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年产12万吨合成氨合成工段的工艺
引 言
液氨称为无水氨，是一种无色液体。具有强烈刺激性气味，极易气化为气氨。相对密度0.667g/cm,相对分子质量17.03，沸点-33.33℃，溶点-77.7℃，爆炸极限为15.7%—27%（体积分数），液氨在工业上应用广泛，而且具有腐蚀性，容易挥发。
合成氨是化学工业的基础，也是我国化学工业发展的重要先驱。其产量居于各种化工产品的首位，同时是能源消耗的大户。氨产品分为农业用氨和工业用氨两大类。农业用氨主要用于生产尿素、硝铵、碳铵、硫酸铵、氯化铵、磷酸一铵、磷酸二铵、硝酸磷肥等多种含氮化肥产品。用于生产尿素和碳铵的消费量约占合成氨总消费量的75%，用于生产硝铵、氯化铵等其他肥料的合成氨约占合成氨总消费量的15%；工业用氨主要用于生产硝酸、纯碱、丙烯腈、己内酰胺等多种化工产品，占总消费量的10%。
合成氨生产的原料在20世纪末是以气体燃料和液体燃料为主。近年来，固体原料的比重大幅上涨。合成氨传统生产方法是在低温下将空气液化并分离制取氮，氢气则由电解水制取或在高温下将各种燃料与水蒸气反应制得。由于这两种制氢法能耗大，成本高，因此未能在工业中得到应用，因此，迫切需要改进生产工艺，降低成本，提高经济效益。世界合成氨的技术发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺阶段、低能耗制氨工艺阶段、装置单系列产量最大化阶段。未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变，其技术发展将会紧紧围绕“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。

第1章 概述
1.1 研究背景
1.1.1 氨的性质
①物理性质
常温常压下，氨是一种具有特殊刺激性气味的无色气体，有强烈的毒性。空气中含有0.5%（体积分数）的氨，就能使人在几分钟内窒息而死。
在0.1MPa、-33.5℃，或在常温下加压到0.7到0.8MPa，就能将氨变成无色液体，同时放出大量的热量。氨的临界温度为132.9℃，临界压力为11.38MPa。液氨的相对密度为0.667g/cm（20℃）。若将液氨在0.101MPa压力下冷至-77.7℃，就能凝结成略带臭味的无色结晶。液氨容易气化，降低压力可急剧蒸发，并吸收大量的热。
氨极溶于水，可制成含氨在15%至30%（质量分数）的商品氨水。氨溶解时放出大量的热。氨的水溶液呈碱性，易挥发。
②化学性质
氨的化学性质活泼，能与酸反应生成盐。如与磷酸反应生成磷酸铵；与硝酸反应生成硝酸铵；与二氧化碳反应生成氨基甲酸铵，脱水后成为尿素；与二氧化碳和水反应生成碳酸氢铵。在有水的条件下，氨对铜、银、锌等金属有腐蚀作用。
氨的自燃点为630℃。氨与空气或氧按一定比例混合后，遇火能爆炸。常温常压下，氨在空气中的爆炸极限为15.5%到28%，在氧气中为13.5%到82%。
1.1.2 氨的用途
①制造化学肥料的原料
氨是重要的氮素肥料，农业上使用的所有氮肥、含氮混合肥和复合肥，都是以氨为原料。其它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。在氮肥需求量中，尿素约1850×10t，折实物量约4020×10t.加上工业用尿素，国内市场对尿素的总需求量为4100×10t实物量。预计近几年全国氮肥生产对合成氨的需求量每年约4750×10t；其它方面（主要是浓硝酸和铵盐等）的需求量，估计将以每年5%的速度增长，需要合成氨约550×10t.现在有87%的氨用来制造化肥，其余均为生产其它化工产品的原料。

②生产其他化工产品的原料
基本化学工业中的硝酸、纯碱、含氮无机盐，有机化学工业中的含氮中间体，制药工业中的磺胺类药物、维生素、氨基酸、化纤和塑料工业中的己内酰胺。己二胺、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂等都需要直接或间接以氨为原料。
