年产30万吨合成氨课程设计

年产30万吨合成氨
课程设计
目录
1概述 (2)
1.1设计题目 (2)
1.2 设计具体内容范围及设计阶段 (2)
1.3设计的产品的性能、用途及市场需要 (2)
1.4设计任务的依据 (3)
1.5 产品方案 (4)
2 技术分析 (4)
2.1合成氨反应的特点 (4)
2.2合成氨反应的动力学 (4)
2.2.1反应机理 (4)
2.3氨合成工艺的选择 (5)
2.4系统循环结构 (5)
2.5分离工艺 (6)
3 生产流程简述 (6)
4 工艺计算 (7)
4.1 原始条件 (7)
4.2 物料衡算 (8)
4.3热量衡算 (16)
5主要设备选型 (24)
5.1 废热锅炉设备工艺计算 (24)
5.2主要设备选型汇总表 (26)
5.3主要设备图 (27)
6设计心得 (29)
参考文献 (30)
1.概述
1.1设计题目：年产30万吨合成氨合成工段设计
1.2 设计具体内容范围及设计阶段
本次设计的内容为合成氨合成工段的设计，具体包括以下几个设计阶段：
1. 进行方案设计，确定生产方法和生产工艺流程。

2. 进行化工计算，包括物料衡算、能量衡算以及设备选型和计算。

3. 绘制带控制点的工艺流程图。

4. 进行车间布置设计，并绘制设备平立面布置图。

5. 进行管路配置设计，并绘制管路布置图。

6. 撰写课程设计报告。

1.3设计的产品的性能、用途及市场需要
(1) 氨的物化性能
合成氨的化学名称为氨，氮含量为82.3%。

氨是一种无色具有强烈刺激性、催泪性和特殊臭气的无色气体，比空气轻，相对密度0.596，熔点－77.7℃；沸点－33.4℃。

标准状况下，1米3气氨重0.771公斤；1米3液氨重638.6公斤。

极易溶于水，常温（20℃）常压下，一个体积的水能溶解600个体积的氨；标准状况下，一个体积水能溶解1300个体积的氨氨的水溶液称为氨水，呈强碱性。

因此，用水喷淋处理跑氨事故，能收到较好的效果。

氨与酸或酸酐可以直接作用，生成各种铵盐；氨与二氧化碳作用可生成氨基甲铵，脱水成尿素；在铂催化剂存在的条件下，氨与氧作用生成一氧化氮，一氧化氮继续氧化并与水作用，便能得到硝酸。

氨在高温下(800℃以上)分解成氮和氢；
氨具有易燃易爆和有毒的性质。

氨的自燃点为630℃，氨在氧中易燃烧，燃烧时生成蓝色火焰。

氨与空气或氧按一定比例混合后，遇明火能引起爆炸。

常温下氨在空气中的爆炸范围为15.5～28％，在氧气中为13.5～82％。

液氨或干燥的气氨，对大部分物质没有腐蚀性，但在有水的条件下，对铜、银、锌等有腐蚀作用。

(2) 氨的用途
氨是基本化工产品之一，用途很广。

化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。

各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。

以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料。

还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。

此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。

可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。

氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业部门。

将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。

现代国防工业和尖端技术也都与氨合成工业有密切关系，如生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。

