甲烷化工艺设计

甲烷化工艺设计
合肥学院
Hefei University
化工工艺课程设计
设计题目：甲烷化工艺设计
系别：化学与材料工程系
专业：化学工程与工艺
学号：
姓名：
指导教师：
2016年6月
目录
设计任务书 (1)
第一章方案简介 (3)
1.1甲烷化反应平衡 (3)
1.2甲烷化催化剂 (3)
1.3反应机理和速率 (4)
1.4甲烷化工艺流程的选择 (6)
第二章工艺计算 (7)
2.1 求绝热升温 (7)
2.2 求甲烷化炉出口温度 (7)
2.3 反应速率常数 (7)
2.4 求反应器体积 (8)
2.5 换热器换热面积 (9)
第三章设备计算 (9)
3.1 甲烷化反应器结构设计 (11)
3.2 计算筒体和封头壁厚 (11)
3.3 反应器零部件的选择 (12)
3.4 物料进出口接管 (13)
3.5 手孔及人孔的设计 (15)
设计心得 (16)
参考文献及附图 (17)
设计任务书
1.1设计题目：甲烷化工艺设计
1.2设计条件及任务
进气量：24000Nm3/h
进料组成（mol%）：
出口气体成分“CO≤5ppm,CO2≤5ppm”
1.3设计内容
变换工段在合成氨生产起的作用既是气体的净化工序，又是原料气的再制造工序，经过变换工段后的气体中的CO含量大幅度下降，符合进入甲烷化或者铜洗工段气质要求。

选定流程
确定甲烷化炉的工艺操作条件
确定甲烷化炉的催化剂床体积、塔径及床层高度
绘图：（1）工艺流程图；（2）甲烷化炉的工艺条件图
1.4设计说明书概要
目录：设计任务书，概述，热力计算，结构设计与说明，设计总结，附录，致谢，参考文献，附工艺流程图及主体设备图一张（要求工艺流程图出A2以上的图，要求主体设备用AutoCAD出A2以上的图）
概述
热力计算（包括选择结构，传热计算，压力核算等）
结构设计与说明
设计总结
附录
致谢
参考文献
附工艺流程图及主体设备图一张
第一章方案简介
合成氨工业是基础化学工业之一。

其产量居各种化工产品的首位。

已成为当今合成氨工业生产技术发展的方向。

国际上对合成氨的需求,随着人口的增长而对农作物增产的需求和环境绿化面积的扩大而不断增加。

合成氨工业在国民经济中举足轻重。

农业生产,“有收无收在于水,收多收少在于肥”。

所以,合成氨工业是农业的基础。

它的发展将对国民经济的发展产生重大影响。

因此,我国现有众多的化肥生产装置应成为改造扩建增产的基础。

今后应利用国内开发和消化吸收引进的工艺技术,自力更生,立足国内,走出一条具有中国特色的社会主义民族工业的发展道路。

CO、CO2、O2等是氨合成催化剂的毒物, 生产中一般要求将氨合成原料气CO 等含氧化合物总量脱除至<10×10- 6。

脱除的方法主要有铜氨液洗涤法( 铜洗法) 、液氮洗涤法和甲烷化法。

甲烷化净化方法与铜洗、液氮洗法相比, 具有流程简单、投资省、运行费用低和对环境基本无污染等优点。

从工艺的合理性以及投资和操作费用等方面来看, 甲烷化是合成氨安全、稳定生产的必然选择。

在合成氨的粗原料气的净化过程中,CO2变换和CO脱除后的原料气尚含有少量的残余的CO，CO2，O2和水等杂质。

为了它们合成催化剂的毒害，原料气在送给往合成之前还需要有一个净化步骤，称为“精练”，精练后规定CO和CO2的含量不超过5ppm。

原料气的精练方法一般有三种，即铜氨液吸收法，甲烷化和深冷液氨洗涤法，铜氨液吸收法是1913年就开始采用的方法，在高压和低温下用铜盐的氨溶液吸收CO，CO2，H2S和氧，然后溶液在减压和加热的条件下再生，甲烷化六十年代才开始的。

