CH4= 579.18× 0.00427 =2.473m3 Ar L17Ar= 574.809×0.00068 =0.394m3 H2 L17H2=579.18× 0.00825= 4.778m3 N2 L17N2= 579.18× 0.00258 =1.494m3

入槽混合物料 L18=L16+L17=843.7 +579.18=1422.827 m3 各组分物料含量：L181i=L16i+L17i

其中 NH3 L18NH3= 806.79+ 570.1=1376.8m3

CH4 L18CH4= 14.595 +2.473 =17.068m3 Ar L18Ar= 1.325 +0.394 =1.719m3 H2 L18H2= 16.636 +4.778= 21.414m3 N2 L18N2= 4.38+ 1.494= 5.874m3

百分含量 x18i=L18i/L18

其中 NH3 x18NH3= 1376.753/1422.827×100%=96.762%

CH4 x18CH4=17.068/1422.827×100%=1.2% Ar x18Ar= 1.719/1422.827×100%=0.121% H2 x18H2= 21.414/1422.827×100%=1.505% N2 x18N2=5.874/1422.827×100%=0.413%

出槽物料：液氨贮槽出口弛放气 V20=108.321 m3 其中 NH3 V20NH3=108.321×59.6﹪=.559 m３

CH4 V20CH4=108.321×14,46﹪=15.663m３ Ar V20Ar=108.321×1.53﹪=1.657 m３ H2 V20H2=108.321×19.14﹪=20.773m３ N2 V20N2= 108.321×5.28﹪=5.719 m３

出口液氨总物料 L19=L18-L20=1422.827 -108.325 =1314.502 m3

15

其中 NH3 L19NH3= L18NH3-V20NH3=1376.8-.559 =1312.25m3

CH4 L19CH4= L18CH4-V20CH4=17.068 -15.663 =1.405m3 Ar L19NH3= L18NH3-V20NH3=1.719- 1.657 =0.062m3 H2 L19H2= L18H2-V20H2=21.414-20.733= 0.681m3 N2 L19N2= L18N2-V20N2=5.874- 5.719 =0.095m3

各组分百分含量：x19i=L19i/L19

其中 NH3 x19NH3= 1312.25/1314.502×100%=99.829%

CH4 x19CH4=1.405/1314.502×100%=0.1069% Ar x19Ar= 0.062/1314.502×100%=0.0047% H2 x19H2= 0.681/1314.502×100%=0.052% N2 x19N2=0.095/1314.502×100%=0.007%

液氨产量核算: mNH3=1312.25/22.4×17=996Kg≈1000Kg

2.3 热量衡算

2.3.1合成塔热量计算

计算合成塔一次入口带入热量Q6=V6CP6T6

气体在器内处与氨饱和区内，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的办法计算实际的气体比热容。

由t4=27℃ P=30.94MPa，查常压下各组分气体比热容并计算。

Cpm=0.20625×30.186+0.61875×27.553+0.11538×36.919+0.03463×18.234+0.025×48.578=29.356KJ/(Kmol×℃)

查《小氮肥长工艺设计手册》附表1-5-9的△CPm=2.559KJ/(Kmol×℃) C6=Cpm+△CPm=31.915KJ/(Kmol×℃)

则 Q6=V6CP6T6=11586.752×31.915×27÷22.4=445730.45

设合成塔二出温度310℃，假定气体在塔内先温升到出口温度后再进行氨合 成反应。在压力P=31.4MPa ， t=310℃下的气体反应热简化计算公式为： -H=11599+3.216t=11599+3.216×310=12595.96Kcal/kmoltNH3=52651.11KJ/kmoltNH3

由物料平衡计算知氨产量 ΔVNH3=1394.75m3(标)=62.266Kmol

则合成塔内反应热 QR=(-Hr)×ΔVNH3=52651.11×62.266=3278374.015KJ/tNH3 (1) 合成塔一出气体带出热量Q7

查t=70℃ P=31.4MPa 混合气体热容。

16

Cp7=0.20625×32.09+29.39×0.61875+45.15×0.11538+25.16×0.03462+42.63×0.025

=31.95KJ/(Kmol℃)

