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70kt/a合成氨转化工段工艺设计

摘要

氨在国民经济中占有重要地位。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其它化工产品的原料。以天然气为原料的合成氨流程是合成氨流程的典型流程之一。除消耗原料天然气等一次能源外，还需要消耗较多的电力和蒸汽等二次能源。中国合成氨生产能耗约占全国能耗的4%。因而能耗是衡量合成氨技术水平和经济效益的重要标志。合成氨的转化工段中需要消耗的原料和能源占合成氨消耗能源的很大部分。因此对合成氨转化工段进行科学合理的设计是非常必要的。为达到尽可能多的节能的目的，准确进行转化工段的物料和热量衡算以及对一段炉的辐射室和对流段的计算和选型。换句话说，对转化工段的物料，热量和主要设备进行科学合理实用的选型是非常重要的。

关键词 氨 能耗 转化工段 节能 计算 选型

- Ⅰ-

ABSTRACT

Ammonia takes an important place in the national economy. Now, about 80% of the ammonia is used to produce chemical fertilizer, the rest is used to be raw material of other chemical products production. The process which regards natgas as raw material is one one of the typical process in Synthe-tic ammonia process. In addition to consuming raw gas and water vapor, the process still need to consume electric energy and steam and so on.Energy consumption of Synthe-tic ammonia accounts 4% of energy consumption in china. Thus energy consumption is an important symbol measured technology and economic profit. In transformation of ammonia, the consumption of raw materials and energy accounted a lot energy consumption of Synthe-tic ammonia.Therefore, design of conversion section is very necessary. In order to achieve the purpose of energy-saving, material and heat calculation and the radiation room ,convection section need to calculate carefully. In other words, having a scientific reasonable calculation and selection of the material, heat and major equipment reasonable is very important.
Keywords： ammonia energy consumption conversion section energy conservation calculation type choice

- Ⅱ -

第一章 绪论 1
1.1 概述 1
1.2 合成氨生产技术的发展 1
1.3 合成氨转化工段天然气转化法主要反应 2
1.4 合成氨转化工段分为两段的原因 2
1.5 合成氨转化工段设计的主要设备 2
2 生产流程的选择 2
2.1 转化工段工艺流程介绍 2
2.2 选择转化工段的工艺流程及原因 3
2.3 合成氨转化工段的工艺流程简图 5
第二章 物料衡算 6
2.1 一段炉转化计算基础数据及衡算 6
2.11 基础数据 6
2.12 一段转化炉物料衡算 6
2.13 一段转化炉出口气体量表 8
2.2 二段炉转化计算基础数据及物料衡算 9
2.21 基础数据 9
2.22 二段转化炉物料衡算 9
2.23 二段转化炉出口气体量表 12
2.3 以吨氨每小时为计算标准折合指标 13
第三章 热量衡算 14
3.1计算基准和计算方法 14
3.2 一段转化炉热量平衡 15
3.3 二段转化炉热量平衡 17
3.4 天然气预热器负荷计算 18
3.5 混合气预热负荷计算 19
3.6 工艺空气预热器热负荷计算 20
3.7 燃烧烟气计算 21
（1）燃烧空气量计算 21
（2）实际空气量的计算：为保证燃料完全燃烧，取空气过剩系数a=1.1，实际空气量： 21
3.8 转化工序自产蒸汽量计算 25
3.9 物料，热量平衡结果 26
第四章 设备的选型计算（主要设备的计算） 28
4.1 一段转化炉辐射室计算 28
4.2 一段转化炉对流段计算 38
第五章 空气预热器换热器的计算 49
一，工艺设计计算部分 49
1.已知条件， 49
2.定性温度与其对应的物性 49
3.试算和初选换热器的规格 49
4.核算换热面积 50
二．材料的选用部分 51
三．结构设计部分 51
1.壳体，管箱壳体和封头 51
2.膨胀节 52
3.接管和开孔补强 52
4.接管与壳体，管箱壳体的连接 53
5.接管法兰的要求 53
6.壳程接管位置最小尺寸 54
7.管箱接管位置最小尺寸 54
8.排气，排液管 54
9.折流板的布置和尺寸 55
10.防冲板 57
11.拉杆和定距管的尺寸 58
12.管板，设备法兰 58
13.垫片 60
14.管箱 60
15 支座 61
设计评述 65
致谢 66
参考文献 67
带控制点工艺流程图及主体设备图 68
附录
附录1合成氨带控制点的工艺流程图
附录2空气预热器换热器设备图
附录3设计开题报告
附录4 设计中期报告
附录5 文献综述