此外，氨还是常用的冷冻剂。

合成氨工业的迅速发展，也促进和带动了许多科学技术部门的发展，如高压技术、低温技术、催化技术、特殊金属材料、固体燃料气化、烃类燃料的合理利用等。

同时，尿素和甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。

所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。

(3)市场需要
据资料统计:1997 年世界合成氨年产量达103.9Mt。

预计2000 年产量将达111.8Mt。

其化肥用氨分别占氨产量的81.7%和82.6%。

我国1996 年合成氨产量已达30.64Mt,专家预测2000
年将达36Mt,2020 年将增加至45Mt。

即今后20 年间将增加到现在的1.5 倍。

因而合成氨的持续健康发展还有相当长的路要走。

未来我国合成氨氮肥的实物产量将会超过石油和钢铁。

合成氨工业在国民经济中举足轻重。

农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。

所以,合成氨工业是农业的基础。

它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。

因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。

我国七十至九十年代先后重复引进30 多套大化肥装置,耗费巨额资金,在提高了化肥生产技术水平的同时,也受到国外的制约。

今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。

过去引进建设一套大型化肥装置,耗资数十亿元。

当今走老厂改造扩建的道路,可使投资节省1/2—2/3。

节省的巨额资金,用作农田水利建设和农产品深加工,将在加速农村经济发展,提高农民生活水平,缩小城乡差距起着重要用。

1.4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 +CH4）：17%
原料：新鲜补充气N2 24.2%，H2 75.1 %，CH4 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 +CH4 ）～17%
年工作日 330 d
计算基准生产300000t氨
1.5产品方案
产品的名称：氨(NH3)；
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：
N2(g)+Cate —→2N(Cate)
H2(g)+Cate —→2H(Cate)
N(Cate) + H(Cate) —→NH(Cate)
NH(Cate) + H(Cate) —→NH2(Cate)
NH2(Cate) + H(Cate) —→NH3(Cate)
NH3(Cate)—→NH3(g) + (Cate)
实验结果证明,N2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]。

图3-1 工艺流程图
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
（3）合成塔入口中氨含量：NH3入=2.5%
（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℃
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％
（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:
M8=(M NH3+1000y5NH3)/y8NH3=(94.523+1000×0.025)/0.132=905.477kmol
出塔甲烷含量：
y8CH4=(M5/M8)×y5CH4=(1000/905.477)×17％=18.775％
出塔氢含量：
y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4)×100％=3/4(1-0.132-0.18775)×100％=51.019％
出塔氮含量：
y8N2=1/4(1-0.132-0.18775)×100％=17.006％
表4-3 出塔气体组分含量（％）
（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。

