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 
___________________________ 
                                                       «___»   ______________2022р. 
 
 
КВАЛІФІКАЦІЙНА РОБОТА БАКАЛАВРА 
на тему 
Технологічна схема та апаратурне оформлення виробництва 
синтетичного аміаку. Стадія первинного реформінгу. 
за спеціальністю 161 «Хімічні технології та інженерія» 
 
 
 
Науковий керівник: Виконав здобувач вищої освіти: 
д.т.н., доцент 4 курсу 
Віталій ВЯЗОВИК Артем ГЕВОРГЯН  
_________________________________ 
_____________________________ 
 
 
2022 
 
                                                 ВСТУП 
 
Аміак – ключовий продукт різних азотовмістимих речовин, вживаних в промисловості і 
сільському господарстві. 
Аміаком є безбарвний задушливий газ з різким запахом. Аміак володіє лужними 
властивостями і при взаємодії з кислотами утворює солі. 
З аміаку отримують мінеральні добрива (сульфат амонія, аміачна вода, карбамід, рідкі 
добрива), також отримують полімерні матеріали (поліакриллонітрил, поліаміди, нейлон, капрон, 
поліуретан, карбамідоальдегідні полімери, які  отримують з карбаміду),карбонат аллюмінія, 
уротропін. Холодильна техніка теж необходиться без аміаку.  
Основою промисловості азотних і складних добрив, а також багатьох інших найважливіших 
продуктів хімічної промисловості є аміак.  
 За останні два десятиліття у виробництві синтетичного аміаку відбулися корінні якісні і 
кількісні зміни. Основними з них є: зміна джерел технологічної і енергетичної сировини; значне 
збільшення одиничних потужностей агрегатів синтезу аміаку; створення енерготехнологічних 
систем, в яких здійснений тісний взаємозв'язок між технологічними і енергетичними стадіями 
виробництва; застосування активних каталізаторів; разработка і застосування досконаліших машин і 
апаратів; повна автоматизація контролю і управління виробництвом і ін. 
Сполуки азоту відіграють виключно 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, 
кріогенним методом з коксового газу, конверсією природного газу (парокисневою, пароповітряною, 
парокисневоповітряною).  
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 [3]. Подальше вдосконалення виробництва синтез-газу 
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 та режимів, застосування більш активних та 
селективних каталізаторів і широку автоматизацію виробництва. Важливою задачею є зменшення 
шкідливих викидів в атмосферу, грунт і водоймища [1]. 
За 2007 р в Україні вироблено 5142 тис. т рідкого аміаку [4]. Із загальної кількості 
виробленого в Україні у 2007 р. рідкого аміаку 27 % припадає на горлівський "Стирол", 22 % 
– на "ОПЗ", 19 % – на "Сєвєродонецьке об'єднання "Азот", 15 % – на черкаський "Азот", 10 
% – на "ДнiпроАзот", 7 % – на "РiвнеАзот". Загальна проектна потужність виробництва 
аміаку в Україні становить 18740 т/доб [5]. Експорт аміаку у лютому 2008 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) [6]. 
Перспективним напрямком розвитку технології отримання водню є застосування плазмених 
процесів. Плазмові процеси відмічаються високою питомою 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 [7]. 
1 ТЕХНІКО-ЕКОНОМІЧНЕ ОБҐРУНТУВАННЯ ОБРАНОГО 
СПОСОБУ ВИРОБНИЦТВА І ТЕХНОЛОГІЇ 
1.1 Аналіз існуючих промислових способів виробництва. 
             На сьогоднішній час для виробництва синтез-газу в промисловості застосовують 
агрегати для проведення конверсії природного газу: 
- малопродуктивні агрегати потужністю 150 та 300 т/добу з використанням 
парокисневоповітряної конверсії природного газу при низькому тиску та 
парокисневої конверсії природного газу під тиском 1,7МПа або 2 МПа [4]. 
- високопродуктивні агрегати потужністю 1360 та 600 т/добу з використанням 
двохступеневої каталітичної конверсії вуглеводнів під тиском 4,0 МПа; 
Конверсія вуглеводнів водяною парою в трубчастій печі застосовується в агрегатах з 
високою продуктивністю. 
Основними методами переробки природного газу на сьогоднішній час є:  
каталітична парокисневоповітряна і парокиснева конверсії метану під тиском до 0,7 am ; 
каталітична парокиснева конверсія метану під тиском 20 і 25 am  в шахтних реакторах і 
пароповітряна (без застосування кисню) каталітична конверсія в трубчастих печах; 
високотемпературна (метод часткового окислення) конверсія метану під тиском 20-30 am. 
Існують наступні схеми організації процесу конверсії метану: 
- Двохступенева каталітична конверсія метану з водяною парою під тиском, 
близьким до атмосферного. 
- Високотемпературна (некаталітична) конверсія метану під тиском.  
- Одноступінчаста каталітична конверсія метану з парокисневоповітряною 
сумішшю. 
- Одноступінчата каталітична парокиснева конверсія метану при підвищеному тиску 
в реакторі шахтного типу. 
- Двохступенева пароповітряна каталітична конверсія природного газу. 
Найвигідніша конверсія природного газу це двохступенева парова каталітична 
конверсія під тиском  3-3,3 МПа, а синтез аміаку здійснюється під тиском 3,2 МПа. 
Двохступенева пароповітряна каталітична конверсія природного газу представлена 
на рисунку 1.6. 
Природний газ у цех надходить із зовнішньої мережі з тиском 0,65-1,2 МПа (6,5-12 
кгс/см2) з масовою концентрацією сіркових сполук до 80 мг/м3 (в перерахунку на сірку) і 
газового конденсату до 15 г/м3. 
Для відділення конденсату газ спрямовується у сепаратор 2. Газ після сепаратора 2 
надходить на всмоктування двоступеневого відцентрового компресора 1, кожний ступінь 
якого зроблений як окремий корпус. Після першого ступеня компресора газ охолоджується в 
повітряному холодильнику 3 і надходить в сепаратор 4, де відділений конденсат збирається в 
сепаратор паливного газу 5, а газ надходить на всмоктування другого ступеня. 
0
Параметри природного газу після компресора 1: температура 90 - 155 C  та тиск 3,5-
4,34 МПа (35-43,4 кгc/см2). 
Далі природний газ змішується з азотно-водневою сумішшю (надалі АВС або 
синтез-газ), до об'ємної частки водню в суміші не більш 11 %. Суміш природного газу і 
синтез-газу прямує в змійовики вогневого підігрівача 6, де підігрівається до температури 
0
340 - 410 C .  
 
1,16 –компресори; 2, 4, 15 – сепаратори;  3 – повітряний холодильник;  5 – сепа-ратор 
паливного газу; 6 – вогневий підігрівач; 7 – реактор гідрування;   8 – реактори очищення 
від сірководню; 9 – димова труба; 10 – димосос;11 – трубчата піч; 12 – шахтний реактор; 13 – 
котел – утилізатор; 14,18 – конвектор СО першої та другої ступені; 17 – теплообмінники; 
 
Рисунок 1.6 - Схема двохступенева пароповітряна каталітична конверсія природного 
газу. 
 
Підігрівач складається з радіаційної та конвекційної зон з димарем, чотирьох 
змійовиків і чотирьох пальників. Підігріта газова суміш надходить до реактора гідрування 7 
поличного  типу, де на алюмо-кобальт-молібденовому каталізаторі при температурі  320 - 
0
420 C  відбувається гідрування сіркосполук до сірководню. Реактор 7 - вертикальний, 
циліндричний двохполичний апарат, завантажений каталізатором С-49-1 (або АКМ). 
Очищення природного газу від сірководню відбувається в реакторах поличного типу 8, 
заповнених поглиначем С-7-2 або ГИAП-10 ( на основі оксиду цинку). 
Реакція поглинання сірководню оксидом цинку незворотна. Реактори 8 
підключаються в роботу послідовно (в разі необхідності можливе паралельне підключення). 
Схемою передбачена можливість заміни відпрацьованого поглинача в любому із 
реакторів без зупинки агрегату. Крім того, заміна поглинача передбачена при 18%-му 
насиченні сіркою. 
Після сіркоочищення газ з масовою концентрацією сірки не більш 0,5 мг/м3 і 
0 0
температурою 340-399 C  змішується з перегрітою до 350-390 C   парою середнього тиску 
3,8-4,2МПа (38-42кгс/см2) у співвідношенні пара:газ, яке дорівнює (3,05,0):1 і прямує у 
змійовики підігрівача, розміщеного в конвекційній зоні печі 11 де нагрівається до 
температури не більше 525 0С, потім по дванадцяти колекторах піднімається на склепіння 
печі 11де рівномірно розподіляється по усім реакційним трубам. Йдучи через шар 
каталізатора, , парогазова суміш піддається конверсії.  
Парова каталітична конверсія природного газу (первинний риформінг) здійснюється 
на нікелевому каталізаторі в реакційних трубах, що розміщені в радіаційній зоні трубчастої 
0
печі 11. Процес ведеться при температурі 745 - 854 C  і тиску на виході з печі 3,0-3,3 МПа (30-33 
кгс/см2).  
0
Тепло димових газів, що виходять з печі при температурі 1040 C ,  
використовується: 
 для підігріву парогазової суміші, що поступає в реакційні труби, до температури 
0
525 C . 
 для підігріву пароповітряної суміші, що йде в конвектор метану ІІ ступені, до 
0
температури 550 C . 
0
 для підігріву пара в двохступеневому пароперігрівачі до температури 490 C . 
0
 для підігріву живильної води, що йде на живлення котлів від 100 до 370 C . 
 Для підігріву природного газу, що подається на спалювання в пальниках 
0
трубчастої печі, до температури 200 C . 
Димові гази трубчастої печі після використання їхньої теплоти з температурою 197 – 
0
237 C  викидаються димососами через димову трубу 8 в атмосферу. 
Конверсія залишкового метану з паром відбувається в реакторі 12 в присутності 
каталізатора при температурі 900-1270 0С, з одночасним забезпеченням необхідного 
співвідношення водню до азоту для синтез-газу, подачею в нього необхідної кількості 
повітря. 
Повітря для вторинного риформінгу забирається із атмосфери, проходить фільтр (на 
схемі не позначено), де очищається від пилу, і надходить на всмоктування двокорпусного 
чотирьохступінчастого відцентрового компресора 16. 
Між ступенями компресора встановлені повітряні холодильники 3 і сепаратори 15 
відповідно. Конденсат із міжступеневих сепараторів скидається в зливову каналізацію. Із 
нагнітання четвертого ступеня повітря з тиском не більш 3,56 МПа (35,6 кгc/см2) і 
температурою 130 -175 0С надходить на агрегат. 
Підігріта до температури не більш, як 480 0С пароповітряна суміш надходить в 
реактор 12.Парогазова суміш після первинного риформінгу з температурою 700-835 0С 
надходить з передатного колектору у верхню частину  горловини реактора 12. При 
змішуванні у вільному об'ємі над каталізатором відбувається горіння частини газу з киснем 
повітря  з підніманням температури до 9001270 0С, яка забезпечує конверсію залишкового 
метану на розміщених нижче шарах каталізатора. Зверху укладені шестигранні вогнетривкі 
плитки з отворами для рівномірного розподілення газового потоку. Нижче розміщений шар  
алюмо-хромового каталізатора, який сприймає на себе основне теплове навантаження. Решту 
корисного об'єму реактора займає нікелевий каталізатор.  
Внаслідок вторинного риформінгу об'ємна частка метану у газі знижується до 0,35 
%. 
Конвертований газ після реактора 12 з температурою 850-1000 0С і тиском 3,0 -3,3 
МПа (30-33 кгс/см2) надходить у два паралельно працюючі котли-утилізатори 13 і далі у 
котел-утилізатор 13, де за рахунок утилізації тепла конвертованого газу виробляється пара 
високого тиску 10,0 -10,5 МПа (100-105 кгс/см2). Охолоджений газ з температурою 
350 -390 0С прямує на конверсію оксиду вуглецю першої ступені 14. Після конверсії оксиду 
0
вуглецю конвертований гаг з температурою 400 C  проходить два теплообмінники 17, де газ 
0
охолоджується до температури 200 C  і прямує в конвектор оксиду вуглецю другої ступені 
18. Далі газ прямує на очистку від кисневмісних сполук [1]. 
В промисловості застосовуються трубчасті печі різноманітної конструкції, які 
відрізняються формою шахти печі, розмірами заповнених каталізатором труб, напрямком 
потоків (паро-газової суміші і димових газів), типом та розташуванням пальників, 
конструкцією пристроїв для компенсації температурних подовжень та компоновкою 
апаратури конвекційної частини. В сучасних виробництвах аміаку великої потужності 
найбільшого поширення отримали прямоточні багаторядні трубчасті печі з верхнім 
полум’яним обігрівом та однорядні терасні двохярусні печі протитечійного типу.  
На рисунку 1.7 зображена багаторядна трубчаста піч типу Kellog. В топковій камері 
установлені 12 паралельних секцій, кожна з яких має 42 реакційні труби, відцентроволиті, зі 
сталі 0Х20Н25С2. Труби вварені в нижній секційний колектор 3. Реакційні труби підвішені к 
несучим балкам на пружинах. В центрі установлена підйомна труба 4, яка з’єднує секційний 
колектор 3 з газозбірним колектором 8, футерованим теплоізоляційним бетоном і поміщеним 
у водяну сорочку. Секції труб вільно висять в топковому просторі камери. Кільцеві зазори 
між реакційними трубами і зведенням топкової камери ущільнюються вогнестійким 
сальниковим пристроєм [4]. 
 
 
1 – топкова (радіаційна) камера; 2 – реакційна труба; 3 – нижній колектор; 4 – секційна 
газовідвідна труба; 5 – футеровка; 6 – газохід; 7 – інжекційний пальник; 8 – газозбірний 
колектор; 9 – система пружинної підвіски; 10 – газопідвідна труба; 11 – газовідвідний 
колектор; 12 – конвекційна камера; 13 – газохід допоміжного котла; 14 – додаткові пальники; 
15 – ІІ ступінь пароперегрівача; 16 – підігрівач пароповітряної суміші; 17 – підігрівач паро-
газової суміші; 18 – І ступінь пароперегрівача; 19 – економайзер; 20 – підігрівач паливного 
газу. 
Рисунок 1.7 – Багаторядна трубчаста піч типу Kellog 
   Обігрів реакційних труб здійснюється факельними інжекційними пальниками 7. Пальники 
знаходяться в зведенні топкової камери між секціями реакційних труб 2. В кожному ряду 
установлений 21 пальник. Димові гази відводять через газоходи, які знаходяться між 
секціями реакційних труб в нижній частині печі, і при температурі 900 – 1100 °C 
направляють в конвекційну камеру. З метою забезпечення рівномірного обігріву реакційних 
труб секції вікна в газоходах виконані з перемінною перфорацією по довжіні печі. В торцевій 
стінки кожного газоходу знаходяться додаткові тунельні пальники. Топкові гази віддають 
своє тепло в конвекційній камері печі 12 та надходять в димосос, звідки при температурі не 
більше 200 °C викидаються в атмосферу. Димосос створює розрідження у зведення топкової 
камери 0,096 – 0,049 кПа [3].  
До основних переваг такого типу печей можна віднести їх компактність та відносно 
невеликі теплові втрати. Основними недоліками цього типу печей є неможливість 
відключення однієї або декілька реакційних труб (при їх аварійному стані) без зупинки 
всього агрегату. Також  для багаторядних печей характерне нерівномірне освітлення труб 
екрану, що призводить до перегріву частини екранних труб [6].  
 
2 ХАРАКТЕРИСТИКА ПРИЙНЯТОГО МЕТОДУ  
ВИРОБНИЦТВА. ХІМІЗМ ТА ТЕОРЕТИЧНІ ОСНОВИ І 
ОБҐРУНТУВАННЯ НОРМ ТЕХНОЛОГІЧНИХ РЕЖИМІВ 
Для промислового виробництва синтетичного аміака як сировину зазвичай 
застосовують водяну пару і тверде, рідке або газоподібне паливо. 
До хімічних способів отримання водню, що знайшли застосування в промисловості, 
відносяться: конверсія (перетворення) СО(II) з водяною парою і конверсія вуглеводневих 
газів за допомогою газоподібних о. 
З хімічних методів виробництва водню найбільшого поширення набув метод конверсії 
вуглецю(II) водяною парою. Як початкова сировина служать генераторні (водяний, повітря, 
змішаний) гази. Суть процесу зводиться до здійснення гетерогенно-каталітичної реакції  
СО +Н2О↔СО2 + Н2     (1.1) 
при підвищених температурах (450-720К) у присутності каталізаторів. 
Суть процесу полягає в неповному каталітичному окисленні метану спочатку в оксид 
вуглецю (II) і водень (перша високотемпературна стадія) і каталітичній конверсії СО(II) у 
водень(друга низькотемпературна стадія). 
Неповне окислення метану протікає по наступних реакціях: 
CH4+H2O↔CO+3H2 – 206.19кДж   (1.2) 
CH4+CO2↔2CO+2Н2 – 247.36 кДж  (1.3) 
CH4+1/2O2↔CO+2H2+35.65 кДж.   (1.4) 
Аналогічно протікають реакції окислення гомологів метану і для процесу конверсії з 
водяною парою можуть бути загалом, вигляді виражені рівнянням 
CnH2n+2+nH2O↔(2n+1)H2+nCO.   (1.5) 
Вибір окислювачів і їх можливі поєднання визначаються як цільовими призначенням 
процесу конверсії, так і техніко-економічними міркуваннями. 
При термодинамічному дослідженні реакції конверсії метану з водяною парою слід 
враховувати одночасно протікаючу реакцію взаємодії що утворюється СО(II) з водяною 
парою: 
СО+Н2О↔СО2+Н2+41,17 кДж.   (1.6) 
Здійснення конверсії метану і СО(II) водяною парою в одному конвекторі (в одину 
ступін) з високим виходом водню неможливо, оскільки при знижених температурах 
конверсії в продуктах реакції залишається значна кількість метану, що не прореагував, а при 
підвищених – міститься багато СО(II). Іншими словами, ендотермічний процес по 
реакції(1.3) вигідно вести при високій, а по реакції(1.6) – при низькій температурі. Тому на 
практиці отримання водню з природного газу здійснюють в два етапи. 
При виробництві водню для синтезу аміаку з водню і азоту конверсію метану 
здійснюють в два ступені. Перша ступінь – водяна конверсія в трубчастих печах з неповним 
перетворенням метану (залишковий  метану 6-8%об.); друга ступінь – повітряна конверсія в 
шахтному конвекторі. 
Істотний вплив на ступінь перетворення метану надає застосування надлишку водяної 
пари. 
При конверсії гомологів метану витрата водяної пари зростає із збільшенням числа 
атомів вуглецю в початковому вуглеводні. З підвищенням температури відносна витрата 
водяної пари може бути зменшений унаслідок зсуву рівноваги реакції в сприятливу сторону і 
збільшення швидкості процесу. 
Виходячи з економічних міркувань, зв'язаних з використанням енергії  природного газу, 
а також з метою зменшення розмірів апаратів, конверсію метану проводять при підвищеному 
тиску (1,5-4,0МПа). 
При цьому для реакції (1.3), що йде із збільшенням числа молей, підвищення тиску 
зрушує рівновага в несприятливу сторону. 
Тому процес конверсії доводиться вести при декілька підвищених температурах. 
Підвищення тиску від 0,1 МПа до 3,0 МПа знижує ступінь перетворення метану з 94,98 
% до 36,16 %. Щоб досягти того ж ступеня перетворення при підвищеному тиску, необхідно 
підвищити температуру в конвекторі від 1000 до 1280 К. 
На практиці парову, вуглекислотну і пароповітряну конверсію проводять в трубчастих 
печах з підведенням теплоти за рахунок спалювання частин природного газу, що пов'язане з 
ендотермічністю процесу. Що стосується парокисневоповітряної конверсії, то її проводять в 
шахтних конвекторах в один ступінь. 
Конверсія оксиду вуглецю водяною парою протікає по реакції (1.6). Після зволожувача 
конвертована суміш із співвідношенням пар: газ = 0,57 поступає в конвектор I ступеня, де на 
среднетемпературном залізохромовом каталізаторі при температурі на виході 723К, об'ємній 
швидкості ддо 2000ч-1 протікає реакція конверсії СО (II) з водяною парою. Залишковий зміст 
СО (II) після конвектора I ступеня складає 3,7% (на сухий газ). 
Використання константи рівноваги дозволяє кількісно оцінити ступінь 
передбачуваних змін. 
 