第一章 绪论
1.1 概述
氨是1794年由J·普里斯特利在加热氯化铵和石灰混合物时候发现，1784年C·L·伯托利确定氨由氮和氢组成。

19世纪中叶，炼焦工业兴起，生产焦炭的工程中制得了氨。虽然可以从副焦炉气中回收氨，但是这样的回收的氨量不能满足需求，促使人们研究新的得到氨的方法。慢慢发展有：电弧法，氰化法，合成氨法。
氨，或称“氨气”，分子式为NH3，是一种无色气体，有强烈的刺激气味。极易溶于水，常温常压下1体积水可溶解700倍体积氨。氨对地球上的生物相当重要，它是所有食物和肥料的重要成分。氨也是所有药物直接或间接的组成。氨有很广泛的用途，同时它还具有腐蚀性等危险性质。由于氨有广泛的用途，氨是世界上产量最多的无机化合物之一，多于八成的氨被用于制作化肥。由于氨可以提供弧对电子，所以它也是一种路易斯碱。
我国合成氨工业的发展情况：解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。
近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。我国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。[1]
1.2 合成氨生产技术的发展
合成氨生产技术的发展分为四个阶段。阶段一是合成氨的原料构成是从固体燃料为主转移到以气体燃料和液体燃料为主，阶段二是生产规模向大型化发展，表现在：（1）单系列合成氨装置的大型化。（2）热能体现了综合利用。（3）高度生产自动化。阶段三是低能耗新工艺。合成氨，除了原料天然气，石油，煤炭等一次能源以外，整个生产过程还需要消耗较多的电力，蒸汽等二次能源，而且用量又很大。现在合成氨能源消耗费用占生产成本费用的70%以上，因而能耗是衡量合成氨技术水平好经济效益的重要标志。阶段四是生产自动化。合成氨生产特点之一是工序多，连续性强。为了保证能够长周期的安全生产，对过程控制提出更高的要求，从而发展到把全流程的温度，压力，流量，物位和成分五大参数的模拟仪表，报警，连锁系统实行显示和监视控制。[1]
1.3 合成氨转化工段天然气转化法主要反应
天然气是指储藏于地层较深的部位的可燃气体，而与石油共生的天然气常称为油田气。
它们的主要成分均可用CnHm来表示。它在高温下与水蒸气作用生成以H2和CO为主要组分的粗原料气，其反应为
CnHm + nH2O ========= nCO+（n+m\2）H2
其中还有一个反应 nCO +H2O======== nCO2 + H2 这两个反应为制取粗原料气的主要反应。[1]
1.4 合成氨转化工段分为两段的原因
天然气合成氨转化工段要求较高。第一，由于天然气的转化深度高要求CH4的含量小于百分之零点五，导致反应温度与水碳比要求很高，反应设备一下难以达到要求。第二，气体组成的要求较高，二段转化炉中要燃烧空气，补充N2，使得H2+CO/N2基本达到3：1，波动范围不能过大，同时为反应提供大量的燃烧热，从而达到转化任务，CH4含量低于0.5%。[1]
1.5 合成氨转化工段设计的主要设备
一段转化炉
一段转化炉是烃类蒸汽转化法制氨的关键设备之一，它是由若干根反应管与加热室的辐射段以及回收热量的对流段两个主要部分组成。
二段转化炉
二段转化炉为一立式圆筒，壳体材质是碳钢，内衬耐火材料，炉外有水夹[1]
2 生产流程的选择
2.1 转化工段工艺流程介绍
到目前为止，全国近百个以天然气为原料的小合成氨厂中大多数仍采用间歇催化转化工艺流程，少数厂采用管式炉连续加压催化转化流程。但随着小合成氨工业的发展和技术的进步。正在开发和推广各种节能革新工艺。应为合成氨生产中能量消耗的费用占总生产成本的75%以上。下面介绍几种合成氨转化工段传统工艺和节能型工艺流程。
换热式二段转化工艺流程
天然气经过加热炉预热和脱硫后，被高温水饱和或添加蒸汽，使水碳比达到2.5以上，再经换热器加热到500~600摄氏度的天然气蒸汽混合气进入换热式一段炉管内，在催化剂作用下，有30%左右的CH4被转化成H2，CO,和CO2，出转化管气体的温度约650摄氏度进入二段转化炉上部混合器，与被加压和预热的富氧空气混合，空气中的氧与一段转化气中的氢迅猛反应。放出大量的反应热，以供给二段炉中甲烷蒸汽催化转化反应的吸热。由二段转化炉出口的转化气温度高达950~1000摄氏度，残余甲烷控制到0.35%以下，再回到一段炉的管间，通过热交换向转化管内提供反应热。温度降至620~640摄氏度出一段炉，再相继经气体换热器和废热锅炉，转化气温度降至360摄氏度左右送中温度换炉进行CO的变换反应。
间歇催化转化工艺流程
天然气间歇催化转化制合成氨原料气分吹风和制气两个阶段循环操作。
吹风阶段：经脱硫并减压到一定0.08~0.1MPa的天然气与罗茨风机送来的空气按一定比例从蜗壳烧嘴的天然气和空气管加入烧嘴，经蜗壳旋转混合进入燃烧炉炉膛燃烧，产生1300摄氏度左右的高温燃烧气，经蓄热炉二段蓄热炉，提高蓄热炉的温度，然后，燃烧气从转化炉顶部进入催化剂床层，燃烧气从转化炉底部出来时温度约850摄氏度，然后进入火管式废热锅炉管内，使管间的软水蒸发，产生0.6~1.0MPa的饱和蒸汽，供转化与交换用汽。出废热锅炉烟气温度为250摄氏度左右，再经软水预热器降至150摄氏度左右通过烟囱放空。
制气阶段：来自罗茨风机的空气与减压至0.1MPa的水蒸汽按比例从燃烧炉膛加入，经蓄热炉加热后，在二段蓄热炉的入口处与减压至0.05~0.08MPa的天然气混合，发生高温非催化反应，温度达950~1000摄氏度进入催化剂层进行催化转化反应，并还原吹风阶段被氧化了的镍催化剂。转化气从转化炉底部出来时约850摄氏度，亦相继经废热锅炉，软水预热器回收余热，降至150摄氏度左右，再经洗气箱，洗气塔冷却至常温送入气柜。[5]
选择的流程介绍：连续催化转化工艺流程（管式炉连续催化转化工艺流程）

