畢業設計題目：年產二十萬噸合成氨轉化工段設計學院：化學與材料工程專業：化學工程與工藝姓名：學號：指導老師：完成時間：2014年5月20日1緒論1.1合成氨轉化工段簡述1.1.1概述氨是1794年由J.普里斯特利在加熱氯化銨和石灰混合物時候發現，1784年C-L．伯托利確定氨由氮和氫組成。19世紀中葉，煉焦工業興起，生產焦炭的工程中制得了氨。雖然可以從副焦爐氣中回收氨，但是這樣的回收的氨量不能滿足需求，促使人們研究新的得到氨的方法。慢慢發展有：電弧法，氰化法，合成氨法。氨，或稱“氨氣”，分子式為NH3，是一種無色氣體，有強烈的刺激氣味。極易溶于水，常溫常壓下1體積水可溶解700倍體積氨。氨對地球上的生物相當重要，它是所有食物和肥料的重要成分。氨也是所有藥物直接或間接的組成。氨有很廣泛的用途，同時它還具有腐蝕性等危險性質。由于氨有廣泛的用途，氨是世界上產量最多的無機化合物之一，多于八成的氨被用于制作化肥。由于氨可以提供弧對電子，所以它也是一種路易斯堿。我國合成氨工業的發展情況：解放前我國只有兩家規模不大的合成氨廠，解放后合成氨工業有了迅速發展。1949年全國氮肥產量僅0.6萬噸，而1982年達到1021.9萬噸，成為世界上產量最高的國家之一。近幾年來，我國引進了一批年產30萬噸氮肥的大型化肥廠設備。我國自行設計和建遣的上海吳涇化工廠也是年產30萬噸氮肥的大型化肥廠。這些化肥廠以天然氣、石油、煉油氣等為原料，生產中能量損耗低、產量高，技術和設備都很先進。1.1.2合成氨生產技術的發展合成氨生產技術的發展分為四個階段。階段一是合成氨的原料構成是從固體燃料為主轉移到以氣體燃料和液體燃料為主，階段二是生產規模向大型化發展，表現在：(1)單系列合成氨裝置的大型化。(2)熱能體現了綜合利用。(3)高度生產自動化。階段三是低能耗新工藝。合成氨，除了原料天然氣，石油，煤炭等一次能源以外，整個生產過程還需要消耗較多的電力，蒸汽等二次能源，而且用量又很大。現在合成氨能源消耗費用占生產成本費用的70%以上，因而能耗是衡量合成氨技術水平好經濟效益的重要標志。階段四是生產自動化。合成氨生產特點之一是工序多，連續性強。為了保證能夠長周期的安全生產，對過程控制提出更高的要求，從而發展到把全流程的溫度，壓力，流量，物位和成分五大參數的模擬儀表，報警，連鎖系統實行顯示和監視控制。1.1.3合成氨轉化工段天然氣轉化法主要反應天然氣是指儲藏于地層較深的部位的可燃氣體，而與石油共生的天然氣常稱為油田氣。它們的主要成分均可用CnHm來表示。它在高溫下與水蒸氣作用生成以H2和CO為主要組分的粗原料氣，其反應為：其中還有一個反應，這兩個反應為制取粗原料氣的主要反應。1.1.4合成氨轉化工段分為兩段的原因天然氣合成氨轉化工段要求較高。第一，由于天然氣的轉化深度高要求CH4的含量小于百分之零點五，導致反應溫度與水碳比要求很高，反應設備一下難以達到要求。第二，氣體組成的要求較高，二段轉化爐中要燃燒空氣，補充氮氣，使得H2+CO/N2基本達到3：1，波動范圍不能過大，同時為反應提供大量的燃燒熱，從而達到轉化任務，CH4含量低于0.5%。1.1.5合成氨轉化工段設計的主要設備一段轉化爐一段轉化爐是烴類蒸汽轉化法制氨的關鍵設備之一，它是由若干根反虛管與加熱室的輻射段以及回收熱量的對流段兩個主要部分組成。二段轉化爐二段轉化爐為一立式圓筒，殼體材質是碳鋼，內襯耐火材料，爐外有水夾。1.2生產流程的選擇1.2.1轉化工段工藝流程介紹到目前為止，全國近百個以天然氣為原料的小合成氨廠中大多數仍采用間歇催化轉化工藝流程，少數廠采用管式爐連續加壓催化轉化流程。但隨著小合成氨工業的發展和技術的進步。正在開發和推廣各種節能革新工藝。應為合成氨生產中能量消耗的費用占總生產成本的75%以上。下面介紹幾種合成氨轉化工段傳統工藝和節能型工藝流程。換熱式二段轉化工藝流程：天然氣經過加熱爐預熱和脫硫后，被高溫水飽和或添加蒸汽，使水碳比達到2.5以上，再經換熱器加熱到500～600攝氏度的天然氣蒸汽混合氣進入換熱式一段爐管內，在催化劑作用下，有30%左右的CH4被轉化成H2，CO，和CO2，出轉化管氣體的溫度約650攝氏度進入二段轉化爐上部混合器，與被加壓和預熱的富氧空氣混合，空氣中的氧與一段轉化氣中的氫迅猛反應。放出大量的反應熱，以供給二段爐中甲烷蒸汽催化轉化反應的吸熱。由二段轉化爐出口的轉化氣溫度高達950～1000攝氏度，殘余甲烷控制到0.35%以下，再回到一段爐的管間，通過熱交換向轉化管內提供反應熱。溫度降至620～640攝氏度出一段爐，再相繼經氣體換熱器和廢熱鍋爐，轉化氣溫度降至360攝氏度左右送中溫度換爐進行CO的變換反應。