查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数：
表4-5 各组分平衡常数
设（V/L）=21.16时，带入L×(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i):
L NH3=m NH3/［1+(V/L)×K NH3］=0.132/(1+21.16×0.098)=0.042945 kmol
L CH4= m CH4/［1+(V/L)×K CH4］=0.18775/(1+21.16×8.2)=0.001076 kmol
L H2=m H2/［1+(V/L)×K H2］=0.51019/(1+21.16×27.50)=0.000875 kmol
L H2=m N2/［1+(V/L)×K N2］=0.17006/(1+21.16×34.50)=0.000233 kmol
L总= L NH3+ L CH4 + L H2+ L N2=0.042945+0.001076+0.000875+0.000233=0.045129 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（%）
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％
4.3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：
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％
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：m0i=L15X15i+L16X16i= G％L0X15i+(1- G％)X16i=0.40928X15i+0.59072X16i
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（%）
当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：
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
出口液体氢气含量：L H2=m0H2/[ 1+(V/L)×K H2]=0.012685/(1+0.091×575)=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（％）
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（％）
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L19=300000000×22.4/(0.99857×17)=395860197.7m３=17672330.3kmol
其中 NH3L19NH3=L19×X19NH3= 395860197.7×99.857﹪=395294117.6 m３=17647058.8kmol
CH4L19CH4=L19CH4×X19CH4=395860197.7×0.104﹪= 411694.6m３=18379.2kmol H2 L19H2=L19×X19H2= 395860197.7×0.0305﹪=120737.4 m３=5390.1kmol
N2 L19N2=L19×X19N2= 395860197.7×0.00807﹪=31945.9m３=1426.2kmol
液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.076
V20=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 CH4V20CH4=V20×y20CH4=30085375.0×0.17710=5328119.9m３=237862.5kmol
H2V20H2=V20×y20H2=30085375.0×0.17564=5284195.3 m３=235901.6kmol
N2V20N2=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
L21=L19+V20=425945572.7m３=19015427.4kmol
入口液体各组分含量计算:L21i= L19i + V20i
其中NH3 L21NH3=395294117.6+17973905.6=413268023.2 m３=18449465.3kmol CH4 L21CH4=411694.6+5328119.9=5739814.5 m３=256241.7kmol
H2 L21H2=120737.4 +5284195.3= 5404932.7m３=241291.6kmol
N2 L21N2=31945.9+1499755.9=1531701.8m３=68379.5kmol
入口液体中组分含量核算,由 m´0i=L21(i)/L21:
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)≈ m0（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
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
NH3V5NH3=4209324380×2.5﹪=105233109.5m3=4697906.7kmol
CH4 V5CH4=4209324380×17﹪=715585144.6m3=31945765.4kmol
H2 V5H2=4209324380×60.375﹪=2541379594m3=113454446.2kmol
N2 V5N2=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
NH3V8NH3=3805495624×13.2﹪=502325422.4m3=22425242.0kmol
CH4 V8CH4=3805495624×18.77﹪=714291528.6m3=31888014.7kmol
H2 V8H2=3805495624×51.0188﹪=1941518201m3=86674919.7kmol
N2 V8N2=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:
V11出/L11出=(V/L)=21.16 ┉┉┉┉┉┉①
V11出+L11出=L10入=3805495624 ┉┉┉┉┉┉②
将V11出=21.16L11出带入②得:
L11出=171728141.9m3= 7666434.9kmol ,
V11出=3633767482m3=162221762.6kmol
出口气体组分由V11i=V11出y11i得:
其中， NH3V11NH3=3633767482×0.093264=338899690.5m3=15129450.5kmol
CH4 V11CH4=12533.791×0.195497=710390641.4m3=31713867.9kmol
H2 V11H2=12533.791×0.53384 =1939850433m3=86600465.7kmol
N2 V11N2=12533.791×0.17785=646265546.7m3=28851140.5kmol
出口液体各组分由L11i=V8i-V11i
其中， NH3 L11NH3=502325422.4-338899690.5=163425731.9m3=7295791.6kmol
CH4 L11CH4=714291528.6-710390641.4=3900887.2m3=174146.75 kmol
H2 L11H2=1941518201-1939850433=1667768m3=74453.9kmol
N2 L11N2=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 NH3 L15NH3= 171728141.9×0.95161 =163418217.1m3=7295456.1kmol
CH4 L15CH4=171728141.9× 0.02384 =4093998.9m3=182767.8kmol
H2 L15H2= 171728141.9× 0.01940=3331526.0m3= 148728.8kmol
N2 L15N2=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， NH3V13NH3=36989571.5×9.3264% =3449795.4m3=154008.7kmol
CH4 V13CH4=36989571.5×19.5497% =7231350.3m3=322828.1kmol
H2 V13H2=36989571.5×53.384% =19746512.9m3=881540.8kmol
N2 V13N2=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
