ChSTU repository

МІНІСТЕРСТВО ОСВІТИ І НАУКИ УКРАЇНИ 
ЧЕРКАСЬКИЙ ДЕРЖАВНИЙ ТЕХНОЛОГІЧНИЙ 
УНІВЕРСИТЕТ 
КАФЕДРА ХІМІЧНИХ ТЕХНОЛОГІЙ ТА ВОДООЧИЩЕННЯ 
 
Реєстраційний №________ На правах рукопису 
УДК _____________ 
«Допущено до захисту» 
Завідувач  кафедри ХТВ ЧДТУ 
 
                                                       «___»   ______________2021р. 
 
 
КВАЛІФІКАЦІЙНА РОБОТА БАКАЛАВРА 
на тему 
Технологічна схема та апаратурне оформлення 
виробництва синтетичного аміаку. Стадія конверсії 
монооксиду вуглецю 
 
за спеціальністю 161 «Хімічні технології та інженерія» 
 
Науковий керівник: Виконав здобувач вищої 
д.т.н., доцент освіти: 4 курсу 
Віталій Вязовик  Марія ДУБРОВСЬКА  
_____________________________ _________________________ 
 
 
2021 
ВСТУП 
 
Сполуки азоту відіграють  важливу роль в житті на Землі, оскільки вони є 
складовою частиною всіх білкових з’єднань і знаходять широке застосування у 
всіх областях діяльності людини. Азот – один з найбільш поширених елементів в 
земній корі (близько 0,04 %), а вміст його у повітрі складає 78% (об.). Проте 
зважаючи на велику міцність зв'язку в молекулі азоту проблема отримання його 
сполук штучним шляхом була вирішена порівняно недавно. 
В наш час основним проміжним продуктом для отримання великого числа 
різних азотовмісних сполук являється аміак, а синтез його з водню і азоту – це 
єдиний великомасштабний метод виробництва цього важливого продукту [1]. 
Аміак є сировиною для отримання карбаміду; азотної кислоти; аміачних 
добрив (амофосу, аміачної селітри, сульфату амонію, рідких добрив); полімерних 
матеріалів (поліуретану, поліакрилонітрилу, поліамідів (нейлону, капрону)); 
карбонату амонію; уротропіну; вибухових та лікувальних речовин і багатьох 
інших речовин хімічної промисловості. Аміак широко застосовується в 
холодильній техніці в якості холодоагенту [2]. 
Водень для синтезу аміаку можна отримати електролізом води, газифікацією 
твердих палив, криогенним методом з коксового газу, конверсією природного газу 
(парокисневою, пароповітряною, парокисневоповітряною). Азот отримують 
розділенням повітря. 
Найбільш економічно ефективним методом отримання водню є метод 
пароповітряної конверсії природного газу під тиском 3,0 – 4 МПа. Цей метод 
характеризується відносно низькою витратою енергії та не потребує застосування 
дорогого та енергоємного устаткування для розділення повітря. У зв’язку з цим, в 
подальшому розвиток азотної промисловості було направлено на впровадження 
двохступеневого каталітичного методу конверсії метану під тиском. На першій 
стадії проводиться парова конверсія метану в трубчастій печі, на другій стадії – 
пароповітряна конверсія у шахтному конвекторі. Розробка низькотемпературних  
каталізаторів конверсії оксиду вуглецю дозволило значно спростити схему 
подальшої очистки синтез-газу [3]. Подальше вдосконалення виробництва аміаку 
направлено на підвищення його коефіцієнта корисної дії, на більш раціональне 
використання сировинних і енергетичних ресурсів, укрупнення потужності 
агрегатів, розробку більш досконалих конструкцій контактних апаратів та 
абсорбційних колон з більш повним використанням теплоти реакцій і 
покращенням технологічних показників і режимів, застосування більш активних 
та селективних каталізаторів і широку автоматизацію виробництва. Важливою 
задачею є зменшення шкідливих викидів в атмосферу, грунт і водоймища [1]. 
Обсяг виробництва аміаку у лютому 2020 року становив 260,678 тис. т. 
Експорт аміаку у лютому 2021 року склав 156,407 тис. т, або 62,126 млн. доларів. 
Найбільшим імпортером українського аміаку є США – 120,469 тис. т (48,673 млн. 
доларів). На другому місті Туреччина – 26,469 тис. т (9,759 млн. доларів). Частина 
експорту хімічної продукції у загальному обсязі реалізованої хімічної продукції 
становить більше 60 %.  [4]. 
Перспективним напрямком розвитку технології отримання водню є 
застосування плазмених процесів. Плазмові процеси вирізняються високою  
продуктивністю (більш ніж в 100 разів у порівнянні з каталітичними), низькою 
металоємністю, безінерційністю та екологічною чистотою.  
Альтернативним процесом отримання водню з природних палив, є конверсія 
вугілля з водяною парою (паровий реформінг). Значення цього процесу 
найближчим часом зростатиме, оскільки запаси вугілля на планеті набагато 
перевищують запаси інших видів вуглеводневої сировини (нафти, природного газу 
і ін.). Експерименти показали можливість ефективного здійснення процесу парової 
газифікації вугілля, що стимулюється нерівноважною плазмою імпульсного 
бар'єрного розряду. За рахунок використання плазми температура проведення 
процесу істотно знижується при збереженні всіх питомих характеристик, 
енерговитрати на генерацію плазми менше 0,5 кВт·год/м3[5]. 
 
1 ТЕХНІКО-ЕКОНОМІЧНЕ ОБГРУНТУВАННЯ ОБРАНОГО 
СПОСОБУ ВИРОБНИЦТВА І ТЕХНОЛОГІЇ  
  
 
1.1 Аналіз існуючих промислових способів виробництва 
 
На сьогоднішній час для виробництва синтез-газу в промисловості 
застосовують наступні технологічні схеми конверсії оксиду вуглецю: 
- конверсія оксиду вуглецю під тиском 2 МПа; 
- конверсія оксиду вуглецю під тиском 3 МПа. Застосовується в 
агрегатах потужністю 1360 та 1600т/доб.   
На рисунку 1.1 зображена схема конверсії оксиду вуглецю в агрегаті з 
каталітичною конверсією природного газу під тиском 2,0 МПа (Рт – 
регулятор температури).  
Газ після конвертора метану та зволожувача при температурі  400 ºС і 
співвідношенні пара : газ = 1,187 : 1 послідовно проходить конвертор 1 
оксиду вуглецю І ступеня, випарник 2 та конвертор 3 оксиду вуглецю ІІ 
ступеня. Обидва конвертора завантажені залізохромним каталізатором. В 
конверторах газ рухається в радіальному напрямку. Тепло газу, який 
виходить з конвертора СО, використовується для нагріву вихідної суміші 
природного газу та пара в теплообміннику. При цьому температура 
конвертованої паро газової суміші знижується з 430 ºС до 310 ºС. Основна 
кількість тепла конвертованої паро-газової суміші (80%) використовується в 
процесі очистки газу від диоксиду вуглецю. Вміст СО у газі після ІІ ступеня 
конверсії становить 3,8 – 4,0 %.    
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
1 – конвертор СОI ступеня; 2 – випарник; 3 – конвертор СО ІІ ступеня. 
 
Рисунок 1.1 – Схема конверсії оксиду вуглецю в агрегаті з 
каталітичною конверсією природного газу під тиском 2,0 МПа 
 
В агрегатах потужністю 1360 т/доб (в імпортних фірмах ТЕС, СLE, 
Chemico та вітчизняних АМ-70, АМ-76, а також у тих, що знову 
проектуються) прийнята конверсія оксиду вуглецю в два ступеня (на 
середньо- та низькотемпературному каталізаторі).  
Схема конверсії оксиду вуглецю під тиском 3,0 МПа у вітчизняних 
агрегатах потужністю 1360 т/доб аміаку зображена на рисунку 1.2. 
Газ після конверсії метану при 330 – 380 °С та співвідношенні пара : газ 
= 0,56 : 0,66, находить в конвертор 1 оксиду вуглецю І ступеня, де 
конвертується на середньо температурному каталізаторі до остаточного 
вмісту СО 4 % (об.) 
Далі конвертована паро-газова суміш охолоджується до 210 – 240 °С в 
котлі-утилізаторі 2 (котел 2 виробляє пару тиском 10,6 – 11,0 МПа), 
підігрівачі 3 неочищеної азотоводневої суміші II ступеня і поступає в 
конвертор 4 оксиду вуглецю II ступеня з об'ємним відношенням пар : газ = 
0,43 – 0,54. 
 
 
1 – конвертор СО І ступеня; 2 – котел-утилізатор; 3 – підігрівач 
неочищеної азотоводневої суміші ІІ ступеня; 4 – конвертор СО ступеня; 5 – 
вузол охолодження конвертованого газу; 6 – насос; 7 – кип’ятильник 
моноетаноламінового розчину; 8,10,12,15 – сепаратори; 9,11 – генератори-
ректифікатори; 13 – підігрівач неочищеної азотоводневої суміші І ступеня; 14 
– апарат повітряного охолодження.       
 
Рисунок 1.2 – Схема конверсії оксиду вуглецю під тиском 3,0 МПа. 
 
У конверторі 4 оксиду вуглецю II ступеня на низькотемпературному 
каталізаторі при об'ємній швидкості 2870 год-1 відбувається більш глибока 
конверсія оксиду вуглецю з водяною парою до залишкового вмісту СО не 
більше 0,65 % (об.). 
Конвертований газ з конвертора 4 при температурі близько 260 °С 
проходить вузол охолодження конвертованого газу 5, де в результаті  
вприскування газового конденсату насосами 6 з сепаратора 8 
охолоджується до температури не вище 180 °С і поступає для використання 
тепла послідовно в газові кип'ятильники 7 МЕА розчину, охолоджуючись до 
температури не нижче 140 °С. Наступне охолодження проходить в 
генераторах-ректифікаторах 9, 11 водоаміачної абсорбційно-холодильної 
установки – до температури не нижче 107 °С. Потім в підігрівачі 13 
неочищеної азотоводневої суміші I ступеня температура газу знижується до 
100 °С. Кінцеве охолодження конвертованого газу перед абсорбером МЕА до 
температури не вище 50 °С проводиться в апараті повітряного охолодження 
14 [6]. 
Схема конверсії оксиду вуглецю під тиском 3,0 МПа в агрегатах фірм 
ТЕС та CLE потужністю 1360 – 1600 т/доб аміаку зображена на рисунку 1.3. 
Конвертований газ з конвертора 3 оксиду вуглецю II ступеня (рисунок 
1.4) при температурі не вище 270 °С проходить вузол охолоджування 
конвертованого газу 4, де в результаті вприскування газового конденсату 
насосами 8 з сепаратора 7 охолоджується до 170 – 190 °С і поступає на 
використання тепла в кип'ятильники 5 розчину Carsol або Benfield, в 
залежності 
від способу очищення газу від диоксиду вуглецю, і охолоджується до 
температури не вище 127 °С. 
Остаточне охолоджування конвертованого газу перед абсорбером 
очищення газу від диоксиду вуглецю (до температури не вище 85 °С) 
проводиться в теплообміннику 6, де підігрівається недеаерована 
живильнавода. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 1 – конвертор СО І ступеня; 2 – котел – утилізатор; 3 – конвертор СО ІІ 
ступеня; 4 – вузол охолодження конвертованого газу; 5 – кип’ятильник 
розчину Benfield; 6 – підігрівач недеаерованої живильної води; 7 – сепаратор; 
8 – насос; 9 – підігрівач неочищеної азотоводневої суміші.   
 
Рисунок 1.3 – Схема конверсії оксиду вуглецю під тиском 3,0 МПа в 
агрегатах фірм ТЕС та CLE. 
 
Ця схема відрізняється від попередньої тим, що в ній використовується 
два аксіальні (поличні) конвектора СО, а у схемі на рисунку 1.3 – конвертор  
СО І ступеня – радіальний, а конвертор СО ІІ ступеня – аксіальний. Також 
схеми відрізняються способами використання тепла після конвектора оксиду 
вуглецю ІІ ступеня [7]. 
Технологічна схема відділення конверсії оксиду вуглецю в агрегатах 
фірми Chemico (рисунок 1.5) має відмінності від вітчизняних агрегатів та від 
агрегатів фірми ТЕС. У цій схемі використовуються аксіальні конвертори. 
Схема на рисунку 1.4 відрізняється головним чином від розглянутих 
вище схеми на рисунку 1.3) використанням тепла конвертованого газу після І 
та ІІ ступеня конверсії СО та апаратурним оформленням. 
 
 
 
 
 
 
 
1 – конвертор оксиду вуглецю I ступеня; 2 – котел-утилізатор; 3 –
підігрівач; 4 – вузол охолоджування; 5 – захисний сепаратор; 6 – конвертор 
оксиду вуглецю II ступеня;. 7 – підігрівач недеаерованої води; 8 – 
кип'ятильники розчину Benfield; 9 – сепаратор. 
 
Рисунок 1.4 – Схема конверсії оксиду вуглецю під тиском 3,0 МПа в 
агрегатах фірми Chemico. 
 
Охолодженнягазудотемператури 250 °С, передконверсієюСОІІступеня, 
відбуваєтьсязарахуноктеплообмінузпаромвкотлі-утилізаторі 2 
татеплообмінузнеочищеноюазотоводневоюсумішшю, якайденаметенування, 
впідігрівачі 3. Залишковий вміст оксиду вуглецю після конверсії СО ІІ 
ступеня в конвертованому газі не більше 0,65 % (об.). Тепло конвертованого 
газу після ІІ ступеня конверсії в кип’ятильнику 8 розчину Benfield та у 
теплообміннику 7, в  
якому підігрівається недеаерована живильна вода [6, 7, 8]. 
 
1.2 Перспективи вдосконалення існуючих технологій 
 
На сьогоднішній час наукові дослідження по вдосконаленню конверсії 
оксиду вуглецю ведуться у таких напрямках: 
- використання плазмових методів для більш ефективного проведення 
процесу; 
- винайдення та впровадження у промисловість нових більш активних, 
селективних та стійких до отрути каталізаторів середньо- та 
низькотемпературної конверсії; 
- оптимізація параметрів технологічного процесу вже існуючих схем 
конверсії СО; 
- вдосконалення автоматизованого управління технологічним процесом 
конверсії.           
Використання плазмових процесів дозволяє модернізувати традиційні і 
створювати абсолютно нові високоефективні технології виробництва водню. 
Плазмові процеси відрізняються високою питомою продуктивністю (більш 
ніж в 100 разів у порівнянні з каталітичними), низькою металоємністю, 
безінерційністю, екологічною чистотою.  
Типовим прикладом нерівноважного плазмохімічного виробництва 
водню є вуглекислотний двостадійний цикл, на першій стадії якого  
реалізується плазмовий ендотермічний процес дисоціації вуглекислого 
газу: 
 
                                               2СО2 → 2СО + О2,                                     (1.1) 
 
а на другій стадії – термонейтральний каталітичний процес парової  
конверсії оксиду вуглецю: 
                                               CO + H2О →  H2 + CО2.                             (1.2) 
 
Вуглекислий газ в процесі не витрачається. За рахунок коливальної 
нерівноважності плазми перша енерговитратна стадія циклу може бути 
реалізована з енергетичною ефективністю до 95% (у мікрохвильовому 
розряді з надзвуковим потоком газу) [5]. 
Співробітниками Інституту каталізу ім. Г.К. Борескова СО РАН був 
розроблений високоміцний каталізатор низькотемпературної конверсії 
оксиду вуглецю у виробництві аміаку та водню ИК-4-25. Переваги цього 
каталізатора: стабільна активність, висока механічна міцність та 
термостабільність; мінімальне утворення метанолу. Його можна 
застосовувати при температурі 190 – 350 ºС [9]. 
Нові низькотемпературні каталізатори марок ТМС-3/1-К, ТМС-3/1-КС 
характеризуються наявністю в своєму складі промоторів. Каталізатор                
ТМС-3/1-К промотований калієм, а ТМС-3/1-КС калієм і цезієм. Калій 
підвищує селективність каталізаторів та стійкість до отруєння сполуками 
хлору. Цезій додатково збільшує їх селективність та активність. Каталізатори 
експлуатують при температурі 180 – 280 °С, тиску – до 4 МПа, молярному 
співвідношенні Н2О/сухий газ – не менше 0,5 [10]. 
Степановим та ін. [11] були розглянуті основні шляхи зниження 
енергосировинних витрат у виробництві аміаку. Також авторами була  
розроблена ресурсозберігаюча технологічна схема аміачної установки. У 
схемі застосовується один середньо температурний конвертор, який працює в 
ізотермічному режимі при 265 °С. Охолодження газу забезпечується 
технологічним конденсатом, який подається потім у сатуратор. Завдяки 
застосуванню тільки каталізатора, що містить мідь та прецизійному  
контролю температури досягається ефективна конверсія СО та можливість  
працювати з відношенням Н2О : СО = 2,5 : 1,0 без утворення вуглеводнів та 
закоксування каталізатора. До основних вдосконалень процесу конверсії СО  
також можна віднести: застосування високоефективного теплообмінного 
устаткування, яке виконано в модулях, що призводить до значного зниження 
опору в установці конверсії; вдосконалення контролю та керування 
виробництвом, шляхом застосування регуляторів на базі мікропроцесорів та 
комплексних систем управління на основі мікроелектроніки, що забезпечує 
роботу установки в області мінімуму енергосировинних витрат.                     
Розглянемо патенти, що стосуються даної теми. Авторами патенту [12] 
описаний спосіб приготування каталізатора для середньотемпературної  
конверсії оксиду вуглецю водяною парою. Новизна способу полягає у тому, 
що на стадії змішування компонентів додатково вводять оксид лантану, що 
підвищує активність каталізатора, при молярному співвідношенні 
компонентів Fe2O3:СаО:CuO:La2O3  = 1:0,8-0,9:0,045-0,08:0,005-0,01.  
Запропонований спосіб отримання середньотемпературного 
каталізатора шляхом осадження композиції, що містить двовалентне і 
тривалентне залізо і тривалентний хром, з водного розчину. Формування 
отриманого осаду у відформовані каталітичні блоки проводять без дії на осад 
окисляючої атмосфери при температурі вище 200 °С. Технічний результат – 
відпадає необхідність у стадії відновлення каталізатора перед його 
застосуванням, що позитивним чином позначається на міцності і активності 
каталізатора[13]. 
Винахід, який описаний у патенті [14], відноситься до способу  
отримання водню паровою конверсією монооксиду вуглецю і каталізаторів 
для цього процесу. Залізохромний каталізатор, що містить в своєму складі 
фазу заліза і хрому із структурою гетиту дозволяє проводити процес в 
області вище 250 °С. Технічний результат – низький вміст в каталізаторі 
сірки (не більше 0,03 мас. %) і хрому 6+ (не більше 0,05 мас. %), висока  
активність в області температур 350 °С і нижче.  
Був створений каталізатор для процесу парової конверсії монооксиду 
вуглецю, що містить в своєму складі фазу гідроксокарбонату міді-цинку-
цирконію із структурами гідроцинкіта. Описаний також спосіб конверсії 
газової суміші, що містить СО та Н2О, що включає проходження реакційної 
газової суміші через шар каталізатора, при температурі 150 – 400 °С [15]. 
Відомий спосіб отримання водню шляхом парової конверсії оксиду 
вуглецю у присутності оксидного мідь-цинк-марганцевого каталізатора, що 
містить, мас. %: 30 – 65 оксиду міді; 18 – 31 оксиду цинку; 0,1 – 2,7 диоксиду 
марганцю; 0,08 – 0,8 вуглецю і носій на основі оксиду алюмінію. Процес 
ведуть при 190 – 400 °С і тиску до 30 МПа [16]. 
Розроблений спосіб отримання залізохромного каталізатора, який 
додатково містить щонайменше один оксид лужноземельного металу 
загальної формули MеO, вибраного з групи Mg, Ca, і щонайменше один 
оксид рідкоземельного металу загальної формули Ln2О3, вибраного з групи 
Ce, La, Nd, Pr. Технічний результат полягає в підвищенні стабільності 
каталізатора при збереженні високої активності [17]. 
Був запропонований каталізатор для парової конверсії оксиду вуглецю, 
що містить оксид хрому, оксид заліза і оксид металу I групи Періодичної 
системи, в якості якого використовують оксид міді і оксид алюмінію при 
наступному співвідношенні вказаних компонентів, мас. %: оксид хрому 6,5 – 
7,5, оксид міді 2,0 – 10,0, оксид алюмінію 1,0 – 4,0, оксид заліза останнє [18]. 
Спосіб приготування каталізатора для конверсії окислу вуглецю 
шляхом змішування основної вуглекислої міді, окислів хрому і цинку і 
гідроокису алюмінію, прожарювання суміші, сушки іформування 
каталітичної маси, що відрізняється тим, що, зметою отримання каталізатора 
знизькоюнасипною вагою і підвищеною стабільністю, 
допрожареноїсумішідодають 3 – 9 ваг. % хромату цинку і отриману масу 
пластифікують, а потім формують і сушать [19]. 
Наступний винахід відноситься до комбінації захисного шару від 
з'єднань хлора і шару мідьвмісного каталізатора і до способу проведення 
каталітичної реакції з її використанням. Описана комбінація, що містить шар 
частинок мідьвмісного каталізатора і захисного шару від з'єднання хлору, 
утвореного з сформованих елементів, отриманих з частинок карбонату 
свинцю.  
Описаний також спосіб проведення каталітичної реакції з використанням 
описаної вище комбінації. Технічний ефект – запобігання дезактивації 
каталізатора, якщо технологічний газ містить сполуки хлору [20]. 
Наступне нововведення відноситься до технологій захисту 
мідьвмісного каталізатора. Описаний комбінований матеріал, що містить шар 
порошкоподібного мідьвмісного каталізатора і перед каталітичним шаром 
захисний шар порошкоподібної композиції, що містить абсорбент хлориду –  
одне з'єднання свинцю, відмінне від оксиду свинцю, яке взаємодіє з 
хлористим воднем. З'єднанням свинцю переважно є нітрат свинцю. 
Комбінований матеріал особливо придатний для низькотемпературних 
реакцій конверсії, де оксид вуглецю взаємодіє з парою з отриманням водню і 
диоксиду вуглецю. Технічний ефект – підвищення продуктивності 
каталізатора за рахунок зниження ступеня його дезактивації [21]. 
Розглянувши та проаналізувавши існуючи схеми конверсії СО я 
пропоную спроектувати в місці Черкаси на базі ВАТ "Азот" агрегат 
виробництва синтез-газу для отримання синтетичного аміаку беручи за 
основу схему виробництва фірми Ensa. 
Схема фірми ICI (MVProcess)  найбільш оптимальний варіант для 
заданої продуктивності 1600 т/доб. Також ця схема дозволяє одержувати 
конвертований газ з досить низьким кінцевим вмістом СО після конверсії – 
не більше 0,7 %. Це спрощує подальшу схему очистки газу та її апаратурне 
оформлення. 
Обрана схема ґрунтується на проведенні двохступеневої конверсії  
оксиду вуглецю. Перша стадія передбачає проходження реакції на  
середньотемпературному каталізаторі, а друга – на низькотемпературному 
каталізаторі. Перед та після конвертора СО І ступеня передбачено 
зволоження газу до потрібного співвідношення пар : газ. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
2 ТЕХНІКО – ЕКОНОМІЧНЕ ОБҐРУНТУВАННЯ ТА ВИБІР СПОСОБУ 
ВИРОБНИЦТВА І ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ 
  
