最新年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案(5篇)

“方”即方子、方法。“方案”，即在案前得出的方法，将方法呈于案前，即为“方案”。大家想知道怎么样才能写一篇比较优质的方案吗？以下是小编精心整理的方案策划范文，仅供参考，欢迎大家阅读。

年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案篇一

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一、设计（论文）的要求：

1、说明书 包括前言，合成氨变换工段工序原理，工艺条件及工艺流

程确定，以及主要设备的选择说明，对本设计的评述。

2、计算部分 计算。

3、图纸 带控制点的工艺流程图。包括物料衡算，热量衡算，有效能利用率计算，主要设备

二、设计（论文）的原始数据： 天然气成分：以鸿化厂的实际工作数据为依据来进行。年工作日 330 天,其余数据自定。

三、参考资料及说明： 《化工工艺设计手册》（上、下册）《氮肥工艺设计手册》理化数据、、《化 肥企业产品能平衡》《小合成氨厂工艺技术与设计手册》《合成氨工学》、、、《化工制图》《化工原理》《化学工程》《化工设计概论》以及关于氮肥、、、的其他相关杂志。1 目 1.录

前言„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 2.工艺原理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 3.4.5.6.工艺条件„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 工艺流程的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 主要设备的选择说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 对本设计的综述„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 第一章 变换工段物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„8 第一节 中变物料及热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1．确定转化气组成„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 2．水汽比的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 3．中变炉一段催化床层的物料衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„9 4．中变炉一段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 5．中变炉催化剂平衡曲线„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 6.最佳温度曲线的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„14 7．操作线计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 8．中间冷淋过程的物料和热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„16 9．中变炉二段催化床层的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„17 10.中变炉二段催化床层的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„18 第二节 低变炉的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„19 第三节 废热锅炉的热量和物料计算„„„„„„„„„„„„„„„„„24 第四节 主换热器的物料与热量的计算„„„„„„„„„„„„„„„„26 第五节 调温水加热器的物料与热量计算„„„„„„„„„„„„„„28 第二章 设备的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 1.低温变换炉计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„29 2.中变废热锅炉„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„31 参考文献及致谢„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„ 35 2 前言

氨是一种重要的化工产品，主要用于化学肥料的生产。合成氨生产经过多 年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。合成氨的生产主要分为：原 料气的制取；原料气的净化与合成。粗原料气中常含有大量的 c，由于 co 是合 成氨催化剂的毒物，所以必须进行净化处理，通常，先经过 co 变换反应，使其 转化为易于清除的 co2 和氨合成所需要的 h2。因此，co 变换既是原料气的净化过 程，又是原料气造气的继续。最后，少量的 co 用液氨洗涤法，或是低温变换串 联甲烷化法加以脱除。变换工段是指 co 与水蒸气反应生成二氧化碳和氢气的过程。在合成氨工 艺流程中起着非常重要的作用。目前，变换工段主要采用中变串低变的工艺流程，这是从 80 年代中期发展 起来的。所谓中变串低变流程，就是在 b107 等 fe-cr 系催化剂之后串入 co-mo 系宽温变换催化剂。在中变串低变流程中，由于宽变催化剂的串入，操作条件发 生了较大的变化。一方面入炉的蒸汽比有了较大幅度的降低；另一方面变换气中 的 co 含量也大幅度降低。由于中变后串了宽变催化剂，使操作系统的操作弹性 大大增加，使变换系统便于操作，也大幅度降低了能耗。工艺原理： 一氧化碳变换反应式为： co+h2o=co2+h2+q co+h2 = c+h2o(1-1)(1-2)其中反应（1）是主反应，反应（2）是副反应，为了控制反应向生成目的产 物的方向进行，工业上采用对式反应（1—1）具有良好选择性催化剂，进而抑制 其它副反应的发生。一氧化碳与水蒸气的反应是一个可逆的放热反应，反应热是温度的函数。变换过程中还包括下列反应式： h2+o2=h2o+q 3 工艺条件 1.压力： 压力对变换反应的平衡几乎没有影响。但是提高压力将使析炭和生成甲 烷等副反应易于进行。单就平衡而言，加压并无好处。但从动力学角度，加 压可提高反应速率。从能量消耗上看，加压也是有利。由于干原料气摩尔数 小于干变换气的摩尔数，所以，先压缩原料气后再进行变换的能耗，比常压 变换再进行压缩的能耗底。具体操作压力的数值，应根据中小型氨厂的特点，特别是工艺蒸汽的压力及压缩机投各段压力的合理配置而定。一般小型氨厂 操作压力为 0.7-1.2mpa,中型氨厂为 1.2~1.8mpa。本设计的原料气由小型合 成氨厂天然气蒸汽转化而来，故压力可取 1.7mpa.1.温度： 变化反应是可逆放热反应。从反应动力学的角度来看，温度升高，反应速率常 数增大对反应速率有利，但平衡常数随温度的升高而变小，即 co平衡含量增 大，反应推动力变小，对反应速率不利，可见温度对两者的影响是相反的。因 而存在着最佳反应温对一定催化剂及气相组成，从动力学角度推导的计算式为 tm= te rte e 1+ ln 2 e 2 ? e1 e1 式中 tm、te—分别为最佳反应温度及平衡温度，最佳反应温度随系统组成 和催化剂的不同而变化。1．

汽气比： 水蒸汽比例一般指 h2o/co 比值或水蒸汽/干原料气.改变水蒸汽比例是

工业变换反应中最主要的调节手段。增加水蒸汽用量，提高了 co 的平衡变 换率，从而有利于降低 co 残余含量，加速变换反应的进行。由于过量水蒸 汽的存在，保证催化剂中活性组分 fe3o4 的稳定而不被还原，并使析炭及生 成甲烷等副反应不易发生。但是，水蒸气用量是变换过程中最主要消耗指标，尽量减少其用量对过程的经济性具有重要的意义，蒸汽比例如果过高，将造 成催化剂床层阻力增加；co 停留时间缩短，余热回收设备附和加重等，所 以，中（高）变换时适宜的水蒸气比例一般为：h2o/co=3～5，经反应后，4 中变气中 h2o/co 可达 15 以上，不必再添加蒸汽即可满足低温变换的要求。工艺流程确定 目前的变化工艺有：中温变换，中串低，全低及中低低 4 种工艺。本设计参 考四川省自贡市鸿鹤化工厂的生产工艺，选用中串低工艺。转化气从转化 炉进入废热锅炉，在废热锅炉中变换气从 920℃降到 330℃，在废热锅炉出 口加入水蒸汽使汽气比达到 3 到 5 之间，以后再进入中变炉将转换气中一 氧化碳含量降到 3%以下。再通过换热器将转换气的温度降到 180℃左右，进入低变炉将转换气中一氧化碳含量降到 0.3%以下，再进入甲烷化工段。主要设备的选择说明 中低变串联流程中，主要设备有中变炉、低变炉、废热锅炉、换热器等。低 变炉选用 c6 型催化剂，计算得低变催化剂实际用量 10.59m3。以上设备的选 择主要是依据所给定的合成氨系统的生产能力、原料气中碳氧化物的含量以 及变换气中所要求的 co 浓度。对本设计评述 天然气变换工段工序是合成氨生产中的第一步，也是较为关键的一步，因为 能否正常生产出合格的压缩气，是后面的所有工序正常运转的前提条件。因此，必须控制一定的工艺条件，使转化气的组成，满足的工艺生产的要 求。在本设计中，根据已知的天然气组成，操作条件，采用了中变串低变的工艺 流程路线。首先对中，低变进行了物料和热量衡算，在计算的基础上，根据 计算结果对主要设备选型，最终完成了本设计的宗旨。设计中一共有中温废 热锅炉，中变炉，主换热器，调温水换热器，低变炉几个主要设备。由于天然气变换工段工序是成熟工艺，参考文献资料较多，在本设计中，主要参考了《小合成氨厂工艺技术与设计手册》和《合成氨工艺学》这两本 书。由于时间有限，设计可能不完善，请各位老师指出。谢谢！5 第一章

第一节 第一节 1．确定转化气组成：

变换工段物料及热量衡算

中温变换物料衡算及热量衡算 中温变换物料衡算及热量衡算 物料

已知条件中变炉进口气体组成： 组分 % co2 9.6 co 11.42 h2 55.71 n2 22.56 ch4 0.38 o2 0.33 合计 100 计算基准：1 吨氨 计算生产 1 吨氨需要的变化气量： 1000/17）（×22.4/（2×22.56）=2920.31 m3(标)因为在生产过程中物量可能回有消耗，因此变化气量取 2962.5 m3(标)年产 5 万吨合成氨生产能力： 日生产量：50000/330=151.52t/d=6.31t/h 要求出中变炉的变换气干组分中 co％小于 2％ 进中变炉的变换气干组分： 组 分 含量，％ m3(标)合 co2 9.6 474 6 68 9 co 11.42 563.8 h2 55.71 2750.n2 22.56 1113.16.29 3 7.5 o2 0.33 ch4 0.38 18.76 计 100 493 假设入中变炉气体温度为 335 摄氏度，取出炉与入炉的温差为 30 摄氏度，则 出炉温度为 365 摄氏度。进中变炉干气压力 p中 =1.75mpa.2．水汽比的确定： 考虑到是天然气蒸汽转化来的原料气，所以取 h2o/co=3.5 故 v（水）=1973.52m3(标)n(水)=88.1kmol 因此进中变炉的变换气湿组分: 6 组 分 含量％ m(标)koml 3 co2 6.86 474 21.16 co 8.16 563.86 25.172 h2 39.8 2750.68 122.798 n2 16.12 1113.9 49.73 o2 0.24 16.29 0.727 ch4 0.27 18.763 0.838 h 2o 28.56 1973.52 88.1 合计 100 6911.02 308.53 中变炉 co 的实际变换率的求取： 假定湿转化气为 100mol，其中 co 基含量为 8.16％，要求变换气中 co 含量为 2％，故根据变换反应：co+h2o＝h2+co2，则 co 的实际变换率为： x ％= ya ? ya′ ×100=74％ ya(1 + ya′)式中 ya、ya' 分别为原料及变换气中 co 的摩尔分率（湿基）则反应掉的 co 的量为：8.16×74％=6.04 则反应后的各组分的量分别为： h2o％=28.56％-6.04％+0.48％=23％ co％=8.16％-6.04％=2.12％ h2％ =39.8％+6.04％-0.48％=45.36％ co2％=6.86％+6.04％=12.9％ 中变炉出口的平衡常数： k=（h2％×co2％）/（h2o％×co％）=12 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》可知 k=12 时温度为 397℃。中变的平均温距为 397℃-365℃=32℃ 中变的平均温距合理，故取的 h2o/co 可用。3.中变炉一段催化床层的物料衡算 假设 co 在一段催化床层的实际变换率为 60％。因为进中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组 分 含量，％ m(标)koml 3 co2 6.86 474 21.16 co 8.16 563.86 25.172 h2 39.8 2750.68 122.798 n2 16.12 1113.9 49.73 o2 0.24 16.29 0.727 ch4 0.27 18.763 0.838 h 2o 28.56 1973.52 88.1 合计 100 6911.02 308.53 假使 o2 与 h2 完全反应，o2 完全反应掉 故在一段催化床层反应掉的 co 的量为： 7 60％×563.86=338.318m3(标)=15.1koml 出一段催化床层的 co 的量为： 563.86-338.318=225.545 m(标)=10.069koml 故在一段催化床层反应后剩余的 h2 的量为: 2750.68+338.318-2×16.29=3056.41 m(标)=136.447koml 故在一段催化床层反应后剩余的 co2 的量为： 474+338.318=812.318 m3(标)=36.26koml 出中变炉一段催化床层的变换气干组分：

组 分 含量％ m(标)koml 3 3 3 co2 15.54 812.318 36.26 co 43.1 225.545 10.069 h2 58.47 3056.41 136.447 n2 21.13 1113.9 49.73 ch4 0.35 18.76 0.838 合计 100 5226.94 233.35 剩余的 h2o 的量为： 1973.52-338.318+2×16.29=1667.79m3(标)=74.45koml 所以出中变炉一段催化床层的变换气湿组分：