③应用于国防工业和尖端技术中作为制造三硝基甲苯、三硝基苯酚、硝化甘油、硝化纤维等多种炸药的原料；作为生产导弹、火箭的推进剂和氧化剂。
④应用于医疗、食品行业中作为医疗食品行业中的冷冻、冷藏系统的制冷剂。
1.2 合成氨生产基本过程和特点
合成氨生产具有传统产业和现代技术的双重特征，其生产工艺具有能量消耗高、技术要求高、高度连续化、生产工艺典型的特点。合成氨生产过程包括以下几个主要生产工序。
①原料气的制备工序
其任务是制备生产合成氨所用的氢、氮原料气。除电解水外，不论用何种原料制取的氢、氮原料气，都含有硫化物、一氧化碳、二氧化碳等杂质。这些杂质不但能腐蚀设备，还能使氨合成催化剂中毒。因此，把原料气送入合成塔之前，必须进行净化处理，除去各种杂质，获得纯净的氢、氮原料气。
②脱硫程序
用脱硫剂除去原料气中的硫化物。
③变换工序
利用一氧化碳与蒸汽作用，生成氢和二氧化碳的变换反应，除去原料气中大部分一氧化碳。
④脱碳工序
在变换工序之后，原料气中含有较多的二氧化碳，其中既有原料气制备过程生成的，也有变换生成的。脱碳工序的任务是利用脱碳溶液除去原料气中大部分二氧化碳。
⑤少量一氧化碳和二氧化碳的脱除工序
原料气经变换和脱碳后，除去了一大部分一氧化碳和二氧化碳，但仍有少量残余。本工序的任务是脱除原料气中残余的一氧化碳和二氧化碳，得到纯净的氢、氮混合气。

⑥压缩工序
首先将原料气压缩到净化所需要的压力，分别进行气体净化，得到纯净的氢氮混合气，然后将纯净的氢氮混合气压缩到氨合成反应所需要的压力。
⑦氨合成工序
在高温高压，有催化剂存在的条件下，将氢氮气合成为氨。
1.3 合成氨生产工艺
合成氨生产方法按原料的不同，主要分为天然气（或轻油）蒸汽转化法、重油部分氧化法和固体燃料气化法，技术发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺阶段、低能耗制氨工艺阶段、装置单系列产量最大化阶段。
①传统型蒸汽转化制氨
传统型合成氨工艺以Kellogg工艺为代表，其以两段天然气蒸汽转化为基础，包括如下工艺单元：合成气制备（有机硫转化和ZnO脱硫+两段天然气蒸汽转化）、合成气净化（高温变换和低温变换+湿法脱碳+甲烷化）、氨合成（合成气压缩+氨合成+冷冻分离）。
传统型两段天然气蒸汽转化主要特点：采用离心式压缩机，用蒸汽轮机驱动，首次实现了工艺过程与动力系统的有机结合；副产高压蒸汽，并将回收的氨合成反应热预热锅炉给水；用一段转化炉烟道气预热二段空气，提高一段转化压力；采用轴向冷激式氨合成塔和三级氨冷，逐渐将气体降温至-23℃，冷冻系统的液氨亦分为三级闪蒸。
②低能耗制氨工艺阶段
具有代表性的制氨工艺有四种：Kellogg公司的KREP工艺、Braun公司的低能耗深冷净化工艺、UHDE-ICI-AMV工艺、Topsoe工艺。以及以换热式转化工艺为核心的ICI公司LCA工艺、俄罗斯GIAP公司的Tandem工艺；基于“一段蒸汽转化+等温变换+PSA”制氢工艺单元和“低温制氮”工艺单元，再加上高效氨合成工艺单元等成熟技术结合而成的德国Linde公司LAC工艺；以“钌基催化剂”为核心的Kellogg公司的KAPP工艺。
低能耗制氨工艺技术主要以节能降耗为目的，立足于改进和发展工艺单元技术，其主要技术进展包括温和转化、燃气机轮、深冷净化、效率更高的合成回路。
③装置单系列产量最大化
世界级合成氨装置的规模越来越大，以利用较大的产量带来规模经济效益。至今为止，Uhde公司已经推出了日产3300t合成氨技术，KBR、Topsoe、Lurgi公司均推出了日产2000t合成氨技术。
1.4 合成氨工业发展现状
中国合成氨工业经过40多年发展，产量已跃居世界第一位，掌握了以焦炭、无烟煤、褐煤、天然气及油田伴生气和液态烃等气固液多种原料生产合成氨的技术，形成中国大陆特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的合成氨生产格局，总设计生产能力为4222×10t。目前，全国有合成氨企业570多家，大型合成氨设备有30套，设计能力为9.28×10t/a，实际生产能力为1.0×10t/a；中型合成氨设备有55套，生产能力为4.64×10t/a；小型合成氨设备有700多套，生产能力为28×10t/a。到2010年，合成氨行业节能目标是：单位能耗由目前的1700Kg标煤/t下降到1570Kg标煤/t；能源利用效率由目前的42.0%提高到45.5%；实现节能（570至585）×10t标煤，减少二氧化碳排放量。