虽然催化剂上把CO和CO2加氢成甲烷的研究早已开始，但要消耗用氢气而生成无用的甲烷，所以此法只适用于CO，CO2含量比较低的原料气。

与铜洗法相比，甲烷化具有工艺简单，操作方便，费用低的优点。

工艺流程图：
1.1甲烷化反应平衡
在甲烷化炉内，主要发生甲烷化反应：
CO+3H2=CH4+ H2O+206.16KJ
（1）
CO2+3H2=CH4+2 H2O+165.08KJ
（2）
当原料气有氧存在时，氧和氢反应生成水，
即：O2+2 H2=2H2O+241.99KJ
（3）
某种条件下：CO还可能与催化剂中的镍生成羰基。

即：Ni+4CO=Ni(CO)4
（4）
甲烷化反应平衡常数随温度而下降，但在常用的范围（240-420℃）内，平衡常数很大。

为此，要求甲烷化出口气体CO和CO2含量低于5ppm是完全可能的。

CO与催化剂中的镍生成羰基镍的反应是放热且体积缩小的反应。

通过实验表明，在CO含量小于0.5％时，如果发生反应温度在200℃以上不可能有羰基镍形成。

鉴于甲烷化反应体系的在200℃以上
进行，因而正常情况下不会有反应（4）的发生。

1.2甲烷化催化剂
甲烷化反应体系甲烷蒸汽转化存在逆反应，因而甲烷化反应催化剂和蒸汽转化一样，都是以镍作为活性组分。

但是甲烷化在更低的温度下进行，催化剂需要更高的活性，故催化剂中活性组分的镍含量较高，通常达到15-35％（以镍记）。

有时也加入稀土元素做促进剂，为了使催化剂具有相当的耐热性。

为此，催化剂常载有耐火材料。

目前，甲烷催化剂国内外有多种类型，我们选择G-65型催化剂，使用之前，先用氢或脱碳原料气还原，反应为：
NiO+H2=Ni+ H2O+1026KJ
(5)
NiO+CO= Ni+CO2+38.5KJ
(6)
虽然还原反应的热效应不大，但一经还原后催化剂就具有了活性，甲烷化反应就可以进行了，有可能造成升温过高，为此，还原时尽可能控制碳氧化合物含量在1%以下。

还原后的镍催化剂会自燃，要防止其与氧化性
气体接触，当前面的工序出现事故时，有高浓度的碳氧化合物进入甲烷化炉中，床层会迅速上升，这时应立即放空并切断原料气。

另外，还原后的催化剂不能用含CO的气体升温，以防止低温生成羰基镍，影响催化剂的活性。

硫、砷和卤都能使催化剂中毒，他们的量即使是微量也会大大降低催化剂的活性与寿命，由于本流程有脱硫工序获降低温度变换工序，因此，正常情况下，不会发生甲烷化催化剂中毒，只要气体碳氧化合物含量合乎指标，催化剂也不会出现高温烧结。

甲烷化催化剂的活性损失多与脱碳有关，少量的液滴带入甲烷化炉几乎不可避免，一般不会造成盐类遮盖催化剂表面，导致活性严重损失，甲烷化催化剂的寿命一般在3-5年。

1.3 反应机理和速率
CO甲烷化：
研究表明CO甲烷化吸附中间形态，指出吸附中间产物有三种：
（1）易于吸附的CO甲烷和氧等；
（2）CO歧化为易于加氧的碳原子；
（3）不能反应的聚合碳。

并比较了甲烷化速率与形成了碳加氧速率后指出，甲烷化低温下由碳形成速率控制，高温加氧速率控制，反应机理如下：
CO +[ ]——[CO]
（5） [CO]+[ ]——[O]+[C]
（6） [C]+H 2——[CH 2]——CH 4
（7）
[O]+ H 2——H 2O
（8）
利用（6）的平衡公式和（8）的速率相等的关系可推知：
R CH4=
CO
CO CO O H CO P K P P K ⋅+⋅⋅12
2
2
式中：K m = K
m 2
/1⎪⎪⎭
⎫
⎝
⎛⋅⋅m h CO S K K K K
对于高和直径相等均为3.11mm 的G-65催化剂。

常压下的CO 甲烷化速率表达式：
R CH4=
⎪
⎭
⎫
⎝⎛⋅+⎪
⎭⎫
⎝⎛-⋅⨯T y T y CO CO 1219exp 915.511167exp 10309.17
式中y co 为气体中CO 的分率。

