年产二十万吨合成氨转化工段设计毕业论文.doc

年产二十万吨合成氨转化工段设计毕业论文目 录设计说明IDesign NotesII主要符号说明1 绪 论11.1 合成氨转化工段简述11.1.1 概述11.1.2 合成氨生产技术的发展11.1.3 合成氨转化工段天然气转化法主要反应21.1.4 合成氨转化工段分为两段的原因21.1.5 合成氨转化工段设计的主要设备21.2 生产流程的选择31.2.1 转化工段工艺流程介绍31.2.2 选择转化工段的工艺流程及原因42 物料衡算52.1 一段炉转化计算基础数据及衡算52.1.1 基础数据52.1.2 一段转化炉物料衡算52.1.3 一段转化炉出口气体量表82.2 二段炉转化计算基础数据及物料衡算92.2.1 基础数据92.2.2 二段转化炉物料衡算92.2.3 二段转化炉出口气体量表122.3 以吨氨每小时为计算标淮折合指标123 热量衡算143.1 计算基准和计算方法143.2 一段转化炉热量平衡163.2.1 进入混合气带入焓163.2.2 一段转化气带出焓163.2.3 燃料天然气量计算173.3 二段转化炉热量平衡183.3.1 一段转化气带入焓183.3.2 工艺空气带入焓183.3.3 二段转化气带出焓193.4 天然气预热器负荷计算203.4.1 天然气带入焓203.4.2 天然气带出焓203.5 混合气预热负荷计算213.5.1 天然气带入焓213.5.2 水蒸汽带入焓223.5.3 混合气预热器热负荷233.6 工艺空气预热器热负荷计算233.7 燃烧烟气计算243.7.1 燃烧空气量计算243.7.2 实际空气量的计算253.8 转化工序自产蒸汽量计算293.8.1 烟气废锅产汽量及热负荷293.8.2 转化气废锅产汽计算313.9 物料，热量平衡结果314 设备的选型计算（主要设备）344.1一段转化炉辐射室计算344.1.1 已知条件344.1.2 炉型选择354.1.3 计算方法354.1.4 炉膛尺寸确定364.1.5 转化管内传热系数计算364.1.6 炉管外壁平均温度计算394.1.7 炉管外壁温度计算434.2 一段转化炉对流段计算474.2.1 已知条件474.2.2空气预热器计算484.2.3 烟气废热锅炉计算535 空气预热器换热器的计算575.1 工艺设计计算部分575.1.1 已知条件575.1.2 定性温度与其对应的物性575.1.3 试算和初选换热器的规格575.1.4 核算换热面积585.2 材料的选用部分585.3 结构设计部分595.3.1 壳体，管箱壳体和封头595.3.2 膨胀节595.3.3 接管和开孔补强605.3.4 接管与壳体，管箱壳体的连接605.3.5 接管法兰的要求615.3.6 壳程接管位置最小尺寸615.3.7 管箱接管位置最小尺寸615.3.8 排气，排液管625.3.9折流板的布置和尺寸625.3.10 防冲板645.3.11 拉杆和定距管的尺寸655.3.12 管板，设备法兰655.3.13 垫片665.3.14 管箱675.3.15 支座685.4 换热器主要结构尺寸和计算结果表69设计评述71致 谢72主要参考文献73附 录74主要符号说明 河南城建学院本科毕业设计 绪论 1 绪 论1.1 合成氨转化工段简述1.1.1 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。我国自行设计和建遣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： 其中还有一个反应，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，补充氮气，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，它是由若干根反虚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1.2.1 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500600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9501000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620640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，燃烧气以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0.050.08MPa的天然气混合，发生高温非催化反应，温度达9501000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。 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450550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450500摄氏度的工艺空气混合。空气中的02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。 转化气再经废热锔炉回收余热，使得温度降至360摄氏度左右进入中温变换工序。 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，详细的介绍如上。1.2.2 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。漫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即为管式炉连续催化转化工艺流程。 河南城建学院本科毕业设计 物料衡算 2 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2.1.1 基础数据以l00kmol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CH4C2H6C3H8CO2N2H2Smol %96.891.180.131.780.02微量入炉水碳比：R=C=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; nCO-出炉气体中CO气量，kmol; nCO2-出炉气体中CO2气量，kmol; nH2-出炉气体中H2气量，kmol; nH2O-出炉气体中水蒸汽量，kmol。