間歇催化轉化工藝流程：天然氣間歇催化轉化制合成氨原料氣分吹風和制氣兩個階段循環操作。吹風階段：經脫硫并減壓到一定0.08-0.1MPa的天然氣與羅茨風機送來的空氣按一定比例從蝸殼燒嘴的天然氣和空氣管加入燒嘴，經蝸殼旋轉混合進入燃燒爐爐膛燃燒，產生1300攝氏度左右的高溫燃燒氣，經蓄熱爐二段蓄熱爐，提高蓄熱爐的溫度，然后，燃燒氣從轉化爐頂部進入催化劑床層，燃燒氣以轉化爐底部出來時溫度約850攝氏度，然后進入火管式廢熱鍋爐管內，使管間的軟水蒸發，產生0.6-1.0MPa的飽和蒸汽，供轉化與交換用汽。出廢熱鍋爐煙氣溫度為250攝氏度左右，再經軟水預熱器降至150攝氏度左右通過煙囪放空。制氣階段：來自羅茨風機的空氣與減壓至0.1MPa的水蒸汽按比例從燃燒爐膛加入，經蓄熱爐加熱后，在二段蓄熱爐的入口處與減壓至0.05—0.08MPa的天然氣混合，發生高溫非催化反應，溫度達950～1000攝氏度進入催化劑層進行催化轉化反應，并還原吹風階段被氧化了的鎳催化劑。轉化氣從轉化爐底部出來時約850攝氏度，亦相繼經廢熱鍋爐，軟水預熱器回收余熱，降至150攝氏度左右，再經洗氣箱，洗氣塔冷卻至常溫送入氣柜。原料天然氣經過脫硫后補充蒸汽，使得混合氣水碳比達到3.5左右經混合氣預熱器，加熱至450～550攝氏度進入一段轉化爐管內，在鎳催化劑作用下進行轉化反應。出一段爐的轉化氣含CH410%，溫度750攝氏度左右。反應所需的熱量由管外的天然氣與空氣燃燒供給。燃燒煙氣經輻射段后進入對流段依次經過空氣預熱氣，天然氣蒸汽混合氣預熱氣，工藝天然氣預熱器和煙氣廢熱鍋爐回收余熱溫度降至250攝氏度以下經引風機抽入煙囪排至大氣。一段轉化氣集氣管進入二段轉化爐的上部，與經預熱到450～500攝氏度的工藝空氣混合。空氣中的02首先與一段轉化氣中的氫氣發生燃燒反應。放出大量的熱，使得溫度達到1000攝氏度以上。隨后，混合氣在二段轉化爐催化劑的作用下進行自熱式甲烷蒸汽轉化和部分一氧化碳的變換反應。出二段爐氣溫度降至900攝氏度左右。CH4含量小于0.5%。二段爐的空氣加入量應該控制使得轉化氣中(CO+H2)/N2略大于3以滿足合成氨生產對原料的需求。轉化氣再經廢熱鋦爐回收余熱，使得溫度降至360攝氏度左右進入中溫變換工序。選擇的流程介紹：連續催化轉化工藝流程（管式爐連續催化轉化工藝流程）此流程就是本設計中選用的流程，詳細的介紹如上。1.2.2選擇轉化工段的工藝流程及原因原因：換熱式二段轉化雖然實現了甲烷連續催化轉化制氣，又取消了專門為提供反應熱的燃燒煙氣，使得吸熱與供熱過程融為一體，做到了工藝系統的熱能自身平衡外，多余部分用于副產蒸汽，使得轉化氣降至約360攝氏度送至中溫變換爐。漫有放空氣造成大的大量的低位熱能損失。但沒有廢熱鍋爐，使得蒸汽的利用沒有得到合理的利用，而且熱量的需要也很難得到滿足。連續催化轉化工藝流程（管式爐連續催化轉化工藝流程）更好的實現了蒸汽的利用和熱量的供給。連續催化轉化工藝流程即為管式爐連續催化轉化工藝流程。河南城建學院本科畢業設計物料衡算2物料衡算計算按照天然氣，水蒸汽，空氣傳統的兩段轉化流程。2.1一段爐轉化計算基礎數據及衡算2.1.1基礎數據以l00kmol一段爐入口干氣量為基準計算。取一噸氨消耗干轉化氣VH=3000NM3（標）=133.93kmol。最后全部折合為1t氨每小時為基準的物料量。表2-1天然氣組成組成CH4C2H6C3H8CO2N2H2Smol%96.891.180.131.780.02微量入爐水碳比：R=∑C=3.3；出爐氣體CH4含量：8.5%；（干基）出爐氣體壓力：P1=1.15MPa（絕）。物料計算令：V出爐干轉化氣總量，kmol;nCO出爐氣體中CO氣量，kmol;nCO2出爐氣體中CO2氣量，kmol;nH2出爐氣體中H2氣量，kmol;nH2O出爐氣體中水蒸汽量，kmol。2.1.2一段轉化爐物料衡算以上表中天然氣量為入爐原料氣體作元素守恒計算，則有：碳(C)平衡：出口氣總碳量=進口氣總碳量：(2-1)101.42即為入爐氣總碳量，按入爐水碳比R=3.3可以得到入爐氣是水蒸汽量G為：G=101.42R=101.42×3.3=334.686氫(H2)平衡：(2-2)氧（O2）平衡：(2-3)出爐干轉化氣總量：(2-4)一化碳平衡：一般一氧化碳變換反應在轉換爐出口接近平衡，可以近似按達到平衡處理，其平衡常數可以寫成：因為所以(2-5)解聯立方程(2-1～5)求解，可求出V，，，，。