年产30万吨合成氨合成工段工艺大学本科毕业论文.doc

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计

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目 录
摘要 I
Abstract II
引 言 1
第一章 合成氨综述 2
1.1 氨的用途 2
1.2 氨的性质 2
1.2.1 氨的物理性质 2
1.2.2 氨的化学性质 2
1.3 合成氨的生产方法 3
1.4 合成工艺条件的选择 4
1.4.1 操作压力 4
1.4.2 反应温度 4
1.4.3 空速 4
1.4.4 合成塔进口气体组成 4
1.5 合成氨工业的发展 5
第二章 合成工段工艺简介 6
2.1 合成工段工艺流程简述 6
2.2 工艺流程方框简图 6
2.3 设备简述 7
2.3.1 氨合成塔 7
2.3.2 热交换器与废热锅炉 7
2.3.3 冷交换器 7
2.3.4 氨冷器 7
第三章 工艺设计计算 8
3.1 设计要求 8
3.2 工艺流程图 8
3.3 物料计算 8
3.3.1合成塔入口气体组分 8
3.3.2 合成塔出口气体组分 9
3.3.3 合成率 9
3.3.4 氨分离器气液平衡计算 9
3.3.5 冷交换器气液平衡计算 11
3.3.6 液氨储槽气液平衡计算 12
3.3.7 液氨储槽物料计算 15
3.3.8 合成系统物料计算 16
3.3.9 合成塔物料计算 17
3.3.10 水冷器物料计算 18
3.3.11 氨分离器物料计算 19
3.3.12 冷交换器物料计算 19
3.3.13 氨冷器的物料计算 21
3.3.14 冷交换器物料计算 23
3.3.15 液氨贮槽物料计算 25
3.4 热量衡算 27
3.4.1 冷交换器热量计算 27
3.4.2 氨冷凝器热量计算 30
3.4.3 循环机热量计算 32
3.4.4 合成塔热量衡算 33
3.4.5 废热锅炉热量计算： 35
3.4.6 热交换器热量计算 36
3.4.7 水冷器热量衡算： 37
3.4.8 氨分离器热量衡算： 38
第四章 设备的选型与计算 40
4.1 设备选型 40
4.1.1 设备简述 40
4.1.2 流程说明 40
4.2 合成塔设计 40
4.2.1 合成塔筒体设计 40
4.2.2 催化剂层设计 41
4.2.3 下换热器 47
4.2.4 层间换热器 48
4.3 辅助设备选型 49
4.3.1 废热锅炉 49
4.3.2 热交换器 49
4.3.3 水冷器 49
4.3.4 冷交换器 49
4.3.5 氨冷器I 49
4.3.6 氨冷器II 50
结 论 51
致 谢 52
参考文献 53
附 录 54

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计
摘要：氨是一种重要的化工产品，在国民经济中有重要的作用。对合成氨工艺进行设计研究，并对其过程进行设计优化。氨合成工段包括氨的合成、分离、气体再循环、惰性气体排放等基本过程，其中氨合成是合成氨工艺的中心环节。本设计主要目的是对合成氨的合成工段进行设计，根据已给组成的原料气的组成，进行工艺系统计算，包括物料衡算、热量衡算、设备的数据计算及选型等。合成工段中的主要设备为氨合成塔，结合设计数据及技术现状，本设计选择的氨合成塔的内件为三段绝热冷激--内冷式内件，该内件具有结构合理、氨净值高、产量大等优点。根据物料及热量衡算的数据,计算出内件中绝热床层及换热器的有关尺寸数据，并对一些辅助设备进行设计选型。根据计算数据，绘制出主要设备及带控制点的工艺流程图等。
关键词：合成氨 物料衡算 热量衡算 合成塔

Process Design of the Section Which Synthetizes Liquid
Ammonia of 300000t/a
Abstract: Ammonia is an important chemical product,plays an important role in the national economy.It is very necessary to explore and design the process of synthetic ammonia,then to optimize the process and the equipment.Ammonia synthesis process includes the separation of ammonia,the gas recirculation, the ammonia synthesis,the emission of inert gas and so on,and during the process,the ammonia synthesis is the most important link.The main purpose of this design is to devise the synthesis process of ammonia synthesis.According to the composition of raw gas that has known,we carry on the calculation of the craft system,including material balance,heat balance,the calculation and selection of the equipment.The ammonia synthesis tower is the crucial equipment of the process,combining with the design data and technical status,this design chooses three adiabatic cold shock -internal cooling type internal parts,the inner parts have the advantages of reasonable structure,high ammonia value ,large-tonnage yield etc.According to the material and heat balance data, we can calculate the relevant size date of the adiabatic bed and heat exchanger during the internal parts,and design and select some auxiliary equipment.
Key Words: Synthetic ammonia; materal balance; heat balance; synthesis tower