Q7=11586.752/22.4×31.95×70=753614.765KJ/tNH3 (2) 合成塔二出气体带出热量Q9

当t=310℃ P=31.4Mpa 混合气体热容。

Cp9=0.16613×31.2+0.49838×29.9+53.18×0.13114+0.0395×19.86+0.165×49.12= 35.95KJ/(Kmol℃)

Q9=10208.129/22.4×35.95×310=5078772.038KJ (3) 合成塔热损失

由经验公式Q损=awFw(tw-tb)设塔壁温度tw= 71℃,空气温度-6℃,塔外壁高h=18.5m, 外径D=1.2m

则 aw=0.209tw+33.4=0.209×71+33.44=48.24kJ/(m2h℃)

∴Q损=50.16F(tw-tb)=48.24×3.14×1.2×18.5×[71-(-6)]=2528.97 kJ/tNH3 (4)合成塔二次入口带入热量

Q8=Q7+Q9+Q损-Qr-Q6=753614.765+5078772.038+2528.97-3278374.015-445730.45= 2367211kJ/tNH3 2.3.2 废热锅炉热量计算

(1)热气体带入热量等于合成塔二次出口带出热量 即 Q9=5078772.038kJ/tNH3

(2) 管内热平衡气体带出热量Q10 设t2=210 C, P=4.5MPa，得混合气体比热容。

Cp10=0.16613×30.68+0.49838×29.47+48.56×0.13114+0.0395×21.3+0.165×49.32= 35.143KJ/(Kmol℃)

Q10=10208.129/22.4×35.143×210=3363250.378KJ/tNH3

(3) 废热锅炉热负荷 ΔQ=Q9-Q10=5078772.038-3363250.378=1715521.66KJ/tNH3 (4) 软水量计算

设废热锅炉加入软水温度t=30,压力P=1.274Mpa,副产1.4Mpa 饱和蒸汽，需 软水量为X 由软水焓 I1=125.484KJ/Kg 蒸汽焓 I2=2784.716KJ/Kg X=ΔQ/(I2-I1)=1715521.66/(2784.716-125.484)=5.12KJ/Kg 废热锅炉带入热量 Q软=XI1=5.12×125.484=80949.32KJ/tNH3 蒸汽带入热量 Q蒸=Q软+ΔQ=80949.32+1715521.66=17970.98KJ/tNH3

17

2.3.3 热交换器热量计算

(1)冷气体带入热量等于合成塔一次出口带出热量即Q7=753614.765kJ/tNH3 (2)热气体带入热量等于废热锅炉管内热气带出热量即Q10=3363250.378kJ/tNH3 (3)冷气体带出热量等于合成塔二次入口带入热量Q8=2367211kJ/tNH3 (4)热气体带出热量

即 Q10+Q7=Q8+Q11

Q11=Q10+Q7-Q8=3363250.378+753614.765-2367211=17496.143KJ/tNH3 Q11=V11Cp11t11

t11=Q11/V11/Cp11=17496.143×22.4/10208.129/Cp5=110℃ Cp11=38.39KJ/(Kmol℃)

设t11=110℃ P=0.6MPa得混合气体比热容。

Cp11=0.16613×30.765+0.49838×29.47+40.9×0.13114+0.0395×21.151+0.165×44. 214= 33.28KJ/(Kmol℃)

查《小氮肥长工艺设计手册》附表1-5-9的△CPm=5.057KJ/(Kmol×℃) C6=Cpm+△CPm=38,337KJ/(Kmol×℃) 误差=(38.39-38.33)/38.39=-0.156% 假设成立

