合成氨工艺及设备说明书

第一章说明书1.1 概述1.1.1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。

1.1.2反应热回收的方式及利用这涉及到废热锅炉的热量利用及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360℃，副产1.3MPa的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。

1.1.3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。

进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。

1.1.4水冷器、氨冷器的设置水冷后分离液氨再进行冷交，氨冷有利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边分离液氨，即提高了液氨的分离效果，又避免了气液两相流的存在，通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，达到了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。

1.1.5补充气及放空点位置设置补充气设置在冷交的二次入口，以便减少系统阻力，并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。

放空点设置在冷交换器和氨分离器之间，氨分后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。

1.1.6新型设备的使用离心式循环压缩机用于合成工段，能避免油污渗入循环气，提高合成气质量，从而可不设油分离器降低能耗，对于本工段选用冷激式内件，要求合成气质量较高，无油压缩机更为合适，离心式循环压缩机还具有运行时间长的特点，经XX化肥厂资料表明，无油压缩机与注油压缩机相比较平均使用寿命可延长十倍。

分离器为外向型旋流板，上部换热器为列管换热器和下部氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨，安徽淮南化工公司发表与《小氮肥》杂志上的有关资料表明，该设备节能降耗显著。

1.1.7三废治理及环境保护放空气弛放气送氢回收系统，先用洗涤塔回收几乎全部氨，制成浓氨水，再回收大部分氨送入高压机压缩后制氨既可以避免氨气进入大气，与放空气作燃料相比又更合理经济。

废物集中处理达到国家排放标准后排放。

1.1.8生产制度每年操作日330天，三班连续操作。

1.2 流程简述由氮氢气压缩机送来的35℃～45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至20℃，进入氨冷器Ⅰ。

气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步被冷却至0℃左右，为降低氨冷器Ⅰ负荷，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-15℃左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用分离器将液氨分离，分离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22℃后出冷交换器，然后，气体经循环压缩机，补充压力至15MPa，由合成塔的下部进入层间换热器，移走第二绝热床反应热，冷气体升温进入第一绝热床进行合成反应，再入第一、二绝热床空间（冷激器）由185℃左右的冷气体作冷激气原与出第一绝热床的反应气体混合降温到385℃左右，混合后气体进入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝热床进行合成反应，气体氨含量增加到16.5﹪，再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉，副产1.3MPa蒸气。

换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至160℃，本身温度降至112℃左右进水冷器被冷却产生部分液氨，温度降至35℃，混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至17℃与新鲜气混合，继续下一循环。

液氨产品易蒸发，有强烈刺激性气味，对人的消化系统和呼吸系统都造成伤害，与空气合后遇火会爆炸，应密闭贮存，管道输送，尽可能避免泄漏。

1.3 主要设备的选择及材质要求合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器，本着节约自身的水电和冷冻量消耗同时提高氨合成反应热的回收品位和利用率本设计触媒筐选用三段绝热冷激间冷式内件。

三段绝热冷激间冷式内件有如下特点：（1）高效节能冷激-间冷式内件是托普索节能型氨合成塔内件基础上开发的一种高效节能型内件，氨净值高；（2）生产能力大；（3）床层间复合换热；（4）节约管材；（5）便于催化剂还原。

装填A106型合成塔催化剂，此种催化剂具有良好的抗毒性能，低温高活性，较好的热稳定性特点。

1.4 存在问题和意见催化剂的装卸问题由于第二段反应床与第三段反应床采用中间换热器，床层催化剂不能从顶部装卸，为解决此问题，建议在换热器下面的筒体上开一至二个装卸孔。

通过这次设计达到了锻炼的目的，学会了用计算机网络和图书馆查阅、收集、整理资料，并运用工具书解决实际问题，能够在老师的指导下独立处理一些设计中遇到的困难，同时进一步加强了对计算机编辑和绘图功能的学习和运用。