PNH
                                          Kp  3                                                          
P
N1 / 2 P
2 H 3 / 2
2
(2.3) 
 
Знаючи числові значення константи рівноваги, можна обчислити 
рівноважну концентрацію аміаку при будь-яких температурах і тиску. Отже 
якісна і кількісна оцінка умов термодинамічної рівноваги дозволяють 
зробити висновок, що максимального виходу аміаку можна досягти , 
проводячи процес при високому тиску і низьких температурах. Однак, навіть 
при дуже високих температурах (вище 1000°С) процес синтезу в гомогенній 
фазі практично неможливий. 
Синтез аміаку протікає з помітною швидкістю лише в присутності 
каталізатора, причому в даному випадку в якості каталізатора виступають 
тверді речовини. Гетерогенно-каталітичний процес синтезу аміаку має 
складний механізм, який може бути описаний наступними стадіями: 
1) дифузія молекул азоту і водню до поверхні каталізатора; 
2) хемосорбція молекул реагентів (абсорбатів) на поверхні каталізаторів ; 
3) поверхнева хімічна реакція з утворенням нестійких проміжних комплексів     
і взаємодій між ними; 
4) десорбція продукту; 
5) дифузія продукту реакції (аміаку) від поверхні каталізатора в газову фазу. 
Дослідження кінетики і механізму реакції синтезу дозволило зробити 
висновок про те , що лімітуючою стадією процесу є хемосорбція азоту. Цей 
висновок дає можливість описати механізм синтезу аміаку скороченою 
схемою: 
N2 +Z→ ZN2; 
ZN2+3H2→2NH3 +Z; 
N2 +3H2→2NH3; 
де Z – вільний центр поверхні каталізатора; 
ZN2- хемосорбована частинка. 
Швидкість оборотної реакції отримання аміаку з елементів на більшості 
відомих каталізаторів описується рівнянням Темкіна-Пижова: 
 
 1
3
dp  P  
NH H P 2 
NH
                            3  k  p   2 
1 N  k   3 
2 ,                                  
d 2  P 2   3
 NH 3   P 
H2 
(2.4) 
 
де k1,k2 – константи швидкості отримання та розкладання аміаку; 
PNH3, PN2, PH2 – парціальні тиски азоту, водню і аміаку; 
α – постійна, задовольняюча нерівність 0< α <1 і характеризуючи ступінь 
покриття поверхні каталізатора азотом. При проведенні процесу при 
атмосферному тиску величина α для промислових каталізаторів в інтервалі 
температур 400-500 °С дорівнює 0,5. 
Швидкість реакції синтезу аміаку залежить від температури , тиску і 
складу реакційної суміші. Оптимальними вважають такі значення вказаних 
параметрів , при яких швидкість процесу максимальна. Щоб визначити 
оптимальну температуру синтезу Тm, треба інтегрувати по температурі 
кінетичне рівняння 2.4 , прирівняти одержаний вираз нулю і знайти Тm. 
І термодинамічні і кінетичні фактори вказують на проведення процесу 
при високому тиску (збільшується рівноважний вихід , підвищується 
швидкість синтезу). Конденсація аміаку також збільшується при високому 
тиску. Але при підвищенні тиску збільшуються витрати електроенергії на 
компресію , підвищуються вимоги до машин і апаратів. При невисокому 
тиску спрощується апаратурне оформлення процесу, знижуються витрати 
електроенергії, але збільшуються габарити апаратів , підвищуються вимоги 
до чистоти синтез-газу. Оскільки присутність інертних домішок в реакційній 
суміші рівноцінна зниженню загального тиску, то із збільшенням вмісту 
метану, аргону і гелію в суміші, швидкість реакції синтезу зменшується .     
Аналізуючи рівняння 2.4 видно, що швидкість прямої реакції обернено 
пропорційна до парціального тиску аміаку , а для зворотної реакції 
характерна пряма пропорційність. Таким чином, з підвищенням вмісту 
аміаку загальна швидкість реакції падає. Збільшення об'ємної швидкості 
суміші призводе до зменшення вмісту аміаку і, тим самим до збільшення 
швидкості і продуктивності процесу. 
Реакція синтезу аміаку зворотна , тому повного перетворення азоту і 
водню в аміак за час їх одноразового проходження через апарат не 
відбувається. Умови рівноваги процесу і кінетичні закономірності його 
протікання на залізних каталізаторах обумовлюють можливість 
перетворення в аміак 20-40 % початкової реакційної суміші. Для більш 
повного використання реагентів необхідна їх багаторазова циркуляція через 
колону синтезу. Всі сучасні схеми синтезу аміаку є циркуляційними і 
передбачають виділення аміаку і повернення АВС, що не прореагувала в 
цикл синтезу. 
В якості каталізатора синтезу аміаку використовують окис заліза Fe3O4. 
В який додатково вводять домішки оксиду алюмінію (Al2O3) та оксид 
калію (К2О). 
При відсутності оксиду алюмінію в каталізаторі кристали заліза в 
процесі синтезу аміаку збільшуються до розмірів 60 нм та питома поверхня 
їх зменшується до 0,5 м2/г. При наявності оксиду алюмінію призупиняється 
ріст кристалів за окремими гранями, розміри кристалів залишаються такими 
самими, які утворилися при відновленні оксиду заліза, тобто 40 нм та 
менше. Таким чином, Аl2О3 перешкоджає спіканню кристалів заліза один з 
одним, внаслідок чого їх питома поверхня зберігається на рівні 15 м2/г. 
Окрім оксиду алюмінію вводять оксид калію, котрий допомагає 
видаленню з поверхні каталізатора аміаку, що утворився в газовому об’ємі. 
Кількість К2О, що вводиться в каталізатор повинно бути пропорційно 
домішку Аl2О3. Співвідношення Аl2О3:К2О повинно складати приблизно 2. 
3 ХАРАКТЕРИСТИКА ПРОДУКЦІЇ, СИРОВИНИ, ДОПОМІЖНИХ 
МАТЕРІАЛІВ І ЕНЕРГЕТИЧНИХ НОСІЇВ 
3.1 Продукція – аміак рідкий синтетичний. Хімічна формула – NH3. 
3.2 Аміак рідкий технічний (аміак безводний скраплений) виробляться 
відповідно до вимог  ТУ У 20.1-00203826-048:2018. 
В залежності від галузі використання рідкий аміак виробляється двох 
марок: 
А - для виробництва азотної кислоти, для азотування, в якості 
холодоагенту, для створення захисних атмосфер та для поставок на експорт. 
Б - для переробки на добрива і для використання в сільському господарстві 
в якості  азотного добрива. 
Вимоги до якості аміаку, призначеного для постачання на експорт, повинні 
відповідати вимогами контракту (договору).   
За фізико-хімічними показниками рідкий аміак повинен відповідати 
нормам, вказаним у Таблиці 1. 
 
Таблиця 3.1 - Фізико-хімічні показники аміаку 
Норма для марки 
Найменування показника Метод аналізу 
А Б 
1 2 3 4 
1  Масова частка аміаку, %, не   
Згідно з 7.2 з ТУ У 20.1-
менше ніж 99,9 99,6 
00203826-048:2018 
- на експорт 99,6 
2  Масова частка азоту, %, не   Згідно з 7.3 з ТУ У 20.1-
менше ніж  82 82 00203826-048:2018 
3  Масова частка води залишок   
Згідно з 7.4 з ТУ У 20.1-
після випаровування),% у межах - 0,2 - 0,4 
00203826-048:2018 
- на експорт 0,2 - 0,4 - 
4  Масова частка води (метод   
Згідно з 7.5 з ТУ У 20.1-
Фішера),%, не більше ніж  0,1 - 
00203826-048:2018 
- на експорт - - 
5  Масова концентрація масла,   Згідно з 7.6 або 7.7 з ТУ У 
мг/дм3, не більше ніж 2 8 20.1-00203826-048:2018 
6  Масова концентрація заліза,   Згідно з 7.8 з ТУ У 20.1-
мг/дм3, не більше ніж 1 2 00203826-048:2018 
7  Масова частка загального хлору,   
Згідно з 7.9 з ТУ У 20.1-
млн-1, (мг/кг), не більше ніж - - 
00203826-048:2018 
- на експорт 0,5 
8  Масова частка оксиду вуглецю   
Згідно з 7.10 з ТУ У 20.1-
(ІV), млн-1 (мг/кг), не більше ніж - - 
00203826-048:2018 
- на експорт 40 - 
 
Примітка 1. В аміаку марки А для поставок на експорт та марки Б 
допускається масова частка води (залишок після випаровування) менше ніж 0,2 
% з доведення її до норми від 0,2 % до 0,4 % на припортових заводах або у 
споживача. 
Примітка 2. Для аміаку марки А для поставки на експорт показники 7 і 8 
виробник визначає не рідше ніж один раз на місяць. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Таблиця 3.2 - Характеристика сировини, матеріалів і напівпродуктів 
Назва та хімічна Позначення та Показники,  Норми  
формула (для хімічних (або) назва обов’язкові для  показників, що 
речовин) сировини, нормативного перевірки (назва і одиниця регла-
матеріалів,  документа, якому вимірювання) ментуються з 
напівпродуктів повинні допустимими 
відповідати відхиленнями 
сировина, 
матеріали, 
напівпродукти 
 
2 3 4 5 
3.1.1 Газ горючий ГОСТ 5542-87 1 Теплота згорання нижче,  
природний для МДж/м3 (ккал/м3), при  
промислового температурі 20 ºС і тиску  
призначення 101,325 кПа, не менше ніж 31,8 (7600) 
2 Масова концентрація  
сірководню, г/м3, не більше ніж 0,02 
3 Об’ємна частка кисню, %, не  
більше ніж 1,0 
3.1.2 Демінералізована Технологічний 1 Масова   концентрація  
вода (H2O) регламент № 3 двооксиду кремнію, мг/дм3, не  
цеху А-5 більше ніж 0,02 
2 Масова концентрація заліза,  
мг/дм3, не більше ніж 0,03 
3 Масова концентрація міді,  
мг/дм3, не більше ніж 0,02 
3.1.3 Калій вуглекислий  Вимоги 1 Масова частка хлоридів (Сl),  
(K2CO3) договору, %,  не більше ніж 0,002 
контракту 2 Масова частка заліза, %,  не  
більше ніж 0,0010 
3.1.4 Тринатрійфосфат  Вимоги 1 Водневий показник водного  
(Na3PO4· 12Н2О) договору, розчину з масовою часткою   
контракту 1 %, рН 11,5 - 12,5 
2 Масова частка загального  
п'ятиоксиду фосфору, %, не  
менше ніж 18,5 
3.1.5 Гідразин-гідрат Вимоги 1 Зовнішній вигляд Прозора 
технічний (N2H4·Н2О) договору,  рідина без 
контракту  кольору 
2 Масова частка гідразину,  
N2H4,% 64,0 - 67,0 
3 Масова частка аміаку, %, не  
більше ніж  0,06 
4 Масова частка залишку  
після прокалювання, % н/б 0,002 
3.1.6 Оксид алюмінію Згідно 1 Зовнішній вигляд Гранули 
активний   чинної НД  циліндричної  
(поглинач вологи)    форми білого 
(Al2O3)  кольору, 
 допускається 
кремовий 
відтінок 
 
 
Продовження таблиці 3.2 
2 3 4 5 
  2 Розміри гранул:  
 - діаметр, мм; 5,0 ± 1,0 
 - довжина, мм, не більше ніж  18  
3 Насипна щільність, г/дм3 450 – 550 
4 Масова частка пилу та  
дріб’язку розміром менше ніж  
2,00 мм, %, не більше ніж 0,5 
3.1.7 Вугілля Вимоги договору, 1 Зовнішній вигляд Гранули цилін-
активоване контракту  дричної форми 
рекупераційне    темно-сірого або 
  чорного кольору 
  без механічних 
  домішок 
2 Фракційний склад, %,  
масова частка залишку на  
ситі   
№ 36, не більше ніж 0,4 
№ 28, не більше ніж 3,0 
№ 15, не менше ніж 86,0 
№ 10, не більше ніж  10,0 
на піддоні, не більше ніж  0,6 
3 Масова частка вологи, %,   
не більше ніж 5 
 4  Міцність на стирання, %,   
не менше ніж 75 
3.1.8 Азот ТУ У 20.1- Об’ємна частка кисню, %, не  
газоподібний 00203826- більше ніж 1,0 
технічний (N2) 050:2018 
Постійний 
технологічний 
регламент  
№ 62 цеху К-3  
3.1.9 Повітря стиснуте Постійний Ступінь осушення, °С, не  
для КВПіА технологічний вище ніж мінус 40 
регламент № 62  
цеху К-3   
3.1.10 Активатор Вимоги договору, 1 Масова частка поліаміну, % 40 – 70 
розчину «Бенфілд» контракту 2 Масова частка води, % 30 – 60 
 
3.1.11 Каталізатор Вимоги договору, 1 Зовнішній вигляд Екструдати 
гідрування сіркових контракту  блакитного 
сполук, алюмо-  кольору розмі-
кобальтмолібденовий  ром 2,5 мм 
типу АКМ  2 Насипна щільність, г/дм3 580 ± 130 
(HDMax200: TRX 2,5) 3 Масова частка оксиду  
молібдену (VI), %, не менше 9 
ніж  
4 Масова частка оксиду  
кобальту (II), %, не менше  
ніж 3 
Продовження таблиці 3.2 
2 3 4 5 
5 Масова частка втрат при  
прожарюванні при 540 ºС, %,  
не більше ніж 5 
3.1.12 Поглинач Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Таблетки або 
сірководню типу С-7-2  контракту  гранули 
 розміром  
 4 мм - 6 мм 
 
2 Насипна щільність, г/дм3 1300 – 1800 
 
3 Масова частка оксиду   
цинку, % 80 - 94 
3.1.13 Каталізатор Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Циліндри з 
парової конверсії контракту  сьома отворами 
метану в трубчастій   
печі типу R-67-7H,  2 Насипна щільність, г/дм3 900 - 1000 
R-201, R-211  
 
3  Масова частка оксиду  
нікелю, % 15 - 20 
3.1.14 Каталізатор Вимоги договору, 1 Зовнішній вигляд Циліндри з 
нікелевий (для контракту  сьома отворами 
конверсії   
газоподібних 2 Насипна щільність, г/дм3 900 – 1000 
вуглеводнів) типу 
RKS-2-7-H 
3  Масова частка оксиду  
 
нікелю, %, не менше ніж 7,5 
3.1.15 Каталізатор Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Суцільні 
залізо-хромовий контракту  циліндри 
(середньо 2 Насипна щільність, г/дм3 1140 ± 80 
температурна 3   Масова частка, %:  
конверсія оксиду  - оксиду хрому (III); 8,5 ± 1,5 
вуглецю) типу  - оксиду міді (II); 2,0 ± 0,5 
ShiftMax 120  - сірки, %, не більше ніж; 0,025 
 - оксиду заліза (III) решта 
3.1.16 Каталізатор Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Суцільні 
низько температурної контракту  циліндри 
конверсії оксиду 2  Насипна щільність, г/дм3 1200 – 1500 
вуглецю типу 3   Масова частка, %:  
KATALKO 83-3  - оксиду цинку; 20 – 30 
 - оксиду міді (II); 38 - 48 
 - оксиду алюмінію решта 
3.1.17 Каталізатор Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Кульки темно-
метанування типу контракту  сірого кольору 
RANGE-19/  діаметром 
RANGE-35/   4 мм – 6 мм 
RANGE-35PR 2  Насипна щільність, г/дм3 1050 ± 150/ 
 1100 ± 200/  
1100 ± 200  
Продовження таблиці 3.2 
2 3 4 5 
3 Масова частка, %:  
 - оксиду нікелю, не менше  
ніж; 19/ 35/ 35 
 - оксидів алюмінію та  
кальцію, не більше ніж; 81/ 65/ 65 
 - втрат при прожарюванні  
при 1000 ºС, не більше ніж 15/ 15/ 15 
3.1.18 Каталізатор Вимоги договору, 1  Зовнішній вигляд Безформні гра-
синтезу аміаку типу контракту  нули розміром 
КМ1/ КМ1R  від 1,5 мм   
до 10 мм 
2  Насипна щільність, кг/дм3 2,6 – 2,9/ 
 2,0 – 2,3 
3   Масова частка, %:   
 - оксидів заліза (Fe3O4); 93 ± 2/ 91 ± 2 
 - оксидів калію, алюмінію,  
кальцію, кремнію 7 ± 2/ 9 ± 2 
3.1.19 Ванадію (V) Вимоги договору, 1   Масова частка ванадію  
оксид (V2О5)  контракту (V) оксиду (V2О5), %, не  
 менше ніж 98,5 
 
 2   Масова частка ванадію  
 (IV) оксиду (V2О4), %, не  
 більше ніж 1,3 
3.1.20 Масло  ТУ 38.1011296-90 1   В’язкість  кінематична при  
марки КП-8с  температурі 40 °С, мм2/с 41,4 – 50,6 
  
2   Кислотне число,    
 
мг КОН/г масла,  не більше  
 
ніж 0,05 
 
3   Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С,  не  
нижче ніж 200 
4   Масова частка води, % Відсутність 
5   Масова частка механічних   
домішок, % Відсутність 
3.1.21 Масло турбінне ГОСТ 9972-74 1   В’язкість  кінематична при  
марки ТП-22 температурі 40 °С, мм2/с 28,8 – 35,2 
2   Кислотне число,  мг КОН/г  
масла,  не більше ніж  0,05 
3   Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С,  не  
нижче ніж  186 
4   Масова частка води, % Відсутність 
5   Масова частка механічних  
домішок, % Відсутність 
3.1.22 Масло турбінне Вимоги договору, 1  В’язкість  кінематична при  
марки MOBIL контракту температурі 40 °С, мм2/с, не  
TERESTIK N-32 більше ніж 32 
Продовження таблиці 3.2 
2 3 4 5 
2  Кислотне число,    
мг КОН/г масла,  не більше  
ніж  0,03 
3  Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С, не  
нижче ніж  218 
4  Вміст води, % Відсутність 
5  Вміст механічних   
домішок, % Відсутність 
Кінець таблиці 3.1 
    
3.1.23 Масло турбінне Вимоги договору, 1   В’язкість  кінематична при  
контракту температурі 40 °С, мм2/с, не  
більше ніж  46 
2   Кислотне число,    
мг КОН/г масла,  не більше  
ніж  0,05 
3   Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С,  не  
нижче ніж  218 
4   Вміст води, % Відсутність 
5   Вміст механічних  
 домішок, % Відсутність 
3.1.24 Масло 10W40 Вимоги договору, 1   В’язкість  кінематична при  
контракту температурі 100 °С, мм2/с, не  
більше ніж  16 
2   Кислотне число,    
мг КОН/г масла,  не більше  
ніж  8,0 
3   Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С,  не  
нижче ніж  205 
4   Вміст води, % Відсутність 
5   Вміст механічних  
 домішок, % Відсутність 
3.1.25 Масло 15W40 Вимоги договору, 1   В’язкість  кінематична при  
контракту температурі 100 °С, мм2/с, не  
більше ніж  16 
2   Кислотне число,    
мг КОН/г масла,  не більше  
ніж  8,0 
3   Температура  спалаху у  
відкритому тиглі, °С,  не  
нижче ніж  210 
4   Вміст води, % Відсутність 
5   Вміст механічних  
 домішок, % Відсутність 
 