2.1.2 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： (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=101.423.3=334.686氢(H2)平衡： (2-2)氧（O2）平衡： (2-3)出炉干转化气总量： (2-4)一化碳平衡： 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：因为所以 (2-5) 解联立方程(2-15)求解，可求出V，。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一理化数据分册第572页查出Kp=l.180，将Kp代人式（2-15）得到方程组如下：nCO+0.085V=101.42+0.17V=193.78+3.54+0.52+334.686 =532.526+0.5nC0+0.5=169.1230.915V=nCO+0.02设nCO为x，为y，为z，为a，则 x+y+0.085V=101.42 (2-1) z+a+0.17V=532.526 (2-2) 0.5x+y+0.5a=169.123 (2-3) x+y+z-0.915V=-0.02 (2-4) yz=l.180xa (2-5) 用（2-1）(2-4)得 z=V-101.44 (2-6) 把(2-6)代人(2-2)得 V101.44+a+0.17V=532.526 即a=633.96-1.17V (2-7) (2-3)-(2-4)得 -0.5x+0.5a-z+0.915V=169.143 （2-8)把（2-6）和（2-7）代人（2-8）得-0.5x+0.5(633.96-1.17V)-(V-101.44)+0.915V=169.143即x=498.56-1.34V (2-9)把（2-6），(2-7)，(2-9)代入(2-4)得498.56-1.34V+y+V-101.44-0.915V=-0.02即y=l.225V-397.14 (2-10)把(2-6)，（2-7），(2-9)，（2-10）代入(2-5)得(1.225V-397.14)(V-101.44) =1.053(498.56-1.34V)(633.966-1.17V) 0.625-1169.3349V+332676.8234=0 V=1520.974（舍弃），或V=349.9616把V=348.7397代入(2-6)，（2-7），（2-9），(2-10)得x=498.56-1.34349.9616=29.6111y=l.225349.9616-397.14=31.5633z=349.9616-101.44=248.5219a=633.966-1.17349.9616=224.5046所以：nCO为x=29.6111 n为y=31.5633 n为z=248.5219 nH2O为a=224.50462.1.3 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Kmolmol%(干)mol%(湿)CO29.61118.72995.2505CO231.56339.29805.5967H2248.521973.210344.0667CH429.74688.50005.2746H2O224.504639.8081N20.02000.00590.0037V349.9619总为100%总为100%V-o574.4662校核平衡温距 由出一段炉出口参数计算与之相应的水蒸汽转化的平衡常数Kz，应的温度Tz就是此条件下得平衡温度。 上式中P1=1.15MP=11.3498atm此. 由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第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=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2030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2.2.1 基础数据入炉水碳比：R=C=3.3；表2-3 加氮空气组成组分N2O2Ar合计mol/%78211100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）2.2.2 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nCO+n+0.003V=101.42 (2-11)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=10l.42R=101.423.3=334.686=193.78+3.54+0.52+334.686 =532.526 (2-12)n+0.5nCO+0.5n=1.78+0.5G+0.21Fn+0.5nCO+0.5n=169.123+0.21F (2-13)出二段炉干转化气总量：V=nCO+n+n+0.003V+(0.78+0.01)F+0.02 =nCO+n+n+0.003V+0.79F+0.02 (2-14)氮量控制方程（氢氮比）：=2.418F+0.062 (2-15)一氧化碳变换反应平衡方程： （2-16） 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。nCO+n+0.003V=101.42 （2-11）+n+0.06V=193.78+3.54+0.52+334.686 =532.526 （2-12）+0.5nCO+O.5n=169.123+0.21F （2-13）V= nCO+ n+n+0.003V+0.79F+0.02 （2-14）n+nC0=2.418F+0.062 （2-15） （2-16）nCO，n，n，n，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一理化数据分册第572页查出Kp=0.5680，将Kp代人式(2-16)得到方程组如下：则：x+y+0.003V=101.42 （2-11）z+a+0.006V=532.526 （2-12）y+0.5x+0.5a=169.123 +0.21F （2-13）V=x+y+z+0.003V+0.79F+0.02 （2-14）z+x=2.418F+0.062 （2-15）yz=0.5680xa （2-16） 由(2-11)-(2-14)得：z=V101.440.79F （2-17）把(2-17)代人(2-12)得：V101.440.97F+a+0.06V=532.526a=633.9661.06V+0.79F (2-18)由(2-15) - (2-14)得0.997Vy=3.388F+0.082 