解方程按以下步驟計算：首先假設出爐溫度T1為760℃，并由氮肥工藝設計手冊一理化數據分冊第572頁查出Kp=l.180，將Kp代人式（2-1～5）得到方程組如下：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設nCO為x，為y，為z，為a，則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V－101.44+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=0V=1520.974（舍棄），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為x=29.6111n為y=31.5633n為z=248.5219nH2O為a=224.50462.1.3一段轉化爐出口氣體量表表2-2一段轉化爐出口氣體量表組分Kmolmol%(干)mol%(濕)CO29.61118.72995.2505CO231.56339.29805.5967H2248.521973.210344.0667CH429.74688.50005.2746H2O224.504639.8081N20.02000.00590.0037V349.9619總為100%總為100%V-o574.4662校核平衡溫距由出一段爐出口參數計算與之相應的水蒸汽轉化的平衡常數Kz，應的溫度Tz就是此條件下得平衡溫度。上式中P1=1.15MP=11.3498atm此.由氮肥工藝設計手冊一理化數據分冊第565頁查得Kz對應的平衡溫度為Tz在730到735℃之間，用內查法得到Tz=738.6℃。所以平衡溫距=760-738.6=21.4℃。在一般轉化操作條件下一段轉化平衡溫距設計按20～30℃取用。新催化劑或活性良好時，△T實際較小；當催化劑中毒，或使用后期，活性明顯衰退后T1增大。設計應按不利情況考慮。由于△T=21.4℃，故符合設計要求，不再重新計算，若不符合，則重設T1，直到符合要求為止。（這步我算了很多遍）2.2二段爐轉化計算基礎數據及物料衡算2.2.1基礎數據入爐水碳比：R=∑C=3.3；表2-3加氮空氣組成組分N2O2Ar合計mol/%78211100加氮控制量：轉化氣中氫氮比(H2+CO)/N2=3.1；轉化氣CH4含量0.3%（干基）；二段轉化爐出口壓力：P2=0.9MPa（絕）2.2.2二段轉化爐物料衡算為計算方便，將一段爐，二段爐視為一體作為獨立系統建立各有的平衡關系。該系統進入物料有加氫天然氣，水蒸汽，加氮空氣；出系統物料則為轉化氣體一項，二段爐出口轉化氣各組分氣體符號同一段爐計算符號，并令F為加氮空氣總量，并聯立方程如下：碳(C)平衡：同一段爐nCO+n+0.003V=101.42(2-11)101.42即為入爐氣總碳量，按入爐水碳比R=3.3可以得到入爐氣是水蒸汽量G為：G=10l.42R=101.42×3.3=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)出二段爐干轉化氣總量：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（氫氮比）：=2.418F+0.062(2-15)一氧化碳變換反應平衡方程：（2-16）聯解式(2-1-6)6式可以解得6個未知數，聯解試算步驟與一段轉化爐相同。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這6個未知數分別設為x，y，z，a，V，F假設二段爐出口溫度為T2=995℃由氮肥工藝設計手冊一理化數據分冊第572頁查出Kp=0.5680，將Kp代人式(2-16)得到方程組如下：則：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=V－101.44－0.79F（2-17）把(2-17)代人(2-12)得：V－101.44－0.97F+a+0.06V=532.526a=633.966－1.06V+0.79F(2-18)由(2-15)-(2-14)得0.997V－y=3.388F+0.082y=-0.082+0.997V－3.388F(2-19)由(2-13)－(2-14)得-0.5x+0.5a－z+0.997V=169.143+1.18F(2-20)把(2-17)和(2-18)代人(2-20)得-0.5x+0.5×（633.966－1.06V+0.79F)－(V－101.44－0.79F)+0.997V=169.143