V14=V12-V13=3633767482-36989571.5 =3596777910.5m3=160570442.4kmol
其中， NH3V14NH3=3596777910.5×9.326% =335449895m3=14975441.7kmol
CH4 V14CH4=3596777910.5×19.5497% =703159291.2m3=31391039.8kmol
H2 V14H2=3596777910.5×53.384% =1920103920m3=85718925.0kmol
N2 V14N2=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
L17NH3=V14NH3-a=335449895-226350324.2=109099570.8m3=4870516.6kmol
冷交换器热气出口气量及组分：
其中 NH3V17NH3=V14NH3-L17NH3=335449895-109099570.8=226350324.2m3
=10104925.2 kmol
CH4 V17CH4= V14CH4 =703159291.2m3
H2 V17H2= V14H2 =1920103920m3
N2 V17N2= V14N2=639686951.4m3
出口总气量V17=V14-L17NH3=3596777910.5-109099570.8=3487678339.7m3=155699925.9 kmol 出口气体各组分：
NH3V17NH3／V17=226350324.2／3487678339.7×100％=6.490％
CH4 V17CH4／V17=703159291.2／3487678339.7×100％=20.161％
H2 V17H2／V17=1920103920／3487678339.7×100％=55.054％
N2 V17N2／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V1=866763900m3其中， CH4 V1CH4=866763900× 0.007 =6067347.3m3=270863.7kmol
H2 V1H2=866763900×0.751= 650939688.9m3=29059807.5kmol
N2 V1N2=866763900× 0.242 =209756863.8m3=9364145.7kmol
V18（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
NH3V18NH3= V17NH3=226350324.2m3=10104925.2kmol
CH4 V18CH4=6067347.3+703159291.2=709226638.5m3=31661903.5kmol
H2 V18H2=650939688.9+1920103920=2571043608.9m3
=114778732.5kmol
N2 V18N2=639686951.4+209756863.8=849443815.2m3=37921598.9kmol
各组分百分含量y18i=V18i/V18
NH3y18NH3=2"6350324.2/4354442"39.7×100％=5.ေ981％
C䁈4 `y1䀸CH4=7‰92266#8.5/435444 239.7×100％䀽16.2874％
H2 y1ȸJ2=2571043608.9/4374ေ42239.ေ×100％=59.0442％3
N2 y18N2=849443ĸ15.2/4354442239.7×900％=19.е0ေ5％
进器液体等䚎冷交换器冷凝液氨量むL18=L1䀸NH3=L17NH3=109099570.¸m3=48705耱6.6kmol 进嘨总物料＝聖18+L18=435444r23й.7+ȱ09099570.8=ȴ463µ41810.50 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.ေ)=2/500％解得 bĽ10320 298m3 创氨冷器中冷凝液氨量：
L′18NH3=V18NH3-b=226350324.2-103202298 =123148026.2m s=3078700.7kmol
氨冷器出口总液氨量:
L2NH3=L18NH3+L′18NH3=109099570.8+123148026.2=232247597.0m3=10368196.3 kmol
氨冷器出口气量:
V2=V18-b=4354442239.7 -103202298=4251239941.7m3=189787497.4kmol
其中， NH3V2NH3=103202298m3=4607245.5kmol
CH4 V2CH4= V18CH4=650939688.9m3=29059807.5kmol
H2 V2H2= V18H2=2571043608.9m3=114778732.5kmol
N2 V2N2= V18N2=849443815.2m3=37921598.9kmol
各组分百分含量y2i=V2i/V2
NH3 y2NH3=103202298/4251239941.7×100％=2.428%
CH4 y2CH4=650939688.9/4251239941.7×100％=15.312%
H2 y2H2=8824.518/4251239941.7×100％=60.478%
N2 y2N2=849443815.2/4251239941.7×100％=19.981%
出器总物料=V2+L2NH3=4251239941.7+232247597.0=8734727480.4m3
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V2=4251239941.7m3；液体入口L2NH3=349498350.4m3
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=V2NH3/V2
V2′=V1+V17′┉┉┉┉┉┉④
V17′=V8-V13-L15┉┉┉┉┉┉⑤
V2NH3′=V2NH3+L17NH3+L18NH3′┉┉┉┉┉┉⑥
式中V2′———冷交换器入口总物料；V17′———冷交换器热气出口总物料
V′2NH3———冷交换器入口总氨物料
将V8=4354442239.7m3，V13=36989571.5m3，L15=171728141.9m3代入上式解得：
V17′=4354442239.7-36989571.5-171728141.9=4145724526m3
∴V2′=866763900 +4145724526= 5012488426 m3；
V2NH3′=103202298+226350324.2+123148026.2=452700648.4m3=20209850.4kmol
∴m NH3= V2NH3′/ V2′=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（L16/V3）=（L/V）=0.0765
冷凝液体量L16=0.0765V3=0.0765x4209324380=322013315.1m3
其中 NH3 L16NH3=322013315.1× 0.983157 =316589644.8 m3=14133466.3kmol
CH4 L16CH4=322013315.1× 0.006289 =2025141.7 m3=90408.1kmol
H2 L16H2=322013315.1× 0.008041= 2589309.1 m3=115594.2kmol
N2 L16N2= 322013315.1× 0.002513 =809219.5 m3=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 NH3V3NH3=4690475111.0× 2.5% =117261877.8m3=5234905.3kmol
CH4 V3CH4=4690475111.0×17%= 797380768.9m3=35597355.7kmol
H2 V3H2=4690475111.0× 60.375%= 2829529111m3=126318263.9kmol
N2 V3N2= 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：
4.3热量衡算
4.3.1冷交换器热量衡算
（1）热气进口温度冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知
t1=35℃
（2）冷气进口温度为了保证合成塔入口氨含量在2.5%，出氨冷器气体的氨含量必须小于或等于2.5%，设过饱和度为10%，则在该冷凝温度下的平衡氨含量为
y NH3=0.0025/1.1×100%=2.27%
查《小氮肥厂工艺设计手册》图平衡氨含量为2.27%时的冷凝温度t2=-10℃，故冷气进口温度等于-10℃
（3）热气体带入热量热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。