中国作为农业大国，也是化肥生产大国，合成氨大国。最近十多年来合成氨生产能力大幅增长，国内氮肥消费量经过近二十年的高速增长，目前已经进入平稳发展阶段，预计到2013年中国化肥需求增长率约为1.5%，化肥用氨稍有增长，而工业用氨变化不大。今后氮肥工业的发展重点是调整产品结构，对合成氨的需求将缓慢增长。
1.5 合成氨工业发展前景
20世纪上半叶，合成氨生产经历了从间歇生产向连续生产、从小规模生产向大规模生产的历史性转变，大型化和连续化成为20世纪化工技术进步的一个重要特征，特别是20世纪60年代以后，开发了多种活性好的新型催化剂，能量的回收和利用更趋合理。展望未来，合成氨装置继续朝着大型化、集中化、自动化、低能化与环保型方向发展，主要表现在以下几个方面。
①大型化、集中化、自动化，形成经济规模的生产中心、低能耗与环境友好将是未来合成氨装置发展的主流方向。
单系列合成氨装置生产能力将会提高至4000t/d,以天然气为原料制氨吨氨能耗已经接近理论水平，今后将难有大幅度的降低，但以煤、石油为原料制氨，降低能耗还可以有所作为。在合成氨装置大型化的技术开发中，其焦点主要集中在关键性的工序和设备，即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。
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。
全国原油供应处于递减模式，石油时代将转入煤炭（气体）时代，原油的加工产品轻油，渣油的价格也将随之持续升高。目前以轻油、渣油为原料的制氨装置也已经不具备竞争优势，以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整势在必行。借氮肥装置原料结构的调整之机，及时调整产品结构，联产氢气和多种C化工产品亦是装置改善经济性的有效途径。例如洁净煤气化技术、天然气制合成气技术、联产和再加工技术。
③实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和唯一的选择。
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。
④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、提高竞争力”的必要保证。
⑤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。
1.6 设计的选题意义和任务
氨在国民经济中有着举足轻重的地位，合成氨生产技术的突破有着重要意义。只有降低成本，提高产率，才能进一步提高国产产品的市场竞争力包括和占有率。本设计对安化公司氢、氮直接合成为氨的合成工段工艺流程进行介绍。设计主要完成的任务包括：设计工艺流程，确定工艺参数；对合成工段主要设备进行物料衡算和热量衡算；主要设备的计算、选型和校核；绘制工艺流程图和主体设备图。

第2章 工艺概述
2.1 工艺说明
在高温、高压和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气直接合成为氨，然后将所得的气氨从未合成为氨的混合气中冷凝分离出来。由于受反应平衡的影响，氢氮混合气不可能全部转化为氨，反应后气体中的氨含量一般只有10%至20%，通常采用冷冻的方法将已经合成的氨分离，然后在未反应的氢氮混合气中补充一定量的新鲜气继续进行循环反应。因此，氨合成工艺通常都采用循环流程。
氨合成反应的因素有温度、压力、氢氮比、惰性气体含量、进口气中氨含量、进口气中含氧物质和催化剂。
表2.1 相关因素对氨合成反应的平衡与速率的影响对比
