年产15万吨碳酸氢铵工厂设计缩写稿
年产15万吨纯碱生产车间工艺设计大学本科毕业论文
年产15万吨纯碱⽣产车间⼯艺设计⼤学本科毕业论⽂XX⼤学（X届）本科毕业设计（论⽂）资料题⽬名称：年产15万吨纯碱⽣产车间⼯艺设计学院（部）：专业：学⽣姓名：班级：学号：指导教师姓名：职称：I⽬录(1)1.1 纯碱的性质和⽤途 (1)1.1.1 纯碱的性质 (1)1.1.2 纯碱的⽤途 (1)1.2 纯碱⼯业的发展史 (2)1.2.1 中国纯碱⼯业发展史 (2)1.2.2 世界纯碱⼯业发展及现状 (2)1.3 纯碱的⽣产⽅法 (2)1.3.1 侯⽒制碱法 (2)1.3.2 苏尔维制碱法 (3)1.4 联合制碱法与氨碱法的⽐较 (3)(4)2.1 纯碱⼯艺的⽣产原理和⼯艺概述 (4)2.1.1 ⽣产原理和⼯艺简述 (4)2.1.2 ⼯艺流程 (4)2.2 ⽣产⼯艺流程 (5)2.2.1 ⽣产⼯艺流程 (5)2.2.2 ⼯艺流程⽰意图 (6)(7)3.1 联碱法析氨的相图及过程分析 (7)3.2 制碱原则性流程 (7)3.3 物料衡算 (9)3.4 循环过程中的⼯艺指标 (11)3.5 联合法的运作要点 (12)3.5.1 循环系统的⽔平衡 (12)3.5.2 副产品氨⽔ (13)3.5.3 钙镁杂质对联碱法⽣产的影响 (13) (14)4.1 碳化塔的选型与计算 (14)4.1.1 外冷式碳化塔的特点 (14)4.1.2 碳化塔内径的计算 (15)II4.2 结晶器的选型 (15)4.2.1 内循环盐析结晶器 (15)4.2.2 结晶器特点 (15)4.3 结晶器尺⼨设计 (15)(18)5.1 ⼈员配备 (18)5.2 车间布置 (18)5.2.1 ⼚房的平⾯布置 (18)5.2.2 ⼚房的⽴⾯布置 (19)5.2.3 ⼚房的建筑结构 (19)5.2.4 管道布置设计 (19)5.3 安全⽣产 (20)5.3.1 安全隐患 (20)5.3.2 安全措施 (20)5.4 环保及三废处理 (21)5.5 本次毕业设计的意义 (21)(22)6.1 主要⼯艺参数 (22)6.1.1 产品组成 (22)6.1.2 各主要物料的实际消耗量 (22)6.1.3 ⼯资及各物料的价格 (22)6.1.4 建设期资⾦投⼊ (22)6.2 投资估算 (23)III1.1 纯碱的性质和⽤途纯碱即碳酸钠（Na2CO3），也称苏打或碱灰。
尿素、碳酸氢铵、甲醇、商品液氨环境影响报告书简本
通化能量系统优化工程环境影响报告书简本1企业现状及排污情况1.1 企业情况通化化工股份有限公司的前身是通化化工总公司，2002年重新组建为通化化工股份有限公司，公司位于通化县二密镇化工路8号，厂区占地面积20.8万m2，建筑面积8.2万m2。
公司现有职工1504人，其中工程技术人员142人。
通化化工股份有限公司有两条铁路专用线，是一个年产8万吨合成氨的综合性化工企业。
主要产品有尿素、碳酸氢铵、甲醇、商品液氨。
公司还兼营机械制造、塑料编织、汽车运输、建筑安装等，是吉林省东南部的化工生产基地。
通化化工股份有限公司现尿素装置生产能力为12万t/a；甲醇装置生产能力为2万t/a；碳酸氢铵生产能力为2.5万t/a。
公司总资产16547 万元，其中：固定资产净原值17144万元；固定资产净值9375万元；流动资产6327万元。
2006年公司实现销售收入24503万元；利润2996万元；税金1610万元。
公司总负债6511万元，资产负债率为39.34%。
公司通过股份制改造，建立了完善的现代企业管理制度，几年来各项主要经济技术指标位居全国同行业前列。
公司已通过ISO9001－2000质量管理体系认证。
公司合成氨系统主要工序包括：造气、脱硫、压缩、二套变换系统、二套铜洗系统、二套合成系统，配套工程：脱碳、冷冻和氨贮罐。
公用工程有化学水站、循环水站、锅炉房、浅除盐水站。
1.2企业现有污染源分析1.2.1废水公司现有废水污染源主要有造气污水循环系统、合成氨装置及尿素装置的循环冷却水排污，尿素解吸废液以及生活污水等。
①造气污水造气污水主要包括造气洗涤废水、脱硫污水及锅炉除尘污水。
废水特征为含尘量高、水量大、水温高，且含有酚、硫化物、氰化物等有害物质，根据类比调查，废水中主要污染物产生浓度为COD：430mg/L、SS：340mg/L、氨氮：80mg/L、硫化物：0.6mg/L、挥发酚：0.5mg/L、氰化物：0.26mg/L。
年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计 说明书
本科毕业设计(论文)题目年产15万吨合成氨一氧化碳变换公段工艺设计学院名称化学与制药工程学院专业班级化工09-1学生姓名导师姓名2013年6月齐鲁工业大学本科毕业设计（论文）原创性声明本人郑重声明：所呈交的毕业设计（论文），是本人在指导教师的指导下独立研究、撰写的成果。
设计（论文）中引用他人的文献、数据、图件、资料，均已在设计（论文）中加以说明，除此之外，本设计（论文）不含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。
对本文研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示了谢意。
本声明的法律结果由本人承担。
毕业设计（论文）作者签名：年月日齐鲁工业大学关于毕业设计（论文）使用授权的说明本毕业设计（论文）作者完全了解学校有关保留、使用毕业设计（论文）的规定，即：学校有权保留、送交设计（论文）的复印件，允许设计（论文）被查阅和借阅，学校可以公布设计（论文）的全部或部分内容，可以采用影印、扫描等复制手段保存本设计（论文）。
指导教师签名：毕业设计（论文）作者签名：年月日年月日目录摘要 (1)第一章总论 (2)1.1 概述 (2)1.1.1 一氧化碳变换反应的意义与作用 (2)1.1.2 国内外研究现状 (2)1.2 设计依据 (2)1.3 设计规模与生产制度 (3)1.3.1 设计规模 (3)1.3.2 生产制度 (3)1.4 原料与产品规格 (3)1.4.1 原料规格 (3)1.4.2 产品规格 (3)第二章工艺原理和流程 (4)2.1 工艺原理 (4)2.2 工艺流程 (4)2.3 工艺参数 (5)2.3.1 原料气体组分 (5)2.3.2 工作温度 (5)2.4 工艺条件 (5)2.4.1 压力 (5)2.4.2 温度 (5)2.4.3 汽气比 (6)第三章工艺计算 (7)3.1 中变炉一段催化床层的物料和热量衡算 (7)3.1.1 确定转化气组成 (7)3.1.2 水汽比的确定 (7)3.1.3 中变炉一段催化床层的物料衡算 (8)3.1.4 中变炉一段催化床层的热量衡算 (11)3.1.5中变炉催化剂平衡曲线 (14)3.1.6 最佳温度曲线的计算 (14)3.1.7 操作线计算 (15)3.2 中间冷淋过程的物料和热量衡算 (16)3.3 中变炉二段催化床层的物料和热量衡算 (17)3.3.1 中变炉二段催化床层的物料衡算 (17)3.3.2 中变炉二段催化床层的热量衡算 (19)3.4 低变炉的物料和热量计算 (20)3.4.1 低变炉的物料衡算 (20)3.4.2 低变炉的热量衡算 (22)3.4.3 低变炉催化剂平衡曲线 (23)3.4.4 最佳温度曲线的计算 (24)3.4.5最适宜温度曲线 (24)3.6 主换热器的物料与热量的计算 (26)3.7 调温水加热器的物料与热量计算 (28)第四章设备的计算 (29)4.1 低温变换炉计算 (29)4.1.1 已知条件： (29)4.1.2 催化剂用量计算 (29)4.1.3 催化床层直径计算 (29)4.2 中变换热器计算 (30)4.2.1已知条件 (30)4.2.2 传热面积的计算 (30)4.2.3设备直径与管板的确定 (31)4.2.4传热系数的验算 (31)4.2.5壳侧对流传热系数计算 (33)4.2.6总传热系数核算 (33)4.2.7传热面积的核算 (33)第五章车间设备布置设计 (34)5.1 车间布置设计的原则 (34)5.1.1 车间设备布置的原则 (34)5.1.2 车间设备平立面布置的原则 (34)5.1.3 本工段设计设备布置规划 (35)第六章自动控制 (35)6.1 主要的控制原理 (35)6.2 自控水平与控制点 (36)第七章安全和环境保护 (36)7.1 三废产生情况 (36)7.2 三废处理情况 (36)第八章公用工程 (36)8.1 供水 (37)8.2 供电 (37)8.3 通风 (37)8.4 供暖 (37)8.5 电气 (38)结束语 (38)参考文献 (39)致谢 (40)摘要本文是关于天然气为原料年产15万吨氨一氧化碳变换工段初步设计。
年产15万吨碳酸氢铵工厂设计缩写稿
一、引言碳酸氢铵（氨石脑）是一种重要的氮肥，广泛应用于农业生产中。
本缩写稿旨在设计一座年产15万吨碳酸氢铵的工厂，以满足日益增长的市场需求。
工厂设计将包括生产过程、设备选型、环境保护措施和安全管理等方面的考虑。
二、工艺流程1.原料准备：以氨气和二氧化碳为原料，通过气体供应系统将原料供应至制造区。
2.反应制造：原料经过反应器，通过碳酸氢铵合成反应生成碳酸氢铵的浆料。
3.结晶分离：将碳酸氢铵浆料进行结晶分离，得到碳酸氢铵晶体。
4.溶液浓缩：将碳酸氢铵晶体进行溶液浓缩，达到所需浓度。
5.结晶干燥：将浓缩溶液进行结晶干燥，得到最终产品。
三、设备选型1.反应器：选用高效率的反应器，以保证生产效率和产品质量。
2.结晶分离设备：采用离心分离器进行碳酸氢铵晶体的分离，以提高分离效率。
3.浓缩设备：选用多效浓缩器，以节约能源和提高浓缩效率。
4.干燥设备：采用流化床干燥器，以实现碳酸氢铵的快速干燥。
四、环境保护措施1.氨气尾气处理：对氨气尾气进行处理，以减少氨气的排放量，防止对大气环境的污染。
2.废水处理：对含有碳酸氢铵的废水进行处理，以防止废水对水源和土壤的污染。
3.废气处理：对产生的废气进行处理，以减少对大气环境的污染。
4.固体废弃物处理：对生产过程中产生的固体废弃物进行分类、回收利用或安全处理。
五、安全管理1.安全培训：对工厂员工进行全面的安全培训，提高其安全意识和应急处理能力。
2.作业规范：建立严格的作业规范，规定员工在操作过程中的安全措施和注意事项。
3.安全设施：安装必要的安全设施，包括防爆设备、防火、抢救设施等，以确保员工和工厂的安全。
4.安全检查：定期进行安全检查，发现问题及时处理，消除潜在的安全风险。
六、总结本缩写稿设计了一座年产15万吨碳酸氢铵工厂，包括工艺流程、设备选型、环境保护措施和安全管理等方面的考虑。