此流程就是本设计中选用的流程，详细的介绍如下：
2.2 选择转化工段的工艺流程及原因
原因：换热式二段转化虽然实现了甲烷连续催化转化制气，又取消了专门为提供反应热的燃烧烟气，使得吸热与供热过程融为一体，做到了工艺系统的热能自身平衡外，多余部分用于副产蒸汽，使得转化气降至约360摄氏度送至中温变换炉。没有放空气造成大的大量的低位热能损失。但没有废热锅炉，使得蒸汽的利用没有得到合理的利用，而且热量的需要也很难得到满足。连续催化转化工艺流程（管式炉连续催化转化工艺流程）更好的实现了蒸汽的利用和热量的供给。
连续催化转化工艺流程（管式炉连续催化转化工艺流程）
原料天然气经过脱硫后补充蒸汽，使得混合气水碳比达到3.5左右经混合气预热器，加热至450~550摄氏度进入一段转化炉管内，在镍催化剂作用下进行转化反应。出一段炉的转化气含CH410%，温度750摄氏度左右。反应所需的热量由管外的天然气与空气燃烧供给。燃烧烟气经辐射段后进入对流段依次经过空气预热气，天然气蒸汽混合气预热气，工艺天然气预热器和烟气废热锅炉回收余热温度降至250摄氏度以下经引风机抽入烟囱排至大气。一段转化气集气管进入二段转化炉的上部，与经预热到450~500摄氏度的工艺空气混合。空气中的O2首先与一段转化气中的氢气发生燃烧反应。放出大量的热，使得温度达到1000摄氏度以上。随后，混合气在二段转化炉催化剂的作用下进行自热式甲烷蒸汽转化和部分一氧化碳的变换反应。出二段炉气温度降至900摄氏度左右。CH4含量小于0.5%。二段炉的空气加入量应该控制使得转化气中（CO+H2）/N2略大于3.以满足合成氨生产对原料的需求。
转化气再经废热锅炉回收余热，使得温度降至360摄氏度左右进入中温变换工序。[5]