(5)热交换器热负荷

ΔQ=Q8-Q7=Q10-Q11=2367211-753614.765=1613596.235KJ/tNH3

18

第三章 设备的计算与选型

3.1已知条件

(1)热负荷 Q=1613596.235KJ/tNH3 (2)产量 W=8.333t/h

(3)冷气体压力P=1Mpa，热气体压力P=0.6Mp

(4)冷气体入口温度t冷入=46℃，冷气体出口温度t冷出=100℃ (5)热气体入口温度t热入=210℃，热气体出口温度t热出=110℃

(6) 冷气体气量V=96557.04m2/h，热气体气量V=283561.407 /34024.60m2/h

3.2 计算并初选换热器规格

选用立式列管式换热器，材质为16MnR，冷气体走壳程，热气体走管程。 (1)计算平均温差并确定壳程数 逆流温差 Δtm=

(210110)(10046)=74.65℃

210110ln10046 R=(210-110)/(100-46)=1.85 P=(110-46)/(210-46)=0.4

查《化工原理课程设计》图2-13(a)得t=0.82>0.8

故可选用单壳程的换热器

(2) 初选设备规格

列管尺寸25×2.5mm无缝钢管：do=0.025mm，di=0.02mm，dm=0.0025mm

3.3校核总传热系数K

3.3.1 官内给热系数α计算

α=0.023

×Re0.8×Pr0.3 d 式中λ ---------导热系数kJ /(mh ℃) α ---------给热系数kJ /(mh ℃) 式中各数据均取平均值

则 t= (210+110)/2 = 160 ℃ p=0.6MPa

19

(1)压缩系数Z

查《氮肥工艺设计手册》表1-1 气体的临界常数：

表4.1 气体的临界常数

组分 yi Tci,K Pci, MPa

NH3 0.165 405.6 11.395

CH4 0.13114 190.7 4.639

Ar 0.0395 151 4.862

H2 0，49838 33.3 1.296

N2 0.16613 126.2 3.393

Tcm=yiTc405.6+0.13114×190.7+0.0395×151+0.49838×33.3+0.16613×126.2=134i=0.165×.95K

i=0.165×Pcm=yi Pc11.395+0.13114×04.639+0.0395×4.826+0.49838×1.296+0.16613×3.393=3.5MPa

对比压力Pr=对比温度Tr=

p平均=0.6/3.5=0.1 PcmT= (160+ 273)/134.95=3.208 Tcm查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》图1-4普遍化压缩系数之三， 得 Z =0.98 (2)混合分子量M

17+0.13114×16+0.0395×40+0.49838×2+0.16613×28=12.126 M=yi Mi=0.165×(3)气体比热Cp：

表4.2 气体的比热容

组分 yi Cpi,kJ/kmo℃

NH3 0.165 48.488

CH4 0.13114 51.414

Ar 0.0395 21.234

H2 0.49838 29.427

N2 0.16613 30.514

Cp=

yi Cpi=0.165×48.488+0.13114×51.414+0.0395×21.234+0.49838×29.427+0.1661

3×30.514= 36.58kJ / (kmo×°C) （4）导热系数

高压下含氨混合气体的导热系数，用氮的对比导热系数图进行计算

20

表4.3 气体的临界常数

组分 yi

NH3 0.165 0.1418 2.571

13CH4 0.13114 0.1907 2.519

Ar 0.395 0.0843 3.419

H2 0.49838 0.8148 1.259

N2 0.16613 0.1204 3.037

0i

Mi3

1由m=

0iyiMiyiMi130计算0m

13先计算∑yiMi=0.165×2.571＋0.13114×2.519＋0.0395×3.419＋1.259×0.49838＋ 0.16613×3.037=2.021

iyiMi=0.165×0.1418×2.571+0.13114×0.1907×2.519+0.0395×0.0843×3.419+0.4983

8×0.8148×1.259+0.16613×0.1204×3.037=0.7065

0130m=0.7065/2.021=0.34956KJ/mh℃

由前得 对比压力Pr=0.1 对比温度Tr=3.208

查《氮肥工艺设计手册(物化数据)》附图1-57普遍化气体对比导热系数r=/则

0m=1.45，

=1.450m=1.45×0.34956=0.507KJ/mh℃

（5）气体的粘度

查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》附图1-22、23、25、30、31各组分气体在压力下的粘度如下：