За розробку наукових основ процесу синтезу аміаку і за промислове 
оформлення його Ф. Габер і К. Бошу в 1918 р. була присуджена Нобелівська 
премія. 
Каталітичний синтез аміаку як спосіб зв'язування вільного азоту зайняв 
міцні позиції в світовій хімічній промисловості. Він витіснив всі інші 
способи. 
Дуже важливим для успішного проведення синтезу аміаку є 
правильний підбір каталізаторів для цієї реакції. При синтезі аміаку 
застосовуються змішані каталізатори. У нашій країні пошук змішаних 
каталізаторів синтезу аміаку проводився під керівництвом С. С. Лачинова. 
Каталізатори, знайдені ним і його співробітниками, є одними з кращих. З 
1967 р. введено стандартний каталізатор наступного складу: дуже велике 
значення для правильного проведення процесу синтезу аміаку в 
промисловості мали і мають дослідження кінетики цієї реакції, т. е. 
визначення залежності швидкості реакції від концентрації реагуючих 
речовин, або в застосуванні до реакцій між газами від парціальних тисків 
реагуючих газів в газовій реакційної суміші. У Росії важливі роботи в цьому 
напрямку проводилися М. І. Тьомкіним зі співробітниками. Ще в 1938 р. М. 
І. Тьомкіним і В. М. Пижевим було встановлено кінетичне рівняння реакції 
синтезу аміаку, яке отримало визнання у всьому світі. 
Промислові системи синтезу аміаку в залежності від застосовуваного 
тиску азотоводородной суміші поділяються на: 
1) Установки, що працюють при низьких тисках (100-200 aТМ). 
2) Системи, що працюють при середніх тисках (280-350 aТМ). 
3) Системи, що працюють при високому тиску (aТМ 450-1000). 
Установки, що працюють при тиску - 100 aТМ, внаслідок їх складності 
і малої економічності рідко застосовуються в промисловості. При тиску 200 
aТМ в усьому світі працює всього близько десятка заводів. У цих системах  
стиснення азотоводородной суміші зазвичай проводиться 
турбокомпресорами. 
В результаті робіт з удосконалення технологій виробництва карбаміду 
був розроблений ряд агрегатів покоління IV, технічні показники яких 
перевершують всі існуючі до цього аналоги. Розробкою технологій синтезу 
аміаку є фірми Хальдор Топсе, Kellogg Brown & Root, аміаком Казале, ICICF 
Браун, Уде та інші. Метод підвищення продуктивності установки риформінгу 
без збільшення її розмірів полягає у використанні установки предріформінга. 
Це добре відпрацьована технологія, вперше застосована компанією British 
Gas під назвою процесу "каталітичного збагачення газу» при виробництві 
побутового газу з лигроина в 1960-х роках. Предреформінг дозволяє знизити 
співвідношення пар / газ, поліпшити показники сіркоочистки, досягти 
економії палива на 5-10% і підвищити потужність власне риформінгу на 15-
25%. Використання предреформінга пропонує зокрема Хальдор Топсе. В 
цілому агрегат синтезу аміаку IV го покоління (Low LEP), розроблений 
даною компанією, являє собою традиційну схему синтезу з оптимізованими 
стадіями. 
Агрегати IV го покоління ICI (MVProcess) відрізняють такі 
особливості: 
- Подача надлишкового (на 20%) кількості повітря у вторинний 
реформінг і більш м'які умови первинного риформінгу; 
- низький тиск синтезу (80-110 атм); 
- рекуперація водню з продувних газів при тиску синтезу; 
- економія енергії (6.8-6.9 Гкал / т). 
Один з таких агрегатів представлений на рисунку 2.1 з продуктивнітю 
1600 т/доб. 
В 2
1
7
6
2200 5
Г 2
7
Е 2
3
Б 2
А 2
Ж 4
Ж 3
И 2- 8
2
К 2
Д 2
Л 2 В 1
1
7
38
Г
3 1
Е 1
7
2000
Б 1
А 1
Ж 2
Ж 1
2
И 1- 4
К 1 Л 1
Д 1
4
 
 
1 – сепаратор газового конденсату, 2 – вогневої підігрівач, 3 – апарати 
сіркоочистки, 4 – змішувач, 5 – димососи, 6 – допоміжний котел, 7 – 
8700
2300
925
1950 4500
7580 1945 4500
підігрівач парогазової суміші, 8 – паросборник, 9 – розподільні парогазові 
колектори, 10 – реакційні труби, 11 – шахтний реактор, 12 – котел утилізатор 
– 1 – го ступеня, 13 – котел утилізатор – 2  – го ступеня, 14 – зволожувач, 15 – 
конвертор оксиду вуглецю 1 – го ступеня, 16 - котел-утилізатор, 17 – 
конвертор оксиду вуглецю 2–го ступеня, 18 –теплообмінник – охолоджувач, 
19 – абсорбер, 20 – відділення регенерації моноетаноламінового розчину, 21 
– осушувач , 22 – відцентровий компресор азотоводородной суміші, 23 – 
парова турбіна компресора азотоводородной суміші, 24 – циркуляційний 
компресор, 25 – конденсаційна колона, 26 – випарники рідкого аміаку, 27 – 
збірка рідкого аміак, 28 – сепаратор рідкого аміак, 29 – апарати повітряного 
охолодження; 30 – виносної теплообмінник, 31 – колона синтезу аміаку, 32 – 
нагрівач живильної води, 33 – повітряний холодильник, 34 – нагрівач 
живильної води, 35 - нагрівач живильної води високого тиску, 36 – 
метанатор, 37 – теплообмінник нагрівач, 38 – відділення підготовки 
живильної води, 39 – деаератор, 40 – теплообмінник газового конденсату, 41 
– теплообмінник парового конденсату, 42 – водяний насос, 43 – 
турбокомпресор технологічного повітря, 44 – змішувач технологічного 
повітря з водяною парою, 45 – турбокомпресор природного газу, 46 – 
теплообмінник, 47 – абсорбційної – холодильна установка. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
2 ХАРАКТЕРИСТИКА ПРИЙНЯТОГО МЕТОДУ ВИРОБНИЦТВА. 
ХІМІЗМ ТА ТЕОРЕТИЧНІ ОСНОВИ І ОБҐРУНТУВАННЯ НОРМ 
ТЕХНОЛОГІЧНИХ РЕЖИМІВ 
 
Оксид вуглецю (ІІ) при взаємодії з водяним паром на каталізаторі 
утворює водень та СО2 в еквімолекулярних співвідношеннях за реакцією: 
 
CO + H2O↔CO2 + H2 + 41,170 кДж.               (3.1) 
 
Реакція (3.1) протікає зі значним виділенням теплоти. В таблиці 3.1 
приводиться залежність теплового ефекту від температури. 
 
Таблиця 3.1 – Залежність теплового ефекту від температури 
 
Т, ºС 250 300 350 400 450 500 550 
ΔНº, 
41,1 39,4 38,5 38,1 37,7 37,3 36,9 
кДж 
 
Як бачимо з рівняння (3.1), реакція оборотна та в залежності від 
температури та концентрації реагуючих речовин може проходити в прямому 
та зворотному напрямках. Стан динамічної рівноваги реакції 
характеризується рівнянням: 
 
pCOpH2O CCOCH O
Kp   2 ,    (3.2) 
pCO p
2 H C
2 CO C
2 H2
 
де pCO, pH O, pCO , pH  – рівноважні парціальні тиски відповідних 
2 2 2
компонентів, Па; 
CCO, CH O, CCO , CH  – концентрації відповідних компонентів, % (об.)  
2 2 2
Так як реакція (3.1) проходить без зміни об’ємів, то і коефіцієнти 
леткості речовин до та після реакції (навіть при дуже великих тисках) близькі 
до одиниці. Тому у формулі константи рівноваги: 
 
MCOMH 
2O CO 
K   2 H2
p ,       (3.3) 
MCO MH CO2 2 H2O
 
Можна прийняти: 
 
CO 
2 H2  K  1,   (3.4) 
COH2O
 
де  MCO , MH O , MCO , MH  – молярні концентрації компонентів в газі,  
2 2 2
моль/л; 
CO , H ,  ,   – коефіцієнти леткості газів. 
2 2 CO H2O
 
Залежність константи рівноваги реакції (3.1) від температури 
визначається з рівняння: 
 
2170
K  =  + lgT - 1,082 10-2(T + 1,734 10-3
p T 0,02858).(3.5) 
T
 
Розраховані за цім рівнянням значення Кр приведені у таблиці 3.2. 
З цих даних бачимо, що з підвищенням температури Кр  збільшується; 
це значить, що концентрації СО та Н2О збільшуються за рахунок зменшення 
концентрацій СО2 та Н2. 
 
Таблиця 3.2 – Залежність константи рівноваги від температури 
 
Т, ºС 400 425 500 550 600 
Кр 0,070 0,180 0,180 0,281 0,365 
 
Розглянемо яким чином на процес конверсії СО впливають температура 
та співвідношення компонентів.   
Якщо конверсія наближається до рівноваги, підвищення температури 
призводить до зниження ступеня конверсії СО. Якщо ступень конверсії 
віддалена від рівноваги, тоді підвищення температури буде збільшувати 
конверсію СО. Навпаки, якщо конверсія рівноважна, тоді зниження 
температури спричинить збільшення конверсії СО. Проте, якщо ступінь 
конверсії не близький до рівноваги, то зі зниженням температури конверсія, 
імовірно, буде зменшуватися. 
Зменшення залишкового вмісту СО може бути досягнуто при зниженні 
температури та збільшенні концентрації в газі водяного пара. Нижня 
температурна межа визначається умовами конденсації водяного пара, так як 
конденсація вологи на низькотемпературному каталізаторі призводить як 
правило до його руйнування. Точка роси приблизно знаходиться в межах 180 
– 190 ºС. На рис 3.1 приведені графіки залежності рівноважного залишкового 
вмісту СО від температури при різному співвідношенні пара : газ [7]. 
Оскільки реакція протікає з виділенням тепла, температура у шарі 
каталізатора підвищується, і для збільшення ступеня перетворення необхідно 
починати та проводити процес по можливості при більш низькій температурі, 
що визначається активністю каталізатора, і організовувати проміжний відвід 
теплоти [8]. 
При понижених температурах витрати водяного пара можна зменшити, 
що менш серйозно позначається на ступені перетворення, яка в цьому 
випадку може бути досить високою. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Рисунок 3.1 – 
Залежність рівноважного залишкового вмісту оксиду вуглецю в сухому газі 
після конвертора від температури при проведенні процесу на 
середньотемпературному (а) та низькотемпературному (б) каталізаторі та 
різному співвідношенні пара : газ (m) 
 
Оптимальну температуру процесу визначають типом та активністю 
каталізатора, заданим ступенем перетворення СО та вибором технологічної 
схеми конверсії СО [3]. В промислових умовах середньотемпературну  
конверсію СО проводять при 400 – 450 ºС, а низькотемпературну при                    
200 – 250 ºС [8].    
Ступень конверсії СО можна підвищити також за рахунок збільшення 
вмісту пара в реакційній суміші або видалення диоксиду вуглецю з 
конвертованого газу. Однак, збільшення кількості водяного пара в паро-
газовій суміші, що піддається конверсії економічно не вигідного. Процес 
звичайно поводять при співвідношенні пара : газ в межах 0,4 – 0,7. Проміжне 
видалення диоксиду вуглецю пов’язане з додатковими витратами і 
використовується звичайно, коли потрібно отримувати дуже чистий водень 
[8].  
На рисунку 3.2 приведена залежність рівноважного ступеня 
перетворення СО від температури і співвідношення об'ємів пар : газ в 
початковій паро-газовій суміші. Склад газу, % (об.): СО – 25; СО2 – 2,8; Н2 – 
67,7; N2 – 4,5. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
1 – 200 ºС; 2 – 300 ºС; 3 – 400 ºС; 4 – 500 ºС.  
 
Рисунок 3.2 – Залежність рівноважного ступеня перетворення оксиду 
вуглецю (ІІ) хр від співвідношення пара : газ (n) і температури 
 
Аналіз графічних даних показує, що збільшення співвідношення пара : 
газ вище за 2 : 1 недоцільно, оскільки в цьому випадку рівноважний ступінь 
перетворення оксиду вуглецю (II) підвищується у незначній мірі [3]. 
Як вже зазначалося, реакція (3.1) проходить без зміни об’єму і тому 
тиск у системі не впливає на її рівновагу. Однак, підвищення тиску впливає 
на збільшення швидкості реакції. У зв’язку з тим, що в промисловості процес 
проходить у внутрішньодифузійній області, підвищення швидкості не 
пропорційно тиску. Експериментально доведено, що для більшості  
каталізаторів швидкість збільшується приблизно в P  раз. Це враховують 
при виборі об’ємної швидкості процесу. Так, в промисловості процес  
проводять при об’ємних швидкостях від 2000 год-1 до 4000 год-1 [8]. 
Проведення  
процесу конверсії під підвищенням тиском має ще ряд переваг: знижуються 
витрати пари; скорочуються витрати енергії на стиск конвертованого газу, 
об’єм якого в кілька разів більше вихідних газів; використовується тиск 
природного газу з газових магістралей; знижується капітальні витрати за 
рахунок зменшення об’єму апаратури; більш ефективно використовується 
тепло конвертованого газу; можна збільшувати потужність одного агрегату. З 
дослідних даних відомо, що продуктивність одиниці об’єму каталізатора 
різко збільшується при збільшенні тиску до 2,5 – 4,0 МПа. З наступним 
підвищенням тиску активність каталізатора підвищується у незначній мірі 
[7].              
Реакція конверсії оксиду вуглецю є гетерогенно-каталітичним 
процесом. Взаємодія оксиду вуглецю з водяною парою з достатньо високою 
швидкістю проходить тільки в присутності каталізатора і температура, при 
якій можна здійснювати процес, визначається їх активністю.  
Середньотемпературні каталізатори (СТК). В якості основної фази у 
вихідному стані каталізатори містять неферомагнітний оксид заліза (αFe2O3). 
Введений хром проникає в кристалічну решітку оксиду заліза. В умовах 
конверсії вуглецю оксид заліза αFe2O3 відновлюється до Fe3O4 та в ньому 
розчиняється оксид хрому, утворюється твердий розчин шпінельного типу 
Fe3O4·Cr2O3. У ньому активною фазою є Fe3O4. Оксид хрому розглядається як 
стабілізатор активного компоненту. Надлишок оксиду хрому у вигляді 
вільної фази знижує активність каталізатора (це можливо при вмісті оксиду 
хрому вище 10 – 15 %). 
Технічні характеристики залізохромного каталізатора різних типів 
наведені у таблиці 3.3. У позначені марок каталізаторів перша цифра після 
СТК позначає спосіб виготовлення каталізатора: 1 – екструдований, 
виготовлений змішуванням оксиду заліза з хромовим ангідридом, 2 – 
таблетований, виготовлений змішуванням гідрооксиду заліза з хромовим 
ангідридом. Друга цифра позначає діаметр гранул в мм, буква М – 
каталізатор модернізований [8].                    
 
Таблиця 3.3 – Технічна характеристика залізахромних каталізаторів  
 
СТК-1-5 СТК-1-7 СТК-2М-9 
Показник вищий вищий вищий 
1 сорт 1 сорт 1 сорт 
сорт сорт сорт 
1 2 3 4 5 6 7 
Вміст заліза      
(на Fe O ), %, не 88,0 88,0 88,0 88,0 85,0 85,0 
2 3
менше 
Вміст хрому      
(на Cr O ), %, не 7,0 7,0 7,0 7,0 6,5 6,5 
2 3
менше 
Вміст сірки      
(на SO3), %, не 0,3 0,4 0,3 0,4 0,3 0,4 
більше 
Розмір гранул,       
мм 
діаметр 4,5 – 5 4,5 – 5 7 – 7,5 7 – 8 9 0,2 9 0,3 
Висота – – – – 9 1 9 1 
Насипна 1450 – 1450 – 
густина, кг/м3, 1200 1300 1200 1300 
1600 1700 
не більше 
Питома 25 – 30 25 – 30 25 – 30 
поверхня, м2/г 
Механічна – – – – – – 
міцність, МПа 
середня 3,5 2,5 3,0 2,0 4,0 3,0 
мінімальна 1,8 1,2 1,5 1,0 2,5 2,0 
Активність, 
константа 
швидкості при 1,4 1,2 1,4 1,2 1,8 1,3 
350 ºС, см3/(кг·с), 
не менше 
Основні показники, які характеризують роботу залізохромних каталізаторів 
наведені у таблиці 3.4. 
 
Таблиця 3.4 – Характеристика роботи залізохромного каталізатора 
марок СТК-1-5, СТК-1-7, СТК-2М-9 
Показник Значення 
Температура, ºС   
мінімально можлива на вході у шар каталізатора 320 
максимально допустима у шарі каталізатора 520 
Об’ємна швидкість, год-1  2500 – 3000 
Співвідношення пар : газ 0,5 – 0,7 
Ступень перетворення СО (від рівноважного), % 90 – 98 
Термін служби каталізатора, роки    2 – 8 
 
Отрутою для залізохромових каталізаторів конверсії СО являються 
сіркоорганічні сполуки, сірководень, а також сполуки фосфору, кремнію, 
арсену, хлору. Сірководень може бути присутній у вихідному газі або  
утворюватися в результаті перетворення сіркоорганічних сполук. Він реагує з  
каталізатором СТК за реакцією: 
 
Fe3O4 + 3H2S + H2↔3FeS + 4H2O + 79,6 кДж/моль,       (3.6) 
 
в результаті чого змінюється структура каталізатора і знижується його 
активність. При роботі каталізатора регламентується вміст домішок в газі, 
парі  
та конденсаті: концентрація сажі та пилі у газі – не більше 1 мг/м3, вміст в 
парі та конденсаті – не більше 2,5 мг/л конденсату, вміст кремнію та хлору – 
не більше 0,1 мг/л кожного. Для високого терміну служби каталізатора 
сполук  
сірки повинно бути не більше 5 мг/м3. Перед початком експлуатації  
залізохромні каталізатор відновлюють, як правило, робочим газом 
безпосередньо в контактом апараті. Процес відновлення супроводжується 
виділенням теплоти: 
 
                             3Fe2O3 + H2↔2Fe3O4 + H2O + 9,6 кДж/моль.         (3.7) 
 
                        3Fe2O3 + СО↔2Fe3O4 + СO2 + 50,6 кДж/моль.           (3.8) 
 
При відсутності водяного пара або при його недоліку може відбуватися 
перевідновлення каталізатора з утворенням металічного заліза, яке являється 
каталізатором сильно екзотермічної реакції метанування: 
 
                                     СО + 3Н2↔СН4 + Н2О + 206,4 кДж/моль.       (3.9) 
 
Для запобігання перевідновлення газ повинен містити не менше 15 % 
водяного пара. 
Якщо співвідношення пара : СО менше 1, на залізохромном 
каталізаторі в процесі відновлення проходить ще одна реакція: 
 
2СО↔С + СО2 + 172,5 кДж/моль.          (3.10) 
 
Вуглець, що утворюється, відкладається на поверхні каталізатора, що 
призводить до сильного та швидкого зниження активності. Також, при 
відновленні каталізатора з нього виділяється сірководень, який є отрутою для 
каталізатора низькотемпературної конверсії. Сірка, що містить у каталізаторі, 
зв’язана у FeSO4, який реагує з воднем та водяною парою: 
 
FeSO4 + 4H2=FeS + 4H2O.                             (3.11) 
 
3FeS+ 4H2О↔Fe3О4 + 3H2S + H2 – 75 кДж/моль.             (3.11) 
 
Відновлений середньотемпературний каталізатор конверсії СО 
пірофорен (при взаємодії з повітрям він окислюється з великим виділенням 
теплоти), тому перед вивантаженням з контактного апарата він повинен бути 
окислений [7]. 
Низькотемпературний каталізатор (НТК). У якості НТК у 
промисловості використовують цинкхроммідні каталізатори. У каталізаторах 
НТК відповідальною за каталітичною активність є нуль валентна мідь. Роль 
стабілізуючої добавки відіграє оксид цинку, хрому, алюмінію, магнію, 
титану. Оксид цинку, також, захищає активний компонент від отруєння, 
поглинаючи сполуки сірки та хлору [8].              
 
Таблиця 3.5 – Технічна характеристика цинкхроммідного каталізатора 
 
Марка каталізатора 
Показник 
НТК-4 НТК-8 
1 2 3 
Вміст міді (на CuO), % 54,0 3,0 38,0 3,0 
Вміст хрому (на Сr2O3), % 14,0 1,5 1,5 0,5 
Вміст цинку (на ZnO), % 11,0 1,5 27,0 2,0 
Вміст алюмінію (на Al2O3 ), % 19,6 2,0 33,0 3,0 
Розмір гранул, мм   
Діаметр 5 або 6 5 або 6 
Висота 5 або 4 5 або 4 
Насипна густина, кг/л 1,5 – 1,6 1,1 – 1,4 
 
Продовження таблиці 3.5 
 
1 2 3 
Питома поверхня, м2/г 50 – 60 70 – 80 
Міцність (межа міцності при  
  
стисканні по торцю), МПа 
Середня 28 32 
Мінімальна 17 20 
Теплоємність (ср) при 200 ºС, 
0,712 0,712 
кДж/(кг·К) 
Активність – константа 
5 – 6 8 – 9 
швидкості при 225 ºС, см3/(г·с)  
 
Основні показники, які характеризують роботу цинкхроммідних 
каталізаторів наведені у таблиці 3.6. 
 