查t=35 ℃，P=29.1MPa时的各组分比热容并计算得：
表4-17 各组分含量，分压及比热容
Cp1=0.1696×31.35+0.5088×29.511+0.152×39.919+0.0375×21.318+0.132×82.764=35.955KJ/(Kmol℃)
热气体带入热量Q1=V1Cp1t1=9081.36×35.955×35=510189.464KJ/tNH3
(4)冷气体带入热量
查t4=-10℃， P=28.3MPa时各组分比热容并计算得：
表4-18 各组分含量，分压及比热容
4=0.20125×33.022+0.60375×29.427+0.136×38.038+0.0345×21.402+0.025×45.98=31.281KJ/(Kmol℃)
（5）氨冷凝热
设热气体出口温度为20℃，热气体在器内由35℃冷却到20℃，然后进行氨冷凝，查氨冷凝热I NH3=1698.334KJ/Kg
液氨冷凝放出热量Q冷=279.83/22.4×20×1698.334=424328.968 KJ/tNH3
（6）液氨带入热量查-10℃液氨比热容Cp= 4.556 KJ/kg℃
液氨带入热：Q4L=574.83/22.4×17×4.556×(-10)=-19876.557 KJ/tNH3
（7）热气体带入热
查t3= 20℃，P=28.7MPa时的各组分在常压下，17℃的摩尔比热容并计算得：
Cp=0.186×30.012+0.559×29.26+0.146×39.71+0.044×21.318+0.065×79.42=33.83KJ/Kmol℃
热气体带出热量：Q3=V3Cp3t3=8801.53/22.4×33.83×17=265852.933KJ/tNH3（8）热气体中液氨带出热
查20℃液氨比热容Cp= 4.682KJ/kg℃
Q3L=279.83/22.4×17×4.682×17=119884.872KJ/tNH3
（9）冷气体中分离液氨带出热Q2=Q4L=-19876.557KJ/tNH3
（10）冷气体出口带出热
Q5=Q1+Q4+Q冷
+Q4L-Q3-Q3L-Q4L=510189.464-159456.29+424328.968-265852.933-1198884.872=489324.337K J/tNH3
Q5=V5Cp5t5
t5=Q5/V5Cp5=489324×22.4/11422.11×Cp5=959.618/Cp5
设t5=30℃ ,P=28.2MP时各组分常压下比热容并计算得：
表4-20 各组分含量，分压及比热容
5=0.206×31.935+0.619×29.511+0.115×39.71+0.035×21.318+0.025×
48.906=31.389KJ/(Kmol℃)
t5=959.618/31.31=30.572℃
（11）冷交换器热量负荷计算
ΔQ放=（管内热气带入热+管内液氨冷凝热）-（管内热气带出热+管内液氨带出热） =(510189.464+424328.968)-(265852.933+19884.872)
=648780.627 KJ/tNH3
4.3.2氨冷器热量计算
（1）气体带入热量Q3
由冷交换器热量计算的Q=265852.993 KJ/tNH3
（2）气体中液氨带入热量Q3由冷交换器热量计算得：
Q3=19884.872KJ/tNH3
（3）氨冷器中气氨冷凝热
查-10℃气氨冷凝热（《小氮肥长工艺设计手册》。