通过严格的制造过程、环境保护和安全管理，工厂将能够高效、安全地生产出优质的碳酸氢铵产品，满足市场需求。
年产15万吨合成氨精制工段工艺设计
文献综述毕业论文名称：年产25万吨合成氨精制工段工艺设计院系：化生系专业年级09化工班姓名：蒋晓霄指导教师：前言氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位，特别是对农业生产有重要意义。
除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的。
同时，氨也广泛用于化学纤维和塑料等工业中，亦常用作制冷剂。
世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。
合成氨生产源于20世纪初德国等人的研究。
1912年在德国建成了日产30t的合成氨工厂。
我国合成氨生产始于20世纪30年代，新中国成立后，化肥工业得到迅速发展，70年代后，随着石油天然气工业的迅速发展和农业发展的需要，相继从外国引进大型合成氨装置，现在已形成大中小合成氨厂相结合的工艺布局。
从技术上讲，我国合成氨工业已迈进了世界先进行列，生产操作高度自动化，生产规模大型化，热能综合利用合理，技术经济指标先进。
在原料方面，已从单一煤炭发展到煤粉、天然气、轻油、重油多种原料。
我国自行研究和制造的各种催化剂，已具备良好的性能。
随着工业的发展，我国的合成氨将有更大的发展。
1 合成氨概述1.1 氨的性质1.1.1 氨的物理性质氨为无色气体，具特有的强烈刺激性气味。
密度0.771g/L(标准状况)，比空气轻。
沸点-33.35℃，高于同族氢化物PH3、AsH3，易液化。
熔点-77.7℃。
液氨密度0.7253g/cm3，气化热大，达23.35kJ/mol，是常用的致冷剂。
极易溶于水，20℃时1体积水能溶解702体积NH3。
充满NH3的烧瓶做喷泉实验后得到的稀氨水约为0.045mol/L。
用水吸收NH3时要用“倒放漏斗”装置以防倒吸。
液氨是极性分子，似水，可发生电离。
也能溶解一些无机盐如NH4NO3、AgI。
空气中允许NH3最高含量规定为0.02mg/L，若达0.5％则强烈刺激粘膜，引起眼睛和呼吸器官的症状。
年产15万吨合成氨装置设计
第一章总论一、指导思想化工设计是政治、经济和技术紧密结合的一门科学技术。
化工设计在新厂建设，老厂改造挖潜中具有极其重要的作用，也可以说设计是生产的先导，是科研成果转化为工业化大生产的必经途径。
因此，设计质量的好坏，对化工行业的发展影响极大，一定要在思想上充分的重视。
有关化工设计方面的知识和技能，不仅对专门从事化工设计的人员需要学习和掌握，而且对从事化工生产、科学实验和技术管理方面的人员，也同样需要具备。
因此，化工工艺专业的学员一定要掌握化工设计方面的基础知识。
从教学出发对学生进行化工设计方面的基本训练，有助于培养学生综合运用理论知识，联系生产实际，提高分析和解决问题的能力，有助于提高学生的运算技巧和设计绘图的能力，当然设计能力的培养和深化，有赖于更多的实践，只有通过实践，积累经验，才能培养思维、想象和创造的能力，才能促进设计能力的不断提高。
总之，经过初步训练，具有一定的化工工艺设计能力后，在生产、基建、科研和管理等方面，一定会发挥出重要的作用。
二、设计依据1、毕业设计是以设计者深入现场收集的数据，掌握所设计项目的生产程序。
2、以毕业设计任务书和化工工艺专业课本及参考书为依据。
三、设计规模及操作制度1、设计规模：年产15万吨合成氨装置。
2、操作制度：根据化工生产的特点，采用四班三倒轮换操作。
3、生产制度：根据设备的大、中、小修及偶然事故的发生，年生产日一般为330天左右。
大修：20天 3年|次（一般）中修：7天 1年|次小修：1～5天（经常）4、发展规划：向年产30万吨合成氨发展。
四、主要原料来源、数量及组成主要原料气为新鲜气：1、生产原料：合成氨用的氢氮混合气规格：压力为320大气压（表压）成份：按气体体积百分数H2=74.63% N2=24.87% （CH4+A r）=0.5%2、消耗定额氢氮混合气：2800m3∕吨氨河水： 62吨∕吨氨锅炉用化学净水：7.5吨∕吨氨电：130千瓦∕小时吨氨五、辅助原料来源、组成及数量来源：来自水、气及其它副产品。
【精编完整版】年产15万吨双氧水生产线建设项目可研报告
(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！)第1章总论1.1 项目名称、主办单位名称、企业性质及法人项目名称：年产15万吨双氧水生产线建设项目主办单位：安徽晋煤中能化工股份有限公司企业性质：股份制企业法人代表：张兆振1.2 可行性研究报告编制的依据（1）原化学工业部《化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定》（修订本）1997年8月。
（2）安徽晋煤中能化工股份有限公司提供的工艺软件包及相关数据。
（3）安徽晋煤中能化工股份有限公司提供的相关工艺、技术资料。
（4）安徽晋煤中能化工股份有限公司签订的建设工程设计合同。
1.3 可行性研究报告的设计原则（1）贯彻执行《工业企业能源管理导则》（GB/T15587－1995）；为使改造后生产装置实现能源利用的高效节约，应同时执行《企业节能量计算方法》（GB/T13234－1991）。
（2）为节约能源，提高能源利用效率，贯彻执行《节能监测技术通则》（GB/T15316），结合企业现状，选择本行业最佳可行的生产工艺、最佳实用处理技术，既考虑技术先进性和经济合理性，也兼顾行业企业的可行性，以取得最佳治理效果。
（3）努力达到先进、可靠，经济上合理。
优先选用国家节能环保的定型产品，达到投资省、能耗低、经济效益好的目的。
（4）提高自控水平，人机互补，管控一体化，使节能的监测和记录更加严密科学，使环保工作管理上水平、上档次。
1.4 项目提出的背景、投资必要性和经济意义1.4.1 地域背景临泉县位于安徽省西北部，周边分别与豫皖两省9个县市区接壤，辖31个乡镇、1个工业园区，总面积1818平方公里，总人口213万。
目前，临泉人民正紧紧围绕加快发展，富民强县，争先进位，奋力崛起这一主题，大力实施三大战略：即工业强县、农牧富民、商贸活县；打造四大基地：即新型医药化工食品加工基地、农牧产品生产加工基地、皖西北商贸物流基地、面向长三角优质劳动力输出基地；建设五大产业：即：化工、酿造、食品、医药、农牧产品加工等产业；发展四大经济：即劳务、民营、循环、资源等经济。
15万吨合成氨项目建设流程
15万吨合成氨项目建设流程英文回答：The construction process of a 150,000-ton synthetic ammonia project involves several steps. First, the project planning and design phase is initiated. This includes conducting feasibility studies, obtaining necessary permits and approvals, and designing the layout and infrastructure of the project site.Once the planning and design phase is complete, the next step is to procure the required materials and equipment. This involves sourcing and purchasing items such as reactors, compressors, and other machinery necessary for the ammonia production process.After the materials and equipment are procured, the construction phase begins. This phase includes site preparation, foundation construction, and the installation of various systems and equipment. For example, the ammoniasynthesis loop, which is a critical component of the project, is installed during this phase.Once the construction phase is completed, the project enters the commissioning and testing phase. This involves testing the various systems and equipment to ensure they are functioning properly and meeting the required specifications. Any issues or deficiencies identified during this phase are addressed and rectified.After successful commissioning and testing, the project moves on to the production phase. This is when the ammonia production process is initiated and the plant starts producing synthetic ammonia. The production phase requires ongoing monitoring and maintenance to ensure smooth operations and maximize production efficiency.中文回答：150,000吨合成氨项目的建设流程包括几个步骤。
年产15万吨碳酸二甲酯的工艺流程设计
年产15万吨碳酸二甲酯的工艺流程设计下载温馨提示:该文档是我店铺精心编制而成，希望大家下载以后，能够帮助大家解决实际的问题。
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年产15万吨合成氨初步设计说明书