1.3.2 CO 2甲烷化机理如下：
CO 2+[ ]−−
→←2
kco [CO 2] （10）
[CO 2] +[ ]−→←
ks
[CO]+[O +
] （11）
[CO]+ H 2KS [C]+[O]
（12）
[C] + H 2Km [CH 2] −−→
−快速
CH 4 （13）
[O +]+ H 2Kh H 2O
（14）
[O]+ H 2−→−Kh
H 2O
（15）
由于上述机理可知：CO 2的甲烷化系先在催化剂上分解成CO ，然后按CO 甲烷化机理进行反应，同理可推得：
R CH4=O
H H CO CO CO
H CO P Kpho K P K
P P K 2222
2212
/1⋅++⋅⋅+⋅⋅
式中K CO2（h
CO S S h m R K K K K R
2⋅'
⋅⋅'）1/3,高和直径均为
3.18mm 的G-65催化剂常压实验所得的CO 2甲烷
化速率表达式：
R CH4=
⎪
⎭
⎫
⎝⎛⋅+⎪
⎭⎫
⎝⎛-⋅⨯T y T y co co 2284exp 797.219602exp 1066.8224
（16）
1.3.3 CO 2与CO 混合气体的甲烷化混合气体的反应机理为：
[CO] + [ ]−−
→←KCO
[CO] [CO] + H 2−→←Rh
H 2O [CO]+[ ]−→←KS
[C]+[O]
[C] + H 2−→−Rm
[CH 2]
−
−→−快速CH 4
CO 2 + [ ]−−→←2
KCO [CO 2]
[O +] + H 2−→−'h
R H 2O
[CO 2]+[ ]−−→
←''S
K [CO]+[ O +] 由此可知。

CO 2甲烷化首先在催化剂上分解成CO ，然后进行甲烷化，而CO 2与CO 分别甲烷化的速度主要取决于吸附的[O]和[O +]加氢的速率相对大小，实验表明：CO 优先甲烷化的趋势，只有在P co 远低于P co 2时，两者才能以相当的速率进行。

1.4
甲烷化工艺与流程的选择
甲烷化的压力通常随中低变和脱碳的压力而定，本设计以给的的压力为2.53MPa.进入甲烷化炉气体组成以给，即：
甲烷化反应器的温度的入口温度受到羰基全集形成的起燃温度的限制，必须高于200℃，同时考虑高的转化率和能量消耗， 我们选择入口温度260℃左右。

这样也给操作有一个较适合的波动范围。

甲烷化的流程主要有两种类型，即外加热与内加热型。

根据计算，只需要原料含有碳氧化合物0.5-0.7%，甲烷化反应放出的热量可足够将进口气体预热到所需要的温度。

这就是内热型的依据，考虑到原料气中碳含量有时较上述低，尚需外供热源，这就是外热型的可取处。

取二者之长，我们选用如下流程，先用甲烷化反应后出口气体温度上升，余下的温差在用高变气体加热直待入口气体温度达到260℃，流程图后附。

名称 H 2 N 2 CO CO 2
含量
74.25%
25.30%
0.30% 0.15%
第二章 工艺计算
2.1求绝热温升Λ
根据公式Λ=-ΔHRN 。

/iCpi N ∑
式中：Cpi 为各组分定压摩尔热容单位J/mol·k ，根据公式
Cp=a+bT+cT 2+dT 3可计算得：
i
H 2 N 2
C O C O 2
（J/ mol·k ）Cp
29.13 30.41 30.38 45
.4
1
代入上式得：
52
.2281
.2929
.6710022.041.45004.038.309938.02/)04.3013.29(0022.01008.165333.0004.01016.206667.033==⨯+⨯+⨯+⨯⨯⨯+⨯⨯⨯=Λ℃
考虑到进入甲烷化炉气体中可能含有少量氧和其它综合因素，我们取Λ=30℃
2.2求甲烷化炉出口气体温度T
T=T 0+Λx
式中To 为甲烷化炉进口气体温度T 0=260O C ，x 为CO 和CO2的转化率
T=T 0+Λx
290
0066
.0100066.0302606
=-⨯+=-T ℃
2.3反应速率常数K
甲烷化反应机理和动力学较为复杂，而且还包含内外扩散的影响。