Table 2.1 related factors on the balance of ammonia synthesis reaction rate and the influence of the contras
序号
影响因素
提高氨合成率对因素的要求
提高反应速率对因素的要求
1
反应温度
降低温度
存在适宜温度
2
反应压力
提高压力
提高压力
3
氢氮比
氢氮比为3
氢氮比由1.5增至略低于3
4
惰性气体含量
惰性气体含量低
惰性气体含量低
5
进口气中氨含量
进口气中氨含量低
进口气中氨含量低
6
进口气含氧物质
进口气含氧物质低
进口气含氧物质低
7
催化剂
无影响
能大大加快反应速率
氨合成的生产工艺必须满足产量高，消耗定额低，工艺流程及设备结构简单，操作方便及安全可靠等要求。决定生产条件的因素是压力、温度、空间速度、气体组成和催化剂等。
①压力
提高压力，对氨合成反应的平衡和反应速率都是有益的，在一定的空间速度下，合成压力越高，出口氨浓度越高，氨净值越高，合成塔的生产能力也越大。氨产率是随着压力的升高而上升的。同时，压力高也有利于氨的分离，在较高温度下气氨即可冷凝为液氨，冷冻功减少。实践证明，操作压力在20到35MPa时总能量消耗较低。

②温度
氨合成反应必须在催化剂的存在下才能进行，而催化剂必须在一定的温度范围内才具有催化活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性温度范围内。
通常将某种催化剂在一定生产条件下具有最高氨生成速率的温度称为最适宜温度。不同催化剂具有不同的最适宜温度，而同一催化剂在不同的使用时期，其最适宜温度也会改变。例如，催化剂在使用初期活性较强，反应温度可以低些；使用中期活性减弱，操作温度要提高；使用后期活性衰退，操作温度要比使用中期更提高一些。此外，最适宜温度还和空速、压力等有关。
③空间速度
当操作压力、温度及进塔气组成一定时，对于既定结构的合成塔，增加空间速度也就是增快气体通过催化剂床层的速度，气体与催化剂接触时间缩短，使出塔气中氨含量降低，即氨净值降低。但由于氨净值降低的程度比空间速度的增大倍数要少，所以当空间速度增加时，氨合成的生产强度有所提高，氨产量有所增加。在其他条件一定时，增加空间速度能提高催化剂生产强度。但空间速度增大，将使系统阻力增大，压缩循环气功耗增加，冷冻功也增大。同时，单位循环气量的产氨量减少，所获得的反应热也相应减少。当单位循环气的反应热降到一定程度时，合成塔就难以维持“自热”。一般中压法合成氨，空间速度在20000到40000h之间。
④合成塔进塔气体组成
合成塔进塔气体组成包括氢氮比、惰性气体含量与初始氨含量。当氢氮比为3时，可获得最大的平衡氨浓度，适当提高氮气浓度，对氨合成反应速率是有利的。在实际生产中，进塔循环气的氢氮比控制在2.5到2.9比较合适。因此补充的新鲜气的氢氮比应控制在3，否则循环系统中多余的氢或氮就会累积起来，造成循环气中氢氮失调。
惰性气体（CH、Ar)不参加反应，但由于他的存在会降低氢氮气的分压，对化学平衡和反应速率都是不利的，导致氨的生成率下降，而且，由于惰性气体不参与反应，当通过合成塔时，会将塔中的热量带走，造成催化剂层温度下降。随着合成反应的进行，惰性气体留在循环气中，新鲜气又不断补充到循环气中，这样循环气的惰性气中会越来越多，因此必须将惰性气体排出。放空量增加，可使循环气中惰性气体含量降低，提高合成率，但氢和氮也随之被排出，从而造成氢氮气的损失增大。因此，控制循环气中的惰性气体含量过高或过低都是不利的。
循环气中惰性气体含量的控制，还与操作温度和压力有关。操作压力较高及催化剂活性较好时，惰性气体含量高一些，也能获得较高的合成率。相反，循环气中惰性气体含量就该低一些。一般循环气中惰性气体含量控制在12%到18%较为合适。
进塔气中的氨含量，主要决定于进行氨分离时冷凝温度和分离效率。冷凝温度越低，分离效果较好，进塔气中氨含量也就越低。降低进塔气中氨含量，可以加快反应速率，提高氨净值和催化剂的生产能力。为保持一定的反应速率，进口氨含量应该控制得低些。当采用中压时，进塔气中氨含量控制在3.2%到3.8%。
