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年产8万吨合成氨合成工段设计
设计说明书
1 总论
氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位; 同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10 %的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70 %的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30 %的比例,称之为“工业氨”。
世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析, 未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变, 其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期, 改善经济性”的基本目标, 进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发[1]。
(1) 大型化、集成化、自动化, 形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。以Uhde公司的“双压法氨合成工艺”和Kellogg 公司的“基于钌基催化剂KAAP 工艺”,将会在氨合成工艺的大型化方面发挥重要的作用。氨合成工艺单元主要以增加氨合成转化率(提高氨净值) ,降低合成压力、减小合成回路压降、合理利用能量为主，开发气体分布更加均匀、阻力更小、结构更加合理的合成塔及其内件; 开发低压、高活性合成催化剂, 实现“等压合成”。
(2) 以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整,是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。
实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。
提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。
1.1设计任务的依据
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设计任务书是项目设计的目的和依据： 产量：80 kt/a 液氨
放空气（惰性气Ar +CH4 ）：17%
原料：新鲜补充气N2 24%，H2 74.5 %，Ar 0.3%，CH4 1.2% 合成塔进出口氨浓度：2.5%，13.2% 放空气:（惰性气Ar +CH4 ）～17% 合成塔操作压力 32 MPa （绝压） 精练气温度 40℃
水冷器出口气体温度 35 ℃ 循环机进出口压差 1.47MPa 年工作日 310 d
计算基准 生产1t氨
1.2概述
1.2.1设计题目：年产8万吨合成氨合成工段设计 1.2.2 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（PID）。
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. 撰写设计说明书。
1.2.3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[2]。
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
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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[3]。
(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[4]。
(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
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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。
1.2.4简述产品的几种生产方法及特点
氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类[3]。
(1)高压法
操作压力70～100MPa，温度为550～650℃。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。
(2)中压法
操作压力为20～60MPa，温度450～550℃，其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，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。因此，本次设计选用32MPa压力的合成氨流程。
(3)低压法
操作压力10MPa左右，温度400～450℃。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。
1.3 产品方案
产品的名称：氨(NH3)； 产品的质量规格：液体纯氨； 产品的规模：80 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。
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1.4设计产品所需的主要原料规格、来源
1.4.1主要原料来源
生产合成氨，首先必须制备氢、氮原料气。
氮气来源于空气，可以在低温下将空气液化、分离而得，或者在制氢过程中直接加入空气来解决。
氢气来源于水或含有烃类的各种燃料，它取决于用什么方法制取。最简便的方法是将水电解，但此法由于电能消耗大、成本高而受到限制。现在工业上普遍采用以焦炭、煤、天然气、重油等原料与水蒸汽作用的气化方法。
1.4.2 主要原料规格
(1) 合成塔进口气体组成
合成塔进口气体组成包括氢氮比、惰性气体含量与初始氨含量。当氢氢比为3时，对于氨合成反应，可得最大平衡氨含量，但从动力学角度分析，最适宜氢氨比随氨含量的不同而变化。如果略去氢及氨在液氨中溶解损失的少量差异，氨合成反应氢与氮总是按3：1消耗，新鲜气氢氮比应控制为3，否则循环系统中多余的氢或氮就会积累起来，造成循环气中氢氮比的失调。
惰性气体(CH4、Ar)来源于新鲜原料气，它们不参与反应因而在系统中积累。惰性气体的存在，无论从化学平衡还是动力学上考虑均属有弊。但是，维持过低的惰气含量又需大量排放循环气导致原料气消耗量增加。如果循环气中惰性气体含量一定，新鲜气中惰性气体含量增加，根据物料平衡关系，新鲜气消耗随之增大。因此，循环气中惰性气体含量应根据新鲜气惰性气体含量、操作压力、催化剂活性等条件而定。由于原料气制备与净化方法不同，新鲜气中惰性气体含量也各个相同，循环气中所控制的惰性气体含量也有差异。
当其它条件一定时，进塔气体中氨含量越高，氨净值越小，生产能力越低。初始氨含量的高低取决于氨分离的方法。对于冷冻法分离氨，初始氨含量与冷凝温度和系统压力有关。为过分降低冷凝温度而过多地增加氨冷负荷在经济上也并不可取。操作压力300atm时，一般进塔氨含量控制在3.2～3.8％；150atm时，为2.0～3.2％。
(2) 硫化物和碳氧化物含量
无论那一种原料所得原料气，都含有一定数量的硫化物。虽然原料气中硫化物含量不高，但对合成氨生产危害却很大。硫化物是各种催化剂的毒物，硫化氢能腐蚀设备管道。以烃类为原料的蒸汽转化法制取原料气，镍催化剂对硫含量限制十分严格，要求烃原料中总硫含量为0.5PPm(重量)以下。
为防止CO和CO2对催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得多余20ppm[5]。
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1.5生产中产生有害物质和处理措施
中小型合成氨厂在生产过程中，常见的有毒有害物质种类很多，多以气体、蒸气、雾、粉尘等状态存在，其中有毒有害气体是合成氨生产中最常见的。
1.5.1 氨气和液氨
氨气是一种具有强烈刺激臭味的无色气体, 易被液化成蓝色液体。车间空气中氨的最高容许浓度为30 毫克／米3。它对人的眼睛和呼吸器官有较大的伤害作用。氨中毒的症状首先是服粘膜和呼吸道粘膜受到刺激、胸感抑郁、胃痛、打喷嚏、流口水、周身有不舒服感。如在氨气浓度不大的环境中，停留时间不长，而且能及时离开环境，到空气新鲜的地方去，上述的症状可渐渐消失。中毒严重时，会引起肺部肿胀导致死亡。氨气刺激眼睛能引起角膜炎。因氨有气味，故较好预防。
合成氨生产中合成工段经常接触的液体毒物有液氨、氨水等。液氨或氨水溅入眼内，可造成眼睛严重损伤，出现眼睑水肿，眼结膜迅速充血水肿，眼剧痛，角膜混浊，甚至因角膜溃疡、穿孔而失明。接触液氨和高浓度气氨，可使皮肤引起类似强碱的严重灼伤，出现红斑、水泡，甚至因吸收水分，使皮肤脂肪皂化而坏死。
在正常生产过程中，有很少一部份气态NH3无法回收，通过放空火炬燃烧掉就不会对环境造成影响。对于成品氨罐放空的气态NH3可引入冰机中进行加压冷凝，不仅回收了NH3，同时也不会造成环境的污染[3]。
1.5.2 合成氨废水
合成氨生产过程中产生的废水是COD的主要来源。比如，隔油池中废水就含有COD。如果含有COD的废水排放出去就会繁衍菌类、藻类，污染水源和土壤，更严重的是会造成污染滋生源，对环境造成更大的破坏。
要减少废水和工艺冷凝液中的COD的排放，可改进生产工艺，使废水排放减少，建设特生化处理装置，进行废水处理，使废水中的COD含量达到国家控制标准[6]。
2 生产流程及生产方法的确定
2.1合成氨生产的特点
氨的合成工段，其主要任务是在适宜的温度、压力和有触媒催化的条件下，将经过精制的氢氮混合气体，在合成塔内直接合成为氨。然后将所得的气氨，从氢氮混合气中经冷却冷凝成为液态氨分离出来。液氨由氨罐进入氨冷器蒸发为气氨，送碳化岗位制取碳酸氢铵；或送硝酸车间制取硝酸和硝铵；或送硫铵车间制
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取硫酸铵；或将液氨送尿素车间制取尿素等。未合成为氨的氢氮混合气体继续在合成系统内循环使用。
合成氨生产的特点，概括起来有如下几方面[7]：
(1)工艺流程长、设备管道多；(2)生产过程有高度的连续性；(3)各工序生产操作相互影响；(4)生产是在高温、高压、易燃、易爆、易中毒、易灼伤的情况下进行的。
在整个合成氨生产过程中，合成氨生产比较复杂，始终存在着高温、高压、易燃、易爆、易中毒等危险因素，各种控制条件比较严格，稍有疏忽就可能发生事故。同时，因生产工艺流程长、连续性强，设备长期承受高温和高压，还有内部介质的冲刷、渗透和外部环境的腐蚀等，各类事故发生率比较高，尤其是火灾、爆炸和重大设备事故经常发生。但是，只要我们能充分认识这一客观规律并掌握这一客观规律就能做到安全生产，实现稳产、高产。
因此，合成氨生产必须满足高温、高压、高纯度要求。在生产过程中有一系列化学反应、传热、燃烧、分离等过程,温度、压力、浓度等因素都影响反应的进行,这些因素又受到设备质量、水质、煤质、季节、气候、操作水平、调度与管理的影响,这样就形成了合成氨生产工艺过程、设备结构、操作管理与生产技术的复杂性。
2.2 氨合成过程的基本工艺步骤
实现氨合成的循环，必须包括如下几个步骤[4]：氮氢原料气的压缩并补入循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力并循环使用，排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。