2.3 合成氨转化工段的工艺流程简图

工艺天然气

脱硫槽
一
段
炉
脱硫槽

燃料天然气
空气

蒸汽
废热锅炉

废热锅炉
二段炉

转化气
引风机

化气转化气

烟囱

第二章 物料衡算
计算按照天然气，水蒸汽，空气传统的两段转化流程。
2.1 一段炉转化计算基础数据及衡算
2.11 基础数据
以100kmol一段炉入口干气量为基准计算。取一吨氨消耗干转化气VH=3000Nm3（标）=133.93kmol。 最后全部折合为1t氨每小时为基准的物料量。
表2-1 天然气组成
组成
CH4
C2H6
C3H8
CO2
N2
H2S
mol %
96.89
1.18
0.13
1.78
0.02
微量
入炉水碳比：R==3.3;
出炉气体CH4含量：8.5%；（干基）
出炉气体压力：P1=1.15MPa（绝）。
物料计算
令：V------------出炉干转化气总量，kmol；
n CO---------出炉气体中CO气量, kmol
n CO2---------出炉气体中CO2气量，kmol
n H2----------出炉气体中H2气量，kmol
n H2O---------出炉气体中水蒸汽量，kmol
2.12 一段转化炉物料衡算
以上表中天然气量为入炉原料气体作元素守恒计算，则有：
碳（C）平衡：出口气总碳量=进口气总碳量
n CO+ n CO2+0.085V=96.89+2x1.18+3x0.13+1.78

n CO+ n CO2+0.085V=101.42 （1-1）
101.42即为入炉气总碳量，按入炉水碳比R=3.3可以得到入炉气是水蒸汽量G为：
G=101.42R=101.42x3.3=334.686
氢（H2）平衡
n H2+ n H2O+2x0.085V=2x96.89+3x1.18+4x0.13+G

n H2+ n H2O+0.17V=193.78+3.54+0.52+334.686
=532.526 (1-2)
氧（O2）平衡
n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=1.78+0.5G

n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=169.123 （1-3）
出炉干转化气总量
V= n CO+ n CO2+n H2+0.085V+0.02

0.915V= n CO+ n CO2+n H2+0.02 (1-4)
一氧化碳平衡
一般一氧化碳变换反应在转换炉出口接近平衡，可以近似按达到平衡处理；其平衡常数可以写成：
PCO2·PH2/PCO·PH2O=Kp
因为 Pi=ni·P1/V
所以n CO2·n H2/ n CO·n H2O=Kp (1-5)
解联立方程（1-1~5）求解，可求出V，n CO， n CO2 ，n H2 ，n H2O。解方程按以下步骤计算：首先假设出炉温度T1为760℃，并由氮肥工艺设计手册-理化数据分册第572页查出Kp=1.180，将Kp代人式（1-1~5）得到方程组如下：
n CO+ n CO2 +0.085V=101.42
（1-1） n H2+ n H2O+0.17V=193.78+3.54+0.52+334.686
=532.526 ( 1-2 )
n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=169.123 （ 1-3 ）

0.915V= n CO+ n CO2+n H2+0.02 ( 1- 4 )

n CO2·n H2/ n CO·n H2O=Kp ( 1-5 )

设n CO为x，n CO2为y，n H2为z，n H2O为a，则
x+y+0.085V=101.42 (1-1)

z+a+0.17V=532.526 (1-2)

0.5x+y+0.5a=169.123 (1-3)

x+y+z-0.915V=-0.02 (1-4)

yz=1.180xa (1-5)
用（1-1）- （1-4）得
z=V-101.44 (1-6)
把（1-6）代人（1-2）得
V-101.44+a+0.17V=532.526
即 a=633.96-1.17V (1-7)
(1-3) - (1-4) 得
-0.5x+0.5a-z+0.915V=169.143 (1-8)
把（1-6）和（1-7）代人（1-8）得
-0.5x+0.5（633.96-1.17V）-(V-101.44)+0.915V=169.143
即x=498.56-1.34V (1-9)
把（1-6） (1-7) (1-9)代入（1-4）得
498.56-1.34V+y+V-101.44-0.915V= -0.02
即 y=1.225V-397.14 (1-10)
把（1-6） (1-7) (1-9) （1-10）代入（1-5）得
（1.225V-397.14）（V-101.44）=1.053(498.56-1.34V)(633.966-1.17V)
0.625V2-1169.3349V+332676.8234=0
V=1520.974（舍弃）或V=349.9616
把V=348.7397代入（1-6） (1-7) (1-9) （1-10）得
x=498.56-1.34x349.9616=29.6111
y=1.225x349.9616-397.14=31.5633
z=349.9616-101.44=248.5219
a=633.966-1.17x349.9616=224.5046 所以
n CO为x=29.6111
n CO2为y=31.5633
n H2为z=248.5219
n H2O为a=224.5046
2.13 一段转化炉出口气体量表
表2-2一段转化炉出口气体量表
组分
kmol
mol%(干)
mol%（湿）
CO
29.6111
8.7229
5.2505
CO2
31.5633
9.2980
5.5967
H2
248.5219
73.2103
44.0667
CH4
29.7468
8.50
5.2746
H2O
224.5046