本设计采用DNCA型催化剂，主要成分是四氧化三铁，并含有适量的钴、氧化铝、氧化钾和氧化钙及其它特殊助剂。具有黑色金属光泽，带磁性的不规则固体颗粒。堆密度为2.8到3.0Kg/L,孔隙率为45%，比表面积为14.5m/g，粒度为3.3到4.7mm，初始热点为430到450℃，正常操作温区为350到500℃。
DNCA型催化剂必须还原成金属铁之后才具有催化活性，还原过程按下列方程式进行：FeO+4H=3Fe+4HO
催化剂活性的好坏不仅与催化剂本身的组成和制备过程有关，还与催化剂的还原有关。催化剂还原过程中应保持一定的轴向温差，即顶端与低端的温度差，以达到催化剂的分层还原，从而减少下层催化剂被反复氧化还原的机会，提高催化剂的活性。催化剂同一水平的温度差即径向温差应严格控制，不得超过5℃。在升温还原过程中坚持高电炉功率、高空速、高氢浓度、低水汽浓度、低压力、低微量、低温多出水、低的同平面温差的目的，在于还原初期获得细晶粒、高活性的触媒。
DNCA型催化剂具有如下性能特点：
①低温低压活性好。在相同的温度和压力下，活性明显高于A110型催化剂10%到15%，比A201型催化剂高5%到10%。
②低温易还原。其起始还原温度比A110型催化剂低25℃，整个还原温区低25℃。还原性能为起始出水温度300到330℃；大量出水温度380到430℃；还原主期温度425到450℃；还原末期温度480到490℃。
③良好的热稳定性。加入一种特殊助剂，对其耐热性能有特殊改善，具有良好的热稳定性。
④抗毒性能好。抗毒性能与A110型氨合成催化剂相当。
2.2 工艺原理及介质特性
合成氨原理为：
3H+N=2NH+Q
这个反应是可逆放热反应，也是气固相催化体积缩小的反应。
合成塔岗位中气体主要成分为H、N、NH、CH、Ar，其特性易燃易爆，有毒有害。
气氨为无色透明有强烈刺激性气味的气体，密度0.617g/cm；常压下沸点为-33.5℃，低于-77.7℃可成为具有臭味的无色结晶。
氢气通常情况下，无色无味气体，密度比空气小，难溶于水，
氮气是无色无味的气体，密度比空气略小，难溶于水，氮气的化学性质稳定，可以做保护气。
甲烷是无色、可燃和无毒的气体。沸点为-161.49℃。在20℃、0.1MPa时，100单位体积的水，只能溶解3个单位体积的甲烷，甲烷化学性质相当稳定，跟强酸、强碱或强氧化剂等一般不起反应。在适当条件下会发生氧化、热解及卤代等反应。
2.3 合成工段任务和主要设备
合成工段基本任务是将H、N混合气合成为NH并有效分离，分离后的气体循环再利用。主要设备有：合成塔、塔外换热器、中置锅炉、水冷排、氨分离器、冷凝塔、氨蒸发器A/B、循环机及所属阀门、管道、仪表等。
2.4 工艺流程
由压缩送来的新鲜气（30℃）在滤油器中与循环气混合并分离油水后（35℃），经压出总管，气体进入冷凝塔上部（一次进口），在上部热交换器管程内进行预冷，其中的气氨有部分冷凝，然后气体（15℃）在分气盒汇合，经中心管向上，由一次出口出冷凝塔，同时进入氨冷器A/B进一步冷却，冷却后的低温气体（0℃），在冷凝塔底部汇合，由底部二次入口进入冷凝塔下部分离器二次分离液氨，冷凝的液氨由冷凝塔底部排出后，冷气进入上部热交换器的管间，与一次入口气体换热后（30℃），从上部二次出口出来，分为两路：
一股由V4阀进入合成塔一次入口（28℃左右，作为塔壁保护气，约占总气量20%），从合成塔一次入口进入外筒和内件之间的环隙，向下流动冷却塔壁后从塔下部一次出口出塔（70℃）。从一次出口出塔的气体分为三部分：一部分经V6作为2冷激（f2），另一部分（1/6）经V5（V5阀，防止塔内件单向受压）与主线汇合进入塔二次入口，其余可以经V2阀（V5和V2至少有一个打开）同经过V1的气体在塔外换热器前汇合，进入塔外换热器冷气入口。
一路是经过V1阀的气体（80%，28℃），和V2来的一出气体混合后，进入塔外换热器下部冷气入口与管程高温气体换热后从下部冷气出口（160到190℃）出来；部分混合气体也可以经旁路阀V3而不进行预热。出塔外换热器的气体分为三部分：一部分（25%）经过V8作为1冷激（f1）,从顶部进入合成塔在层间换热器与第一层出口气体间接换热后（420℃）经中心管四周进入第一层入口。另一部分经主线阀V9与经V5的一出气体混合后（140℃）由塔下部二次入口进入合成塔，通过下部换热器与塔二出气体换热后（405℃），与经副线V10A/B进入的气体在下部换热器的顶部汇合后进入中心管（370℃），上升至第一层入口与1冷激混合，经过触媒一层反应后（480℃左右）在层间换热器与1冷激换热后（410℃），进入触媒二层由外向内反应后（480℃），在冷激分布器内和2冷激混合后（430℃）进入触媒三层由内向外反应后（460℃）进入下部换热器与管间冷气体换热后（310℃）从塔下部二次出口出塔。