Таблиця 3.6 – Характеристика роботи цинкхроммідного каталізатора 
марок НТК-4 та НТК-8. 
НТК-4 НТК-8 
Показник 
  
Температура, ºС    
мінімально можлива на вході у шар каталізатора 200 – 210 190 – 200 
максимально допустима у шарі каталізатора 250 280 
Об’ємна швидкість, год-1 3000 – 
 2000 – 6000  
8000  
Співвідношення пар : газ (0,4 – 0,7):1 (0,3 – 0,7 ):1 
Ступень перетворення СО (від рівноважного), % до 95 97 
Термін служби каталізатора, роки    2 – 4  3 – 5  
Отрутою для НТК являються сполуки сірки, хлору, фосфору, кремнію. 
Негативно позначається на роботу каталізатора присутність в газі пилу, деякі 
каталізатори чутливі до крапельної вологи. Сполуки сірки міцно зв’язуються 
каталізатором, головним чином оксидами цинку та міді. Отруєння є 
необоротним та сполуки сірки в газову фазу з каталізатора не виділяються. 
При вмісті у каталізаторі 0,1 % сірки активність каталізатора знижується. 
Хлор менш міцно зв’язується з каталізатором, мігруючи по його шару. 
Отруєння хлором є необоротним. При вмісті в каталізаторі 0,02 % хлору 
активність каталізатора знижується  на 30 – 50 %. 
Для нормальної роботи каталізатора регламентують вміст домішок в 
газі, парі, конденсаті. Концентрація пилу в газі повинна бути не більше 1 
мг/м3, солевміст в парі і конденсаті – не більше 1,0 мг/л, вміст сірки в газі – 
не більше 0,2 мг/м3, вміст хлору в газі 0,02 мг/м3. 
Перед експлуатацією низькотемпературний каталізатор піддається 
відновленню, яке супроводжується виділенням великої кількості тепла (1050 
кДж/кг каталізатора). В якості відновника найчастіше застосовують 
азотноводневу суміш. Відновлений НТК каталізатор пірофорен та перед 
вивантаженням він повинен бути окислений. Окислення проводять повітрям, 
яке дозується в циркуляційний азот.  
Каталізатор, який втратив активність внаслідок дії каталітичної отрути, 
реакційного середовища або температури може бути частково 
регенерований. Процес регенерації здійснюється в конверторі і включає 
наступні стадії: окислення пароповітряної сумішшю при 200 – 230 ºС; 
промивка каталізатора водним розчином спеціального складу; відновлення 
каталізатора [6].  
У якості СТК для проведення конверсії оксиду вуглецю І ступеня буде 
доцільним використати каталізатор марки СТК-1-7 вищого сорту. Так як він 
володіє високою середньою та мінімально механічною міцністю (відповідно 
30 МПа та 1,5 МПа), а також підвищено активністю (див. таблицю 3.3) та 
тривалим терміном служби (до 8 років). А також є оптимальним 
каталізатором  
СТК при об’ємній швидкості газу 2010 год-1, при який працює конвертор СО 
І ступеня. Даний каталізатор забезпечує ступінь перетворення СО 90 – 98 % 
(від рівноважного).  
Для проведення НТК економічно обґрунтованим буде використання 
каталізатора марки НТК-4 (НИАП-06-03). Каталізатор НТК-4 є досить 
активним. Обраний каталізатор НТК-4 володіє здатністю вловлювати отрути, 
більша частина яких адсорбується першими за ходом газу шарами, 
захищаючи його основну масу. В наслідок цього термін служби каталізатора 
збільшується. Каталізатор марки НТК-4 забезпечує ступінь перетворення  95 
%. Дозволяє працювати при об’ємній швидкості газу 6000 год-1. Термін 
служби цього каталізатора 2 – 4 роки.  
За сучасними уявленнями, механізм конверсії оксиду вуглецю (ІІ) на 
каталізаторі полягає в поперемінному відновленні та окисленні 
мономолекулярного шару каталізатора. Н.В. Кульков та М.М. Темкін 
запропонували наступний механізм реакції конверсії оксиду вуглецю 
водяною парою на окисно-залізному каталізаторі:       
 
                                                [K]О + СО = [K] + СО2;                         (3.12)  
 
                                                   [K] + Н2О = [K] + Н2,                           (3.13) 
 
де  [K] – активна ділянка поверхні окисно-залізного каталізатора. 
Термодинаміка відновлення оксидів заліза та рентгеноструктурний 
аналіз показали, що в умовах конверсії каталізатор може існувати у вигляді 
Fe3O4 і рідше у вигляді Fe2O3 [7]. 
Приймаючи в якості лімітуючої стадії реакцію окислення поверхні 
каталізатора і використовуючи сучасну адсорбційну теорією, ці автори 
запропонували наступне кінетичне рівняння: 
 
 1
 p   
H O pH
 k1pCO 
2   k 2
2pCO   ,    (3.14) 
 p  2  
 H2   pH2O 
 
де  ω – швидкість реакції, см3/(см3·с);  
pCO , pH O , pH , pCO – поточні парціальні тиски відповідно СО, парів 
2 2 2
H2O, H2, CO2, Па; 
k1, k2 – константи швидкості прямої та зворотної реакції, с-1·Па-1; 
       β – коефіцієнт рівний 0,5. 
В достатньо широких межах швидкість реакції задовільно описує 
рівняння 1-го порядку відносно оксиду вуглецю: 
 
                                                           ω = k1pCO.                                      (3.15) 
 
Лімітуючою стадією конверсії оксиду вуглецю у промислових умовах є 
стадія внутрішньої дифузії реагентів у пори каталізатора із швидкістю ω1, що 
визначається першим законом Фіка: 
 
dc
1  DS ,                                   (3.16) 
dl
 
де  D – коефіцієнт дифузії, см2/с; 
S – поверхня, перпендикулярна до напрямку переносу речовини, см2; 
dc
 – градієнт концентрації. 
dl
Швидкість, а отже і механізм дифузії в порах каталізатора залежить від 
розмірів пор і тиску у системі [29]. Змінюючи структуру каталізатора та 
вводячи спеціальні промотуючи добавки можна прискорити загальну 
швидкість реакції. Ефективний коефіцієнт дифузії оксиду вуглецю в порах 
залізохромного каталізатора при 450 ºС дорівнює 0,033 см2/с, а для НТК-4 та 
НТК-8 при  225 –  
250 ºС – 0,010 – 0,012 см2/с [6].   
Порівнюючи навантаження при яких на даний час працюють 
промислові установки конверсії, можна відмітити, що їх продуктивність, яка 
виражена через об’ємну швидкість, пропорційна кореню квадратному із 
значення тиску. (таблиця 3.7) 
 
Таблиця 3.7 – Залежність об’ємної швидкості реакції від тиску  
 
Тиск, Па 0,98·105 1,67·105 9,8·105 19,6·105 29,2·105 
Об’ємна 
швидкість, 256 – 300 300 – 400 800 – 900 1500 – 1700 2000 - 3000 
год-1 
 
Що стосується вибору оптимального тиску на стадії конверсії, то він 
залежатиме від сукупності цілого ряду чинників і, зокрема, від способу 
подальшої переробки конвертованого газу [3]. 
У кінетичній області температурна залежність константи швидкості 
реакції описується рівнянням: 
 
7  86000 
k = 4,95 10 exp - ,            (3.17) 
 RT 
 
де    86000 – енергія активації, Дж/моль;  
        R – газова постійна, яка дорівнює 8,3143 Дж/(моль ∙ К);  
        Т - температура, К. 
Отже, було встановлено, що для проведення конверсії оксиду вуглецю 
в два ступеня для обраної схеми, обов’язковими є наступні параметри:  
температура пара-газової суміші на виході з конвертора І ступеня – 440 ºС, на 
виході з конвертора ІІ ступеня – 249 ºС; об’ємна швидкість газу на вході в  
конвертор І ступеня – 2010 год-1, об’ємна швидкість газу на вході в конвектор   
ІІ ступеня – 2030 год-1; співвідношення пара : газ на вході у І та ІІ ступені –          
0,6 : 1; тиск паро-газової суміші на вході у І ступень – 3,2 МПа, на вході у ІІ 
ступень – 3,0 МПа. Ступінь перетворення СО (від рівноважного) для І 
ступеня конверсії (каталізатор СТК-1-7) становить 95 %, для ІІ ступеня 
(каталізатор НТК-4) – 95 % [6].                
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
4 ХАРАКТЕРИСТИКА ПРОДУКЦІЇ, СИРОВИНИ, ДОПОМІЖНИХ 
МАТЕРІАЛІВ І ЕНЕРГЕТИЧНИХ НОСІЇВ 
 
Продукцієюєаміакрідкийтехнічний, хімічнаформулаNH3. Аміак 
технічний видається споживачам у вигляді: аміаку рідкого під надлишковим 
тиском 1,6 МПа (16 кгс/см2) з температурою не більше 40 ºС. 
В залежності від призначення рідкий аміак випускається трьох марок:  
А – для виготовлення азотної кислоти, азотування, використання як 
холодоагенту (робочий елемент холодильних машин), створення захисної 
атмосфери;  
Ак – для поставки на експорт і транспортування по магістральному 
аміакопроводу;  
Б – для виробництва багатьох видів азотовмісних мінеральних добрив 
(може вноситись у грунт як концентроване рідке добриво, а також у стані 
водних розчинів).       
Рідкий аміак повинен бути виготовлений у відповідності з ГОСТ 6221-
90 та за фізико-хімічними показниками повинен відповідати нормам, які 
наведені у таблиці 4.1. 
 
Таблиця 4.1 – Технічна характеристика рідкого аміаку 
 
Найменування Норми для марок 
Метод аналізу 
показників А Ак Б 
1 2 3 4 5 
1 Масова частка         
аміаку, 99,9 99,6 99,6 За п. 3.2 (ГОСТ 6221-90) 
%, не менше 
 
Продовження таблиці 4.1 
 
1 2 3 4 5 
2 Масова частка        
азоту,  –      82 82 За п. 3.3 (ГОСТ 6221-90) 
%, не менше 
3 Масова частка води  0.2 – 0.2 – 
(залишок після  –  За ГОСТ 28326.1 
0.4 0.4 
випаровування), % 
4 Масова частка води  
(метод Фішера), 0,1 – – За ГОСТ 28326.2 
 %, не більше 
5 Масова              За ГОСТ 28326.3,        
концентрація масла, 2 2 8 
ГОСТ 28326.4 
мг/дм3, не більше 
6 Масова 
концентрація заліза, 1 1 2 За ГОСТ 28326.5 
мг/дм3, не більше 
7 Масова частка        
загального  – 0,5 – За ГОСТ 28326.6 
хлору, млн.-1 (мг/кг),  
не більше 
8 Масова частка        
оксиду  – 30 10 – За ГОСТ 28326.7 
вуглецю (ІV), млн.-1 
(мг/кг), не більше 
9 Зовнішній вигляд Безбарвна рухома рідина 
 
Допускається масова частка води у рідкому аміаку марки Ак, який          
транспортується у цистернах, та марки Б менше ніж 0,2% і доведення її до 
норми 0,2 – 0,4% на припортових заводах. 
Вимоги до якості рідкого аміаку, який надходить по магістральному 
аміакопроводу на припортовий завод для поставки на експорт, повинні 
відповідати вимогам договору (контракту) постачальника із 
зовнішньоекономічною організацією або іноземними покупцями. 
Транспортують у спеціальних аміачних залізничних і автомобільних 
цистернах, у сталевих балонах, в танкерах під тиском 6 – 7 атм.   
Гарантійний термін зберігання – один рік з дня виготовлення. 
Аміак – безбарвний газ з характерним різким запахом і їдким смаком. 
Він майже у два рази легший від повітря. При -33,35°С і звичайному тиску 
аміак скраплюється в безбарвну рідину, а при -77,75°С замерзає, 
перетворюючись у безбарвну кристалічну масу.   
У воді аміак розчиняється дуже добре: при 0°С і звичайному тиску в 1 
об'ємі води розчиняється близько 1200 об'ємів NH3, а при 20°С – 700 об'ємів. 
Розчинення аміаку у воді проходить із виділенням тепла. В рідкому аміаку 
при підвищеному тиску розчиняється водень, азот, метан, аргон [25]. 
Концентрований розчин містить 25% NH3 і має густину 0,91 г/см3. 
Розчин аміаку у воді називають аміачною водою або нашатирним спиртом. 
При розчиненні аміаку у воді відбувається утворення гідрооксиду амонію: 
 
 
  NН3 + Н2О↔ NН4ОН↔NН 4  +ОН .                   (4.1) 
 
Звичайний медичний нашатирний спирт містить 10% NH3. При 
нагріванні розчину аміак легко випаровується. 
Молекули аміаку утворюються за допомогою ковалентних зв'язків.  
Аміак добре горить в атмосфері кисню, гірше – на повітрі, утворюючи 
при відсутності каталізатору азот та воду: 
 
                                4NН3 + 3О2 = 2N2 + 6Н2О + Q.       (4.2) 
 
При окисленні в присутності платинового каталізатора утворюються 
монооксид азоту і вода за реакцією: 
 
   4NН3 + 5О2 = 4NО + 6Н2О + Q.                              (4.3) 
Дана реакція використовується в процесі отримання азотної кислоти.  
Аміак також легко відновлює монооксид міді до металічної міді при 
високій температурі за реакцією: 
 
3CuO + 2NH3 = 3Cu + N2 + 3H2O.                   (4.4) 
 
При високій температурі аміак може взаємодіяти з металами, 
утворюючи нітриди та вільний водень: 
 
                                          2Al + 2NH3 = 2AlN + 3H2.       (4.5) 
 
Аміак легко взаємодіє з кислотами, утворюючи амонійні солі: 
 
                                            NH3 + HСl = NH4HСl.               (4.6) 
 
При нагріванні амонійні солі, крім NH4NО3 та NH4NО2, розкладаються 
на аміак та кислоту, котрі, охолоджуючись, утворюю вихідну сіль.  
Аміак володіє токсичними властивостями, викликає гостре подразнення 
слизової оболонки, дихальних шляхів, сльозотечу, задуху. Гранично 
допустима концентрація аміаку в повітрі робочої зони виробничих 
приміщень (ГДК) – 20 мг/дм3. Дія газоподібного аміаку характеризується 
наступними показниками: поріг чутливості запаху – 35 мг/м3; небезпечність для 
життя – 350 – 700 мг/м3 [26]. 
Основні фізико-хімічні константи рідкого аміаку наведені у таблиці 2.2. 
Амоніак – один з найважливіших продуктів сучасної хімічної 
промисловості. Головною галуззю його застосування є виробництво 
нітратної кислоти і азотних добрив. Крім того, аміак використовують для 
виробництва багатьох інших хімічних продуктів. Останнім часом зріджений 
аміак і водний розчин аміаку стали широко застосовувати безпосередньо як 
азотне добриво. 
 
Таблиця4.2 – Фізико-хімічні константи рідкого аміаку 
 
Назва властивості 
(константи) та одиниця Значення Джерело інформації 
вимірювання 
Молекулярна маса  17,0304 ГОСТ 6221-90 
Мольний об’єм при 273,15 К 
22,08 ГОСТ 6221-90 
та 760 мм рт. ст., м3/(кг·моль)    
Густина при 273,15 К та 760 
639 ГОСТ 6221-90 
мм рт. ст., кг/м3 
Газова постійна, кДж/(кг·К) 0,48816 ГОСТ 6221-90 
Температура кипіння, К 239,81 ГОСТ 6221-90 
Температура плавлення, К 350,95 ГОСТ 6221-90 
Критична температура, К 405,55 ГОСТ 6221-90 
Критичний тиск, МПа 11,32 ГОСТ 6221-90 
Пружність пари при 273,15 К, 
0,4294 [27, табл. XLVIII, с. 544] 
МПа 
В’язкість при 273,15 К, мПа·с 0,244 ГОСТ 6221-90 
Питома теплота 
пароутворення при 273,15 К, 1263 [27, табл. XLVIII, с. 544] 
кДж/кг  
Температура самозаймання, К  923,15 ГОСТ 6221-90 
Границя вибуховості (за 
15 – 28 ГОСТ 6221-90 
об’ємом), % 
 
З аміаку отримують різні солі амонію, сечовину, уротропін. Його 
застосовують також як дешевого хладоагента в промислових холодильних 
установках. Аміак використовується також для отримання синтетичних 
волокон, наприклад, нейлона і капрону. У легкій промисловості він 
використовується при очищенні і фарбуванні бавовни, шерсті і шовку. У 
нафтохімічній промисловості аміак використовують для нейтралізації 
кислотних відходів, а у виробництві природного каучуку аміак допомагає  
зберегти латекс в процесі його перевезення від плантації до заводу. Аміак 
використовується також при виробництві соди по методу Сольве. У 
сталеливарній промисловості аміак використовують для азотування –  насичення 
поверхневих шарів сталі азотом, що значно збільшує її твердість [1, 2]. 
Характеристика сировини, матеріалів і енергетичних засобів,що 
використовуються в даному виробництві і вимоги до неї. 
Вимоги до якості сировини, напівпродуктів та матеріалів наведені у таблиці 
4.3 
 
Таблиця 4.3 – Властивості сировини, матеріалів, напівпродуктів та 
енергетичних засобів 
№ Найменування Стандарти Показники, Регламентовані 
пор. сировини, або обов’язкові до показники з 
напівпродуктів, технічні контролю допустимими 
матеріалів умови відхиленнями 
1 2 3 4 5 
Найменша 
Газ горючий теплота згорання , 
природний для ГОСТ МДж/м3 (ккал/м3), 
1 31,8  (7600) 
промислового 5542-87 при температурі 
призначення 20 ºС і тиску 0,101 
МПа, не менше 
 
 
 
 
 
Продовження таблиці 4.3 
 
1 2 3 4 5 
Масова  
концентрація  
сірководню, г/м3,  
не більше 0,02 
Масова  
концентрація  
меркаптанової  
сірки г/м3, не  
   
більше 0,036 
Об’ємна частка  
кисню, %, не  
більше 1,0 
Маса механічних  
включень в 1 м3,          
г, не більше 0,001 
 
Температура, ºС 28 – 30 
Жорсткість  
загальна, моль/м3 1,5 – 2,5 
Твердість  
карбонатна,  
моль/м3 1,5 – 2,5 
Загальний  
солевміст, г/м3 <1200 
Окиснюваність  
перманганатна,            
[28, табл. 3
2 Вода оборотна гО2/м  <15 
2.1, с. 35] Завислі речовини,  
г/м3 20 – 30 
Масла і речовини,  
що утворюють  
смолу, г/м3 20 – 30 
Аніони, г/м3  
хлориди (Сl  ) до 350 
сульфати (SO 2 ) >500 
4
фосфати (РО 3 ) >6 
4 6,5 – 8,5 
pH 
 
Продовження таблиці 4.3 
 
1 2 3 4 5 
Кислотне число, мг  
КОН на 1 кг масла  
не більше 0,05 
Масова доля золи  
базового масла, %,  
не більше 0,005 
ГОСТ Вміст механічних  
9972-74 домішокТемпература відсутність 
зміни № спалаху, яка  
11  
1,2,3,4,5,6,7, визначається у  
8,9  відкритому тиглі, 0С,   
 не нижчеВміст води  
Вміст 186 
водорозчинних відсутність 
кислот та лугів   
  
відсутність 
 
В’язкість  
кінематична при  
температурі 100 0С,  
мм2/с, не менше 20,5 
Індекс в’язкості, не  
менше 80 
Кислотне число, мг  
ГОСТ КОН на 1г масла, не  
Масло 
21743-76 більше 0,03 
авіаційне 
12 зміни № Зольність, % не  
марки МС-20 
1,2,3,4,5, більше 0,003 
 
6,7 Температура  
спалаху, яка  
визначається у  
відкритому тиглі, 0С,   
не нижче 265 
Вміст механічних  
домішок  відсутність 
  
 
Продовження таблиці 4.3 
 
1 2 3 4 5 
В’язкість  
кінематична при  
температурі 40 0С 90-110 
Температура  
спалаху яка  
визначається у  
відкритому тиглі,  
0С, не нижче  225 
Масло 
ГОСТ Зольність, %, не  
індустріальне 
20799-88 більше 0,005 % 
13 загального 
 Зміна №1, Масова доля води сліди 
призначення 
2, 3, 4, 5 Масова доля  
марки И-50А 
механічних відсутність 
домішок  
Масова доля  
водорозчинних відсутність 
кислот і луг  
Кислотне число,  
мг КОН на 1г 0,05 
масла, не більш 
Пара високого Тиск, МПа 3,5 – 3,8  
14 СТП 
тиску Температура, 0С 250 15 
Напруга, В 220 5,5 
Частота, Гц 50 1 
15 Електроенергія СТП 
Постійний   
струм, А 200 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
5 ОПИС АПАРАТУРНО – ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ ВИРОБНИЦТВА 
 
Технологічна схема виробництва синтез-газу для отримання 
синтетичного аміаку наведена на рисунку 5.1. 
Природний газ надходить в агрегат з газорозподільної станції під 
тиском 0,8 – 1,2 МПа. За допомогою двох паралельних клапанів тиск 
природного газу знижується до 0,6 – 0,8 МПа. 
Далі природний газ надходить у сепаратор 1, де проходить 
відокремлення газового конденсату і рідких вуглеводнів, які міститься в 
природному газі. 
Газовий конденсат і рідкі вуглеводні з сепаратора 1 потрапляють в 
збірник 2. Із збірника 2 газовий конденсат по мірі накопичення видається на 
спалювання в рідинні пальники печі риформінгу 3. 
Очищений газ після сепаратора 1 розділяється на два потоки. Першій 
потік спрямовується в змішувач паливних газів 4, де змішується з танковими 
і продувними газами, які надходять з установки уловлювання аміаку. 
Паливний газ з тиском 400 – 500 кПа направляється на спалювання в 
пальники печі риформінгу 3. Другий потік спрямовується на всмоктування 
відцентрового компресора 5. Природний газ проходить два ступеня 
стиснення (низький та високий) та з тиском 3,4 – 3,8 МПа і температурою 90 
– 125 ºС направляється в підігрівач 6 конвекційної зони трубчастої печі 
первинного риформінгу. Перед підігрівачем 6 з лінії нагнітання поршневого 
компресора 7 дозується синтез-газ, який забезпечує необхідну об’ємну долю 
водню для гідрування сірковмісних сполук. Синтез-газ надходить у 
компресор з колектора видачі синтез-газу під тиском 2,3 МПа і стискується 
до тиску 3,0 – 3,8 МПа. 
Суміш природного газу і синтез-газу в підігрівачі 6 підігрівається до 
температури 320 – 420 ºС. Підігріта суміш природного газу і синтез газу 
надходить в два паралельно працюючих реактора 8, 9 для гідрування 
органічних сірковмісних сполук на алюмокобальтмолібденовому 
каталізаторі. 
Органічні і неорганічні сірковмісні сполуки являються отрутою для 
каталізаторів, які використовуються в процесі виробництва аміаку. Тому 
природний газ ретельно очищають від сірковмісних сполук. 
Після апаратів 8, 9 природний газ надходить в адсорбери сірковмісних 
сполук 10, 11, де відбувається поглинання утвореного в реакторах 
сірководню активованим оксидом цинку. Адсорбери 10, 11 можуть 
працювати паралельно або послідовно. 
Природний газ, очищений до масової концентрації сірководню не 
більше 1 мг/м3, спрямовується в змішувач 12, де змішується з водяною парою 
до співвідношення пари до газу, як (3,7 – 4,5):1. Водяна пара в змішувач 12 
надходить із парозбірника котла-утилізатора агрегату синтезу аміаку, а 
недолік пари надходить із парозбірника 13 
Паро-газова суміш після змішувача 12 підігрівається в первинному та 
вторинному підігрівачах 14 та 15 до температури не більше 526 ºС, після чого 
поступає в реакційні труби печі риформінгу 3. В реакційних трубах на 
нікелевому каталізаторі при температурі 700 – 780 ºС відбувається парова 
конверсія метану. Співвідношення пари до газу на виході з реакційних труб 
становить (3,7 – 4,5):1, залишкова об’ємна доля метану в сухому газі складає 
6 – 12 %. Тепло, необхідне для проведення процесу, утворюється за рахунок 
спалювання паливного газу в пламеневих пальниках печі 3. 
Тепло димових газів печі 3 з температурою не більше 950 ºС 
використовується для підігріву природного газу (підігрівач 6), паро-газової 
суміші (підігрівачі 14 та 15), повітря (підігрівач 16), які надходять на 
технологічний процес, а також для підігріву знесоленої води (підігрівач 17), 
живильної води (підігрівач 18), отримання пари в пучці пароутворення 19.  
 