组 分 含量％ m(标)koml 3 co2 11.78 812.318 36.26 co 3.27 225.545 10.069 h2 44.33 3056.41 136.447 n2 16.16 1113.9 49.73 ch4 0.27 18.76 0.838 h 2o 24.19 1667.79 74.45 合计 100 6894.73 307.8 对出中变炉一段催化床层的变换气的温度进行计算： 已知出中变炉一段催化床层的变换气湿组分的含量（％）：

组 分 含量％ m(标)koml 3co2 11.78 812.318 36.26 co 3.27 225.545 10.069 h2 44.33 3056.41 136.447 n2 16.16 1113.9 49.73 ch4 0.27 18.76 0.838 h 2o 24.19 1667.79 74.45 合计 100 6894.73 307.8 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：k=(h2％×co2％)/（h2o％×co％)计算得 k=6.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当 k=6.6 时 t=445℃ 设平均温距为 30℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： 445℃-30℃=415℃ 4．中变炉一段催化床层的热量衡算 以知条件：进中变炉温度：335℃ 8 出变炉一段催化床层的变换气温度为：415℃ 反应放热 q：在变化气中含有 co，h2o，o2，h2 这 4 种物质会发生以下 2 种反应： co +h2o=co2+h2 o2 + 2h2= 2 h2o 这 2 个反应都是放热反应。为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以 p=1atm，t=25℃ 为基准的气体的统一基准焓计算式为： ht=△h 298=cpdt 式 中 ht — — 气 体 在 0（1-1）（1-2）

∫ t 在 tk 的 统 一 基 准 焓，298 kcal/kmol(4.1868kj/kmol)； △h0298 — — 该 气 体 在 25℃ 下 的 标 准 生 成 热，kcal/kmol(4.1868kj/kmol)； t——绝对温度，k； cp — — 气 体 的 等 压 比 热 容，kcal/（kmol.℃）[4.1868kj/（kmol.℃）] 气体等压比热容与温度的关系有以下经验式： cp=a0+a1×t+a2×t2+a3×t3+„„ 式中 a0、a1、a2、a3„„气体的特性常数 将式代入式积分可得统一基准焓的计算通式： ht=a0+a1×t+a2×t2+a3×t3+a4×t4 式中常数 a0、a1、a2、a3、a4 与气体特性常数及标准生成热的关系为： a1=a0, a2=a1/2, a3=a3/4, a4=a3/4 a0=△h0298－298.16a1－298.162×a2－298.163×a3－298.164×a4 采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。△h=（∑ni×hi）始－（∑ni×hi）末 式中△h ——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热，kcal；（4.1868kj）;ni 始态或末态气体的千摩尔数，kmol； 9 hi — 始态温度下或末态温度下； i — 气体的统一基准焓，kcal/kmol，（4.1868kj/kmol）

现将有关气体的计算常数列于下表中 气体统一基准焓（通式）常数表

分子式 o2 h2 h2o n2 co co2 a0 1.90318×10 3 a1 5.80298 3 a2 2.15675×10 –3 a3-7.40499×10 4.8459×10 －7 –7 a4 1.08808×10 –10-2.11244×10-6.0036×10 4 7.20974 7.11092-5.5584×10 1.2932×10 －4-8.18957×10-5.78039×10-7.65632×10-4.14272×10 0.00 －11 －3 1.28506×10 2.03296×10 5.04519×10-1.135×10 －7 －11-1.97673×10-2.83637×10-96377.88867 3 6.45903 6.26627 6.396 5.18164×10 8.98694×10 5.05×10 －3 －4 －7 －11 4 －4 －9 －11 －6 计算 o2 的基准焓： 根据基准焓的计算通式：ht=a0+a1×t+a2×t2+a3×t3+a4×t4 在 415℃时 t=415+273=683k 查表可得变换气的各个组分的基准焓列于下表：

组分 ht（kcal/kmol）ht（kj/kmol）o2 6699.742 28050.412 h2 2724.221 11405.77 h2o-54502.665-228191.759 co-23634.754-98953.987 co2-89956.67833-376630.6208 放热： co +h2o=co2+h2（1）

△h1=(∑hi)始-（∑hi）末 =-376630.6208+11405.77+98953.987+228191.759 =-38079.10484kj/koml q1=15.1×（-38079.10484）=-575121.414kj o2 + 2h2= 2 h2o（2）q2=△h2=（∑ni×hi）始－（∑ni×hi）末=-368924.3632kj 气体共放热： q=q1+q2=575121.414+368924.3632=944045.7772kj 气体吸热 q3： 根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct-2 来计算热容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）查表可得： 10 物质 a b/10 c/10-3 co 28.41 4.1-0.46 h2 27.28 3.26 0.502 h 2o 30 10.71 0.33 co2 44.14 9.04-8.53 n2 27.87 4.27-5 cpm=∑yi*cp=34.06 kj/（kmol.℃）所以气体吸热 q3=34.06*307.8*(415-330)=891111.78kj 假设热损失 q4 根据热量平衡的： q= q3 +q4 q4=52934.965 kj 5．中变炉催化剂平衡曲线 根据 h2o/co=3.5，与公式 xp= v=kpab-cd q= u 2 ? 4wv u=kp（a+b）+（c+d），w=kp-1 其中 a、b、c、d 分别代表 co、co2、co2 及 h2 的起始浓度 t 300 320 340 360 380 t 573 593 613 633 653 xp 0.9012 0.8737 0.8424 0.8074 0.7687 t t xp 420 693 0.6859 440 713 0.6416 460 733 0.5963 u ?q ×100％ 2 aw 400 673 0.7058 中变炉催化剂平衡曲线如下： 11 1 0.8 转化率 xp 0.6 中变炉平衡曲线

0.4 0.2 0 250 300 320 340 360 380 400 420 440 460 温度（℃）

6.最佳温度曲线的计算 由于中变炉选用 c6 型催化剂，最适宜温度曲线由式 te 进行计算。rte e2 1+ ln e 2 ? e1 e1 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》c6 型催化剂的正负反应活化能分别为 e1=10000 千卡/公斤分子，e2=19000 千卡/公斤分子。最适宜温度计算列于下表中： xp t t xp t t xp t t 0.9012 526 253 0.67 638.2 365.2 0.49 702.6 429.6 0.8737 546.8 273.8 0.64 649.4 376.4 0.45 716.6 443.6 0.8424 564.2 291.2 0.61 660.7 387.3 0.8074 581.5 308.5 0.58 671 398 0.7687 598.8 325.8 0.55 681.6 408.6 0.7058 624.5 351.5 0.52 692.6 419.6 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 12 1 0.9 0.8 转化率 xp 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 253 274 291 309 326 352 365 376 387 398 409 420 430 444 最适宜温度线

温度（℃）7．操作线计算 有中变催化剂变换率及热平衡计算结果知： 中变炉人口气体温度 中变炉出口气体温度 中变炉入口 co 变换率 中变炉出口 co 变换率 335℃ 415℃ 0 60% 由此可作出中变炉催化剂反应的操作线如下： 70 60 50 40 30 20 10 0 330 415 温度（℃）

转化率 xp 操作线

8．中间冷淋过程的物料和热量衡算： 此过程采用水来对变换气进行降温。13 以知条件： 变换气的流量：307.8koml 设冷淋水的流量：x kg 变换气的温度：415℃ 冷淋水的进口温度：20℃ 进二段催化床层的温度：353℃ 操作压力：1750kp 热量计算： 冷淋水吸 热 q1： 据 冷淋水的 进口温 度 20℃查《 化工热 力学 》可知 h1 =83.96kj/kg 根据《化工热力学》可知 t/k 600 600 700 700 p/kpa 1600 1800 1600 1800 h/(kj/kg)3693.2 3691.7 3919.7 3918.5 冷淋水要升温到 353℃，所以设在 353℃, 615k,1750kp 时的焓值为 h 对温度进行内查法： 1600kpa 时(626-600)/(h-3693.2)=(700-626)/(3919.7-h)h=3752.09 kj/kg 1800kpa 时(626-600)/(h-3691.7)=(700-626)/(3918.5-h)h=3750.668 kj/kg 对压力用内差法得 353℃，615k，1750kp 时的焓值 h 为：(1750-1600)/(h-3752.09)=(1800-1750)/(3750.668-h)h=3751.0235 kj/kg q1= x(3813.244875-83.96)变换气吸热 q2 根据表 5-1.2 和表 5-1.3 的计算方法得： 物质 co co2 h2 h 2o n2 ch4 14 cp 31 48.2 29.6 37.2 30.7 56.1 所以 cpm= ∑yi*cp =33.92 kj/（kmol.℃）q2=308.53*33.92*(415-353)取热损失为 0.04 q2 根据热量平衡：0.96 q2= x(3751.0235-83.96)x=169.46kg=9.415koml=210.88 m3(标)所以进二段催化床层的变换气组分： 水的量为：210.88+1667.79=1878.67 m(标)组 分 含 量％ m3(标)koml co2 11.432 812.318 36.265 co 3.17 225.545 10.068 h2 43.01 3056.413 136.45 n2 15.68 1113.9 49.73 ch4 0.26 18.76 0.838 h 2o 26.44 1878.67 83.87 合计 100 7105.61 317.2 2 3 9．中变炉二段催化床层的物料衡算： 设中变炉二段催化床层的转化率为 0.74（总转化率）所以在二段 co 的变化量 563.86*0.74=417.26 m3(标)在中变炉二段催化床层的转化的 co 的量为： 225.545-（563.86-417.26）=78.94m3(标)=3.52koml 出中变炉二段催化床层的 co 的量为：225.545-78.94=146.605 m3(标)故在二段催化床层反应后剩余的 co2 的量为： 812.318+78.94= 891.26m3(标)故在二段催化床层反应后剩余的 h2 的量为： 3056.413+78.94= 3135.353m3(标)故在二段催化床层反应后剩余的 h2o 的量为： 1878.67-78.94= 1799.73m3(标)所以出中变炉的湿组分： 组 分 含 量％ m3(标)co2 12.54 891.26 co 2.06 146.605 h2 44.125 3135.353 n2 15.67 4 0.26 18.76 h 2o 25.33 1799.73 合计 100 7105.15 9 koml 39.788 6.545 139.971 49.73 0.838 80.345 6 317.2 2 对出变炉一段催化床层的变换气温度进行估算： 根据：k=（h2％×co2％）/（h2o％×co％）计算得 k=10.6 查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》知当 k=10.6 时 t=409℃ 设平均温距为 48℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： 409℃-44℃=365℃ 10.中变炉二段催化床层的热量衡算： 以知条件：进变炉二段催化床层的变换气温度为：353℃ 出变炉二段催化床层的变换气温度为：365℃ 变换气反应放热 q1: 计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，平均温度为：632k, 计算结果如下： h2 组分 ht（kcal/kmol）2373.4 ht（kj/kmol）9936.95 放热： h2o-54949.05-230060.69（1）=-38553.74846 kj/kg co-24005.565-100506.5 co2-90536.421-379057.89 co +h2o=co2+h2 △h1=（∑hi）始－（∑hi）末 q1=3.52*38553.74846=135580.683 kj/kg 气体吸热 q2： 根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct-2 来计算热 容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 ch4 可用公式 cp=a+b+ct2+dt3 来计算热容： 16 物质 ch4 计算结果： 组分 co cp 28.56 a 17.45 h2 29.25 b 60.46 co2 47.3 h2o 36.78 c 1.17 n2 30.31 d-7.2 ch4 53.72 cpm=∑yi*cp=33.61kj/（kmol.℃）q2=33.61*317.22*（365-353）=12789.1kj 热损失： q3=q1-q2=7641.6 kj 17 第二节

1.已知条件： 进低变炉的湿组分: 组 分 含 量％ 3 m(标)koml co2 12.54 891.26 39.788 co 2.06 146.605 6.545 低变炉的物料与热量计算 h2 44.125 3135.353 139.971 n2 15.67 1113.9 49.73 ch4 0.26 18.76 0.838 h 2o 25.33 1799.73 80.345 合计 100 7105.6 317.2 2 进低变炉的干组分：