由于采用压缩机的型式、氨分冷凝级数、热能回收形式以及各部分相对位置的差异，而形成不同的工业生产流程，但实现氨合成过程的基本工艺步骤是相同的。
(1)气体的压缩和除油
为了将新鲜原料气和循环气压缩到氨合成所要求的操作压力，就需要在流程中设置压缩机。当使用往复式压缩机时，在压缩过程中气体夹带的润滑油和水蒸汽混合在一起，呈细雾状悬浮在气流中。气体中所含的油不仅会使氨合成催化剂中毒、而且附着在热交换器壁上，降低传热效率，因此必须清除干净。除油的方法是压缩机每段出口处设置油分离器，并在氨合成系统设置滤油器。若采用离心式压缩机或采用无油润滑的往复式压缩机，气体中不含油水，可以取消滤油设备，简化了流程。
(2)气体的预热和合成
压缩后的氢氮混合气需加热到催化剂的起始活性温度，才能送入催化剂层进行氨合成反应。在正常操作的情况下，加热气体的热源主要是利用氨合成时放出
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的反应热，即在换热器中反应前的氢氮混合气被反应后的高温气体预热到反应温度。在开工或反应不能自热时，可利用塔内电加热炉或塔外加热炉供给热量。
(3)氨的分离
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，一是水吸收法；二是冷凝法，将合成后气体降温，使其中的气氮冷凝成液氨，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，经减压后送至液氮贮槽。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，通常称为“贮罐气”。
(4)气体的循环
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，除为降低情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，它表示了整个合成循环系统阻力降的大小。
(5)惰性气体的排除
氨合成循环系统的情性气体通过以下三个途径带出：(1)一小部分从系统中漏损；(2)一小部分溶解在液氨中被带走；(3)大部分采用放空的办法，即间断或连续地从系统中排放。
在氨合成循环系统中，流程中各部位的惰性气体含量是不同的，放空位置应该选择在惰性气体含量最大而氨含量最小的地方，这样放空的损失最小。由此可见，放空的位置应该在氨已大部分分离之后，而又在新鲜气加入之前。放空气中的氨可用水吸收法或冷凝法加以回收，其余的气体一股可用作燃料。也可采用冷凝法将放空气中的甲烷分离出来，得到氢、氮气，然后将甲烷转化为氢，回收利用，从而降低原料气的消耗。
有些工厂设置二循环合成系统，合成系统放空气进入二循环系统的合成塔，继续进行合成反应，分离氨后部分情性气体放空，其余部分在二循环系统继续循环。这样，提高了放空气中惰性气体含量，从而减少了氢氮气损失。
(6)反应热的回收利用
氨的合成反应是放热反应，必须回收利用这部分反应热。目前回收利用反应热的方法主要有以下几种：
(1) 预热反应前的氢氮混合气。在塔内设置换热器，用反应后的高温气体预
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热反应前的氢氮混合气，使其达到催化剂的活性温度。这种方法简单，但热量回收不完全。目前小型氨厂及部分中型氨厂采用此法回收利用反应热。
(2) 预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽。既在塔内设置换热器预热反应前的氢氮混合气，又利用余热副产蒸汽。按副产蒸汽锅炉安装位置的不同，可分为塔内副产蒸汽合成塔(内置式)和塔外副产蒸汽合成塔(外置式)两类。目前一般采用外置式，该法热量回收比较完全，同时得到了副产蒸汽，目前中型氮厂应用较多。
(3)预热反应前的氢氮混合气和预热高压锅炉给水。反应后的高温气体首先通过塔内则换热器预热反应前的氢氮混合气，然后再通过塔外的换热器预热高压锅炉给水。此法的优点是减少了塔内换器的面积，从而减小了塔的体积，同时热能回收完全。目前大型合成氨厂一般采用这种方法回收热量。用副产蒸汽及预热高压锅炉给水方式回收反应热时，生产一吨氨一般可回收0.5～0.9吨蒸汽。
2.3氨合产工艺的选择
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。
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
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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。
合成塔 废热锅炉 热交换器 放空 油分离器 水冷器 图3-1 工艺流程图 循环机 新鲜气 冷交换器 氨分离器 弛放 氨冷器 液氨储槽 4 工艺计算
4.1 原始条件
（1）年产量80kt，年生产时间扣除检修时间后按360天计，则产量为：10.7527t/h
（2）新鲜补充气组成
表4-1 新鲜补充气组成
组分 含量（%）
H2 74.5
N2 24
CH4 1. 2
Ar 0.3
总计 100
（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℃
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1.2.3.4.5.——精炼气 6.7.8.9.10.11.12.14.17.18.——合成气； 13——放空气 20——弛放气 15.16.19.21——液氨
图4-1 计算物料点流程
4.2 物料衡算
4.2.1 合成塔物料衡算
（1）合成塔入口气组分： 入塔氨含量: y5NH3=2.5％;
入塔甲烷含量：y5CH4=17.00％×1.2/（1.2+0.3）×100％=13.6％； 入塔氢含量：y5H2=［100-（2.5+17）］×3/4×100％=60.375％； 入塔氩含量：y5Ar=17％-13.6％=3.4％；
入塔氮含量：y5N2=［100-（2.5+17）］×1/4×100％=20.125％
表4-2 入塔气组分含量（％）
NH3 2.5
CH4 13.6
Ar 3.4
H2 60.375
N2 20.125
小计 100
（2）合成塔出口气组分：
以1000kmol入塔气作为基准求出塔气组分，
由下式计算塔内生成氨含量：MNH3=M5(y8NH3-y5NH3)/(1+y8NH3)=1000(0.132- 0.025)/(1+0.132)=94.523kmol
出塔气量: M8=入塔气量—生成氨含量=1000-94.523=905.477kmol 出塔氨含量： y8NH3=13.2％
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出塔甲烷含量：y8CH4=(M5/M8)×y5CH4=(1000/905.477)×13.6％=15.2％ 出塔氨含量： y8Ar=(M5/M8)×y5Ar=1000/905.477×3.4％=3.754％ 出塔氢含量： y8H2=3/4(1-y8NH3-y8CH4-y8Ar)×100％
=3/4(1-0.132-0.152-0.03754)×100％=50.8845％
出塔氮含量： y8N2=1/4(1-0.132-0.152-0.03754)×100％=16.9615％
表4-3 出塔气体组分含量（％）
NH3 13.2 CH4 15.2 Ar 3.754 H2 50.8845 N2 16.9615 小计 100
（3）合成率：
合成率=2MNH3/［M5(1-y5NH3-y5CH4-y5Ar)］×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
表4-5 已知氨分离器入口混合物组分m(i)
NH3 0.132
CH4 0.152
Ar 0.03754
H2 0.50885
N2 0.16961
小计 1.00000
查t=35℃，P=29.1MPa时各组分平衡常数：
表4-6 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］=0.07903Kmol LCH4= mCH4/［1+(V/L)×KCH4］=0.00143 Kmol LAr=mAr/［1+(V/L)×KAr］=0.00013 Kmol LH2=mH2/［1+(V/L)×KH2］=0.0163Kmol LH2=mN2)/［1+(V/L)×KN2］=0.00043 Kmol
L总= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08264 Kmol 分离气体量：V=1-L=1-0.08264=0.91736 Kmol 计算气液比：（V/L）＇=0.91739/0.08261=11.1005
误差［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（11.10-11.1005）/11.10×100％=0.0047％，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=0.07899/0.08261×100％=95.631％ 液体中氩含量： xAr=LAr/L=0.000013/0.08261×IOO％=0.152％ 液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00143/0.08261×100％=1.725％ 液体中氢含量: xH2=LH2/L=0.00163/0.08261×100％=1.969％ 液体中氮含量： xN2=LH2/L=0.00043/0.08261×100％=0.524％
12
13
表4-7 氨分离器出口液体含量
NH3 95.631
CH4 1.725
Ar 0.152
H2 1.969
N2 0.524
小计 100.00
分离气体组分含量：
气体氨含量： yNH3=［mNH3-LNH3］/V=8.23％ 气体甲烷含量： yCH4=［mCH4-LCH4］/V=15.86％ 气体氩含量： yAr=［mAr-LAr］/V=3.93％ 气体氢含量： yH2=［mH2-LH2］/V=53.93％ 气体氮含量： yN2=［mN2-LN2］/V=18.06％
表4-8 氨分离器出口气体含量（％）
NH3 8.23
CH4 15.86
Ar 3.93
H2 53.93
N2 18.06
小计 100.00
4.2.3冷交换器气液平衡计算
查t=-10℃,p=28.3MPa的平衡常数：
表4-9 各组分的平衡常数
KNH3 0.0254
KCH4 27
KAr 51
KH2 75
KN2 80
冷交换器出口液体组分含量：
出口液体甲烷含量： xCH4=yCH4/ KCH4=0.427％ 出口液体氨含量： xNH3=yNH3/ KNH3=98.425％ 出口液体氩含量: xAr=yAr/ KAr=0.068％ 出口液体氢含量: xH2=yH2/ KH2=0.825％ 出口液体氮含量: xN2=yN2/ KN2=0.258％
表4-10 冷交换器出口液体组分含量（％）
NH3 98.425
CH4 0.427
Ar 0.0679
H2 0.825
N2 0.258
小计 100.00
4.2.4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+y5NH3）×(y8NH3-yNH3)/(( y8NH3- y5NH3)×(1- yNH3))
=[(1+0.025）×（0.132-0.09371）]/ [（0.132-0.025）×（1-0.13741）] =57.588％
水冷后分离液氨占总量的57.588％冷交，氨冷后分离液氨占总量的
14
42.412％。
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(15)X15i+L16X16i