十五万吨合成氨工艺初步设计说明书项目名称：二十万吨合成氨工艺设计2013.01目录前言 (4)第一章总论 (5)1.1项目建设依据 (5)1.2项目建设范围 (5)1.3主要设计原则 (5)1.4设计特点 (6)1.5设计标准 (6)第二章项目可行性论证 (7)2.1项目背景 (7)2.1.1研究背景 (7)2.1.2项目建设的意义 (7)2.2 市场预测 (7)2.2.1国内外市场现状与预测 (7)2.2.2价格分析 (8)2.3.原料路线 (8)2.3.1原料选择 (8)2.3.2原料来源 (9)2.4产品结构 (10)第三章工艺技术方案 (11)3.1工艺技术方案的选择 (11)3.2生产工艺简介 (11)3.2.1工艺简介 (11)3.3.2项目产品及建设规模 (11)第四章环境保护 (12)4.1环保治理措施 (12)4.1.1“三废”处理 (12)4.1.2噪声处理 (12)4.1.3绿化情况 (13)4.2环境可行性及评价结论 (13)第五章通风和空气调节 (14)5.1设计依据 (14)5.2设计范围 (14)5.3设计方案 (14)5.3.1通风要求 (14)5.3.2通风设计 (15)第六章电气 (16)6.1设计原则 (16)6.2防雷、防静电 (16)第七章消防 (17)7.1 消防系统 (17)7.2消防实施 (17)7.2.1室内消防设施 (17)7.2.2室外消防设施 (18)7.2.3管材及接口 (18)7.3消防排水 (18)7.3.1排水方式 (18)7.3.2管材及接口 (18)第八章劳动卫生安全 (19)8.1职业安全卫生事故分类 (19)8.1.1火灾、爆炸 (19)8.1.2噪声及振动 (19)8.1.3机械伤害 (19)8.1.4触电事故 (19)8.1.5高空坠落 (19)8.2职业安全卫生主要设施 (19)第九章储运与物流 (21)9.1原料仓储 (21)9.2产品仓储 (21)9.3包装及装卸搬运方案 (21)9.4运输过程注意事项 (21)9.4.1运输事故预防措施 (21)9.4.2 产品泄漏应急处理方案 (22)9.4.3 已造成损害的处理方案 (22)前言合成氨与硫酸和纯碱一样是世界上较为重要的基础化学品之一。
建元化工复合肥碳酸氢铵万吨环境影响公示
【建元化工复合肥碳酸氢铵万吨环境影响公示】---1. 前言建元化工复合肥碳酸氢铵项目万吨环境影响公示是当前社会热议的话题之一。
作为一种新型环保型化肥产品，碳酸氢铵在农业生产中发挥着重要作用。
然而，其生产对环境可能带来的影响也备受关注。
在本文中，将以此为主题，深入探讨这一主题，力求深度和广度兼具，为读者带来有价值的信息。
2. 碳酸氢铵的生产与应用碳酸氢铵是一种重要的氮肥产品，具有氮磷钾三大元素，能够提供全面的养分供给，对作物的生长发育具有良好的促进作用。
它还具有酸性的反应性，能够改善土壤酸碱度，促进作物吸收养分。
在农业生产中得到了广泛应用。
在建元化工复合肥碳酸氢铵项目中，其生产技术和工艺值得深入探讨。
3. 碳酸氢铵生产可能带来的环境影响尽管碳酸氢铵在农业上具有重要作用，但其生产可能也对环境产生一定影响。
其中，废水处理、废气排放以及固体废弃物处理是关注的重点。
废水中的氮、磷等元素可能对水体造成污染，废气排放中的氨气污染也是需要重视的问题。
固体废弃物的处理和利用也是一个需要解决的环境问题。
4. 建元化工复合肥碳酸氢铵项目环境影响公示建元化工复合肥碳酸氢铵项目万吨环境影响公示的发布正是针对上述环境影响问题的一种解决方式。
公示内容涵盖了项目的废水处理、废气排放、固体废弃物处理等方面，旨在达到透明公正，让相关部门和公众对项目的环境影响有一个清晰的了解。
在公示中，项目方对环境影响进行了清晰的评估和说明，说明了将采取的环保措施，力求减少对环境的不良影响。
5. 个人观点和理解从本人的角度来看，建元化工复合肥碳酸氢铵项目的环境影响公示是一种积极的做法。
通过公示，相关部门和公众可以更清晰地了解这一项目可能带来的环境问题，从而促使项目方更加重视环保问题，采取相应的措施，最大程度地减少对环境的影响。
公示也增加了项目的透明度和公众参与度，有利于形成环境保护的良好氛围。
6. 总结和回顾通过对建元化工复合肥碳酸氢铵项目的环境影响公示进行全面深入的探讨，我们更加了解了这一项目可能带来的环境问题以及项目方所采取的环保措施。
合成氨15万吨年生产装置查定评测研究报告
合成氨15万吨/年生产能力达产装置瓶颈查定报告及改造方案为满足联碱450Kt/a能力地需要，合成氨自2002年开始分两期挖潜改造合成氨新系统，改造后合成氨总能力计划扩大到150Kt/a（新系统90 Kt/a，老系统60 Kt/a）.其挖潜改造主要实施项目为：新造气系统地“双一段技改工程”；新净化系统增加中变气废锅、低变气废锅、小低变炉、半贫液闪蒸槽；脱碳吸收塔和再生塔填料改型；压缩系统新增联压机、高压机各一台；合成系统将V901YD型内件改造；循环水系统1#、2#、3#凉水塔地重新配置等项目.2004年8月随着K401F高压机地成功投运，合成氨厂150Kt/a装置扩能改造计划项目全部完成，通过近一年地生产运行，了解了合成氨厂150Kt/a技术改造后生产装置能力水平及影响因素、工艺指标控制情况和消耗情况，对影响合成氨生产装置能力不能达15万吨/年地各种因素进行了分析，为下一步改造明确了目标和技术方案，形成了此次报告.1、装置查定及瓶颈因素分析1.1查定目地在外供条件充足联碱用氨正常地情况下，掌握合成氨厂在150Kt/a技术改造后实际装置能力及影响因素，工艺操作控制情况以及同设计值地差异，工艺指标消耗情况，目前生产中还存在地遗留问题等，以利于生产地组织，并为今后地整改、完善提供依据.1.2查定组织及时间本次由合成氨厂组织实施，于2005年5月11日16：00至13日16：00为期三天共72小时.1.3查定概况1.3.1、查定条件查定期间外供天然气、电、水、蒸汽均满足了生产需要，联碱厂用氨平稳，气氨压力在0.24Mpa以内.所有扩能改造项目都投入生产运行且整体运行情况良好.1.3.2、查定期间生产概况1.3.2.1、在查定期间生产负荷较高总工艺天然气投气为12100～12900Nm3/h，新系统工艺投气占系统投气地63.19%，老系统工艺投气占系统工艺投气地36.81%.系统最高工艺投气12900m3/h，其中新系统最高工艺投气为8200 m3/h，达设计值8228 m3/h 地99.66%，老系统最高工艺投气为4800m3/h；最低工艺投气为12100m3/h，其中新系统最低工艺投气为7400m3/h，老系统最低工艺投气为4300m3/h；系统平均工艺投气达设计值12635.5 m3/h，其中新系统平均工艺投气为7984.2m3/h，达设计值8228 m3/h地97.04%，老系统平均工艺投气4651.3m3/h.1.3.2.2、在合成双一段炉地运行情况方面，换转炉投气占新系统总工艺投气地43.8%（表计换热炉天蒸混合气流量为13625.6Nm3/h，但因系冷线流量未通过计量表，故通过水碳比平均折算出换热炉天蒸混合气流量为15387.1Nm3/h），箱式炉投气占新系统投气地56.2%.1.3.2.3、查定期间液氨表计产量1301.43t，平均小时产氨量为18.075t，日平均产氨量为433.81t.1.3.3、工艺指标控制情况查定期间整个生产运行平稳，工艺指标控制稳定，未出现超温、超压现象，从查定数据看运行控制较好.详细数据见附表一：《主要工艺指标、分析数据表》.1.3.4、工艺消耗情况1.3.4.1、查定期间部分原始数据统计见附表二：《液氨产量、消耗情况统计表》，附表三：《用电情况统计表》1.3.4.2、天然气消耗新系统工艺天然气流量：574860÷72=7984.2m3/h新系统燃烧天然气流量：121797÷72=1691.6m3/h新系统天然气总量：574860＋121797=696657m3=9675.8m3/h老系统工艺天然气流量：334893÷72=4651.3m3/h系统总工艺天然气流量：574860＋334893=909753m3=12635.5 m3/h老系统天然气总量：1209365－696657=512708 m3=7120.9m3/h老系统燃烧天然气总量：512708-334893=177815m3=2469.7m3/h新系统液氨产量：7984.2÷12635.5×1301.43=822.36t老系统液氨产量：1301.43－822.36=479.07新系统吨氨消耗天然气量：696657÷822.36=847.14m3/t老系统吨氨消耗天然气量：512708÷479.07=1070.2m3/t系统吨氨消耗天然气量：1209365÷1301.43=929.26m3/t1.3.4.3、蒸汽消耗3.2Mpa蒸汽均用于新系统，全系统3.2Mpa蒸汽消耗：478.8÷1301.43×1000=367.9kg/tNH31.0Mpa蒸汽消耗：99.64÷1301.43×1000=76.56kg/tNH3注：由于老系统自产蒸汽计量不准确，故本次只计算系统蒸汽消耗.1.3.4.4、电消耗因新、老系统电无法分别计量，故只统计总消耗.查定期间总耗电1113052kwh，故系统电耗为1105110÷1301.43=849.15kwh/tNH3.1.4查定分析1.4.1、新系统造气净化工序2002年大修实施合成氨“双一段一期工程”，即新增换热式转化炉、更新二段炉、对流段改造、新增净化再生塔CO2洗涤分离罐、增设再生气管线、增设CO2水冷器，其中换热式转化炉和二段炉因高温合金管质量问题未投入系统.2003年大修实施“双一段二期工程”，即投入换热式转化炉和二段炉配管、增设氧化锌脱硫槽、中变气废锅、低变气废锅、低变炉保护器、半贫液闪蒸槽、脱碳吸收塔和再生塔填料改型.为保护大低变催化剂和提高低变地变换率，2004年大修改装低变保护器为B204低变催化剂.从本次查定数据来看：在工艺投气方面：新转化工艺投气达到7984.2 Nm3/h，为设计值8228 Nm3/h地97.04%，已接近但未达到设计最高负荷.其原因主要有：a、联合压缩机在夏天气温较高时实际工艺空气输气量不足，同8228m3/h地工艺天然气负荷不匹配，限制了负荷地推进；b、中变炉在8200 Nm3/h负荷情况下阻力上升，压力已接近或达到原设计压力（1.92Mpa），且由于空速增加后，变换能力下降，出口CO上升（＞3.0%），减少了氨产量；c、脱碳系统处于极限操作，弹性很小，容易出现波动.