组 分 含量％ m(标)koml 3 co2 16.79 891.26 39.788 co 2.76 146.605 6.545 h2 59.09 3135.353 139.971 n2 20.99 1113.9 49.72 ch4 0.35 18.76 0.838 合计 100 5305.91 236.87 2．低变炉的物料衡算： 要将 co％降到 0.2％（湿基）以下，则 co 的实际变换率为： x ％= ya ? ya′ ×100=90.11％ ya(1 + ya′)3 则反应掉的 co 的量为：146.605×90.11％=132.11 m(标)=5.898 koml 出低温变换炉 co 的量：146.605-132.11=14.495 m3(标)=0.64722koml 出低温变换炉 h2 的量： 3135.353+132.11=3267.463 m3(标)=145.869 koml 出低温变换炉 h2o 的量：1799.73-132.11=1667.62 m3(标)=74.45koml 出低温变换炉 co2 的量: 891.26 +132.11=1023.37 m3(标)=45.68koml 出低变炉的湿组分：

组 分 含量％ m(标)koml 3 co2 14.4 1023.37 45.68 co 0.2 14.495 0.64722 h2 45.98 3267.463 145.869 n2 15.68 1113.9 49.72 ch4 0.26 18.76 0.838 h 2o 23.47 1667.62 74.45 合计 100 7105.62 317.22 出低变炉的干组分：

组 分 含量％ m(标)3 co2 18.82 1023.37 co 0.27 14.495 0.64722 h2 60.08 3267.463 n2 20.48 1113.9 ch4 0.35 18.76 合计 100 5437.99 koml 45.68 145.869 49.72 0.838 242.767 对出低变炉的变换气温度进行估算： 18 根据：k=（h2％×co2％）/（h2o％×co％）计算得 k=141.05 查《小合成氨厂工艺与设计手册》知当 k=141.05 时 t=223℃ 设平均温距为 20℃，则出变炉一段催化床层的变换气温度为： t=223-20=203℃ 3．低变炉的热量衡算： 以知条件：进低变炉催化床层的变换气温度为：181℃ 出低变炉催化床层的变换气温度为：203℃ 变换气反应放热 q1: 在 203℃时，t=476k 计算变换气中各组分的生成焓，原理与计算一段床层一样，平均温度为：476k, 计算结果如下： 组分 h2 ht kcal/kmol）1241.516（ht（kj/kmol）5197.977 放热： h2o co co2-56347.304-25178.916-92311.594-2359149.084-105419.084-386490.181（1）=-39958.286 kj/kg co +h2o=co2+h2 △h1=（∑hi）始－（∑hi）末

q1=5.898*39958.286=235687.29 kj/kg 气体吸热 q2： 气体吸热时的平均温度：（181+203）/2=191.5℃，t=464.5k 根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct-2 来计算热 容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 ch4 可用公式 cp=a+b+ct2+dt3 来计算热容： 19 表 5-1.3 物质 ch4 计算结果： 组分 cp co 30.1 h2 29.03 co2 44.39 h 2o 35.13 n2 29.85 ch4 45.05 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d-7.2 cpm=∑yi*cp=32.86kj/（kmol.℃）q2=33.61*317.22*（203-181）=230669.84kj 热损失 q3=q1-q2=235687.29-230669.84=5017.45 kj 4．低变炉催化剂平衡曲线 根据公式 xp= v=kpab-cd q= u 2 ? 4wv u=kp（a+b）+（c+d）w=kp-1 u ?q ×100％ 2 aw 其中 a、b、c、d 分别代表 co、co2、co2 及 h2 的起始浓度 t t xp t t xp 160 433 0.9769 280 553 0.76 180 453 0.9623 200 473 0.9389 220 493 0.9121 240 513 0.8732 260 533 0.8229 低变炉催化剂平衡曲线如下：

1.2 1 转化率 xp 0.8 0.6 0.4 0.2 0 160 180 200 220 240 温度（℃）260 280 低变炉平衡曲线 20 5.最佳温度曲线的计算 由于低变炉选用 b302 型催化剂。查《小合成氨厂工艺技术与设计手册》b302 型催化剂的正反应活化能分别为 e1=43164kj/koml co 变化反应的逆反应活化能 e2 为： e2-e1=r*(-△h)对于 co 变换反应 r=1，则 e2=(-△h)+ e1 △h 为反应热，取其平均温度下的值，即：（181+203）/2=192℃，t=465k co 的反应式为： co +h2o=co2+h2 反应热是温度的函数，不同温度下的反应热可以用以下公式计算： △h=-1000-0.291*t+2.845×10-3*t2-0.97.3×10-3t3 得：△h=-9422.62 kcal/kmol=-39450.653 kj/kmol e2 =39450.653+43164=82614.653 kj/kmol 6．最适宜温度曲线 由式 tm= te 进行计算 rte e2 1+ ln e 2 ? e1 e1 最适宜温度计算列于下表中： xp t t xp t t 0.9769 402 129 0.76 510 237 0.9623 421 148 0.9389 440 167 0.9121 457 184 0.8732 475 201 0.8229 493 220 将以上数据作图即得最适宜温度曲线如下图： 21 1.2 1 转化率 xp 0.8 0.6 0.4 0.2 0 129 148 167 184 201 220 237 温度（℃）最适宜温度曲线 22 第三节．废热锅炉的热量和物料计算

1．已知条件： 进废热锅炉的转化气组份： 组份 ％ m(标)koml 3 co2 7.54 474 co 8.97 h2 43.76 n2 17.72 ch4 0.29 o2 0.26 h2o 21.7 合计 100 563.87 2750.68 1113.9 18.76 16.29 1364.55 6285.75 0.838 0.728 60.917 280.614 21.161 25.173 122.798 49.73 进废热锅炉的温度为：925℃ 出废热锅炉的温度为：335℃ 进出设备的水温：20℃ 出设备的水温：335℃ 进出设备的转化气（湿）：168.3koml 进出设备的水量：x koml 物量在设备里无物量的变化。2.热量计算：（1）入热： 水的带入热 q1 水在 20℃时 cp=33.52 kj/（kmol.℃）q1=x*（20+273）*33.52 =9821.36x 转化气的带入热 q2： 转化气在 925℃时 t=1193k 根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct-2 来计算热容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 23 ch4 可用公式 cp=a+b+ct2+dt3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 ch4 计算结果： 组分 cp co 33.27 h2 31.2 co2 54.33 h2o 42.8 n2 32.96 ch4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d-7.2 cpm=∑yi*cp=36.4kj/（kmol.℃）q2=36.4*280.62*（920+273）=12185577.7kj（2）出热： 转化气的带出热：q3=32.66×280.62×（330+273）=5526711.3kj 转化气在 335℃时 t=608k-2 根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct 来计算热

容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 计算结果： 组分 cp co 30.76 h2 29.38 co2 47.25 h 2o 36.55 n2 30.44 ch4 52.73 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 cpm=∑yi*cp=32.66kj/（kmol.℃）q3=32.66*280.62*（330+273）=5526711.265kj 水的带出热 q4: 水在 335℃，t=603k 时的热容为：cp=36.55 kj/（kmol.℃）q4=x*36.55*（330+273）=22039.65x 热损失 q5: q5=0.04*(q1+ q2)热量平衡： 24 0.96*(q1+ q2)= q3+ q4 0.96（9821.36x +12185577.7）=22039.65x+5526711.265 x=489.365koml 3.水蒸汽的加入： 要使 h2o/co=3.5 还要加入的水量为：（1973.52-1364.55）÷22.4=27.187koml 25 第四节

1.已知条件：

主换热器的物料与热量的计算

进出设备的变换气的量：190.33koml 进出设备的水的量：xkoml 物料的量在设备中无变化。温度： 变换气进设备的温度：365℃ 变换气出设备的温度：250℃ 水进设备的温度： 水出设备的温度： 2.热量计算：（1）入热： 变换气带入热:q1 变换气在 365℃时根据 《物理化学》 co, h2, h2o, co2, n2，知 可用公式： cp=a+b+ct-2 来计算热容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2 20℃ 90℃

n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 ch4 可用公式 cp=a+b+ct2+dt3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 ch4 计算结果： 组分 cp co 33.27 h2 31.2 co2 54.33 h 2o 42.8 n2 32.96 ch4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d-7.2 cpm=∑yi*cp=33.94kj/（kmol.℃）q1=317.22*33.94*（365+273）=6868920.88kj 26 水的带入热 q2: 水在 20℃时 cp=33.52 kj/（kmol.℃）q2=x*(20+273)*33.52=9821.36*x 出热： 变换气在出口温度为 250℃，t=523k 时根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公式：cp=a+b+ct 来计算热容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 h2 h2o co2-2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 ch4 可用公式 cp=a+b+ct2+dt3 来计算热容： 表 5-1.3 物质 ch4 计算结果： 组分 cp co 33.27 h2 31.2 co2 54.33 h 2o 42.8 n2 32.96 ch4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d-7.2 cpm=∑yi*cp=33.14kj/（kmol.℃）q3=33.14*523*317.22=5498069.055kj 水的带出热 q4: 水在 90℃时 cp=34.14 kj/（kmol.℃）q4=x*34.14*(90+273)=12392.82*x 热损失 q5:取 0.04q 根据热量平衡： 0.96*（q1+q2）=q3+q4 x=371.93koml 27 第五节

1.已知条件： 入设备的变换气温度：250℃ 出设备的变换气温度：181℃

调温水加热器的物料与热量计算

进设备的湿变换气的量：190.33koml 变换气带入的热量：q1=3298841.433kj 变换气带出的热 q2： 变换气在 181℃时 t=454k 时根据《物理化学》知 co, h2, h2o, co2, n2，可用公 式：cp=a+b+ct-2 来计算热容。热容的单位为 kj/（kmol.℃）表 5-1.2 物质 a b/10-3 c/10-5 co 28.41 4.1-0.46 2 3 h2 h2o co2 n2 27.87 4.27 27.28 3.26 0.502 30 10.71 0.33 44.14 9.04-8.53 ch4 可用公式 cp=a+b+ct +dt 来计算热容： 表 5-1.3 物质 ch4 计算结果： 组分 cp co 33.27 h2 31.2 co2 54.33 h 2o 42.8 n2 32.96 ch4 78.94 a 17.45 b 60.46 c 1.17 d-7.2 cpm=∑yi*cp=32.62kj/（kmol.℃）q2=190.33*32.62*454=2835274.946kj 设备及管道损失取：0.04q1 变换气放出的热量： q=q1-q2-q3=331612.83kj 28 第二章

1.低温变换炉计算

设备的计算 1.1 已知条件：平均操作压力 0.83mpa.气体进口温度 气体出口温度 气体流量（干）湿气流量 220℃ 6.313×3556.288=22450.85nm /h 6.313×4707.66=29719.45 nm3/h 3 180℃

进低变炉催化剂气体（干）组分 组 分 含 量％ co2 16.79 co 2.76 h2 59.09 n2 20.99 co%=0.27% ch4 0.35 合计 100 低变炉出口干气中 co 含量： 入催化剂蒸汽比 1.2 催化剂用量计算 b302 r=0.2445 型 低 变 催 化 剂 的 宏 观 动 力 学 方 程 为 ：

? 1.0351 × 10 4 ? ?0 ? ? y0.6 co y h 2o y co.3 y h02.8(1r=1822exp ? 2 ? ? rt ? ? yco2 yh 2)ycoyh 2 o 根据低变催化剂的选用原则，故选 b302 型国产低变催化剂，当变换气中 co（干）为 0.27%时，计算得催化剂床层空速为 2120（标）/（m ．h）． 对于 b204 因动力学方程式中催化剂按体积计,计算出的催化剂床层空速 是以体积为单位的“空速”.22450.85 3 = 因此,催化剂理论用量：v 低 2120 = 10.59m 在采用中变串低变的流程中，低变催化剂条件较好，故可以不考虑催化剂备用 系数。1.3 催化剂床层直径计算 设计要求催化剂层总阻力＜690kpa（即 700mmh2o）, 催化剂层阻力降采用式（4-6-16）试算 δp=2.1× 10 ?6 1.9 1 ? e × 3 l r.d 1.1 e p 29 b302 为非球形催化剂，粒度为 5×4.5±0.5，取其平均值为 5×4.25=21.25，即转化为球形粒径，即φ4.6mm，dp=4.6mm=0.0046m 设催化剂床层直径为 2.5m, 则： e=0.378+0.308 dp d = 0.378 + 0.308 × 0.0046 = 0.3786 2.5 1.31 催化剂床层阻力 气体平均分子量 m=14.7 气体在进入低变催化剂层中的重度γ γ= 14.70 =2.968kg/m3 273 + 200 1 22.4 × × 273 8.5 式中：200 为气体的平均温度值 气体质量流量 g= 22450.85 × 14.7 1 × =3001.45kg/(m2.h)3.14 22.4 2 ×(2.5)4 1.3.2 催化剂层高 l= 10.59 =2.16 m π 2 × 2.5 4 8 所以：δp= 2.1 × 10 × 2.968 ×(0.0046)1.5 × 3001.451.9 1.1 ×