表4.4 各组分气体在压力下的粘度

组分

NH3 0.65 0.2070 4.12

CH4 0.90 0.0748 4.00

Ar 1.00 0.0135 6.32

H2 1.00 0.0423 1.41

N2 0. 0.1008 5.29

Ci

i

Mi

1212yiMi=0.165×4.12+0.13114×4+0.0395×6.32+0.49838×1.41+0.16613×5.29=3.0346

yMii12Cii=0.165×4.12×0.65×0.207+0.13114×4×0.9×0.0748+0.0395×6.32×1.00×0.0135+0.4

21

9838×1.41×1.0×0.0423+0.16613×5.29×0.×0.1008=0.157 则=i1CiuiyiMiyiMi1212=0.0517Kg/mh

(6)雷诺准数Re

设取管内流速u=1m/s， 密度=

12.12629.802733MnPT0==95.04Kg/m ZP0V0T0.980.09822.4483diu=

3600192.130.020.8128304.836，Re=12206.592

0.0517 Re=

 校核管内流速

(7)普兰特准数Pr

Pr=(8) 产物的质量流量

u'=V/(nS)17.37/(1422×0.785×0.022×3600)1m/s

CpM=

36.580.05170.3076，Pr0.33=0.702

0.50712.126MV'12.126283561.407 G产===12.792Kg/s

22.4360022.43600列管内产物质量流量

udi13.140.02295.04 g产===0.03Kg/s

442 单程列管数 n=G产/g产=12.792/0.03=426.3，取427根 管数N=427 管长L=5m

管间距 t0=1.2d0=1.2×25=31.3mm 取32mm

正六角形排列层数 a=6.531取7层

正三角形对角线排管 b=1.1n=1.1×1422=22.73 取23根 板间距 h=0.3mh，e=1.5d0=1.5×25=37.5mm

则设备直径 D=t0(b-1)+2e=32×(23-1)+2×37.5=779mm 实取换热器直径 D=800mm

22

换热器实际传热面积为

S实=nd0=427×3.14×0.025×(5-0.1)= 1.091/m2

该换热器的总传热系数为

K0=Q/S0/Δtm=1613596.235×8.333/(1.091×74.65)=1016.7KJ/m2h℃

综上所述得

管内给热系数 i=0.023×

0.5070.812206.5920.702 ×Re×Pr0.3=0.0230.02di =4996.17KJ/m2h℃ 3.3.2 管外给热系数αo

0.60.6 o=0.36××de×Re×Pr0.33×dom0.14

式中冷气体物性数据取平均值 t=(46+110)/2=78℃，P=1Mpa (1)混合气体分子量M M=yiMi

=0.025×17+0.11538×16+0.03462×40+0.61875×2+0.20625×28=10.668Kg/Kmol (2)气体比热容CP

查《小氮肥厂工艺设计手册》附图1-5-1至1-5-8气体比热容如下：

表4.5 气体比热容

组分 Cpi yi

NH3 40.604 0.025

CH4 42.488 0.11538

Ar 20.93 0.03462

H2 32.567 0.61875

N2 30.767 0.20625

混合气体比热容 CP=∑yiCpi

=0.025×40.604+0.11538×42.488+0.03462×20.93+0.61875×32.567+0.20625×30.767=33.138

KJ/Kmol℃

(3)导热系数

查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》1-88表常压下各组分导热系数如下

23

表4.6 常压下各组分导热系数

组分 yi

NH3 0.025 0.1187 2.571

CH4 0.11538 0.1618 2.519

Ar 0.03462 0.0766 3.419

H2 0.61875 0.7478 1.259

N2 0.20625 0.1094 3.037

0i

Mi13

因m=

0iyiMiyiMi1301313

故∑yiMi=0.025×2.571＋0.11538×2.519＋0.03462×3.419＋0.61875×1.259＋0.20625×3.037=1.8787