在指标控制方面：⑴厢式炉出口残余甲烷为8.51%，换热炉出口残余甲烷为14.60%，二段炉出口残余甲烷为0.42%，换热炉和二段炉出口甲烷低于设计高限，主要是因为今年大修更换了换热炉催化剂，但随着使用时间地增加，开停车次数地累计，易受高温蒸汽钝化而导致换热炉催化剂活性下降，将影响新系统地投气负荷.⑵中低变甲烷化部分在增设小低变炉后基本能满足新净化90Kt/a合成氨转化气地变换和甲烷化要求，在新系统工艺投气平均7984.2Nm3/h时，中变出口CO含量为3.37%，最终变换出口CO含量为0.32%，甲烷化出口甲烷含量为0.87%，可见中变出口CO含量较高使最终变换出口CO含量较04年9月查定值高出0.07%，使新系统减产液氨0.7%（1.9吨/天），但如再增加负荷或者时间稍长，中变出口CO进一步上升，则低变地能力即显不足.因此，新系统中变炉是15万吨/年达产瓶颈之一.⑶脱碳部分在新系统工艺投气平均为7984.2Nm3/h时，脱碳碱洗气二氧化碳含量为0.173%，从主要指标K2O浓度，贫液、半贫液循环量及半液、富液再生度，再生塔阻力看均处于极限状态，对脱碳长期稳定满负荷运行有较大制约.所以脱碳必须在指标优化和精心调控下才能实现推高负荷至8200Nm3/h地目标.1.4.2、老系统造气净化工序老系统造气净化工序从70年代投产到85年局部改造后，其生产能力达到55Kt/a合成氨转化净化能力，近20年来基本没有改造.从本次查定地情况看，工艺天然气地投入能达4800Nm3/h，平均为4651.3Nm3/h，生产能力在52～55Kt/a地水平.从查定地控制指标看：一段炉出口残余甲烷为10.53%，二段炉出口残余甲烷为0.31%，低变炉出口一氧化碳含量为0.15%，脱碳碱洗二氧化碳含量为0.38%，甲烷化出口甲烷含量为0.92%，说明本次查定期间老系统一段出口甲烷和脱碳出口二氧化碳较高，如进一步推高负荷、降低一段炉出口残余甲烷含量和脱碳碱洗气二氧化含量难度较大.如果老系统要达60Kt/a地能力则工艺投气应为5200Nm3/h，将会导致一段炉出口残余甲烷和脱碳碱洗二氧化碳含量上升，不可能做到经济平稳运行.老系统一段炉转化管已严重超过使用受命，而一段炉对流段地能力偏小，致使一段炉提温困难，转化出口残余甲烷偏高.老系统脱碳采用两塔吸收和两塔再生、风冷降温流程导致再生压力高，再生热耗高，二氧化碳汽提气冷凝分离温度高，溶液再生度差，气体净化度差.因此目前老一段炉和脱碳已成为制约负荷进一步推高地瓶颈，是影响合成氨150Kt/a总能力最终达产地关键因素之一.1.4.3、压缩工序1.4.3.1、联压机K402G投入生产后，联合压缩机对生产稳定起到了强有力地支撑作用.K402A、B 台压缩机经过改造后能力与K402C、D、E相同，天然气地设计输送能力约为2600Nm3/h，空气设计地输送能力为3600Nm3/h，K402G天然气地设计输送能力为5760Nm3/h，空气地设计输送能力为7200Nm3/h，全开是总计天然气最大设计输送能力为18760Nm3/h，空气最大设计输送能力为25200Nm3/h.在实际生产组织中，新系统是开K402C、D、E或K402G加一个小机子，空气量基本上能满足8000Nm3/h左右地工艺天然气投气负荷，假如低压系统调整后可以再加负荷至8200Nm3/h，则在夏天气温较高时，受循环水能力不足和气温高地影响，压缩机空气输送能力将会受到限制，一方面因进口空气温度高影响了压缩机空气输送能力；另一方面目前循环水能力不足影响压缩机水冷器降温效果，也将造成其工艺空气输送不足.在工艺天然气输送方面三台压缩机（K402C、D、E）机组地输送天然气量输送能力为7800Nm3/h，达不到90Kt/a能力（需工艺投气7910Nm3/h）地水平，故一旦K402G故障则联压机达不到新系统90Kt/a能力地要求.1.4.3.2、氢氮气压缩机⑴两台3M22-160/13.5-320改造加转后其输送气体地能力提高到10800 Nm3/h；三台3D22Ⅱ-14.5/14-320提压后为12000Nm3/h；K401F输送气体地能力为22000Nm3/h，总地输气能力为79600Nm3/h，能满足150Kt/a地能力.⑵氢氮气压缩机到合成系统地阻力大，在一定程度影响了高压机地输气能力.本机出口压力与合成入口压力相差1.0～1.5Mpa，即较多时候本机出口在29～30Mpa下工作.主要原因为装置扩产后高压管线未进行改造，管程较长，管径偏小.1.4.3.3、循环气压缩机循环机输气能力为450×280×0.9×2+216×280×0.9×2＝335664 Nm3/h，循环气压缩机能够满足150Kt/a地能力，但透平机地电流已达1000A左右，接近额定电流值.1.4.4、合成工序1.4.4.1、新合成塔新合成塔采用地YD型内件于1998年5月投用，至今已使用了7年，按使用年限应进行大修.今年更换了催化剂.更换中发现中心管和温度计套管严重变形，1#冷激分布器上面地钢丝网损坏了大约15～20%，露出了筛板，2、3#冷激分布器由于进不了人和检修时间原因而无法仔细检查，但根据1#冷激分布器地损坏情况推测这两个分布器同样存在钢丝网损坏地情况.在化机进行修复地过程中还发现下部换热器泄漏，堵漏后仍无法完全消除.同时由于在今年催化剂还原结束以后发现合成塔地热点温度不在第一层地T2、8点，而在第二层地T3、4点上，全床层温差较大而且整个床温很不好控制，可以确定为分布器已经损坏，使塔内气体偏流导致催化剂还原不彻底.目前为了保持生产稳定，不得以将合成塔地操作温度控制得相对比较高.但存在地主要矛盾为：操作温度过高将导致催化剂地使用寿命缩短，而把温度降低到正常范围内操作又将出现整个床温难以调整控制地现象.1.4.4.2、新快速水冷器方面：现有合成快速水冷器是1994年为三套管型合成塔内件而设计配套，至今运行已有10年.目前新合成塔内件已更换为YD型，较原三套管内件YD型催化剂装填量增加了近30%，系统负荷也增加了约30%以上，使快速水冷器地热负荷大大增加.从本次查定数据可以看出：新合成水冷器出口温度为50℃，按指标控制应在40℃才满足要求，表现出新合成水冷器能力明显不足，不利于氨地分离.通过工艺核算，要达到150Kt/a地生产能力，新快速水冷器地热负荷为在不新增设快速水冷器地条件下，特别在夏天限制了新合成能力地发挥，进而制约了合成氨150Kt/a生产能力地发挥.1.4.4.3、老合成塔老合成塔内件为满足全系统150Kt/a地氨产量在2003年大修改造成ⅢJ—99型内件.大修后投产使用，运行中因中置锅炉进出口阀地原因，系统阻力很高，限制了工艺负荷地推高.于2004年大修时将该阀拆除，开车运行效果明显，阻力大幅度降低，目前已能满足现生产需要.但是老塔地操作稳定性不如D401，而且多以循环量进行调节床温，减量时系统压力上涨导致上工序减负荷地情况异常频繁.1.4.4.4、新老氨蒸发器两个氨蒸发器能力不足，从本次查定数据看在气氨压力较低（0.2Mpa以下），用氨量(19.15t/h)大于产氨量（18.075t/h）时，氨蒸发器出口温度（老合成塔为0.78℃，新合成塔为-0.182℃）双塔平均值在0℃左右，而气氨温度（老合成塔为-9℃，新合成塔为-8 ℃）双塔平均值都在0℃以下，根据对氨蒸发器（按15万吨/年核算）地计算结果，体现出氨蒸发器换热面积够，而蒸发热量不足地问题，导致液氨蒸发量不能满足联碱需求.（具体核算过程见附件二）1.4.4.5、合成全系统能力方面合成系统同低压系统地能力不匹配，限制了生产负荷地进一步推高.从查定情况看，新合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器热量不足过度加氨和新快速水冷器能力不足导致合成压力上涨，在控制合成压力指标≤28MPa下不能满足150Kt/a地生产要求，除非往上放开合成压力运行指标，但这将导致设备运行地不安全.因此新合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器过度加氨和新快速水冷器能力不足是导致150Kt/a不能达产地又一重要因素.1.4.5、氨库工序1.4.5.1、液氨中间槽能力方面中间储槽按20分钟缓冲时间设计、小时产氨量按19吨计，则体积约32m3/h，需要储槽体积：V=32×20÷60＝10.67m3.现在地中间槽体积为5m3，因此液氨中间槽能力不足，但目前任可以使用.1.4.5.2、液氨罐能力方面今年新安装11#液氨罐后，现有液氨罐11个，每个容积为45.2m3，允许装量38.5m3，总计423.5m3，重量为253吨.实际库存控制在200吨.则缓冲时间为：200÷454×24＝10.57小时.若按16小时（两个生产班）地缓冲时间设计，这样可以保证联碱设备出故障时，影响生产地程度降低到很小.则液氨罐地容积应为V=454×16÷24÷0.61＝496 m3，需在现有液氨罐地基础上增加2～3个液氨罐，按300吨地库存设计液氨罐地体积，生产组织弹性更大.1.4.6、循环水工序合成氨厂循环水系统是1987年为配合联碱28.5万吨/年、合成氨9.65万吨/年地生产能力而设计建造地，系统共有凉水塔5槽.2002年和2003年，为了配合合成氨能力达到15万吨/年，将3#槽和1、2#槽分别划归合成氨厂使用，2004年5月将2#凉水塔地填料进行了更换，2005年4月将1#凉水塔地填料进行了更换.1至8#凉水塔均按700M3/h水量能力设计，设计上回水温差8℃（进水40℃，出水32℃）.按15万吨/年地投气负荷和8℃温差进行核算，全系统循环冷却水热负荷为47343171.2Kcal/h，需循环水总量为5917.896t/h，已不能匹配8槽凉水塔总量5600M3/h地能力.在冬天气温较低时勉强能满足现有负荷地需要，但夏天时总回水温度达42℃（最高44℃）、水泵出口温度为35℃（最高37℃）、温差为6～7℃，根本不能满足15万吨/年地投气负荷.循环水温度高，一方面影响压缩机水冷器降温效果，造成联压机工艺空气打气量偏离设计埴较大，输气不足；另一方面进一步突出了新合成水冷器能力不足地问题，使合成压力升高到了指标地高限.从目前地状况来看，如要循环水系统地达到150Kt/a地需要，彻底缓解压缩及合成压力必需新建凉水塔和进一步对现有凉水塔系统进行改造.因此，循环水系统能力不足是15万吨/年不能达产地又一主要因素.