39.8081
N2
0.02
0.0059
0.0037
V
349.9616
总为100%
总为100%
Vo
574.4662

校核平衡温距
由出一段炉出口参数计算与之相应的CH4水蒸汽转化的平衡常数Kz，而此Kz对应的温度Tz就是此条件下得平衡温度。
Kz= PCO·PH23/PCH4·P H2O=n CO·n H23/n CH4·n H2O · P12/v2
上式中
P1=1.15MP=11.3498atm
所以 Kz=29.6111x248.52193/29.7468x224.5046 · 11.34982/574.46622
=28.5662
由氮肥工艺设计手册-理化数据分册第565页查得Kz对应的平衡温度为Tz在730到735℃之间,用内查法得到Tz=738.6℃ 所以平衡温距 △T=T1-Tz=760-738.6=21.4
在一般转化操作条件下一段转化平衡温距设计按20~30℃取用。新催化剂或活性良好时，△ T实际较小；当催化剂中毒，或使用后期，活性明显衰退后 T1增大。设计应按不利情况考虑。
由于△T=21.4℃，故符合设计要求，不再重新计算，若不符合，则重设T1，直到符合要求为止。（这步我算了很多遍）
2.2 二段炉转化计算基础数据及物料衡算
2.21 基础数据
入炉水碳比：R==3.3;
表2-3 加氮空气组成
组分
N2
O2
Ar
合计
mol %
78
21
1
100

加氮控制量：转化气中氢氮比（H2+CO）/N2=3.1
转化气CH4含量0.3%（干基）；
二段转化炉出口压力：P2=0.9MPa（绝）
2.22 二段转化炉物料衡算
为计算方便，将一段炉，二段炉视为一体作为独立系统建立各有的平衡关系。该系统进入物料有加氢天然气，水蒸汽，加氮空气；出系统物料则为转化气体一项，二段炉出口转化气各组分气体符号同一段炉计算符号，并令F为加氮空气总量，并联立方程如下：
碳（C）平衡：同一段炉
n CO+ n CO2+0.003V=101.42 （2-1 ）

101.42即为入炉气总碳量，按入炉水碳比R=3.3可以得到入炉气是水蒸汽量G为：
G=101.42R=101.42x3.3=334.686

氢（H2）平衡
n H2+ n H2O+2x0.03V=2x96.89+3x1.18+4x0.13+G

n H2+ n H2O+0.06V=193.78+3.54+0.52+334.686
=532.526 ( 2-2 )
氧（O2）平衡
n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=1.78+0.5G+0.21F

n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=169.123 +0.21F （ 2-3 ）
出二段炉干转化气总量
V= n CO+ n CO2+ n H2+0.003V+(0.78+0.01)F+0.02
= n CO+ n CO2+ n H2+0.003V+0.79F+0.02 ( 2-4 )
氮量控制方程（氢氮比）
=3.1

n H2+n CO=2.418F+0.062 ( 2-5 )

一氧化碳变换反应平衡方程

=Kp （ 2-6 ）

联解式（2-1 ~ 6）6式可以解得6个未知数，联解试算步骤与一段转化炉相同。

n CO+ n CO2+0.003V=101.42 （2-1）

n H2+ n H2O+0.06V=193.78+3.54+0.52+334.686
=532.526 (2-2 )

n CO2+0.5 n CO+0.5 n H2O=169.123 +0.21F （2-3）

V= n CO+ n CO2+ n H2+0.003V+0.79F+0.02 (2-4 )

n H2+n CO=2.418F+0.062 (2-5 )

=Kp （2-6）

n CO, n CO2, n H2,n H2O,V, F 这6个未知数分别设为x,y,z,a,V,,F
假设二段炉出口温度为T2=995℃由氮肥工艺设计手册-理化数据分册第572页查出Kp=0.5680，将Kp代人式（2-6）得到方程组如下：
则

x+y+0.003V=101.42 (2-1)

z+a+0.006V=532.526 (2-2)

y+0.5x+0.5a==169.123 +0.21F (2-3)