同理得 iyiMi013=0.71479

/19.87870.380KJ5/mh℃ 则 0i0.7147 由前计算 Pr=P/Pcm=1/2.4=0.402 Tr=T/Tcm=(98+273)/84.005=4.178

查《氮肥工艺设计手册(物化数据)》附图1-57普遍化气体对比导热系数

得r=/(4)粘度系数

查《氮肥工艺设计手册(理化数据)》附图1-22、23、25、30、31各组分气体

在压力下的粘度如下

表4.7 气体粘度表

组分 yi

NH3 0.025 0.43 0.2083

4.12

CH4 0.11538 0.82 0.0872 4.00

24

0m=2.20，则

=2.200m=2.20×0.3805=0.837KJ/mh℃

Ar 0.03462 0.90 0.1332 6.32

H2 0.61875 0.90 0.0401 1.41

N2 0.20625 0.77 0.098 6.29

Ci

i

Mi

12其中12yMCyMiiiii1212i

yMii=0.025×4.12+0.11538×4+0.03462×6.32+0.61875×1.41+0.20625×6.29=2.7468

Cii=0.025×0.43×0.2083×4.12+0.11538×0.82×0.0872×4+0.03462×0.9×0.1332×6.32

yMii12+0.61875×0.9×0.0401×1.41+0.20625×0.77×0.098×6.29=0.19938

yMC则yMiiiii1212i=0.0726Kg/mh

(5)雷诺准数Re

当量直径

4( de=

33.143220.0252)t0d0)4(32224240.0202 =23.140.025d0流道截面积(挡板为圆缺形)20

f1hD(1do/t0)=0.3×1.3×(1-0.025/0.032)=0.0853m2

取挡板直径 D=1194mm，r=D/2=597mm，h=0.23D=0.23×800=184mm

'''rh'rcos()(rh')D'h'h'2=0.12m2 fa=180r21d0.0252 f2=fa[10.91(o)2]=0.12×[1-0.91×]=0.0688m

t00.0322 f=

f1f2=0.07m2

气体质量流速 G=

VM=1503168.68Kg/m2h 22.4f Re=

deG=473881.673，Re0.6=23.32

(6)普兰特准数Pr

25

Pr=

CpM0.14=33.1380.07260.269，Pr0.33=0.87

0.83710.668 m=2.170.14=1.12

0.140.60.6 管外给热系数o=0.36××de×Re×Pr0.33×dom =0.36×

0.837×0.1×23.32×0.87×1.12 =2217.22KJ/m2h℃ 0.0253.3.3 总传热系数K

管壁导热系数=162KJ/m2h℃

污垢热阻Rsi=0.0000955m2h℃/KJ，Rso=0.0000477m2h℃/KJ25 把数据带入公式得 K0=

1

dodbd1RsiooRsodiididio =

1=1173.71KJ/m2h℃

0.000250.000120.000010.00004770.000451 选用该换热器时，要求过程的总传热系数为1016.7KJ/m2h℃，在传热任务所规定的流体条件下，计算出的K0 =1173.71KJ/m2h℃，则所选择的换热器安全系数为15.48%

故该换热器传热面积的裕度符合要求，能够完成任务。

3.4管子拉脱力的计算

(1)在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力 qp其中 f=0.886a2-

pf d0l2

d0=0.866×322-3.14/4×252=396mm2 4p=0.6MPa l=50mm

qp=

0.73960.07MPa

3.142550 (2)温差应力导致管子每平方米胀接周边上所受到的力 qtt(d02di2)4dol

26

其中 tE(ttts)A1tAs

其中 Atn

d42odi214223.14（252202）231159.87mm24

2AsD中S1400835369.mm015

11.81060.211066620.2MPa

则 t251159.87135369.01520.2(252202)0.908MPa qt42550由已知条件可知，qp与qt的作用方向相同，使管子受压，则管子的拉脱力： q=qp+qt=0.915MPa<[q]=4.0MPa 因此，拉脱力在许用范围内。