为了适应工程的简便计算，常假定与CO 和CO 2含量成一定一级关系，以一氧化碳甲烷化为例，反应速率与一氧化碳的关系为：
—R
dVco dV
= 0
R
Vdy dV =K co
y
式中：V 和V co 分别为总容积流量m 3/h ，k 为表观反应速率常数，因催化剂型号而异，co
y 为气
体中CO 的含量，积分上式可得：
K =S
V lg （y co 1+2y co 21）/（y CO2+2y co 22）
甲烷化表观反应速率常数K 不仅与温度有关，还随压力增大而增加，查在常压下“甲烷化催化剂G —65的反应速率常数与温度的关系：”曲线
在我们的范围内取K =1300k -1，把具体数据代入得：
450lg 10
51051015.0103.0lg 13006
62
2Vs Vs =⨯+⨯⨯+⨯=----
1
30.490653
.21300
-•==
h m Vs
2.4 求反应器体积V R
S
V =0R
V V
式中：0
V 为气体体积流率
由已知条件进气量为24000Nm 3/h ，转化为2.53Mpa ，260℃以后为：
11
1
PV T =
22
2
PV T ⇒
h m V V /1.187615.5331053.215.273240001013253226=⇒⨯⨯=⨯-
所以：R
V =0
S
V V =3
83.30
.4901
.1876m = 查甲烷化G —65的压力校正系数曲线图，在2.53Mpa 下，压力校正系数c 1=3.5，再取余量c 2=1.46，得实际反应体积V R
3597.146.15
.383
.3m V R =⨯=
2.5换热器 (A ，B)的换热面积
下图为换热器事例图：
高蒸汽440℃ 260℃
320℃
出甲烷化炉290℃
求等压摩尔热容Cp
我们以进炉气为研究对象，在70—160℃，
mA
T =388K ，查得：
i
H 2 N 2
C O C O 2
（J/ mol·k ）Cp
28.53 29.60 29.34 41.0
0 在160—2600C ，mA
T =483K ，查得：
i H 2 N 2 CO CO 2 （J/ mol·k ）Cp
28.92
30.11
29.97
43.8
4
求摩尔流率N ：
A
N =s mol /62.2973600
4.221000
24000
=⨯⨯ B
N =A
N =297.62mol/s
求吸收热率Q
由公式；Q=()N Cpi yi •••∑Δt 得：
)
70160(]0015.000.41003.034.299955.02/)60.2953.28[(62.297-⨯⨯+⨯+⨯+⨯=A Q
s
j /1079.75⨯=
B
Q =)160260(]0015.084.43003.097.299955.02/)11.3092.28[(62.297-⨯⨯+⨯+⨯+⨯ =s
j /10
79.85
⨯
求平均温度Δt m
A ：70℃→160℃
B ：160℃→260℃ 200℃←290℃ 320℃←440℃
Δt m A
=130130
1302
+=℃ Δt m B
=
180160
169.8180ln 160
-=℃
求换热面积S
Q 吸
=Q 放
=K·S·Δt m
根据经验；在mA
T =388K 时，取K A
=400w/m 2·℃
在mA
T =483K 时，取K B
=350 w/m 2·℃
把具体数据代入得：
2
5
98.14130
4001079.7m t K Q S mA A A A =⨯⨯=∆⨯= 2
5
79.148
.1693501079.8m t K Q S mB B B B =⨯⨯=∆⨯=
第三章 设备计算
3.1甲烷化反应器结构设计
塔径
V S =1.75m 3=1750L
选择容器长径比D
H =2.8:1,则: V S =
2200
8.24
4
3
4
=⨯=
∏∏D H
D
D=D i =1000mm 即筒体内径为1000mm 塔高H =2.8D =2800mm
工作压力工作温度设计压力设计温度
工作压力2.53Mpa ,当中压范畴 设计压力p =2.53⨯1.1=1.1p 工作 =2.78Mpa 工作温度T =330℃ 设计温度t =T +20℃=350℃
圆柱形筒体及立封头材料选用A3R
支撑式支座选用A3F
塔体保温层厚度为σis =50mm ,保温材料比重r n =300kgf/m 3 甲烷化反应器安置进出气管和其他接管见装备图.
3.2 按设计压力计算筒体和封头壁厚
公式S 0=[]p
PD t
i -φσ2
其中S 0 :容器的理论计算壁厚 mm
P:设计压力 MPa
[]t σ:设计温度下筒体的许用压力
MPa
查表《钢板许用压力》350℃下许用压力为97MPa 焊接系数φ 采用双面对接焊比较好 φ=0.85
壁厚附加量C C =C 1+C 2+C 3
C 1:钢板负偏差 C 1=0.8mm
C 2:腐蚀裕量 C 2=1mm
C 3:加工减薄量 C 3=0
3.2.3理论计算壁厚S
S 0=
[]p PD t
i -φσ2=mm 3.1878.285.0972100078.2=-⨯⨯⨯ 3.2.4实际计算壁厚S 0 Sc=S 0+C =18.3+C 1+C 2+C 3=18.3+1.8=20.1mm
圆套后钢板实际壁厚20mm
强度检验
S PD 2/=σ<[]t
σ满足壁厚 即P （D i +S ）/2S =2.78×1020/2×20=70.89MPa
70.89MPa <[]t
σ=97MPa 壁厚满足
封头的设计计算
根据筒体选用标准椭圆形封头,这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h 0，查表得 h 0=50mm 又i i h D 2=2=>D i
=4h i m m D h i i 2504
10004=== h i :封头内壁曲面高度
同椭圆壁厚设计一样 S =20mm
封头总高 h =S 0+h i +h 0=20+250+50=320mm
选用椭圆形封头作用:
① S 封=S 筒,加工安装方便;
② 承压能力好;
③ 成型加工方便.
3.3 甲烷化反应器零部件标准设计选用
法兰联结的设计选用
法兰联结由两个法兰，垫中和若干个螺栓螺头。