y=-0.082+0.997V3.388F (2-19)由(2-13)(2-14)得-0.5x+0.5az+0.997V=169.143+1.18F ( 2-20)把(2-17)和(2-18)代人(2-20)得-0.5x+0.5（633.9661.06V+0.79F)(V101.440.79F)+0.997V =169.143+1.18Fx=498.561.066V+0.55F (2-21)由(2-12)2(2-11)得z+a2x2y=329.686 (2-22)把(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)代入(2-22)得V101.440.97F+633.9661.06V+0.79F2(498.561.066V+0.55F)2(-0.082+0.997V3.388F) =329.686即：0.078V=794.285.676FV=10183.076972.7692F (2-23)把(2-23)分别代入(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)得z=10183.076972.7692F101.440.79Fz=10081.636971.7992F (2-24)a=633.9661.06(10183.076972.7692F)+0.79Fa=-10160.0955+78.1053F (2-25)y=-0.082+0.997(10183.076972.7692F)3.388Fy=10152.445775.9389F (2-26)x=498.561.066(10183.076972.7692F)+0.55Fx=-10356.6+78.122F (2-27)把(2-24)，(2-25)，(2-26)，(2-27)代人(2-26)得(10152.445775.9389)(10081.6369-71.7992) =0.5680(-10356.6+78.122F)(-10160.0955+78.1053F)1986.5627584230.723F+42586013.58=0解得：F=160.6612（舍去），或F=133.4301所以：nCO=x=-10356.6+78.122F =67.2256n=y=10152.445775.9389F=19.9113n=z=10081.636971.7992F=501.4631n=a=-10160.0955+78.1053F=261.5018V=10183.076972.7692F=473.47532.2.3 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Kmolmol%(干)mol%（湿）Kmolmol%CO67.22569.66657.0250CO219.91132.86312.0807H2501.463172.108352.4021H2O261.501827.3265CH41.42040.30000.1484N2104.095514.968110.8778104.075578Ar1.33430.19190.13941.33431O228.020321V473.4753100100133.4301100V1734.9771校验平衡温距：将结果代入得Kz=3433.2680由氮肥工艺设计手册一理化数据分册第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4050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淮折合指标因为设计是二十万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200000/(33024)=25.2525即都乘(133.94/473.4753)25.2525，得出以一吨氨每小时为基准的有关物料总量：原料天然气：l00(133.94/473.4753)25.2525=714.3603kmol/h （16001.6699（标）工艺水蒸汽：334.686(133.94/473.4753)25.2525=2390.8641kmol/h (53555.3557kg/h)工艺空气：133.4301(133.94/473.4753)25.2525=953.1719kmol/h (21351.05(标)）一段转化气：349.9616(133.94/473.4753)25.2525=2499.9869kmol/h (55999.7072（标）574.4662(133.94/473.4753)25.2525=4103.751kmol/h (91924.0216(标)含蒸水汽二段转化气：473.4753(133.94/473.4753)25.2525=5250.3851kmol/h (75763.9649(标) 734.9771(133.94/473.4753)25.2525=3382.3199kmol/h (117608.6273(标)）含水蒸汽物料计算结果汇总于图一中。河南城建学院本科毕业设计 热量衡算 3 热量衡算3.1 计算基准和计算方法 同物料衡算，先以l00koml一段转化炉进口气为基准，而后将结果乘以(133.94/473.4753)25.2525折合为一吨氨每小时为基准。计算方法： 由于反应较为复杂，并且压力不同，可以忽略压力对热效应的影响。为简化计算，拟采用统一的基准焓（或生成焓）计算。以P=latm，t=25为基准的气体的统一基准焓计算式为： (3-1)式中为气体在在TK的统一基准焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；-该气体在25下的标准生成热，kcal/kmol(4.1868kj/kmol)； T-绝对温度，K； -气体的等压比热容，kcal/(kmol)气体等压比热容与温度的关系有以下经验式：+ (3-2)式中，,，为气体的特性常数。将(3-2)代人(3-1)积分得统一基准焓的计算通式： (3-3)式中常数，与气体的特性常数及标准生成热的关系为：现在将有关气体的计算常数列到表3-1中。 采用气体的统一基准焓进行热能够量平衡，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果：H=(始一()末）式中；H-过程热效应，其值为正值时为放热，为负值是为系统吸热，kcal； nf-始态或末态i气体的千摩尔数，kmol； H1-始态湿度或末态温度下i的基准焓kcal/kmol。