塔二出气体从下侧进入中置锅炉的U型管内加热锅炉脱氧软水（副产1.3到1.6MPa的饱和蒸汽），从塔外换热器底部热气入口（210℃）进入列管内被管间冷气冷却，从顶部热气出口（100℃）出来进入高压水冷排进一步冷却，然后进入氨分离器。
在氨分离器中，大部分的氨被冷凝分离，剩余的气体则在排放一部分放空气后经过循环机压缩循环成为循环气。从氨分离器、冷凝塔分离的液氨，经自调和手动两路降压后排入液氨总管送入液氨贮槽，贮槽内排放一部分驰放气，液氨再通过倒氨管线向新区氨库倒氨。

工艺流程如图2.1所示：

图2.1 合成氨合成工艺流程图
Figure 2.1 synthetic ammonia synthesis process flow diagram

第3章 物料衡算和热量衡算
3.1 物料衡算
3.1.1 计算依据
①产量 120000tNH/a，即15.1515tNH/h，催化剂含量91.60t
②补充气组分含量（%）如下：
表3.1 补充气组分含量
Table 3.1 added gas composition content
H
N
CH
Ar
小计
73.65
24.55
1.50
0.30
100.00
③合成塔入口氨含量 NH=2.50%
④合成塔出口氨含量 NH=16.50%
⑤合成塔入口惰性气体含量 CH+Ar=20.00%
⑥合成塔操作压力 32.00MPa（绝压）
⑦补充气温度 40.00℃
⑧水冷器出口气体温度 35℃
⑨循环机进出口压差 3.43MPa
⑩年工作日 330d
3.1.2 合成塔入口气体成分
计算基准为生产1吨氨
根据计算依据：
入塔氨含量 y=2.50%
入塔氩含量 y=[20.00×0.30/(1.50+0.30)]=3.33%
入塔氢含量 y=(100-2.50-3.33-16.67)×3/4=58.125%

入塔气组分含量（%）如下：
表3.2 入塔气组分含量
Table 3.2 into the tower gas composition content
NH
CH
Ar
H
N
小计
2.50
16.67
3.33
58.125
19.375
100.00
3.1.3 合成塔出口气体成分
以1000Kmol/h入塔气作为计算基准求出塔气组分，则塔内生成氨含量为
N=1000(y-y)/(1+y)=1000×(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.17Kmol/h
出塔气量 N=入塔气量-生成氨量=1000-120.17=879.83Kmol/h
出塔氨含量 y=16.50%
出塔甲烷含量 y=1000y/N=(1000×16.67/879.83)=18.95%
出塔氩含量 y=1000y/N=(1000×3.33/879.83)=3.78%
出塔氢含量 y=0.75（100-y-y-y）=0.75（100-16.50-18.95-3.78）
=45.58%
出塔氮含量 y=0.25（100-y-y-y）=0.25（100-16.50-18.95-3.78）
=15.19%
出塔气组分含量（%）如下：
表3.3 出塔气组分含量
Table 3.3 out of tower gas composition content
NH
CH
Ar
H
N
小计
16.50
18.95
3.78
45.58
15.19
100.00
3.1.4 合成率
合成率=200（y-y）/[（100+y）（100-y-y-y）]
=200×（16.50-2.50）/[（100+16.50）（100-2.50-16.67-3.33）]=31.01%