V=x+y+z+0.003V+0.79F+0.02 (2-4)

z+x=2.418F+0.062 (2-5)

yz=0.5680xa （2-6）

由（2-1）- （2-4）得

z=V-101.44-0.79F (2-7)

把（2-7）代人（2-2）得

V-101.44-0.97F+a+0.06V=532.526
a=633.966-1.06V+0.79F (2-8)

由（2-5）- （2-4）得
0.997V-y=3.388F+0.082
y=-0.082+0.997V-3.388F (2-9)

由（2-3）- （2-4）得
-0.5x+0.5a-z+0.997V=169.143+1.18F （2-10）

把（2-7）和（2-8）代人（2-10）得
-0.5x+0.5(633.966-1.06V+0.79F)- ( V-101.44-0.79F)+0.997V=169.143+1.18F
x=498.56-1.066V+0.55F (2-11)

由（2-2）- 2 *（2-1）得
z+a-2x-2y=329.686 (2-12)

把（2-7） （2-8） （2-9） (2-11) 代入 （2-12）得

V-101.44-0.97F+633.966-1.06V+0.79F- 2（498.56-1.066V+0.55F）- 2（-0.082+0.997V-3.388F）=329.686
即
0.078V=794.28-5.676F

V=10183.0769-72.7692F （2-13）

把（2-13）分别代入（2-7） （2-8） （2-9） (2-11)得

z=10183.0769-72.7692F -101.44-0.79F

z=10081.6369-71.7992F (2-14)

a=633.966-1.06 (10183.0769-72.7692F)+0.79F
a=-10160.0955+78.1053F (2-15)

y=-0.082+0.997(10183.0769-72.7692F)-3.388F
y=10152.4457-75.9389F (2-16)

x=498.56-1.066 (10183.0769-72.7692F)+0.55F
x=-10356.6+78.122F (2-17)

把（2-14） （2-15） （2-16） （2-17）代人（2-6）得

（10152.4457-75.9389）（10081.6369-71.7992）= 0.5680(-10356.6+78.122F) (-10160.0955+78.1053F)
即
1986.5627F2-584230.723F+42586013.58=0

解得 F=160.6612（舍去） 或 F=133.4301

所以n CO=x= -10356.6+78.122F = 67.2256

n CO2=y=10152.4457-75.9389F=19.9113

n H2=z=10081.6369-71.7992F=501.4631

n H2O=a=-10160.0955+78.1053F=261.5018

V=10183.0769-72.7692F=473.4753

2.23 二段转化炉出口气体量表

表2-4 二段转化炉出口气体量表
组成
转化气
工艺空气
kmol
mol%（干 ）
mol%（湿）
kmol
mol%
CO
67.2256
9.6665
7.0250

CO2
19.9113
2.8631
2.0807

H2
501.4631
72.1063
52.4021

H2O
261.5018

27.3265

CH4
1.4204
0.3000
0.1484

N2
104.0955
14.9681
10.8778
104.0755
78
Ar
1.3343
0.1919
0.1394
1.334301
1
O2

28.0203
21
V
473.4753
100
100
133.4301
100
V1
734.9771

校验平衡温距：将结果代入
Kz= PCO·PH23/PCH4·P H2O=n CO·n H23/n CH4·n H2O · P12/v2
得 Kz=3433.2680
由氮肥工艺设计手册-理化数据分册第565页查得Kz对应的平衡温度为Tz在945到950℃之间，用内查法得出 Tz=947.8℃
所以平衡温距 △T=T2-Tz=995-947.8=47.2
一般设计平衡温距为40~50℃之间，合符要求，不再重算。（这步衡算了多次得出）
2.3 以吨氨每小时为计算标准折合指标
因为设计是七万吨合成氨的工艺设计，所以将主要计算结果乘以干转化气消耗定额与干转化气计算量之比，再乘以70000/(330*24)=8.8384：即都乘

(133.94/473.4753) * 8.8384
得出以一吨氨每小时为基准的有关物料总量：
原料天然气：100*(133.94/473.4753)*8.8384=250.0268kmol/h
（5600.6003m3/h（标））
工艺水蒸汽：334.686*(133.94/473.4753)*8.8384=836.8048kmol/h
(15062.4864kg/h）
工艺空气：133.4301*(133.94/473.4753)*8.8384=333.6111kmol/h
（7472.8886 m3/h（标））

一段转化气：349.9616*(133.94/473.4753)*8.8384=874.9979 kmol/h
（19599.9530