= G％L0X15i+(1- G％)X16i =0.57588X15i+0.42412X16i
混合后入口氨含量： m0NH3=0.57588×0.9563+0.42412×0.9842=0.96816 混合后入口甲烷含量: m0CH4=0.57588×0.01724+0.42412×0.004274=0.01174 混合后入口氩含量: m0Ar=0.57588×0.001516+0.42412×0.0006787=0.00116 混合后入口氢含量： m0H2=0.57588×0.01969+0.42412×0.00825=0.01484 混合后入口氮含量： m0N2=0.57588×0.005237+0.42412×0.002578=0.00411
表4-11 液氨贮槽入口液体含量
m0NH3 0.96816
m0CH4 0.01174
m0Ar 0.00116
m0H2 0.01484
m0N2 0.00411
小计 1.0000
当t=17℃，P=1.568MPa时，计算得热平衡常数：
表4-12 各组分的平衡常数
KNH3 0.598
KCH4 170
KAr 540
KH2 575
KN2 620
根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)k(i)],设(V/L)=0.05,代入上式得: 出口液体氨含量： LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)×kNH3]
=0.968161/(1+0.05×0.598)=0.94005 Kmol 出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[ 1+(V/L)×kCH4]
=0.011744/(1+0.005×170)=0.00124 Kmol 出口液体氩含量： LAr=m0Ar/[ 1+(V/L)×kAr]
=0.001161/(1+0.05×540)=0.00004 Kmol 出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[ 1+(V/L)×kH2]
=0.014839/(1+0.05×575)=0.0005 Kmol 出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[ 1+(V/L)×kN2]
=0.004109/(1+0.05×620)=0.00013 Kmol L(总)=0.94196,V=1-0.94196=0.058Kmol,(V/L) ＇=V/L=0.062,误差 =(0.062-0.05)/0.05=-0.232％，假定正确。 出口液体组分含量：
出口液体氨含量： xNH3=LNH3/L=0.94/0.942×100％=99.798％ 出口液体甲烷含量： xCH4=LCH4/L=0.00124/0.942×100％=0.131％ 出口液体氩含量： xAr=LAr/L=0.00004/0.942×100％=0.004％ 出口液体氢气含量： xH2=LH2/L=0.0005/0.942×100％=0.053％ 出口液体氮气含量： xN2=LN2/L=0.00013/0.942×100％=0.014％
15
表4-13 液氨贮槽出口液氨组分（％）
NH3 99.798
CH4 0.131
Ar 0.004
H2 0.053
N2 0.014
小计 1.0000
出口弛放气组分含量：
弛放气氨含量： yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.96816-0.94)/0.058×100％=48.427％ 弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.01174-0.00124)/0.058×100％=18.104％
弛放气氩含量： yAr=(M0 Ar-LAr)/V=(0.00116-0.00004)/0.058×100％=1.929％ 弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.01484-0.0005)/0.058×100％=24.707％ 弛放气氮气含量： yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.00411-0.00013)/0.058×100％=6.857％
表4-14 出口弛放气组分含量（％）
NH3 48.427
CH4 18.104
Ar 1.929
H2 24.707
N2 6.857
小计 100
4.2.5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/(0.99798×17)=1320.317m３
其中 NH3 L(19NH3)=L(19NH3)×X(19NH3)=1320.317×99.798﹪=1317.647 m
３
CH4 L(19CH4)=L(19CH4)×X(19CH4)=1320.317×0.131﹪=1.733 m３ Ar L(19Ar)=L(19Ar)×X(19Ar)=1320.317×0.004﹪=0.058 m３ H2 L(19H2)=L(19H2)×X(19H2)=1320.317×0.053﹪=0.0699 m３ N2 L(19N2)=L(19N2)×X(19N2)=1320.317×0.014﹪=0.18 m３
液氨贮槽出口弛放气（V/L）=0.062
V(20)=0.062×L(19)=0.062×1320.317=81.355 m３
其中 NH3 V(20NH3)=V(20NH3)×y(20NH3)=81.355×48.427﹪=39.398 m３
CH4 V(20CH4)=V(20CH4)×y(20CH4)=81.355×18.104﹪=14.728 m３ Ar V(20Ar)=V(20Ar)×y(20Ar)=81.355×1.929﹪=1.569 m３ H2 V(20H2)=V(20H2)×y(20H2)=81.355×24.707﹪=20.101 m３ N2 V(20N2)=V(20N2)×y(20N2)=81.355×6.857﹪=5.579 m３
液氨贮槽出口总物料=L(19)+ V(20)=1320.317+81.355=1401.627 m３ 液氨贮槽进口液体：
由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(21)=L(19)+V(20)=1401.627 m３ 入口液体各组分含量计算:L(21i)= L(19i) + V(20i)
16
其中 NH3 L(21NH3)=1317.647+39.398=1357.045 m３
CH4 L(21CH4)=1.733 +14.728 =16.461 m３ Ar L(21Ar)=0.058 +1.569 =1.627 m３ H2 L(21H2)=0.699 +20.101= 20.8 m３ N2 L(21N2)=0.180+ 5.579 =5.579 m
入口液体中组分含量核算,由 m´(0i)=L(21i)/L(21):
入口液体中氨含量 m´(0NH3)=1357.045/1401.672×100﹪=96.816﹪ 入口液体中甲烷含量 m´(0CH4)=16.461/1401.672×100﹪=1.174﹪ 入口液体中氩含量 m´(0Ar)= 1.627/1401.672×100﹪=0.116﹪ 入口液体中氢气含量 m´(0H2)= 20.8/1401.672×100﹪=1.484% 入口液体中氮气含量 m´(0N2)= 5.759/1401.672×100﹪=0.411% 入口液体中组分含量 m´(0i)≈ M´(0i)
３
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，产平液氨L氨 。
图4-2 系统示意图
由前计算数据如下表：
表4-15 各组分的含量
名称 补充气 放空气 弛放气 液氨 入塔气 出塔气
NH3 -- 0.09371 0.48427 0.99798 2.5 0.132
CH4 0.011 0.1414 0.18104 0.00131 13.6 0.152
Ar 0.0033 0.04275 0.01929 0.00004 3.4 0.03754
H2
N2
气量
0.7445 0.2412 V补 0.54151 0.18062 V放 0.24707 0.06857 81.355 0.00053 0.00014 1320.317 60.375 20.125 V入 0.50885 0.16961 V出
根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出： 循环回路中氢平衡：
V补yH2补=V放yH2放＋V弛yH2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2LNH3 ┉┉┉┉┉┉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 ┉┉┉┉┉┉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)+81.355(0.18104+0.01929)
17
V补=12.878V放+1139.673 ┉┉┉┉┉┉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 + 1325.896 ┉┉┉┉┉┉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
-32.974-1317.647= V出 + V补－V放- 1401.627 ┉┉┉┉┉┉⑤ 联立①②③④⑤各式解得：
V放=137.618 m３; V补=2199.921 m３; V出=10049.48 m３; V入=11422.11 m3
4.2.7合成塔物料计算
入塔物料：V5=11364.610 m3
NH3 V5NH3=11422×2.5﹪=284.115m
3
CH4 V5CH4=11364.61×13.6﹪=1265.563m3 Ar V5Ar=11364.61×3.4﹪=439.129m3 H2 V5H2=11364.61×60.375﹪=7031.852m
3
N2 V5N2=11364.61×20.125﹪=2343.951m3
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=10049.48 m3
出塔物料 V8=10049.48 m3
NH3 V8NH3=10049.48×13.2﹪=1658.164 m3 CH4 V8CH4=10049.48×15.2﹪=1317.934 m
3
Ar V8Ar=10049.48×3.745﹪=395.380 m3 H2 V8H2=10049.48×50.8845﹪=5008.501 m3 N2 V8N2=10049.48×16.9615﹪=1669.500 m3
合成塔生成氨含量：ΔVNH3=V8NH3-V5NH3
=1658.164 -285.553=1372.611m3=1041.714Kg
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=10049.48 m3
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=10049.48 m3 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:
V11出/L11出=(V/L)=11.1 ┉┉┉┉┉┉① V11出+L11出=L10入=10049.48 ┉┉┉┉┉┉②
将 V11出=11.1L11出带入②得:
L11出=830.5 m3 V11出=9218.98 m3
18
出口气体组分由V11i=V11出y11i得:
其中， NH3 V11NH3=9218.98×9.371%=863.948m3