 
4. ОПИС ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ ВИРОБНИЦТВА 
 
Парова і пароповітряна конверсія вуглеводневих газів здійснюється в 
реакційних трубах печі первинного риформінгу поз. 101-B на нікелевому 
каталізаторі при взаємодії вуглеводневих газів з водяною парою і з отриманням 
парогазової суміші (ПГС) з об’ємною часткою метану 7÷12 %. Процес 
здійснюється при температурі 745-854 оС і тиску на виході з 101-B - 3,0-3,3 
МПа (30-33 кгс/см2) за  наступними реакціями: 
 
CH4 + H2O  = CO + 3H2  206,41 кДж 
CO + H2O  = CO2 + H2 + 41,03 кДж 
CH4 + CO2  = 2CO + 2H2  248,28 кДж 
CnHm + H2O = nCO +  ((2n + m) /2)H2  Q 
 
При зниженні співвідношення пара-газ до 2,3:1 можливо виділення 
вуглецю (за рахунок крекінгу метану), що відкладається на поверхні і в порах 
каталізатора, знижуючи активність останнього або руйнуючи його, збільшує 
гідравлічний опір шару каталізатора: 
 
CH4 = С + 2H2   74,95 кДж 
 
Тому блокування від приладу поз. FRRA1 по зниженню співвідношення 
до 2,5:1 захищає агрегат аміаку від аварійного стану, зупиняючи його через 60 
секунд за групою "А". 
Радіаційна частина печі представляє собою металевий каркас, 
футерований шаром вогнетривкої цегли з підшаром з "суперборду" 
(термостійкий ізолюючий матеріал). Всередині футерованого каркасу 
розташовані 12 рядів реакційних труб по 42 труби в ряду. Для підведення 
парогазової суміші до реакційних труб існує 12 розподільчих колекторів, на 
кожний ряд реакційних труб один розподільчий колектор. Реакційні труби 
підвішені на пружинних підвісках, по дві труби на одну пружинну підвіску. 
Нижня частина ряду реакційних труб вварена в збірні колектори. Кожний 
збірний колектор має підіймальний колектор, який одним кінцем вварений в 
збірний колектор, другим в передавальний колектор поз. 107-D. Передавальний 
колектор підвішений на пружинній підвісці, один кінець його вільний 
(закритий люком), другий кінець приварений до штуцера входу газу в реактор 
вторинного риформінгу. Передавальний колектор і частина підіймальних 
колекторів, що виступає над стелею трубчатої печі, мають спільну водяну 
сорочку. 
Між рядами реакційних труб на стельовій частині трубчатої печі 
встановлені 260 стельових пальників, що розташовані в 13 рядів по 20 
пальників в кожному. Стельові пальники поділяються на пальники м’якого 
режиму і основні пальники. Паливний газ на пальники м’якого режиму (144 
шт.) і основні пальники (116 шт.) надходить через регулюючі клапани тиску 
поз. PV301-313. При спрацьовуванні блокування групи «А» за приладами поз. 
FCS1, FS1_1, FS10 і при наявності масової витрати пари в піч поз. 101-B по поз. 
F2 вище блокувальної вставки 92 т/год. спрацьовує «м’який режим». При якому 
логічною точкою регулятор тиску паливного газу поз. РС3 переводиться  в 
ручне керування з завданням ступеню відкриття ОР = 40 %. Потім переводиться 
в режим AUTO і встановлюється завдання SP, що дорівнює 2,5 кгс/см2. 
Автоматично закриваються відсікачі поз. EMV301-313 на подачі паливного газу 
до основних пальників печі поз. 101-B. Регулятори тиску газу поз. РС302-312, 
які не знаходились в ручному керуванні, переводяться в режим AUTO і 
встановлюється завдання SP, що дорівнює 0,5 кгс/см2. В цьому випадку в роботі 
залишаються стельові пальники м’якого режиму.  
Призначення пальників м’якого режиму: для підтримування робочої 
температури (або близької до робочої температури) парогазової суміші на 
виході з реакційних труб при зупинках агрегату по блокуванням групи «А» (за 
виключенням блокування  поз. PCS3).  
Між рядами реакційних труб розташовані 13 тунелів по ходу реакційної 
частини, що з’єднують радіаційну і конвекційну частини печі первинного 
риформінгу поз. 101-B, 12 тунелів з 13-ти мають тунельні пальники, середній 
тунель не має пальника. 
Конвекційна частина, футерована вогнетривким бетоном, має змійовики: 
- підігрівача парогазової суміші; 
- підігрівача пароповітряної суміші; 
- низькотемпературного пароперегрівача; 
- високотемпературного пароперегрівача; 
- підігрівача живильної води; 
- підігрівача паливного газу. 
В конвекційній зоні після змійовика високотемпературного 
пароперегрівача є 24 пальники для регулювання температури пари високого 
тиску після пароперегрівача. 
Для створення розрідження в печі первинного риформінгу встановлені два 
димососи поз. 101-BJА, 101-BJB з приводом від парових турбін. 
Очищена від сірчистих сполук суміш природного газу і синтез-газу 
змішується з перегрітою парою в співвідношенні 3,0/1-5,0/1. Об’ємна витрата 
суміші газів 35000-52000 м3/год. підтримується регулятором поз. FC1, 
температура газової суміші на змішування вимірюється приладом поз. T5_8. 
Масова витрата пари 92-126 т/год. підтримується регулятором поз. FC2. 
Об’ємне співвідношення пара: газ контролюється приладами поз.Fr1, 
FRS1_1, FRS1_2. 
Прилади поз. F1, F2 и Fr1, FRS1_1, FRS1_2 сигналізують про низьку 
витрату природного газу (35000 м3/год.), пари (92 т/год.) і зниження об’ємного 
співвідношення пара/газ до 3/1. 
При зниженні витрати газу до 25000 м3/год. (блокування 2 з 3-х по поз. 
FCS1, FS1_1, FS10) або зниженні співвідношення пара/газ до 2,5/1 ( від 
поз.FRRA1) спрацьовує блокування групи «А». 
На трубопроводі газової суміші після клапану поз. FV1 встановлений 
відсікач поз. EMV11 і зворотний клапан. Після відсікача поз. EMV11 існує 
підведення азоту для продувок. 
Після вузла змішування парогазова суміш (ПГС) з температурою 300-
390°С за приладом поз. T5_9 надходить в підігрівач конвекційної зони печі 
первинного риформінгу поз. 101-В для нагрівання димовими газами. 
ПГС з підігрівача конвекційної зони печі поз. 101-B з температурою 450-
524°С за приладом поз. Т5_10 і тиском 3,0-3,8 МПa (30-38 кгс/см2), що 
вимірюється приладом поз. P11, надходить в реакційні труби печі первинного 
риформінгу поз. 101-В, де здійснюється парова каталітична конверсія 
вуглеводневих газів за реакціями, що приведені вище. Далі ПГС через збірні 
колектори, підіймальні стояки, передавальний колектор поз. 107-D надходить в 
реактор вторинного риформінгу поз. 103-D. Температура стінок реакційних 
труб печі поз. 101-B не більше 910 °C вимірюється переносним пірометром, а 
температура ПГC з реакційних труб 745-854 °С приладами поз. T5_12-23 та 
T30_1-12. 
Температура ПГС на вході в реактор вторинного риформінгу поз. 103-D      
700-835°С вимірюється приладом поз. T7_1, об’ємна доля метану на виході з 
печі поз. 101-B дорівнює 7-12 %, вимірюється автоматичним газоаналізатором 
поз. СH4R1, перепад тиску в реакційних трубах печі первинного риформінгу 
поз. 101-B дорівнює  0,2-0,5 МПа (2-5 кгс/см2), вимірюється приладом поз. PdI-
17. 
Тепло для реакцій конверсії метану отримується за рахунок  спалювання 
паливного газу в 260 стельових пальниках. Димові гази з радіаційної зони 
первинного риформінгу поз. 101-B з температурою 774-1082 °С за приладами 
поз. Т5_31-43 надходять в конвекційну зону печі. 
Утилізація тепла димових газів печі первинного риформінгу здійснюється 
в підігрівачах конвекційної зони. 
Температура стінок підігрівачів в конвекційній зоні печі поз. 101-В 
контролюється: 
- парогазової суміші - 550-682 °С за приладом поз. T28_6, підвищення 
температури більше 682 °С сигналізується в ЦПК; 
- пароповітряної суміші - 500-627 °C за приладом поз. T28_5, підвищення 
температури більше 627 °С сигналізується в ЦПК; 
- високотемпературного пароперегрівача - 490-535 °C за приладом поз. 
T28_4, підвищення температури більше 535 °C сигналізується в ЦПК; 
- низькотемпературного пароперегрівача - 400-535 °С за приладом поз. 
T28_3, підвищення температури більше 535 °C сигналізується в ЦПК; 
- живильної води - 300-371 °C за приладом поз. T28_2, підвищення 
температури більше 371 °С сигналізується в ЦПК; 
- паливного газу - 140-200 °С за приладом поз. T28_1, підвищення 
температури більше 200 °С сигналізується в ЦПК. 
Димові гази після високотемпературного пароперегрівача з температурою 
740-880 °С за приладом поз. T5_44-45 змішуються з димовими газами 
допоміжного котла поз. 101-BU. 
Температура димових газів після змішування 740-830 °С контролюється 
приладом поз. T5_24-25. Димові гази, для подальшої утилізації 
низькотемпературного тепла, після конвекційної зони, надходять через вхідні 
шибера в котел-утилізатор поз. 101-В1, де виробляється насичена пара з 
відпарного конденсату. Після котла-утилізатора димові гази проходять вихідні 
його шибера, та димососами поз.101-BJA/BJB  скидаються в атмосферу через 
димову трубу, з температурою 150-260 0С, що вимірюється приладом поз. 
T5_28. Для відключення котла-утилізатора поз. 101-В1 для димових газів 
передбачено байпас. 
Об’ємна доля кисню в димових газах вимірюється приладом поз. O2RA4, 
підвищення об’ємної долі кисню більше 4 % сигналізується в ЦПК.  
Вакууметричний тиск в радіаційній зоні печі первинного риформінгу поз. 
101-B мінус 20 - мінус 100 Па (мінус 2 - мінус 10 мм вод. ст.) вимірюється 
приладами поз. P19_1, P19_2, P19_3 і регулюється регулятором поз. PС19_1 
зміною частоти обертання димососів поз. 101-BJA/BJB. Регулятор поз. PC19_1 
може працювати від двох різних датчиків – P19_1 або P19_2, вибір датчика 
виконує оператор, або програма при виході з ладу одного з них. 
Підвищення вакууметричного тиску до мінус 20 Па (мінус 2 мм вод. ст.) 
сигналізується приладом поз. PCS19_1, при подальшому підвищенні тиску до 
50 Па   (5 мм вод. ст.) за приладами поз. PS19_2, PS19_3 спрацьовує блокування 
(2 з 3-х), що надсилає сигнал на закриття клапана поз. PV3. Блокування 
спрацьовує  при досягненні встановленого значення блокування на 2-х будь-
яких датчиках з 3-х.  
Підвищення вакуум метричного тиску на всмоктуванні димососів                
поз. 101-BJA/BJB більше мінус 1000 Па (мінус 100 мм вод. ст.) сигналізується в 
ЦПК приладом поз. P14. 
В реакторі вторинного риформінгу поз. 103-D над поверхнею каталізатора 
здійснюється конверсія газів з киснем повітря за реакціями: 
 
CH4 + 0,5O2  = CO + 2H2 + 35,6 кДж 
H2 + 0,5O2  = H2O + 241,16 кДж 
CH4 + 2O2  = CO2 + 2H2O + 801,2 кДж 
CO + 0,5O2  = CO2 + 283 кДж, 
 
В реакторі вторинного риформінгу на каталізаторі здійснюється конверсія 
метану з водяною парою  за реакціями: 
 
CH4 + H2O  = CO + 3H2  206,4 кДж 
CH4 + CO2  = 2CO + 2H2  248,3 кДж 
CO + H2O  = CO2 + H2 + 41,0 кДж 
 
Одночасно забезпечується необхідне співвідношення водню до азоту для 
синтезу аміаку. 
Реактор вторинного риформінгу поз. 103-D представляє собою 
циліндричний апарат з конічним днищем і горловиною. Внутрішня частина 
футерована вогнетривким бетоном, зовнішня частина має водяну сорочку, 
спільну з передавальним колектором поз. 107-D. 
В нижній конічній частині апарату існує зведення з вогнетривкої цегли, на 
якому завантажені три шари куль глинозему різних діаметрів, а потім 
каталізатор. 
В верхній частині поз. 103-D розташований шар алюмохромового 
каталізатора, що сприймає на себе основне теплове навантаження. Під ним 
розташований шар нікелевого каталізатора. 
Крім того, передбачена і скорочена загрузка реактора поз. 103-D. В цьому 
випадку 29 м3 об’єму завантажується тільки нікелевим каталізатором 
підвищеної  активності. 
На верхній шар каталізатора укладений шар шестикутних плиток з 
отворами для рівномірного розподілення газу. 
На горловину реактора вторинного риформінгу поз. 103-D встановлений 
змішувач, призначений для змішування частково риформованого газу з 
технологічним повітрям. 
Тангенціальний потік парогазової суміші проходить через розподільну 
решітку, чим забезпечується хороше змішування з пароповітряним потоком, що 
виходить з наконечників розподільного пристрою. 
При змішуванні у вільному об’ємі над каталізатором відбувається горіння 
горючих компонентів газу з киснем повітря з підвищенням температури до 
1100-1250 °С. Горіння з киснем забезпечує необхідне тепло для реакції 
залишкового після первинного риформінгу метану з парою на шарах 
каталізатора розташованих нижче. 
Повітря необхідне для процесу 35000-69000 м3/год. з тиском 3,0-3,6 MПа 
(30-36 кгс/см2) подається компресором поз. 101-J, змішується з парою, 
нагрівається в підігрівачі конвекційної зони печі первинного риформінгу поз. 
101-B до температури 410-480 °С за приладами поз. T5_11, T27_7 і надходить в 
реактор вторинного риформінгу поз. 103-D. 
Перед підігрівачем повітря печі первинного риформінгу поз. 101-В в 
трубопровід повітря постійно дозується пара середнього тиску в кількості          
5-7 т/год. Подача пари здійснюється через клапан поз. НС27 з дистанційним 
керуванням. Контроль витрати пари ведеться за приладом поз. F14. 
Кількість повітря підтримується регуляторами поз. FС3 (грубе 
регулювання) і поз. FC58 (тонке регулювання) зі скиданням частини повітря (не 
більше 2600 м3/год.) в атмосферу. Тиск повітря перед клапаном поз. FV3 
вимірюється і регулюється приладом поз. РС51 зміною частоти обертання 
турбіни компресора поз. 101-J. 
При зниженні витрати повітря до 30000 м3/год. спрацьовує блокування 
поз. FS3 групи «В», подача повітря в реактор поз. 103-D припиняється  
автоматично закриттям клапана поз. FVЗ і відсікача поз. EmV3 (після 10 
секундної затримки), встановленого на трубопроводі повітря після клапана поз. 
FV3. Для захисту підігрівача пароповітряної суміші печі первинного 
риформінгу поз. 101-В повністю відкривається клапан поз. HC27 і витрата пари 
в підігрівач пароповітряної суміші збільшується до 27 т/год. за приладом поз. 
F14. 
Температура каталізатора в реакторі вторинного риформінгу поз. 103-D     
800-1270 °C вимірюється приладами поз. T7_3-5 з сигналізацією підвищення 
температури більше 1270 °С. 
В реактopі вторинного риформінгу поз. 103-D температура металу кришки 
горловини 120-540 °С вимірюється приладами поз. T3_20A-D, корпусу 
реактора 80-180 °С приладами поз. Т3_20E-H. 
Об’ємна доля метану в газовій суміші з реактора вторинного риформінгу 
поз. 103-D не більше 0,4 % вимірюється автоматичним газоаналізатором поз. 
CH4R2. 
Перепад тиску парогазової суміші в реакторі вторинного риформінгу 103-
D - 0,03-0,09 МПа (0,3-0,9 кгс/см2) вимірюється перепадоміром поз. PdI-18. 
З реактора вторинного риформінгу поз. 103-D ПГС виходить двома 
потоками з температурою 850-1000 °C за приладами поз. Т7_6-7 і надходить в 
міжтрубну частину котлів - утилізаторів першого ступеня поз. 101-СА/СВ. 
Котли-утилізатори першого ступеня представляють собою вертикальні 
кожухотрубні  апарати з трубками «Фільда», корпус всередині футерований 
вогнетривким бетоном. 
Котлова вода надходить на верхню трубну дошку, потім по внутрішнім 
трубкам в трубки «Фільда», які обігріваються парогазовою сумішшю. Паро-
рідинна суміш надходить на нижню трубну дошку, потім в парозбірник. 
ПГC з котлів-утилізаторів першого ступеня поз. 101-CA/CВ з 
температурою 350-480 °С за приладами поз. Т4_19-20 надходить двома 
потоками в трубну частину котла-утилізатора другого ступеня поз. 102-С, де 
охолоджується до температури  330-370 °C за приладом поз. Т4_22 і надходить 
на конверсію оксиду вуглецю. 
Температура ПГС 325-390 °С на вході в середньо температурний 
конвертор  поз. 104-DА регулюється приладом поз. TC10 шляхом байпасування  
ПГС мимо котла-утилізатора поз. 102-С заслінкою поз. TV10. Сигналізується 
зниження температури ПГС менше 325 °С і підвищення більше 390 °С 
приладом поз. TС10. При повністю відкритій заслінці поз. TV10 підвищення 
температури на вході в поз. 104-DA здійснюється закриттям заслінки з ручним 
приводом МСV-1 на виходе ПГС з поз. 102-C. 
Температура ПГС перед заслінкою поз. TV10 350-480 °C вимірюється 
приладом поз. Т4_21. 
З трубопроводу подачі ПГС на конверсію оксиду вуглецю  є лінія 
скидання через електрозасувку поз. EmV6 в колектор факельних скидів. Для 
захисту від підвищення тиску на котлі-утилізаторі другого ступеня поз. 102-C 
встановлені чотири запобіжних клапана, що відключаються арматурою. 
В колектор скидів після запобіжних клапанів передбачена подача азоту 
для запобігання утворення вибухонебезпечної суміші. 
Передбачено відбір проб для аналітичного контролю: 
- димових газів на всмоктуванні  димососів  -  S-10; 
- ПГС після печі первинного риформінгу   -  S-11;  
- ПГC на установку конверсії оксиду вуглецю   -  S-12. 
Передавальний колектор поз. 107-D, реактор вторинного риформінгу, 
котли-утилізатори першого ступеню поз. 101-CA, 101-CB мають водяні сорочки 
для захисту металу апаратів від перегріву. Заповнення і підживлення сорочок  
здійснюється паровим конденсатом від конденсатних насосів поз. 114-J/JA і 
112-J/JA, передбачена також подача оборотної води, відпарного конденсату від 
насосів поз. 120-J/JA і демінералізованої води з нагнітання насосів поз. 1210-
J/JA/JB/JC. 
Для розігріву при пусках в зимових умовах в сорочки передбачена подача 
пари. Скидання конденсату з переливів здійснюється в залежності від джерела 
підживлення : 
- в ємкість парового конденсату поз. 180-F; 
- в сепаратор поз. 151-F; 
- в пром. каналізацію. 
Постійність рівнів в водяних сорочках забезпечується: 
- місцевим регулятором рівня LC3 в сорочці  поз. 103-D и 107-D; 
- місцевим регулятором рівня LC63 в сорочці котла поз. 101-CA; 
- місцевим регулятором рівня LC64 в сорочці котла поз. 101-CB. 
Зниження рівня в сорочках сигналізується:  
-   поз. LC3L - в сорочках поз. 103-D, 107-D; 
-   поз. LC63L, LA6L в сорочці котла поз. 101-CA; 
-   поз. LC64L, LA7L в сорочці котла поз. 101-CB. 
На водяних сорочках встановлені рівнемірні стекла. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
5. МАТЕРІАЛЬНІ І ТЕПЛОВІ РОЗРАХУНКИ 
5.1 Розрахунок матеріального балансу 
5.1 Розрахунок матеріального балансу  
Вихідні дані для розрахунку: 
- добова продуктивність по аміаку 2040 т/доб;    
- 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                      [28, табл. 6, с. 25]; 
- вміст СН4 в сухому газі на виході з трубчастої печі 9 % [28, с. 25]; 
- об’ємне відношення пара : природний газ 3,7:1 [28, с. 25]; 
- тиск паро-газової суміші на вході в піч 34·105 Па, на виході – 29·105 Па; 
- вміст інертних газів 0,005 % (об.); 
- втрати на стадіях (з продувними газами) 13 %; 
- температура паро-газової суміші на вході у реакційні труби 526 ºС; 
- температура паро-газової суміші на виході з реакційних труб 780 ºС; 
- температура димових газів на виході з радіаційної камери печі становить 1067 ºС; 
- гомологи СН4 розкладаються повністю;  
- співвідношення між вмістом СО2 та СО у вихідному газі відповідає стану 
рівноваги реакції при 780 ºС.      
Для конверсії СН4 застосовується каталізатор С-ІІ-9 (СІС, США). Склад каталізатора, 
% (мас.): NiO – 18 – 22, Al2O3 – 75 – 80, СаО – 0,1, МgO – 1,5, Fe2O3 – менше 0,2, SiO2 – 
менше 0,1, TiO2 – менше 0,1. Розмір гранул, мм: зовнішній діаметр D = 16, внутрішній 
діаметр d = 6,35, висота H = 9,5. Пористість – 36,3 %(об.). Питома поверхня шару в трубі, 
м2/м3: 72мм – 339, 102 мм – 333. 
Визначаємо річну продуктивність по аміаку з врахуванням річного фонду робочого 
часу: 
G = G·Ф,  (5.1) 
де  G – добова продуктивність по аміаку, т/доб; 
      Ф – річний фонд робочого часу, дні. 
        G = 2040·330 = 673 200 т/рік або 673 200 000 кг/рік. 
Визначаємо годину продуктивність по аміаку за формулою: 
G
G   . (5.2) 
24 Ф
673200000 
G   85000  кг/год. 
24 330
Визначимо витрати природного газу на задану продуктивність по аміаку та склад і 
кількість сухих газів на вході в трубчасту піч.  
Хімічне рівняння отримання аміаку має вигляд: 
N2 + 3H2   2NH3 + Q, (5.3) 
Теоретичну кількість водню для отримання 1000 кг/год аміаку розраховуємо за 
формулою: 
1000 nH Mr
G  2 H2 ,  (5.4) 
H2 nNH Mr
3 NH3
де  nH – кількість молей водню; 
2
      n NH  – кількість молей аміаку; 
3
      MrH  – молярна маса водню, кг/кмоль; 
2
      MrNH  – молярна маса аміаку, кг/кмоль. 
3
 