表3-1 气体统一基准焓（通式）常数表分子式a0a1a2a3a4O2-1.903181045.802982.1567510-3-7.4049910-71.0880810-10-2.112441037.20974-5.5583810-44.8459010-7-8.1895710-11H2O-6.003601047.110921.2931910-31.2850610-7-5.7803910-11N2-1.796731036.469035.186410-42.0329610-7-7.6563210-11CO-2.836371046.266278.9869410-45.0451910-7-4.1427210-11CO2-96377.888676.3695.0510-3-1.13510-60Ar-1481.258884.986000CH4-1.962511043.35968.4958810-3-7.1124710-7-2.5487310-11C2H6-2.21485104-0.10392.4080410-2-7.7818510-61.1441510-9C3H8-2.73961104-1.265473.6874410-2-1.2849910-51.9766810-93.2 一段转化炉热量平衡3.2.1 进入混合气带入焓 设混合气入炉温度为480，根据天然气物料表2-1得各天然气组分量及水蒸汽量G列于计算表3-2。Hi用(3-3)求得：表3-2 一段炉进口混合气焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/mol,kcalCH422.289796.89-12661-1226724.29C2H60.27151.18-11524-13598.32C3H80.00300.13-12284-1596.92CO20.40951.78-89181-158742.18N20.00460.02324464.88H2S微量微量H2O76.9949334.686-53910-18042922.26合计100434.686-19443519.09注：lkcal=4.1868kj混合气带入焓为： =-19443519.09(133.94/473.4753)25.2525 =-138896792.6kcal/() =-581533091.4kj/()3.2.2 一段转化气带出焓一段转化气温度760，根据一段炉物料平衡表2-2中各组分量列于计算表3-3。Hi用(3-3)求得表3-3 一段转化焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(760),kcalCO5.250529.6111-21881-647920.4791CO25.596731.5633-90530-2857452.549H244.0667248.521955411377059.8479CH45.274629.7468-16202-481957.6536H2O39.8081224.5046-51781-11625072.6926N20.00370.02476895.36合计100574.4662-14235248.1664注：lkcal=4.1868kj一段气体带出焓：Hi=-14235248.1664(133.94/473.4753)25.2525 =-101690969.8kcal/) =-425759752.4kj/()3.2.3 燃料天然气量计算由于辐射段热负荷 =-581533091.4(-425759752.4) kj/() =-155773339 kj/()=-37205822.82 kcal/()燃料天然气量计算：燃料天然气组成见表2-1。由各组分气体的低热值计算燃料气低热值为：=0.96898555+0.011815226+0.001321795=8496.9398kcal/m3（标） =35574.9876（标）辐射段热效率以燃料天然气总热值的48%计，则需燃料气量为：v=155773339/ (0. 48x35574.9876)=9122.3585（标）/（）燃料总热值： =35574.9876x9122.3585=324527789.6kj/() =77512130.88 kcal/()3.3 二段转化炉热量平衡3.3.1 一段转化气带入焓 =-425759752.4kj/()3.3.2 工艺空气带入焓 设空气入炉温度为480，依据表2-3工艺空气组分表各组分量，列空气带入焓表3-4。表3-4 空气带入焓计算分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(480),kcalN278104.07553244337620.922O22128.0203304985433.8947Ar1.01.334322603015.518合计100133.4301426070.3347注：lkcal=4.1868kj空气带入焓为=426070.3347(133.94/473.4753)25.2525 =3043677.568kcal/() =12743269.24kj/()3.3.3 二段转化气带出焓 二段转化气出炉温度为995，按二段炉气体出口表2-4中转化气组成列于转化气带出焓计算表3-5Hi用(3-3)求得：表3-5 转化气焓计算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(995),kcalCO7.025067.2256-26356-1771797.914CO22.080719.9113-89746-1786959.53H252.4021501.463170393529798.761CH40.14841.4204-15306-21740.6424H2O27.3265261.5018-49622-12976242.32N210.8778104.09556341660069.5655Ar0.13941.334348186428.6574合计100956.952-14027452.64注：lkcal=4.1868kj转化气带出焓：= -14027452.64(133.94/473.4753)25.2525 = -100206560.9 kcal/() =-419544829.3 kj/()二段炉热量平衡 =-101690969.8+3043677.568(-100206560.9) =1559268.688 kcal/() =6528346.059 kj/()H为正，说明有多余的热量放出作散热损失（包括一段转化气入二段炉夹套及表面散热）。3.4 天然气预热器负荷计算3.4.1 天然气带入焓 由于目前小型合成氨厂天然气压力一般较低，故以入预热器温度为40计，由天然气组成表2-1天然气各组分量列预热器入口气体焓计算。表3-6天然气焓计算表(1) 40分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcalCH496.8996.89-17764-1756681.96C2H61.181.18-200