CH4 V11CH4=9218.98×14.141% =1303.611m3 Ar V11Ar=9218.98× 4.275% =394.121m3 H2 V11H2=9218.98×54.151% =4992.147m
出口液体各组分由L11i=V8i-V11i
其中， NH3 L11NH3=1658.164 -863.946 =794.216m3
CH4 L11CH4=1317.934 -1303.611 =14.322m3 Ar L11Ar=395.38 -394.121 =1.259m3 H2 L11H2=5008.501 -4992.147 =16.354m3 N2 L11N2=1669.5 -1665.152= 4.348m3
3
N2 V11N2=9218.98×18.062% =1665.152m3
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=9218.98 +830.5 =10049.48 m3 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＝9218.98 m3，出器液体L15＝L11出＝830.5 m3
氨分离器出口气体放空V13=137.618 m3 其中， NH3 V13NH3=137.618×9.371% =12.897m
3
CH4 V13CH4=137.618×14.141% =19.46m3 Ar V13Ar=137.618× 4.275% =5.883m3 H2 V13H2=137.618×54.151% =74.521m3 N2 V13N2=137.618×18.062% =24.857m3
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=9218.98 -137.618 =9081.362 m3
其中， NH3 V14NH3=9081.362 ×9.376% =851.051 m3
CH4 V14CH4=9081.362 ×14.141% =1284.152 m3 Ar V14Ar=9081.362× 4.275%= 388.238 m3 H2 V14H2=9081.362 ×54.151% =4917.426 m3 N2 V14N2=9081.362 ×18.062% =1640.295 m3
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﹪
19
故 V17NH3=1.1×5.9﹪=6.49﹪ 设热气出口氨体积为，则：
a/(9081.362 +851.051+a)=0.0649 a=571.219 m3
L17NH3=V14NH3-a=851.362 -571.219 =279.832 m3 冷交换器热气出口气量及组分：
其中 NH3 V17NH3= V14NH3-L17NH3=851.362 -279.832= 571.219 m3
CH4 V17CH4= V14CH4 =1284.152 m3 Ar V17Ar=V14Ar=388.238 m3 H2 V17H2= V14H2 =4917.426 m3 N2 V17N2= V14N2=1640.295 m3
出口总气量 V17=V14-L17NH3=9081.362 -279.832 =8801.53 m3 出口气体各组分：
NH3 V17NH3／V17= 571.219／8801.53×100％=6.49％ CH4 V17CH4／V17= 1284.152／8801.53×100％=14.590％ Ar V17Ar／V17=388.238／8801.53×100％=4.411％ H2 V17H2／V17= 4917.426／8801.53×100％=55.872％ N2 V17N2／V17= 1640.219／8801.53×100％=18.636％
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=2911.921 m3
其中， CH4 V1CH4=2911.921× 0.011 =32.031 m3
Ar V1Ar=2911.921×0.0033 =9.609 m3 H2 V1H2= 2911.921×0.7445= 2167.925m3 N2 V1N2= 2911.921× 0.2412 =702.355m3
V18（进器气体物料）=V1+V17=2911.921 +8801.53 =11713.451m3
进器气体组分含量 V18i=V1i+V17i NH3 V18NH3= V17NH3=571.219m3
CH4 V18CH4=32.031 +1284.152 =1316.183mAr V18Ar=9.609 +388.238 =397.847m3
H2 V18H2=2167.551 +4917.426= 7085.551m3 N2 V18N2=702.355.651 +1640.295 =2342.651m3
各组分百分含量 y18i=V18i/V18
NH3 y18NH3= 571.219/11713.451×100％=4.877％ CH4 y18CH4=1316.183/11713.451×100％=11.237％ Ar y18Ar=397.847/11713.451×100％=3.396％
20
3
H2 y18H2= 7085.551/11713.451×100％=60.491％3 N2 y18N2= 2342.651/11713.451×100％=20.0％
进器液体等于冷交换器冷凝液氨量 L18=L18NH3=L17NH3=279.832 m3 进器总物料＝V18+L18=11713.451+ 279.832 =11993.283 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 m
b/(11713.415-571.219)=2.500％ 解得 b=278.556 m3
则氨冷器中冷凝液氨量：L′18NH3=V18NH3-b=571.219-278.556=292.664 m3 氨冷器出口总液氨量:L2NH3=L18NH3+L′18NH3=279.832+292.664=572.496m3 氨冷器出口气量:V2=V18-b=11713.451 -292.664 =11420.787 m3 其中， NH3 V2NH3= 278.556m3
CH4 V2CH4= V18CH4= 1316.183 m3 Ar V2Ar= V18Ar=397.847m3 H2 V2H2= V18H2= 7085.55m3 N2 V2N2= V18N2= 2342.651m3
各组分百分含量 y2i=V2i/V2
NH3 y2NH3=278.556/11420.787×100％=2.439% CH4 y2CH4=1316.183/11420.787×100％=11.524% Ar y2Ar=397.847/11420.787×100％=3.484% H2 y2H2=7085.551/11420.787×100％=62.041% N2 y2N2=2342.651/11420.787×100％=20.512%
出器总物料=V2+L2NH3=11420787 +572.496 =11993.283 m3
3
4.2.12 冷交换器物料计算
进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料，其中 气体入口V2=11228.373 m3；液体入口 L2NH3=545.927 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┉┉┉┉┉┉① LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉②
图4-3 冷交换器物料 将yNH3=0.025，xNH3=0.98425代入上式：
示意图 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=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
21
V′2NH3 ———冷交换器入口总氨物料
将 V8=10049.48 m3，V13=137.618 m3，L15=830.5 m3代入上式解得：V17=9081.362m3 ∴V2′=2911.921 +9081.362= 11993.283 m3；
V2NH3′=278.556+ 279.832+292.664 =851.051 m3
∴mNH3= V2NH3′/ V2′=851.051/11993.283=0.071 代入③得：
V=1.026-0.071/0.9661=0.852；L=1-V=0.048；（L/V）=0.048/0.952=0.05 由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）=（L/V）=0.05 冷凝液体量 L16=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088 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
V3=11993.283 -574.809= 11418.474 m3
其中 NH3 V3NH3= 11418.474 × 2.5% =285.462m3
CH4 V3CH4= 11418.474 ×11.539%=1317.516m3 Ar V3Ar = 11418.474×3.462% =395.255m3 H2 V3H2= 11418.474 × 61.874%= 7065.18m3 N2 V3N2= 11418.474 × 20.625%= 2355.06m3
计算误差=（V3-V5）/V5 ×100％=-0.023% 校核氨分离器液氨百分数 氨分离器液氨百分数：
G分％=L15x15/(L15+L16x16)×100％
=830.5×0.95631/(830.5×0.95631 +574.809×0.98425)×100 =58.399％
冷交换器分离液氨百分数：G冷％=1-G分％=41.601％ 计算误差=（G′-G分）/G′=-1.389％
4.2.13液氨贮槽物料计算
进槽物料：氨分离器入槽液体 L15=830.5 m3 其中 NH3 L15NH3= 830.5×0.95631 =794.216m3
CH4 L15CH4= 830.5× 0.01725 =14.322m3 Ar L15Ar= 830.5×0.00152 =1.259mN2 L15N2=830.5× 0.00524=4.248m3
冷交换器入槽液体 L16=574.809 m3
其中 NH3 L16NH3=574.809 × 0.98425 =565.757m3
CH4 L16CH4= 574.809 × 0.00427 =2.456m3 Ar L16Ar= 574.809×0.00068 =0.39m3 H2 L16H2=574.809 × 0.00825= 4.742m3
22
3
H2 L15H2= 830.5× 0.01969= 16.354m3
N2 L16N2= 574.809 × 0.00258 =.482m3
入槽混合物料 L21=L15+L16=830.5 +574.809 =1405.327 m3 各组分物料含量：L21i=L15i+L16i
其中 NH3 L21NH3= 794.216+ 565.757 =1359.973m3
CH4 L21CH4= 14.332 +2.456 =16.779mAr L21Ar= 1.259 +0.39 =1.649m3 H2 L21H2= 16.354 +4.742= 21.096m3 N2 L21N2= 4.348+ 1.482= 5.83m3
百分含量 x21i=L21i/L21
其中 NH3 x21NH3= 1359.973/1405.327×100％=96.773％