表10-1-1 氨热力学性质）
I NH3=1295.633KJ/ kg 则气氨冷凝热
Q冷=L4×22.4×17×I NH3=292.664/22.4×17×1295.633=287773.911KJ/tNH3
(4) 新鲜气带入热量Q1
t1=10℃,P=31.37MP,查压力下各组分气体比热容:
表4-21 各组分含量，分压及比热容
Cp1=0.241×31.768+0.745×29.678+0.011×35.948+0.0033×20.9
=30.222KJ/(Kmol℃)
新鲜气带入热量Q1=V1Cp1t1=2911.92/22.4×30.222×10
=157150.69KJ/tNH3
氨冷器收入总热量Q=Q3+Q3L+Q冷+Q1
=265852.993+1988.872+287773.91+157150.69
=730662.406KJ/tNH3
（5）氨冷器入口混合气温度t4计算
由热平衡
Q4=Q-Q冷=V4Cp4t4+V4L Cp4L t4=730662.406-287773.911=4422888.495KJ/tNH3
t4=Q4/V4/(Cp4+Cp4L×284.979×17/11905.671)=846.95/(Cp4+0.406Cp4L)
设t 4=24℃，P =28.42MP 查常压下各组分气体比热容:
4=0.2×31.852+0.605×29.511+0.112×38.038+0.034×21.234+0.04877×
81.092=33.171KJ/(Kmol ℃)
查t =22.5℃时 Cp 4L =4.765KJ/(Kmol ℃)
代入 t 4=846.95/(33171+0.406×4.765)=24.125 与假设一致 混合后氨冷器入口热气温度24℃
（6）气体带出热量Q 2 由冷交换器热量计算Q 2=-159456.29kJ/tNH 3
（7）气体中液氨带出热量Q 2L 由冷交换器热量计算Q 2L =-19876.557KJ/tNH 3 （8）液氨蒸发吸收热量Q 吸 （冷冻量） 由热平衡计算 Q 吸=Q 入-(Q 2+Q 2L )
=730662.406+159456.29+19876.557=909992.253 KJ/tNH 3
查25℃液氨焓I NH3L =535.583KJ/ kg （由液氨储槽来）15℃蒸发蒸气 I NH3=1663.767KJ/Kg
ΔI NH3=I NH3-I NH3L =1663.767-535.583=1128.185KJ/Kg
（9）冷冻量计算 W=Q 吸/ΔI NH3=909995.253/1128.185=806.602Kg
表4-23 氨冷器进出热量汇总表
4.3.3 循环机热量计算
（1） 循环机出口气体温度计算 由《小氮肥厂工艺设计手册》附表1-1-1 查得循环气体中各组分的绝热指数如下：
根据公式
∑-=1
i i 1
K y K 入 =0.025/(1.19-1)+0.11539/(1.13-1)+0.03462/(1.41-1)+0.20625/(1.4-1) =0.08261+0.37223+0.05245+1.50912+0.51563+2.53564
K =1.394
K
K P
P T T 1-⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=入出
入出 T 入=30+273=303 K
P 出=30.94MPa P 入=28MPa 代入得 1.394
1
-1.394)28
30.94(5.292=出T =311.673K=38.673℃39≈℃ （2） 气体带入热量由前计算 Q 5=489324.337
（3） 压缩功 12
1121111674.16Z Z P P K K V P N K K
⎥⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎢⎣⎡-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=- P 1=28MPa P 2=30.94MPa K =1.394 Z 2=1.13 Z 1=1.02
V 1=V 0P 0T /(P 1T 0)=11418.47/60×0.098/28×(173+39)/273=0.761m 3/min
将上述数据代入压缩功计算工式中得： N =37.872KW
压缩热 QN =3600N=3600×37.872=136339.663KJ/tNH 3 (4) 气体带出热量 由热平衡得：
Q 4=Q 3+QN =489324.337+136339.663=625664KJ/tNH 3
Q 4=V 4Cp 4t 4 Cp 4=Q 4/V 4/t 4=625664×22.4/11418.47/39=31.738KJ/(Kmol ℃) 由t 4=39℃ P =30.94MPa ，查常压下各组分气体比热容并计算得：
表4-25 各组分含量，分压及比热容
Cp=0.206×32.186+0.619×29.553+0.115×39.919+0.035×21.234+0.025×50.578=31.53KJ/(Kmol ×℃)
表4-26 循环机进出热量会在汇总
（1） 环隙温升t 2计算
（2） 设合成塔环隙高度高度h =14.000m ，由经验公式知，环隙每米温升按1.2℃计，则合成塔一出温度t 2为, t 2=t 1+1.46h =39+1.2×14=55.8 ℃
（3） 气体带入热量Q 1由前计算Q 4=625664.000KJ/tNH 3 因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。