引 言
氮元素是生物生存所需的基本元素之一，而合成氨则是进行固氮的最有效的方法。合成氨工业是重要的化工生产部门，迄今已有80多年的历史，它是一个耗能大户，世界上大约有10%的能源用于氨的合成，其生产的氨是重要的化工原料，广泛用于制取尿素、树脂、橡胶、炸药、橡胶等。早期合成氨主要以焦炉气、水电解氢气及焦炭气化产生的水煤气为原料，70年代开始转向以天然气、石脑油为原料[1]。由于中国煤炭资源丰富、石油和天然气稀缺，合成氨生产主要以煤为主要原料。
以煤为原料的合成氨生产工艺主要包括原料气的制备、原料气的净化(脱硫、变换、脱碳、精制)、气体压缩、氨的合成、氨的分离、未反应气体的循环等部分。本设计就根据已给组成的精制气，设计合适的流程来合成氨，并对主要设备氨合成塔进行选型设计。
合成氨工业经过近80多年的发展，技术相对比较成熟。目前，大多合成氨装置都选择中、低压合成工艺。目前在国际上用于氨合成中具有代表性的低能耗制氨工艺有：美国的原Kellogg工艺(现为KBR)、丹麦托普索工艺、瑞士卡萨利工艺、德国伍德工艺等。这几种氨合成工艺流程类似，都是为了提高氨净值。合成塔的主要部分为内件。随着科技的发展，人们研究出了各种类型的内件。以反应床论，可分为绝热式和内冷式，即床层内含有移热装置，如单冷管等；以移热方式论，可分为冷激式、层间换热式、内冷式以及冷激间换热复合式；以反应气体流向论，可分为轴向型和径向型以及轴径向混流型，其各有所长[2]。轴向流塔操作稳定，催化剂装量多；径向流塔效率高，压力降小，操作敏感性强，要求高效催化剂。根据催化剂床层中是否设置冷管(内冷)方式可划分为：①单层轴向内冷式内件；②冷管改进型内件；③多层绝热冷激式内件；④多层绝热复合换热式内件；⑤副产蒸汽式内件[3]。本设计则采用多段绝热冷激式内件。
合成氨反应是利用含有氮气和氢气的原料气，在一定的温度压力下，在有催化剂的作用下进行的，此反应为一可逆反应。其中催化剂在合成氨反应中有重要的作用。合成氨的催化剂有三条技术路线：传统的路线，英国BP公司的钌基催化剂及我国的基催化剂体系[4]。本设计则根据已有的技术，选用已经在合成氨工业中使用较长时间的A106型催化剂。

第一章 合成氨综述
1.1氨的用途
氮元素是生命存在的基础，它是构成蛋白质的重要物质。在我们生活的大气环境中存在有大量的氮，其主要以氮气的形式存在于空气中，其体积占78%(体积分数)以上。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。在实际生产中，固定氮的方法有电弧法、氰氨法及合成氨法。目前，固定氮最方便、最经济的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业。
氨是最重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位。氨主要用于农业生产。合成氨是氮肥工业的基础，氨气本身是重要的氮素肥料，与此同时，氨也可以用于生产其他氮肥，如硝酸铵、复合肥等，这部分约占70%的比例，称之为“化肥氨”。氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，这部分约占30%的比例，称之为“工业氨”[5] 。氨气可作为生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料[6]。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨气及其加工产品都是不可缺少的。
1.2 氨的性质
1.2.1氨的物理性质
氨气在常温下是无色有刺激性气味的气体，对人体的眼、鼻、喉等有刺激作用，接触时应小心。如果不慎接触过多的氨而出现病症，应及时吸入新鲜空气和水蒸气，并用大量水冲洗眼睛。氨极易溶于水，在常温、常压下，1体积水能溶解约700体积的氨。因此，用水喷淋处理漏氨事故，能收到较好的效果。
氨气在水中的溶解度随着压力增大而降低，氨水在溶解时放出大量热，氨水中的氨极易挥发。常压下气态氨气需冷却到-33.35℃（沸点）才能液化，而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热，因此可以作为制冷剂。
1.2.2氨的化学性质
氨气溶于水以后叫氨水，其显弱碱性，化学性质类似于其他碱性物质，如可以与酸性物质反应，能与一些氧化物反应等。其他的性质如下：
(1) 氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物,并能进一步与水作用,制得硝酸：