? 0.3786(0.3786)3 × 2.16 =396kgf/m2=3.96kpa(396mmh2o)计算结果符合要求δp＜6.90kpa,故取催化剂直径 2.5m 2.中变废热锅炉

取中变废热锅炉入口热水温度为 80℃,假定出口热水温度为 150℃,查饱和 水蒸气表得 150℃时的焓值 ih2o=632.20kj/㎏, ih2o(g)=2750.7 kj/㎏,汽化热 为 2115.5 kj/㎏ 2.1 已知条件: 气体流量及组成(不考虑水蒸气冷凝量)进气流量:6.323×10.16=1326.74kmol/h 出气流量:6.323×10.16=1326.74 kmol/h 30 气体组成: 同中变气体出口组成(略)操作状况: 操作状况 中 变 气 热 水 换热器热负荷: 拟采用单程换热器,并使热气体走管内,冷气体走管间,故以热气体放出热量 为计算热负荷: q=6.313×(q 放-q 损)=6.313×(998423.71-35620)=6080452.43kj/h 2.2 设备直径与列管数量确定: 为使设备结构紧凑,减少热量损失,提高单位面积换热能力,拟采用φ25× 2.5 小列管,单程结构,并使热气体走管内,冷气体走管程.列管数量估算: 管内气体重量流量为: g=14.77×210.16×6.313=19595.95kg/h 为使管内雷诺准数大于 10000，估计重量流速为 25kg/(m2.s),则需要列管 数为：n= 19595.95 = 693(根)∏ 2 25 × × 0.02 × 3600 4 m =14.77 进口温度℃ 430 80 出口温度℃ 280 150 操作压 1.2mpa 蒸汽压

管板直径估算： 采用正六角形排列，取充填系数η=0.9，管间距取 t=19mm.d=1.05t n η

=1.05×30 693 =927.12mm 0.8 设备规格选定： 中变废热锅炉内径取 940mm,列管φ25×2.5，采用正六角形排列，管间距 取 30mm, 管壁与壳壁净距不小于 15mm。共排 13 层（553 根）每个弓形内布 23 孔，扣除拉杆 6 孔得：n=553+6×23-6=685 根 2.3 传热系数计算

管内给热系数计算： 31 管内给热系数按下式计算：α内=0.023 430 + 280 = 355 ℃ 管内气体平均温度 2 cm=2.9356kj/(㎏.k)λ d re0.8pr0.4 按温度 355℃及压力 0.75mpa 压力确定物性参数为： μm=1.2965×10-5pa.s λm=0.1792w/(m.k)所以：re=g.d/μm.f= pr= /λm= 19595.59 × 0.02 × 4 =22666.07 4.666 × 10 ? 2 × 685 × 0.02 2 × 3.14 4.666 × 10 ?2 × 0.701 = 0.2119 0.1543 α内 = 0.1543 × 0.023 × 22666.07 0.8 × 0.2119 0.4 =290.95cal/(m2.h.℃)=338.37 0.02 =338.37w/（m2.k）

管间给热系数计算： 管间装方形挡板 r=0.47m,方形板开口高度取直径的 40%，即 h′=0.376m, 板间距取 0.32m,此时流体横过管束的流道截面积： 25 ? s1=hd(1-d0/t)=0.32×0.94 ?1 ? ? =0.0501m2 ? 30 ? 挡板开口方向截面积：sa= π /180r2cos-1(= π /180×0.472cos-1（0.47 ? 0.376）-（0.47-0.376）× 0.47 r ? h')-(r-h’)(dh’-h’2)0.5 r 0.94 × 0.376 ? 0.376 2 =0.2682m2 开口弓形面积减去列管所占面积：

2 ? ? ? d0 ? ? ? 25 ? ? s2=sa= ?1 ? 0.91? ? ? =0.2682× ?1 ? 0.91? ? ? =0.0987 m 2 ? 30 ? ? ? t ? ? ? ? ? ? ? ? 平均流通截面积：sm= s1 s 2 = 0.0501 × 0.0987 =0.0703 m 2 壳程热水在压力 1.2mpa,温度 t = ch2o=4.249kj/(㎏.℃)80 + 150 =115℃时水的物性参数： 2 μ=24.81×10-5pa.s 32 λ=68.56×10-2w/（m.℃）管间给热系数按下式计算 α 外=λm/de×1.72de0.6(d0g/μ msm)0.6(cm μ m/λm)1/3(μ m/μ w)0.14 式中: d 2 ? nd 02 0.94 2 ? 685 × 0.025 2 de= = =0.0252m d + nd 0 0.94 + 685 × 0.025 d0g/μmsm= 0.025 × 19595.95 =7799.26 89.3506 × 10 ? 2 × 0.0703 d0g/μmsm=(0.014×754.959×8.7771)/(0.06414×0.09992)=14475.08 cm μ m λm = 1.014 × 89.3056 ?2 =1.5388 0.5904 略去流体由于蒸汽的存在而对热水的物性参数如粘度的影响，则： α外=1.72×

0.5904 × 0.0252 0.6 × 7799.26 0.6 × 1.53881 / 3 =1114.65cal/(m2.h.℃)0.025 总传热系数计算 以管外表面计的总传热系数为： k0= 1 1 α外 + r0 + d δd 0 1 d0 + ri 0 + × λd m d i α内 d i 列管平均直径： d m = 0.025 ? 0.02 =0.0224m 0.025 ln 0.02 列管导热系数λ=30cal/(m.h.℃)垢层热阻 r0 = ri =0.003 m 2.h.℃/kcal 所以： k 0 = 1 1 0.002 25 25 1 25 + 0.003 + × + 0.003 × + × 1114.65 30 22.4 20 338.37 20 =87.6kcal/(m 2.h.℃)平均温度差计算： δt m =(430 ? 150)?(280 ? 80)=237.36℃ ln 430 ? 150 280 ? 80 33 换热面积计算：

f0 = q 6080452.43 = =69.96 k?t m 4.18 × 237.36 × 87.6 取备用系数 1.3，则 f′=90.95m 列管长度计算 l= 90.95 =1.70m 685 × 0.025 × ∏

考虑管板、挡板所占长度及定管尺长，实取 l=2.0m 34 主要设备一览表

序号 名称 1 位号 台 型号，规格 数 1 材质：12crmo 操作温度≤450° 操 作 压 力 ≤ 1.74mpa 1 u 型换热器，列管： φ25×2 1 1 工作压力：1.7mpa 工作温度：180℃ 材质：16mnr 操作温度≤260℃ 操 作 压 力 ≤ 1.69mpa 型号：dg25-50× 10 中 温 d203 变 换 炉 中 换 器 淬 器 低 变 炉 变 c202 热 冷 f202 温 d205 换 2 3 4 5 中 变 c201 废 热 锅 炉 1 35 1

年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案篇二

化工设计

课程设计任务书

（年产20万吨天然气合成氨合成段的工艺设计）

塔里木大学 生命科学学院 化学化工系

塔里木大学生命科学学院 二ｏ一二年十二月

年产20万吨天然气合成氨合成段的工艺设计任务书

一、设计项目：年产20万吨天然气合成氨合成段的工艺设计

二、设计规模：20万吨/年，年生产时间：330

三、设计阶段：初步设计

四、设计条件与要求

1、合成塔进口气体组成（v%）

nh3：2.26%

h2：58.79%

n2：19.55% ch4：17.49%

ar：1.91%

2、合成塔出口气体nh3含量：17.8%

3、水冷器出口温度：35℃

4、合成塔操作压力：30.0mpa

五、设计要求和工作量

完成设计报告一份

六、设计主要内容

1、工艺流程设计

2、物料衡算

3、热量衡算

4、主要设备工艺设计与选型化工设计报告

（大体章节要求）摘

要

第一章

前言

第二章

天然气合成氨简介 第三章

合成氨工艺论证 第四章

工艺计算 4.1物料衡算

4.2能量衡算

第五章

主要设备的工艺计算及选型

主要结构参数表 第六章

设计小结 参考文献

七、设计主要参考文献

《化工原理》；《化工产品手册》；《化工工艺设计手册》；《小氮肥厂工艺设计手册》；《氮肥工艺设计手册》；《小合成氨厂工艺技术与设计手册》；《合成氨》；《无机化工生产技术》等

八、设计时间：2012.12.18-2012.12.24

年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案篇三

化工工艺设计 课 程 设 计 年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计 年 级 2013 专 业 化学工程与工艺 学 号 姓 名 指导教师 设计成绩 完成日期 2016 年 月 日 《课程设计》成绩评定栏 评定基元 评审要素 评审内涵 分值 评分 签名栏 设计说明，50% 格式规范 内容完整 格式是否规范 10 评阅教师签名 内容是否完整 10 工艺计算 正确、完整和规范 物料恒算 10 热量衡算 10 设备设计和选型 10 设计图纸，40% 图纸规范 标注清晰 方案流程图 10 评阅教师签名 工艺物料流程图 10 带控制点的工艺流程图 20 平时成绩，10% 上课出勤 上课出勤考核 5 指导教师签名 制图出勤 制图出勤考核 5 合计 100化工工艺设计 课程设计任务书 学 号 学生姓名 专业（班级）设计题目 年产 3.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计 设 计 技 术 参 数 1.生产能力：

35000 吨/年 2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；

液氨100% 3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液 4.生产方法：丙烯氨氧化法 5.丙烯腈损失率：3% 6.设计裕量：6% 7.年操作日：300天 设 计 要 求 1.确定设计方案，并画出流程框图（要求见4（1））；

2.物料衡算，热量衡算

（2）方案流程图（cad或手绘，a3图纸）；

（3）工艺物料流程图（带物料表，cad或手绘，a3图纸）；

（4）制带控制点的工艺流程图（cad或手绘，a3图纸）；

5.编写设计说明书

分子量：53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有特殊气味；

可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂；

与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室内允许浓度为0.002mg/l，在空中的爆炸极限为3.05~17.5%（体积）。因此，在生产、贮存和运输中，必须有严格的安全防护措施。

丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物，和水的共沸点为 71℃，共沸点中丙烯腈的含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈—苯乙烯—水三元共沸混合物。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。

表 1-1 丙烯腈与水的相互溶解度 温度/℃ 水在丙烯腈中的溶解度（质量）/% 丙烯腈在水中的溶解度（质量）/% 0 2.10 7.15 10 2.55 7.17 20 3.08 7.30 30 3.82 7.51 40 4.85 7.90 50 6.15 8.41 60 7.65 9.10 70 9.21 9.90 80 10.95 11.10 表 1-2 丙烯腈的主要物理性质 性质 指标 性质 指标 性质 指标 沸点(101.3kpa)78.5℃ 燃点/℃ 481 蒸汽压/kpa 熔点/℃ —82.0 比热容/-1.k-1 20.92±0.03 8.7℃时 6.67 相对密度(d426)0.0806 蒸发潜热(0~77℃)32.6kj/mol 45.5℃时 33.33 粘度(25℃)0.34 生成热(25℃)151kj/mol 77.3℃时 101.32 折射率(nd25)1.3888 燃烧热 1761kj/mol 临界温度 246℃ 闪点/℃ 0 聚合热(25℃)72 kj/mol 临界压力 3.42mpa 1.1.2 丙烯腈的化学性质及应用 丙烯腈分子中含有双键及氰基（-cn），其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、腈基及氢乙基化等反应。

聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的 c=c 双键上，纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（阻聚剂mehq）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一种或几种发生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。

氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；

丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1，3 丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。

丙烯腈主要用来生产 abs 树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二睛和苯乙烯-己二睛树脂等，目前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求，2000 年进口量超过150kt。