所以Q 1=Q 4=476358.788KJ/tNH 3
（4） 气体反应热Q R
设合成塔二出温度370℃，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 =29。

7MPa 下的气体反应热简化计算公式为：
-H=11599+3.216t, t=370℃代入得：
-H=11599+3.216×370=12788.92Kcal/kmoltNH3=53457.686KJ/kmoltNH3由物料平衡计算知氨产量ΔV NH3=1372.611m3(标）=61.277Kmol
则合成塔内反应热
Q R=(-H r)×ΔV NH3=53457.686×61.277=3275742.297KJ/tNH3
(5) 二次入塔气体带入热量Q2
Q2=(Q1+Q3+Q损)-(Q R-Q5)=V2Cp2t2
t2=((Q1+Q3+Q损)-(Q R-Q5))/V1Cp1
(6) 合成塔一出气体带出热量Q1
查t=55.8℃ P=30.5MPa 混合气体热容：
表4-27 各组分含量，分压及比热容
=31.023KJ/(Kmol℃)
Q1=11422.11/22.4×31.023×55.8=882706.357KJ/tNH3
(7) 合成塔二出气体带出热量Q1
当t=370℃ P=29.7Mpa 混合气体热容：
表4-28 各组分含量，分压及比热容
1=35.829KJ/(Kmol℃)
Q1=10049.48/22.4×35.829×370=5947436.88KJ
(8) 合成塔热损失
根据经验公式Q损=a w F w(t w-t b)设塔壁温度t w= 62℃,空气温度-5℃,塔外壁高h=14m,外径D=1.2m
则a w=0.209t w+3.44=0.209×62+33.44=46.398kJ/(m2h℃)
∴Q损=50.16F(t w-t b)=50.16×3.14×1.2×14×[62-(-5)]=163988.349 kJ/tNH3
(9)合成塔二入温度计算
设t2=190 ℃, P=30.0Mpa查<<小氮肥厂工艺设计手册>>各组分气体比热容并计算得：
表4-29 各组分含量，分压及比热容
Cp2=31.995KJ/(Kmol℃)
t2=6065.171/31.995=189.568℃
∴合成塔气体二次入口带入热量
Q2=(882706.357+5947436.88+63988.349)-(3275742.297+625664.000)
=3092725.288 kJ/tNH 3 (10) 合成塔绝热温升核算 △t =
Cp
1=(
NT
Q yNH H yNH R 损
-+-∇331)()
Cp =(Cp 1+Cp 2)/2=33.912KJ/(Kmol ×℃)
△t =(0.14×53457.686/(1+0.165)-163988.349/11422.11×22.4)/33.912
=189.454℃
t 1=t 2+189.454=379.022℃
表4-30 合成塔热量平衡汇总表
（1）内热气体带入热量Q 1
由合成塔热平衡计算Q 1=5947436.880kJ/tNH 3 (2) 管内热平衡气体带出热量Q 2
设t 2=220 C, P=29.4MPa ，得混合气体比热容：
2Q 2=10049.48/22.4×34.997×220=3454233.359KJ/tNH 3
(3) 废热锅炉热负荷
ΔQ =Q 2-Q 1=-2493203.52KJ/tNH 3 (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1.274Mpa 饱和蒸汽，需 软水量为X
软水焓 I 1=125.484KJ/Kg 蒸汽焓 I 2=2784.716KJ/Kg ΔQ =X (I 2-I 1) 热平衡得
X =ΔQ /(I 2-I 1)=937.565KJ/Kg
废热锅炉带入热量 Q 软=XI 1=937.565×125.484=117649.438KJ/tNH 3 蒸汽带入热量 Q 蒸=117649.438+2493203.521=2610852.959KJ/tNH 3
表4-32 废热锅炉热量汇总表
（1）冷气体带入热量Q6由合成塔热平衡计算Q1=882706.357kJ/tNH3
（2）热气体带入热量Q9由废热锅炉热平衡计算Q4=3454233.359kJ/tNH3
（3）冷气体带出热量Q7由合成塔热平衡计算Q2=3092725.288kJ/tNH3
（4）热气体出口温度计算
Q1+Q4=Q2+Q5
热平衡得
Q5=Q1+Q4-Q2=882706.357+345233.359-3092725.288=1244214.427KJ/tNH3
Q5=V5Cp5t5
t5=Q5/V5/Cp5=1244214.427×22.4/10049.48/Cp5=2773.318/Cp5
设t5=66.4℃P=29.2MPa得混合气体比热容：
5=41.362KJ/(Kmol℃)
T5=2773.318/Cp5=2773.318/41.362=67.051℃
误差=(66.4-67.051)/66.4=-0.98% 假设成立
（5）热交换器热负荷
ΔQ=Q2-Q1=Q5-Q4=1244214.427-3454233.359=-2210018.931KJ/tNH3
表4-34 热交换器热量汇总表
4.3.7 水冷器热量计算
由题知,水冷器出口热气体温度t2=35℃,设气体先冷却至35℃后,氨再冷凝。