1000 3 2
GH  176,47  кг/год. 
2 2 17
Розраховуємо теоретичні об’ємні витрати водню за формулою: 
GтH V
V  2 m
H ,  (5.5) 
2 nH2
де  V  – молярний об’єм газу, м3/кмоль. 
m
176,47 22,4
VH  1976,46,м3/год. 
2 2
Об’ємні витрати водню з врахуванням інертних газів знайдемо за формулою: 
x
 i VH
VH  VH  2 ,  (5.6) 
2 2 100
де  x  – вміст інертних газів, %(об.). 
i
0,005 1976,46
VH 1976,46  1976,56,  м3/год. 
2 100
Об’ємні витрати водню з врахуванням втрат з продувними газами: 
(100  x )
VH  VH  n ,  (5.7) 
2 2 100
де  x п  – втрати на стадіях (з продувними газами), %; 
(100 13)
VH 1976,56   2233,51 м3/год. 
2 100
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 [28, с. 36]. 
Звідси витрати природного газу на технологічний процес для отримання 1000 кг аміаку 
складають: 
VН 100
V 2 , (5.8) 
п.г. 
354,28
2233,51100
Vп.г.   630,44  м3/год.  
354,28
На задану продуктивність необхідно природного газу: 
G V
V п.г.
п.г.  , (5.9) 
1000
85000 630,44
V 
п.г.   53587.4  м3/год. 
1000
Для гідрування стійких органічних сірчистих сполук в Н2S, до 1 м3 природного газу 
додають 0,1 м3 азотноводневої суміші. До 18388,04 м3/год природного газу необхідно додати 
азотноводневої суміші: 
V
V  п.г. 0,1
авс , (5.10) 
1
53587.4 0,1
Vавс   5358.74     м3/год.  
1
Склад і кількість сухих газів на вході в трубчасту піч зводимо у таблицю 5.1. 
Розрахунки матеріального балансу ведемо за нормальних умов. 
Позначимо (в м3/год): V – об’ємні витрати сухого газу на виході; а – вміст СО2 у газі, 
що виходить з трубчастої печі; б – вміст СО у газі, що виходить з трубчастої печі;  в – вміст 
Н2 у газі, що виходить з трубчастої печі; г – кількість водяної пари, що вступила у реакцію з 
вуглеводнями; х – кількість природного газу, що спалюється у трубчастій печі. 
Таблиця 5.1 – Склад і кількість сухих газів на вході в трубчасту піч 
Природний газ Азотноводнева суміш Змішаний газ 
Компоненти 
м3/год % об. м3/год % об. м3/год % об. 
1 2 3 4 5 6 7 
CO2 14,71 0,08 - - 14,71 0,07 
CH4 17229,59 93,7 18,39 1,00 17247,98 85,27 
C2H6 588,42 3,2 - - 588,42 2,91 
C3H8 209,62 1,14 - - 209,62 1,04 
C4H10 58,84 0,32 - - 58,84 0,29 
C5H12 16,55 0,09 - - 16,55 0,08 
C6H14 3,68 0,02 - - 3,68 0,02 
H2 - - 1363,65 74,16 1363,65 6,74 
Ar - - 5,52 0,3 5,52 0,03 
N2 266,63 1,45 451,24 24,54 717,87 3,55 
Всього 53587.4 100 5358.74 100 20226,84 100 
Знайдемо суму С1 у вуглеводнях змішаного газу: 
ΣC1 = V(CH4) + 2·V(C2H6) + 3·V(C3H8) + 
+ 4·V(C4H10) + 5·V(C5H12) + 6·V(C6H14),   (5.11) 
де V(CH4), V(C2H6), V(C3H8), V(C4H10), V(C5H12), V(C6H14) – об’ємні витрати 
відповідно метану, етану, пропану, бутану, пентану, гексану в змішаному газі, 
м3/год. 
ΣC1 = 17247,98 + 2 · 588,42 + 3·209,62 + 
+ 4·58,84+ 5·16,55+ 6·3,68 = 19393,87 м3. 
Складаємо балансові рівняння за елементами у вологому газі на вході і на виході з 
трубчастої печі. 
Балансове рівняння за С має вигляд: 
V(CO2) + ΣC1 = а + б + y1 CH ·V, (5.12) 
4
де  V(CO2) – об’ємні витрати оксиду вуглецю (IV) в змішаному газі, м3/год; 
      y1 CH  – об’ємна частка метану в сухому газі на виході. 
4
14,71+ 19393,87 = а + б + 0,09·V; 
19408,58 = а + б + 0,09·V. (5.13) 
Знайдемо кількість водяної пари, що надходить в піч: 
V(H O)  k V , (5.14) 
2 п.г.
де  k – співвідношення пара : природний газ. 
V(Н2О) = 3,7·53587.4= 198 273.38 м3/год. 
Балансове рівняння за Н2 має вигляд: 
V(Н2) + 2·V(CH4) + 3·V(C2H6) + 4·V(C3H8) + 5·V(C4H10) + 
+6·V(C5H12) + 7·V(C6H14) + V(Н2О) = в + 2·y1 CH ·V + (V(Н2О) – г), (5.15)  
4
де  V(Н2) – об’ємні витрати водню в змішаному газі, м3/год. 
1363,65+ 2·17247,98+ 3·588,42+ 4·209,62+ 5·58,84+ 
+6·16,55+ 7·3,68+ 198 273.38 = в + 2·0,09·V + (198 273.38 – г); 
237155.99 = в+0,18∙V+(198 273.38 – г); 
г = в + 0,18·V – 38882,61. (5.16) 
Балансове рівняння за О2 має вигляд: 
V(CO2) + 0,5·V(Н2О) = а + 0,5·б + 0,5·(V(Н2О) – г); (5.17)  
14,71 + 0,5·198 273.38 = а + 0,5·б + 0,5·(198 273.38 – г); 
14,71 = а + 0,5·б – 0,5·г. (5.18)  
Об’єм сухого газу на виході буде дорівнювати: 
V = а + б + в + y1 CH ·V + V(Ar) + V(N2), (5.19) 
4
де  V(Ar) – об’ємні витрати аргону в змішаному газі, м3/год; 
      V(N2) – об’ємні витрати азоту в змішаному газі, м3/год. 
V = а + б + в + y1 CH ·V + 5,52 + 717,87; 
4
–723,39= а + б + в – 0,91·V. (5.20) 
Константа рівноваги реакції (4.1) при 780 ºС, виражена через концентрації реагуючих 
речовин, має наступний вигляд [28]: 
CO2  HK 2 
c  ,  (5.21) 
CO H2O
де CO2 , H2 , CO, H2O  – рівноважні концентрації відповідно оксиду вуглецю 
(IV), водню, оксиду вуглецю, водяної пари у вологому газі, кмоль/м3. 
Для реакції (4.1) Кр = КN = K , тоді константу рівноваги можна виразити через 
C
об’ємні витрати компонентів на виході з трубчастої печі [29]. 
a  в
K  1,1463,  (5.22) 
б  (V(H2O)  г)
Визначаємо в, віднімаючи рівняння (5.20) із рівняння (5.13): 
19408,58 = а + б + 0,09·V; 
  
          –723,39= а + б + в – 0,91·V; 
         ______________________________________________ 
в = V – 20131,97. (5.23)  
Підставляємо значення в у рівняння (5.16), отримаємо: 
г = V – 20131,97 + 0,18·V – 38882,61; 
г = 1,18·V – 59014,58. (5.24) 
Віднімаємо рівняння (5.18) із рівняння (5.13): 
 
   19408,58 = а + б + 0,09·V; 

14,71 = а + 0,5·б – 0,5·г; 
______________________________________________ 
0,5·б + 0,5·г + 0,09·V = 19393,87. (5.25) 
 
Підставляємо у рівняння (5.25) значення г із рівняння (5.24) і знайдемо значення б: 
0,5·б + 0,5·(1,18·V – 59014,58) + 0,09·V = 19393,87; 
б = 97802,22 – 1,36·V.  (5.26) 
Підставляємо у рівняння (5.20) значення б із рівняння (5.26) та в із рівняння (5.23) 
отримуємо: 
–723,39= а + 97802,22 – 1,36·V + V – 20131,97 – 0,91·V; 
а = 1,27·V – 78393,64. (5.27)   
Підставляємо у рівняння рівноваги реакції (5.22) значення а із рівняння (5.27), в із 
рівняння (5.23), б із рівняння (5.26) та г із рівняння (5.24), отримуємо: 
(1,27 V  78393,64)  (V  20131,97)
K  1,1463,   (5.28) 
(97802,22 1,36 V)  (68035,75 1,18 V  59014,58)
З формули (5.28) виводимо квадратичне рівняння: 
-0,56958·V2 + 226396,76·V - 12665481090 = 0, 
Розв’язуємо квадратне рівняння та отримуємо значення V = 67358.60 м3/год. 
Підставляємо знайдене значення V в рівняння (5.27), (5.26), (5.23), (5.24), визначаємо 
кількість всіх компонентів конвертованого газу: 
а = 1,27·67358.60 – 78393,64 = 7151,782 м3/год; 
б = 97802,22 – 1,36·67358.60 = 6194,52 м3/год; 
в = 67358.60 – 20131,97 = 47226,63 м3/год; 
г = 1,18·67358.60 – 59014,58 = 20468.57 м3/год. 
Правильність розв’язання рівняння перевіряємо підстановкою значень а, б, в та г у 
рівняння (5.22): 
7151,78 47226,63
K   0,306  
6194,52  (198273.38  20468,57)
Отримуємо К= 1,1463, що співпадає з табличним значенням константи рівноваги 
реакції при 780 ºС (К = 1,1463). 
Знайдемо масові витрати компонентів вологого газу на вході в піч за загальною 
формулою: 
Vi Mr
m  i
i ,  (5.29) 
Vm
де  Vi – об’ємні витрати відповідного компоненту, м3/год; 
      Мrі – молярна маса відповідного компоненту, кг/кмоль; 
Отримуємо: 
14,71
m(CO2 )   44  28,89 кг/год; 
22,4
17247,98
m(CH4 )  16 12319,99  кг/год; 
22,4
588,42
m(C2H6 )  30  788,06  кг/год; 
22,4
209,62
m(C3H8 )   44  411,75  кг/год; 
22,4
58,84
m(C4H10 )  58 152,35  кг/год; 
22,4
16,55
m(C5H12 )  72  53,20  кг/год; 
22,4
3,68
m(C6H14 )  86 14,13  кг/год; 
22,4
1363,65
m(H2 )   2 121,75  кг/год; 
22,4
5,52
m(Ar)   40  9,86  кг/год; 
22,4
717,87
m(N2 )   28 897,34  кг/год; 
22,4
68035,75
m(H2O)  18  54671,58  кг/год; 
22,4
Визначаємо об’ємні витрати водяної пари на виході з печі за формулою: 
V(Н2О) = V(Н2О) – г, (5.30) 
V(Н2О) = 198273.38  – 20468.57  = 177 804,8 м3/год. 
Знайдемо об’ємні витрати метану на виході з печі за формулою: 
V(СН4) = y CH · V, (5.31)  
4
V(СН4) = 0,09·67358.60 = 6062,27 м3/год. 
Знайдемо масові витрати компонентів вологого газу на виході з печі за формулою 
(5.29): 
47567,18
m(H2O)  18  38223,63  кг/год; 
22,4
6062,27
m(CH4)  16  4330,19  
22,4
7151,78
m(CO2)  44 14048,14  кг/год; 
22,4
6194,52
m(CO)  28  7743,15  кг/год; 
22,4
47226,63
m(H2)  2  4216,66  кг/год. 
22,4
Знайдемо об’ємне відношення пара : газ на виході з трубчастої печі: 
V(H2O)
k  ,  (5.32) 
V
177804,8 
k    2,63  . 
67358,60
Ступінь конверсії СН4 (за С1 у вуглеводнях змішаного газу): 
C V(CH )
x(CH )  1 4
4 100 , (5.33) 
C1
19393,87  6062,27
x(CH4 )  100  68,74%. 
19393,87
Матеріальний баланс трубчастої печі за вологим газом наведений у таблиці 5.2, а 
матеріальний баланс за сухим газом – у таблиці 5.3. 
Таблиця 5.2 – Матеріальний баланс трубчастої печі за вологим газом 
Надходження Витрати 
Найме- Найме-
нування   % % нування 
3 % 3 % 
кг/год м /год кг/год м /год 
вихідних   мас. об. отриман мас. об. 
речовин их 
речовин 
СО2 28,89   0,04 14,71 0,02 СО2 14048,14 20,22 7151,78 6,23 
СН4 12319,99   17,73 17247,98  19,54 СН4 4330,19 6,23   6062,27 5,27 
С2Н6 788,06   1,13 588,42 0,67 Н2 4216,66 6,07  47226,63 41,09 
С3Н8 411,75    0,59 209,62 0,24 СО 7743,15 11,15   6194,52 5,39 
С4Н10 152,35    0,22 58,84 0,07 N2 897,34 1,29 717,87 0,62 
С5Н12 53,20    0,08 16,55 0,02 Ar 9,86 0,01 5,52 0,01 
С6Н14 14,13    0,02 3,68   0,004 Н2O 38223,63 55,03   47567,18   41,39 
Н2 121,75    0,18 1363,65 1,54      
Ar 9,86     0,01 5,52 0,01      
N2 897,34    1,29  717,87 0,81      
Н2О 54671,58   78,71  68035,75   77,08      
Всього 69468,90   100 88262,59 100 Всього  69468,97 100  114925,77 100 
Таблиця 5.3 – Матеріальний баланс трубчастої печі за сухим газом 
Надходження Витрати 
Найме-
Найме-
нування 
нування   % % % % 
кг/год м3/год отриман кг/год м3/год 
вихідних   мас. об. мас. об. 
их 
речовин 
речовин 
СО2 28,89 0,19 14,71 0,07 СО2 14048,14 44,96 7151,78 10,61 
СН4 12319,99 83,26 17247,98 85,27 СН4 4330,19 13,86   6062,27 9,00 
С2Н6 788,06 5,33 588,42 2,91 Н2 4216,66 13,50  47226,63 70,11 
С3Н8 411,75 2,78 209,62 1,04 СО 7743,15 24,78   6194,52 9,20 
С4Н10 152,35 1,03 58,84 0,29 N2 897,34 2,87 717,87 1,07 
С5Н12 53,20 0,36 16,55 0,08 Ar 9,86 0,03 5,52 0,01 
С6Н14 14,13 0,10 3,68 0,02      
Н2 121,75 0,82 1363,65 6,74      
Ar 9,86 0,07 5,52 0,03      
N2 897,34 6,06  717,87 3,55      
Всього 14797,32   100 20226,84 100 Всього 31245,34 100  67358,59 100 
6. РОЗРАХУНОК ОСНОВНОГО АПАРАТУ 
 