 
 
 
1 – сепаратор природного газу; 2 – збірник газового конденсату; 3 – 
трубчаста піч; 4 – змішувач паливних газів; 5 – відцентровий компресор 
природного газу; 6 – підігрівач природного газу; 7 – поршневий компресор 
синтез-газу; 8,9 – реактор гідрування сірчаних сполук; 10,11 – адсорбери 
сірчаних сполук; 12 – змішувач природного газу з парою; 13 – парозбірник; 14 – 
первинний підігрівач паро-газової суміші; 15 – вторинний підігрівач паро-
газової суміші; 16 – підігрівач технологічного повітря; 17 – підігрівач 
знесоленої води; 18 – економайзер для підігрівання живильної води; 19 – 
парогенераторний пучок; 20, 21 – димосос; 22 – шахтний конвертор; 23 – 
відцентровий компресор технологічного повітря; 24 – фільтр технологічного 
повітря; 25 – охолоджувач паро-газової суміші; 26 – теплообмінник вторинного 
підігрівання газу на метанування; 27 – зволожувач конвертованого газу І 
ступеня; 28 – зволожувач конвертованого газу ІІ ступеня; 29 – відцентровий 
насос для подачі конденсату у зволожувачі; 30 – реактор СТК СО; 31 – реактор 
НТК СО; 32 – засувка. 
 
Рисунок 5.1 – Схема виробництва синтез-газу для отримання синтетичного 
аміаку 
 
Пара з тиском 3,5 – 3,8 МПа із парозбірника 13 розподіляється в 
змішувач паро- газової суміші 12 та в газохід перед кип’ятильниками 
розчину моноетаноламіну (МЕА). Димові гази після використання їх тепла з 
температурою не більше 250 ºС і об’ємною долею кисню не більше 5 % 
викидаються в атмосферу димососами 20, 21. 
Далі паро-газова суміш з температурою 700 – 780 0С та тиском 2,9 МПа 
надходить в шахтний конвертор 22 для проведення вторинного риформінгу 
на нікелевому каталізаторі. В шахтний конвертор 22 також подається 
технологічне повітря. Технологічне повітря, яке використовується для 
процесу, засмоктується компресором 23 через фільтр 24, де очищається від 
пилу і механічних домішок. У двохступеневому відцентровому компресорі 
23 технологічне повітря стискається до тиску 3,0 – 3,4 МПа і проходить 
підігрівач 16, де підігрівається до температури не більше 500 0С та подається 
в шахтний конвертор 22. 
Реакції вторинного риформінгу відбуваються при температурі 900 – 
1150 0С. Температура паро-газової суміші після шахтного конвертора 22 
становить 880 – 990 0С, об’ємна доля метану в паро-газовій суміші – не 
більше 0,5 %. 
Паро-газова суміш із шахтного конвертора 22 надходить в охолоджувач 
паро-газової суміші 25, де охолоджується котельною водою до температури 
не більше 490 0С. В міжтрубному просторі газоохолоджувача 25 за рахунок 
охолодження паро-газової суміші утворюється пароводяна емульсія, яка 
поступає в парозбірник 13.  
Далі паро-газова суміш надходить в теплообмінник 26, де 
охолоджується за рахунок конвертованого газу, який направляється в реактор 
метанування, до температури не більше 480 0С.  
Після теплообмінника 26 паро-газова проходить через зволожувач 
конвертованого газу І ступеня 27, де за рахунок вприскування технологічного 
конденсату, додатково насичується водяними парами до співвідношення  
0,6:1 і охолоджується при цьому до температури 377 0С. Конденсат для 
вприскування у зволожувачі 27, 28 подається відцентровим насосом 29 із 
сепаратора стадії моноетаноламінового очищення. 
Вприскування конденсату у зволожувач 4 переслідує подвійну мету: 
- зниження температури газу до оптимального значення, що забезпечує 
оптимальні умови протікання реакції конверсії оксиду вуглецю; 
- приведення вмісту водяних парів до співвідношення пара : газ = 0,6 : 1, 
сприятливого для зміщення рівноваги конверсії оксиду вуглецю в 
потрібному напрямку. 
Зволожувач 27 паро-газової суміші являє собою вертикальний 
циліндричний апарат з двома тарілками, на які встановлюються металеві 
сітки для випаровування конденсату і вловлювання бризок. По центру 
апарату встановлена форсунка для розпилювання конденсату. 
Із зволожувача 27 паро-газова суміш поступає в реактор СТК оксиду 
вуглецю 6, де протікає перша ступінь конверсії оксиду вуглецю на 
залізохромному каталізаторі СТК-1-7. 
Реактор конверсії І ступеня 30 являє собою вертикальний циліндричний 
апарат з вмонтованими двома опорними розподільними колосниковими 
решітками, на які завантажений залізохромний каталізатор. 
Реакція конверсія оксиду вуглецю екзотермічна і протікає при 
температурі 400 – 440 0С. Об’ємна швидкість в конверторі І ступеня –                 
2010 год-1, тиск – не більше 3,2 МПа.  
Із реактора І ступеня 30 паро-газова суміш з об‘ємною долею оксиду 
вуглецю не більш 3 % надходить в зволожувач 28, де насичується водяними 
парами до співвідношення пари до газу, яке дорівнює 0,6 : 1. Конструкція 
зволожувача ІІ ступеня 27 аналогічна конструкції зволожувача І ступеня 28. 
За рахунок вприскування конденсату в зволожувач ІІ ступеня 28 паро-
газова суміш охолоджується до температури 230 0С. Після зволожувача 28 
паро-газова суміш поступає на ІІ ступінь конверсії оксиду вуглецю в реактор 
НТК 31. 
Конструкція реактора ІІ ступеня 31 аналогічна конструкції реактора І 
ступеня 30. Реактор завантажений двома шарами цинкхроммідного 
каталізатора НТК – 4. 
При послідовному проходженні двох шарів каталізатора оксид вуглецю 
при температурі 235 – 250 0С конвертується до об‘ємної долі оксиду вуглецю 
після конвертора не більше 0,7 %. Об’ємна швидкість в конверторі ІІ ступеня 
– 2030 год-1, тиск – не більше 3 МПа. Далі конвертований газ направляється 
на стадію МЕА очистки. Реактор ІІ ступеня 31 та зволожувач 28 
відключаються від агрегату засувкою 32 з переводом паро-газової суміші по 
байпасу реактора 31 для проведення операцій окислення і відновлення 
каталізатора у цьому реакторі [6]. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
6МАТЕРІАЛЬНІ І ТЕПЛОВІ РОЗРАХУНКИ 
 
6.1 Розрахунок матеріального балансу  
 
Вихідні дані для розрахунку: 
- річна продуктивність по аміаку 530000 т/рік;    
- річний фонд робочого часу 330 днів; 
- склад природного газу, % (об.): СН4 – 93,70, СО2 – 0,08, С2Н6 – 3,2, 
С3Н8 – 1,14, С4Н10 – 0,32, С5Н12 – 0,09, С6Н14 – 0,02, N2 – 1,45                      
[30, табл. 6, с. 25]; 
- ступінь конверсії СН4 в трубчатій печі 68,9 % [30, табл. 6, с. 26]; 
- ступінь конверсії СН4 в шахтному реакторі 98,5 % [30, табл. 6, с. 32]; 
- ступінь конверсії оксиду вуглецю на І ступені (від рівноваги) 95 %          
[6, с. 142]; 
- ступінь конверсії оксиду вуглецю на ІІ ступені (від рівноваги) 95 %                  
[6, с. 145]; 
- відношення пара : газ на вході у І та ІІ ступені 0,6 : 1; 
- тиск паро-газової суміші на вході у І ступінь 3,2 МПа, на вході у ІІ 
ступінь – 3,0 МПа; 
- втрати на стадіях (з продувними газами), 13 %; 
- вміст інертних газів 0,005 % (об.); 
- склад конвертованого газу після конверсії метану другого ступеня, 
% (об.): СО2 – 7,59, СО – 12,69, Н2 – 56,96, СН4 – 0,3, N2 – 22,18, Ar – 
0,28 [30, табл. 13, с. 37]; 
- температура паро-газової суміші на виході з конвертора СТК 440 ºС; 
- температура паро-газової суміші на виході з конвертора НТК 250 ºС. 
Характеристика каталізатора СТК-1-7 вищий сорт, для проведення 
процесу середньотемпературної конверсії. Склад каталізатора: масова частка  
заліза в перерахунку на Fe2O3 – не менше 88 %, масова частка хрому в 
перерахунку на Cr2O3 – не менше 7,0 %, масова частка сірки в перерахунку на 
SO3 – не більше 7,0 %. Діаметр гранул – 7мм. Пористість – 65 %. Питома 
поверхня – 30 м2/г [6, табл. ІІ,22, с. 140]. 
Характеристика каталізатора НТК-4, для проведення процесу 
низькотемпературної конверсії. Склад каталізатора: вміст міді (на CuO) – 54 
%, вміст хрому (на Сr2O3) – 14,0 %, вміст цинку (на ZnO) – 11,0 %, вміст 
алюмінію (на Al2O3 ) – 19,6 %. Діаметр гранул – 5 мм, висота гранул – 5 мм. 
Пористість – 40 %. Питома поверхня – 55 м2/г [6, табл. ІІ,23, с. 144]. 
 
Визначаємо годинну продуктивність по аміаку за формулою: 
 
              (6.1) 
 
/
де  G  – річна продуктивність по аміаку, кг/рік; 
      Ф – робочий фонд часу з врахуванням поточних і капітальних 
ремонтів, дні. 
 
 
Для визначення кількості кожного компонента у сухому газі, що 
надходить на конверсію СО І ступеня, необхідно визначити об’єм водню 
після конверсії СН4 другого ступеня відповідно до заданої продуктивності. 
Для цього проводимо наступні розрахунки. 
Хімічне рівняння отримання аміаку має вигляд: 
 
N2 + 3H2↔2NH3,                         (6.2) 
Теоретичну кількість водню для отримання 1000 кг/год аміаку 
розраховуємо за формулою: 
 
1000 nH MH
GH  2 2 ,                               (6.3) 
2 nNH M
3 NH3
 
де  nH – кількість молей водню; 
2
nNH  – кількість молей аміаку; 
3
MH  – молярна маса водню, кг/кмоль; 
2
MNH  – молярна маса аміаку, кг/кмоль. 
3
 
1000 3 2
G  176,47  кг/год. 
H2 2 17
 
Розраховуємо об’ємні витрати водню за формулою: 
 
GH Vm
V 2
H  ,                           (6.4) 
2 nH2
 
де  Vm  – молярний об’єм газу, м3/кмоль. 
 
 
 
Об’ємні витрати водню з врахуванням інертних газів знайдемо за 
формулою: 
 
 
 
 (6.5) 
 
де  x i  – вміст інертних газів, %(об.). 
 
/ 0,005 1976,46
V 1976,46 1976,56  м3/год. 
H2 100
 
Об’ємні витрати водню з врахуванням втрат з продувними газами: 
 
(100  x )
V //  = V /  ï ,                              (6.6) 
H2 H2 100
 
де  x ï  – втрати на стадіях (з продувними газами), %; 
 
V // (100 13)
 = 1976,56   2233,51 м3/год. 
H2 100
 
З практичних даних приймаємо, що з 100 м3 природного газу, який 
надходить на технологічний процес, після конверсії СО другого ступеня 
отримуємо 354,28 м3 Н2 [30, с. 36]. Звідси витрати природного газу на 
технологічний процес для отримання 1000 кг аміаку складають: 
 
.               (6.7) 
 
 
 
На задану продуктивність необхідно природного газу: 
 
   (6.8) 
 
 
З практичних даних приймаємо, що з 100 м3 природного газу, що 
надходить на технологічний процес, після конверсії СН4 другого ступеня 
отримуємо 294,045 м3/год Н2 [30, с. 37]. Знайдемо об’ємні витрати водню, 
після конверсії СН4 другого ступеня відповідно до заданої продуктивності: 
 
 (6.9) 
 
 
Склад та кількість сухих газів після конверсії метану другого ступеня 
зводимо у таблицю 6.1. 
 
Таблиця 6.1 – Склад та кількість сухих газів після конверсії метану 
другого ступеня 
 
Склад газу кг/год % (мас.) м3/год % (об.) 
1 2 3 4 5 
Диокид вуглецю  13386,5138 23,19 6814,9525 7,59 
 
 
 
 
 
Продовження таблиці 6.1 
 
1 2 3 4 5 
Оксид вуглецю  14242,7119 24,67 11394,1695 12,69 
Водень 4566,3901 7,91 123209,507 56,96 
Метан 192,4041 0,33 269,3657 0,3 
Азот 24893,881 43,12 19915,1048 22,18 
Аргон 448,9427 0,78 251,4079 0,28 
Всього 57730,8436 100 161854,5074 100 
 
6.1.1 Розрахунок матеріального балансу першого ступеня конверсії СО 
 
Об’ємні витрати конденсату, який надходить на конверсію СО першого 
ступеня, за умовою дорівнюють 0,6 об’єму сухих газів, тобто 
 
VH2O  k V ,             (6.10) 
 
де  k  – співвідношення пара : газ; 
V  – об’єм сухого газу після конверсії метану другого ступеня, м3/год. 
 
VH O  0,6 161854,5074  97112,704  м3/год. 
2
 
Масові витрати конденсату, який надходить на конверсію СО першого 
ступеня: 
 
,             (6.11)  
де   – молярна маса води, кг/кмоль. 
 
кг/год. 
 
Позначимо через х  (м3
1 ) об’єм СО, який прореагував при досягненні 
рівноваги. Константу рівноваги при температурі 440 ºС, яка дорівнює 7,986      
[6, табл. ІІ,21, с. 138], можна записати у вигляді: 
 
(VCO  x1)  (V
///
2 H  x )
K  2 1
1  7,986 ,                    (6.12) 
(VCO  x1)  (VH O  x1)2
 
де  V , VCO  – об’ємні витрати диоксиду вуглецю та оксиду вуглецю, 
CO2
що надходять на конверсію СО першого ступеня, м3/год. 
 
(6814,9525 x1)  (51143,5694 x )
7,986  1 .  
(11394,1695 x1)  (53873,1419 x1)
 
Розв’язавши квадратичне рівняння  
 
2
-6,986х 1 + 579,18·103х1 – 4,55·109 = 0, 
 
отримуємо значення х1 = 8795,1037 м3/год. 
Фактично прореагувало СО на першому ступені конверсії: 
 
xp
x /  x  .                                     (6.13) 
1 1
100
 
де  x1  – ступінь конверсії оксиду вуглецю на І ступені (від рівноваги), 
p
%. 
 
x / 95
1  8795,1037   8355,3485м3/год. 
100
 
Об’ємні витрати СО після першого ступеня конверсії: 
 
V//
CO VCO  x /
1.  (6.14) 
 
V// 11394,16958355,3485 3038,821м3
CO /год. 
 
Масові витрати СО після першого ступеня конверсії: 
 
V//
G  CO
CO MCO.  (6.15) 
Vm
 
де  MCO  – молярна маса оксиду вуглецю, кг/кмоль. 
 
3038,821
GCO  28  3798,5263кг/год. 
22,4
 
Об’ємні витрати Н2О після першого ступеня конверсії: 
 
V//
H O VH O  x /
 (6.16) 
2 2 1.
 
V//
H O 53873,14198355,3485 45517,7934 м3/год. 
2
 
Масові витрати Н2О після першого ступеня конверсії: 
 
V //
/ H O
G 2
H O  M  (6.17) 
2 H2O.
Vm
 
/ 45517,7934
GH O  18  36576,7983кг/год. 
2 22,4
 
Об’ємні витрати СО2 після першого ступеня конверсії: 
 
V//
CO VCO  x /
1.  (6.18) 
2 2
 
V//
CO  6814,95258355,348515170,3м3/год. 
2
 
Масові витрати СО2 після першого ступеня конверсії: 
 
V //
G / CO
 2
CO MCO .   (6.19) 
2 V 2
m
 
де   – молярна маса диоксиду вуглецю, кг/кмоль. 
 
/ 15170,3
G  44  29798,8036  кг/год. 
CO2 22,4
 
Об’ємні витрати Н2 після першого ступеня конверсії: 
 
V  V ///  x /
/ H 1.(6.20) 
H2 2
V /  51143,5694  8355,3485  59498,9179 м3/год. 
H2
 
Масові витрати Н2 після першого ступеня конверсії: 
 
V
H /
G /  2 M .  (6.21) 
H2 H
V 2
m
 
/ 59498,9179
G  2  5312,403 кг/год. 
H2 22,4
 
Матеріальний баланс конверсії СО І ступеня наведений у таблиці 6.2 
 
Таблиця 6.2 – Матеріальний баланс конверсії СО І ступеня 
 
Надходження Витрати 
Найме-
Найме- % 
нування   % % 
% нування 3
вихідни кг/год   м3/год кг/год мас м /год 
об. вихідних об. 
х мас. 
речовин . 
речовин 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 
29,
13,2
СО2 13386,5 6814,95 4,74 СО 15170,3 10,56 
2 29798,8 
5 5 
3,7
СО 14242,7 14,1 11394,2 7,93 СО 3798,53 3038,82 2,12 
6 
 
 
 
 
 
Продовження таблиці 6.2 
 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 
4566,3 4,5 5312,4 5,2 59498, 41,4
Н2 51143,6 35,6 Н2 
8 2 0 6 9 2 
СН4 192,4 0,2 269,4 0,19 СН4 192,4 0,2 269,4 0,19 
24893,8 24,6 24893, 24,6 19915,
N2 19915,1 13,9 N2 13,9 
5 4 8 4 1 
Аr 448,95 0,44 251,4 0,17 Аr 448,95 0,44 251,4 0,17 
43290,8 42,8 45517, 31,6
Н2О 53873,1 37,5 Н2О 36576,8 36,2 
4 5 79 8 
101021, 10 101021, 143661,
Всього 143661,7 100 Всього 100 100 
6 0 6 7 
 
Співвідношення пара : газ після конверсії СО першого ступеня: 
 
V //
H2O
k1 = ,          (6.22) 
V /
 
де  V /
 – об’ємні витрати сухого газу після конверсії СО І ступеня, 
м3/год. 
 
45517,79
k1 =  0,464 . 
98143,91
6.1.2 Розрахунок матеріального балансу другого ступеня конверсії СО 
 
Розрахунок матеріального балансу другого ступеня конверсії СО 
аналогічний розрахунку матеріального балансу для першого ступеня.   
Об’ємні витрати конденсату, який надходить на конверсію СО другого 
ступеня, за умовою дорівнюють 0,6 об’єму сухих газів, тобто за формулою (6.10): 
 
V1H O  0,6 98142,9  58886,33  м3/год. 
2
 
Масові витрати конденсату, який надходить на конверсію СО другого 
ступеня знайдемо за формулою (6.11): 
 
кг/год. 
 
Позначимо через х2 (м3) об’єм СО, який прореагував при досягненні 
рівноваги. Константу рівноваги при температурі 250 ºС яка дорівнює 86,51         
[6, табл. ІІ,21, с. 138], можна записати у вигляді: 
 
(V1CO  x2)  (V1
2 H  x2)
K  2  86,51,                (6.23) 
2
(V1CO  x2)  (V1H O  x
2 2)
 
де  V1 , V1CO , V1  – об’ємні витрати диоксиду вуглецю, оксиду 
CO2 H2
вуглецю, водню, що надходять на конверсію СО другого ступеня, 
м3/год. 
 
(15170,3 x )  (59498,9  x )
86,51 2 2 .
(3038,82  x2)  (58886,33 x2)  
 
Розв’язавши квадратичне рівняння  
 
2
 – 85,51х 2 + 5,36·106х2 – 1,458·1010 = 0, 
 
отримуємо значення х2 = 2851,54 м3/год. 
Фактично прореагувало СО на другому ступені конверсії: 
 
x /
x / p
 x  .                                       (6.24) 
2 2
100
 
де  x /  – ступінь конверсії оксиду вуглецю на ІІ ступені (від рівноваги), %. 
p
 
/ 95
x2  2851,54   2708,96 м3/год. 
100
 
Об’ємні витрати СО після другого ступеня конверсії знайдемо за 
формулою (6.14): 
 
V1//
CO  3038,82 2708,96  329,86 м3/год. 
 