（具体核算过程见附件一）1.5、查定结论1.5.1、从查定情况看全系统能力为145Kt/a，没有达到设计150Kt/a地水平，其中新系统基本上达到90Kt/a地能力，为系统设计能力90Kt/a地100%，老系统最大能力为55Kt/a，为期望埴60Kt/a地91.7%.1.5.2、从消耗上看系统天然气消耗为929.26m3/t（其中新系统天然气消耗为847.14m3/t，老系统天然气消耗为1070.2m3/t），系统电耗为849.15 kw.h/tNH3，全系统3.2Mpa蒸汽消耗为367.9kg/tNH3，全系统（含烟道气回收装置）1.0Mpa蒸汽消耗76.56 kg/tNH3，较系统改造前降低较大.1.5.3、从工艺指标控制情况看，总体控制较好，但新系统中变出口CO、老系统一段出口CH4、脱碳再生度和出口CO2、合成系统氨冷温度、循环水上回水温度指标较差，是15万吨/年不能达产地主要瓶颈指标.2、150Kt/a装置能力达产改造方案通过上述对装置能力地查定和分析，我们认为新系统中变炉、老一段炉和老脱碳能力不足、新合成塔YD内件缺陷，合成两个氨蒸发器蒸发热量不足和新快速水冷器能力不足、循环水系统能力不足是导致合成氨150Kt/a总能力不能达产地几大关键因素.在上述几方面因素中，老一段炉和新合成塔YD内件改造涉及地资金和施工周期是近期难以解决地问题，因此将改造地重点放在新系统中变炉，老脱碳，合成两个氨蒸发器，新快速水冷器和循环水系统.下面对改造方案进行详述.2.1循环冷却水系统2.1.1 能力核算循环水能力不足，根据合成氨15万吨/年地循环水系统热量核算结果（见附件一），按原凉水塔设计值平衡仍差缺317.896吨/小时冷却水处理量，在夏天气温较高时，将导致压缩机空气输气能力不足和合成系统温度高、压力高，需要增加凉水塔或者对凉水塔进行改造以满足合成氨150Kt/a地生产能力地需要.5.4.2、合成系统能力不足，需增大新老合成氨蒸发器能力以满足双合成塔生产需要；新合成水冷器能力严重不足，需要增加水冷器换热面积与新塔能力匹配.新合成塔内件损坏问题可更换内件或结合合成220Kt/a改造新增一套φ1400～φ1600合成塔.5.4.3、老系统能力不能达60Kt/a，主要瓶颈在一段炉和脱碳装置.因此加快对老系统地改造势在必行.5.4.4、新系统能力地充分发挥受换热炉装置能否长周期平稳运行地影响，也受制于脱碳能力是否能进一步增大，换热炉和脱碳装置目前处于高限运行状态.对换热炉装置长周期问题可以改造换热炉过热段，增改压温蒸汽管线.5.4.5、随着合成氨150Kt/a地生产能力地形成，大部分工艺管线及部分分离器是按96.5Kt/a设计地直径偏小，特别是新系统造成系统阻力增大，对生产有一定地制约.可以考虑逐年利用大修抽换，降低系统阻力.生产部、合成氨厂二OO四年九月二十二日附表一：主要工艺指标、分析数据统计附表二：液氨产量、消耗情况统计附件一：合成氨150Kt/a循环水热量计算一、计算条件1、按330天/年生产时间计，日产454.55t/d，小时产量为18.94t/h.2、工艺天然气耗量按700Nm3/tNH3，工艺投气按13258Nm3/h.其中新系统工艺投气按8228Nm3/h；老系统工艺投气按5030Nm3/h.3、各循环水换热器地水温升按设计参数8℃.4、进出换热器地物料温度按设计值.5、压缩机生产运行按（1）联压机为K402G和其它3台压缩机；（2）高压机为K401F和其它3台压缩机.二、压缩机系统循环水热量计算1、计算条件进出水温差为8℃，水地热容为1.0Kcal/kg.℃.2、K402G设计值循环水耗量为230m3/h.Q=1.0×8×230×1000=1840000Kcal/h3、K402其它3台机组设计值循环水耗量为230m3/h.Q=1.0×8×110×1000×3=2640000Kcal/h4、K402F设计值循环水耗量为262.5m3/h.Q=1.0×8×262.5×1000=2100000Kcal/h5、K401其它3台机组设计值循环水耗量为168m3/h.Q=1.0×8×（168×3）×1000=4032000Kcal/h6、压缩机需循环水带走地热负荷为10612000Kcal/h需循环水量为：1326.5m3/h.三、新系统CO2水冷器1、计算条件按吨氨副产CO2 640NM3/tNH3，新系统产氨11.754t/h.再生塔出口温度103℃，经CO2洗涤分离器后温度为100℃，脱盐水移走三分之一地热量；再生塔出口表压为0.05MPa，冷却后地CO2温度为40℃.再生塔出口CO2量：11.754×640=7522.56NM3/h=355.83kmol/hCO2在70℃地比热为9.60kcal/kmol℃；100℃饱和蒸汽压为0.1013MPa；40℃地饱和蒸汽压为0.00752MPa；水蒸气在100℃下地焓为639.4kcal/kg，在40℃下地焓为613.5kcal/kg；液态水在40℃下地焓为40kcal/kg.2、计算（1）CO2需要移走地热量：Q=9.6×335.83×（100－40）=193438Kcal/h（2）CO2带走地水蒸汽热量：①热交换前总地水蒸气量：X/（7522.56+X）=0.1013/0.15 X=15646.8Nm3/h=12.573t/h②没有被冷凝地水蒸气量：X/（7522.56+X）=0.00752/0.15 X=397Nm3/h=0.319t/h③没有被冷凝地水蒸气量放热：Q=mΔH=（639.4－613.5）×0.319×1000=8262.0Kcal/h④被冷凝地水蒸气放热：Q=mΔH=（639.4－40）×（12.573－0.319）×1000=7345047.6Kcal/h（3）、总移走地热量：Q总=193438+8262.1+7345047.6=7546747.8Kcal/h（4）需要冷却水地量：按水温升8℃计算M=（Q总×2/3）/8=628.9t/h四、新原料气水冷器1、计算条件（1）新系统地工艺投气量按8228Nm3/h；到原料气水冷器膨胀4.26倍（干气），原料气地总气量为（干气）8228×4.26=35051Nm3/h；原料气从150℃降温到40℃.（2）气体地组分为：H2：74.37%；N2：24.46%；CH4：0.91%；Ar：0.26%根据进入水冷器地水汽浓度分析可得H2O（g）量为930.19Nm3/h，有14.7Nm3/h 地水蒸气没有被冷凝下来.（3）查150℃下地各组分焓为：H2：873Kcal/h；N2：862Kcal/h；CH4：－16744Kcal/h；Ar：621Kcal/h；H2O（g）：－56787Kcal/h（4）查40℃下地各组分焓为H2：105Kcal/h；N2：102.6Kcal/h；CH4：－17763Kcal/h；Ar：74.4Kcal/h；H2O （g）：－57678.6Kcal/h2、计算（1）进入水冷器前地焓：H2：[（35051×0.7437）/22.4]×873=1015931Kcal/hN2：[（35051×0.2446）/22.4]×862=329926Kcal/hAr：[（35051×0.0026）/22.4]×621=2526Kcal/hCH4：[（35051×0.0091）/22.4]×－16744=－238426Kcal/hH2O（g）：（14.7/22.4）×－56787=－37266Kcal/h以上合计为150℃原料气进入水冷器前地焓：1072691Kcal/h（2）出水冷器后地焓：H2：[（35051×0.7437）/22.4]×105=122191Kcal/hN2：[（35051×0.2446）/22.4]×102.6=36059Kcal/hAr：[（35051×0.0026）/22.4]×74.4=303Kcal/hCH4：[（35051×0.0091）/22.4]×－17763=－252936Kcal/hH2O（g）：（14.7/22.4）×－57678.6=－38068Kcal/h以上合计为40℃原料气出水冷器后地焓：132451Kcal/h（3）水蒸气在150℃冷凝到40℃所放出地热查水蒸气150℃冷凝热505Kcal/kg；水地比热为1.0Kcal/kg℃.分析数据可得原料气经水冷器冷却后共有735.66kg/h地水蒸气冷凝为水.①冷凝放热Q=505×735.66=371508.3Kcal/h②水从150℃降到40℃所放出地热Q=1.0×735.66×（150－40）=80922.6Kcal/h（4）原料气经过水冷器后地总放热Q总=371508.3+80922.6+132451+1072691=1657572.9Kcal/h（5）所耗循环水量：按水温升8℃计算M=Q总/8=207.197t/h五、老原料气水冷器1、计算条件（1）老系统地工艺投气量按5030Nm3/h；到原料气水冷器膨胀4.26倍（干气），原料气地总气量为（干气）5030×4.26=21428Nm3/h；原料气从220℃降温到38℃.（2）气体地组分为：H2：74.37%；N2：24.46%；CH4：0.91%；Ar：0.26%根据进入水冷器地水汽浓度分析可得H2O（g）量为554.78Nm3/h，有8.76Nm3/h=0.39kmol/h地水蒸气没有被冷凝下来.（3）查220℃下地各组分焓为：H2：1361.6Kcal/h；N2：1355Kcal/h；CH4：－15998.4Kcal/h；Ar：968.2Kcal/h；H2O（g）：－56201.8Kcal/h（4）查38℃下地各组分焓为H2：91Kcal/h；N2：88.92Kcal/h；CH4：－17779.8Kcal/h；Ar：64.48Kcal/h；H2O（g）：－57694.52Kcal/h2、计算（1）进入水冷器前地焓：H2：[（21428×0.7437）/22.4]×1361.6=968681Kcal/hN2：[（21428×0.2446）/22.4]×1355=317051Kcal/hAr：[（21428×0.0026）/22.4]×968.2=2526Kcal/hCH4：[（21428×0.0091）/22.4]×－15998.4=－139268Kcal/hH2O（g）：（0.39/22.4）×－56201.8=－21919Kcal/h以上合计为220℃原料气进入水冷器前地焓：1126953Kcal/h（2）出水冷器后地焓：H2：[（21428×0.7437）/22.4]×91=64740Kcal/hN2：[（21428×0.2446）/22.4]×88.92=20805Kcal/hAr：[（21428×0.0026）/22.4]×64.48=161Kcal/hCH4：[（21428×0.0091）/22.4]×－17779.8=－154780Kcal/hH2O（g）：（0.39/22.4）×－57694.52=－225011Kcal/h以上合计为38℃原料气出水冷器后地焓：294085 Kcal/h（3）水蒸气在220℃冷凝到38℃所放出地热查水蒸气220℃冷凝热443.7Kcal/kg；水地比热为1.0Kcal/kg℃.