CH4 x21CH4=16.779/1405.327×100％=1.194% Ar x21Ar= 1.649/1405.327×100％=0.117% H2 x21H2= 21.096/1405.327×100％=1.501% N2 x21N2=5.83/1405.327×100％=0.415%
出槽物料：液氨贮槽出口弛放气 V20=81.355 m3 其中 NH3 V20NH3=81.355×0.48427 =39.398m3
CH4 V20CH4= 81.355×0.18104 =14.728m3 Ar V20Ar=81.355 × 0.01929= 1.569m3 H2 V20H2=81.355×0.24707= 20.101m3 N2 V20N2=81.355×0.06857 =5.579m3
出口液氨总物料 L19=L21-L20=1405.327 -81.355 =1323.953 m3 其中 NH3 L19NH3= L21NH3-V20NH3=11359.973 -39.398 =1320.575m3
CH4 L19CH4= L21CH4-V20CH4=16.779 -14.729 =2.051m3 Ar L19NH3= L21NH3-V20NH3=1.649- 1.569 =0.008m3 H2 L19H2= L21H2-V20H2=21.096-20.101= 0.996m3 N2 L19N2= L21N2-V20N2=5.830- 0.251 =0.251m3
各组分百分含量：x19i=L19i/L19
其中 NH3 x19NH3= 1320..575/1323.953×100％=99.745％
CH4 x19CH4=2.051/1323.953×100％=0.155％ Ar x19Ar= 0.08/1323.953×100％=0.06％ H2 x19H2= 0.996/1323.953×100％=0.075％ N2 x19N2=0.251/1323.953×100％=0.019％
液氨产量核算: mNH3=1320.575/22.4×17=1002.2Kg≈1000Kg
3
23
4.2.14 物料衡算结果汇总
将以上的计算结果汇总与下表：
表4-16 物料计算汇总表：
装置 氨冷器出口(气单位
N2 0.21 2342.65 25189.79 H2 0.62 7085.55 76188.72 CH4 0.12 1316.18 14152.5 Ar 0.03 397.85 4277.93 NH3 0.02 278.56 2995.22 总计 1 11420.79 122804.16 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h 体)2
冷交器
冷气出
口3\\4\\5
合成塔
一次入
口5\\6\\7
合成塔二次出口8\\9\\10 水冷器
出口(气
体)11
水冷器
出口(液
体)11
氨分离
器出口
气12
放空气13 冷交换
器热气
进口14
氨分离器出口液氨15
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h
摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h
摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3) m3/h
kmol/h 摩尔分数%
m3/T(NH3)
m3/h
kmol/h
摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h
1124.54 20.125 2355.06 25323.26 1130.5 20.125 2355.81 2533.32 1130.86 16.9615 1669.5 17951.62 801.41 18.06 1665.15 17904.81 799.32 0.52 4.35 46.82 2.09 18.06 1665.15 17904.86 799.32 18.06 24.86 267.28 11.93 18.06 1640.3 17637.6 787.39 0.52 4.35 46.76
3401.28 631.81 60.375 13.6 7065.18 1317.52 75969.77 14166.86 3391.51 632.45 60.375 13.6 7067.43 1317.94 75993.96 14171.37 3392.59 632.65 50.8845 15.2 5008.5 1317.93 53854.85 14171.33 2404.23 632.65 53.93 15.86 4992.13 1303.61 53678.85 14017.29 2396.38 625.77 1.97 1.72 16.37 14.33 176.06 154.06 7.86 6.88 53.93 15.86 4992.15 1303.61 53679 14017.33 2396.38 625.77 53.93 15.86 74.52 19.46 801.3 209.25 35.77 9.34 53.93 15.86 4917.63 1284.15 52877.76 13808.1 2360.61 616.43 1.97 1.72 16.35 14.32 175.85
154
24
190.98 3.4 395.25 4250.06 189.73 3.4 395.38 4251.41 189.8 3.754 395.38 4251.4 189.79 3.92 394.12 4237.85 189.19 0.15 1.26 13.56 0.61 3.92 394.12 4237.86 189.19 3.92 5.88 63.26 2.82 3.92 388.24 4174.6 186.37 0.15 1.26 13.54
133.72 2.5 285.46 3069.49 137.03 2.5 285.55 3070.46 137.07 13.2 1658.16 17829.72 795.79 8.23 863.94 9289.74 414.72 95.64 794.22 8540 381.25 8.23 863.95 8289.77 414.72 8.23 12.9 138.67 6.19 8.23 851.05 9151.1 408.53 95.64 794.22 8539.97
5482.33 100 11418.47 122779.44 5481.22 100 11422.11 100020.52 5482.97 100 10049.47 108058.92 4823.87 100 9218.95 99128.54 4425.38 100 830.53 8930.5 398.69 100 9218.98 98128.82 4425.38 100 137.62 1479.76 66.05 100 9081.37 97649.16 4359.33 100 830.5 8930.12
冷交换器出口液氨16 冷交换器热气出口(气体)17 冷交换器热气出口(液体)17 氨冷器进口(气体)18 氨冷器进口(液体)18 氨冷器出口(液体)2
新鲜补充气⑴
驰放气组成20
液氨贮槽进口液体21
产品液氨19
kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 摩尔分数% m3/T(NH3) m3/h kmol/h 2.09 0.26 1.48 15.93 0.71 0.19 1640.3 17637.6 787.39 0 0 0 0 20 2342.65 25189.82 1124.55 0 0 0 0 0 1.48 15.93 0.71 0.24 702.36 7552.21 337.15 6.86 5.58 59.99 2.68 0.41 5.76 61.92 2.76 0.01 0.18 1.94 0.09 7.85 6.88 0.81 0.43 4.74 2.46 50.99 26.41 2.28 1.18 0.56 0.15 4917.63 1284.15 52877.76 13808.1 2360.61 616.43 0 0 0 0 0 0 0 0 60.49 11.24 7085.55 1316.18 76188.8 14152.52 3401.29 631.81 0 0 0 0 0 0 0 0 0.01 0 4.74 2.46 50.99 26.41 2.28 1.18 0.74 0.01 2167.92 32.03 23311.02 344.42 1040.67 15.38 24.71 18.1 20.1 14.73 216.14 158.37 9.65 7.07 1.48 1.17 20.8 16.46 223.65 177 9.98 7.9 0.05 0.13 0.7 1.73 7.52 18.63 0.34 0.83 0.6
0.07 0.39 4.2 0.19 0.04 388.24 4174.6 186.37 0 0 0 0 3.4 397.85 4277.93 190.98 0 0 0 0 0 0.39 4.2 0.19 0 0 0 0 1.93 1.57 16.87 0.75 0.12 1.63 17.5 0.78 0 0.06 0.62 0.03 381.25 98.43 565.76 6083.41 271.58 0.06 571.22 6142.15 274.2 1 279.83 3008.95 134.33 4.87 571.22 6142.15 274.2 1 279.83 3008.95 134.33 0.98 565.76 6083.41 271.58 0 0 0 0 48.43 39.4 423.63 18.91 96.82 1357.04 14591.88 651.42 99.8 1317.65 14168.25 632.51 398.67 100 574.83 6180.94 275.94 1 8801.54 94640.21 4225 1 279.83 3008.95 134.33 100 11713.45 125951.22 5622.83 1 279.83 3008.95 134.33 1 574.83 6180.94 275.94 0.99 2902.31 31207.65 1393.2 100.03 81.38 875 39.06 100 1401.69 15071.95 672.84 100 1319.68 14190.14 633.8
25
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
yNH3=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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.1696 52.561 31.35
H2 0.5088 157.579 29.511
CH4 0.152 41.149 39.919
Ar 0.0375 12.441 21.318
NH3 0.132 27.271 82.764
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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.20125 58.049 33.022
H2 0.60375 175.576 29.427
CH4 0.136 32.614 38.038
Ar 0.034 9.858 21.402
NH3 0.025 6.902 45.980
Cp4=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INH3=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
26
（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：