当然设计中还存在一些问题需要进一步加强学习。

这次设计的顺利完成还得益于李立芳老师和其他老师、同学的大力支持，在此一并感谢。

1.5 工艺设计计算任务书1.5.1设计要求年工作日：330天；系统工作压力：15MPa精练气组成（％）：H2 72.76，N2 25.92，CH4 0.98，Ar0.34合成塔进气（％）：NH3 2.94，CH4+Ar 26.49;出气，NH3 14.27水冷器出口温度：35℃设计裕度：10％1.5.2工艺流程图图2-1合成氨的工艺流程Figure 2-1 Synthetic ammonia technical process第二章物料计算2.1 负荷要求2.1.1合成塔入口气组分入塔氨含量y5=2.5％入塔甲烷含量y5=15.00％×0.98/（0.98+0.34）×100％=11.136％；入塔氢含量y5=［100-（2.5+11.136+3.864）×3/4×100％=61.875％；入塔氩含量y5=15.000×0.34/（0.98+0.34）×100％=3.864％；入塔氮含量y5=［100-（2.5+11.136+3.864）×1/4×100％=20.625％表2-1 入塔气组分含量（％）Table 2-1 Into the tower gas component content (%)34222.1.2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M=M5(y8-y5)/(1+y8)=1000×(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172kmol 出塔气量M8=入塔气量—生成氨含量=1000-120.172=879.828kmol 出塔氨含量y8=16.5％出塔甲烷含量y8=(M5/M8)×y5=(1000/879.828)×11.136％=12.657％出塔含量y8=(M5/M8)×y5=1000/879.8283×3.864％=4.392％出塔氩氢含量y8=3/4(1-y8-y8-y8)×100=3/4×(1-0.165-0.12657-0.043921)×100％=49.83％出塔氮含量y8=1/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)×100％=16.612％表2-2出塔气体组分含量（％）Table 2-2 To gas components in Tajikistan (%)NH3CH4Ar H2N2小计16.5 12.657 4.392 49.838 16.612 1002.1.3合成率合成率=2M/［M5(1-y51-y52-y53)］×100％=2×120.172/［1000(1-0.025-0.11364-0.03964)］×100％=29.133％2.2 物料衡算2.2.1氨分离器气液平衡计算表2-3已知氨分离器入口混合物组分m(i)Table 2-3 Known mixture of ammonia separator imported components m (i) M(NH3) M(CH4) M(H2) M(Ar) M(N2) 小计0.165 0.12657 0.04392 0.49838 0.16612 1.00000表2-4查35℃，P=14.4555MPa各组分平衡常数Table 2-4 Investigations 35 ℃，P = 14.4555MPa components constant balance K（NH3）K（CH4）K（Ar）K（H2）K（N2）0.13888 22.6485 62.8257 80.3771 72.8704设（V/L）=29.85时，带入公式（2-1），L x(i)=m(i)/［1+(V/L)×K(i)］=L(i)（2-1）NH3L1=m/［1+(V/L)×K］=0.032066kmolCH4L2= m/［1+(V/L)×K］=0.000187kmolAr L3=m/［1+(V/L)×K］=0.000023kmolH2L4=m/［1+(V/L)×K］=0.000208kmolN2L5=m/［1+(V/L)×K］=0.000077kmolL总= L1+ L2+ L3+ L4+ L5+=0.032559kmol分离气体量：V=1-L=1-0.032559=0.967441kmol计算气液比：（V/L）＇=0.967441/0.032559=29.713误差：［（V/L）-（V/L）＇］/（V/L）=（29.85-29.713）/29.85×100％=0.46％b 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=0.03266/0.032559×100％=98.48％液体中氩含量X=0.000023/0.032559I×OO％=0.07％液体中甲烷含量X=0.00185/0.0325591×100％=0.57％液体中氢含量X=0.000208/0.032559×100％=0.64％液体中氮含量X=0.000077/0.0325591×100％=0.24％表2-5氨分离器出口液体含量Table 2-5 Exit from the liquid ammonia content342298.48 0.57 0.07 0.64 0.24 100.00分离气体组分含量气体氨含量y=［m-L］/V=(0.165-0.02066)/0.967441×100％=13.410％气体甲烷含量y=［m-L］/V=(0.127-0.00185)/0.967441×100％=13.06％气体氩含量y=［m-L］/V=(0.04392-0.000023)/0.967441×100％=4.537％气体氢含量y H2=［m-L］/V=(0.4984-0.000208)/0.9674411×00％=51.494％气体氮含量y=［m-L］/V=(0.11654-0.000077)/0.96744×100％=17.163％表2-6氨分离器出口气体含量（％）Table 2-6 Ammonia separator export gas content (%)NH3CH4Ar H2N2小计13.410 13.064 4.537 51.494 17.163 100.002.2.2冷交换器气液平衡计算表2-7查t=15℃，p=13.062MPa的平衡常数Table 2-7 Investigations t = 15 ℃，p = 13.062MPa constant balance K(NH3) K(CH4) K(Ar)K(H2) K(N2)冷交换器出口液体组分含量出口液体甲烷含量X=y/K=0.11136/74.5851×100％=0.149％出口液体氨含量X=y/K=0.025/0.02522 1×100％=99.110％出口液体氩含量X=y/K=0.03864/72.725×100％=0.053％出口液体氢含量X=y/K=0.61875/133.32×100％=0.464％出口液体氮含量X=y/K=0.20625/93.966×100％=0.149％表2-8冷交换器出口液体组分含量（％）Table 2-8 for The exchange of cold liquid components in exports (%)NH3CH4Ar H2N2小计99.110 0.149 0.053 0.464 0.149 100.002.2.3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;两种液体百分比估值，即水冷后分离液氨占总量的分数。