Проведемо розрахунок технологічних та конструкційних параметрів терасної 
двохярусної трубчастої печі. 
Знайдемо кількість тепла, яка передається через стінки реакційних труб, на основі 
теплового балансу трубчастої печі (таблиця 5.7) за формулою: 
Q = Q4 + Q3 – Q1; (6.1) 
Q = 39044,11 + 29293,70 – 22218,47 = 46119,34 кВт або 46119340 Вт. 
Приймаємо температуру стінок реакційних труб 950 ºС, а теплове напруження в 
розрахунку на внутрішню поверхню труб 8,723·104 Вт/м2 [28, с 64]. 
Тоді необхідна внутрішня поверхня нагріву реакційних труб становить:  
Q
S   , (6.2) 
q
де  q – теплове напруження внутрішньої поверхні труб, Вт/м2. 
46119340
S   528,71 м2. 
8,723·104
Приймаємо реакційні труби з внутрішнім діаметром 102 мм та довжиною частини, що 
обігрівається і завантажена каталізатором 11,633 м [8, c. 90].  
Тоді необхідна кількість труб: 
S
n   , (6.3) 
3,14 dвн.  l
де  dвн – внутрішній діаметр реакційної труби, м; 
      l – довжина частини реакційної труби, що обігрівається, м. 
528,71
n  142  шт.  
3,14 0,102 11,633
Матеріал реакційних труб – жароміцна високолегована сталь типу Х25Н20С2. Для 
труб, що експлуатуються при температурі до 900 ºС та тиску (30 – 32)·105 Па строк служби 
становить від 7 до 10 років [10, c. 62]. Приймаємо трубчасту піч, що складається з двох 
топкових камер та блоку теплообмінної апаратури. В кожній топковій камері встановлено 
142/2 = 71 труба. 
Загальний об’єм нікелевого каталізатора в трубах становить: 
Vkat  0,785 d2
вн.  l n  ;  (6.4) 
Vkat = 0,785·0,1022·11,633·142 = 13,49 м3. 
Об’єм каталізатора в одній реакційній трубі: 
V
V1  kat  ; (6.5) 
kat
n
13,49
V1   0,095  м3. 
kat
142
Об’ємна швидкість в розрахунку на природний газ при 0 ºС та 101,32·103 Па складає: 
V
w  п.г.  ;  (6.6) 
Vkat
18388,04
w  1363,09  год-1 
13,49
Середня робоча температура природного газу: 
t
t  1  t2  ,  (6.7) 
ср.
2
де  t1 – температура паро-газової суміші на вході у реакційні труби, ºС; 
      t2 – температура паро-газової суміші на виході з реакційних труб, ºС. 
526  780
tср.   653  ºC або Тср = 926,15 К. 
2
Визначаємо витрати природного газу при середній робочій температурі 926,15 К та 
робочому тиску 34·105 Па за формулою: 
P T
Vп.г.  0
pv Vп.г.   ,  (6.8) 
P T0
де  Р0,  – нормальні тиск, Па; 
      Т0 – нормальна температура, К; 
      Р – робочий тиск процесу конверсії природного газу, Па 
п.г. 9,81104 926,15
Vpv 18388,04  1798,89  м3/год. 
34 105 273,15
Розраховуємо витрати природного газу в одній реакційній трубі  
Vп.г.
п.г. pv
V1pv   ; (6.9) 
n
V1п.г. 1798,89
pv  12,67  м3/год. 
142
Знайдемо фіктивний час контакту природного газу з каталізатором в одній реакційній 
трубі: 
V1
t  kat 3600
 ; (6.10) 
ф
V1п.т.
pv
0,095 3600
tф   26,99  с. 
12,67
Знайдемо істинний час контакту природного газу з каталізатором 
tф
t i   ,  (6.11) 
e
де  e – порізність шару каталізатора, м3/м3. 
Приймаємо для каталізатора С-ІІ-9: e = 0,53 м3/м3 [8, табл. ІІ,7, с. 70]. 
26,99
t i   50,92  с. 
0,53
Гідравлічний опір шару каталізатора знайдемо за формулою:  
x  l S 2
пит. п.г. wф
P   (6.12) 
8 e3
де  x – коефіцієнт опору; 
               Sпит. – питома зовнішня поверхня шару каталізатора, м2/м3; 
 ρп.г. – густина природного газу при середній робочій температурі та  робочому 
тиску, кг/м3; 
 wф – фіктивна швидкість природного газу, м/с. 
Для знаходження ξ розраховуємо критерій Рейнольдса за формулою: 
4 wф п.г.
Re ,  (6.13) 
Sпит. п.г.
де  μп.г.– динамічний коефіцієнт в’язкості природного газу, Па·с; 
Sпит – питома поверхня каталізатора,  м2/м3
. . 
Приймаємо для каталізатора С-ІІ-9: S 2 3
пит. = 333 м /м  [8, табл. ІІ,7, с. 70]. 
Знайдемо фіктивну швидкість природного газу за формулою: 
V1п.г.
pv
wф   , (6.14) 
3600 F
де  F – площа перетину реакційної труби, м2. 
F  0,785 d2
вн.  ; (6.15) 
F  0,785 0,1022 8,1671103
 м2 ; 
12,67
wф   0,431  м/с. 
3600 8,1671 103
Густину природного газу при середній робочій температурі 926,15 К та робочому 
тиску 34·105 Па знайдемо за формулою: 
CO2 CO2 CH4 CH4 C2H6 C2H6 C3H8 C H
 3 8
п.г.  п.г.  yп.г. п.г.  yп.г. п.г.  yп.г. п.г.  yп.г.   
C4H10 C4H10 C5H12 C5H12 C6H C H N N
п.г.  yп.г.   y  14  y 6 14 2 2
п.г. п.г. п.г. п.г. п.г.  yп.г.  (6.16) 
CO CH C H C H C H C H C H N
де  2
п.г.   4 2 6 3 8 4 10 5 12 6 14 2
п.г. , п.г. , п.г. , п.г. , п.г. , п.г. , п.г.  – густина відповідно  оксиду 
вуглецю (ІV), метану, етану, пропану, бутану, пентану, гексану, азоту за робочих 
умов, кг/м3; 
CO2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C H N
     yп.г. , yп.г. , yп.г. , yп.г. , yп.г. , y 5 12 , y 2
п.г. п.г.   – відповідно  оксиду вуглецю (ІV), 
метану, етану, пропану, бутану, пентану, гексану, азоту. 
Знайдемо густину кожного компоненту природного газу при середній робочій 
температурі 926,15 К та робочому тиску 34·105 Па за формулою: 
T P Mr 0i T P
i 0i 0 п.г. 0  ,  (6.17) 
п.г.  п.г.   
Tср. P0 V 0i
mп.г. Tср. P0
де   0i
п.г.– густина відповідного компоненту за нормальних умов, кг/м3; 
Mr 0i
п.г.– молярна маса відповідного компоненту, г/моль; 
V 0i
mп.г. – молярний об’єм відповідного компоненту за нормальних умов, м3/моль. 
5
CO 44,01 273,15 34 10
 2  кг/м3; 
п.г.   19,44
22,414 926,15 1,013 105
5
CH 16,04 273,15 34 10
 4    7,08  кг/м3; 
п.г.
22,414 926,15 1,013 105
30,07 273,15 34 105
C H
 2 6   13,28  кг/м3; 
п.г.
22,414 926,15 1,013 105
C H 44,1 273,15 34 105
 3 8   19,61 кг/м3; 
п.г.
22,414 926,15 1,013 105
C 58,12 273,15 34 105
 4H10  кг/м3; 
п.г.    25,66
22,414 926,15 1,013 105
C H 72,15 273,15 34 105
 5 12    31,86  кг/м3; 
п.г.
22,414 926,15 1,013 105
C H 86,18 273,15 34 105
 6 14  кг/м3; 
п.г.    38,06
22,414 926,15 1,013 105
N 28,014 273,15 34 105
 2   12,37  кг/м3. 
п.г.
22,414 926,15 1,013 105
ρп.г = 19,44·8·10-4 + 7,08·0,937 + 13,28·0,032 + 19,61·0,0114 +  
+ 25,66·3,2·10-3 + 31,86·9·10-4 + 38,06·2·10-4 + 12,37·0,0145 = 7,588 кг/м3. 
Визначаємо динамічний коефіцієнт в’язкості природного газу при середній робочій 
температурі 926,15 К та робочому тиску 34·105 Па за формулою: 
CO2 CH4 C
y Mr y Mr y 2H5 C3H8
Mrп.г. п.г. CO2 п.г. CH4 п.г. MrC H yп.г. MrC H
   2 5  3 8   
CO2 CH
   4 C H C H
п.г. п.г. п.г.  2 6  3 8
п.г. п.г.
C4O10 C5Hy Mr y 12 C6H14
п.г. C O п.г. MrC H yп.г. Mr N2
4 10 C H yп.г. MrN
 5 12  6 14  2 ,  (6.18) 
C O C H
 4 10  5 12 C6H14 N2
п.г. п.г. п.г. п.г.
CO CH C H C H C H C H C H N
де  2 4 2 6 3 8
п.г. , п.г. , п.г. , п.г. ,  4 10 ,  5 12 6 14 2
п.г. п.г. , п.г. , п.г.  – динамічний  коефіцієнт 
в’язкості відповідно оксиду вуглецю (ІV), метану, етану, пропану, бутану, 
пентану, гексану, азоту за робочих умов, Па·с. 
      Mr – молярна маса природного газу, кг/кмоль.         
п.г.
CO CH
Приймаємо:  2
п.г. = 0,046·10-3 Па·с [10, рис.VI, с. 557];  4
п.г. = 0,03·10-3 Па·с [10, 
C H N
рис.VI, с. 557];  2 6
п.г. = 0,027·10-3 Па·с [10, рис.VI, с. 557];  2 -3 
п.г. = 0,042·10 Па·с [10, рис.VI, с. 
557]. 
Для інших компонентів природного газу динамічний коефіцієнт в’язкості знайдемо за 
формулою: 
3 2
i 0i 273C  T 
 i ср.
п.г.  п.г.     , (6.19) 
Tср. Ci  273 
0i
де  п.г.  – динамічний коефіцієнт в’язкості відповідного компоненту при 0 ºС, Па·с; 
        Сі – стала Сатерленда для відповідного компоненту. 
0C H
Приймаємо:  3 8
п.г. = 7,95·10-6 Па·с [10, табл. V, с. 513], CC H = 278 [10, табл. V, с. 
3 8
0C H
513] (при 291 К);  4 10 = 8,1·10-6
п.г.  Па·с [24, табл. V, с. 513], CC H  = 377 [10, табл. V, с. 513], 
4 10
0C5H12 -6 0C H
 = 6,2·10  Па·с [31, с. 1003]; C = 383 [31, с. 1003],  6 14 = 5,9·10-6
п.г. C H п.г.  Па·с [10 табл. 
5 12
V, с. 513]; CC H = 436,1 [10, табл. V, с. 513]. 
6 14
3 2
C 273 278 926,15 
 3H8
п.г.  7,95 106      2,2731 105
 Па·с; 
926,15 278  273 
3 2
C H 6 273 377 926,15 
 4 10
п.г.  8,110      2,5245 105
Па·с; 
926,15 377  377 
3 2
C5H
273 383 926,15 
 12
п.г.  6,2 106     1,9413 105
 Па·с; 
926,15 383  383 
3 2
C H 6 273  436,1  926,15 
 6 14  5,9 10     1,9190 105
 Па·с. 
п.г.
926,15  436,1  436,1 
Розраховуємо молекулярну масу природного газу за формулою: 
Mrп.г.  ei i
l  yп.г. Mri  ,  (6.20) 
i
де  yп.г. – об’ємна частка відповідного компоненту;      
      Мrі – молярна маса відповідного компоненту, кг/кмоль. 
Мrп.г = 8·10-4·44 + 0,937·16 + 0,032·30 + 0,0114·44 + 3,2·10-3·58 +  
+ 9·10-4·72 + 2·10-4·86 + 0,0145·28 = 17,16 кг/кмоль; 
тоді: 
17,6 8 104 44 0,937 16 0,032 30 0,0114 44
      
 0,046 103 0,03 103 3 5
п.г. 0,27 10 2,2731 10
3,2 103 58 9 104 72 2 104 86 0,0145 28
    547373,77,  
2,5245 105 1,9413 105 1,9190 105 0,042 103
μ -5
п.г. = 3,135∙10  Па·с. 
Знайдемо критерій Рейнольдса за формулою (6.13): 
4 0,4317,588
Re  1253,09  
333 3,135 10-5
При Re > 50 коефіцієнт опору можна знайти за формулою: 
11,6
x  ; (6.21) 
Re0,25
11,6
x  1,95  
1253,090,25
Гідравлічний опір шару каталізатора дорівнює: 
1,95 11,633 333 7,588 0,4312
P   8939,95  Па. 
8 0,533
Визначаємо товщину стінки реакційної труби. 
Розрахункова температура труби – t/ = 950 ºC (найбільша температура стінки). 
Розрахунковий тиск Р = 3,4 МПа. Допустима напруга для сталі Х25Н20С2 – [σ]950 = 17,95 
МПа. [11, с 64]. Приймаємо зварювання стикове з двобічним суцільним проваром 
напівавтоматичне. При цьому коефіцієнт міцності зварного шва – φ = 1 [33, с. 37]. 
Приймаємо додачу на корозію при швидкості корозії 0,1 – 0,2 мм/рік, враховуючи двобічний 
контакт стінки з корозійним середовищем, с = 2·2 = 4 мм [33, с. 37]. 
Товщину стінки реакційної труби знайдемо за формулою: 
P d
s  н  с  ;  (6.22) 
2 950  P
3,4 102
 s   4 14,67  мм. 
2 17,95 13,4
Приймаємо стандартну товщину стінки 16 мм. 
Допустимий внутрішній надлишковий тиск визначаємо за формулою: 
2 
P 250    (s  c)
 (6.23) 
dвн.  (s  c)
2 17,95 1 (16  4)
P  3,78  МПа, 
102  (16  4)
що допустимо, оскільки Р < [P]. 
Розраховуємо внутрішній діаметр колектора входу паро-газової суміші за формулою: 
4 Vп.г.с.
pv
d1  ,  (6.24) 
3,14 wвх. 3600
Vп.г.с.
де  pv  – об’ємні витрати вологого газу у колекторі входу паро-газової суміші за 
робочих умов, м3/год;  
        wвх. – швидкість вологого газу у колекторі входу паро-газової суміші, м/с. 
Приймаємо: wвх. = 17 м/с [34, c. 16]. 
п.г.с. п.г.с. P0 TV 1
pv  V   , (6.25) 
P T0
де  Vп.г.с. – об’ємні витрати вологого газу у колекторі входу паро-газової суміші за 
робочих умов, м3/год. 
п.г.с. 9,81104 799,15
Vpv  88262,59   7450,65  м3/год. 
34 105 273,15
4 7450,65
d1   0,394  м. 
3,14 17 3600
Приймаємо стандартний внутрішній діаметр колектора входу паро-газової суміші 
0,404 м, товщина стінки 0,011 м [34, с 17] 
Знайдемо внутрішній діаметр колектора виходу паро-газової суміші за формулою: 
4 Vп.г.с.
pv
d2   ,  (6.26) 
3,14 w вх. 3600
де  V
п.г.с.
pv  – об’ємні витрати вологого газу у колекторі виходу паро-газової суміші за 
робочих умов, м3/год; 
        wвих. – швидкість вологого газу на виході з колектора, м/с. 
Приймаємо: wвих. = 17 м/с [34, c. 16]. 
Vп.г.с.  Vп.г.с. P
 0 T2
pv  ,  (6.27) 
P1 T0
де  Т2 – температура вологого газу на виході з реакційних труб, К 
        Р1 – тиск вологого газу на виході з реакційних труб, Па. 
4
Vп.г.с. 9,8110 1053,15
pv 114925,77  14989,17  м3/год. 
29 105 273,15
4 14989,17
d2   0,559  м. 
3,14 17 3600
Приймаємо внутрішній діаметр колектора виходу паро-газової суміші 0,600 м, 
товщина стінки 0,011 м. 
 
7. АВТОМАТИЗАЦІЯ І КОНТРОЛЬ ТЕХНОЛОГІЧНОГО РЕЖИМУ 
ВИРОБНИЦТВА 
 
7.1 Вибір та обґрунтування системи приладів і засобів автоматизації 
 
Система приладів і засобів автоматизації технологічного процесу обирається з 
врахуванням складності об’єкту автоматизації, пожежо- та вибухонебезпеки об’єкту, 
агресивності та токсичності навколишнього середовища та ін. В залежності від виду енергії, яка 
використовується, дистанційні системи підрозділяються на пневматичні, електричні та 
гідравлічні. 
В пневматичних системах використовується енергія стисненого повітря. 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. 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; на відміну 
від пневматичних, електричні системи володіють низькою інерційністю в передачі сигналу; 
легко реалізувати зв'язок електричних систем із ПЕОМ. Недоліком електричних засобів є 
додаткові витрати на пожежобезпечне виконання цих засобів автоматизації. 
Для автоматизації стадії первинного реформінгу використовується комбінована – 
пневмоелектрична система приладів та засобів автоматизації.  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. Також, у пожежо- та 
вибухонебезпечному середовищі більш безпечним та економічно вигідним рішенням є 
використання пневмоавтоматики.  Через деяку обмеженість пневматичних засобів, для 
вимірювання концентрацій газів та високих температур у даній технологічній схемі 
використовуються електричні датчики. 
7.2 Визначення об’єму автоматизації 
Об’єм автоматизації стадії первинного реформінгу наведений у таблиці 8.1. 
Таблиця 7.1 – Визначення об’єму автоматизації стадії первинного реформінгу 
Параметр, що  Можливий 
Місце Вимоги до 
Технологічний вимірюють діапазон 
відбору схеми Примітки 
об’єкт або       зміни 
імпульсу автоматизації 
регулюють параметру 
перед 
54932 –   надходженням вимірювання 
трубопровід витрати 
57432 у змішувач регулювання мінімум 
водяної пари водяної пари 
кг/год природного газу сигналізація 
з парою 
після 
трубопровід тиск паро- вторинного  вимірювання 
3,32 – 3,4 регулювання 
паро-газової газової підігрівача регулювання 
МПа  клапаном 
суміші суміші паро-газової  
суміші  
загальний тиск            перед вимірювання 
20 – 400 регулювання 
трубопровід паливного пальниками регулювання 
кПа клапаном 
паливного газу  газу трубчастої печі  
перед 
трубопровід тиск            вимірювання 
20 – 400 пальниками 
 паливного газу паливного регулювання мінімум 
кПа лівої шахти 
лівої шахти газу сигналізація 
трубчастої печі 
перед 
трубопровід тиск            вимірювання 
20 – 400 пальниками 
 паливного газу паливного регулювання мінімум 
кПа правої шахти 
правої шахти газу сигналізація 
трубчастої печі 
Прожовження табл. 7.1 
Параметр, що  Можливий 
Місце Вимоги до 
Технологічний вимірюють діапазон 
відбору схеми Примітки 
об’єкт або       зміни 
імпульсу автоматизації 
регулюють параметру 
перед 
витрати 14282 – надходженням покази,  
трубопровід 
природ- 14932 у змішувач вимірювання реєстрація на 
природного газу 
ного газу кг/год природного щиті в ЦПУ 
газу з парою   
трубопровід температура перед багато- 
270 – 276 
паро-газової парогазової первинним         в  имірювання шкальний 
ºС   
суміші суміші підігрівачем прилад 
трубопровід температура після багато- 
519 – 526 
паро-газової парогазової вторинного         в  имірювання шкальний 
ºС   
суміші суміші підігрівача прилад 
після лівої 
трубопровід температура багато- 
700 – 780 шахти 
паро-газової парогазової вимірювання шкальний 
ºС  трубчастої 
суміші суміші прилад 
печі 
після правої 
трубопровід температура багато- 
700 – 780 шахти 
паро-газової парогазової вимірювання шкальний 
ºС  трубчастої 
суміші суміші прилад 
печі 
сигналізація 
тиск на виході при 
розрідженог мінус 50 – димових  газів підвищенні 
ліва шахта вимірювання 
о мінус 20 з лівої тиску 
трубчастої печі  сигналізація 
димового Па  радіаційної             розрідженого 
газу камери печі газу (до   
мінус 10) 
Прожовження табл. 7.1 
Параметр, 
Можливий 
що  Місце Вимоги до 
Технологічний діапазон 
вимірюють відбору схеми Примітки 
об’єкт зміни 
або       імпульсу автоматизації 
параметру 
регулюють 
сигналізація 
тиск на виході при 
розрідженог мінус 50 – димових  газів підвищенні 
права шахта вимірювання 
о мінус 20 з            правої          тиску 
трубчастої печі  сигналізація 
димового Па  радіаційної             розрідженого 
газу камери  газу (до   
мінус 10) 
на виході 
температура              димових газів 
ліва шахта 1057 – вимірювання 
димових           з лівої максимум 
трубчастої печі 1067 ºС    сигналізація 
газів радіаційної 
камери 
на виході 
права шахта температура              димових             
1057 – вимірювання 
трубчастої димових           газів з правої максимум 
1067 ºС сигналізація 
печі газів радіаційної 
камери 
конвекційна температура              димові гази в 
798 – 807 вимірювання 
камера димових           зоні пучка                                       максимум 
ºС   сигналізація 
трубчастої печі газів пароутворення  
димові гази на           
температура               багато- 
204 – 210 всмоктуванні 
трубчаста піч димових           вимірювання шкальний 
ºС     лівого 
газів  прилад 
димососу 
димові гази на           
температура               багато- 
204 – 210 всмоктуванні 
трубчаста піч димових           вимірювання шкальний 
ºС     правого        
газів  прилад 
димососу 
тиск 
димові гази на           
розрідженог мінус 400 покази,  
всмоктуванні 
трубчаста піч о –  мінус вимірювання реєстрація на 
лівого 
димового 150 Па    щиті в ЦПУ 
димососу 
газу 
Прожовження табл. 7.1 
Параметр, 
Можливий 
що  Місце Вимоги до 
Технологічний діапазон 
вимірюють відбору схеми Примітки 
об’єкт зміни 
або       імпульсу автоматизації 
параметру 
регулюють 
тиск 
димові гази на           
розрідженог мінус 400 покази,  
всмоктуванні 
трубчаста піч о –  мінус вимірювання реєстрація на 
правого 
димового 150 Па    щиті в ЦПУ 
димососу 
газу 
після лівої 
трубопровід концентраці не більше 
шахти вимірювання 
паро-газової я          ніж 12 % максимум 
трубчастої сигналізація 
суміші метану (об.) 
печі 
після правої 
трубопровід концентраці не більше 
шахти вимірювання 
паро-газової я          ніж 12 % максимум 
трубчастої сигналізація 
суміші метану (об.) 
печі 
димові гази на 
не більше  покази,  
концентраці всмоктуванні 
трубчаста піч ніж вимірювання реєстрація на 
я кисню правого 
5 % (об.)  щиті в ЦПУ 
димососу 
 