(2) 氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应：

(3) 氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵,进一步脱水成为尿素：

(4) 氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵：

(5) 氨可与盐生成各种络合物，如CuCl26NH3、CuSO44NH3。
1.3合成氨的生产方法
合成氨的生产主要包括以下步骤 ：第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气。第二步是原料气的净化，具体流程有脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化[7]等。第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在催化剂与高温条件下合成为氨。合成的氨需要进行冷却分离，才能得到产品，分离后的气体要继续回到合成系统中，补充原料气后继续参与反应。目前氨合成的方法，由于采用的压力的不同，一般可分为低压法、中压法和高压法三种[8]。
(1) 低压法
操作压力低于20MPa的称低压。采用活性强的亚铁氰化物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质（CO、CO2）要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450-550℃。该法的优点是操作压力和温度较低，生产容易管理，对设备、管道的材质要求低。但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8%-10%，催化剂的生产能力比较低，合成流程复杂，生产成本较高，在实际生产中并不适用。
(2) 中压法
操作压力为20-35MPa的称为中压法，操作温度为450-550℃。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。
(3) 高压法
操作压力为60MPa以上的称为高压法，其操作温度大致为550-650 ℃。高压法的优点是，催化剂的生产能力较大，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达25%-30%。此种方法氨分离效果好，设备和流程比较紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操作，对设备和管道的材质要求比较高，合成塔需用高镍优质合金钢制造。高压法合成率高，但催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。
1.4合成工艺条件的选择
1.4.1 操作压力
从化学平衡和反应速率两个方面考虑，提高操作压力对反应是有利的，它不仅能提高设备的生产能力，还可以简化氨的分离流程。但是对设备的材质和加工提出了更高的要求，操作中催化剂易碎，这会增加反应气体的流动阻力和影响催化剂的使用寿命，操作安全性较差。目前高压法已经淘汰。为保证具有较高的平衡氨浓度，在降低压力的同时，要求催化剂在比较低的反应温度下即有较高的反应活性。所以要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。
1.4.2 反应温度
合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡时氨含量必定减少，因此必须及时的将反应热移除，以降低合成塔的温度。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。在合成氨反应中使用催化剂是较好的选择，而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400-500℃，反应温度不能低于活性温度。在合成氨生产过程中，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。
1.4.3 空速
空速是反应气在催化剂床层的停留时间的倒数。空速大，单位体积催化剂处理的气量大，能增加生产能力。但是空速过大，催化剂与反应气体的接触时间太短，部分反应物未参与反应就离开了催化剂表面，进入气流，导致反应速率下降。另外，气量过大，使设备负荷及动力消耗增大，氨分离不完全。因此，空速要保持在一定的范围。
1.4.4 合成塔进口气体组成
(1) 氢氮比
根据理论分析，当原料气中H2与N2的摩尔比为3:1时[9]，氨的含量最高。但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程中速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生产中，进塔气体的氢氮比控制在2.8~2.9比较适宜。
(2) 惰性气体含量
惰性气体来源于新鲜空气，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不利。但是，维持过低的惰性气体含量又需要大量排放循环气，导致原料气消耗随之增大。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。在产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在0.5%-1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%-15%之间。
(3) 初始氨含量
当其他条件一定时，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的增加氨冷负荷在经济上并不可取。操作压力为30MPa左右时，一般进塔氨含量控制在3.2%~3.8%。中国有些厂采用水吸收法分离氨，初始氨含量可在0.5%以下。
1.5合成氨工业的发展
合成氨是化学工业中产量很大的化工产品。目前，合成氨年总消费量(以N计)约为78.2Mt，其中工业用氨量约为10Mt，约占总氨消费量的12%。合成氨主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等。世界以天然气制氨的比例约占71%，俄罗斯为92.2%、美国为96%、荷兰为100%；中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨, 天然气制氨仅占20%。生产合成氨的方法主要区别在原料气的制造，其中最广泛采用的是蒸汽转化法和部分氧化法[10]。
中国合成氨生产是在20世纪30年代开始的，当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过50kt（1941年）。中华人民共和国成立以来，化工部贯彻为农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过多年的努力，我国已拥有多种原料，不同流程的大、中、小型合成氨工厂550余个。在技术力量方面，我国已拥有一支能从事合成氨生产的科研、设计、制造和施工的高素质技术队伍。在生产能力方面，1980年中国合成氨产量为1498万吨，到1990年上升至2129万吨，仅次于前苏联名列世界第二。目前，全球合成氨的生产能力已经超过160Mt/a，中国的生产能力达到45Mt/a，居全球第一位[11]。
我国合成氨工业存在一些特殊问题，我国的油气资源贫乏，但煤炭资源相对丰富，这就决定了我国合成氨工业的原料要以煤炭为主。2011年，国内合成氨生产原料中，煤炭约占76.2%，天然气约占21.3%，油约占1.5%，焦炉气约占0.9%[12]。目前我国的氮肥行业产能普遍偏低，耗能高，污染大，急需采用成熟的粉煤气化技术，以提高原料利用率，降低对环境的危害。