1.2丙烯腈的生产状况

预计到2000年，世界丙烯腈总生产能力将达到585万t，产量及消费量将达到507万t。其中用于腈纶的消费量为275万t，用于abs、as为126万t，其它106万t(见表1-4)。今年台塑公司4月和年末各有10万t/a装置投产、美国solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增加45万t生产能力。2000年是日本旭化成、三菱化学和韩国东西石油化学、泰光产业等公司的定期检修年，这会缓和对新增能力投产的冲击。

表1-3 1999年世界丙烯腈生产能力(万t/a)国家和地区 生产能力 国家和地区 生产能力 美国 164.2 土耳其 9.0 德国 44 巴西 9.0 意大利 19 南非 7.5 荷兰 18.5 印度 3.0 西班牙 11.5 罗马尼亚 8.0 英国 28.0 保加利亚 4.5 墨西哥 16.5 日本 71.8 韩国 37 俄罗斯 24 中国(总计)38.8 中国台湾省 18.0 合计 532.3 表1-4 世界丙烯腈消费结构(万t)年份 1995 1996 1997 1998 2000 生产能力 463 508 533 545 585 产量 415 437 451 469 507 消费量 415 437 451 469 507 腈纶 231 244 251 260 275 abs/as 100 107 110 115 126 其它 84 86 90 94 106 开工率(％)90 86 85 86 87 1.2.2国内生产概况 我国内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，我国丙烯腈工业发展很快，从国外引进技术目前正在运行的生产装置有9套(包括中国台湾省), 总生产能力为58.8万t，加上采用国内技术的生产装置，总生产能力为59.3万t。正在计划建设的生产装置有上海石化公司25万t／a，金陵石化公司6.6万t／a。另外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。到2000年，我国丙烯腈总生产能力可达80多万t，其中中国大陆丙烯腈生产能力可达42万～45万t/a，台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。

这样，我国2000年丙烯腈总生产能力将居世界第二位，而仅次于美国。我国丙烯腈生产能力。见表1-5。

表1-5 我国丙烯腈生产能力(万t/a)生产厂家 生产能力 采用技术 备 注 上海石化股份有限公司 5 bp技术 实际可达到7 大庆石化总厂化工一厂 6 bp技术 大庆油田聚合物厂 6 bp技术 齐鲁石化公司丙烯腈厂 4 bp技术 齐鲁石化公司齐胜化工厂 0.5 国内技术 兰化公司石化厂 3.2 bp技术 抚顺石化公司腈纶厂 5 bp技术 计划扩展7 吉化公司化肥厂 6.6 bp技术 安庆石化公司腈纶厂 5 bp技术 台湾cpdc公司 18 bp技术 合计 59.3 1.3我国丙烯腈发展方向 1.4丙烯氨氧化的原理 1.4.1化学反应 在工业生产条件下,丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应: 与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列主要的副反应。（1）生成乙腈(acn)：

（2）生成氢氰酸(hcn)。（3）生成丙烯醛。(4)生成二氧化碳。 上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。co2、co和h2o可以由丙烯直接氧化得到,也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。除上述副反应外,还有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反应。

1.4.2

（1）mo系催化剂工业上最早使用的是p-mo-bi-o(c-a)催化剂,其代表组成为pbi9mo12o52。的作用是夺取丙烯中的氢,mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一个双功能催化剂。p是助催化剂,起提高催化剂选择性的作用。这种催化剂要求的反应温度较高(460～490℃),丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量的3倍(mol),在反应温度下mo和bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了不足10年就被c-21、c-41等代替。

（2）sb系催化剂sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有sb-u-o、sb-sn-o和sb-fe-o等。初期使用的sb-u-o催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具有放射性,废催化剂处理困难,使用几年后已不采用。sb-fe-o催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号为nb-733a和nb-733b催化剂。据文献报道,催化剂中fe/sb比为1∶1(mol),x光衍射测试表明,催化剂的主体是fesbo4,还有少量的sb2o4。工业运转结果表明,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加v、mo、w等可改善该催化剂的耐还原性。

1.4.3

可简单地用下式表示。

第二部分 生产方案选择 第三部分 工艺流程设计 3.1 丙烯腈工艺流程示意图 3.2小时生产能力 按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量为6%，年产量为3.5万吨计算，则每天每小时产量：

第四部分 物料衡算和热量衡算 4.1反应器的物料衡算和热量衡算 4.1.1计算依据（1）丙烯腈产量 5307.36kg/h，即f=100.03kmol/h（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（c3h6）85%，丙烷（c3h8）15%（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为 c3h6:nh3:o2:h2o=1:1.05:23:3 反应后各产物的单程收率为：

物质 丙烯腈（an）氰化氢（hcn）乙腈（can）丙烯醛（acl）co2 摩尔收率 0.6 0.065 0.07 0.007 0.12（4）操作压力 进口：0.203mpa，出口：0.162mpa（5）反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃ 4.1.2 物料衡算（1）反应器进口原料气中各组分的流量 c3h6: c3h8：

nh3：

o2：

h2o：

n2：

（2）反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈：5307.36kg/h f=100.03kmol/h 乙腈 ：

丙烯醛：

co2：

hcn：

c3h8：

n2：

o2：

c3h6：

nh3：

h2o：

（3）：反应器物料平衡表 流量和组成 组分 反应器进口 反应器出口 kmol/h kg/h %(mol)%(wt)kmol/h kg/h %(mol)%(wt)c3h6 166.72 7002.10 6.18 9.60 23.02 966.98 0.83 1.32 c3h8 29.42 1294.53 1.09 1.78 29.42 1294.53 1.06 1.78 nh3 175.06 2975.95 6.49 4.08 25.01 425.17 0.90 0.58 o2 383.46 12270.59 14.22 16.82 92.20 2950.40 3.31 4.05 n2 1442.54 40391.12 53.48 55.38 1442.54 40391.12 51.79 55.37 h2o 500.16 9002.88 18.54 12.34 961.48 17306.64 34.52 23.73 丙烯腈（an）0 0 0 0 100.03 5307.36 3.59 7.28 乙腈（acn）0 0 0 0 17.51 717.77 0.63 0.98 氰化氢（hcn）0 0 0 0 32.51 877.78 1.17 1.20 丙烯醛（acl）0 0 0 0 1.17 65.53 0.04 0.09 co2 0 0 0 0 60.02 2640.84 2.16 3.62 合计 2697.36 72937.17 100 100 2784.91 72944.12 100 100 4.1.3 热量衡算 查阅相关资料获得各物质各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃的平均定压比热容 物质 c3h6 h2o an hcn acn acl 0~110℃ 1.841 2.05 2.301 0.941 1.046 1.8830~360℃ 2.678 3.013 2.636 1.004 1.088 2.008 1.874 1.640 1.933 1.966 1.130 0~470℃ 2.929 3.347 2.939 1.046 1.109 2.092 2.029 1.724 2.10 2.172 1.213（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 110℃，反应器入口混合气 470℃，浓相段出口混合气 25℃，反应器入口混合气 25℃，浓相段出口混合气 假设如下热力学途径：

各物质25~t℃平均比热容用0~t℃的平均比热容代替，误差不大 因此: 若热损失取 的5%，则需有浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：

浓相段换热装置产生0.405mpa 的饱和蒸汽（饱和温度143℃）143℃饱和蒸汽焓：

143℃饱和水焓：

所以：

（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 以0℃气体为衡算基准 进入稀相段的气体带入热为：

离开稀相段的气体带出热为：

热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：

稀相段换热装置产生0.405 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：

4.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算 4.2.1计算依据(1)入塔空气压力0.263mpa，出塔空气压力0.243mpa(2)空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃(3)饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4)塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下: 组分 an acn 氰醇 acl 水 合计 %（wt）0.005 0.008 0.0005 0.0002 99.986 100(5)塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为: o2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h n2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h h2o：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h 4.2.2物料衡算（1）进塔空气量 查得30℃，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气．因此，进塔空气带入的水蒸气量为：

（2）进塔热水量 气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：

塔顶喷淋液105℃的密度为，因此进塔水的质量流量为：

（3）出塔湿空气量 出塔气体中的 o2、n2、h2o的量与反应器入口气体相同，因而：

o2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h n2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h h2o：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h（4）出塔液量 4.2.3热量衡算（1）空气饱和塔出口气体温度 空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：

根据分压定律，蒸汽的实际分压为：

饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：

查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90℃，因此，须控制出塔气体温度为90℃．才能保证工艺要求的蒸汽量（2）入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃（3）由热衡算求出塔热水温度t 热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水 ①170℃进塔空气带入的热量q1：

170℃蒸汽焓值为2773.3kj/kg，干空气在0~l70℃的平均比热容 ②出塔湿空气带出热量q2 90℃蒸汽焓2660kj/kg，空气比热容取 ③105℃入塔喷淋液带入热量q3 ④求出塔热水温度t 出塔热水带出热量: 热损失按5%者，则 热平衡方程q1+q3=q2+q4+q损 即12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95 解得t=78.11℃ 故，出塔热水温度为78.11℃ 4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算 4.3.1计算依据（1）入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同（2）在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵（3）新鲜硫酸吸收剂的含量为93％(wt)（4）塔底出口液体(即循环液)的组成如下 组分 水 an acn hcn 硫酸 硫酸铵 合计 %（wt）68.53 0.03 0.02 0.016 0.5 30.90 100（5）进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃（6）塔顶压力0.122mpa，塔底压力0.142mpa 图2 氨中和塔局部流程 1—氨中和塔；

2—循环冷却器 4.3.2物料衡算（1）排出的废液量及其组成 进塔气中含有 425.17kg/h的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵 氨和硫酸反应的方程式： 的生成量，即需要连续排出的的流量为：

塔底排出液中,(nh4)2so4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为: 排放的废液中．各组分的量: h2o：

an：

can：

hcn：

h2so4：

(nh4)2so4：

（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的h2so4）的量为：

（3）出塔气体中各组分的量 c3h6：966.98kg/h=23.02kmol/h c3h8: 1294.53kg/h=29.42kmol/h o2：2950.40kg/h=92.20kmol/h n2：40391.12kg/h=1442.54kmol/h an：5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/h acn：717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/h acl：65.53kg/h=1.17kmol/h hcn：877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/h co2：2640.84kg/h=60.02kmol/h h2o：17306.64+1346.45×0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h 4.3.3热量衡算（1）出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为：

ph2o=yh2op=0.298×0.122=0.0364mpa 设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：

入塔喷淋液的硫酸铵含量为：

已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表 含 量 温 度 40 45 50 70 0.02796 0.02756 0.02716 80 0.04252 0.0419 0.04129 90 0.0629 0.06199 0.06109 根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和ph2o的值，内插得到出：

塔气的温度为76.7℃（2）入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7℃，故为70℃（3）塔釜排出液温度 yh2o=0.3452 入塔气水蒸汽分压：ph2o=yh2op=0.3452×0.142=0.049mpa 在釜液(nh4)2so4含量()下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049mpa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.53℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃ 即81℃。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为()，所以釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。

（4）热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 作图3.3的虚线方框列热平衡方程得 图3 氨中和塔的热量衡算 1—氨中和塔；

2—循环冷却器 q1+q3+q4+q5+q6+q8=q2+q7+q9 ①入塔气体带入热 入塔气体带入热量q1=2.53×106kj/h ②出塔气体带出热 各组分在0～76.7℃的平均比热容的值如下 组分 c3h6 c3h8 02 n2 h2o an hcn acn acl co2 1.715 1.966 0.9414 1.046 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921 q2=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×2640.84)×(76.7-0)=87003.38×76.7 =6673159kj/h ③蒸汽在塔内冷凝放热 蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽 =17306.64-13740.06 =3566.58kg/h 蒸汽的冷凝热为2246.6kj/kg q3=3566.58×2246.6=8012678.63kj/h ④有机物冷凝放热 an的冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为 615kj/kg acn的冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为 728kj/kg hcn的冷凝量0.85kg/h，其冷凝热为878.6kj/kg q4=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h ⑤氨中和放热 每生成1mol硫酸铵放热273.8kj ⑥硫酸稀释放热 硫酸的稀释热为749kj/kg q6=0.93×1346.45×749=937896.68kj/h ⑦塔釜排放的废液带出热量 塔釜排放的废液中，h2o与的(nh4)2so4的摩尔比为，查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为 q7=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kj/h ⑧新鲜吸收剂带入热 的比热容为 q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kj/h ⑨循环冷却器热负荷 因操作温度不高，忽略热损失 把有关数据代入热平衡方程有：