У дипломному проекті розроблена функціональна схема автоматизації 
стадії первинного реформінгу процеса цеху синтезу аміаку. Для підтримки 
оптимального режиму, обумовленого технологічним регламентом установки, 
необхідно разом з безперервним контролем виробництва здійснювати 
регулювання найважливіших технологічних параметрів, що визначають хід 
процесу. Для хімічних виробництв, що в більшості випадків є пожежо - і 
вибухонебезпечними, перевагу має система пневматичних приладів 
автоматики. 
Управління технологічними процесами на базі пневматичних засобів 
автоматизації дає можливість оперативного впливу на роботу об'єктів і 
передачу інформаційних та управляючих сигналів на відстань. 
Пневматичні засоби автоматизації характеризуються великими 
функціональними можливостями, безпекою і високою надійністю в 
експлуатації. За допомогою цих засобів можна побудувати всю систему 
автоматизації технологічного процесу, а також реалізувати алгоритм 
управління практично будь-якої складності. 
Контрольно-вимірювальні прилади встановлюють безпосередньо у 
технологічних апаратів (місцевий контроль) і на центральному щиті оператора 
(дистанційний контроль).  
Розроблена в дипломному проекті функціональна схема автоматизації 
стадії первинного реформінгу конверсії природного газу передбачає 
автоматичний дистанційний контроль  параметрів: 
- регулювання температури після підігрівача природного газа; 
- регулювання температури перед подачею в реакційні труби печі; 
- регулювання температури в реакційних трубах; 
- регулювання тиску в реакційних трубах; 
На підставі аналізу технологічної схеми, норм технологічного режиму та 
апаратурного оформлення визначається необхідний об'єм автоматизації 
виробництва, який занесений в таблицю 11.1. 
Таблиця 11.1 – Об’єм автоматизації виробництва 
      
Технологічний Параметри, Можливий Місце Вимоги до Примітка 
об’єкт  що діапазон відбору схеми 
вимірюють зміни імпульсу автоматизації 
та параметру (вимірювання, 
регулюють регулювання, 
сигналізація, 
регістрація, 
блокування) 
1 2 3 4 5 6 
Трубопровід температура 1 – 1,5 трубопровід вимірювання  
регістрація 
Трубопровід температура 1 – 1,5 трубопровід вимірювання  
регістрація 
Трубопровід температура 1 – 1,5 трубопровід вимірювання  
регулювання 
сигналізація 
Трубопровід тиск 1 – 1,5 трубопровід вимірювання  
регулювання 
регістрація 
сигналізація 
блокування 
Трубопровід тиск 1 – 1,5 трубопровід регістрація  
Трубопровід тиск 1 – 1,5 трубопровід вимірювання  
регістрація 
Піч тиск 1 – 1,5 реакційні вимірювання  
труби регістрація 
Піч тиск 1 – 1,5 реакційні вимірювання  
труби  
 
7.2 Короткий опис роботи розроблених схем контролю і регулювання 
  
7.2 Вимірювання температури  
Для вимірювання температури використовую вимірювальний 
перетворювач температури 13ДТ73. Цей сигнал перетворюється в 
пневматичний сигнал 0.02-0.1 МПа за допомогою електропневматичного 
перетворювача ЗПП. Пневматичний сигнал 0.02-0.1 МПа поступає на 
вторинний прилад ПКП., який вимірює величину температури. 
 
7.3Вимірювання температури  
Для вимірювання температури використовую вимірювальний 
перетворювач температури 13ДТ73. Цей сигнал перетворюється в 
пневматичний сигнал 0.02-0.1 МПа за допомогою електропневматичного 
перетворювача ЗПП. Пневматичний сигнал 0.02-0.1 МПа поступає на 
вторинний прилад ПКП., який вимірює величину температури.Для контролю 
температури в якості первинного датчику вибрано перетворювач 
температури 13ДТ73. Цей сигнал перетворюється в пневматичний сигнал 
0.02-0.1 МПа за допомогою електропневматичний перетворювач ЭПП. 
Пневматичний сигнал 0,02-0.1 МПа поступає на вторинний прилад ПКП.1Э, 
який вимірює величину температури і сигналізує заданий діапазон її 
значення. Також сигнал надходить на пропорційно-інтегральний регулятор 
ПР3.32М1 з задатчиком з лінійними статичними характеристиками, 
призначений для отримання безперервного регулюючого впливу на 
виконавчий механізм з метою підтримки заданої величини регульованого 
параметра. Регулювання заданого параметру відбувається за допомогою 
регулюючого клапана з пневмоприводом 25ч30нж. Верхній та нижній 
рівень температури сигналізується за допомогою світлової сигналізації. 
 
7.4 Контроль та регулювання тиску газу в трубопроводі 
У трубопроводі подачі газу стоїть датчик 13ДИ30К, що видає 
пневматичний сигнал пропорційний значенню тиска. Далі цей сигнал 
подається на вторинний прилад ПКП.1Э, що вимірює та сигналізує дану 
величину. Далі сигнал подається на регулятор ПР3.32М1, через який 
подається звуковий сигнал. 
 
7.5 Контроль та регулювання тиску газу в реакційних трубах 
В реакційних трубах подачі газу стоїть датчик 13ДИ30К, що видає 
пневматичний сигнал пропорційний значенню тиска. Далі цей сигнал 
подається на вторинний прилад ПКП.1Э, що вимірює та сигналізує дану 
величину.  
 
7.6 Контроль та регулювання тиску газу в реакційних трубах 
В реакційних трубах подачі газу стоїть датчик 13ДИ30К, що видає 
пневматичний сигнал пропорційний значенню тиска. Далі цей сигнал 
подається на вторинний прилад ПКП.1Э, що вимірює та сигналізує дану 
величину.  
 
 
8. АНАЛІТИЧНИЙ  КОНТРОЛЬ ВИРОБНИЦТВА 
 
Таблиця 8.1 –  Аналітичний контроль виробництва 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
1 Колектор природного Об’ємна  частка, %:  фактичне значення ГОСТ 23781-87 Хроматографічний 
  газу  на вході в метану  Метод розрахунку          м  е  т  о  д  
установку    (за  різницею) Значення допустимої 
етану, не більше ніж 4 ГОСТ 23781-87 збіжнос-ті складає: 
   - 0,005 % для 
пропану,    діапазону вимі-
не більше ніж 2 рювань від 0,01 % до 
  0,1 %;  
бутану, не більше  - 0,01 % для 
ніж 0,7 діапазону вимі-
  рювань від 0,1 %   до 
пентану,   1,0 %; 
не більше ніж 0,6 -0,02 % для діапазону 
  вимі-рювань  від 1,0 
азоту, не більше ніж 7 %   до 10 %; 
  -0,1 % для діапазону 
кисню, не більше ніж 1,0 вимі-рювань від 10 %    
  до 100 %. 
оксиду вуглецю (IV),   
не більше ніж 0,7 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 64 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 8.1 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
  Нижча теплота    
згорання,  
МДж/м3  
(ккал/м3),  31,8 
не менше ніж (7600) 
  
Масова   
концентрація  
сірководню,мг/м3,   20 
не більше ніж 
2 АВС перед Об’ємна частка  МВВ № А-М-264- Хроматографічний 
метод (метод 
компресором 7 водню, % 72-76 2006 розрахунку за 
    різницею) 
 
   Хроматографічний 
   метод. Діапазон 
Об’ємна частка  МВВ № А-М-264- вимірювань  
від 1 % до 30 % 
азоту, % 22-26 2006  
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 65 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 8.1 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
3 Природний газ після Об'ємна частка 11 МВВ № А-М-368- Хроматографічний 
підігрівача 6  водню, %,  2008 метод 
 не більше ніж  Діапазон вимірювань  
 від 5∙10-3 % до 20 % 
Границі сумарної 
відносної похибки  
10 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 5∙10-3 % до 5 % 
4 Колектор природного Масова концентрація 40 МВВ № Л-М- 207- Фотоколориметричн
газу  після реакторів сірководню, мг/м3,    2007 ий метод. Діапазон 
гідрування сіркових не більше ніж  вимірювань   
сполук поз. 8,9, від  0,01 мг/м3 до 80 
 мг/м3 
Границі сумарної 
відносної похибки  
6 %  
для діапазону  
вимірювань 
від  0,5 мг/м3 до 2 
мг/м3 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 66 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 8.1 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
 5 Колектор природного Масова    0,5  0,03 МВВ № Л-М- 207- Фотоколориметричн
газу після адсорберів концентрація 2007 ий метод 
Діапазон вимірювань   
сірчаних сполук 10, сірководню, мг/м3, від  0,01 мг/м3 до 80 
11 не більше ніж мг/м3 
Границі сумарної 
відносної похибки 
 6 %  
для діапазону  
вимірювань  
від  0,5 мг/м3 до 2 
мг/м3 
6 Трубопровід після Об’ємна частка 12  1,1 МВВ № А-М-264- Хроматографічний 
реакційних труб метану, %, 2006 метод 
 Діапазон вимірювань  
трубчастої печі 3 не більше  ніж від 0,25 % до 20 % 
Границі сумарної 
відносної похибки 
± 8 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 0,25 % до 1,5 %; 
± 9 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 1,5 % до 20 % 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 67 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 8.1 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
7 Трубопровід після Об’ємна частка,  %: 54 - 60 МВВ № А-М-264- Хроматографічний  
шахтного конвертора водню   2006 метод 
Діапазон 
22    вимірювань:       
оксиду вуглецю  (ІІ)  оксиду вуглецю (ІІ) 
                -  від  0,25 % 
азоту 10 – 14 до 20 %; 
   азоту  -  від  1 %      
  до 30 %; 
метану,      метану-  від  0,25 % 
не більше ніж 20 – 25 до 20 % 
  Границі сумарної 
відносної похибки 
 оксиду вуглецю (ІІ) :  
0,4  0,03   9 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 1,5 % до 20 %; 
азоту :  
  8 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 5 % до 30 %; 
метану :  
  8 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 0,25 % до 1,5 % 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 68 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 8.1 
№ Найменування Параметр контролю, Норми Назва норматив−  
пор стадії, процесу, місце одиниці вимірю− технологічного но−технічної  
. заміру, параметру, вання режиму і документатації ї і Методи 
або місця відбору допустимі документації за якою контролю 
проби відхилення проводити контроль 
фактичне значення 
8 Трубопровід  на Об’ємна частка 4,0  0,36 МВВ № А-М-264- Хроматографічний  
виході із реактору оксиду вуглецю (ІІ), 2006 метод  
Діапазон вимірювань   
СТК ооксиду %,  від  0,25 % до 20 % 
вуглецю 30  не більше ніж Границі сумарної 
відносної похибки   
 9,5 % 
для діапазону 
вимірювань 
від 0,25 % до 1,5 %; 
 9 % 
для діапазону 
вимірювань 
від 1,5 % до 20 % 
9 Трубопровід  на Об’ємна частка 0,5 0,05 МВВ №  А-М-264- Хроматографічний 
виході із реактору оксиду вуглецю (ІІ), 2006 метод 
НТК ооксиду %,   Діапазон вимірювань  
вуглецю 31 не більше ніж від  0,25 % до 20 % 
Границі сумарної 
відносної похибки  
9,5 %  
для діапазону 
вимірювань 
від 0,25 % до 1,5 % 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 69 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
9. ЕКОЛОГІЧНА БЕЗПЕКА ВИРОБНИЦТВА 
Вплив на навколишнє середовище агрегату аміаку пов’язаний з наявністю 
шкідливих речовин у викидах в атмосферу, стоках, твердих відходах та 
високою температурою димових газів.  
У виробництві аміаку є постійні та періодичні викиди шкідливих речовин 
в атмосферу. 
Постійні викиди в атмосферу, обумовлені веденням нормального 
технологічного режиму, склад яких періодично контролюється: 
- продукти горіння з витяжної труби печі первинного риформінгу поз. 
101-В; 
- продукти горіння з витяжної труби підігрівача природного газу поз. 103-
В; 
- продукти горіння з витяжної труби пускового котла поз. 106-U; 
- продукти горіння з чергових пальників факельної установки 102-U; 
- продукти горіння з чергових пальників факельної установки 1001-U; 
- продукти горіння з чергових пальників факельної установки поз. 1; 
- сполуки хлору, вуглецю тетрахлорид, пари кислоти сірчаної з витяжних 
шаф лабораторії в корп. 700-Е; 
- сполуки хлору, вуглецю тетрахлорид, пари кислоти сірчаної з витяжних 
шаф лабораторії в корп. 702; 
- аміак і пари масла з аераційних ліхтарів корп. 700-В; 
- аміак з аераційних ліхтарів корп. 702. 
Періодичні викиди шкідливих речовин пов’язані з пуском, наладкою та 
зупинкою на ремонт агрегату аміаку та складу рідкого аміаку.  
Основними речовинами в газах, які постійно або періодично скидаються, 
є: 
- CO (оксид вуглецю ІІ), CH4 (метан), CO2 (оксид вуглецю IV),  NOx 
(оксиди азоту) утворюються при спалюванні палива в печі первинного 
риформінгу                  поз. 101-В, підігрівачі синтез газу поз. 102-B, підігрівачі 
природного газу поз. 103-В та пусковому котлі   поз. 106-U, на чергових 
пальниках газоочисних установок;  
- NH3 (аміак) - входить до складу відпарного газу після установки 
відпарювання технологічного конденсату.  
 У цеху за умов нормальної роботи агрегату утворюються промислові 
(постійні та періодичні), зливові та господарсько-побутові стоки.  
Постійні промислові стоки:  
- вода з ліній переливу гідрозатвору факельної установки поз. 102-U 
корпус 700-А; 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 70 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
- охолоджуюча оборотна вода після холодильників аналізних точок (S-41, 
42 позиція 101-F корпус 700-А). 
- конденсат, відділений у сепараторі поз. 152-F.  
Періодичні промислові стоки:  
- промивна вода з фільтрів поз. 101-L та поз. 117-F корпус 700-Б під час їх 
регенерації; 
- разові виливи та промивні води з апаратів відпарки технологічного 
конденсату поз. 151-F та очищення конвертованого газу від діоксину вуглецю 
поз. 113-F корп. 700-Б під час ремонту агрегату. 
Всі промислові стоки спрямовуються через контрольний колодязь 413 до 
проміжної насосної станції 720, звідки через каналізаційні колектори до 
насосної станції 4а цеху ВПіПК, і далі на очисні споруди цеху ОПСВ. 
Зливові стоки: 
- талі та дощові води, з корпусів: 700-A, 700-Б, 700-В, 700-Г, 700-Д, 700-
Ж, 701, 702; 
- знесолена вода на зрошування аміачного конденсатора 127-С, 
холодильника циркуляційного газу 180-С, міжступеневих холодильників 116-С 
та 128-С, корп. 700-Г та  конденсаторів парових турбін поз. 101-JC, 102-JC, 103-
JC, 104-JC, 105-JC, корп. 700-Д; 
- конденсат, що відокремився в  міжступеневих сепараторах компресора 
повітря поз 158-F, 159-F, 160-F корп. 700-Д; 
- частина оборотної води, що подається в систему охолодження дизель-
генератора, корп. 700-Ж.  
Всі зливові стоки прямують через контрольний колодязь 412 в зливову 
каналізацію товариства звідки надходять на насосну станцію 4а цеху ВПіПК, 
яка спрямовує їх на очисні споруди цеху ОПСВ. 
Господарчо-побутові стоки: 
- стоки з рукомийників, душових, санвузлів з корп. 701, 702, 703, 
надходять через загальний колектор господарсько-побутової каналізації 
товариства у насосну станцію 4а, цеху ВПіПК, яка спрямовує їх на очисні 
споруди цеху ОПСВ.     
Твердими відходами виробництва аміаку є: 
Відпрацьовані каталізатори різних марок зі стадій процесу, а також 
активоване вугілля і алюмогель.  
Крім того, у процесі виробництва аміаку в цеху утворюються такі 
промислові відходи: 
- шлам після чищення устаткування;  
- брухт чорних та кольорових металів;  
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 71 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
- склобій; 
- відходи деревини; 
- відпрацьовані люмінесцентні   лампи; 
- відходи матеріалу для обтирання; 
- відпрацьовані сальники; 
- відпрацьовані прокладки; 
- відходи забруднені нафтопродуктами (пісок); 
- вироби гумові  (рукавиці, шланги); 
- шини відпрацьовані; 
- відпрацьовані акумуляторні батареї (цілі); 
- відходи електро- та  пневмокабелів; 
- вироби пластмасові інші некондиційні; 
- відходи плівки; 
- макулатура; 
- відпрацьоване мастило. 
Поводження з промисловими відходами здійснюється відповідно до                    
КІ-НС-4.4/06-01 та природоохоронного законодавства. 
Промислові відходи у цеху тимчасово зберігаються на спеціально 
обладнаних майданчиках з твердим покриттям в окремій тарі з кришкою. На 
тарі нанесено напис з найменування та коду відходу, класу небезпеки відходу, 
назви цеху та вказано відповідальну особу.  
Відпрацьовані акумуляторні батареї, передаються в цех складського 
господарства, після чого реалізуються за договорами іншим суб’єктам 
господарської діяльності, які мають відповідну ліцензію. Відходи брухту 
чорних і кольорових металів, відходи електро- та пневмо кабелів , вироби 
пластмасові інші некондиційні, склобій та макулатура, відходи деревини, 
реалізуються іншим суб’єктам господарської діяльності, наявність ліцензії у 
них необов’язкова.  
Відпрацьоване мастило передається на станцію регенерації масла.  
Відходи матеріалу для обтирання та відходи забруднені нафтопродуктами 
(пісок), відпрацьовані люмінесцентні лампи згідно з укладеними договорами 
передаються на утилізацію чи захоронення іншим суб’єктам господарської 
діяльності, які мають ліцензію. Відпрацьовані сальники, прокладки, шини, 
вироби гумові некондиційні передаються іншому власнику.  
Побутові відходи сортуються та роздільно зберігаються в контейнерах  з 
кришками, на яких вказано найменування та код відходу, клас небезпеки 
відходу,  назва цеху та прізвище відповідальної особи, що  встановлені на 
території цеху, на спеціально відведеному майданчику  з твердим покриттям.  
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 72 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Побутові відходи, що мають матеріальну цінність (папір, текстиль і інші) 
передаються у цех складського господарства для подальшої реалізації. Інші 
побутові відходи (харчові відходи, вуличне сміття) передаються для 
захоронення на полігон твердих побутових відходів.  
Заходи щодо усунення негативних наслідків виробництва. 
Періодичні викиди з апаратів поз. 102-DA/DB, 101-D, 104-DA, 102-F, 104-
F, 102-С, 103-С, 106-D, компресора синтез-газу поз. 103-J, системи синтезу, 
пов'язані з процесом пуску і зупинки цеху та направляються для спалювання на 
факельну установку поз. 102-U. 
Для зменшення кількості шкідливих речовин у викидах виробництва 
аміаку застосовується газоочисне устаткування у вигляді факельних установок, 
на яких спалюються шкідливі речовини. 
Періодичні викиди з трубопроводів і апаратів складу рідкого аміаку та 
естакади наливу, пов'язані з пуском та зупинкою окремих апаратів та всього 
відділення на ремонт і наповнюванням рідким аміаком цистерн, направляються  
для  спалювання  на  факельну  установку поз. 1001-U. 
Викиди газів, обумовлені порушенням технологічного режиму, з 
ізотермічного сховища поз. 1001-F направляються через клапан регулятора 
тиску поз. Р365 на факельну установку поз. 1 для спалювання. 
Постійні викиди газів із установки відпарювання технологічного 
конденсату направляються в паливний простір підігрівника природного газу 
поз. 103-В для спалювання. 
Для зменшення частки оксидів азоту в димових газах печі первинного 
риформінгу в тунелі реакційної зони  поз. 101-В подається суміш аміаку з 
парою (гомогенне очищення димових газів). 
Для зниження температури димових газів пускового котла поз. 106-U на 
димарі останнього встановлений економайзер. 
Для зниження температури димових газів печі первинного риформінгу                
поз. 101-В встановлений котел-утилізатор тепла димових газів поз. 101-В1. 
 