Масові витрати СО після другого ступеня конверсії: 
 
329,86
G1CO  28  412,33кг/год. 
22,4
 
Об’ємні витрати Н2О після другого ступеня конверсії знайдемо за 
формулою (6.16): 
 
V1//
H O  58886,33 2708,96  56177,37м3/год. 
2
 
Масові витрати Н2О після другого ступеня конверсії: 
 
/ 56177,37
G1  18 45142,53кг/год. 
H2O
22,4
 
Об’ємні витрати СО2 після другого ступеня конверсії розраховуємо за 
формулою (5.18): 
 
V1//
CO 15170,3 2708,9617879,26м3/год. 
2
 
Масові витрати СО2 після другого ступеня конверсії: 
 
/ 17879,26
G1  44  35119,975 кг/год. 
CO2 22,4
 
Об’ємні витрати Н2 після другого ступеня конверсії знайдемо за 
формулою (6.20): 
 
V1 /  59498,9  2708,96  62207,86 м3/год. 
H2
 
Масові витрати Н2 після другого ступеня конверсії: 
 
/ 62207,86
G1H  2  5554,27  кг/год. 
2 22,4
 
Матеріальний баланс конверсії СО ІІ ступеня наведений у таблиці 6.3 
 
Таблиця 6.3 – Матеріальний баланс конверсії СО ІІ ступеня 
 
Надходження Витрачання 
Найме-
Найме-
нування   % % 
% нування % 
вихідни кг/год   м3/год кг/год мас м3/год 
об. вихідних об. 
х мас. . 
речовин 
речовин 
26,6 35119,9 17879,2
СО2 29798,8 15170,3 9,66 СО2 31,4 11,39 
7 8 6 
0,3
СО 3798,53 3,40 3038,82 1,93 СО 412,33 329,86 0,22 
7 
5554,2 49, 62207,8
Н2 5312,4 4,75 59498,9 37,89 Н2 39,63 
7 6 6 
СН4 192,41 0,17 269,37 0,17 СН4 192,41 0,17 269,37 0,17 
22,2 19915,0
N2 24893,85 22,27 19915,08 12,68 N2 24893,85 12,66 
7 8 
Аr 448,95 0,4 251,4 0,16 Аr 448,95 0,4 251,4 0,16 
47319,3 42,3 45142,5 40,3 56177,3
Н2О 58886,33 37,51 Н2О 35,77 
7 4 3 9 7 
10 111764,
Всього 111764,3 157030,2 100 Всього 100 157030,2 100 
0 3 
 
 
Співвідношення пара : газ після конверсії СО другого ступеня: 
 
V1//
k2 = H2O
,            (6.25) 
V //
 
де  V //
 – об’ємні витрати сухого газу після конверсії СО ІІ ступеня, 
м3/год. 
 
56177,37
k2 =  0,557 . 
100852,83
 
Співвідношення Н2 до N2 знайдемо за рівнянням: 
 
V1
H /
m = 2 ,                                           (6.26) 
V1N2
 
де  V1N  – об’ємні витрати азоту після конверсії СО другого ступеня, 
2
м3/год    
 
62207,86
m =  3,124,  
19915,08
 
що забезпечує задану продуктивність. 
 
6.2 Розрахунок теплового балансу 
 
6.2.1 Розрахунок теплового навантаження першого ступеня конверсії 
СО 
 
Рівняння теплового навантаження для конвертора СО І ступеня можна 
записати у вигляді: 
Q1 + Q2 = Q3 + Q4,      (6.27) 
 
де  Q1 – теплота паро-газової суміші на вході, кВт; 
Q2 – теплота реакції, кВт; 
Q3 – теплота паро-газової суміші на виході, кВт; 
Q4 – втрати теплоти у навколишнє середовище, кВт; 
Позначимо температуру паро-газової суміші на вході через tвх. Тоді 
рівняння для визначення теплоти паро-газової суміші можна записати у 
вигляді: 
 
,                       (6.28) 
 
де c1, c2 – очікувані об’ємні теплоємкості сухого газу та водяної пари,  
кДж/(м3·ºС). 
Приймаємо: c1 = 1,3574 кДж/(м3·ºС) [30, с. 34], c2 = 1,5608 кДж/(м3·ºС)  
[30, с. 34]. 
 
Q1 = (89788,7·1,3574 + 53873,1·1,5608)·  = 57,21·tвх  кВт. 
 
Теплоту реакції розраховуємо за формулою: 
 
x /
1 qQ  ,                                 (6.29) 
2
22,4 3600
 
де  q  – теплота реакції, Дж/моль. 
Приймаємо: q  = 41000 Дж/моль [8, с. 79]. 
 
8355,35 41000
Q   4248,13  кВт. 
2
22,4 3600
 
Теплоту паро-газової суміші на виході з конвертора СО І ступеня  
знайдемо за рівнянням: 
 
/
Q  = (V ·c  + V//
3 р ·cв)· ,                    (6.30) 
H2O
 
де  cр – об’ємну теплоємкість сухого газу при температурі 440 ºС, 
кДж/(м3·ºС); 
        cв – об’ємна теплоємкість водяної пари при температурі 440 ºС, 
кДж/(м3·ºС); 
tâèõ  – температура газу на виході, ºС. 
Приймаємо: cв = 1,567 кДж/(м3·ºС) [31, табл. 1, с. 500].  
Знайдемо об’ємну теплоємкість сухого газу на виході з конвертора СО 
першого ступеня при температурі 440 ºС за формулою: 
 
c = y(CO2)·c(CO2) + y(CO)·c(CO) + y(H2)·c(H2) + y(CH4)·c(CH4) +  
p
                                           + y(N2)·c(N2) + y(Ar)·c(Ar),                             
(6.31) 
 
де c(CO2), c(CO), c(H2), c(CH4), c(N2), c(Ar) – 
об’ємнатеплоємністьдиоксидувуглецю, оксидувуглецю, водню, 
метану, азоту, аргону, кДж/(м3·ºС); 
      y(CO2), y(CO), y(H2), y(CH4), y(N2), y(Ar) – об’ємнічасткидиоксиду 
вуглецю, оксидувуглецю, водню, метану, азоту, аргону. 
Значення питомих та об’ємних теплоємкостей для кожного з 
компонентів  
сухого газу при температурі 440 ºС наведені у таблиці 6.4 
 
Таблиця 6.4 – Значення питомих та об’ємних теплоємкостей для 
кожного з компонентів сухого газу при температурі 440 ºС 
 
Компонент газу с/, кДж/(кг·ºС)  с, кДж/(м3·ºС) Посилання 
СО2 0,996 1,956 [31, табл. 1, с. 500] 
СО 1,071 1,339 [31, табл. 1, с. 500] 
Н2 14,502 1,295 [31, табл. 1, с. 500] 
СН4 2,886 2,061 [31, табл. 1, с. 500] 
N2 1,063 1,329 [31, табл. 1, с. 500] 
Ar 0,3 0,536 [32, с. 744] 
 
Склад сухого газу після конверсії СО І ступеня, % (об.): СО2 – 15,46, 
CO – 3,09, Н2 – 60,63, СН4 – 0,27, N2 – 20,29, Ar – 0,26. 
 
c = 0,1546·1,956 + 0,0309·1,339 + 0,6063·1,295 + 0,0027·2,061 +  
p
                       + 0,2029·1,329 + 0,0026·0,536 = 1,406 кДж/(м3·ºС). 
 
440
Q3 = (98143,88·1,406 + 45517,76·1,567)·  = 25583,14 кВт.  
3600
 
Приймаємо втрати теплоти у навколишнє середовище – 5% від теплоти 
реакції [31, с. 31]. 
 
Q4 = 0,05·Q2.                    (6.32) 
 
Q4 = 0,05·4248,13 = 212,41 кВт. 
Знайдемо значення tвх: 
 
57,21·tвх + 4248,13 = 25583,14 + 212,41. 
 
tвх = 377 ºС.  
 
Тоді 
 
Q1 = 57,21·377 = 21568,17 кВт. 
 
Теплове навантаження конверсії СО І ступеня наведене у таблиці 6.5. 
 
Таблиця 6.5 – Теплове навантаження конверсії СО І ступеня 
 
Надходження Витрачання 
Стаття кВт % Стаття кВт % 
Q1 21568,17 83,54 Q3 25583,14 99,18 
Q2 4248,13 16,46 Q4 212,41 0,82 
Всього 25816,3 100 Всього 25795,55 100 
 
Розраховуємо розбіжність теплового навантаження: 
 
25816,3 25795,55
Δ1 =  0,08% , 
25816,3
 
що пояснюється технікою розрахунків. 
 
 
 
 
 
6.2.2 Розрахунок теплового навантаження другого ступеня конверсії СО 
 
Рівняння теплового навантаження для конвертора СО ІІ ступеня 
аналогічне рівнянню (6.27). 
Позначимо температуру паро-газової суміші на вході у конвертор СО ІІ 
ступеня через t1вх. Тоді рівняння для визначення теплоти паро-газової суміші 
можна записати у вигляді: 
 
/ /
Q11 = ( V / ·c1  + V1 ·c 2 )· ,                      (6.33) 
H2O
 
/ /
де c1 , c 2  – очікувані об’ємні теплоємкості сухого газу та водяної пари, 
кДж/(м3·ºС). 
/ /
Приймаємо: c 3 3
1  = 1,3787 кДж/(м ·ºС) [30, с. 35], c 2  = 1,5280 кДж/(м ·ºС) 
[30, с. 35]. 
 
Q11 = (98143,87·1,3787 + 58886,33·1,5280)·  = 62,58·t1вх  кВт. 
 
Теплоту реакції розраховуємо за формулою: 
 
x /
2 qQ1  ,     (6.34) 
2
22,4 3600
 
2708,96 41000
Q12  1377,32  кВт. 
22,4 3600
 
Теплоту паро-газової суміші на виході з конвертора СО ІІ ступеня  
знайдемо за рівнянням: 
//
Q13 = ( V ·  + V1// · )· ,                      (6.35) 
H2O
 
де   – об’ємну теплоємкість сухого газу при температурі 250 ºС, 
кДж/(м3·ºС); 
 – об’ємна теплоємкість водяної пари при температурі 250 ºС, 
кДж/(м3·ºС); 
 – температура газу на виході, ºС. 
/
Приймаємо: c â  = 1,528 кДж/(м3·ºС) [31, табл. 1, с. 500].  
Знайдемо об’ємну теплоємкість сухого газу на виході з конвертора СО 
другого ступеня при температурі 250 ºС за формулою: 
 
c / = y/(CO )·c/(CO ) + y/
2 2 (CO)·c/(CO) + y/(H2)·c
/(H2) + y/(CH4)·c
/(CH4) +  
p
                                           + y/(N2)·c
/(N2) + y/(Ar)·c/(Ar),                          
(6.36) 
 
де  c/(CO ), c/(CO), c/(H ), c/
2 2 (CH4), c/(N2), c/(Ar) – 
об’ємнатеплоємністьдиоксидувуглецю, оксидувуглецю, водню, 
метану, азоту, аргону, кДж/(м3·ºС); 
       y/(CO2), y/(CO), y/(H2), y/(CH4), y/(N2), y/(Ar) – 
об’ємнічасткидиоксидувуглецю, оксидувуглецю, водню, метану, 
азоту, аргону. 
 
Значення питомих та об’ємних теплоємкостей для кожного з 
компонентів сухого газу при температурі 250 ºС наведені у таблиці 6.6 
 
 
 
 
 
Таблиця 6.6 – Значення питомих та об’ємних теплоємкостей для 
кожного з компонентів сухого газу при температурі 250 ºС 
 
Компонент с/, кДж/(кг·ºС) с, кДж/(м3·ºС) Посилання 
СО2 0,932 1,831 [31, табл. 1, с. 500] 
СО 1,051 1,314 [31, табл. 1, с. 500] 
Н2 14,449 1,29 [31, табл. 1, с. 500] 
СН4 2,547 1,819 [31, табл. 1, с. 500] 
N2 1,049 1,311 [31, табл. 1, с. 500] 
Ar 0,3 0,536 [32, с. 744] 
 
Склад сухого газу після конверсії СО ІІ ступеня, % (об.): СО2 – 17,70, 
CO – 0,36, Н2 – 61,67, СН4 – 0,27, N2 – 19,75, Ar – 0,25. 
 
c / = 0,177·1,831 + 0,0036·1,314 + 0,6167·1,29 + 0,0027·1,819 +  
p
                       + 0,1975·1,311 + 0,0025·0,536 = 1,390 кДж/(м3·ºС). 
 
250
Q13 = (100852,83·1,390 + 56177,37·1,528)·  = 15696,14 кВт.  
3600
 
Приймаємо втрати теплоти у навколишнє середовище – 5% від теплоти 
реакції [31, с. 31]. 
 
Q14 = 0,05·Q12.      (6.37) 
 
Q14 = 0,05 · 1377,32 = 68,866 кВт. 
 
 
Знайдемо значення tвх: 
 
62,58·t1вх + 1377,32 = 15696 + 68,866. 
 
t1вх = 230 ºС.  
Тоді 
 
Q11 = 62,58·230 = 14393,4 кВт. 
 
Теплове навантаження конверсії СО ІІ ступеня наведене у таблиці 6.7. 
 
Таблиця 6.7 – Теплове навантаження конверсії СО ІІ ступеня 
 
Надходження Витрачання 
Стаття кВт % Стаття кВт % 
Q11 14393,4 91,38 Q13 15696,14 99,57 
Q12 1377,32 8,62 Q14 68,866 0,43 
Всього 15770,72 100 Всього 15765 100 
 
Розраховуємо розбіжність теплового навантаження: 
 
15770,7215765
Δ2 =  0,036% , 
15770,72
 
що пояснюється технікою розрахунків. 
 
 
 
6.3 Розрахунок витраних коефіцієнтів 
 
Розраховуємо видатковий коефіцієнт по H2 на 1 т готового продукту – 
аміаку за формулою: 
 
G1/
H
1 
2
// ,           (6.38) 
G
 
G //
де   – річна продуктивність по аміаку, т/год. 
 
. 
 
Розраховуємо видатковий коефіцієнт по СО2 на 1 т готового продукту – 
аміаку за формулою: 
 
 
G1/
CO
  2
2 .                 (6.39) 
G //
 
. 
. 
 
Кількість енергії, яку необхідно витратити на стадії конверсії СО ІІ 
ступеня для отримання необхідної кількості водню, що йде на синтез аміаку, 
можна розрахувати за формулою: 
 
Q
Q/ 
 , (6.40) 
H2
де  Q  – теплота, що витрачається на стадії конверсії СО другого 
ступеня, кВт; 
H  – кількість речовини водню, що необхідна для отримання 1 т 
2
аміаку, кмоль. 
Розраховуємо кількість речовини водню, що необхідна для отримання 1 
т аміаку за формулою: 
 

 1
H  ,    (6.41) 
2 MH2
 
. 
 
 
/ 15765
Q   378,05  кВт/кмоль Н2. 
41,7
 
Отже, значення видаткових коефіцієнтів можуть бути показниками 
якості проведення технологічного процесу. Для зменшення витрати сировини 
необхідно проводити оптимізацію норм технологічного режиму. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
7 ХАРАКТЕРИСТИКА ТЕХНОЛОГІЧНОГО ОБЛАДНАННЯ 
 
7.1 Розрахунок  основного технологічного обладнання 
 
Реактор конверсії оксиду вуглецю І ступеня – поличний вертикальний 
циліндричний апарат з двома вмонтованими опорними розподільними 
колосниковими решітками, на які завантажений каталізатор. Будова реактора 
конверсії оксиду вуглецю ІІ ступеня аналогічна.  
По гідродинаміці взаємодії каталізатора з потоком газу конвертори СО 
відноситься до реакторів з нерухомим (фільтруючим) шаром каталізатора. 
Гідродинамічний режим реакторів з фільтруючим шаром каталізатора 
близький до ідеального витиснення (кожний елемент об’єму реагуючого 
середовища рухається по висоті реактора паралельно іншим елементам, не 
змішуючись з попередніми і наступними елементами об’єму). За 
температурним режимом конвертори СО відноситься до реакторів з 
адіабатичним температурним режимом [33, с. 107].  
Так як отруєння каталізатора НТК-4 сіркою є необоротним, для його 
захисту передбачено завантаження в верхню частину конвертора шару 
поглинача сполук сірки – оксиду цинку. Також на кожний шар каталізатора в 
конверторах звантажується корундові кульки діаметром 45 мм. Призначення 
кульок: рівномірне розподілення паро-газової суміші та зняття теплових 
навантажень з конверторів.  
Програма розрахунку основних параметрів конвертора СО І ступеня 
наведена у додатку А. 
Матеріал з якого виготовлені конвертори СО – хромонікелева сталь 
Х18Н9Т ГОСТ 5632-72. Призначена для виготовлення корпусів, днищ, 
кришок, плоских фланців, труб для трубних пучків, змієвиків, патрубків. 
Використовується при температурах від -253 до +600 ºС. Для усунення 
схильності до міжкристалічної корозії (МКК) до цієї сталі при 500 – 800 ºС  
введено легуючу добавку – титан. При цьому місткість вуглецю знижується до 0,02 
%. Ця сталь більш технологічна та корозійностійка ніж хромисті сталі, що 
обумовлено введенням до її складу нікелю. Така сталь добре зварюється, має 
окалиностійкість до 900 ºС та пластичність. Хімічний склад, % (мас.): Si – не більше 
0,8; Сu – 0,3; Mn – не більше 2,0; Ni – 8,0 – 9,5; Ti – 0,6 – 0,8; Р – не більше 0,035; Сr 
– 17,0 – 19,0; S – не більше 0,02 [34, табл. 3.4, с. 14].  
Розрахунок основних параметрів та механічний розрахунок конвертора СО ІІ 
ступеня аналогічні.  
Приведемо значення деяких параметрів для конвертора СО ІІ ступеня:   
- робочий та розрахунковий тиск 3,0 МПа; 
- середня температура в конверторі 240 ºС; 
- розрахункова температура в реакторі 286 ºС; 
- об’ємні швидкість на вході в конвертор 2030 год-1; 
- об’ємні швидкість на виході в конвертор 2080 год-1; 
- об’єм каталізатора, необхідний для забезпечення заданого ступеня 
перетворення 58 м3; 
- істинний час контакту газу з каталізатором 22,52 с; 
- внутрішній діаметр реактора 3,2 м; 
- висота каталізатора на кожній полці 3,61 м; 
- висота обичайки конвертора 9,5 м; 
- номінальна ємність конвертора 100 м3; 
- гідравлічний опір каталізатора на кожній полці 2040 Па; 
- товщина стінки обичайки 45 мм; 
- висота еліптичного днища 800 мм; 
- товщина стінки еліптичного днища 45 мм; 
- висота еліптичної кришки 800 мм; 
- товщина стінки еліптичної кришки 45 мм; 
- товщина шару теплоізоляції 0,097 мм; 
- умовний прохід штуцера для входу газу в конвертор 400 мм; 
- умовний прохід штуцера для виходу газу з конвертора 400 мм. 
- пробний тиск гідравлічного випробування становить 4,4 МПа. 
Люки для завантаження та вивантаження каталізатора аналогічні обраним для 
реактора СТК. 
Нововведенням проекту є зменшення обєму каталізатора в реакторі НТК вдвічі що 
зменшує гідравлічний опір в апараті, що в свою чергу дає можливість знизити 
витрати електроенергії на повітряному та газовому компресорі. Задана ступінь 
перетворення (не більше 0,7% СО на виході) буде досягнута, так як робота 
каталізатра низькотемпературної конверсії НИАП 06-03 заснована на фронтофій 
активності каталізатора, яка контролюється встановленням термопар по висоті 
каталізатора, та аналізних точок після кожної полки каталізатора. Активний фронт 
каталізатора складає 1 м [9] , який переміщується по мірі зниження активності 
каталізатора. 
Маса каталізатора завантаженого в реактор НТК : 
 
(7.1) 
 
де : V - об’єм каталізатора з впровадженням новвоведення, м3; 
насипна густина каталізатора НИАП-06-03,. 
 
 
 
Термін дії каталізатора : 
   (7.2) 
 
де:  - норми витрат каталізатора на 1 т NH3, . 
 
 
 
 
 
 
Отже, при заданій продуктивності даний об’єм каталізатора зможе працювати 
два роки при нормальному технологічному режимі і буде забезпечувати ступень 
перетворення не більше 0,7 % СО на виході з реактора. 
Розрахунок основних параметрів та механічний розрахунок конвертора СО ІІ 
ступеня з впровадженням нововведення аналогічні розрахунку реактора СТК. 
Приведемо значення деяких параметрів для конвертора СО ІІ ступеня що 
проектується:   
- робочий та розрахунковий тиск 3,0 МПа; 
- середня температура в конверторі 240 ºС; 
- розрахункова температура в реакторі 286 ºС; 
- об’ємні швидкість на вході в конвертор 4060 год-1; 
- об’ємні швидкість на виході в конвертор 5060 год-1; 
- об’єм каталізатора, необхідний для забезпечення заданого ступеня 
перетворення 29 м3; 
- істинний час контакту газу з каталізатором 11,26 с; 
- внутрішній діаметр реактора 3,2 м; 
- висота каталізатора на кожній полці 1,8 м; 
- висота обичайки конвертора 9,5 м; 
- номінальна ємність конвертора 100 м3; 
- гідравлічний опір каталізатора на кожній полці 1020 Па; 
- товщина стінки обичайки 45 мм; 
- висота еліптичного днища 800 мм; 
- товщина стінки еліптичного днища 45 мм; 
- висота еліптичної кришки 800 мм; 
- товщина стінки еліптичної кришки 45 мм; 
- товщина шару теплоізоляції 0,097 мм; 
- умовний прохід штуцера для входу газу в конвертор 400 мм; 
- умовний прохід штуцера для виходу газу з конвертора 400 мм. 
- пробний тиск гідравлічного випробування становить 4,4 МПа. 
 На рисунку 7.1 зображено конвектори СО.
 