3.5 计算是否安装膨胀节

壳体和管子之间的温差所产生的轴向力 F1E(ttts)AsAtAsAt=5.07*106N

QAs AsAt压力作用于壳体上的轴向力 F2其中Q4[(Dindo2)psn(do2St)2pt]=1.15*106N

2 压力作用于管子上的轴向力 F3QAt =1.4*106N AsAtF1F25.071060.14106则 s 147.M28PaAs35369.015F1F3-0.571061.4106 t -1M4PaAt251159.87 根据GB151—1999《管壳式换热器》

28Pa s147.M<2[σ]st=180MPa

27

t-1M<2[σ]tt=206MPa 4Pa 条件成立，故不必安装膨胀节。

3.6换热器主要结构尺寸和计算结果

表4.8 换热器主要结构尺寸和计算结果

换热器型式:立式列管式

壳体内径(mm)：1300

工 艺 参 数

名 称 物料名称 操作压力,MPa 操作温度,℃ 流量,m/h 传热量,KJ/tNH3 总传热系数,KJ/(m2.h.℃)

23换热面积(m2)：378.

管 程 热气体 29.80/29.5 210/85

壳 程 冷气体 30.14/30.5 46/150 96557.03

1613596.235 352.22

34024.60

4996.

2217.22

17 0.0000955

1 800 Φ25×2.5 32 正三角形 5000 427

0.0000477

对流传热系数,KJ/(m.h.℃) 污垢系数(m2.h.℃)/KJ

程数 设备直径mm 管子规格,mm 管间矩,mm 排列方式 管长,mm 管数，根

28

第四章 结 论

合成氨是化学工业中的重要组成部分，特别是氨的合成工艺尤为重要，本设计采用的是氢、氮在中压下直接合成为氨的工艺方法生产合成氨，设计成果主要包括以下几个方面：

(1)通过对生产工艺及工艺流程的研究分析，了解该工艺的原理:氨由三份氢和一份氮在高温、中压和有催化剂存在的情况下生成的，其化学反应式为：3H2+N2=2NH3+92.4kJ/mol,放热反应。

(2)本设计在传统工艺流程上加以改进，设计带有余热回收工艺的流程取代传统工艺 (3)由物料衡算得到了合成工段主要设备的入口和出口物料的流量、物料比例和物料转变的定量关系，生成氨量为8.333tNH3/h，合成率29.133%。

(4)根据物料衡算和热量衡算，进行设备选型和计算。塔外换热器采用列管尺寸为25×2.5mm无缝钢管，正三角形排列，管数427根，管长为5000mm，直径为800mm,换热面积6.97m2的立式列管式换热器，管外给热系数为2696.47 KJ/(m2·h·℃)，管内给热系数为4996.17 KJ/(m2·h·℃)，总传热系数为1173.71 KJ/(m2·h·℃)。

29

致 谢

通过这次毕业设计我学到了很多，它不仅培养我们的将理论与实践相结合的能力，还培养了我们搜集资料，总结分析的能力。毕业设计的完成不仅在于自己的努力，很大程度上也取决于老师的辛勤指导和同学的热忱帮助。

首先，我特别感谢我的指导老师， 老师在百忙之中抽出时间对我的设计进行指导，帮我拓展思路，分析问题，了解设计理念，使我将理论应用于实践，为我将来从事实践工作打下了坚实的基础。她的辛勤指导，使我得以顺利完成此项毕业设计。

再次，感谢对我提供帮助的同学们，他们积极配合，共同查阅分享资料，遇到问题积极讨论，并对我的设计方案加以讨论修改，使之完备。

在此，我谨向各位老师和同学表示衷心的感谢！

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参考文献

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附录

附录A：工艺流程图 附录B：设备图

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