 
 
 
 
 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 73 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
11. ЕКОНОМІЧНІ РОЗРАХУНКИ 
 
1.1 Дослідження ринку та забезпечення випуску продукції 
 
Цех по виробництву аміаку слід розташувати на території Черкаського 
ПАТ “Азот”. Вибір місця будування цеха ґрунтується на наступних факторах: 
сировинному, паливно – енергетичному, водному, транспортному, кадровому. 
Черкаське ПАТ "Азот" – одне з найбільших підприємств на Україні по виробництву 
мінеральних добрив, синтетичного аміаку, iонообмiнних смол, капролактаму та іншої 
хімічної продукції. 
Вибір м. Черкас для будівництва хімічного підприємства, ґрунтується на тому, що 
воно має вдале економіко – географічне положення. Місто Черкаси розташоване в центрі 
України, на перетині автомобільних, залізничних, водних шляхів. Це дозволяє вести 
ефективну економічну діяльність. При виборі місця розташування підприємства 
враховувалася спеціалізація економічних районів. В Черкаській області широко розвинута 
сільськогосподарська діяльність, тому існує постійна потреба в мінеральних добривах, також 
основними споживачами продукції в Україні є сусідні області: Київська, Вінницька, 
Хмельницька, Полтавська, Кіровоградська. Таке розміщення підприємства дозволяє 
зменшити витрати на транспортування продукції. 
На підприємстві створені усі умови для виробництва продукції високої якості. ПАТ 
"Азот" максимально наближений до джерел сировини, паливних та енергетичних ресурсів. 
Джерелом електроенергії є Черкаська ТЕЦ, що знаходиться поблизу. Велике значення має 
той факт, що м. Черкаси розташовано на березі річки Дніпро. Водні ресурси 
використовуються безпосередньо для потреб виробництва та для транспортування готової 
продукції.  
Підприємство ПАТ "Азот" знаходиться за межами жилої зони міста Черкаси, що дає 
можливість захистити мешканців міста від викидів та від можливих аварійних ситуацій на 
підприємстві. 
Наявність у Черкасах вищого учбового закладу (ЧДТУ) дозволяє підготувати 
необхідних спеціалістів – хіміків технологів та економістів. Молодших спеціалістів-хіміків 
готує Хіміко-технологічний технікум Дніпродзержинського державного університету, філіал 
якого знаходиться в Черкасах. Отже, наявні в Черкасах трудові ресурси повністю 
задовольняють потребу в спеціалістах цього напрямку. 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 74 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Підприємство ПАТ "Азот" повністю забезпечене сировиною для здійснення 
технологічного процесу. Основними джерелами сировини для виробництва аміаку є 
промислові підприємства України. Основна сировина – природний газ, постачається 
підприємством "Черкасигаз". Іншими основними постачальниками сировини є ТОВ 
"Мiндоро", м. Дніпропетровськ (їдкий натрій технічний), ООО "ПКФ"Хімрегіон", м. 
Дзержинськ  (моноетаноламін), ТОВ "НВК"Алвіго-КС", м. Сєвєродонецьк (каталізатори 
конверсії природного газу та синтезу аміаку), ТОВ "Плазма", м. Харків (тринатрійфосфат), 
ЗАТ "НВЦ"Борщагівський ХФЗ", м.Київ (активоване вугілля), ТОВ "НВП"Укроргсінтез" 
(силікагель). 
Найбільш впливовими конкурентами для ПАТ "Азот" на внутрішньому ринку є ВАТ 
"Концерн "Стирол" (аміак рідкий, аміачна селітра, карбамід), "ОПЗ" м. Одеса (аміак рідкий, 
карбамід), ЗАТ "Сєвєродонецьке об'єднання "Азот" (аміак рідкий, аміачна селітра, карбамід), 
ВАТ "ДнiпроАзот" м. Дніпродзержинськ (аміак рідкий, карбамід), ВАТ "РiвнеАзот" (аміак 
рідкий, аміачна селітра). Із загальної кількості виробленого в Україні у 2007 р. рідкого аміаку 
27 % припадає на горлівський "Стирол", 22 % – на "ОПЗ", 19 % – на "Сєвєродонецьке 
об'єднання "Азот", 15 % – на черкаський "Азот", 10 % – на "ДнiпроАзот", 7 % – на 
"РiвнеАзот". Оцінити положення ВАТ "Азот" на зовнішніх ринках надзвичайно складно 
внаслідок динамічності ринку i великої кількості аналогічних підприємств. 
Основними перевагами ПАТ "Азот" щодо конкурентів є: розвинена мережа залізниць, 
відносна близькість залізничних станцій – переходів та найбільшого в Україні порту 
"Южний"; наявність власного залізничного парку; вигідне географічне розташування та 
можливість відвантажувати продукцію в центральних областях України, які мають кращі 
земельні ресурси та розвинену систему складів. Продукція, що випускається товариством, 
відповідає вимогам ГОСТів та вимогам, що пред'являються до аналогічної продукції в 
промислово розвинених країнах. Головна перевага продукції, що випускається на ПАТ 
"Азот", м. Черкаси – більш висока якість. Найбільш складним питанням, від вирішення якого 
в значній мірі залежить ефективність роботи підприємства є забезпечення природним газом, 
ціни на який визначають виробничу потужність підприємства, оскільки вони значною мірою 
впливають на собівартість продукції. Для конкурентної переваги продукції ПАТ "Азот" на 
зовнішніх ринках необхідним є впровадження нових, більш економічних технологій 
використання природного газу та модернізація існуючого обладнання. 
 
11.2 Виробничий план підприємства 
Вибір методу виробництва та режиму роботи цеху 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 75 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Синтез аміаку оснований на реакції водню та азоту під тиском 30 МПа та температурі 
430 – 570 ºС на залізному каталізаторі. 
Водень для синтезу аміаку можна отримати електролізом води, газифікацією твердих палив, 
криогенним методом з коксового газу, конверсією природного газу (паро-кисневою, 
пароповітряною, паро-киснево-повітряною). Азот отримують розділенням повітря. 
Основними стадіями виробництва аміаку є: сепарація природного газу від рідких 
вуглеводнів; підігрів і очищення природного газу від сірковмісних сполук, каталітична 
конверсія вуглеводнів природного газу з водяною парою в трубчастій печі (первинний 
риформінг); каталітична конверсія метану з киснем повітря в шахтному конверторі 
(вторинний риформінг); рекуперація тепла і виробництво пари; каталітична конверсія оксиду 
вуглецю в дві стадії (на середньо температурному і низькотемпературному каталізаторах); 
охолодження конвертованого газу і конденсація водяної пари; очищення конвертованого 
газу від двооксиду вуглецю розчином моноетаноламіну; каталітичне очищення 
конвертованого газу від оксиду і двооксиду вуглецю (метанування); регенерація розчину 
моноетаноламіну; компремування синтез-газу поршневими компресорами; синтез аміаку; 
вловлювання аміаку з танкових, продувних газів. 
У зв’язку з тим, що зупинка обладнання може призвести до значних витрат сировини, 
матеріалів, порушення технологічного режиму, обираємо безперервний режим роботи цеху. 
 Робота цеху організується в безперервному режимі в 3 зміни по 8 годин. 
Розраховую необхідну кількість бригад за формулою: 
24
П  1 ,                                                          (11.1) 
tзм
де tзм – тривалість зміни, год. 
24
П  1  4  
8
Визначаю тривалість змінооберту за формулою: 
Т зм  П  а , (11.2) 
де а – число робочих днів в зміні на протязі тижня.  
Т зм  4 4 16 дн. 
Враховуючи вибраний режим роботи, розробляю графік роботи змін. 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 76 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
За цим графіком кожна бригада (робітник) працює по 8 год в зміну і після чотирьох 
днів роботи в цій зміні має 48 годинний відпочинок. Чергування змін проводиться 
послідовно – кожна бригада (робітник), яка працювала чотири дні в першу зміну, через 48 
год починає працювати в другу зміну тощо. Після чотирьох днів роботи в третю зміну і 48 
год відпочинку починається наступний цикл.  Графік роботи змін наведений у таблиці 11.2. 
Машини та обладнання цеху 
Фонд часу роботи машин та обладнання.  
При визначенні часу роботи обладнання виділяють календарний, дійсний та 
ефективний фонд часу роботи. 
Календарний фонд – це максимально можливий фонд часу роботи обладнання на рік: 
Fк  24 365  8760  год.                                        (11.3) 
Дійсний (номінальний) фонд дорівнює часу роботи обладнання в залежності від 
встановленого режиму виробництва: 
F  365  п ,                                                (11.4) 
д р
де nр – кількість годин роботи обладнання на добу.
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 77 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Таблиця 11.2 – Графік роботи змін 
 
 
Дні місяця 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 
0 – 
I А А А А Б Б Б Б В В В В Г Г Г Г А А А А Б Б Б Б В В В В Г Г 
8 
8 – 
II В Г Г Г Г А А А А Б Б Б Б В В В В Г Г Г Г А А А А Б Б Б Б В 
16 
16 – 
III Б Б В В В В Г Г Г Г А А А А Б Б Б Б В В В В Г Г Г Г А А А А 
24 
Вихід-
Г В Б Б А Г В В Г А Г Г В В А А Г В Б Б А Г В В Г А Г Г В В 
ний 
Зміни 
Години 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 78 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Для безперервного режиму: 
Fк  Fд  8760 год.                                         (11.5) 
Ефективний фонд часу дорівнює дійсному фонду за мінусом технологічних зупинок і 
зупинок на ремонт, який проводиться в робочий час: 
Fеф = Fд – Трем. – То,                                       (11.6) 
де Tрем – загальна тривалість зупинок обладнання по всіх видах ремонту протягом 
року, год; 
Tо – тривалість зупинок технологічного характеру за рік, год. 
Fеф = 8760 – 900 – 30 = 7830 год. 
Розрахунок і побудова графіку ППР обладнання 
Згідно з ремонтними нормативами, які регламентують час роботи обладнання між 
ремонтами, розраховується структура міжремонтного циклу і будується графік планово-
попереджувального ремонту (ППР). 
В загальній кількості ремонтів в міжремонтному циклі один з них є капітальним, 
тобто ак = 1. 
Визначаємо кількість поточних ремонтів для кожної одиниці обладнання: 
t
ant = - 1, (11.7) 
tnt
де   t – тривалість міжремонтного циклу, год; 
      tnt – тривалість міжремонтного періоду відповідно поточного ремонту, год.  
Відцентровий компресор технологічного повітря: 
34560
a1nt = - 1= 11. 
2880
Відцентровий компресор природного газу: 
 
34560
a2nt = - 1= 11. 
2880
Трубчаста піч: 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 79 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
34368
a3nt = - 1= 15.  
2160
Теплообмінник вторинного підігрівання газу на метанування: 
25920
a4nt = - 1= 17.  
1440
Реактор вторинного риформінгу: 
34368
a5nt = - 1= 15.  
2160
Агрегат синтезу аміаку: 
34560
a6nt = - 1= 3. 
8640
Реактор гідрування сірчаних сполук: 
25920
a7nt = - 1= 17.  
1440
Конвертор СО І ступеня: 
34368
a8nt = - 1= 15.  
2160
Конвертор СО ІІ ступеня: 
34368
a9nt = - 1= 15.  
2160
Відповідно до проведених розрахунків будуємо графік ППР обладнання цеху на 2012 
рік (таблиця 11.3).
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 80 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Таблиця 11.3 – Річний графік планово – попереджувального ремонту обладнання цеху А – 3 на 2012 рік 
Нормативи часу Дата 
безперервної роботи остан- Умовне позначення ремонту і час зупинки, год 
Наймену- Річна 
(чисельник) і нього 
трива- 
вання зупинки на ремонти ремонту 
лість 
(знаменник) в та його I кв II кв III кв IV кв 
облад- зупи- 
годинах позна- 
чення нок, 
нання Місяці 
По «К» По «Пт» К або Пт год 
ремонту ремонту  1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 
Відцентровий 
компресор 34560 2880 10.11.10  
  Пт     Пт     72 
технологіч- 528 36 Пт 
ного повітря 
Відцентровий 
компресор 34560 2880 12.11.10  
  Пт     Пт     72 
природного 528 36 Пт 
газу 
34368 2160 05.10.10  
Трубчаста піч Пт    Пт    Пт   К 812 
740 24 Пт 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 81 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Проддовження табл. 11.3 
Теплообмін-
ник вторин- 
25920 1440 04.12.10  
ного підігріва-  Пт   Пт   Пт   Пт  128 
ння 252 32 Пт 
газу на 
метанування 
Реактор 34368 2160 07.10.10  Пт    Пт    Пт    120 
вторинного 
740 40 Пт 
реформінгу  
Агрегат 34560 8640 30.08.10         Пт     740 
синтезу аміаку 
960 740 Пт 
Реактор 25920 1440 04.12.10   Пт   Пт   Пт   Пт  80 
гідрування 
252 20 Пт 
сірчаних 
сполук  
Конвертор СО 34368 2160 15.10.10  Пт    Пт    Пт    96 
І ступеня 
740 32 Пт 
Конвертор 34368 2160 15.10.10  Пт    Пт    Пт    96 
СО ІІ 
740 32 Пт 
ступеня 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 82 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Розрахунок виробничої потужності цеху  
Виробничу потужність цеху визначаємо за формулою: 
N = Q ∙ n ∙ Fеф ∙ Кв,                                             (11.8) 
де  Q – продуктивність агрегату, т/год; 
      n – кількість агрегатів; 
      K – коефіцієнт виходу продукції.  
      К = 0,98. 
N = 37,5 ∙ 1∙ 7830∙ 0,99 = 290688,8 т/рік. 
Розрахунок вартості основних фондів 
До вартості основних фондів відносять вартість будівель та споруд і вартість 
обладнання.  
Розрахунки вартості будівель, споруд та обладнання здійснюється за даними їх 
вартості на підприємстві. 
Результати розрахунків вартості будівель та споруд наведені в таблиці 11.4   
Таблиця 11.4 – Розрахунки вартості будівель та споруд 
Кільк. Ціна за Аморти- Сума аморти-
Найменування 
одиниць одиницю, грн зація, % зації, грн 
І. Будівлі: 
Компресорне відділення 1 5067373,00 8 405389,84 
Насосна станція 1 186167,00 8 14893,36 
Установка відпарних колон 1 1517437,00 8 121394,96 
1 549267,00 8 43941,36 
Побутовий блок 
1 529267,00 8 42341,36 
Адміністративний блок 
1 96167,00 8 7693,36 
Складське приміщення 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 83 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 11.4 
Кільк. Ціна за Аморти- Сума аморти-
Найменування 
одиниць одиницю, грн зація, % зації, грн 
ІІ. Споруди: 
Відкритий майданчик під 1 985360,00 8 78828,8 
обладнання сіркоочистки 
Відкритий майданчик під 
1 1332946,00 8 106635,68 
обладнання конверсії 
природного газу 
Відкритий майданчик під 1 1337001,00 8 106960,08 
обладнання МЕА очистки 
Відкритий майданчик під 
1 1552170,00 8 124173,6 
обладнання синтезу 
аміаку 
Разом по будівлях та 10 13153155 8 1052252,4 
спорудах 
Результати розрахунків вартості обладнання наведені в таблиці 11.5     
Таблиця 11.5 – Розрахунки вартості обладнання 
Вартість з 
Монтаж і урахува-
Аморт
Кільк. Ціна за транспорт нням Сума 
Найменування и-
оди- оди- (10-15% від монтажу амортизації, 
обладнання зація, 
ниць ницю, грн ціни), і грн 
% 
грн транспорту,гр
н 
Компресор 
1 486408 48640,8 535048,8 24 128411,71 
природного газу 
Компресор 
технологічного 1 1611936 161193,6 1773129,6 24 425551,10 
повітря  
Реактор 
гідрування 1 42554 4255,4 46809,4 24 11234,26 
сірчаних сполук 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 84 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження табл. 11.4 
Найменування Вартість з 
обладнання Монтаж і урахува-
Аморт
Кільк. Ціна за транспорт нням Сума 
и-
оди- оди- (10-15% від монтажу амортизації, 
зація, 
ниць ницю, грн ціни), і грн 
% 
грн транспорту,
грн 
Трубчаста піч 1 2110796 211079,6 2321875,6 24 557250,14 
Реактор 
вторинного 1   422159,2 42215,92 464375,12 24 111450,03 
реформінгу 
Теплообмінник 
вторинного 
1 81136 8113,6 89249,6 24 21419,90 
підігрівання газу 
на метанування 
Конвертор СО І 
1 421159,2 42115,92 463275,12 24 111186,03 
ступеня 
Конвертор СО ІІ 
1 411156,2 41115,62 452271,82 24 108545,24 
ступеня 
Абсорбер СО2 1 431156,3 43115,63 474271,93 24 113825,26 
Регенератор СО2 1 431156 43115,6 474271,2 24 113825,09 
Агрегат синтезу 
1 2230935 223093,5 2454028,5 24 588966,84 
аміаку 
Разом по 
11 8680552 868055,2 9548607,2 24 2291665,7 
обладнанню 
Штати та фонд заробітної плати 
Баланс часу роботи 
Баланс часу роботи визначає кількість днів, які повинен відпрацювати один робітник 
за рік в залежності від прийнятого в проекті режиму роботи цеху і тривалості робочої зміни. 
Баланс робочого часу одного робітника в днях за рік наведений у таблиці 11.6. 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 85 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Таблиця 11.6 – Баланс робочого часу одного робітника в днях за рік 
1 Календарний фонд 365 днів 
2 Вихідні дні 91 день 
3 Дійсний фонд часу роботи 274 дні 
4 Неявки на роботу:  
а) відпустка  24 дні 
б) хвороба (сер.) 7 днів 
в) виконання держобов’язків 1 день 
5 Разом невиходів 32 дні 
6 Ефективний фонд часу 1 робітника 242 дні 
 