解得：

⑩循环冷却器的冷却水用量 设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃ 则冷却水量为：

（5）循环液量 循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，70℃循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为 设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃ 对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中a点)列热平衡方程得：

m×3.368t+9267=(m+192.7)×3.364×70(1)对循环冷却器列热平衡得: m×3.347×81－m×3.368t=6868188.01(2)联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/h4.4换热器物料衡算和热量衡算 换热器 an溶液去精制 an溶液来自水吸收塔 气体来自氨中和塔 气液混合物去水吸收塔 4.4.1计算依据 进口气体76.7℃，组成和流量与氨中和塔出口气相同 出口气体温度40℃，操作压力115.5kpa 4.4.2物料衡算 进口气组成及流量如下 组分 流量 c3h6 23.02kmol/h c3h8 29.42kmol/h o2 92.20kmol/h n2 1442.54kmol/h an 100.02kmol/h acn 17.50kmol/h acl 1.17kmol/h hcn 32.51kmol/h co2 60.02kmol/h h2o 763.34kmol/h 合计 2561.74kmol/h 出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为 设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：

解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h 故，蒸汽的冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h 因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下：

组分 流 量 kmol/h c3h6 c3h8 h2o o2 n2 an acn hcn acl co2 冷凝水 合计 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 640.7 2561.7 4.4.3热量衡算（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热）q1=6673159kj/h（2）蒸汽冷凝放出热 40℃水汽化热为2401.1kj／kg q2=11532.06×2401.1=27689629.27kj/h（3）冷凝液带出热 q3=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kj/h（4）出口气体带出热 出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为：

组分 c3h6 c3h8 o2 n2 h2o an acn hcn acl co2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 q4=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41kj/h（5）热衡算求换热器热负荷平衡方程：q1+q2=q3+q4+q5 代入数据求得：q5=29844316.3kj/h 4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算 4.5.1计算依据 水吸收塔的局部流程（1）入塔气流量和组成与换热器出口相同（2）入塔器温度40℃，压力112kpa；

出塔气温度10℃，压力101kpa（3）入塔吸收液温度5℃（4）出塔an溶液中含an 1.8%（wt）4.5.2物料衡算（1）进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同 进口气量=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h（2）出塔气的组成和量 出塔干气含有：c3h6 23kmol/h =966kg/h c3h8 29.4kmol/h=1293.6kg/h o2 92.2kmol/h=2950.4kg/h n2 1442.5kmol/h=40390kg/h co2 6.7kmol/h=294.8kg/h 10℃水的饱和蒸汽压，总压p=101325pa 出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：

出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h（3）塔顶加入的吸收水量 ①出塔an溶液总量 出塔an溶液中，an为1.8%（wt），an的量为5307.36kg/h，因此，出塔an溶液总量为5307.36/0.018=294853.33kg/h ②塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：

入塔吸收液量=塔底an溶液量+出塔气体总量－入塔气量－凝水量 =294853.33+45894.8－57409.39－11532.06 =271806.68kg/h（4）塔底an溶液的组成和量 an、acn、hcn、acl全部被水吸收，因为塔底an溶液中的an、can、hcn、acl的量与进塔气、液混合物相同，an溶液中的水量按全塔水平衡求出 an溶液中的水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水 =271806.68+763.34×18-351.95 =285194.85kg/h（5）水吸收塔平衡如下: 入塔气 组分 c3h6 c3h8 h2o o2 n2 an acn hcn acl co2 合计 流 量kmol/h 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 1921 含量0.052 0.0091 0.0169 0.0006 1 出塔气 流量 23.0 29.4 18.82 92.2 1442.5 0 0 0 0 60.0 1666（6）检验前面an、acn、acl、hcn全部溶于水的假设的正确性 因系统压力小于1mpa，气相可视为理想气体，an、acn、acl、hcn的量相对于水很小，故溶液为稀溶液．系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为：

或 塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算)查得15℃时acn、hcn、acl和an的亨利系数e值为：

an e=810kpa acl e=444.4kpa acn e=405.3kpa hcn e=1824kpa ①an 塔底ｐan=0.052×112=5.82kpa 从以上计算可看出，溶液未饱和 ②acl ｐacl=0.0006×112=0.0672kpa，溶液未达饱和 ③acn ｐacn=0.0091×112=1.0192kpa，溶液未达饱和 ④hcn ｐhcn=0.0169×112=1.8928kpa 从计算结果可知，在吸收塔的下部，对hcn的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中hcn的含量达到要求 4.5.3 热量衡算（1）入塔气带入热 各组分在0～40℃的平均摩尔热容如下：

组分 c3h6 c3h8 o2 n2 h2o an acn hcn acl co2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 q1=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41 kj/h（2）入塔冷凝水带入热 q2=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kj/h（3）出塔气带出热 q3=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kj/h（4）吸收水带入热 q4=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kj/h（5）出塔an溶液带出热 溶液中各组分的液体摩尔热容如下：

组分 75.3 121.1 107.3 71.55 123.8 q5=（15844.16×75.3+100×121.1+17.5×107.3+32.51×71.55+1.17×123.8）×t =1209523.81t（6）水冷凝放热 水冷凝量=2208.6－351.95=1856.65kg/h 水的冷凝热为2256kj/kg，故q6=4188602.4kj/h（7）an、acn、acl、hcn等气体的溶解放热 溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热 an、acn、acl、hcn的冷凝热数据如下：

组分 an acn acl hcn 610.9 765.7 493.7 937.2 q7=610.9×5307.24+765.7× 717.69+493.7×65.53+937.2×877.72 =4646679.5kj/h（8）热衡算求出塔液温度t 热平衡方程 ：q1+q2+q4+q6+q7=q3+q5 代人数据得 2588466.41+1930005.56+5686195.75+4188602.4+4646679.5=515304+1209523.81t 解得 t=15.32℃ 4.6空气水饱和塔釜液槽 4.6.1计算依据 空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定；

去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定，见本文相关部分计算；

排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的15%考虑；

乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。

4.6.2物料衡算

年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案篇四

化工厂年终工作总结 伴着寒冬的来临，又来到一年的岁末，而这个既有压力又有动力，既有欢乐又有忧愁的2015年，也即将一步一步的走过。在这一年里，无论是公司还是我自己都有特别大的变化，从年初只有总变、锅炉、水处理、蒸汽管网运行，到现在各个装置都已经正常运行；从最初只了解一些理论的知识，到现在经过原始开车积累了一些实际操作的技能。

在这一年里，我们每时每刻都要提到的那就是安全。有句话说的好“安全第一，其他的都是零”。安全就像财富一样，只有前面的一存在，后面的零才越多越好，才会为社会创造更多的利益；才会为公司创造更多的效益；才会实现自己真正的价值。这样才会给自己的一生创造更多的财富。安全，无论到任何时候都是一个永恒的话题，无论是在上班中我们所处的化工厂中，还是在下班以后的生活中，安全必须是我们永远都不要忘记的。在工作中，安全的操作则会给公司带来更多的效益，给自己带来更好的机会，给同事带去更多的信任，给家人带去更少的担心。在生活中，更要做到保护自己、家人和身边的人的安全，这样社会才会更快更好的持续的发展下去。

年初的一月到三月，是我们开车前的准备阶段，虽然当时的天气真的是很冷，但是作为**的员工，我们会去战胜它。这两个月我们基本都是在作气密，每天我们都在现场检查每条管线与管线连接处、管线与设备连接处是否有泄露，一旦发现有泄露，及时保运的人员去处理，由于每个装置都在作气密，所以我们也会参与进来一起处理漏点，这样增加了工作效率，尽快的完成气密任务，为装置开车做好准备。在气密过程中，让我学到了以前都想不到的问题，也积累了很多的经验，也成长了自己。另外还有一项很大的任务那就是氨罐的引氨工作，在氨罐已经做好万全的准备之后，我们就开始向氨罐引氨。刚开始我们还是有些畏惧，但是经过领导的点拨和指导，我们都能独立的完成这个任务。引氨之后，那就是冷氨泵的试泵工作，从冷入口管线、冷泵、试泵一系列的工作都顺利完成，并且都能独立操作让领导放心。

进入了四月份，就是**公司今年一个最重大的任务，那就是装置的原始开车。在冷冻回路气密、氮气置换完成之后，就到了冷冻回路的引氨工作，从冷氨泵的冷泵、启泵，到氨加热器调整蒸汽从而调整引氨温度，都顺利的完成。然后就到了冷冻回路建立液位，气氨置换工作，为氨压机的顺利试车做好准备。随着各项准备工作都已完成就到了气化炉点火投料的阶段，再到变换、甲醇洗、液氮洗、合成回路的引气工作，都有条不紊的进行着。在合成回路引气的时候，合成岗位就面临一个很大的任务，那就是合成塔催化剂的升温还原工作。

在合成塔催化剂的升温还原中，我每天都在学习着，记录着，不错过每一个升温阶段所表现出来的现象，也是让自己学到更多的知识和技能。另外在合成塔催化剂升温还原中还有厂家的在旁边指导，每天按着厂家的要求去做，同时在升温的过程中也积累了一点经验，然后自己尝试着去调整，最终都能独立的完成这个升温还原的任务，见证合成塔产氨的全部过程，然后一起去见证**公司顺利出尿素的过程。

在接下来的两三个月中，我们每天都在细致的去调整工艺参数，保证装置的稳定运行。到了九月份，公司就当时的情况准备了一次小修，消除装置运行中的一些隐患。在小修过程中，我们分成小组，每个小组去跟踪几个小修的任务，尽量用最短的时间来完成这次小修的任务，各个装置又顺利的开车成功，进入稳定运行状态。

在十一月份到现在，各个装置在公司领导和每一位员工的共同努力下，完成装置原始开车后的第一个50天长周期联运。在这个过程中，我们经历了严冷的寒冬、空压机的轴瓦温度偏高、气化炉的压差等等问题，每一位领导和员工都顶着压力完成长周期联运。这个长周期联运离不开公司领导的大力支持，也离不开每一位员工在寒冷的冬天认真的巡检，将各种隐患消灭在萌芽中，保证装置安稳长满优运行。

在这一年的时间里，我也存在很多的不足之处。比如学习不够积极主动、不爱利用下班的时间去学习、有的时候不去深挖问题得原由等等。所以我要积极主动的拿出下班的时间来学习，储备更多的理论知识和提升自己的操作技能。

2016年，在装置都稳定运行的前提下，我们更要注意现场高温高压、易燃易爆、有毒有害物质，所以我们要把安全放在第一位，不要让安全事故发生在我们身边，做到“在岗一分钟，安全六十秒”、“重视一伸手，防止误操作”。另外我更要一步一个脚印的去学习其他岗位的操作，掌握更多的操作技能，积累更多的操作经验，同时也应该多储备一下自己的理论知识，为公司装置的稳定运行贡献自己的一份力量，从而使自己得到成长。

年产30万吨合成氨生产工艺设计 50万吨合成氨工艺设计方案篇五

摘要

氨是重要的无机化工产品之一，合成氨工业在国民经济中占有重要地位。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。合成氨是大宗化工产品之一，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。

我国合成氨装置很多，但合成氨装置的控制水平都比较低，大部分厂家还停留在半自动化水平，靠人工控制的也不少，普遍存在的问题是：能耗大、成本高、流程长，自动控制水平低。这种生产状况下生产的产品成本高，市场竞争力差，因此大部分化肥行业处于低利润甚至处于亏损状态。为了改变这种状态，除了改变比较落后的工艺流程外，实现装置生产过程优化控制是行之有效的方法。合成氨生产装置是我国化肥生产的基础，提高整个合成氨生产装置的自动化控制水平，对目前我国化肥行业状况，只有进一步稳定生产降低能耗，才能降低成本，增加效益。而实现合成氨装置的优化是投资少、见效快的有效措施之一。合成氨装置优化控制的意义是提高整个合成氨装置的自动化水平，在现有工艺条件下，发挥优化控制的优势，使整个生产长期运行在最佳状态下，同时，优化系统的应用还能节约原材料消耗，降低能源消耗，提高产品的合格率，增强产品的市场竞争能力。