分析数据可得原料气经水冷器冷却后共有438.84kg/h地水蒸气冷凝为水.①冷凝放热Q=443.7×438.84=194713.3Kcal/h②水从220℃降到38℃所放出地热Q=1.0×438.84×（220－38）=79869Kcal/h（4）原料气经过水冷器后地总放热Q总=294085+1126953+194713.3+79869=1695620.3Kcal/h（5）所耗循环水量：按水温升8℃计算M=Q总/8=211.952t/h六、老CO2水冷器1、计算条件按吨氨副产CO2 640NM3/tNH3，老系统产氨7.186t/h；再生塔出口温度107℃；再生塔出口表压为0.06MPa；循环水冷却后地CO2温度为40℃.再生塔出口CO2量：7.186×640=4598.86NM3/h=205.31kmol/hCO2在75℃地比热为9.62kcal/kmol℃；107℃饱和蒸汽压为0.1298MPa；40℃地饱和蒸汽压为0.00752MPa；水蒸气在107℃下地焓为642.3kcal/kg，在40℃下地焓为613.5kcal/kg；液态水在40℃下地焓为40kcal/kg.2、计算（1）CO2需要移走地热量：Q=9.62×205.31×（107－40）=132328.09Kcal/h（2）CO2带走地水蒸汽热量：①热交换前总地水蒸气量：X/（4598.86+X）=0.1298/0.16 X=19766.89Nm3/h=15.884t/h②没有被冷凝地水蒸气量：X/（4598.86+X）=0.00752/0.16 X=226.81Nm3/h=0.182t/h③没有被冷凝地水蒸气量放热：Q=mΔH=（642.3－613.5）×0.182×1000=5242Kcal/h④被冷凝地水蒸气放热：Q=mΔH=（642.3－40）×（15.584－0.182）×1000=9457314.6Kcal/h（3）总移走地热量：Q总=132328.09+5242+9457314.6=9594884.7Kcal/h（4）需要冷却水地量：按水温升8℃计算M=Q总/8=1199.361t/h七、烟道气CO2水冷器1、计算条件烟道气CO2流量按1450Nm3/h=64.732kmol/h；进水冷器温度105℃，出水冷器温度40℃；CO2比热为（0.18Mpa，72.5℃下）9.44kcal/kmol℃；105℃饱和蒸汽压为0.12085MPa；40℃地饱和蒸汽压为0.00752MPa；水蒸气在105℃下地焓为641.3kcal/kg，在40℃下地焓为613.5kcal/kg；液态水在40℃下地焓为40kcal/kg.2、计算（1）CO2需要移走地热量：Q=9.44×64.732×（105－40）=39720Kcal/h（2）CO2带走地水蒸汽热量：①热交换前总地水蒸气量：X/（1450+X）=0.12085/0.18 X=2962.51Nm3/h=2.38t/h②没有被冷凝地水蒸气量：X/（1450+X）=0.00752/0.18 X=63.22Nm3/h=0.051t/h③没有被冷凝地水蒸气量放热：Q=mΔH=（641.3－613.5）×0.051×1000=1417.8Kcal/h④被冷凝地水蒸气放热：Q=mΔH=（641.3－40）×（2.38－0.051）×1000=1400427.7Kcal/h（3）总移走地热量：Q总=1400427.7+1417.8+39720=1441565.5Kcal/h（4）需要冷却水地量：按水温升8℃计算M=Q总/8=108.196t/h八、快速水冷器1、计算条件（1）产量按年产150Kt，330天生产时间，小时产量为18.94t.（2）产量分布V901合成塔地催化剂装填量为21.19t，D401合成塔地装填量为18.47t.V901合成塔地产量为：18.94×[21.19/（21.19+18.47）]=10.12t/hD401合成塔地产量为：18.94×[18.47/（21.19+18.47）]=8.82t/h（3）出塔气量分布合成塔地进出口氨含量为，进塔：3%；出塔：13.5%；氨净值10.5%按：产量（kg/h）=[氨净值/（1+进塔氨含量）]×（17/22.4）×出塔气量地公式可以算出：V901合成塔出塔气量：130805Nm3/hD401合成塔出塔气量：114003Nm3/h（4）温度V901系统快速水冷器进口温度：75℃，出口温度：40℃D401系统快速水冷器进口温度：125℃，出口温度：40℃（5）压力按28.0Mpa计算（6）物化数据查得28.0Mpa下氢-氮-氨-氩-甲烷地比热为8.62kcal/kmol℃；40℃下氨地汽化热为：257.2kcal/kg.2、计算（1）气体移走地热量V901系统：Q=8.62×（75－40）×（130805/22.4）=1761780Kcal/hD401系统：Q=8.62×（125－40）（114003/22.4）=3729018Kcal/h（2）氨地冷凝热设出塔气体中地氨在快速水冷器中被冷凝30%那么V901合成塔被冷凝下了：130805×13.5%×30%=5297.6Nm3/h =4020.5kg/hD401合成塔被冷凝下了：114003×13.5%×30%=4617.1Nm3/h =3504kg/hV901合成塔地冷凝热为：257.2×4020.5=1034073Kcal/hD401合成塔地冷凝热为：257.2×3504=901229Kcal/h（3）V901合成塔快速水冷器总需要带走地热量：1761780+1034073=2795853Kcal/hD401合成塔快速水冷器总需要带走地热量：3729018+901229=4630247Kcal/h两合成塔快速水冷器总需要带走地热量：Q总=2795853+4630247=7426100Kcal/h（4）需要用地水量：按水温升8℃计算M=Q总/8=7426100/8=928.262t/h九、老系统贫液水冷器1、计算条件贫液K2CO3含量：27%；密度为：1.2kg/L；比热：0.73kcal/kg℃；溶液流量：110M3/h；进水冷器温度：120℃；出水冷器温度：71℃.2、计算Q=0.73×（120－71）×110×1.2×1000=4721640Kcal/h按水温升8℃计算M=Q总/8=4721640/8=590.205t/h十、烟道气板式换热器1、计算条件一乙醇胺按10%；入换热器温度：85℃；出换热器温度：45℃；溶液循环量90M3/h；溶液密度：0.63kg/L；比热：0.94kcal/kg℃.2、计算Q=0.94×（85－45）×90×0.63×1000=2131920Kcal/h按水温升8℃计算M=Q总/8=2131920/8=266.49t/h十一、老系统二段炉夹套、废锅夹套、三通夹套1、二段炉夹套水流速为2m/s，入口水管尺寸100mm水流量=36.19t/h2、废锅夹套、三通夹套水流速为2m/s，入口水管尺寸50mm水流量=28.2t/h按水温升8℃计算，总地热量为515120Kcal/h.十二、全系统综述全系统需要移走地热量为：47343171.2Kcal/h需要水量：5917.896t/h。
年产15万吨碳酸二甲酯化工厂的设计
碳酸二甲酯是一种重要的有机化工原料，广泛应用于溶剂、涂料、塑料、合成纤维等行业。
设计一座年产1.5万吨碳酸二甲酯化工厂需要充分考虑到原料、工艺、设备、环保等方面的因素。
首先，我们需要确定碳酸二甲酯的原料。
碳酸二甲酯的主要原料是甲醇和二氧化碳，需要确保原料的供应稳定和质量合格。
同时，还需要考虑到原料的采购成本和运输条件。
接着，我们需要确定化工厂的工艺流程。
碳酸二甲酯的生产一般采用甲醇酯化和酯交换两个步骤。
甲醇酯化是指甲醇与二氧化碳在催化剂的作用下反应生成甲醇碳酸酯。
酯交换是指甲醇碳酸酯与甲醇在催化剂的作用下反应生成碳酸二甲酯。
在设计工艺流程时，需要考虑到反应的温度、压力、催化剂的选择和使用条件等因素。
在设备方面，碳酸二甲酯化工厂的主要设备包括反应釜、换热器、分离器、蒸汽发生器等。
这些设备需要选择合适的材料和尺寸，以满足生产需求并确保设备的安全可靠。
另外，环境保护也是设计化工厂时需要考虑的重要因素。
化工生产会产生大量的废水、废气和固体废物，需要采取相应的治理措施，以确保环境的健康与安全。
常用的环保措施包括废水处理系统、废气净化系统和固体废物处理系统等。
此外，在设计化工厂时还需要考虑到供电、供水、排放管道的布置等基础设施的建设。
同时还需要进行经济性分析，包括投资额、生产成本、销售价格等方面的考虑，以保证化工厂的盈利能力。
综上所述，设计一座年产1.5万吨碳酸二甲酯化工厂需要综合考虑原料、工艺、设备、环保等多个方面的因素。
只有在合理规划和设计的基础上，才能建造出高效、安全、环保的化工厂，实现持续稳定的生产。
年产十五万吨合成氨毕业设计
摘要本文主要是合成氨合成工段的设计，主要包括物料计算、热量计算以及设备的选型，生产产品为液氨，生产能力为15万吨液氨/年。
与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求。
合成塔出口气体经废热锅炉、水冷器冷却至常温，进入氨分离器后部分氨被冷凝并被分离出来，再进入冷凝塔上部的冷交换器冷却后与新鲜气混合，进入氨冷器1冷却至0摄氏度，为降低其负荷进入氨冷器2继续冷却至-15摄氏度使绝大部分氨冷凝下来，并在冷凝塔下部使液氨分离出来，循环气经冷凝塔上的换热器加热至22摄氏度后经循环压缩机补充压力至15MPa后进入合成塔，开始下一个循环。