 
 
Рисунок 7.1 – Конвертори СО 
 
 
7.2. Розрахунок та вибір допоміжного технологічного обладнання 
 
Зволожувачі конвертованого газу І та ІІ ступеня призначені для зниження 
температури паро-газової суміші та підвищення співвідношення пара : газ до 
значення 0,6 : 1. 
Робочий тиск в зволожувачі конвертованого газу І ступеня становить 2,9 
МПа, розрахунковий тиск – 3,2 МПа. Розрахункова температура – 470 ºС. 
Середовище в зволожувачі І ступеня – корозійне, токсичне, пожежо- та 
вибухонебезпечне.   
Робочий тиск в зволожувачі конвертованого газу ІІ ступеня становить 2,8 
МПа, розрахунковий тиск – 3,0 МПа. Розрахункова температура – 514 ºС. 
Середовище в зволожувачі ІІ ступеня – корозійне, токсичне, пожежо- та 
вибухонебезпечне. 
Матеріал з якого виготовленні зволожувачі конвертованого газу – 
хромонікелева сталь Х18Н10Т ГОСТ 5632-72. Це високолегована хромонікелева 
корозійностійка сталь. Температурна межа використання сталі від -253 до +600 ºС 
(для середовищ, що не викликають міжкристалічну корозію). З неї виготовляють 
зварні апарати та сосуди, кришки, днища, штуцера, труби та деталі пічної арматури, 
теплообмінники, патрубки і колектори вихлопних систем. Хімічний склад сталі 
Х18Н10Т., % (мас.): С – до 0,12; Si – до 0,8; Mn – до 2; Ni – 9 – 11; S – до 0,02; Р – до 
0,035; Cr – 17 – 19; Cu – до 0,3; Ті – 0,8; інше Fe. Має окалиностійкість до 850 ºС        
[34, табл. 3.4, с. 14]. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
8 ОРГАНІЗАЦІЯ КОНТРОЛЮ ЗА ЯКІСТЮ ПРОДУКЦІЇ 
 
8.1 Автоматизація і контроль виробництва. 
 
Система приладів і засобів автоматизації технологічного процесу 
обирається з врахуванням складності об’єкту автоматизації, пожежо- та 
вибухонебезпеки об’єкту, агресивності та токсичності навколишнього 
середовища, виду вимірюваного параметру та фізико-хімічних властивостей 
середовища, дальності передачі сигналів від датчика та виконавчих пристроїв 
до пунктів управління, потрібної точності та швидкодії, допустимої похибки 
вимірювальних систем, місця установки пристроїв, вимог правил установки 
електрообладнання. Перевагу слід віддавати однотипним, централізованим та 
серійним пристроям [41]. Використання однотипної апаратури дає значні 
переваги при монтажі, наладці, експлуатації, забезпеченні запасними 
частинами.   
В залежності від виду енергії, яка використовується, дистанційні 
системи підрозділяються на пневматичні, електричні та гідравлічні. 
В пневматичних системах використовується енергія стисненого 
повітря. До первинного приладу підводиться повітря під постійним 
надлишковим тиском 0,14 МПа (1,4 кгс/см2), а на його виході тиск 
змінюється в залежності від параметру, що вимірюється, в межах від 0,02 до 
0,1 МПа (від 0,2 до 1,0 кгс/см2). Переваги пневматичних засобів: великі 
функціональні можливості; простота конструкції; надійність та безпека в 
експлуатації. До недоліків пневматичних систем можна віднести: запізнення 
сигналу; обмежена дальність передачі сигналів (не більше 300 м); підвищені 
вимоги до осушення і очищення стиснутого повітря.  
В електричних системах використовується електроенергія. В 
первинному приладі результати вимірювання перетворюються в силу або 
напругу електричного струму, величина яких пропорційна результату 
вимірювання.  
Відстань, на яку адекватно передається електричний сигнал, становить 10 км.  
Перевагами електричних засобів автоматизації: 
- при аварійному зникненні напруги регулюючі органи з виконавчим 
електричним механізмом не змінюють свого положення, що сприяє 
зменшенню наслідків аварії. У той час як у пневматичних системах 
за умови аварійного падіння тиску повітря, регулюючі органи ідуть 
у крайнє положення, що може сприяти розвитку аварії; 
- легка передача електричного сигналу на відстань; 
- на відміну від пневматичних, електричні системи володіють низькою 
інерційністю в передачі сигналу; 
- живлення цих засобів може бути здійснено від промислової 
електричної мережі; 
- легко реалізувати зв'язок електричних систем із ПЕОМ, у той час, як 
для передача пневматичних сигналів до обчислювальної машини 
вимагає установки спеціальних перетворювачів [43]. 
Недоліком електричних засобів є додаткові витрати на пожежобезпечне 
виконання цих засобів автоматизації.  
В гідравлічних дистанційних системах автоматичного контролю 
використовується тиск рідини. В первинних приладах результат вимірювання 
перетворюється в пропорційний тиск рідини (масла), який по трубопроводам 
передається до вторинного приладу.  
В хімічній та нафтохімічній промисловості в основному 
застосовуються пневматичні дистанційні системи автоматичного контролю.  
Стадія конверсії оксиду вуглецю (ІІ), а також усе виробництво аміаку, 
відноситься до категорії пожежо- та вибухонебезпечних об’єктів. Конверсія 
СО належить до категорії А пожежної небезпеки виробництва. Водень та 
оксид вуглецю, що надходять на конверсію, є безбарвними горючими газами. 
Межа вибуховості в суміші з повітрям для водню становить 4,5 – 75 % (об.),  
для оксиду вуглецю – 12,5 – 74 % (об.). Температура самозаймання водню 
510 ºС, оксиду вуглецю – 610 ºС. Середовище у трубопроводах та апаратах 
конверсії СО – корозійне, високотоксичне, дуже агресивне [11].     
Для автоматизації стадії конверсії оксиду вуглецю більш доцільно 
використовувати пневматичні прилади та засоби автоматизації. Цей вибір 
пояснюється тим, що центральний пункт управління (ЦПУ) знаходиться на 
відстані від об’єкту управління не далі ніж 300 м і тому пневматичний сигнал 
буде адекватно сприйматися вторинними приладами.  
Показником ефективності даного процесу вибираємо концентрацію 
оксиду вуглецю після конвертора НТК.  
У якості параметрів регулювання, за допомогою яких може бути 
здійснене управління процесом конверсії вибираємо: 
- температуру конвертованого газу на вході у зволожувач І ступеня 
(байпасом частини газу через теплообмінник вторинного 
підігрівання газу на метанування); 
- температуру після зволожувача конвертованого газу І ступеня 
(вприскуванням технологічного конденсату); 
- температуру після зволожувача конвертованого газу ІІ ступеня 
(вприскуванням технологічного конденсату). 
У якості параметрів, за допомогою яких буде проведено контроль за 
технологічним процесом вибираємо: 
- температуру конвертованого газу перед теплообмінником 
вторинного підігрівання газу на метанування; 
- температуру конвертованого газу після теплообмінника вторинного 
підігрівання газу на метанування; 
- температуру конвертованого газу після зволожувача І ступеня; 
- температуру конвертованого газу перед зволожувачем ІІ ступеня; 
- температуру конвертованого газу перед конвертором НТК; 
- температуру конвертованого газу після конвертора НТК; 
- температуру в конверторі СТК; 
- температуру в конверторі НТК; 
- витрати технологічного конденсату перед подачею у зволожувачі І та 
ІІ ступенів; 
- концентрацію метану у конвертованому газі на вході в СТК; 
- концентрацію оксиду вуглецю (ІІ) у конвертованому газі після СТК; 
- концентрацію оксиду вуглецю (ІІ) у конвертованому газі після НТК; 
- тиск конвертованого газу на вході в конвертор СТК; 
- тиск конвертованого газу на виході з конвертора СТК; 
- тиск конвертованого газу на вході в конвертор НТК; 
- тиск конвертованого газу на виході з конвертора НТК; 
- рівень технологічного конденсату в зволожувачі І ступеня; 
- рівень технологічного конденсату в зволожувачі ІІ ступеня; 
У якості параметрів сигналізації допустимих значень параметрів 
технологічного процесу вибираємо: 
- підвищення концентрації оксиду вуглецю (ІІ) після конвертора НТК 
- підвищення рівня технологічного конденсату в зволожувачі І 
ступеня; 
- підвищення рівня технологічного конденсату в зволожувачі ІІ 
ступеня; 
- зниження та підвищення температури конвертованого газу на вході в 
конвертор СТК;  
- зниження та підвищення температури конвертованого газу на вході в 
конвертор НТК [45]. 
 
 
 
 
 
 
 
8.2 Анлітичний контроль якості продукції 
 
Таблиця 8.2 – Контролю технологічного процесу 
 
Параметр, Можлив
що  ий Вимоги до 
Місце 
Технологічни вимірюют діапазон схеми 
відбору Примітки 
й об’єкт ь або    з м  іни автоматизаці
імпульсу 
регулюют параметр ї 
ь у 
1 2 3 4 5 6 
регулюванн
не  
трубопровід   на вході в я 
Температу більше вимірювання 
конвертовано зволожувач байпасом 
ра ніж регулювання 
го газу 
480 0
І ступеня частини  
С 
газу 
регулюванн
я 
вприскуван
ням 
конденсат 
трубопровід    на вході в вимірювання 
Температу  І      
конвертовано 330 – 440 конвертор регулювання 
ра ступеня; 
го газу 0С СТК сигналізація 
сигналізаці
я за 
верхнім та 
нижнім 
рівнем  
регулюванн
трубопровід  На вході в вимірювання я 
Температу
конвертовано 190 – 249 конвертор регулювання вприскуван
ра 
го газу 0С НТК сигналізація ням 
конденсату 
в 
зволожувач 
сигналізаці
яза верхнім 
та нижнім 
рівнем       
 
Продовження таблиці 8.2 
 
 
1 2 3 4 5 6 
не        
на вході в 
більше 
тепло-
ніж 
трубопровід   обмінник  багато- 
Температу 490 0С   
конвертовано вимірювання  шкальний 
ра не       
го газу після       прилад 
більше 
конвертора 
ніж 
0 СТК   
436 С 
багато- 
конвертор Температу 330 – 436 всередині Вимірюванн
шкальний 
СТК ра 0С апарату  я 
прилад 
багато- 
конвертор Температу 210 – 249 всередині Вимірюванн
0 шкальний 
НТК ра С  апарату я 
прилад 
трубопровід   після   
Температу 210 – 249 Вимірюванн покази на 
конвертовано 0 конвертора 
ра С я щиті в ЦПК 
го газу НТК  
4800 – перед покази,  
трубопровід Вимірюванн
Витрати 12000 подачею у      реєстрація на 
конденсату я 
кг/год  зволожувачі щиті в ЦПК 
не 
трубопровід   більше на вході в покази,  
концентра Вимірюванн
конвертовано ніж конвертор реєстрація на 
ція метану я 
го газу 0,5 СТК щиті в ЦПК 
%(об.)   
не 
трубопровід   концентра більше після       покази,  
Вимірюванн
конвертовано ція оксиду ніж конвертора реєстрація на 
я 
го газу вуглецю 3,0 СТК   щиті в ЦПК 
%(об.)   
не 
трубопровід   концентра більше після       Вимірюванн сигналізація 
конвертовано ція оксиду ніж конвертора я за верхнім 
го газу вуглецю 0,7 НТК   сигналізація рівнем 
%(об.)   
запов- Вимірюванн сигналізація 
зволожувач І всередині 
Рівень неня на я за верхнім 
ступеня  апарату 
80 %  сигналізація рівнем 
 
Продовження таблиці 8.2 
 
 
1 2 3 4 5 6 
сигналізаці
запов- Вимірюванн
зволожувач ІІ всередині я за 
Рівень неня на я 
ступеня апарату верхнім 
80 % сигналізація 
рівнем       
 
Прилади, що можуть бути використані в розробленій схемі 
автоматичного контролю 
 
8.3 Блок контролю та регулювання температури конвертованого газу на 
вході в зволожувач І ступеня 
 
Для контролю за рівнем температури конвертованого газу у якості 
датчика вибираємо вимірювальний перетворювач температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), який встановлено на трубопроводі 
конвертованого газу на вході в зволожувач І ступеня. Пневматичний сигнал 
від датчика по каналам зв’язку передається на вторинний прилад ПВ4.2П. Це 
прилад контролю пневматичний для запису і показання величини одного 
параметра. Привід діаграмного паперу – пневматичний. Далі сигнал поступає 
на пропорційно-інтегральний регулятор ПР3.31.М – пристрій пневматичний 
регулюючий ізодромний, який порівнює рівень сигналу, що поступає від 
вторинного приладу із заданим та видає результуючий пневматичний сигнал 
на виконавчий пристрій 25ч32нж – регулюючий клапан з пневматичним 
мембранним виконавчим механізмом, який встановлено на байпасному 
трубопроводі конвертованого газу. Корпус регулюючого клапану 
виготовлений із чавуну, а регулюючий орган із сталі 1Х18Н10Т. 
 
8.4 Блок контролю та регулювання температури конвертованого газу на 
вході в конвертор СТК 
 
Для контролю за рівнем температури конвертованого газу у якості 
датчика вибираємо вимірювальний перетворювач температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), який встановлено на трубопроводі 
конвертованого газу на вході в конвертор СТК. Пневматичний сигнал від 
датчика по каналам зв’язку передається на вторинний прилад ПКП.1.Э. Це 
прилад контролю пневматичний показуючий для вимірювання величини 
одного параметра і сигналізації заданого діапазону його значення. Далі 
сигнал поступає на пропорційно-інтегральний регулятор ПР3.31.М – 
пристрій пневматичний регулюючий ізодромний, який порівнює рівень 
сигналу, що поступає від вторинного приладу із заданим та видає 
результуючий пневматичний сигнал на виконавчий пристрій 25ч32нж – 
регулюючий клапан з пневматичним мембранним виконавчим механізмом, 
який встановлено на трубопроводі подачі технологічного конденсату в 
зволожувач І ступеня. Корпус регулюючого клапану виготовлений із чавуну, 
а регулюючий орган із сталі 1Х18Н10Т. 
 
8.5 Блок контролю та регулювання температури конвертованого газу на 
вході в конвертор НТК 
 
Для контролю за рівнем температури конвертованого газу у якості 
датчика вибираємо вимірювальний перетворювач температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), який встановлено на трубопроводі 
конвертованого газу на вході в конвертор НТК. Пневматичний сигнал від 
датчика по каналам зв’язку передається на вторинний прилад ПКП.1.Э. Це 
прилад контролю пневматичний показуючий для вимірювання величини 
одного параметра і сигналізації заданого діапазону його значення. Далі 
сигнал поступає на пропорційно-інтегральний регулятор ПР3.31.М – 
пристрій  
пневматичнийрегулюючийізодромний, якийпорівнюєрівеньсигналу, 
щопоступаєвідвторинногоприладуіззаданимтавидаєрезультуючийпневматичн
ийсигналнавиконавчийпристрій 25ч32нж – 
регулюючийклапанзпневматичниммембраннимвиконавчиммеханізмом, 
якийвстановленонатрубопроводіподачітехнологічногоконденсатувзволожува
чІІступеня. Корпус регулюючого клапану виготовлений із чавуну, а 
регулюючий орган із сталі 1Х18Н10Т. 
 
8.6Блок контролю температури конвертованого газу на вході в 
теплообмінник вторинного підігрівання газу на метанування та на виході з 
конвертора СТК 
 
Для контролю за рівнем температури конвертованого газу у якості 
датчиків вибираємо вимірювальні перетворювачі температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), які встановлено на вході в 
теплообмінник вторинного підігрівання газу на метанування та на виході з 
конвертора СТК. Пневматичні сигнали від датчиків по каналам зв’язку 
передаються на вторинний прилад ПВ4.3П – прилад контролю пневматичний 
для запису і показання величини двох параметрів. Привід діаграмного паперу 
– пневматичний. 
 
8.7 Блок контролю за температурою в конверторі СТК     
 
Для контролю за температурою в конверторі СТК у якості датчиків 
вибрано чотири вимірювальні перетворювачі температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), які встановлено в середині 
конвертора. Пневматичні сигнали від датчиків по каналам зв’язку 
передаються на вторинний прилад ППМ-20П – прилад контролю 
пневматичний показуючий багатошкальний (для вимірювання до шістьох 
параметрів). 
 
8.8 Блок контролю за температурою в конверторі НТК     
 
Для контролю за температурою в конверторі НТК у якості датчиків 
вибрано чотири вимірювальні перетворювачі температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), які встановлено в середині 
конвертора. Пневматичні сигнали від датчиків по каналам зв’язку 
передаються на вторинний прилад ППМ-20П – прилад контролю 
пневматичний показуючий багатошкальний (для вимірювання до шістьох 
параметрів). 
 
8.9 Блок контролю температури конвертованого газу на виході з 
конвертора НТК 
 
Для контролю за рівнем температури конвертованого газу у якості 
датчика вибираємо вимірювальний перетворювач температури 13ДТ73 для 
неперервного перетворення температури в пневматичний сигнал 0,02 – 0,1 
МПа (діапазон вимірювання 0 – 600 ºС), який встановлено на трубопроводі 
конвертованого газу на виході з конвертора НТК. Пневматичний сигнал від 
датчика по каналам зв’язку передається на вторинний прилад ПВ4.2П. Це 
прилад контролю пневматичний для запису і показання величини одного 
параметра. Привід діаграмного паперу – пневматичний. 
 
 
8.10 Блок контролю витрати технологічного конденсату  
 
Для вимірювання витрат технологічного конденсату у якості датчику 
вибрано діафрагму камерну ДК-0.6-50, яка встановлена на трубопроводі  
подачі технологічного конденсату у зволожувачі. Відбір перепаду тиску на  
діафрагмі, якийпропорційнийвитратітехнологічногоконденсату, 
здійснюєтьсячерезурівнюючіконденсаційнісудиниіпоступаєнадифманометрм
ембраннийпневматичнийДМ-ПЗ-1. Гумовотканинна мембрана цього 
дифманометру перетворює перепад тиску, який пропорційний витраті 
технологічного конденсату, в пневматичний уніфікований (0,02 – 0,1 МПа) 
сигнал дистанційної передачі. Сигнал дифманометра поступає на вторинний 
прилад ПВ4.2П. Це прилад контролю пневматичний для запису і показання 
величини одного параметра. Привід діаграмного паперу – пневматичний. 
 
8.11 Блок контролю концентрації метану на вході в конвертор СТК 
 
Для контролю за концентрацією метану в конвертованому газі у якості 
датчика обрано оптико-акустичний газоаналізатор ГОА-4 для аналізу 
концентрації метану в паро-газовій суміші (діапазон вимірювання 0 – 1 % 
(об.)). Датчик встановлено на трубопроводі конвертованого газу на вході в 
конвертор СТК. Електричний сигнал, що поступає від датчика 
перетворюється в електропневматичному перетворювачі ЭПП в 
пневматичний сигнал (вхід 0 – 5 мА, вихід 0,02 – 1 МПа), який по каналам 
зв’язку передається на вторинний прилад ПВ4.2П. Це прилад контролю 
пневматичний для запису і показання величини одного параметра. Привід 
діаграмного паперу – пневматичний. 
 
 
 
 
8.12 Блок контролю концентрації оксиду вуглецю після конвертора 
СТК 
 
Для контролю за концентрацією оксиду вуглецю в конвертованому газі 
у якості датчика обрано оптико-акустичний газоаналізатор ГОА-4 для аналізу 
концентрації оксиду вуглецю в паро-газовій суміші (діапазон вимірювання 
 0 – 10 % (об.)). Датчик встановлено на трубопроводі конвертованого газу 
після конвертора СТК. Електричний сигнал, що поступає від датчика 
перетворюється в електропневматичному перетворювачі ЭПП в 
пневматичний сигнал (вхід 0 –  
5 мА, вихід 0,02 – 1 МПа), який по каналам зв’язку передається на вторинний 
прилад ПВ4.2П. Це прилад контролю пневматичний для запису і показання 
величини одного параметра. Привід діаграмного паперу – пневматичний. 
 
8.13 Блок контролю та сигналізації концентрації оксиду вуглецю після 
конвертора НТК 
 
Для контролю за концентрацією оксиду вуглецю в конвертованому газі 
у якості датчика обрано оптико-акустичний газоаналізатор ГОА-4 для аналізу 
концентрації оксиду вуглецю в паро-газовій суміші (діапазон вимірювання 0 
– 1 % (об.)). Датчик встановлено на трубопроводі конвертованого газу після 
конвертора НТК. Електричний сигнал, що поступає від датчика 
перетворюється в електропневматичному перетворювачі ЭПП в 
пневматичний сигнал (вхід 0 – 5 мА, вихід 0,02 – 1 МПа), який по каналам 
зв’язку передається на вторинний прилад ПКП.1Э – прилад контролю 
пневматичний показуючий для вимірювання величини одного параметра і 
сигналізації заданого діапазону його значень.        
 
 
 
8.14 Блок контролю та сигналізації рівня технологічного конденсату в 
зволожувачі І ступеня 
 
Для контролю за рівнем технологічного конденсату в зволожувачі І 
ступеня у якості датчика вибрано рівнемір буйковий УБ-П3 з пневматичним 
сигналом, який встановлено всередині апарату. Далі сигнал поступає на 
вторинний прилад ПКП.1Э. Це прилад контролю пневматичний показуючий 
для вимірювання величини одного параметра і сигналізації заданого 
діапазону його значень. 
 
8.15 Блок контролю та сигналізації рівня технологічного конденсату в 
зволожувачі ІІ ступеня 
 
Для контролю за рівнем технологічного конденсату в зволожувачі ІІ 
ступеня у якості датчика вибрано рівнемір буйковий УБ-П3 з пневматичним 
сигналом, який встановлено всередині апарату. Далі сигнал поступає на 
вторинний прилад ПКП.1Э. Це прилад контролю пневматичний показуючий 
для вимірювання величини одного параметра і сигналізації заданого 
діапазону його значень [43, 46]. 
 