3.1.5 氨分离器气液平衡计算
设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分m(i)，分离器组分y(i)，液量其中进口物料组分m(i)等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以F=1Kmol/h进口物料为计算基准,则N(i)=Lx(i)+Vy(i),K(i)/x(i).K(i)为组分i的平衡常数。
由两式得L(i)=N(i)/[1+VK(i)/L]；V=F-L=1-L
液体组分 x(i)=L(i)/L；气体组分 y(i)=V(i)/V=[m(i)-L(i)]/V
已知分离器入口混合物组分 N=0.165Kmol/h N=0.1895Kmol/h
N=0.0378Kmol/h N=0.4558Kmol/h
N=0.1519Kmol/h
查t=35.00℃，P=29.10MPa各组分平衡数据 K=0.098 K=8.200 K=28.200
K=27.500 K=34.500
设V/L=11.10代入L(i)=N(i)/[1+Vk(i)/L]中计算各组分溶解液量
L=N/[1+VK/L]=0.165/(1+0.098×11.10)=0.07903Kmol/h
L=N/[1+VK/L]=0.1895/(1+8.200×11.10)=0.00206Kmol/h
L=N/[1+VK/L]=0.0378/(1+28.200×11.10)=0.00012Kmol/h
L=N/[1+VK/L]=0.4558/(1+27.500×11.10)=0.00149Kmol/h
L=N/[1+VK/L]=0.1519/(1+34.500×11.10)=0.00040Kmol/h
分离液体量
L=L+L+L+L+L=0.07903+0.00206+0.00012+0.00149+0.00040
=0.0831Kmol/h
分离气体量 V=1-L=1-0.0831=0.9169Kmol/h
计算气液比（V/L） =0.9169/0.0831=11.0337
误差=[（V/L)-（V/L）]/（V/L)=(11.10-11.0337)×100%/11.10=0.597%，假定正确
分离液体组分含量
x=L/L=0.07903×100%/0.0831=95.10%
x=L/L=0.00206×100%/0.0831=2.48%
x=L/L=0.0012×100%/0.0831=0.14%
x=L/L=0.00149×100%/0.0831=1.80%
x=L/L=0.0040×100%/0.0831=0.48%
3.1.6 冷凝塔气液平衡计算
根据平衡原理x(i)=y(i)/K(i)，由于冷凝塔第二次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y(i)和操作条件下的分离温度可查出K(i)，便可解出x(i)。
查t=-10℃，P=28.3MPa的平衡常数 K=0.0254 K=27.000 K=51.000
K=75.000 K=80.000
冷凝塔出口液体组分含量
x=y/K=0.025×100%/0.0254=98.43%
x=y/K=0.1667×100%/27.000=0.167%
x=y/K=0.0333×100%/51.000=0.065%
x=y/K=0.58125×100%/75.000=0.775%
x=y/K=0.19375×100%/80.000=0.242%
3.1.7 液氨贮槽气液平衡计算
由于氨分离器出口分离液体和冷凝塔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。两种液体百分比估算即水冷后分离液氨占总量的百分数。
G%=100%（1+y）（y-y）/[（y-y）（1-y）]
=100%×（1+0.025）（0.165-0.0938）/[（0.165-0.025）（1-0.0938）]
=57.52%
即水冷后分离液氨占总量的57.52%，冷凝塔分离液氨占总量的42.48%。
以液氨贮槽入口L=1Kmol/h液体为计算基准，入口液体混合物的组分含量