MPa P g 45.2= 工作温度 C T 0300=
查 mm D D i g 1000==
查《压力容器法兰的分类和规格》 22—1
《乙形平焊法兰的允许工作压力》22—4
允许工作压力1.57MPa ，类型：乙型平焊法兰，规格 JB1159—82。

根据工作介质，选用凹凸型密封面较好，代号“T”。

垫面材料选用石棉橡胶板，尺寸从表22—6《压力容器法兰用垫圈尺寸》
查法：垫圈外径D =165mm ，
垫圈内径d =1015mm
联接螺栓为M20，共30个，材料为A3，螺头材料用A2。

所以，选用的法兰标准代号：法兰Y16—1000 容器的支座
首先粗略计算支座负荷。

炉体总量Q =Q 1+Q 2+Q 3+Q 4+Q 5
a .炉体量Q 1
,1000mm D g =mm S 20=筒体，没m 2重1540.47牛顿。

2796.818.2m DH S =⨯⨯==ππ
T KN Q 382.1548.13154796.81
==⨯= b ．封头重Q 2
T
KN r Q 121.021.154.122/22==⨯⨯=π 填充催化剂重量Q 3
t L L Kg Q 38.2200.2/13=⨯=
保温层重量t m m Kg Q 159.0529.0/300334=⨯=
人孔及附件重量Q 5
人孔约重2KN 合0.02t
支座及其它总和重1.04t
那么，设备总重Q 为：
Q =Q 1+Q 2+Q 3+Q 4+Q 5
=1.382+0.121+0.159+2.2+1.05(t )
=4.992t
由于甲烷化炉是立式容器，选用支承式支座材料选用A 3F
查表22—9《支承式支座尺寸》
得，支座2.5 TB1168-81
3.4物料进出口接管
气体进口接管
采用可拆Ф219×6的无缝钢管，法兰
Pg25Dg200HG5012-58
查表6《管法兰尺寸》螺栓 数量 12，直径M22 接口出应力集中系数计算如下：
3.0/206==s t 标准封头8.1=α
575.0205008.150062219=⨯-==S R R αγρ
查《球壳上安装平齐接管应力集中曲线》得应力集中系数，K =3.4
峰值应力MPa K 03.24189.704.3max =⨯==σσ
按极限原则考虑，材料的350
][25.2σ MPa 25.2189725.2][25.2=⨯=σ
∵][25.2max σσ
条件
∴必须补强 选用Dg 200×15补强圈（JB1207-73）进行补强 气体出口管
选用Ф159×4.5无缝钢管
管法兰标记为：Pg250Dg150 HG5012-58
管口处应力集中系数计算如下：
225.020/5.4/==s t
416.0205008.15005.421598.1=⨯⨯-==s R r r ρ
插《球壳上安装平齐接管应力集中曲线》得应力集中系数 K =2.8
2050078.28.2max ⨯⨯==s PR K σ
=Mpa 6.194
2.25[σ]350=Mpa 75.2189725.2=⨯
][25.2max
σσ 所以，不需补强。