关键词：合成氨；合成工段；节能低耗AbstractThis article is mainly ammonia synthesis section design, including the calculation of material, heat calculation and equip ment selection, for the production of liquid a mmonia, liquid a mmonia production capacity of 150000 tons / year.Co mpared with the traditional proCess co mpared with energy saving, low consu mption, through the design of the two series of the a mmonia cooler, under low pressure, which reduces power consu mption, and ensures that the synthetic tower entrance a mmonia content require ment.Synthesis tower outlet gas waste heat boiler, water cooler cooling to room temperature, ammonia into ammonia separator after being condensed and separated out again into the condensing tower, the upper part of the cold heat exchanger cooling and fresh gas mixture, into the ammonia cooler 1 is cooled to 0 degrees Celsius, to reduce the load into the ammonia cooler 2 continued cooling to -15 degrees C make most ammonia condensed, and the condensing tower bottom so that the liquid ammonia is separated, circulating gas by condensation tower heat exchanger heating to 22 degrees C after circulating compressor added pressure to 15MPa after entering synthetic tower, the start of the next cycle.Key words: ammonia synthesis; synthesis process; Low energy consumption目录前言 (1)第1章说明书 (2)1.1合成氨的原料组成 (2)1.2合成氨的方法 (2)1.3合成氨的工艺流程 (2)1.3合成氨的机理和反应条件的确定 (4)1.4合成氨的催化剂 (5)第2章原材料及产品主要技术规格 (7)2.1原材料技术规格 (7)2.2氨水产品技术规格 (7)2.3液氨产品技术规格 (7)第3章工艺流程简述 (9)3.1工艺流程图 (9)3.2流程简述 (9)3.3设计规模及特点 (10)第4章物料计算 (11)4.1设计要求 (11)4.2带工作点的工艺流程简图 (11)4.3物料计算 (11)第5章热量衡算 (28)5.1冷交换器热量计算 (28)5.2氨冷凝器热量计算 (30)5.3循环机热量计算 (32)5.4合成塔热量衡算 (33)5.5沸热锅炉热量计算 (34)5.6热交换器热量计算 (35)5.7水冷器热量衡算 (36)5.8氨分离器热量衡算 (37)第6章设备的选型与计算 (38)6.1合成塔催化剂层设计 (38)6.2热锅炉设备工艺计算 (42)6.3热交换器设备工艺计算 (45)6.4水冷器设备工艺计算 (50)6.5冷交换器设备工艺计算 (52)参考文献 (58)致谢 (59)前言氨在国民经济中占有重要地位。
年产15万吨合成氨脱碳工段初步工艺毕业设计论文121
摘要本设计是年产十五万吨合成氨脱碳工段的初步工艺设计。
本文从多种合成氨脱碳方法的利弊考虑，最终选择本菲儿热钾碱法和两段吸收两段再生的工艺流程，达到最终脱去合成气中的二氧化碳和吸收液的再生。
脱碳工段是合成氨工程中必不可少的工段之一，因为如果这些二氧化碳不在合成氨工序前及时除净，氨的合成就会受到影响；同时二氧化碳本身是制取尿素、化肥等产品的原料，也可加工成干冰、食品级二氧化碳，并且二氧化碳是氨合成催化剂的毒物，因此必须除去它。
其中二氧化碳吸收塔和溶液再生塔是脱碳过程中不可缺少的塔设备。
设计内容主要包括生产工艺的确定和比较、物料衡算和能量衡算、设备的选型与设计和管道尺寸设计。
附带的图纸有带控制工艺流程图和二氧化碳吸收塔设备结构图。
关键词：热钾碱法；脱碳；工艺设计AbstractThis design is the annual output of one hundred and fifty thousand tons of synthetic ammonia decarbonization section preliminary process design. From considering the pros and cons of a variety of synthetic ammonia decarbonization method, this paper finally choose this Benfica hot alkaline potassium and two regeneration absorb two paragraphs to remove carbon dioxide from the syngas and eventually achieve the regeneration of the solution. Decarbonization section is one of the indispensable section in synthetic ammonia,Because if the carbon dioxide is not remove out in time in the synthetic ammonia process, ammonia synthesis will be affected;At the same time itself is a raw material for preparing urea, fertilizer and other products ,it can also be processed into dry ice, food grade carbon dioxide, and carbon dioxide is the poison of ammonia synthesis catalyst, so you must remove it. carbon dioxide absorption tower and solution regeneration tower is indispensable in the process of decarbonization tower equipment.Finally the design content mainly includes the determination and comparison of production process,material balance and energy balance calculations, the selection and design of the equipment and the design of pipe size. Besides these, it includes the drawing of controllable technological process, the equipment structure drawing of the absorbing tower .Keywords: Hot alkaline potassium; Decarburization;Process design目录1 合成氨脱碳工艺概述 (5)1.1合成氨脱碳方法及工艺的选择 (5)1.1.1脱碳方法概述 (5)1.2 脱碳方法种类 (5)1.2.1化学吸收法 (5)1.2.2物理吸收法 (7)1.3 脱碳方法的确定 (9)1.4脱碳工艺的选择 (12)1.5 本设计工艺流程的确定 (13)2 工艺计算 (15)2.1 工艺计算条件 (15)2.2 物料衡算及热量衡算 (16)2.2.1 变换气再沸器 (16)2.2.2 变换气分离器 (18)2.2.3 二氧化碳吸收塔 (18)2.2.4 净化气冷却器 (22)2.2.5 净化气分离器 (24)2.2.6 二氧化碳再生塔 (24)2.2.7 贫液冷却器 (27)2.2.8 再生气水冷却器 (27)2.2.9 再生气水分离器 (29)3 主要设备的计算 (30)3.1 主要设备的尺寸计算与选型 (30)3.1.1 变换气再沸器 (30)3.1.2 变换气水分离器 (31)3.1.3二氧化碳吸收塔 (31)3.1.4 吸收塔填料层高度计算 (34)3.1.5 净化气水冷却器 (38)3.1.6 净化气水分离器 (40)3.1.7 二氧化碳再生塔 (40)3.1.8 贫液冷却器 (44)3.1.9 再生气水冷却器 (47)3.1.10再生气水分离器 (49)3.2 主要设备一览表 (50)4 工艺管道的计算与选择 (51)4.1 二氧化碳吸收塔各接管的管径计算及选择 (51)4.1.1变换气入口管管径计算 (51)4.1.2 半贫液入口管管径计算 (52)4.1.3 贫液入口管径计算 (53)4.1.4 净化气出口管径计算 (53)4.2 二氧化碳再生塔各接管的管径计算及选择 (55)4.2.1 富液入口管管径计算 (55)4.2.2 半贫液出口管管径计算 (56)4.2.3 贫液出口管管径计算 (56)4.2.4 再生气出口管管径计算 (56)4.2.5 回流水入口管管径计算 (57)4.3 工艺管道一览表 (58)结论 (59)致谢 (60)参考文献 (61)1合成氨脱碳工艺概述合成氨工业是基本无机化工之一。
年产15万吨合成氨合成工段设计说明
毕业设计说明书题目年产15万吨液氨合成工段工艺设计另0 材料与化学工程系专业班级无机化工九八级一班学生姓名____________________________ 指导教师----------------------------部分说明书3原材料及产品主要技术规格危险性物料主要物性表生产原理及流程简述主要设备的选择与计算原材料及动力消耗分析废排第八存在问题及建议第九主要参考第十工艺设计计算书第二部分料衡算和衡算第三部分备的选型与计算27第四部分带主要控制点的工艺流程图46第一部分说明书第一章概述1-1 工段的概况及特点：1 ．设计依据：本设计按照材化系下达设计任务书进行编制，参照鸿鹄化工总厂的现场生产，以及中国五环化学工程总公司（原化工部第四设计院），和石油化工部化工设计院的有关资料设计而成。