关键字 合成氨 农业 化学肥料 意义

目录

摘要.............................................................................................................................1 正文.................................................................................................................................3 一.前言............................................................................................................................3 1.1 物理性质：.........................................................................................................3 1.2化学性质.............................................................................................................3 二.合成氨工业产品的用途................................................................................................3 2.1氨气用途：..........................................................................................................3 2.2氨水用途.............................................................................................................3 三.合成氨的生产工艺.......................................................................................................4 ３．１原料气制备.....................................................................................................4 ３．１．１ 一氧化碳变换过程..........................................................................4 ３．１．２脱硫脱碳过程...................................................................................4 ３．１．３气体精制过程...................................................................................5 ３．１．４氨合成..............................................................................................5 ３．２合成氨的催化机理..........................................................................................5 ３．３催化剂的中毒.................................................................................................6 四．影响合成氨的因素：.................................................................................................6 ４.１温度对氨合成反应的影响..................................................................................6 ４.２压力对氨合成反应的影响..................................................................................7 ４.３空速对氨合成反应的影响..................................................................................7 ４.４氢氮比对氨合成反应的影响.............................................................................7 五．研究现状...................................................................................................................8 六.发展趋势.....................................................................................................................8 七.研究合成氨的意义:......................................................................................................9 ７.１、施用化肥之必然.............................................................................................9 ７.２.使用化肥的作用...............................................................................................9 ７．２．１提高粮食产量...................................................................................9 ７．２．２提高土壤肥力.................................................................................10 ７．２．３发挥良种潜力.................................................................................10 ７．２．４补偿耕地不足..................................................................................11 ７．２．５增加有机肥量..................................................................................11 ７．２．６发展绿色资源..................................................................................11 ７．３、化肥与生物能增值......................................................................................11 致谢...............................................................................................................................13 参考文献........................................................................................................................14

正文

一.前言

1.1 物理性质：

无色气体,有刺激性恶臭味。分子式nh3。分子量17.03。相对密度0.7714g/l。熔点-77.7℃。沸点-33.35℃。自燃点651.11℃。蒸气密度0.6。蒸气压1013.08kpa(25.7℃)。1.2化学性质

蒸气与空气混合物爆炸极限16～25%(最易引燃浓度17%)。

氨在20℃水中溶解度34%,25℃时,在无水乙醇中溶解度10%,在甲醇中溶解度16%,溶于氯仿、乙醚,它是许多元素和化合物的良好溶剂。

水溶液呈碱性,0.1n水溶液ph值为11.1。液态氨将侵蚀某些塑料制品,橡胶和涂层。

遇热、明火,难以点燃而危险性较低;但氨和空气混合物达到上述浓度范围遇明火会燃烧和爆炸,如有油类或其它可燃性物质存在,则危险性更高。

与硫酸或其它强无机酸反应放热,混合物可达到沸腾。

不能与下列物质共存:乙醛、丙烯醛、硼、卤素、环氧乙烷、次氯酸、硝酸、汞、氯化银、硫、锑、双氧水等。

二.合成氨工业产品的用途

2.1氨气用途：

a：工业上用氨气来通过氧化制造硝酸，而硝酸是重要的化工原料。b：制造化肥。2.2氨水用途：

a.氨水是实验室重要的试剂

b.军事上作为一种碱性消毒剂，用于消毒沙林类毒剂。常用的是10%浓度的稀氨水（密度0.960），冬季使用浓度则为20%。c.无机工业用于制选各种铁盐。

d.毛纺、丝绸、印染等工业用于洗涤羊毛、呢绒、坯布，溶解和调整酸碱度，并作为助染剂等。

e.有机工业用作胺化剂，生产热固性酚醛树脂的催化剂。

f.医药上用稀氨水对呼吸和循环起反射性刺激，医治晕倒和昏厥，并作皮肤刺激药和消毒药。

g.也用作洗涤剂、中和剂、生物碱浸出剂。还用于制药工业，纱罩业，晒图等。

三.合成氨的生产工艺

３．１原料气制备

将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

净化，对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。

３．１．１ 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有co，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是h2和n2，因此需要除去合成气中的co。变换反应如下：

co+h2oh→2+co2 =-41.2kj/mol 0298hδ

由于co变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余co含量。第一步是高温变换，使大部分co转变为co2和h2；第二步是低温变换，将co含量降至0.3%左右。因此，co变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

３．１．２脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗(rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(selexol)等。粗原料气经co变换以后，变换气中除h2外，还有co2、co和ch4等组分，其中以co2含量最多。co2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中co2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除co2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化mdea法，mea法等。

３．１．３气体精制过程

经co变换和co2脱除后的原料气中尚含有少量残余的co和co2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定co和co2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量co，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量co、co2与h2反应生成ch4和h2o的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(co+co2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分h2，并且增加了惰性气体ch4的含量。甲烷化反应如下： co+3h2→ch4+h2o =-206.2kj/mol 0298hδ co2+4h2→ch4+2h2o =-165.1kj/mol 0298hδ

３．１．４氨合成

将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下： n2+3h2→2nh3(g)=-92.4kj/mol ３．２合成氨的催化机理

热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成—nh、—nh2和nh3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为： xfe + n2→fexn fexn +〔h〕吸→fexnh fexnh +〔h〕吸→fexnh2 fexnh2 ＋〔h〕吸fexnh3xfe+nh3 在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kj/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kj/mol～167 kj/mol，第二阶段的反应活化能为13 kj/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。

３．３催化剂的中毒

催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。

催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，o2、co、co2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含p、s、as的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。

四．影响合成氨的因素：

４.１温度对氨合成反应的影响

氨合成反应是一个可逆放热反应。当反应温度升高时，平衡向着氨的分解方向移动；温度降低反应向着氨的生成方向移动。因此，从平衡观点来看，要使氨的平衡产率高，应该采取较低的反应温度。

但是从化学反应速度的观点来看，提高温度总能使反应的速度加快，这是因为温度升高分子的运动加快，分子间碰撞的机率增加，同时又使化合时分子克服

[1]阻力的能力加大，从而增加分子有效结合的机率。

总之，温度低时，反应有利于向合成氨的方向进行，但是氨合成的反应速度较低；提高温度不利于向氨的合成方向移动，但反应速度可以增加。在实际生产中反应温度的选择主要决定于氨合成催化剂的性能。４.２压力对氨合成反应的影响

氨的合成反应是一个分子的氮与三个分子的氢结合生成两个分子的氨，即氨合成反应是分子数目减少、体积缩小的反应，提高压力，可使反应向着生成氨的方向进行。对于氨合成反应来说，提高压力就是提高反应气体的浓度，从而增加反应分子间碰撞的机会，加快了反应的速率。

总之，增加压力对氨的合成反应是有利的，既能增大平衡转化率，又能加快反应速率。但压力也不宜过高，否则，不仅增加动力的消耗，而且对设备和材料的要求也较高。根据我国具体情况，目前在小型合成氨厂，设计压力一般为31.4mpa[2]。

４.３空速对氨合成反应的影响

气体与催化剂接触时间的长短，通常用空速来表示。它的物理意义是：在标准状况下，单位时间内在1m3的催化剂上所通过的气体体积。其单位为m3(标)气体/（m3催化剂·h）,或简写为h-1。在一定的合成条件下，空速增加，气体与催化剂接触时间减少，出合成塔气体氨含量降低。

例如：在29.4mpa、475℃下反应，空速由10000h-1增加到20000h-

1、40000h-1,出塔气体氨含量由25%降至21.5%、16.2%。这看来对生产不利，但由于空速的提高，单位时间内通过催化剂的气体增加，则氨的实际产量增加。在一定条件下，空速由10000h-1 增加到20000h-

1、30000h-

1、40000h-1，催化剂生产能力由1950kgnh3/(h·m3)增加到3340、4280、5040 kgnh3/(h·m3)。

由此看出，增加空间速度可以提高氨的产量。但由于空间速度的增加，每生产一吨氨所需的循环气量，输送气体所需克服的阻力等都要增大，因而消耗的能量也随之加大。尤其是空间速度过大，从合成塔出来的气体带出的热量增多，会使催化剂床层的温度难以控制，并使循环气中氨不易冷凝。在小型合成氨中，一般将空速控制在15000-25000 h-1。４.４氢氮比对氨合成反应的影响

一个根据平衡移动原理，如果改变平衡体系的浓度，平衡就向减弱这个改变的方向移动[3]。氨合成反应的进行，是按h2/n2=3：1的比例消耗的，因此提高氢气、氮气的分压，维持h2/n2=3：1可以提高平衡氨含量。从氨合成反应速度可知，在非平衡的状态下，适当增加氮的分压对催化剂吸附氮的速度有利，因为氮的活性吸附是氨合成反应过程的控制步骤。在一般的生产条件下，氨产率只能达到平衡值的50%～70%，因此，在生产中应适当提高氮的比例，一般控制循环气中氢氮比在2.2～2.8之间较为适宜。

五．研究现状

解放前中国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而2009年达到7021.9万吨，成为世界上产量最高的国家。中国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。中国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。

化学模拟生物固氮的重要研究课题之一，是固氮酶活性中心结构的研究。固氮酶由铁蛋白和钼铁蛋白这两种含过渡金属的蛋白质组合而成[4]。铁蛋白主要起着电子传递输送的作用，而含二个钼原子和二三十个铁和硫原子的钼铁蛋白是络合n2或其他反应物（底物）分子，并进行反应的活性中心所在之处。关于活性中心的结构有多种看法，目前尚无定论。从各种底物结合物活化和还原加氢试验来看，含双钼核的活性中心较为合理。中国有两个研究组于1973—1974年间，不约而同地提出了含钼铁的三核、四核活性中心模型，能较好地解释固氮酶的一系列性能，但其结构细节还有待根据新的实验结果精确化。

国际上有关的研究成果认为，温和条件下的固氮作用一般包含以下三个环节：

①络合过程。它是用某些过渡金属的有机络合物去络合n2，使它的化学键削弱；

②还原过程。它是用化学还原剂或其他还原方法输送电子给被络合的n2，来拆开n2中的n—n键；

③加氢过程。它是提供h+来和负价的n结合，生成nh3。

化学模拟生物固氮工作的一个主要困难是，n2络合了但基本上没有活化，或络合活化了，但活化得很不够。所以，稳定的双氮基络合物一般在温和条件下通过化学还原剂的作用只能析出n2，从不稳定的双氮络合物还原制出的nh3的量相当微少。因此迫切需要从理论上深入分析，以便找出突破的途径。

固氮酶的生物化学和化学模拟工作已取得一定的进展，这必将有力地推动络合催化的研究，特别是对寻找催化效率高的合成氨催化剂，将是一个有力的促进。

六.发展趋势

①原料路线的变化方向。从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后,从煤制氨路线重新受到重视,但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故,预计到20世纪末,世界大多数合成氨厂仍将以气体 燃料为主要原料。②节能和降耗。合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等。现在已提出以天然气为原料的节能型合成氨新流程多种，每吨液氨的设计能耗可降低到约29.3gj。③与其他产品联合生产。合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产品，则可以简化流程、减少能耗、降低成本。中国开发的用氨水脱除二氧化碳直接制碳酸氢铵新工艺，以及中国、意大利等国开发的变换气气提法联合生产尿素工艺，都有明显的优点。

七.研究合成氨的意义:

７.１、施用化肥之必然

生产和使用化肥，是农业生产和科学研究发展到一定阶段的必然产物。农业生产的不同历史阶段，有不同的主要肥源。20世纪初，由于大规模合成氨方法的问世，化肥工业获得迅速发展，并已成为发达国家传统的工业基础之一。当今一座年产30万吨合成氨或50万吨尿素的化肥厂，一年能生产的氮素，大约相当于种植80万公顷豆科绿肥或饲养3000万头猪的猪厩肥所能提供的氮素。更为重要的是，化肥作为一种新肥源，突破了农业（废）副产品还田和农业物质自然（有机）循环的局限。它可以完全不依赖于土地及作物本身，不受气候和其他自然条件的影响，采用现代工业生产的方法，大量提供作物必需的养分，从而在现代农业中大放异彩。农业发展的统计结果认为，粮食产量主要与这些化学指数（单位面积n+p2o5+k2o施用量）呈密切相关。人口密度高的国家，化学化发展越快，化学化指数越高。-这已为一个多世纪来不同国家的农业现代化实践所证明，那些耕地潜力有限的国家，如西欧各国和日本，农业现代都从增施化肥起步。即在一个时期内，主要以化肥形式对农业增加投入，以提高作物单产为首要目标，进而实现农业机械化。从20世纪70年代以后，发展中国家如中国、印度和一些亚洲国家，其化肥使用水平提高很快，这也是其农业生产快速发展的主要原因。