+1.18Fx=498.56－1.066V+0.55F(2-21)由(2-12)－2×(2-11)得z+a－2x－2y=329.686(2-22)把(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)代入(2-22)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=794.28－5.676FV=10183.0769－72.7692F(2-23)把(2-23)分別代入(2-17)，(2-18)，(2-19)，(2-21)得z=10183.0769－72.7692F－101.44－0.79Fz=10081.6369－71.7992F(2-24)a=633.966－1.06×(10183.0769－72.7692F)+0.79Fa=-10160.0955+78.1053F(2-25)y=-0.082+0.997×(10183.0769－72.7692F)－3.388Fy=10152.4457－75.9389F(2-26)x=498.56－1.066×(10183.0769－72.7692F)+0.55Fx=-10356.6+78.122F(2-27)把(2-24)，(2-25)，(2-26)，(2-27)代人(2-26)得(10152.4457－75.9389)×(10081.6369-71.7992)=0.5680×(-10356.6+78.122F)×(-10160.0955+78.1053F)1986.5627－584230.723F+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=10152.4457－75.9389F=19.9113n=z=10081.6369－71.7992F=501.4631n=a=-10160.0955+78.1053F=261.5018V=10183.0769－72.7692F=473.47532.2.3二段轉化爐出口氣體量表表2-4二段轉化爐出口氣體量表組成轉化氣工藝空氣Kmolmol%(干)mol%（濕）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校驗平衡溫距：將結果代入得Kz=3433.2680由氮肥工藝設計手冊一理化數據分冊第565頁查得Kz對應的平衡溫度為Tz在945到950℃之間，用內查法得出Tz=947.8℃。所以平衡溫距：△T=T2-Tz=995-947.8=47.2一般設計平衡溫距為40～50℃之間，合符要求，不再重算。（這步衡算了多次得出）2.3以噸氨每小時為計算標淮折合指標因為設計是二十萬噸合成氨的工藝設計，所以將主要計算結果乘以干轉化氣消耗定額與干轉化氣計算量之比，再乘以200000/(330×24)=25.2525即都乘(133.94/473.4753)×25.2525，得出以一噸氨每小時為基準的有關物料總量：原料天然氣：l00×(133.94/473.4753)×25.2525=714.3603kmol/h（16001.6699（標））工藝水蒸汽：334.686×(133.94/473.4753)×25.2525=2390.8641kmol/h(53555.3557kg/h)工藝空氣：133.4301×(133.94/473.4753)×25.2525=953.1719kmol/h(21351.05(標)）一段轉化氣：349.9616×(133.94/473.4753)×25.2525=2499.9869kmol/h(55999.7072（標））574.4662×(133.94/473.4753)×25.2525=4103.751kmol/h(91924.0216(標))含蒸水汽二段轉化氣：473.4753×(133.94/473.4753)×25.2525=5250.3851kmol/h(75763.9649(標))734.9771×(133.94/473.4753)×25.2525=3382.3199kmol/h(117608.6273(標)）含水蒸汽物料計算結果匯總于圖一中。河南城建學院本科畢業設計熱量衡算3熱量衡算3.1計算基準和計算方法同物料衡算，先以l00koml一段轉化爐進口氣為基準，而后將結果乘以(133.94/473.4753)×25.2525折合為一噸氨每小時為基準。計算方法：由于反應較為復雜，并且壓力不同，可以忽略壓力對熱效應的影響。為簡化計算，擬采用統一的基準焓（或生成焓）計算。