表4-19 各组分含量，分压及比热容
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.186 53.487 30.012
H2 0.559 160.354 29.260
CH4 0.146 41.874 39.71
Ar 0.044 12.66 21.318
NH3 0.065 18.626 79.42
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=489324.337KJ/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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.206 58.163 31.935
H2 0.619 174.488 29.511
CH4 0.115 32.538 39.71
Ar 0.035 9.762 21.318
NH3 0.025 7.050 48.906
Cp5=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
27
（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）
INH3=1295.633KJ/ kg 则气氨冷凝热
Q冷=L4×22.4×17×INH3=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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.241 75.664 31.768
H2 0.745 233.55 29.678
CH4 0.011 3.451 35.948
Ar 0.003 1.035 20.9
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+V4LCp4Lt4=730662.406-287773.911=4422888.495KJ/tNH3 t4=Q4/V4/(Cp4+Cp4L×284.979×17/11905.671)=846.95/(Cp4+0.406Cp4L)
设t4=24℃，P=28.42MP 查常压下各组分气体比热容:
表4-22 各组分含量，分压及比热容
气体含量 各组分分压 Cp’
N2 0.2 58.839 31.852
H2 0.605 171.914 29.511
CH4 0.112 31.934 38.038
Ar 0.034 9.653 21.234
NH3 0.488 13.859 81.092
Cp4=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 Cp4L=4.765KJ/(Kmol℃)
代入 t4=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Q2 由冷交换器热量计算Q2=-159456.29kJ/tNH3 （7）气体中液氨带出热量Q2L由冷交换器热量计算Q2L=-19876.557KJ/tNH3
28
（8）液氨蒸发吸收热量Q吸 （冷冻量） 由热平衡计算 Q吸=Q入-(Q2+Q2L)
=730662.406+159456.29+19876.557=909992.253 KJ/tNH3 查25℃液氨焓INH3L=535.583KJ/ kg（由液氨储槽来）15℃蒸发蒸气
INH3=1663.767KJ/Kg
ΔINH3=INH3-INH3L=1663.767-535.583=1128.185KJ/Kg
（9）冷冻量计算 W=Q吸/ΔINH3=909995.253/1128.185=806.602Kg
表4-23 氨冷器进出热量汇总表
进 气体带入Q2 液氨带入Q2L 气体中氨冷凝Q冷 新鲜气体带入Q1
总Q入
265852.933 19884.872 287773.911 157150.690 7306662.406
出 气体带出Q2 液氨带出Q2L 冷冻量Q吸
总Q出
-159456.29 -19876.557 909995.253
730662.406
4.2.3 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：
表4-24 各组分的绝热指数
K1
NH3 1.29
CH4 1.31
Ar 1.66
H2 1.41
N2 1.4
根据公式
yi1入 KKi1
=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
P出T出T入P入K1K T入=30+273=303 K
1.394-130.941.394)P出=30.94MPa P入=28MPa代入得 T出292.5(=311.673K=38.673℃2839℃
（2） 气体带入热量由前计算 Q5=489324.337
29
KK1KP2Z2 （3） 压缩功 N16.674PV111Z1K1P1P1=28MPa P2=30.94MPa K=1.394 Z2=1.13 Z1=1.02
V1=V0P0T/(P1T0)=11418.47/60×0.098/28×(173+39)/273=0.761m3/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/tNH3 (4) 气体带出热量 由热平衡得：
Q4=Q3+QN=489324.337+136339.663=625664KJ/tNH3
Q4=V4Cp4t4 Cp4=Q4/V4/t4=625664×22.4/11418.47/39=31.738KJ/(Kmol℃) 由t4=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
气体含量
各组分分压
Cp
N2 0.206 63.814 32.186
H2
CH4 0.115 35.7 39.919
Ar 0.035 10.71 21.234
NH3 0.025 7.735 50.578
0.619 191.441 29.553
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
入 气体带入热量 压缩热 总Q入
489324.337 136339.663 625664
出 气体带出热量
总Q出
625664
625664
4.2.4 合成塔热量计算
（1） 环隙温升t2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t2为, t2=t1+1.46h=39+1.2×14=55.8 ℃
（3） 气体带入热量Q1由前计算Q4=625664.000KJ/tNH3 因油分离器内无温升变化（忽略热损失）。所以Q1=Q4=476358.788KJ/tNH3
（4） 气体反应热QR
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ΔVNH3=1372.611m3(标）=61.277Kmol
30
则合成塔内反应热
QR=(-Hr)×ΔVNH3=53457.686×61.277=3275742.297KJ/tNH3 (5) 二次入塔气体带入热量Q2
Q2=(Q1+Q3+Q损)-(QR-Q5)=V2Cp2t2 t2=((Q1+Q3+Q损)-(QR-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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.206 62.906 30.932
H2 0.619 188.719 29.594
CH4 0.115 35.192 39.292
Ar 0.035 10.558 21.151
NH3 0.025 7.625 42.636
Cp=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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.166 49.34 30.598
H2 0.498 148.02 29.469
CH4 0.131 38.95 55.176
Ar 0.039 11.685 20.9
NH3 0.165 49.005 48.488
Cp1=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=awFw(tw-tb)设塔壁温度tw= 62℃,空气温度-5℃,塔外壁高
h=14m,外径D=1.2m
则 aw=0.209tw+3.44=0.209×62+33.44=46.398kJ/(m2h℃)
∴Q损=50.16F(tw-tb)=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
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.206 61.875 30.514
H2 0.619 185.625 29.678
CH4 0.115 34.615 45.98
Ar 0.035 10.385 20.984
NH3 0.025 7.5 52.25
31
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/tNH3 (10) 合成塔绝热温升核算 △t=
1Cp=(
yNH3(HR)Q损)
1yNH3NTCp=(Cp1+Cp2)/2=33.912KJ/(Kmol×℃)
△t=(0.14×53457.686/(1+0.165)-163988.349/11422.11×22.4)/33.912 =189.454℃
t1=t2+189.454=379.022℃
表4-30 合成塔热量平衡汇总表
入
一次气体进口带入热
二次气体进口带入热
反应热 总Q入
626664 3092725.288 3275742.297 6994131.585
出
一次气体进口带出热 二次气体进口带出热
热损失 总Q出
882706.357 5947436.88 163988.349 6994131.585
4.2.5 废热锅炉热量计算
（1）内热气体带入热量Q1
由合成塔热平衡计算Q1=5947436.880kJ/tNH3 (2) 管内热平衡气体带出热量Q2
设t2=220 C, P=29.4MPa，得混合气体比热容：
表4-31 各组分含量，分压及比热容
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.166 48.842 30.681
H2 0.498 146.525 29.469
CH4 0.131 38.556 47.652
Ar 0.039 11.567 20.984
NH3 0.165 48.51 49.324
Cp2=34.997KJ/(Kmol℃)
Q2=10049.48/22.4×34.997×220=3454233.359KJ/tNH3 (3) 废热锅炉热负荷
ΔQ=Q2-Q1=-2493203.52KJ/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1.274Mpa 饱和蒸汽，需
软水量为X
32
软水焓 I1=125.484KJ/Kg 蒸汽焓 I2=2784.716KJ/Kg ΔQ=X(I2-I1) 热平衡得
X=ΔQ/(I2-I1)=937.565KJ/Kg
废热锅炉带入热量 Q软=XI1=937.565×125.484=117649.438KJ/tNH3 蒸汽带入热量 Q蒸=117649.438+2493203.521=2610852.959KJ/tNH3
表4-32 废热锅炉热量汇总表
入
管内热气带入热量 软水带入热量
总Q进
5947436.88 117649.438 6065086.318
出
管内热气带出热量 蒸汽带出热量
总Q出
3454233.359 2610852.959 6065086.318