７.２.使用化肥的作用

７．２．１提高粮食产量

据联合国粮食组织（fao）统计，在1950-1970的20年中，世界粮食总产增加近1倍，其中因谷物播种面积增加10600万公顷，所增加的产量占22％；由于单位面积产量提高所增加的产量占78％。而在各项增产因素中，西方及日本科学家一致认为，增加化肥要起到40％-65％的作用。据全国化肥试验网1981-1983年在29个省（区）18种作物上完成的6000个田间试验结果，其中对粮食作物（水稻、小麦、玉米），每千克化肥养分平均可增产粮食9.4kg（每千克n、p2o5和k2o分别增产10.8、7.3和3.4kg，其投入比例为1：0.4：0.1（加数平均）。进入20世纪90年后，由于化肥平均施用量的提高和肥效报酬递减等原因，氮、磷养分的增产作用有所降低，钾素养分的增产效果有所提高。按1986-1995年部分试验资料统计，平均肥效降低约20％，即每千克化肥养分平均可增产粮食7.5kg。这与鲁如坤（1998）据fao在世界不同地区的试验结果相似。由于近半个世纪以来，在世界不同地区不同作物上的肥效试验结果颇为一致，故世界各国对化肥增产作用的评价也基本相同。大致而言，化肥在粮食增产中的作用，包括当季肥效和后效，可占到50％左右。据张世贤统计（1996），我国从1952-1995年，粮食产量与化肥投入量同步增长，密切相关。20世纪末，我国年生产粮食约5亿吨，年投入化肥约4200万吨。化肥中如按75％投放于粮食作物，并按我国近期千克化肥养分平均增产粮食7.5kg计，则由化肥增产的粮食每年为2.363亿吨，占年粮食总产的47.3％。

７．２．２提高土壤肥力

国内外10年以上的长期肥效试验结果证明，连续的、系统的施用化肥都将对土壤肥力产生积极的影响。什么是土壤肥力？笔者认为，土壤肥力可以明确地认为就是“土壤生产力”。威廉斯对土壤肥力基本描述“土壤能同时地，最大限度地满足作物对水分和养分需求的能力。”化肥如何影响土壤肥力？每年每季投入农田的化肥，一方面直接提高土壤的供肥水平。供应作物的养分；另一方面，在当季作物收获后，将有相当比例养分残留于土壤（n约30％，p约70％，k约40％），尽管其残留部分（如n）可能会经由不同途径继续损失，但其大部分仍留在土壤中，或被土壤吸持，或参与土壤有机质和微生物体的组成，进而均可被第2季、第2年以及往后种植的作物持续利用。这就是易被人们忽视的化肥后效。连续多年合理施用化肥，土壤有效养分持续增加，作物单产不断提高的一个重要证据，对一个地区不同阶段的同一种作物，在当季不施肥条件下，其单产呈现不断增加的趋势。这是土壤肥力（土壤生产力）持续提高的标志。可以认为，所谓培肥土壤或提高土壤肥力，说到底是提高土壤在无肥条件下的生产力，而连续和系统的施用化肥和有机肥，则是提高土壤肥力或生产力的最有效的方式。正确认识化肥对土壤肥力的影响的一个核心问题，就是化肥是否会单向消耗土壤有机质，使土壤有机质含量不断下降甚至消耗殆尽？土壤有机质是由土壤生产的有机物，以不同方式（根茬、秸秆或有机废弃物等）残留和归还土壤并长期积累的。作物产量越高，单位面积收获的农产品越多，自然残留和归还土壤的有机物也越多。当化肥施入土后被土壤微生物利用可转化为微生物体，也可直接参与土壤中有机物的降解和有机中间产物的再合成（如形成腐殖物质），也都能增加土壤有机质含量和促进有机物的代谢更新。另一方面，以多种方式施用和归还农田的有机废弃物（秸秆、有机肥等）也是补偿和增加土壤有机质的重要途径。增施化肥恰恰是通过作物生产以提高有机物的生产总量，增加根茬留量和有机物还田量的最基本手段。国外连续数十年至百年的长期试验结果表明，在化肥区的作物产量略高于有机肥区，无肥区产量仅为化肥或有机肥区35％-40％的水平，连续施用npk的化肥区，其保持的土壤有机碳含量虽比有机肥区明显为少，但仍比无肥区高。英国、前苏联、丹麦、日本等7国平均经连续47年的长期试验结果为：无肥区、化肥区和有机肥区土壤有机碳的含量为1.12％（100％）；1.27％（114％）和1.75（156％）。由中国农科院土肥所主持，在我国不同轮作区完成的连续10年的肥效定位试验，获得相似结果。

７．２．３发挥良种潜力

现代作物育种的一个基本目标是培育能吸收和利用更多肥料养分的作物新种，以增加产量，改善品质。因此，高产品种可以认为是对肥料具有高效益的品种。例如，以德国和印度各自的小麦良种与地方种相比，每100kg产量所吸收的养分量基本相同，但良种的单位面积养分吸收量是地方种的2.0-2.8倍，单产是地方种的2.14-2.73倍。小麦育种专家 g一再强调，肥料对于以品种改良为突破口的“绿色革命”具有决定性意义。我国杂交稻的推广也与肥料投入量密切相关。据湖南农科院土肥所报告（1980），常规种晚稻随施肥量增加其单产增加不明显，而杂交晚稻（威优6号）则随施肥杂交晚稻较常规晚稻多吸收n21-54kg，p2o51.5-15kg、k2o19.5-67.5kg。因此，肥料投入水平成为良种良法栽培的一项核心措施。

７．２．４补偿耕地不足

对农业增施化肥，实质上与扩大耕地面积的效果相似。例如，按我国近几年化肥平均肥效，每吨养分增产粮食7.5t计，若每公顷耕地的平均粮食单产也是7.5t，则每增施化肥养分1t，即相当于扩大耕地面积1hm2。因此，那些人多地少的国家，无一不是借助增加投肥量一谋求提高作物单产，弥补其耕地的不足。日本、荷兰通过增加化肥投入量，使其耕地面积相对增加60-227％。

７．２．５增加有机肥量

化肥投入量的增加，与作物产量的提高和畜牧业的发展有关。统计表明，德国从1850-1965年的115年间，化肥从无到有，直至平均使用量增至300kg/hm2,随着粮食产量和畜牧业发展，施用于农田的有机肥也从1.8-2.0t/hm2增加到8-9t/hm2，增长达4.5倍。我国从1965-1990年，投入农田的化肥量增加14.7倍，有机肥实际投入量则增加1倍，而以秸秆和根茬等形式增加的有机质总量则更多。由此可见，农牧产品的生物循环必然将相当数量的化肥养分保存在有机肥中。有机肥成为化肥养分能不断再利用的载体。因此，充分利用有机肥源，不仅可发挥有机肥的多种肥田作用，也是充分发挥化肥作用，使化肥养分持续再利用的重要途径。

７．２．６发展绿色资源

化肥作为一种基本肥源，是发展经济作物、森林和草原等绿色资源的重要物质基础。据统计，我国在较充足的施用化肥，实现连年粮食丰收，人民温饱的条件下，经济作物也获得大幅度发展。1995年前的10年中，糖料、油料、橡胶、茶叶等作物增加50％-80％，瓜，菜增150％-170％，水果增加250％，极大地丰富了我国城乡市场和增进了农产品的出口能力。粮食和多种农副产品的丰足，也促进了退耕还林、还草的大面积实施和城乡的大规模绿化，为在宏观上治理水土流失，保护和改善生态环境提供了可靠的基础。我国有1.42亿公顷森林（fao，1990）长期在雨养的自然条件下生长，如能有重点地施用肥料（尤其对那些次生林），即可加速成材和扩展覆盖率；我国有3.18亿公顷草原（fao，1990），长期缺水少肥，载蓄率极低，有的每公顷年产肉量不到15kg，如能对有一定水源的草原适量施肥，可较快地提高生草量和载蓄率。一些发达国家，因其有相当数量化肥用于林业和草地，用于发展多种经济作物和实施城乡大规模绿化。使其农牧产品丰富，而且因其能充分开发和利用绿色资源而使其能保持优美的生态环境。

７．３、化肥与生物能增值

农作物生产的本质，就是利用绿色植物所含叶绿素的光合作用，将太阳能转化为作物贮藏的物能，进而将贮藏生物能的农产品供人类和动物利用。由于适量施用化肥，作物生长旺盛，叶面积扩展快，叶绿素含量高，单位时间内光合作用产物和转化贮藏的太阳能就多。随着化肥施用，作物产量及贮藏的生物能也将不断增值。据笔者计算，1964-1975年11年间，上海郊区化肥施用量（n）从115kg/hm2增加到287kg/hm2，相应的粮食产量由7.2t/hm2提高到10.1t/hm2，秸秆也随之增加，而每公顷农田收获得生物能总量也由278.8gj（100％）提高到300.6gj（140％）。美国20世纪70年代以玉米计算的资料表明，每投入4.1868kj化学形式的矿物能，可从玉米籽粒中回收6-8倍即25.4-33.5kj的生物能，其能量的投入产出比为1：6-8。如果计算化肥的连续后效，化肥增值生物能的效益将更高。由此可见，平衡和合理地施用化肥，实质上是一种利用矿物能以转化和增值生物能的有效手段，是发展现代农业的基本途径。因此，不同的肥源发展阶段，具有不同的农业物质与能量的循环方式，具有不断发展的循环量。很明显，在有机农业阶段，作物的单产主要受制于耕地土壤的自然肥力和有机物和还田量。因而，每年粪肥、绿肥等有机肥的使用量就是特别重要。当有机肥量不足时，只能采用轮休或轮作豆科植物，赖以恢复和保持地力。而当发展到无机-有机农业阶段，随着化肥投入农田量的增加，有机肥供肥（养分）作物将不断为化肥所代替，作物产量不断提高，农业物质循环量迅速增大，直至相对稳定在较高的循环量水平，即在一定的作物品种、气候及水利等生产条件下能达到的较高水平。无机-有机物质及其中能量的不断循环，也使化肥和有机肥的作用得到统一。这两种肥料都须通过土壤而为作物利用，都能促进作物增产，并随物质和能量的循环，相互发生形态的转化。前一年施入的化肥，增产了粮食（籽粒和秸秆），通过人和畜禽的利用，产生的有机废弃物（粪便、垫料等），将有相当部分变成下一年的有机肥。因此，施用化肥既是当季作物的直接肥源和增产手段，又可为下一季作物增加有机肥源。这也是我国农民通俗的称之为“无机”换“有机”的途径，或另一种形式的“肥（化肥）多粮多——粮多猪多——猪多肥（有机肥）多”的良性循环。由此可见，有机肥和化肥虽然形态不一，各具特点，但都是农业物质和能量循环中两种本肥料形态。在循环过程中对立而统一，殊途而同归，共同促进农作物的持续增产和土壤的不断提高。总之，化肥与世界上任何其他事物一样，也决不是完美无缺的。它同样具有值得人们充分重视的另一个侧面。大量连续地施用化肥，特别是在不平衡与不合理施用的状况下，化肥的一些负面影响或副作用，会日益显现出来。如对水体的富营养化，增加环境中硝态氮含量；对某些土壤物理性质（如结构性）的影响；对若干蔬菜、水果的口感质影响等，都是现实存在地问题。由此需要促进人们对平衡施肥概念的认识和发展，对有废弃物再循环和还田的高度重视，以及力求全面提高化肥在经济、社会和生态方面的综合效益。

致谢

参考文献

[1] 姜圣阶主编.《合成氨工艺学》第二卷，石油化学工业出版社，1996 [2] 赵玉祥.《合成氨工艺》.北京.化学工业出版社，1985 [3] 郭凯、唐小恒、周绪美编，《合成氨反应机理》，化学工业出版社，2005 [4] 陈华癸．土壤微生物学．北京：高等教育出版社，1997