制动测量仪表接口
a ．压力表的选用
b ．温度计的选用
选用公称直接Dg=5带有法兰联结的热电偶。

具体装置图。

查表6《管法兰尺寸》，选用φ3235⨯的无缝钢管，具体尺寸见图标记Pg25Dg25,HG5012-58数量4，直径M12
3.5手孔或人孔的设计计算
人孔与手孔设计一项即可,现以设计选用人孔. 人孔主要有筒节,法兰和盖板构成.
查表《化工容器及设备简名设计手册》
当D i =1000mm 人孔公称直径 Dg=450mm
工作系统压力 2.53Mpa.人孔标准按公称压力
2.5Mpa 设计.密封压紧面采用A 型.
吊盖选用水平吊盖.
根据人孔及反应器体尺寸,设计开孔应力集中系数ρ,所需数据如下:
开孔半径r=mm 53.231)153.212(2
480
=--- 筒节=mm 47.8153.212=--
甲烷化反映器R=500mm
壁厚 s=20mm
于是开孔系数ρ=R r s R =315.220500
50053.231=
t/s =4235.020
47.8
由《化工设备机械基础》图20-11 查得应力集中系数k=4.8
不补强最大应力 S R p k ⋅=max σ
Mpa 68.3462050078.28.4=⨯⨯ 根据极限设计要求
max σ[]35025.2σ≤
令2.25[]σ=2.25×97=218.25Mpa
max σ>2.25[]σ
所要补强,采用补强圈补强,取厚度为15mm 钢板,则他的有效厚度s’=15－0.8=14.2,则补强圈的壳体总厚度为:
s r
=s+s’=20+14.2=34.2mm 根据t/ s r =2
.3447.8=0.25 ρ=R r s R =2.3450050053.231=1.63
查《化工设备机械基础》图20-11查得应力集中系数 K =4.9
最大应力max
σ=K r s R p
⋅=4.9×r
s 50078.2⨯=199.2Mpa max σ<2.25[]σ=218.25
所以用15mm厚的钢板作补强是合适的.
从《化工设备机械基础》图20-2补强尺寸查得补强圈内外径分别是:
D1=484 （内径）
D2=760 （外径）
设计心得
本设计为合成氨工艺中的甲烷化这一工艺段的设计。

在设计过程中，我们参阅教材并收集了大量的相关资料,并应用热力学的方法计算及搜集相关的物性数据参数，经过多次分析比较得出我们认为合理可行的方案、并完成设计的。

工艺尺寸的选取等参阅有关工艺的设计方法和借鉴相关设计经验，并绘制了相应的工艺流程图。

这次的工艺设计使我更加扎实的掌握了有关甲烷化工艺方面的知识，在设计过程中虽然遇到了一些问题，但经过一次又一次的思考，一遍又一遍的检查终于找出了原因所在，也暴露出了前期我在这方面的知识欠缺和经验不足。

实践出真知，通过亲自动手制作，使我们掌握的知识不再是纸上谈兵。

鉴于我们的知识与经验的不足，难免有些不合理的地方，纰漏之处还请老师批正！
工艺课程设计给我很多专业知识以及专业技能上的提升，让我感触很深。

使我对抽象的理论有了具体的认识。

通过这次课程设计，我掌握了甲烷化的技术方法；熟悉了化工设备尺寸的设计；加深
了化工原理相关内容的理解，比如塔高、塔径的确定，换热面积的计算等。

通过这次的课程设计，不仅培养了我们独立思考、动手操作的能力，在各种其它能力上也都有了提高。

更重要的是，在实验课上，我们学会了很多学习的方法。

而这是日后最实用的，真的是受益匪浅。

我们不仅可以学到很多很多的东西，同时还可以巩固了以前所学过的知识，而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。

这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。

实验过程中，也对团队精神的进行了考察，让我们在合作起来更加默契，体会到团队精神的重要性。

通过相互之间的合作和交流，大家集思广益使事情做起来事半功倍。

参考文献
1.化工过程及设备设计,华南理工大学出版社，1986年
2.化工工艺设计手册。

国家医药管理局上海医药设计院，1986年
3. 化工手册编委会编。

化工手册（第一篇），化学工业出版社，1980年
4.石油化学工业部化工设计院主编．《小氮肥厂设计手册》．石油化学工业出版社，
1979年
5. 石油化学工业部化工设计院主编．《氮肥工艺设计手册》．理化数据分册．石油
化学工业出版社，1977年
6. 张成芳著，《合成氨工艺与节能》，华东化工学院出版社，1988年
7. 化工第四设计院，《小型氮肥装置新技术选编》，1992年
8. 陈劲松等编，《小型合成氨厂变换工段操作数据手册》，化学工业出版社，1991
9. 向德辉等编，《化肥催化剂实用手册》，化学工业出版社，1992年
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