4.2.6 热交换器热量计算
（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：
表4-33 各组分含量，分压及比热容
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.166 48.509 30.765
H2 0.498 145.528 29.427
CH4 0.131 38.294 40.964
Ar 0.039 11.488 21.151
NH3 0.165 48.18 93.214
Cp5=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
入 冷气带入热量 热气带入热量
882706.3557 3454233.359
33
冷气带出热量 热气带出热量
3092725.288 1244214.427
总Q进 4336939.715 总Q出 4336939.715
4.2.7 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×INH3=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：
表4-35 各组分含量，分压及比热容
气体含量 各组分分压
Cp
N2 0.181 52.38 31.35
H2 0.542 157.037 29.511
CH4 0.141 41.007 39.919
Ar 0.043 12.398 21.318
NH3 0.094 27.177 82.764
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,CpL=4.849kJ/(kmol℃) Q液=V2L/22.4×M×CpL×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ta=30℃ ,冷却下水tb=38℃,取冷却水比热容
CpL=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×(tb-ta)×1000
W=ΔQ/(1000×Cp×(tb-ta))
=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
34
入 热气带入热量 氨冷凝热 冷却上水带入热
总Q进
1244214.427
出 热气带出热量 液氨带出热量 冷却下水带出热
总Q出
517918.797 105516.327 7985910.786 8609345.91
4.2.8 氨分离器热量核算
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 (5) 气体压力 P平均 =29.89 MPa (6) 气体入口温度 t=370 ℃ (7) 气体出口温度 t出= 220 ℃ (8) 软水入口温度 t水= 30 ℃ (9) 副产蒸汽压力 p=1.247 MPa (10) 进气量 V =108058.92 m3/h (11) 进水量 W =10081.35 kg/h 5.1.2 官内给热系数α计算
α=0.023
×Re0.8×Pr0.4 d式中λ ---------导热系数kJ /(mh ℃)
35
α ---------给热系数kJ /(mh ℃) 式中各数据均取之平均温度290℃ t=(360+220)/2 =290 ℃
压力p=29.89MPa (305kg/cm3)之值。
（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5-1 气体的临界常数
NH3
13.2 405.6 11.395
CH4
15.2 190.7 4.639
Ar
3.754 151 4.862
H2
50.8845 33.3 1.296
N2
16.9615 126.2 3.393
y1
Tc1,K
Pc1, MPa
Tcm=
yiTci=0.132×405.6+0.152×190.7+0.03754×151+0.508845×
33.3+0.169615×126.2=135.44K
Pcm=
yi Pci=0.132×11.395+0.152×04.639+0.03754×4.826+0.508845×
对比压力Pr=对比温度Tr=
p平均=29.89/3.889=7.686 Pcm1.296+0.169615×3.393=3.889MPa
T= （290+ 273）/135.44=4.156 Tcm查氮肥工艺设计手册图
由Pr = 7.559 ,Tr =4.156 查Z = 1.13
（2）混合分子量M=yi Mi=0.132×17+0.152×16+0.03754×40+0.508845×2+0.169615×28=12.126 （3）气体比热Cp： 表5-2 气体的比热容
Cp1,kJ/kmol.℃
NH3
48.488
CH4
51.414
Ar
21.234
H2
29.427
N2
30.514
Cp=yi Cpi=0.132×48.488+0.152×51.414+0.03754×21.234+0.508845×29.427+0.169615×30.514= 35.36 kJ /(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
表5-3 气体的临界常数
NH3
13.2
CH4
15.2
36
Ar
3.754
H2
50.8845
N2
16.9615
y1
T11,K Pc1,MPa
405.5 18.030 0.6696
239 23.196 0.4469
151.2 4.862 0.1068
33.3 1.568 0.3687
126.2 3.393 0.12866
'c1kJ/(m.h. ℃)
Tcm’=
yiTci'=0.132×405.5+0.152×239+0.03754×151.2+0.508845×
33.3+0.169615×126.2=141.76K
P’cmyi P'ci=0.132×18.03+0.152×23.196+0.03754×4.826+0.508845×
1.568+0.169615×3.393=7.544Mpa
求假对比参数
Pr’=p/ P’cm=29.89/7.554=3.957 Tr’=T/T’cm=(290+273)/141.76=3.972 由 Pr′，Tr′查氮肥工艺设计手册, 得r= 1.25 =r.'cm=1.25×0.3784=0.473kJ/(mh ℃)
（5）气体的粘度 查氮肥工艺设计手册各组分气体压力下的粘度。 高压下含氨混合气体的粘度由下式计算yiMiCiiyiMi
yiMi=0.132×4.12+0.152×4+0.03754×6.32+0.508845×1.41+0.169615
×5.29=3.035
=0.132×4.12×0.97×0.0806/3.035+0.152×4×1.04×0.0774/3.035+
0.03754×6.32×1×0.1469/3.035+0.508845×1.41×1×0.0498/3.035+ 0.169615×5.29×0.92×0.106/3.035=0.0833kg/(mh)
(6) 雷诺准数
重量流量=VM/22.4=108058.92×12.126/22.4=58496.54kg/h 管道截面积，设管道数量 182 根
F = 0.785× 0.0152 ×182 =0.03m2 则重量流速 G=W/F=58496.54/0.03=1819728.54kg/(m2h) Re=d0G/=0.015×1819728.54/0.0838= 327682.21 Re0.8=25844.15 （7）普兰特准数
Pr=Cp/M=0.0833×35.36/(0.473×12.126)= 0.51 Pr0.4= 0.77 管内给热系数α0
37
α0=0.023
×Re0.8×Pr0.4=0.023×(0.473/0.015)×0.77×25844.15 d0=14358.32 kJ /(hm2℃)
5.1.3 管内给热系数αi计算
αi=5.848P0.176×q0.7kJ /(hm2℃) 式中
q = Q/ F Q————锅炉热负荷，kJ/h F ————锅炉换热面积，m2 P ————蒸汽压力， Mpa 设锅炉换热面积 F = 36m2，副产1.372MPa蒸汽，带入上式 αi=5.848×1.7320.176×(12893.79) 0.7=79719.08 kJ/(hm2℃)
5.1.4 总传热系数K 计算 设气象侧污垢系数 R =1.196 ×10-4 (m2h-1℃)/kJ 液相侧污垢系数 R=2.393×10-5 (mh℃)/KJ 钢管的导热系数λ总传热系数 K=
钢
=146.3kJ /(m2h℃ )
1dd外idd内0R1R2
=
1
0.01950.01950.00451.196 x10-42.392 x10 -5 0.015x11846.070.024x72900.47146.3=3945.03 kJ/(hm2℃)
5.1.5 平均传热温差m Δt 计算
管内气体温度 370℃ → 220 ℃ 管内软水 194.13℃←30℃ Δtm=
175.87190=182.84℃
175.87ln1905.1.6 传热面积
F=Q= 10.75× 2493203.52 / (3945.03 ×182.84)= 37.17m2 Ktm 38
实际选换热面积为60m2按一根U型管7m计，需列管数
Fn==60/(3.14×0.015×7)=182根 d75.2主要设备选型汇总表
表5-4 主要设备及工艺条件一览表
废热锅炉
型号 U型换热器 列管式换热 器
尺寸 Φ24× 4
t入 360 48.7 (壳程)
t出 220 189.57 (壳程)
P
29.89 29.8 (壳程)
换热面积 31.17
列管数 91
热交换器 Φ14× 2 455.93 2200
220 66.4 29.4 （管程） （管程） （管程） 66.4 35 29.1 （热气） （热气） （热气）
水冷器
淋洗洒式排管冷却器
Φ68×13
30 （冷却水） 38 （冷却水） 0.392 （冷却水）
342.69
50
冷交换器
列管式换热 器
Φ14× 3
35 20 29.1 （管程） （管程） （热气）
346.2 2150
氨冷器
立式氨冷器
10 30 29 (壳程) (壳程) （冷气） 20 10 （管程） （管程） 28.7
Φ19× 3
25 15 （热气） (壳程) (壳程)
211 700
其中：热气体走管程，冷气体走壳程。
6 环境保护与安全措施
6.1环境保护
合成氨合成工段生产中的废气主要有：合成放空气、弛放气、压缩放空气、锅炉烟气等；废水分为合成冷却废水及锅炉排出污水两大部分，主要污染物是氨氮。氨厂环境保护的重要内容是做好三废治理，即对生产过程中的废气、废液、废渣进行物化处理，使之达到国家有关法规规定的排放标准，消除对环境的污染或把这种污染降到最低限度；且不向厂外转移污染。
6.1.1 化学沉淀—A/ O 工艺处理合成氨废水
① 预处理阶段采用化学沉淀法, 即在废水中加入硫酸亚铁, 将氰化物转化为无毒的铁氰络合物(pH = 7. 5～10. 5) 。监测进水pH 值为8. 26 (在7. 5～10. 5
39
之间) ,符合要求。
② 生化处理阶段采用了传统的生物脱氮方法, 常用的有后置生物脱氮法和前置生物脱氮法(A/O工艺)。后置生物脱氮法占地面积比前置生物脱氮法的大, 因而增加了工程的基建投资, 并且需要外加碳源, 这样不但增加了废水的处理成本而且不易控制外加碳源的量, 易造成出水COD 值升高。而前置生物脱氮法则具有占地少、不需外加碳源等优点, 因此该项目的主体工艺采用了前置反硝化的生物脱氮法[12]。
6.1.2 合成氨尾气的回收