第二章 合成工段工艺简介
2.1合成工段工艺流程简述
由氮氢气压缩机送来温度35℃～45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气体混合，而后温度被降至17℃，进入氨冷器Ⅰ。气体管内流动，液氨在管外蒸发，使管内气体冷却至0℃左右，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-10℃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，气体经循环压缩机，由塔上部进入，先经塔内环隙后，出合成塔，然后进塔外换热器预热，再由合成塔的下部进入下换热器，移走第三绝热床反应热，气体升温后再进入层间换热器，后经中心管进入第一绝热床层进行绝热反应，出第一绝热层后经冷激器降温，再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。换热产生蒸汽后进入塔外换热器，蒸汽本身温度降至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。
2.2工艺流程方框简图

图2.1 合成系统流程简图
2.3设备简述
合成氨过程是一个相当复杂的过程，根据上面流程图，用到的设备很多，其中主要的设备为合成塔，辅助设备有氨冷器，氨分离器，冷交换器，水冷器等。
2.3.1 氨合成塔
氨合成塔是合成氨工段的核心设备，合成塔内部的主要设备是合成塔内件，其按结构形式可分为：冷管型内件、冷激型内件、段间热型内件及混合型内件等；按内件气体流向可分为：轴向型内件、径向型内件和轴径向混合型内件等。本设计很据实际情况，采用绝热冷激间冷式内件。大致结构为第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+下换热器，层间换热器与下换热器串联，绝热床层中装填催化剂。
2.3.2热交换器与废热锅炉
合成氨反应为一放热反应，在工业生产中考虑到节能及降低成本，广泛采用热交换器，达到热量的有效利用。热交换器的使用把合成反应中生成的热量交换出来，用来预热原料气，提高入塔气的温度，降低了合成塔的热负荷。
废热锅炉的作用相当于一个换热器，对出塔的热气进行冷却，副产蒸汽，进入蒸汽管网，可以用生产过程中的其他工段，实现了对热量的充分利用。
2.3.3冷交换器
冷交换器分为上下两部分，上部换热器为列管换热器，下部为氨分离器，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，使进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。
2.3.4氨冷器
氨冷器使用生产出的液氨为冷源，把循环气中的氨冷却为液体，并进行分离，以保证合成塔入口氨含量在规定的范围。本设计中采取两台氨冷器串联，降低了冷却负荷，提高了分离效率。

第三章 工艺设计计算
3.1设计要求
年工作日：330天；产量37.8788t/h；合成塔操作压力：32MPa（绝压）；合成塔进气（摩尔百分数）：NH3 2.5，CH4+Ar 15;水冷器出口温度：35℃；精炼气温度：35℃；精炼气组成：H2 74.45，N2 24.12, CH4 1.11，Ar 0.32。
3.2工艺流程图

1—新鲜气 13—放空气 20—驰放气

图3.1 工艺流程图
3.3物料计算
3.3.1合成塔入口气体组分
入塔氨含量：=2.5%
入塔甲烷含量：=15%×1.11÷（1.11+0.32）×100%=11.643%
入塔氩含量：=15%×0.32÷（1.11+0.32）×100%=3.357%
入塔氢含量：=[100-(2.5+11.643+3.357]×0.75×100%=61.874%
入塔氮气含量：=[100-(2.5+11.643+3.357)]×0.25×100%=20.625%
表3.1 入塔气体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
2.5
11.643
3.357
61.874
20.625
100
注：表3.1-3.12中的组分含量均为摩尔含量
3.3.2 合成塔出口气体组分
以1000kmol入塔气作为基准求出出塔气体组分，由以下式计算塔内生成氨含量：
=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：=16.5%
出塔甲烷含量：==（1000÷879.828）×11.539%=13.233%
出塔氩含量：=（1000÷879.828）×3.357%=3.816%
出塔氢含量： =0.75×（1-）×100%
=0.75×（1-0.165-0.13223-0.03816）×100%=49.838%
出塔氮含量:=0.25×(1-0.165-0.13223-0.03168)×100%=16.612%
表3.2 出塔气体组分含量（%）

NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
16.5
13.223
3.816
49.838
16.612
100
3.3.3 合成率

=29.133%
3.3.4 氨分离器气液平衡计算

表3.3 氨分离器入口混合物组分含量mi(%)
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
16.5
13.223
3.816
49.838
16.612
100
表3.4 35℃，p=29.4Mpa各组分平衡常数

0.098
8.200
28.200
27.500
34.500
设时，代入

则==0.07899kmol
同理=0.00143kmol =0.00013kmol =0.00163kmol =0.00043kmol
L= L(NH3)+ L(CH4)+ L(Ar)+ L(H2)+ L(N2)=0.08261kmol
分离气体量：V=1－L=1－0.032559=0.91739kmol
计算气液比：=0.91739÷0.98261=11.105
误差 =0.46%
结果合理从而可计算出液体中各组分含量
液体中氨含量：0.07899÷0.08261×100%=95.618%
液体中氩含量：=/L=0.00013÷0.08621×100%=0.157%
液体中甲烷含量：=/L=0.00143÷0.08261×100%=1.731%
液体中氢含量：=/L=0.00163÷0.08261×100%=1.973%
液体中氮含量：=/L=0.00043÷0.08261×100%=0.521%

表3.5 氨分离器出口液体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
95.618
1.731
0.157
1.973
0.521
100
出口气体组分含量
气体氨含量：==(0.165－0.07899)÷0.91739×100 %=9.376%
气体甲烷含量：=(0.1323－0.00143)÷0.91739×100 %=14.140
气体氩含量：=(0.03816－000013)÷0.91739×100 %=4.275%
气体氢含量：=(0.49838－0.00163)÷0.91739×100 %=54.158%
气体氮含量：=(0.16612－0.00043)÷0.91739×100 %=18.061%
表3.6氨分离器出口气体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
9.376
14.269
4.145
54.158
18.061
100

3.3.5 冷交换器气液平衡计算
冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由气液平衡原理，根据合成塔入口气体含量和操作条件下的分离温度可以查出，便可以解出。
表3.7查T=-10℃，P=28.028Mpa的平衡常数

0.0252
27
51
75
80

冷交换器出口液体组分含量
出口液体甲烷含量：
=0.427%
出口液体氨含量：

出口液体氩含量：

出口液体氢含量：

出口液体氮含量：

表3.8 冷交换器出口液体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
98.425
0.427
0.068
0.825
0.255
100
3.3.6 液氨储槽气液平衡计算

图3.2 液氨储槽物料简图
氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合进入液氨储槽经减压溶解在液氨中的气体会解吸形成驰放气，两种液体百分比估值，即水冷后分离液氨占总量的百分数。
==57.554%
水冷后分离液氨占总量的57.554%，冷交换器分离液氨占总量的42.446%。
液氨储槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol,入口液体混合后组分含量：
混合后入氨含量：0.57554×0.95618+0.42446×0.98425=0.9681
混合后入口甲烷含量：=0.57554×0.01731+0.42446×0.00427=0.01178
混合后入口氩含量：= 0.57554×0.00157+0.42446×0.00068=0.00119
混合后入口氢含量：=0.57554×0.01973+0.42446×0.00825=0.01486
混合后入口氮含量：=0.57554×0.00521+0.42446×0.00255=0.00408
表3.9 液氨储槽入口液体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
96.810
1.178
0.119
1.486
0.408
100