9 ЕКОЛОГІЧНА БЕЗПЕКА ВИРОБНИЦТВА.ХАРАКТЕРИСТИКА 
ГАЗОВИХ, РІДКИХ ТА ТВЕРДИХ ВИКИДІВ 
 
Вплив на навколишнє середовище агрегату виробництва синтез-газу 
для отримання синтетичного аміаку пов'язаний з наявністю газоподібних, 
рідких, твердих відходів та каналізаційні стоки. 
Для стадії конверсії СО характерна наявність постійних та періодичних 
стоків, рідких, твердих відходів, газоподібних періодичних викидів, а також 
газоподібних викидів, обумовлених порушенням технологічного режиму 
апаратів. 
Постійними стоками стадії конверсії СО є вода після охолодження 
насосу подачі технологічного конденсату. На стадії можливі також 
періодичні стоки за період проведення ремонтів зволожувачів 
конвертованого газу та трубопроводів, що скидаються в промислову 
каналізацію. Всі стоки, що надходять до промислової та зливної каналізації, 
відправляються на очисні споруди стічних вод. Господарсько-побутові стоки 
відправляються в мережу господарсько-побутової каналізації, по якій 
надходять до біологічних очисних споруд. До рідких відходів належить 
відпрацьоване масло МС-20, яке використовується для змащення насосу 
подачі технологічного конденсату.  
Твердими відходами є каталізатори І та ІІ ступені конверсії СО. 
Періодичні газоподібні викиди після реакторів СТК та НТК пов’язані з 
процесами пуску і зупинки та направляються для спалювання на факельну 
установку. 
Викиди газів, обумовлені порушенням технологічного режиму 
реакторів СТК та НТК, через запобіжні клапани направляються для 
спалювання на факельну установку, на якій спалюються шкідливі речовини 
[35, 36]. 
 
Характеристика газоподібних, рідких та твердих викидів наведена в 
таблицях 9.1. 
 
Таблиця 9.1 – Характеристика газоподібних, рідких та твердих викидів 
№ Найменування Їх склад після Кількість (одиниці) Метод 
стадії очищення, % очищення 
виробництва На 1 т За рік 
відходів, викидів, готової 
стоків продукції 
1 Відпрацьований Fe3O4                90-96 0,074 39590 Відновлення 
каталізатор СаО              1-4 
синтезу аміаку, 
К2О               0-1 
апарат колона 
АI2О3                   1-4 
синтезу 
 
2 Вода після NH3 ≤ 10 мл/кг, 92,316 м3 184,632 Фільтрація 
промивки колони масловідсутність 
синтезу 
3 Димові гази 2О2 – 200, СО – 1412 м3 42360 Мокра 
пускового котла 200 очистка 
 
Характеристика твердих відходів представлено в таблиці 9.2
 
 Таблиця 9.2 – Характеристика твердих відходів 
 
 Де складається, транспорт, тара  Характеристика відходів 
Найменування  Склад 
відходів показни- 
Періодичність Найменуван-
ки 
ня показників, 
показників % 
1 2 3 4 5 
 Відпрацьований Завантажується в залізні або 14,8 Після втрати Fe3O4 
каталізатор синтезу пластмасові барабани, каталізатором 
 
аміаку КМ1, апарат зберігається тимчасово у активності 
колона синтезу складських приміщеннях, далі СаО 
транспортується на переробні 
 
підприємства 
К2О 
 
АI2О3 
 Відпрацьований Завантажується в залізні або 12,1 Після втрати Fe 
каталізатор синтезу пластмасові барабани, каталізатором густина  
 
аміаку КМ1R, апарат зберігається тимчасово у активності 
2200 
колона синтезу  складських приміщеннях, далі Fe3O4 
кг/м3     
транспортується на переробні 
підприємства  
СаО 
 
К2О 
 
 
 
 
 
Кількість,т 
АI2О3 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
10 ОХОРОНА ПРАЦІ 
 
 
 
 
 
10.1 Аналіз потенційних шкідливих факторів на рабочому місці 
апаратника стадії конверсії монооксиду вуглецю  у виробництві 
синтетичного аміаку . 
 
Виробництво синтетичного аміаку базується на використанні горючих 
та вибухонебезпечних газів, широкого спектру обладнання, багототонажних 
виробництв та великих потужностей. Не дотримуючись техніки безпеки, 
робітник може отруїтися газоподібним аміаком та отримати опіки рідким 
аміаком. Все це призводить до того, що робітник на своєму робочому місці 
стикається з впливом фізичних, хімічних, психологічних небезпечних і 
шкідливих факторів, які у випадку підвищення гранично-допустимих значень 
можуть негативно позначитись на його здоров’ї. Тому, для небезпечної 
експлуатації цеха виробництва і очистки аміаку необхідно ретельно 
дотримуватись відповідних технічних правил і норм, знання яких є 
обовязковим для працюючих на виробництві аміаку. 
Аміак – токсична речовина. В газоподібному стані він прозорий; 
володіє різким запахом і подразнюючи діє на органи дихання та очі. 
Гранично допустима концентрація аміаку в повітрі виробничих 
приміщень не повинна перевищувати 20 мг/м3 (ГОСТ 12.1.005 – 88). Більш 
високі концентрації аміаку в повітрі спричиняють отруєння. 
Під час роботи агрегату виробництва аміаку обладнання і комунікації 
знаходяться під тиском горючих і отруйних газів. Тому при порушенні 
щільності у з'єднанні апаратів і вузлів можуть мати місце : 
- прорив газів з загоранням; 
- утворення місцевих вибухонебезпечних концентрацій газів (метану, 
водню); 
- отруєння і хімічні опіки аміаком, лужним розчином; 
 
 
 
 
- термічні опіки при прориві колекторів технологічних газів, водяної 
пари; 
- ураження електричним струмом при несправності електрообладнання і 
електричних мереж; 
- механічні травми при неправильному обслуговуванні машин, механізмів 
та іншого обладнання; 
- загорання мастильної та стисненої олії і  матеріалів для обтирання при 
порушенні правил їх зберігання і порушенні протипожежних норм; 
- наявність гідравлічних пробок у комунікаціях, що може призвести до 
гідравлічних ударів і порушення комунікацій і апаратів; 
- погане продування трубопроводів і апаратів азотом може призвести до 
утворення вибухонебезпечних газових сумішей і вибуху. 
Порушення технологічного режиму може призвести до руйнування 
апаратів, комунікацій, обладнання з вторинними явищами у вигляді вибухів, 
пожеж та іншого. 
Всі перелічені фактори відносяться до фізичних. 
Хімічні фактори включають в себе присутність та використання 
слідуючих речовин та реагентів: 
- присутність в зоні обслуговування і на з’єднаних з нею робочих місцях в 
якості робочих середовищ отруйних, токсичних і шкідливо діючих на 
організм продуктів (оксид вуглецю). 
- використання в процесі приготування розчину отруйних і хімічно 
небезпечних речовин (п’ятиокис ванадію, моноетаноламін). 
- наявність газоподібного аміаку, який в великих концентраціях може 
викликати подразнення, опік слизових оболонок, дихальних шляхів і 
легень, призвести до токсичного набряку легень. 
 
 
 
 
- присутність азоту, при потраплянні в атмосферу, насичену азотом 
людина відчуває важкість дихання через недостатню кількість кисню. 
До психофізіологічних факторів відносяться: фізичні, та нервово-
психологічні навантаження. 
Нервово-психологічне навантаження поділяється на: розумове 
перенапруження, перенапруження аналізаторів та емоційне перевантаження. 
Всі перераховані фактори здійснюють шкідливий вплив на організм 
лише у випадку перевищення гранично-допустимих значень, що може бути 
лише в аварійних ситуаціях. 
Якщо значення шкідливих небезпечних виробничих факторів 
знаходяться в межах допустимих значень вони не повинні викликати 
захворювання чи відхилення в здоров’ї людини як в процесі роботи, так і в 
віддалені строки життя теперішнього і наступних поколінь. 
 
10.2 Заходи по забезпеченню охорони праці на виробництві 
 
Азотоводнева суміш та аміак при відповідних співвідношеннях із 
повітрям можуть утворювати вибухонебезпечну суміш. Межі вибуху суміші 
водню з повітрям при нормальних умовах роботи складають від 4,15 до 
74,2% Н2. Суміш аміаку з повітрям вибухонебезпечна, починаючи з вмісту 
15,5 і закінчуючи 27% NH3 в повітрі. Під впливом різних факторів ці 
концентраційні межі вибуху газових сумішей можуть змінюватись. Згідно 
робочим інструкціям, при таких концентраціях забороняється продовжувати 
роботу. 
 
 
 
 
При аваріях і несправності обладнання можливе потрапляння значної 
кількості газу в повітря виробничих приміщень та утворення 
вибухонебезпечних сумішей. В зв’язку з цим потрібно створити умови 
запобігання детонації та контакту газу із джерелом їх спалаху. Заходами 
попередження цієї ситуації – є усунення можливого спалаху та заборона 
застосування відкритого вогню в діючих цехах. 
За ступенем пожежі і вибухонебезпеки виробництва поділяються на 
п’ять категорій. Цех синтезу аміаку по пожежонебезпеці відноситься до 
категорії А (за воднем і метаном), а за класифікацією ПУЭ по відношенні 
застосування електрообладнання до класів В-1а (для приміщень) і В-1г (для 
зовнішніх установок). 
Для запобігання потрапляння повітря в газові апарати необхідно 
ретельно дотримуватись норми технологічного режиму та робочі інструкції.  
Першою допомогою при отруєнні – швидко винести потерпілого на 
свіже повітря і також корисно випити молоко. 
При незначній концентрації аміаку в атмосфері (не більше 4%) 
індивідуальним засобом захисту є фільтруючий противогаз марок КД і М 
(універсальний противогаз з коробкою червоного кольору). Противогаз КД 
має коробку сірого кольору з вертикальною білою лінією, він захищає від 
аміаку, сірководню, диму, пилу та туману. 
При значних концентраціях аміаку в повітрі необхідно користуватися 
ізолюючим кисневим протигазом марки ПШ та працювати в спеціальному 
захисному костюмі, так як газоподібний аміак при великих концентраціях 
обпалює шкіру.  
 
 
 
 
При заповнені цистерн рідким аміаком, а також при ремонті 
комунікацій рідкого аміаку працюючі повинні бути вдягнені в захисні 
костюми, резинові чоботи і рукавиці та користуватись протигазами. 
Технологічний процес виключає можливість контакту персоналу з 
шкідливими речовинами і організований як неперервний замкнутий цикл. 
При виробництві аміаку і його зберіганні використовується герметична 
апаратура і проведена комплексна автоматизація. Контроль за параметрами 
технологічного процесу здійснюється дистанційно на ЦПК і ПК складу.  
Контрольно-вимірювальні прилади, які встановлені безпосередньо на 
апаратурі зручні для спостереження  і обслуговування.  
Внутрішні поверхні апаратів, де застосовуються агресивні речовини 
виготовлені з корозійностійких матеріалів або покриті ними. 
На апаратах та комунікаціях для виключення випадків замерзання та 
кристалізації продуктів (вода, розчин «Бенфілд» та інші) встановлені парові 
супутники. 
Всі побічні продукти технологічних процесів максимально 
утилізуються. Невикористані у виробництві продукти, які містять шкідливі 
речовини знешкоджуються для виключення забруднень атмосфери, води та 
ґрунтів. 
В робочих приміщеннях, де є можливість попадання на шкіру та 
слизові оболонки небезпечних речовин (аміак, луги, кислоти) є ванни 
самодопомоги та фонтанчики в достатній кількості та місцях, що 
забезпечують їхнє використання не пізніше ніж через 6-12 секунд після 
ураження. 
Всі виробничі джерела тепла (апарати, котли, печі та інші види 
обладнання з виділенням тепла, а також паропроводи та трубопроводи 
 
 
 
 
гарячих газів) забезпечені пристроями які запобігають або різко обмежують 
виділення тепла в робочу зону (герметизація, теплоізоляція, відведення тепла 
і т.п.). 
Зниження шкідливої дії вібрації на організм працюючих забезпечується 
шляхом застосовування дистанційного та автоматичного керування. 
Зниження шкідливої дії шуму на робочих місцях забезпечується 
дистанційним керуванням, встановленням глушників аеродинамічних 
шумів[1]. 
 
10.3 Вибухопожежобезпеки 
 
Відповідно до ДСТУ Б В.1.1-36:2016 «Визначення категорії приміщень 
і будинків по вибуховій і пожежній небезпеці. Загальносоюзні норми 
технологічного проектування» і ПУЕ «Правила устаткування 
електроустановок» виробництво синтетичного аміаку відноситься до 
категорії «В» і класу П-ІI. 
Наявність горючих та вибухонебезпечних речовин в повітрі вимагає 
обладнання стадії необхідними засобами пожежогасіння. На робочому місці 
апаратника є розводки: пожежогосподарської води, пожежного азоту, 
пінного пожежогасіння, пару. Є також  вогнегасники: ОУ-8 (вогнегасник 
вуглекислотний), ОХП-10 (вогнегасник хімічний пінний). Придатність 
вогнегасників перевіряють один раз у рік.  
Для забезпечення пожежної безпеки і вибухобезпеки апаратник 
зобов’язаний своєчасно прибрати пролите масло, слідкувати за тим, щоб в 
районі розташування закріпленого обладнання були відсутні зайві предмети 
та горючі матеріали, не допускати попадання масла на трубопроводи пару; 
ганчір’я для протирання обладнання повинно зберігатися в закритих 
 
 
 
 
металевих ящиках, а використані ганчірки необхідно відразу ж виносити до 
місця їх зберігання. 
Робітник повинен вміти користуватися вогнегасником, знати схеми 
розводки пінного пожежогасіння, азоту, пожежогосподарської води, 
місцезнаходження ящиків з піском, пожежних сповіщувачів, на початку і в 
кінці зміни перевіряти наявність пожежних рукавів, стовбурів, наявність 
пломб на пожежних ящиках, цілісність пожежних оповісників, наявність 
вогнегасників на щитах управління та передавати їх по зміні. 
Працівник, що обслуговує стадію конверсії повинен слідкувати за 
цілісністю трубопроводів та апаратів і вразі порушення герметичності 
обладнання своєчасно знаходити пропуски горючих робочих середовищ, 
приймати заходи для їх припинення та обов’язково звітувати начальнику 
зміни. 
Слідкувати за роботою систем приточної та витяжної вентиляції, не 
допускати проведення вогневих робіт на робочому місці без оформлення 
дозволу. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
11 ЕКОНОМІЧНІ РОЗРАХУНКИ 
 
11.1 Дослідження ринку і забезпечення випуску продукції 
 
Аміак є сировиною для виробництва добрив для сільського 
господарства, а саме: карбаміду, аміачної селітри. Споживачами аміаку 
являються сільськогосподарські підприємства, а також деякі підприємства як 
виготовляють азотні добрива, різного роду барвники та інше.  
Розроблене виробництво буде розміщено на черкаському ПрАТ «Азот» 
– підприємство, що має достатню кількість енергетичних, сировинних і 
трудових ресурсів,  необхідну виробничу базу, а також розташоване біля 
міста Черкаси, яке є достатньо великим діловим центром. Підприємство має 
у своєму розпорядженні необхідні об’єми складських приміщень для 
збереження сировини і готової продукції, а також мережу залізничних колій і 
автотранспортних доріг. 
Постачання підприємства електроенергією здійснюється від системи 
«Київенерго» через черкаську підстанцію. 
З північного сходу від підприємства знаходиться річка Дніпро, звідки 
здійснюється відбір води на технологічні потреби. У водопостачанні заводу 
бере участь і черкаський водоканал. Питна вода надходить у резервуари і 
далі насосами подається в цехи заводу на виробничі і побутові потреби. 
Для очищення стічних вод ПрАТ «Азот» має власні очисні споруди, а 
також передбачається будівництво власного корпусу підготовки води 
безпосередньо для забезпечення технологічних потреб виробництва. 
Черкаський ПрАТ «Азот» проектувався і був побудований для випуску 
сільськогосподарської добривної продукції і має у своєму розпорядженні 
устаткування, що може бути застосоване для випуску аміаку. 
 
 
 
 
 
 
  
11.2 Маркетинг-план 
 
Аміак являє собою безбарвну рідину, при заморожуванні, що 
випаровується на відкритому повітрі і може в такий спосіб втратити товарну 
цінність. Тому продукція зберігають в герметичних термоізольованих 
ємкостях і відправляється споживачеві у спеціальних термічних цистернах. 
Як указувалося вище, аміак є сировиною у виготовленні добрив для 
сільського господарства, тому на початку він буде виготовлятись під 
договори на прямі поставки. На 2021 рік такі договори укладені з багатьма 
аграрно-промисловими підприємствами. 
На отриманий прибуток у 2020 році і подальші прибутки які будуть 
отримані від роботи підприємства планується засвоїти нові технології 
переробки аміаку з метою випуску готової товарної продукції (комплексних 
азотно-калійно-фосфатних добрив) на ПрАТ «Азот», які мають більші 
перспективи, ніж нині існуючі види добрив. 
Аміак як сировина буде доставлятися споживачам по прямих договорах 
через мережу залізниць, а у вигляді готової продукції може реалізовуватись 
також через мережу торгових зв’язків створених заводом. Можливі також 
доставки автотранспортом заводу на підприємства України. Планується 
відкриття торгових представництв в великих промислових містах України 
(Київ, Донецьк, Харків, Днепр).  
 
11.3 Виробничий план підприємства 
 
11.3.1 Вибір методу виробництва та режиму роботи цеху 
 
 
 
 
 
Вихідні речовини для синтезу аміаку – азот і водень. Сировиною для  отримання азоту є 
повітря, для отримання водню найбільш економічно вигідний – природний газ. Технологічний газ 
для синтезу аміаку отримують двоступеневою пароповітряною конверсією природного газу. Після 
очищення газу від кисневмісних речовин „Бенфільд“ розчином, він поступає в цикл синтезу та 
конденсації аміаку. Продуктивність виробництва по готовому продукту 1500 т /добу. У зв’язку 
з тим, що зупинка обладнання може призвести до значних втрат сировини і порушення 
технологічного режиму вводимо безперервний режим роботи цеху. Тривалість зміни в шкідливих 
умовах праці − 8 годин. 
Враховуючи вибраний режим роботи, розробляємо графік роботи змін, що зображено у 
таблиці 11.1. 
 
Таблиця 11.1 – Графік роботи змін цеху 
Числа місяця 
Зміна 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15  
     1 − − 12 12 − − 4/8 8/4 − − 12 12 − − 4/8 
  2 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 
3 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − 
4 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − 
Числа місяця 
Зміна 
16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30  
  1 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 
2 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 
3 − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 
 
 
 
 
4 − 4/8 4/8 − − 12 12 − − 4/8 4/8 − − 12 12 
 
де: 12 – зміна з 8.00 до 16.00; 4 – зміна з 16.00 до 24.00; 
       8 – зміна з 24.00 до 8.00.    
11.3.2 Машини  та  обладнання цеху 
 
При визначенні фонду часу роботи обладнання виділяють:                                 календарний 
Fk, дійсний Fд та ефективний фонд Fеф часу роботи. 
Календарний фонд – це максимально можливий фонд часу роботи                     
обладнання на рік: 
 
Fk = 365·24 = 8760 годин.                                           (11.1) 
 
Дійсний (номінальний) фонд дорівнює часу роботи обладнання в             залежності від 
встановленого режиму виробництва і визначається за                   формулою: 
                        Fд = 365·np,                                                       (11.2) 
 
де  np –  кількість роботи обладнання на добу, дорівнює 24 години (режим         роботи 
безперервний), тому 
 
Fд = Fk,                                                            (11.3) 
                                   Fд = 365·24 = 8760 годин.  
 
 
 
 
 
Ефективний фонд часу роботи обладнання дорівнює дійсному фонду за винятком зупинок 
на ремонт, який проводиться в робочий час. Він                     визначається для апарату, що має 
найдовші терміни ремонту, в даному             випадку для агрегату синтезу аміаку: 
 
Fеф. = Fд – Трем.,                                                  (11.4) 
 
де  Трем. – загальна тривалість зупинок обладнання по всіх видах ремонту                 протягом року, 
складає 760 год. 
Fеф. = 8760 – 760 = 8000 год. 
11.3.3 Розрахунок і побудова графіку ППР обладнання 
 
Система ППР (планово-попереджувальний ремонт) обладнання                                             
підприємства включає поточний, капітальний та міжремонтне                                     обслуговування. 
Згідно з ремонтними нормативами, які регламентують час роботи                                    
обладнання між ремонтами, розраховується структура міжремонтного                 циклу та будується 
графік ППР.  
В   загальній кількості ремонтів в міжремонтному циклі один з них є                    капітальним: 
ак = 1,                                                        (11.5) 
 
 Кількість поточних ремонтів знаходимо за формулою: 
 
                           ant  = ( t/tnt ) – aк,                                               (11.6) 
 
де  aк  – кількість капітальних ремонтів; 
 ant  – кількість поточних ремонтів у міжремонтному циклі; 
 
 
 
 
 t – тривалість міжремонтного циклу, год; 
 tnt – тривалість міжремонтного періоду відповідно поточного ремонту, год. 
 Отже, для агрегату синтезу аміаку кількість поточних ремонтів                      протягом року 
дорівнює: 
 
аnt  = (8760/8640) – 1 = 0,014 приймаю 1 поточний ремонт. 
 
Для турбокомпресора  повітря, компресора природного газу, абсорбера очистки та 
конденсатора аміаку кількість поточних ремонтів протягом року дорівнює:  
аnt  = (8760/2880) – 1 = 2,04  приймаю 3 поточних ремонти. 
Для трубчастої печі, реактору вторинного риформінгу кількість                        поточних 
ремонтів протягом року дорівнює:    аnt  = (8760/2160) – 1 = 3,05  приймаю 3 поточних ремонти і 1 
капітальний. 
Для „Бенфільд“  регенератора кількість поточних ремонтів протягом року дорівнює:   аnt  = 
(8760/5640) – 1 = 0,55  приймаю 1 поточних ремонт. 
Для теплообмінника, центробіжного та плунжерного насосів кількість                    поточних 
ремонтів протягом року дорівнює: аnt  = (8760/1440) – 1 = 5,08  приймаю 4 поточних ремонти 
(щоквартально). 
Річний графік планово-попереджувального ремонту обладнання цеху                     
представлений в таблиці 11.2. 
 