При обраному 4 – бригадному графіку змінності кожний робітник за змінообіг (16 
днів) працює 12 днів по 8 годин і має 4 вихідних дні. Тоді загальна кількість вихідних днів: 
(365 : 16) · 4 = 91 день. 
Визначення кількості працюючих 
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 кожною 
дільницею (апаратом та ін.) 
Відповідно ці робочі місця повинні бути визначенні за кваліфікацією робітників та 
тарифними розрядами, які передбачені тарифно-кваліфікаційним довідником. 
Розрахунок кількості робітників проводиться за явочним списком. Для переходу від 
явочної до облікової кількості необхідно зіставити кількість днів роботи цеху з часом роботи 
окремого робітника за рік. 
При безперервній роботі цеху кількість днів роботи на рік становить 365 днів, баланс 
роботи одного робітника – 242 дні, тоді коефіцієнт переходу від явочної до облікової 
кількості робітників становить: 
К = 365 : 242 =1,5. 
Різниця між обліковою та явочною кількістю робітників становить додаткову кількість 
для підміни в графіку змінності роботи та заміни при неявці в зв’язку з хворобою, 
відпусткою тощо. 
Розрахунок фонду зарплати робітників 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 86 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
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 (КВП і А, лаборанти та ін.) – 
зарплата цієї групи включається в кошторис цехових витрат; 
- робітники по нагляду за технологічним обладнанням (чергові слюсарі та електрики, 
налагоджувальники) – зарплата їх включається в кошторис витрат по утриманню та 
експлуатації обладнання; 
- робітники по поточному ремонту технологічного обладнання (ремонтні бригади по 
здісненню поточних ремонтів самими цехами) – зарплата включається в склад витрат по 
ремонту (поточному) обладнання.  
Розрахунки фонду заробітної плати робітників проводяться на основі діючих 
тарифних умов, чисельності основних і допоміжних робітників та фонду робочого часу. 
Враховується величина доплат до основного фонду заробітної плати та додаткова заробітна 
плата робітників (оплата відпусток, виконання держобов’язків). Величина доплати до 
основного фонду заробітної плати до тарифного фонду при безперервному виробництві 
становить 30 %. Доплата за роботу в нічний час та інші доплати складають 5 %. Додаткова 
зарплата складає 10 % від основного фонду зарплати.  
Отримані дані по чисельності робітників та фонду заробітної плати заносимо до 
таблиці 11.7. 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 87 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Таблиця 11.6 – Розрахунки чисельності робітників та фонду заробітної плати 
 
Розрахунки чисельності робітників Розрахунки фонду заробітної плати 
Перелік 
професій 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 
Робітники 
1 основних                
цехів: 
Апаратник 
1.1 6 3 2 6 365 242 1,5 9 3 3200 438000 153300 591300 59130 1241730 
конверсії 
Апаратник 
1.2 6 3 1 3 365 242 1,5 4 1 3280 224475 78566,3 303041,3 30304,1 636386,7 
синтезу 
Апаратник 
1.3 6 3 1 3 365 242 1,5 4 1 3040 208050 72817,5 280867,5 28086,8 589821,8 
очистки  газу 
Машиніст 
1.4 компресорних 6 3 2 6 365 242 1,5 9 3 3200 438000 153300 591300 59130 1241730 
установок 
 
Тарифний розряд 
Кількість змін на добу 
Кількість робітників у 
зміну 
Явочна кількість 
робітників 
Дні роботи 
підприємства за рік 
Дні роботи робітника 
за рік 
Перерахунковий 
коефіцієнт 
Облікова кількість 
робітників 
Робітники для підміни 
Тарифна ставка за 
місяць, грн  
Тарифний фонд 
зарплати, грн 
Доплата до основного 
фонду, грн. 
Разом основний фонд 
зарплати, грн  
Додаткова зарплата, 
грн 
Річний фонд зарплати, 
грн 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 88 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження таблиці 11.6 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 
Допоміжні 
робітники: 
а) по обслу- 
2                
говуванню 
технологіч- 
ного процесу; 
2.1 Слюсар КВПіА 6 1 3 3 365 242 1,5 4 1 3440 235425 82398,8 317823,8 31782,4 667430 
Слюсар КВПіА 
2.2 5 1 3 3 365 242 1,5 4 1 2480 169725 59403,8 229128,8 22912,8 481170,5 
(змінний) 
б) по нагляду 
і обслугову- 
                
ванню 
обладнання; 
Електромонтер 
з ремонту і 
2.3 6 3 1 3 365 242 1,5 4 1 3120 213525 74733,8 288258,8 28825,8 605343,5 
обслуговування 
ел. обладнання 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 89 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
                                                                                                                                             Продовження таблиці 11.6 
 
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 
 Черговий 
6 3 1 3 365 242 1,5 4 1 2880 197100 68985 266085 26608,5 558778,5 
2.4 слюсар 
в) з поточного 
 ремонту                
обладнання;  
Слюсар-
2.6 6 1 2 2 365 242 1,5 4 1 2880 131400 45990 177390 17739 372519 
ремонтник 
Слюсар-
2.7 5 1 2 2 365 242 1,5 3 1 2480 113150 39602,5 152752,5 15275,3 320780,3 
ремонтник 
Електро- 
2.8 6 1 1 1 365 242 1,5 1 0 2880 65700 22995 88695 8869,5 186259,5 
зварник 
Машиніст  
2.9 6 1 1 1 365 242 1,5 1 0 2480 56575 19801,3 76376,3 7637,6 160390,2 
крана 
Всього по цеху - - 21 39 365 242 1,5 54 15 35360 2491125 871894 3363019 336301,9 7062340 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 90 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Таблиця 11.7 – Розрахунки штату і фонду заробітної плати цехового персоналу 
Додаткова Разом річний 
Категорія Посадовий оклад Річний фонд 
Цехи і посади Чисельність зарплата  фонд зарплати, 
працівників за місяць, грн зарплати, грн  
(заохочення), грн грн 
1 Начальник  
Керівник 1 8000 96000 19200 115200 
цеху 
2 Заступн. нач. 
Керівник 1 7000 84000 16800 100800 
цеху    
3 Начальник 
Керівник 2 5700 68400 13680 82080 
відділення 
4 Начальник 
Керівник 5 5550 66600 13320 79920 
зміни  
5 Економіст Службовець 1 4000 48000 9600 57600 
6 Старший 
майстер з 
Спеціаліст 1 5000 60000 12000 72000 
ремонту тех. 
обладнання 
7 Механік Спеціаліст 1 4800 57600 11520 69120 
8 Старший 
майстер з 
ремонту Спеціаліст 1 3500 42000 8400 50400 
приладів і 
апаратури 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 91 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Продовження таблиці 11.7  
 
9 Майстер з 
ремонту 
Спеціаліст 2 3200 38400 7680 46080 
приладів і 
апаратури 
10 Енергетик Спеціаліст 1 3000 36000 7200 43200 
Всього по цеху - 16 49750 597000 119400 716400 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 92 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Розрахунок собівартості продукції 
Річна потреба в сировині, матеріалах, паливі та енергії 
Розрахунки проводимо відповідно до встановлених норм витрат сировини матеріалів, 
палива, енергії та прийнятого обсягу виробництва і заносимо до таблиці 11.8. 
Таблиця 11.8 – Розрахунок потреби в сировині, матеріалах, паливі та енергії   
Норма Разом 
Оди-
Перелік сировини, Стандарт на витрат на Обсяг сировини 
ниця 
матеріалів, видів палива сировину та 1 т виробництва за або 
вимі-
та енергії матеріали аміаку  рік, т/рік матеріалів за 
ру 
 рік 
Сировина і матеріали 
1 Природний газ м3 ГОСТ 5542 -87 1250 290688,8 363,4∙106 
Їдкій натрій ГОСТ 2263-79 
2 кг 0,004 290688,8 1162,8 
технічний зміна №1, 2 
ГОСТ   201-6 
3 Тринатрійфосфат кг зміни №1, 2, 3, 0,006 290688,8 1744,1 
4, 5,6 
ГОСТ 3956-76 
4 Активоване вугілля кг 0,005 290688,8 1453,4 
зміни №1, 2, 3 
Стандарт 
5 Моноетаноламін кг підприємства 0,5 290688,8 145344,4 
(СТП) 
ГОСТ 3956-76 
6 Силікагель кг 0,0006 290688,8 174,4 
зміни №1, 2, 3 
Напівфабрикати 
ГОСТ 9293-74 
7 Азот газоподібний м3 18 290688,8 5232398,4 
зміни №1, 2, 3 
8 Повітря технологічне м3 СТП 20 290688,8 5813776 
ГОСТ 17433-
9 Повітря КВПтаА м3 80 23,92 290688,8 6953276,1 
зміни №1 
 
Продовження таблиці 11.8 
1 2 3 4 5 6 
Допоміжні матеріали 
Каталізатор 
10 кг СТП 0,01 290688,8 2906,9 
поглинання сірки 
Поглинач 
11 кг СТП 0,01 290688,8 2906,9 
цинковий 
Каталізатор ТУ У 24.6-
12 конверсії метану кг 31337612-003- 0,021 290688,8 6104,5 
І ст. 2004 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 93 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Каталізатор 
13 конверсії метану кг СТП 0,03 290688,8 8720,7 
ІІ ст. 
Каталізатор ТУ У 24.6-
14 конверсії СО             кг 31337612-052- 0,05 290688,8 14534,4 
І ст.  2001 
Каталізатор ТУ У 6- 
15 конверсії СО             кг 04687873- 0,051 290688,8 14825,1 
ІІ ст. 047-2000 
ТУ У  6-
Каталізатор 
16 кг 04687873.049- 0,015 290688,8 4360,3 
метанування 
2000 
Каталізатор 
17 кг СТП 0,037 290688,8 10755,5 
синтезу аміаку 
Енерговитрати 
18 Вода знесолена м3 СТП 2,6 290688,8 755790,9 
19 Вода оборотна м3 СТП 462 290688,8 134298225,6 
20 Електроенергія кВт СТП 715 290688,8 207842492 
21 Пара Гкал СТП 0,24 290688,8 69765,3 
                                                                              
Розрахунки вартості обладнання та амортизаційних відрахувань 
Розрахунки амортизації виконуємо лише від вартості будівель, споруд та обладнання, 
які відносяться до основного виробництва (об’єкти основного виробничого призначення). 
Розрахунки вартості основних фондів виробничого призначення та амортизації наведені у 
таблиці 11.9. 
Таблиця 11.9 – Вартість основних фондів виробничого призначення та амортизації  
 
Перелік основних Вартість основних Норма амортизації, Сума амортизації, 
фондів фондів, грн % грн. 
1 Виробничі будівлі  7945678 8 635654,2 
2 Споруди 5207477 8 416598,2 
Разом по будівлях 
13153155 8 1052252,4 
та спорудах 
3 Обладнання 9548607,2 24 2291665,7 
Разом 22701762,2 - 3343918,1 
 
Кошторис цехових витрат основних виробничих цехів 
Кошторис цехових витрат складається за номенклатурою, наведеною в таблиці 11.10. 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 94 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Таблиця 11.10 – Кошторис цехових витрат 
 
Статті витрат    Сума, грн Примітки 
1 2 3 
1 Зарплата цехового 
персоналу і допоміжних 
робітників по 1865000,5 з табл. 11.6 і 11.7 
обслуговуванню 
технологічного процесу  
  
2 Відрахування на  
соціальне страхування та 699375,2 37,5% від заробітної плати 
інші нарахування на 
заробітну плату 
3 Утримання виробничих 
920720,9 7 % від їх вартості 
будівель і споруд 
4 Поточний ремонт 
виробничих будівель і 359353,6 3 % від їх вартості 
споруд 
5 Амортизація виробничих 
1052252,4 з таблиці 11.9 
будівель і споруд 
10 % від зарплати всіх 
6 Витрати на охорону праці 186500,1 
робітників 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 95 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
Разом по статті 1 – 6 5083202,7  
 
 
 
                                                                        Продовження таблиці 11.10  
7 Зношування малоцінного 
та швидкозношуваного 
10 % від суми витрат по ст. 1 
інвентарю, витрати на 508320,27 
– 6   
досліди та інші цехові 
витрати   
Разом цехових витрат 5591523 – 
 
Кошторис витрат на утримання та експлуатацію обладнання заноситься в таблицю 
11.11. 
 
Таблиця 11.11 – Утримання та експлуатація обладнання 
 
№ Статті витрат Сума, грн Примітки 
п/п 
1 2 3 4 
1   
Утримання і витрати по експлуатації 
  
виробничого обладнання, апаратури і 
  
транспорту: 
  
а) зарплата робітників по нагляду і 
1164122 з табл. 11.6 
обслуговуванню обладнання; 
  
б) відрахування на соціальне 
436545,8 37,5 % 
страхування та інші нарахування на 
  
зарплату; 
  
в) допоміжні матеріали, пара, вода і т. 
1280534,2 80 % від ст. 1 
ін.     
  
Разом по ст. 1 2881202,04 – 
                                                                                          Продовження таблиці 11.11 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 96 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
2 Поточний ремонт обладнання і  
транспортних засобів:   
а) зарплата робітників по ремонту 1039949  
б) нарахування на зарплату  з табл. 11.6 
в) послуги РМУ, зап. деталі, 389980,9  
допоміжні матеріали ті ін. 286458,2 37,5 % 
 змішана форма 
організації 
ремонтної служби – 
3% від вартості 
обладнання 
Разом по ст. 2 1716388,1 – 
3 Амортизація виробничого обладнання,  
 
апаратури та транспортних засобів 2291665,7 
З табл. 11.9 
 
Разом по ст. 1 – 3 6889255,8 – 
4 Зношування малоцінного інвентарю,   
інструментів, пристроїв, переміщення 344462,8 5% від суми витрат 
вантажів по території, інші витрати  за ст. 1 – 3  
 
Разом по ст. 1 – 4 7233718,6 – 
 
Розподіл витрат по утриманню і експлуатації обладнання між окремими видами 
продукції аналогічний розподілу цехових витрат. 
Загальнозаводські витрати визначаються в розмірі 5 % від цехової собівартості, 
позавиробничі – 1 % від виробничої собівартості. Відносна величина цих та інших витрат 
залежить від галузі, до якої відноситься підприємство, або нормативів, прийнятих на 
підприємстві. 
 
Калькуляція собівартості продукції 
Розрахунки витрат на виробництво продукції виконуються на весь обсяг продукції 
підприємства по статтях калькуляції. Калькуляція собівартості одиниці продукції наведена у 
таблиці 11.12. 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 97 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
В статтю «Інші виробничі витрати» включають відрахування або витрати на НДР, 
витрати на стандартизацію, відрахування на централізовані витрати по технічні пропаганді, 
маркетингу тощо. 
 
Таблиця 11.12 – Собівартість одиниці продукції 
 
Статті калькуляції Одини-ці Ціна за Витрати на річний Витрати на 
одиницю 
виміру одиницю випуск 
продукції 
грн. Кіль- Сума Норма Сума 
витрат 
кість 
1 2 3 4 5 6 7 
1. Сировина:       
- природний газ м3 4 363,4∙106 1453600000 680 2720 
- їдкий натрій  кг 2,13 1162,8 2476,8 0,004 0,009 
технічний       
- тринатрійфосфат кг 2,33 1744,1 4063,8 0,006 0,014 
- активоване вугілля кг 21,88 1453,4 31800,4 0,005 0,11 
- моноетаноламін кг 12,19 145344,4 1771748,2 0,5 6,1 
- силікагель кг 17,42 174,4 3038,04 0,0006 0,01 
2. Напівфабрикати:       
- азот газоподібний м3 0,22 5232398,4 1151127,6 18 3,96 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 98 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
                                                                                        Продовження таблиці 11.12 
 
1 2 3 4 5 6 7 
- повітря технологічне м3 0,065 5813776 377895,4 20 1,3 
- повітря КВПтаА.       
м3 0,1 6953276,1 695327,6 23,92 2,4 
 
 
Разом матеріалів    1457637478  2733,9 
3. Повернені відходи:       
- пара       
- танкові і продувочні Гкал 60,03 270340,6 16228546,2 0,93 55,8 
гази м3 0,013 52323984 680211,8 180 2,3 
- вуглекислий газ       
- конденсат  м3 0,013 92293694 1199818,02 317,5 4,1 
 м3 0,59 290688,8 171506,4 1 0,59 
   
 
Разом    18280082,4  62,8 
4. Допоміжні       
матеріали:       
- каталізатор кг 9,36 2906,9 27208,6 0,01 0,09 
гідрування сірки       
- поглинач цинковий кг 8 2906,9 23255,2 0,01 0,08 
- каталізатор конверсії       
метану І ст. кг 92,37 6104,5 563872,7 0,021 1,9 
- каталізатор конверсії       
метану ІІ ст.       
 кг 23,65 8720,7 206244,6 0,03 0,71 
    
 
 
 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 99 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
 
 
 
                                                                               Продовження таблиці 11.12 
1 2 3 4 5 6 7 
- каталізатор конверсії кг 6,5 14534,4 94473,6 0,05 0,3 
СО І ст.       
- каталізатор конверсії кг 65,92 14825,1 977270,6 0,051 3,4 
СО ІІ ст.       
- каталізатор кг 5,64 4360,3 24592,1 0,015 0,08 
метанування       
- каталізатор синтезу кг 34,65 10755,5 372678,1 0,037 1,3 
аміаку   
Разом     2289595,5  7,9 
4. Енерговитрати:       
- вода знесолена м3 5,36 755790,9 4051039,2 2,6 13,9 
- вода оборотна м3 0,17 134 ∙ 106 22780000 462 78,5 
- електроенергія кВт 0,65 207,8∙106 135070000 715 464 
- пара Гкал 73,8 69765,3 5148679,1 0,24 17,7 
Разом    167049718,3  574,1 
5. Зарплата грн   3709668,5  12,8 
робітників 
6. Відрахування від грн   1391125,7  4,8 
заробітної плати 
7. Витрати на       
утримання та    
експлуатацію    
обладнання, в т.ч. грн 7233718,6 24,9 
амортизація 
виробничого 
обладнання  
                                                                               
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 100 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
 Продовження таблиці 11.12 
1 2 3 4 5 6 7 
8. Цехові витрати грн   5591523  19,2 
Разом цехова грн   1626622745  3314,8 
собівартість 
9. Загальнозаводські грн   81331137,3  279,8 
витрати 
10. Інші виробничі грн   –  – 
витрати 
Разом    1707953882  3594,6 
11. Позавиробничі грн   170795388  58,8 
витрати 
Разом    1725033421  3653,4 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 101 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
ВИСНОВКИ 
В даній роботі була розроблена технологічна схема виробництва синтез-газу для 
отримання синтетичного аміаку під середнім тиском продуктивністю 700 т/добу. Розроблена 
схема дозволяє отримати паро-газову суміш з об’ємним вмістом водню 70,11 % (об.) за сухим 
газом та знизити вміст метану в ньому до 9 % (об.) за сухим газом. Склад паро-газової суміші 
на виході з трубчастої печі, % (об.) за сухим газом: СО2 – 10,62, СО – 9,20, Н2 – 70,11, СН4 – 9, 
N2 – 1,07, Ar – 0,01. Ступінь конверсії СН4 (за С1 у вуглеводнях змішаного газу) становить 69 
%. 
Були теоретично обґрунтовані норми технологічного режиму стадії первинного 
реформінгу та обраний каталізатор марки С-ІІ-9 для оптимального проведення процесу. 
У ході виконання роботи були розраховані конструкційні та технологічні параметри 
терасної двохярусної трубчастої печі. Визначено внутрішню поверхню реакційних труб 
528,71 м2, необхідну кількість труб 142, об’єм каталізатора, що завантажується у реакційні 
трубки 13,49 м3, гідравлічний опір шару каталізатора 8939 Па та товщину стінки реакційних 
труб 16 мм. У якості матеріалу реакційних труб обрано жароміцну високолеговану сталь 
типу Х25Н20С2. 
Також у даній роботі було визначено параметри які підлягають аналітичному 
контролю, обрані методи та прилади, що дозволяють контролювати показники в певних 
межах. Проведена автоматизація стадії первинного реформінгу. Розроблено аналітичний 
контроль виробництва. 
Також розглянута екологічна безпека виробництва. Приводиться характеристика 
відходів стадії конверсії СО та методи їх очистки. 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 102 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а  
 
 
 
Арк. 
КБР17.ХТ34.49.00 000 ПЗ 103 
Змн. Арк. № докум. Підпис Дат
а