表3.10 当T=17℃，平衡压力P=1.568Mpa，查平衡常数

0.598
170
540
575
620
根据气液平衡，设V/L=0.0821，代入上式得：
出口液体氨含量：

出口液体甲烷含量：

出口液体氩含量：

出口液体氢气含量：

出口液体氮气含量：

L(总)=0.9239，V=1-0.9239=0.0761
〔〕′=0.0824，误差（0.0824-0.0821）÷0.0821=0.36%
误差满足设计要求。
出口液体含氨量：=0.9227÷0.9239×100%=99.87%
出口液体甲烷含量：=0.000787÷0.9239×100%=0.0852%
出口液体氩含量：=0.00003÷0.9239×100%=0.003%
出口液体氢气含量：=0.000309÷0.9239×100%=0.0334%
出口液体氮气含量：0.000079÷0.9239×100%=0.009%
表3.11 液氨储槽出口液体组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
99.87
0.0852
0.003
0.0334
0.009
100
出口驰放气组分含量：
驰放气中氨含量：（0.9681-0.9227）÷0.0761×100%=59.66%
弛放气中甲烷含量：(0.01178－0.000787)÷0.0761×100%=14.447%
弛放气中氩含量：(0.00119－0.00003)÷0.0761×100%=1.526%
弛放气中氢气含量：=(0.01486－0.000309)÷0.0761×100%=19.120%
弛放气中氮气含量：(0.00408－0.000079)÷0.0761×100%=5.258%
表3.12 出口驰放气组分含量（%）
NH3
CH4
Ar
H2
N2
总计
59.66
14.447
1.526
19.120
5.258
100
3.3.7 液氨储槽物料计算
以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨储槽出口液体量
L(19)=1000×22.4÷（0.9987×17）=1319.362
其中：NH3
CH4
Ar
H2
N2
液氨储槽出口驰放气=0.0821
V(20)=0.025×L(19)=0.0821×1319.362=108.320 m３
其中：NH3
CH4
Ar
H2
N2
液氨储槽出口总物料= L(19)+ V(20)=1319.362+108.320=1427.682m3
液氨储槽进口液体：
由物料平衡，人槽总物料=出槽总物料：
L(21)=L(19)+V(20)=1427.682m3
入口液体各组分含量计算：L(21i)= L(19i) + V(20i)
其中：NH3 =1317.647+64.624=1382.271m３
CH4 =1.124+15.649=16.773 m３
Ar =0.0395+1.656=1.696 m３
H2 =0.441+20.720=21.161m３
N2 =0.119+5.695=5.820m３
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：=1382.271÷1427.682×100%=96.819%
入口液体中甲烷含量：= 16.773÷1427.682×100%=1.175%
入口液体中氩含量：= 1.692÷1427.682×100%=0.119%
入口液体中氢气含量：= 21.209÷1427.682×100%=1.485%
入口液体中氮气含量：=5.807÷1427.682×100%=0.407%
入口液体中组分含量：
满足设计要求。
3.3.8 合成系统物料计算

图3.3 合成系统物料简图
将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V弛，产品液氨L氨，由前计算数据如表7.5
表3.13 前计算数据
名称
NH3
CH4
Ar
H2
N2
气量
补充气
－－
0.011
0.0032
0.7445
0.2412
V补
放空气
0.09376
0.14140
0.04275
0.54148
0.18061
V放
弛放气
0.5966
0.14447
0.01526
0.1912
0.05258
108.320
液氨
0.9987
0.000852
0.00003
0.000334
0.00009
1319.362
入塔气
0.025
0.11643
0.03357
0.61874
0.20625
V入
出塔气
0.165
0.13233
0.03816
0.49838
0.16612
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：
（3-1）
循环回路中氮平衡：
V补=V放＋V弛+0.5V放+0.5V弛+0.5LNH3 （3-2）
循环回路中惰性气体平衡：
V补(+)=V放(+)+V弛(+)
V补(0.0110+0.0033)=V放(0.14140+0.04275)+108.320×(0.14447+0.01529)
0.143V补=0.18415 V放+17.327
V补=12.878V放+12.327 （3-3）
循环回路中氨平衡：
V出－V入=V放+V弛+
0.165V出－0.025V入=0.09376V放 + 108.3320 ×0.5966+1317.647 （3-4）
循环回路总物料平衡：
V入=V出 +V补 －V放 －V弛－LNH3=V出 +V补－V放－10.320－1317.647 （3-5）
联立（3-1）到（3-5）各式解得：
V放=135.479m３；V补=2956.387m３；V出=10212.836m３；V入=11607.770m3
3.3.9 合成塔物料计算
入塔物料：V5=11607.770m3
其中：NH3 =11607.770 × 2.5%=290.194m3
CH4 =11607.770×11.643%=1351.493m3
Ar =11607.770×3.357%=389.673m3
H2 =11607.770×61.874%=7182.692m3
N2 =11607.770×20.625%=2394.103m3
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=11607.770 m3
出塔物料：V8=10212.836m3
NH3 =10212.836×16.5%=1685.118m3
CH4 =10212.836×13.223%=1350.443m3
Ar =10212.836×3.816%