Таблиця 11.2 – Річний графік планово-попереджувального ремонту                         обладнання цеху 
 Нормативи часу Умовні позначення ремонту Річна                
тривалість 
Найменування              б  е  з  п  е   р ервної роботи 1 кв. 2 кв. 3 кв. 4 кв. зупинок 
між ремонтами / зу-
обладнання годин. 
пинками Місяці 
 
 
 
 
По “К” По “П” 1,2,3 4,5,6 7,8,9 10,11,12 
1 2 3 4 5 6 7 8 
Турбокомпресор тех.- 34560/528 2880/36 Пт Пт  Пт 108 
нологічного повітря 
Компресор              34560/52 2880/36 Пт  Пт Пт 108 
природного газу 8 
Трубчата піч 34368/740 2160/72 Пт Пт Пт К 956 
Реактор вторинного 34368/740 2160/72 Пт К Пт Пт 956 
риформінгу 
Абсорбер 34560/528 2880/36  Пт Пт Пт 108 
Регенератор  51840/720 5640/240 Пт    480 
Агрегат синтезу аміаку 34560/960 8640/760   Пт  760 
Теплообмінник 25920/252 1440/32 Пт Пт Пт Пт 128 
Конденсатор 34560/528 2880/36 Пт  Пт Пт 108 
Центробіжний   насос 25920/25 1440/32 Пт Пт Пт Пт 128 
2 
Плунжерний насос 25920/25 1440/32 Пт Пт Пт Пт 128 
2 
 
 
11.3.4 Розрахунок виробничої потужності цеху 
 
Розрахунок виробничої потужності агрегату проводиться за формулою: 
 
 
 
 
 
                               N Q n Tеф Кв ,                                                 (11.7) 
 
де  Q –  продуктивність агрегату за годину, т/год; 
      n – кількість агрегатів; 
      Fеф – ефективний фонд роботи обладнання; 
      Кв – коефіцієнт виходу продукції. 
N  50 18000 0,99  396000 ò / ð³ê(1500ò / äî áó).  
 
11.3.5 Розрахунок вартості основних фондів 
 
До вартості основних фондів відносять вартість будівель та споруд і                      вартість 
обладнання. Розрахунки вартості будівель та споруд здійснюється за               даними їх вартості на 
підприємстві. 
Результати розрахунків вартості будівель та споруд наведені в                         таблицях 11.3.  
 
Таблиця 11.3 – Розрахунок вартості будівель та споруд 
Найменування Кіл    Вартість, грн. Амортиз-я, Сума  
% 
амортизації,грн. 
Будівлі 
Компресорне відділення 1 114598523,3 5 5729926,16 
Насосна станція 1 4210162,10 5 210508,10 
Установка відпарних колон 1 34316827,35 5 1715841,36 
Побутовий блок 1 12421669,44 5 621083,47 
Споруди 
 
 
 
 
Відкритий майданчик під 1 30144543 5 1507227,15 
обладнання 
Відкритий майданчик під 1 22283893,64 5 1114194,68 
обладнання 
Відкритий майданчик під 1 30236246,73 5 1511812,33 
обладнання 
Відкритий майданчик під 1 35102288,69 5 1755114,43 
обладнання 
Всього  8 283314121  14165706,05 
Вартість технологічного, силового (електродвигуни), транспортного та               іншого 
обладнання визначається за прейскурантами цін. 
Результати розрахунків вартості обладнання представлені в                    таблиці 11.4. 
 
Таблиця 11.4 – Розрахунок вартості обладнання 
Найменування Кіл. Ціна за 10 – 15 % Вартість з % Сума 
обладнання витрат на урахуванням 
одиницю, амортизації амортизації, 
монтаж, монтажу, 
грн. грн. 
грн. грн. 
1 2 3 4 5 6 7 
Компресор 1      
природного 
газу 10992165,11 1099216,5 12091381,62 15 1813707,24 
Агрегат             1      
конверсії і 
очистки 95402288,36 9540228,8 104942517,2 15 15741377,6 
 Теплообмінник 1 1833564,22 183356,4 2016920,65 15 302538,09 
Реактор               1      
вторинного 
риформінгу 
 
 
 
 
1326586,06 132658,6 1459244,67 15 218886,7 
Компресор 1 36427580,6 3642758,06 40070338,73 15 6010550,81 
Агрегат                  1 50416123,64 5041612,36 55457736 15 8318660,4 
синтезу 
аміаку 
Теплообмін- 2 94778,74 9477,87 15 31276,98 
ник 208513,24 
Випаровувач 1     
рідкого аміаку 
961663,03 96166,3 1057829,34 15 158674,4 
Сепаратор 2 373781,7 37378,17 822319,74 15 123347,96 
Всього 11 198297092 19829709,2 218126801,2  32719020,2 
 
 
 
 
 
 
 
11.4 Штати і фонд заробітної плати персоналу    
 
Баланс часу роботи. 
Баланс робочого часу визначає кількість днів, які повинен відпрацювати один 
середньосписочний  робітник за рік в залежності від прийнятого режиму 
роботи цеху і тривалості робочої зміни. 
 
 
 
 
Для безперервних виробництв з 8-тигодинною робочою зміною                      баланс 
робочого часу одного робітника в днях за рік складає: 
1    Календарний фонд – 365 днів. 
2    Вихідні дні – 132 дні. 
3    Дійсний фонд часу роботи – 233 дні. 
4     Неявка на роботу: 
    а)  відпустка – 24 дні; 
    б)  хвороба (сер.) – 7 днів; 
    в)  виконання держобов’язків – 1 днів. 
Час роботи одного робітника − 201 днів. 
Ефективний фонд робочого часу одного робітника – 201 день. 
   
11.4.1 Визначення кількості працюючих робітників 
 
Для визначення чисельності робітників використовують норми                           виробітку або 
норми обслуговування обладнання та апаратури.  
Робочі місця повинні бути визначені згідно з місцями (точками)                               
спостереження та операціями обслуговування процесу, а також обсягом                роботи по 
управлінню кожного апарату. 
Відповідно ці робочі місця визначаються за кваліфікацією робітника та                 тарифними 
розрядами, що передбачені тарифно-кваліфікаційним                                довідником. 
Розрахунок кількості робітників проводиться за явочним списком. Для      переходу від 
явочної до списочної кількості необхідно співставити кількість днів роботи цеху з часом роботи 
окремого робітника на рік. При                         безперервній роботі цеху кількість робочих днів 
складає 365, баланс часу          роботи одного робітника – 201 день. Тоді коефіцієнт переходу від 
явочної до облікової кількості робітників становить:  365/201 = 1,82. 
 
 
 
 
Різниця між обліковою та явочною кількістю робітників становить                        додаткову 
кількість для підміни в графіку змінності роботи та зміни при                 неявці в зв’язку з хворобою, 
відпусткою, тощо графік змінності роботи                  бригад наведено в узагальненій таблиці 
чисельності робітників та фонду їх зарплати. Дані зведені в таблиці 11.5. 
 
11.4.2 Розрахунок фонду зарплати робітників 
 
Розрахунки фонду зарплати для робітників основних виробництв та                             
допоміжних робітників наводяться окремо, тому що зарплата                             (з нарахуванням) 
робітників основних виробництв при калькуляції собівартості продукції включається в окрему 
статтю витрат, а допоміжних робітників в склад цехових витрат та витрат по утриманню та 
експлуатації обладнання. При цьому допоміжні робітники розподіляються на групи: 
– робітники по обслуговуванню технологічного процесу (КВПіА,                    лаборанти) – зарплата 
цієї групи включається в кошторис цехових витрат; 
–  робітники по нагляду за технологічним обладнанням (ремонтні бригади, чергові слюсарі, 
електрики, налагоджувальники, зарплата їх включається в кошторис витрат по утриманню та 
експлуатації обладнання); 
– робітники по поточному ремонту технологічного обладнання (ремонтні                  бригади по 
здійсненню поточних ремонтів самими цехами) – зарплата                 включається в склад витрат 
по поточному ремонту обладнання і окремо не враховується. 
Розрахунки фонду заробітної плати робітників проводяться на основі діючих тарифних 
умов, чисельності основних і допоміжних робітників та фонду часу. 
Результати розрахунків наведено в таблиці 11.5. 
Таблиця 11.5 – Розрахунки чисельності робітників та фонду заробітної плати 
Перелік Чисе- Роз- Тарифна Оклад, Доплата Загальни Річний 
професій льні- ряд ставка грн. за роботу й Ф.З.П. фонд 
сть в нічну в місяць зарплати, 
зміну грн. 
Апаратник 5 6 7367,00 201,00 7840  94080 
конверсії 
 
 
 
 
Апаратник 5 6  7356,00 190,00 7730 92760 
синтезу аміаку 
Апаратник 5 5 1247,00  145,00 6960 83520 
очистки газу 
Машиніст 5 5 1097,00  145,00 6210 74520 
компресорних 
установок 
Машиніст 5 5 1097,00  145,00 6210 74520 
насосних 
установок 
Машиніст 4 6  7134,00 196,00 5320 63840 
холодильних 
установок 
Слюсар- 12 6  7229,00  14748 176976 
ремонтник 
Слюсар- 6 5 6237,00   7422 89064 
ремонтник 
Електрозварник 3 6  7805,00  3915 46980 
Електромонтер 3 6 6262,00   3786 45432 
Слюсар по  3 6  7292,00 168,00 4380 52560 
КВП і А 
Слюсар по  4 5 7287,00   5148 61776 
КВП і А 
Комірник 1 2  6185,00  985 11820 
Всього 61      967848 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
11.4.3    Штати і фонд заробітної плати цехового персоналу 
 
Розрахунки штату і фонду заробітної плати цехового персоналу                      проводять у 
відповідності до штатного розкладу і посадових окладів               працівників. Результати 
розрахунків наведено в таблиці 11.6. 
 
Таблиця 11.6  –  Штати  та  фонд  заробітної плати цехового персоналу 
№ Найменування  Чисель- Категорія Місячний Додаткова Річний фонд 
ність оклад, грн зарплата (за оплати 
посади шкідл. праці, грн 
умови) 
1 2 3 4 5 6 7 
1 Начальник цеху 1 Керівник 14006 605,00 44532,00 
2 Заступник 1 Керівник 10025 447,00 35664,00 
начальника цеху 
3 Механік цеху 1 Спеціаліст 9548 438,00 35832,00 
4 Інженер-технолог 1 Керівник 9909 369,00 31136,00 
5 Начальник зміни 4 Керівник 8950 390,00 126720,00 
6 Енергетик 1 Спеціаліст 7300 309,00 30332,00 
7 Старший майстер 4 Спеціаліст 7250 320,00 132960,00 
зміни 
8 Майстер з КВПіА 2 Спеціаліст 7292 337,00 69048,00 
9 Майстер з ремонту 3 Спеціаліст 6237 302,00 92016,00 
обладнання 
10 Економіст 1 Службовець 5300  22304,00 
11 Прибиральник  2 Службовець 4700  19800,00 
 
 
 
 
 Всього  21    640344,00 
СТАТЬЯ I.  
Статья II. 11.5 Розрахунок собівартості продукції 
 
Розрахунки собівартості продукції включають: 
1 Вивчення річної потреби в сировині, матеріалах, енергії; 
2 Розрахунки вартості електроенергії, води та пари; 
3 Розрахунки вартості обладнання та амортизаційних витрат; 
4 Кошторис цехових витрат основних виробничих цехів; 
5 Кошторис витрат на утримання та експлуатацію обладнання; 
6 Складання калькуляції собівартості виробництва продукції та визначення 
її ціни. 
11.5.1 Річна потреба в сировині, матеріалах,  паливі та енергії 
 
Розрахунки виконуються відповідно до встановлених норм витрат                        сировини, 
матеріалів, палива та енергії у відповідності з прийнятим обсягом                      виробництва. 
Закупівельні ціни взяті за даними підприємства і наведені в                        таблиці 11.7. 
 
Таблиця 11.7 – Витрати  сировини, матеріалів,  паливі та енергії  
№ Перелік  Оди- Стандарт на  Норми  Ціна за Витрати 
ниця за рік 
сировини, палива та виміру сировину витрат на одиницю, 
енергії одиницю грн 
продукції 
1 2 3 4 5 6 7 
1 Природний газ т.м3 ГОСТ 5542-87 1,25 2618,82 3273,53 
2 Їдкий натрій  кг ГОСТ 2263-79 0,4 1,64 0,656 
3 Тринатрійфосфат кг ГОСТ 201-76 0,02 1,79 0,0358 
 
 
 
 
4 Активоване вугілля кг ГОСТ 8703-74 0,012 16,83 0,202 
5 Розчин „Бенфільд” кг ТУ 6-02-915-84 0,72 9,38 6,754 
6 Силікагель кг ГОСТ 3956-76 0,0007 5,3 0,0037 
7 Азот м3 ГОСТ 9293-74 0,03 166,19 4,986 
8 Повітря стиснене м3 ГОСТ 17433-80 0,0014 50,00 0,07 
9 Каталізатор алюмо- кг ТУ 38-101194-77 0,05 7,20 0,36 
кобальтмолібденовй 
10 Поглинач цинковий кг ТУ 113-03-2002-86 0,208 7,5 1,56 
11 Каталізатор конверсії кг ТУ 113-03-2006-92 0,036 71,05 2,558 
метану Іст. 
12 Каталізатор конверсії кг ТУ 113-03-317-86 0,12 18,19 2,183 
СО І ст. 
13 Каталізатор конверсії кг ТУ 6-04-6878-73 0,044 45,00 1,98 
СН4 ІІст. 
14 Каталізатор конверсії кг ТУ 113-03-2001-91 0,036 50,71 1,83 
СО ІІ ст. 
15 Каталізатор  кг ТУ 6-04-6878-73 0,05 4,34 0,217 
метанування 
16 Каталізатор синтезу кг ОСТ 113-03-394-88 0,0675 26,65 1,799 
аміаку 
 Всього     3298,72 
 
 
 
 
11.5.2 Розрахунки вартості електроенергії, води та пари 
 
 
 
 
 
Визначення потреби в електроенергії проводиться окремо по конкретному виду 
обладнання. Вартість однієї кВт·год електроенергії визначається на основі діючих прейскурантів-
тарифів на електроенергію. 
Необхідна кількість силової електроенергії на 1 тонну аміаку становить 68,25 кВт·год. На 
повну продуктивність цеху: 
 
Eсил  68,254562500  40950000 кВт  год . 
 
Вартість електроенергії (1 кВт·год коштує 0,5 грн.). Отже річна вартість електроенергії 
складе:    40950000 0,5  20475000 грн . 
Потреба в електроенергії для освітлення визначається за формулою: 
 
T  S  K 1,02 1,05
                      E  ,                                   (11.8) 
осв
1000
 
де      Т –  період штучного освітлення, год; 
S – площа освітлення, м2; 
  – потужність світильників на 1м2 поверхні, кВт; 
К – коефіцієнт горіння світильників (0,8); 
1,02 – коефіцієнт, який враховує втрати в мережах; 
1,05 – коефіцієнт чергового освітлення. 
 
3000 547,6 10 0,8 1,02 1,05
E . 
осв  14075,51кВт
1000
 
 
 
 
 
Витрати питної води на одного працюючого – 0,1 м3/добу, за рік–36,5 м3. На всіх 
працюючих:   82 36,5  2993ì 3 . 
Вода, що використовується для миття приміщень розраховується за формулою: 
НW  Sn T еф
W  ,                                         (11.9) 
1000
2 547,6 242
W   265м3  
1000
 
Результати розрахунків представлені в таблиці 11.8. 
 
Таблиця 11.8 – Звідна таблиця енергетичних витрат  
№ Види енергії Одиниця   Потреба на Ціна за  Всього на рік, 
вимірювання рік грн 
одиницю, грн 
1 Електроенергія  тис.кВт·год 40950,0 500,00 20475000 
силова 
 
2 Електроенергія на кВт·год 14075,51 0,5 7037,75 
освітлення 
3 Пар на технологічні ГКал 5250000 169,2 888300000 
цілі 
4 Вода на технологічні тис.м3 1975 2372,93 4686536,75 
цілі 
5 Вода на побутові тис.м3 3,258 360,00 1172,88 
цілі 
 Всього    27260747,38 
 
 
11.5.3   Кошторис цехових витрат  
 
 
 
 
 
Кошторис цехових витрат складається на основі попередніх розрахунків і представлений в 
таблиці 11.9. 
 
Таблиця 11.9 – Кошторис цехових витрат 
№ Статті витрат Сума, грн. Примітка  
1 2 3 4 
1 Зарплата цехового персоналу та допоміж- 967848 з таблиці 12.5 
ним робітникам по обслуговуванню 
технологічного процесу 
2 Зарплата керівництва та службовців 640344,00 з таблиці 12.6 
3 Утримання виробничих будівель та споруд 626386,05 5-7% від їх вартості 
4 Відрахування на соціальне страхування  603072 37,5% від фонду з/п 
5 Витрати на охорону праці (шкідливі умови) 160819,2 10% від з/п усіх робіт-в 
Кінець таблиці 11.9 
1 2 3 4 
6 Поточний ремонт виробничих будівель 250554,42 2-3% від їх вартості  
7 Амортизація виробничих будівель 626386,05 5-7% від їх вартості 
 Разом по ст. 1–7 3875409,72  
8 Зношування малоцінного 38754,09 10-15% від суми витрат 
швидкозношуваного інвентарю по статтям  1-7 
 Разом  3914163,81  
 
 
11.5.4 Кошторис витрат на утримання та експлуатацію обладнання 
 
 
 
 
 
Кошторис витрат на утримання та експлуатацію обладнання складається на основі 
попередніх розрахунків і представлений в таблиці 11.10.  
 
Таблиця 11.10 – Кошторис витрат на утримання та експлуатацію   облад-нання 
№ Статті витрат Сума, грн. Примітки  
1 2 3 4 
1 Утримання і витрати:   
а)  зарплата робітників по нагляду і    
обслуговуванню обладнання; 701808,00 з табл. 12.5 
б)  відрахування на соціальне   
страхування; 
263178,00 37,5 % від ЗП 
в)  допоміжні матеріали. 
2895661,24 30 % від варт.обладнан. 
 Разом: 3860647,24  
2 Поточний ремонт обладнання і    
транспортних засобів   
а) зарплата робітників по ремонту  266040,00  
обладнання   
б) нарахування на зарплату 99765,00 37,5 % від 2а 
в) послуги (РМУ), запасні деталі,  289566,12 3% від вартості 
обладнання 
допоміжні матеріали 
 Разом: 655371,12  
3 Амортизація виробничого обладнання 1447830,62  
 Разом за кошторисом 5963848,98  
 
 
 
 
 
 
 
 
11.5.5 Калькуляція собівартості продукції  
 
Розрахунки витрат на виробництво продукції виконують на весь обсяг виробленої 
продукції по статтям калькуляції. Калькуляція собівартості заноситься в таблицю 11.11. 
 
Таблиця 11.11 – Собівартість одиниці продукції 
№ Стаття  Одини Ціна за Витрати на річний Витрати на одиницю 
ця випуск продукції 
калькуляції одиницю
виміру 
, грн Кількість Сума, грн Кількість Сума, грн. 
1 2 3 4 5 6 7 8 
Сировина та допоміжні матеріали 
1 Природний газ т.м3 2618,82 750000 1964118000 1,25 3273,53 
2 NaOH технічний  кг 1,64 240000 393600 0,4 0,656 
3 Тринатрій фосфат кг 1,79 12000 21480 0,02 0,036 
4 Активоване вугілля кг 16,83 7200 121176 0,012 0,202 
5 Розчин „Бенфільд” кг 9,38 432000 4052160 0,72 6,75 
6 Силікагель кг 5,3 420 2226 0,0007 0,0038 
7 Азот .м3 166,19 18000 2991420 0,03 4,986 
8 Повітря стиснене м3 50,00 840 42000 0,0014 0,07 
9 Кат-р алюмоко- кг 7,20 30000 216000 0,05 0,36 
бальтмолібденовий 
10 Поглинач кг 7,5 124800 936000 0,208 1,56 
цинковий 
 
 
 
 
11 Каталізатор кг 71,05 21600 1534680 0,036 2,55 
конверсії CH4 Іст. 
12 Каталізатор кг 18,19 72000 1309680 0,12 2,18 
конверсії CO І ст. 
13 Каталізатор кг 5,00 26400 132000 0,044 0,22 
конверсії CH4 ІІ 
ступені 
14 Каталізатор кг 50,71 100200 5081142 0,167 8,46 
конверсії CO ІІ ст. 
15 Каталізатор кг 4,34 30000 130200 0,05 0,217 
метанування 
16 Каталізатор кг 26,65 40500 1079325 0,0675 1,8 
синтезу аміаку 
 Всього    1982148480  3305,58 
 
 
 
 
Кінець таблиці 11.11 
Енергозатрати 
1 2 3 4 5 6 7 8 
17 Вода знесолена т.м3 2372,93 2370 5623844,1 0,00395 9,37 
18 Пар(зворотні Гкал 149,2 5250000 783300000 8,75 1305, 5 
відходи) 
 
19 Електроенергія т.кВт 900,00 40920 20460000 0,0682 34,1 
20 Витрати на утри-       
мання та експлу-
грн. 5963848,98 9,93 
атацію обладнання 
21 Цехові витрати грн.   3569502,095  9,3 
 
 
 
 
22 Загальнозаводські грн.   31164000  51,94 
витрати 
23 Умовно-постійні грн.   187566000  312,61 
затрати 
 Повна собіварт. грн.   1455198000  5037,78 
 
ВИСНОВКИ 
 
В кваліфікаційній роботі бакалавра розроблена технологічна схема  та 
апаратурне оформлення виробництва синтетичного аміаку . Стадія конверсії 
монооксиду вуглецю .   
Проведено огляд діючих промислових способів виробництва,  
обґрунтовано вибір технологічної схеми виробництва. Також в бакалаврській 
роботі досліджено характеристику сировини та готової продукції, описані 
фізико-хімічні основи процесу синтезу синтетичного аміаку.  
Проведено розрахунок матеріального і теплового балансів, розраховано 
основний апарат - конвектори СО  
В бакалаврській роботі розроблено систему контролю та автоматизації 
технологічного процесу, зроблено вибір та обґрунтування системи приладів і 
засобів автоматизації.  
В ході роботи  над кваліфікаційною  роботою бакалавра були 
проаналізовані потенційно шкідливі фактори на робочих місцях, їх вплив на 
здоров'я працюючих та обрано заходи по забезпеченню охорони праці та 
техніки безпеки на виробництві. Розглянуто питання цивільної оборони.  
В розділі економічних розрахунків проведено дослідження ринку та 
розраховано собівартість готового продукту синтетичного аміаку яка склала 
5037,78 грн. за 1т . 
Проведені розрахунки матеріального балансу  дозволяють обрати 
оптимальні температурні і динамічні режими роботи  аппарату.  
 
 
 
 
Виробництво синтетичного аміаку розроблено у вигляді однієї 
технологічної лінії.  
Бакалаврська робота містить креслення технологічної схеми стадії 
конверсії моно оксиду вуглецю у виробництві аміаку з автоматизацією та 
креслення загального вигляду конвекторів СО.