N=Lx+Lx；L=HL；L=(1-H)L
即N=0.5752x+0.4248x
混合后入口氨含量 N=Lx+Lx=0.5752×0.9510+0.4248×0.9843
=0.9651Kmol/h
混合后入口甲烷含量 N=Lx+Lx=0.5752×0.0248+0.4248×0.00617
=0.0169Kmol/h
混合后入口氩含量 N=Lx+Lx=0.5752×0.0014+0.4248×0.00065
=0.00108Kmol/h
混合后入口氢含量 N=Lx+Lx=0.5752×0.018+0.4248×0.00775
=0.0136Kmol/h
混合后入口氮含量 N=Lx+Lx=0.5752×0.0048+0.4248×0.00242
=0.0038Kmol/h
查t=17℃，P=1.568MPa的平衡常数 K=0.598 K=170.000 K=540.000
K=575.000 K=620.000
由气液平衡原理L=N/(1+VK/L) 设V/L=0.08代入此式中得
出口液体氨含量 L=N/(1+VK/L)=0.9651/(1+0.598×0.08)
=0.9210Kmol/h
出口液体甲烷含量 L=N/(1+VK/L)=0.0169/(1+170×0.08)
=0.00116Kmol/h
出口液体氩含量 L=N/(1+VK/L)=0.00108/(1+540×0.08)
=0.000024Kmol/h
出口液体氢含量 L=N/(1+VK/L)=0.0136/(1+575×0.08)
=0.00029Kmol/h
出口液体氮含量 L=N/(1+VK/L)=0.0038/(1+620×0.08)
=0.00008Kmol/h
出口液体总量 L=L+L+L+L+L
=0.9210+0.00116+0.000024+0.00029+0.00008=0.9226Kmol/h
出口气体总量 V=1-L=1-0.9226=0.0774Kmol/h
核算气液比 (V/L)=0.0774/0.9226=0.0839
误差=[（V/L)-（V/L）]/（V/L)=(0.08-0.0839)×100%/0.08=-4.87%，假定正确
出口液体组分含量
x=L/L=0.9210×100%/0.9226=99.83%
x=L/L=0.00116×100%/0.9226=0.13%
x=L/L=0.000024×100%/0.9226=0.003%
x=L/L=0.00029×100%/0.9226=0.031%
x=L/L=0.0.00008×100%/0.9226=0.009%
出口驰放气组分含量
y=(N-L)=100%×(0.9651-0.9210)/0.0774=56.98%
y=(N-L)=100%×(0.0169-0.00116)/0.0774=20.34%
y=(N-L)=100%×(0.00108-0.000024)/0.0774=1.36%
y=(N-L)=100%×(0.0136-0.00029)/0.0774=17.20%
y=(N-L)=100%×(0.0038-0.00008)/0.0774=4.81%
3.1.8 液氨贮槽物料衡算
以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折立方米计算，液氨贮槽出口液体量
L=(1000×22.4)/(0.9983×17)=1319.891m
液氨贮槽出口液体氨含量 L=Lx=1319.891×0.9983=1317.65m/tNH
液氨贮槽出口液体甲烷含量 L=Lx=1319.891×0.0013=1.72m/tNH
液氨贮槽出口液体氩含量 L=Lx=1319.891×0.00003=0.04m/tNH
液氨贮槽出口液体氢含量 L=Lx=1319.891×0.00031=0.41m/tNH
液氨贮槽出口液体氮含量 L=Lx=1319.891×0.00009=0.12m/tNH

液氨贮槽出口液氨组分含量如下：
表3.4 液氨贮槽出口液氨组分含量
Table 3.4 liquid ammonia storage tank o