(1) 热气体带入热量Q1由热交换器热平衡计算Q1=1244214.427kJ/tNH3
(2)氨冷凝热
查≤小氨肥厂工艺设计手册≥得35℃时氨冷凝热I=-1705.607KJ/kg
Q冷=V2×I NH3=830.54/22.4×16769×1705.607=1060465.072KJ/tNH3
式中16.769----液氨平均分子量
(3)热气体带出热量Q2
查t2=35℃, P=29.0 MPa得混合气体的比热容：
Cp2=35.955KJ/(Kmol℃)
热气体带出热量
Q2=V2×Cp2×t2=9218.94/22.4×35955×35=517918.797KJ/tNH3
(4)液氨带出热量
查35 ℃液氨比热容,Cp L=4.849kJ/(kmol℃)
Q液=V2L/22.4×M×Cp L×t2
=830.5/22.4×16.769×4.849×35
=105516.327KJ/tNH3
(5) 冷却水量计算
设需要冷却水量为W,冷却上水t a=30℃ ,冷却下水t b=38℃,取冷却水比热容Cp L=4.18KJ/Kg
则冷却水吸收量为
ΔQ=Q进-Q出=(Q1+Q冷)-(Q2+Q液)=1681244.376KJ/tNH3
ΔQ=W×Cp×(t b-t a)×1000
W=ΔQ/(1000×Cp×(t b-t a))
=1681244.376/(1000×4.18×(38-30))=50.276m3
冷却上水带入热量
Q上水=50.276×1000×4.18×30=6304666.410KJ/tNH3
冷却下水带入热量
Q下水=ΔQ+Q上水=1681244.376+6304666.41=7985910.786KJ/TNH3
表4-36 水冷器热量汇总表
氨分离器进出口温度没有发生变化,由气体热量平衡,
氨分离器收入热,则Q1=517918.797 kJ/tNH3
氨分离器支出热
气体放空气带走热量
Q3=V3×Cp3×t3=137.62/22.4×35.955×35=7731.336KJ/tNH3冷交换器带入热量,由冷交换器热平衡计算得：
Q4=510189.464KJ/tNH3
Q1=Q3+Q4=7731.336+510189.464=517920.8KJ/tNH3
误差=(517920.8-517918.797)/517920.8=0.0004% 假设成立
氨分离器液氨带入热量等于液氨带出热量即Q1L=Q5L=105516.327kJ/tNH3
5主要设备选型
5.1 废热锅炉设备工艺计算
5.1.1 计算条件
(1) 选卧式U型换热管
(2) 高压管尺寸Φ24×4.5 ,d外= 0.024 m,d内= 0.015,d = 0.0195 m.
(3) 热负荷: Q=2493203.5211 kJ/tNH3
(4) 产量: W=10.75 tNH3/h。