合成氨工业在氨合成的同时, 以甲烷气体为主的未反应气体不断增加, 为保证合成反应的顺利进行, 必须控制不反应气体的浓度, 当积累到一定程度时, 就需要在氨分离器出口放出一部分气体, 这就是弛放气。同时, 少量循环气中H2、N2、Ar、CH4 等气体溶解于液氨中, 从氨分中排放到液氨贮罐中后, 经减压闪蒸出来, 这部分气体称贮罐气。弛放气、贮罐气统称为尾气。合成氨尾气中含有大量的H2、NH3 等有用成分, 将这些有用成分提取出来, 回收利用, 是合成氨生产节能降耗和提高企业经济效益的重要措施[13]。
在近十年来，随着合成氨厂生产规模的不断扩大，两气的产生量也越来越大，目前，大多数氮肥厂设有等压回收装置以回收两气中的氨，回收后剩余的含大量氢和甲烷的两气一般送锅炉房作燃料或用作民用生活煤气或直接放空，这样既造成了合成氨厂生产的有用气体的损失，生产成本较高，又造成了环境污染。
众所周知，氢不仅是合成氨的主要原料，也是生产其他重要化工产品（如双氧水等）的原料。在合成氨生产中，它通过造气、净化、压缩等工序，消耗了大量能量之后制得的。因此，将含有大量氢的两气用作燃料或放空显然是极不经济的。若将两气中的氢加以分离回收，返回合成氨系统制氨或作商品氢出售，剩余的可燃气体用作燃料，不仅具有较好的经济效益，而且还减少了环境污染，为合成氨厂开辟多种经营提供了途径。考虑到目前稀氨水没有市场需求，而液氨市场销售好，需求量大。因此，两气回收装置以回收放空气、弛放气中氨，制成无水液氨进行销售[14]。
对于技术力量强, 经济基础雄厚的大化肥厂还可以对合成氨尾气中的稀有气体回收, 提取尾气中的氩(Ar) 、氙(Xe) 、氦(He) 、氪( Ke) 等稀有气体，虽投资较大, 但可提高经济价值40 多倍。相信随着科学技术的发展, 尾气都会逐步得到综合利用“变废”为宝[15]。
6.2安全措施
合成系统的设备和管道都处于较高压力下操作。在这些设备或管道中，氢、氮、氦等气体达到一定含量并与空气混合后，就会引起爆炸，氨是刺激性的有毒
40
气体，可以使人中毒；浓氨水和液氨可以灼伤皮肤。因此，在操作中不加注意就可能发生着火、爆炸、中毒等不幸事故。此外，车间内有很多电气设备和转动的机械设备，如果不注意，就会发生触电事故和机械伤害事故，合成本间主要的是防毒、防火、防爆。为了防止事故的发生，必须注意如下几点[16]：
6.2.1 防毒
空气中含有0.5%的气氨，就会强烈的刺激粘膜，严重时发生流泪、气喘、咳嗽等现象，甚至会使人窒息。经常的氨气中毒会引起消化不良，上呼吸道粘膜炎和肺肿大等症状。为防止氨气中毒，应注意如下几点：
1．做好防泄工作，发现阀门、法兰处有泄漏时应及购修理。 2．工作室内保证良好的通风。
3．备有防线、防毒面具、防毒衣、护用品，以供必要时仪用。
4．万一发生中毒时，立即进行急救。可把中毒者移到凉快通风的地方，让中毒者呼吸新鲜空气，并用大量水冲洗眼睛。
6.2.2 防火
氨生产中的火灾危险主要由所用原材料和产品特点所决定。生产工艺过程中的气体可归纳为三种，一种为可燃气体，如氢、一氧化碳、硫化氢、氯和甲烷等。另一种是助燃气体，如氧气；第三种为既不助燃也不燃烧的气体，如氮气和二氧化碳。前两种气体混合列一定比例若遇明火或火花，就会造成火灾。为防止火灾，应该注意以下几点：
1. 易燃物品如火柴、煤油、汽油等不得存放在车间内。 2. 严禁在车间内吸烟点火。
3. 在载有可燃性气体的设备上进行检修工作时不得用硬质工具撞击，以免引起火花而着火。应该用较软质或铜制工具。
4. 车间内应放置灭火工具，并应定期校验，以便于万一着火进行扑灭。 5．气体泄漏着火可应用灭火弹、二氯化碳灭火机来灭火；电器设备如电动机、变压器、电源线等着火时，可先切断电源，然后用四氯化碳灭火机或黄砂扑灭。
6．气体放空不可过剧，防止产生静电作用，引起火花而着火。
7．合成塔电热器接头发生漏气现象时，应及时检修，防止大量气体冲击而着火。万一着火时，应进行停车，把塔内压力卸掉，然后用四氯化碳灭火机扑灭。
6.2.3 防爆
可燃性气体如果与空气混合，其含量在爆炸范围内就可能发生爆炸。由于本工段的设备部处于高压下工作，如果设备、管道材料的强度差或较长时期的超压力工作，就会发生爆炸。为了防止爆炸事故的发生应注意如下几点：
41
1．正确选用设备制造及管道钢材，所有设备使用前，必须经过水压试验。 2．重要的设备如合成塔外筒、氨冷凝器等必须进行探伤检查。
3．设备和管道必须涂上防腐漆，防止腐蚀后强度降低。若腐蚀严重时应及时更换。
4．防止超压，超温操作，温度、压力必须严格按照指定的指标，应该安装超压警报器。
5. 定期检查各压力表和安全阀是否失灵，并做好记录工作。 6．循环机油的闪点必须符合要求，否则不能使用。
7．如对设备进行检修，动火焊接前，必须对设备及系统管道进行清洗置换，在确定无爆炸危险后，才能动火。
6.2.4防烧伤
烧伤分为热烧伤和化学性烧伤。热烧伤是由于皮肤宣接与火焰或高温物体接触而引起的。化学烧伤则是由于碱或液氨沾在皮肤上引起的。因此，与液氨接触的人员应有橡皮衣服、靴子和手套等。还应配备防毒面具及防护眼镜。一旦酸或碱滴在皮肤上，应首先及时用大量的清水冲洗伤处，然后去医院治疗[3]。
6.2.5防触电
电流对人体的伤害主要是烧伤，引起血液或其他有机物质的电解，刺激神经系统等。也有可能因触电使人由高处掉下而摔伤。人体通过电流在0.1A以上，可使人死亡，在0.05A以上，就有危险。因此，电器设备的安全电压应在45v以下为好。
防止触电的根本措施是严格遵守安全技术规程，并掌握安全用电的知识。例如不使用绝缘不良的电线，设备地线安全可靠，不随意装拆电气设备等[3]。
6.2.6防机械伤害
在生产企业中发生的工伤事故绝大部分为机械性伤害。机械性伤害大都是由工作方法不当、缺乏安全装置和不遵守安全技术规程造成的。为了防止发生机撼性伤害事故，所有暴露在外面的飞轮、皮带轮等转动件必须加安全罩；操作人员按规定穿工作服、戴安全帽，禁止穿宽大的衣服，以免绞入机器内[3]。
7 工程概算
7.1固定资金
7.1.1设备费用
7.1.1.1合成塔
内压容器壁厚：Tp=PgR/(SE-0.6Pg)=21×106×0.5/(210×106-0.6×21×106)
42
=0.1m 合成塔质量：
Ws=πDi(Li+0.8116Di)Tsρ=π×1.2×(17+0.8116×1.2) ×0.1×7900=53503 Cb=Exp(8.600-0.2165 (lnWs)+0.04576(lnWs)2)=139185 合成塔价格：C=Fm×Cb=2.1×139185=292288元
7.1.1.2 废热锅炉
Cb=Exp(8.202+0.01506(lnA)+0.06811(lnA)2)=92213 Fp=1.427-0.1209lnA=1.213
Fm=g1+g2(lnA)=1.199+0.2330×ln(21)=1.908 废热锅炉价格：C=CbFpFm=213418元
7.1.1.3热交换器
Cb=Exp(8.202+0.01506(lnA)+0.06811(lnA)2)=31718 Fp=1.427-0.1209lnA=0.8102
Fm=g1+g2(lnA)=1.199+0.2330×ln(251)=2.486 废热锅炉价格：C=CbFpFm=63885元
7.1.1.4 水冷器
Cb=Exp(8.202+0.01506(lnA)+0.06811(lnA)2)=78454 Fp=1.427-0.1209lnA=0.698
Fm=g1+g2(lnA)=1.199+0.2330×ln(487.1)=2.641 水冷器价格：C=CbFpFm =144623元
7.1.1.5 冷交换器
Cb=Exp(8.202+0.01506(lnA)+0.06811(lnA)2)=60541 Fp=1.427-0.1209lnA=0.691
Fm=g1+g2(lnA)=1.199+0.2330×Ln(487.1)=2.641 冷交换器价格：C=CbFpFm =110483元
7.1.1.6 氨冷器
Cb=Exp(8.202+0.01506(lnA)+0.06811(lnA)2)=59213 Fp=1.427-0.1209lnA=0.72
Fm=g1+g2(lnA)=1.199+0.2330×ln(487.1)=2.641 冷交换器价格：C=CbFpFm =75715元
7.1.1.7 设备总价
C总=292288+213418+144623+110483+112594+63885=937293元
43
以设备费用为100%计算其他费用。
7.1.2设备安装
约为设备费用的45%，937293×45%=421781元。
7.1.3控制仪表及安装
约为设备费用的15%，937293×15%=140594元。
7.1.4管道工程
约为设备费用的55%，937293×55%=515512元。
7.1.5电气工程
约为设备费用的16%，937293×16%=149967元 7.1.6土建工程
约为设备费用的30%，937293×30%=281189元
7.1.7场地建设
约为设备费用的20%，937293×20%=187460元
7.1.8公用工程设施费用
约为设备费用的100%，937293×100%=937293元
7.1.9土地购置费
约为设备费用的8%，937293×8%=74984元
7.1.10总固定资金
前面所有资金总和为：3646080元。
7.2流动资金
约为固定资金的25%左右，3646080×25%=911520元。
7.3总资金
固定资金和流动资金之和：911520+3646080=4557600元。
44
参考文献
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45
8 设计体会和收获
此次毕业小设计既是一个检验《化工设计》所学知识的一个过程，加深了我对《化工设计》这门课在实际应用过程中的体会，同时也是一个增长知识的过程。通过此次毕业小设计，我对如何开展化工设计工作程序有了一定的了解，学到了很多知识，进步了很多。但是，在设计的过程中，我也认识到了自己存在的不足，比如原有知识储备、自己在知识的应用方面仍然比较欠缺等。知识是一个长期的不断积累的过程，只有积极地学习和吸收新的的知识，与时俱进，不断地充实自己，才能成为一名合格的进而成为一名优秀的化工设计者。
设计开始是做一些准备工作，按照设计的要求，查阅与工艺路线和重点设备相关的文献资料。我们主要是以老师给的参考书目为主，同时也查阅了一些其他的相关书目。工具书是设计最好的助手，学会熟练地查找手册在这次设计中也是一个很大的收获。同时也加强了我对资料数据进行删选和加工处理的能力。
方案设计的任务是确定生产方法和生产流程，这个过程可以培养分析比较、归纳和理论联系实际的能力。设计时首先要考虑的应该是安全与环保的问题，其次是化工产品的经济效益和社会效益，作为化工设计人员就应该综合考虑这些因素，在获取好的经济效益的基础上兼顾绿色环保。
化工计算首先要解决的是是要清楚设计的条件，做到思路清晰、概念清楚、方法正确、按部就班地进行，避免出错，便于校核，保证既快又好地完成任务。这是一个是理论联系实际，学会发现问题、分析问题和解决问题，进一步锻炼独立思考和独立工作能力的过程。在计算的过程中，我常常忘了一些单位的换算，或者是忘记了乘体积分数，使得在衡算的时候计算结果与所设的初值差很多，于是不得不再从头开始检查，直到找出错误才恍然大悟。在这个过程中，我们小组是按责任制进行分配工作的，因此，团结合作显得非常的重要，每个人都要做到细致认真，尽量避免出错，为下一阶段的计算提供保障。
总之，通过毕业设计培养了我对计算、绘图、编辑设计文件、使用规范化手册等最基本的工作实际能力。在此次设计中，我不仅学到了新的知识，而且也把化工设计课中学到的知识以及其他相关课程知识进行了一遍应用复习和检验，让我更加牢固地掌握了各项知识。同时，通过毕业设计的训练，提高了我分析问题和解决问题的能力及工程设计的能力, 使我树立起设计一定要符合生产实际的设计思想和观点，树立起实事求是、认真负责及与他人合作的工作作风。最后，非常感谢林诚老师在设计过程中给予我们小组的指导和意见，也感谢本组成员的通力合作，使我能顺利地完成本次设计。
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9附：带控制点工艺流程图、设备平立面布置图、部分管道布置图
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