2 ．设计规模及特点：本工段生产液氨，生产能力为15 万吨液氨/ 年，与传统流程相比较，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求；现具体起来如下：（ 1 ）循环机位置：本工段设置在氨分离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，避免了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。
（ 2 ）反应热回收的方式及利用：这涉及到废热锅炉的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反应热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为360 度，副产 1.3 兆帕的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。
（ 3 ）采用“二进二出”合成流程：全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期安全稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。
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毕业论文
缩写稿
题目：年产15万吨碳酸氢铵工厂设计
学生：11111111
学号：1111111111111
院（系）：化学与化工学院
专业：化学工程与工艺
指导教师：1111111111111
2008 年6月20 日
年产15万吨碳酸氢铵工厂设计
11111111111111
（111111111111111111111111111111111）
摘要：碳酸氢铵是我国独自开发的氮肥工业品种,问世以来对我国的工农业生产作出了重要贡献。
几十年的生产实践,使我们对碳铵的农化特性、工业技术经济和农业效益都有了深入的了解,也对碳铵和碳铵生产企业面临的困境有着清醒的认识。
本设计是年产15万吨碳酸氢铵厂的工艺设计，但由于碳酸氢铵的整个生产工艺较长，细节问题较多，鉴于设计时间的紧迫，本设计主要对碳酸氢铵的主要工段——合成工段进行了工艺计算、设备选型，并绘制了全厂平面布置图、碳酸氢铵工艺流程示意图、合成工段带控制点工艺流程图、合成工段物料流程图、合成车间的立面图和平面图。
关键词：碳酸氢铵，工艺，图
Design of ammonium bicarbonate factory with 150,000 ton produces
yearly
Abstract: Since being published，the ammonium bicarbonate has been the nitrogenous fertilizer industry variety which our country independently develops, has played the important contribution to our country's industry and agriculture production. Production, with several dozens year s’ practicing, caused us had the thorough understanding on agriculture characteristic of the ammonium carbonate, the industrial technology economy and the agricultural benefit, also had the sober understanding on the difficulties which the ammonium carbonate and its production enterprise faced.This design is a technological design of ammonium bicarbonate factories with 150,000 ton produces yearly, but as a result of its long entire production process, too many detail questions, in view of the urgency of the design time, this design mainly focused on the main section——the synthesis section, containning technology calculation,the equipment selection and draw the floor-plan of entire factory, technical process schematic drawing of all, flow chart of controlled points in the synthesis section, flow chart of the materials, the elevation and the horizontal plan of synthesis workshop.
Keyword: ammonium bicarbonate，technology ，drawing
1 工程设计背景与发展状况
碳酸氢铵(简称碳铵) 是我国独自开发的氮肥工业品种,问世以来对我国的工农业生产作出了重要贡献。
目前我国碳铵占氮肥总产量的40％左右，是一个主要的氮肥品种，在农业生产中发挥了重大作用。
碳酸氢铵是一种含氮量高达17％以上的化学肥料，它不仅能给庄稼的生长提供养料，还能当农药用，防治庄稼的许多病虫害。
碳酸氢铵作为农用化学肥料,它易被作物吸收,是一种速效性氮肥,长期施用对土壤没有不良影响。
因此，本设计的碳酸氢铵工厂定为年产15万吨碳酸氢铵工厂设计。
本厂厂址选在榆林市的郊区，原料的来源极为方便，且有可靠的供电网，输、供电系统，附近有铁路、国道，交通便利，另外在附近有河，解决了水的难题。
厂区所在的市内有着数所院校，人力资源丰富。
2 化工工艺设计
本设计中碳酸氢铵的生产由造气、合成氨、碳化、分离四个个工段组成，由于碳酸氢铵的生产不适合室内生产，因此生产在露天进行。
法定假日和星期假日采用轮换倒班制度，连续工作制(四班三运转)，工作日为300天。
2.1 碳化工段的概况及特点：
碳化工段的主要任务是浓氨水吸收二氧化碳碳化生成碳酸氢铵的过程。
谈话岗位分为碳化和回收两个部分，碳化部分的任务是用氨水洗去变换气中的二氧化碳，同时制得产品碳酸氢铵。
这个过程在预碳化塔及碳化塔内进行。
回收部分的任务是将预碳化塔出口气体中的氨回收下来，并进一步清除气体中残余的二氧化碳，使之得到合格的原料气。
这个过程在回收清洗塔内进行。
碳酸氢铵的生产原理
2.2 碳化工序的主要生产过程及基本反应：
(1) 吸氨过程主要为物理过程，气氨通过扩散而溶于水溶液中。
由于吸氨过程用的稀氨水和母液的混合液中存在NH4+、NH2COO-、HCO3-、CO32-等离子。
因此，在吸氨过程中溶液中还有下列反应，并重新建立各离子间的平衡。
NH3+HCO3-→NH2COO-+H2O （1-1）
NH3+ +CO32-→HCO3-NH4+（1-2）
(2) 氨水碳化过程氨水碳化过程是碳化工段的核心过程。
氨水碳化过程是一种气液反应过程，其总反应如下：
CO2+NH3+H2O=NH4HCO3
实际反应过程是比较复杂的，要经过一系列中间阶段。
反应机理见下节。
(3) 氨回收过程是用软水吸收碳化气中的氨，并且可以起到进一步清除二氧化碳和硫化氢的作用。
(4) 离心分离过程利用离心机将含有碳酸氢铵结晶的碳化液分离为碳酸氢铵结晶和碳化母液。
2.3 氨水碳化过程的反应机理：
氨水碳化经历两个反应阶段。
第一阶段为预碳化阶段，该阶段溶液中CO2/NH3摩尔比为0～0.5（碳化度为0～100%）之间。
碳化反应主要为报氨与二氧化碳生成氨基甲酸铵。
即
2NH3+CO2=NH2COONH4（1-3）此低碳化度溶液中，虽然也存在NH4HCO3和（NH4）2CO3，但主要成分是NH2COONH4。
由于NH2COONH4溶解度很大，不会从溶液中结晶析出。
此预碳化阶段，工业上是在碳化塔中进行。
第二阶段为主碳化阶段，该阶段溶液中CO2/NH3摩尔比大于0.5（碳化度为0～100%）。
此时，碳化过程使NH2COONH4进一步转化为NH4HCO3。
由于碳酸氢铵溶解度较小，而结晶析出。
即
NH2COONH4+2H2O+CO2=2NH4HCO3（1-4）此反应为主碳化的总反应，它实际上又由于下列两个反应所构成。
即：
氨基甲酸铵水解反应：
NH2COONH4+H2O=NH4HCO3+NH3 （1-5）水解所得游离氨继续碳化即式（1-3）：
2NH3+CO2=NH2COONH4
显然，两倍式（1-5）加上一倍式（1-3），即得主碳化总反应式（1-4）。
并且式（1-5）加上式（1-3）即得碳化总反应式（1-3）的两倍。
氨水碳化有两个独立的反应：式（1-3）和式（1-5），其他反应式都可以由此二式导出。
反应式（1-3）实际上由以下两步构成：
NH3+CO2→NH2COO-+H+（1-6）
NH3+H+→NH4+（1-7）反应式（1-6）为对NH3和CO2各为一级的二级反应。
反应式（1-7）为离子反应，瞬间即能完成。
因此反应式（1-3）应由第一步反应控制，即反应式（1-3）对NH3和CO2各为一级的二级不可逆化
学吸收过程。
又因液膜中吸收剂（NH3）扩散至反应区的速度远远大于反应消耗的速度，所以，反
应式（1-3）为对CO2的拟一级反应。
3 工艺计算
本设计对碳酸氢铵生产进行了四个阶段的计算，分别是：
3.1 造气系统工艺计算；
3.2 碳化系统工艺计算及设备计算；
3.3 压缩系统工艺计算；
3.4 精炼系统工艺计算。
参考文献
[1] 孔祥琳.碳酸氢铵肥料的生产技术.化肥工业. 2001,6(28):3～4.
[2] 江苏省燃化局.双加压流程碳酸氢铵生产.染料化工. 1975-04-01
[3] 吴宗泽，罗盛国．机械设计课程设计手册[M]．高教出版社，1999．
[4] 李绍芬．反应工程[M]．化学工业出版社，1900．
[5] 化工生产流程图解[M]．化学工业出版社，1900．
[6] 葛婉华，陈鸣德．化工计算[M]．化学工业出版社，1900。