以P=latm，t=25℃為基準的氣體的統一基準焓計算式為：(3-1)式中為氣體在在TK的統一基準焓，kcal/kmol(4.1868kJ/kmol)；該氣體在25℃下的標準生成熱，kcal/kmol(4.1868kj/kmol)；T絕對溫度，K；氣體的等壓比熱容，kcal/(kmol℃)氣體等壓比熱容與溫度的關系有以下經驗式：+…(3-2)式中，,，…為氣體的特性常數。將(3-2)代人(3-1)積分得統一基準焓的計算通式：…(3-3)式中常數，，，與氣體的特性常數及標準生成熱的關系為：現在將有關氣體的計算常數列到表3-1中。采用氣體的統一基準焓進行熱能夠量平衡，不必考慮系統中反應如何進行，步驟有多少，只要計算出過程始態和末態焓差，即得出該過程的總熱效果：△H=(始一()末）式中；△H過程熱效應，其值為正值時為放熱，為負值是為系統吸熱，kcal；nf始態或末態i氣體的千摩爾數，kmol；H1始態濕度或末態溫度下i的基準焓kcal/kmol。表3-1氣體統一基準焓（通式）常數表分子式a0a1a2a3a4O2-1.90318×1045.802982.15675×10-3-7.40499×10-71.08808×10-10-2.11244×1037.20974-5.55838×10-44.84590×10-7-8.18957×10-11H2O-6.00360×1047.110921.29319×10-31.28506×10-7-5.78039×10-11N2-1.79673×1036.469035.1864×10-42.03296×10-7-7.65632×10-11CO-2.83637×1046.266278.98694×10-45.04519×10-7-4.14272×10-11CO2-96377.888676.3695.05×10-3-1.135×10-60Ar-1481.258884.986000CH4-1.96251×1043.35968.49588×10-3-7.11247×10-7-2.54873×10-11C2H6-2.21485×104-0.10392.40804×10-2-7.78185×10-61.14415×10-9C3H8-2.73961×104-1.265473.68744×10-2-1.28499×10-51.97668×10-93.2一段轉化爐熱量平衡3.2.1進入混合氣帶入焓設混合氣入爐溫度為480℃，根據天然氣物料表2-1得各天然氣組分量及水蒸汽量G列于計算表3-2。Hi用(3-3)求得：表3-2一段爐進口混合氣焓計算表分子式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合計100434.686-19443519.09注：lkcal=4.1868kj混合氣帶入焓為：=-19443519.09×(133.94/473.4753)×25.2525=-138896792.6kcal/()=-581533091.4kj/()3.2.2一段轉化氣帶出焓一段轉化氣溫度760℃，根據一段爐物料平衡表2-2中各組分量列于計算表3-3。Hi用(3-3)求得表3-3一段轉化焓計算表分子式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合計100574.4662-14235248.1664注：lkcal=4.1868kj一段氣體帶出焓：Hi=-14235248.1664×(133.94/473.4753)×25.2525=-101690969.8kcal/)=-425759752.4kj/()3.2.3燃料天然氣量計算由于輻射段熱負荷==-581533091.4－(-425759752.4)kj/()=-155773339kj/()=-37205822.82kcal/()燃料天然氣量計算：燃料天然氣組成見表2-1。由各組分氣體的低熱值計算燃料氣低熱值為：=0.9689×8555+0.0118×15226+0.0013×21795=8496.9398kcal/m3（標）=35574.9876（標）輻射段熱效率以燃料天然氣總熱值的48%計，則需燃料氣量為：v==155773339/(0.48x35574.9876)=9122.3585（標）/（）燃料總熱值：=35574.9876x9122.3585=324527789.6kj/()=77512130.88kcal/()3.3二段轉化爐熱量平衡3.3.1一段轉化氣帶入焓=-425759752.4kj/()3.3.2工藝空氣帶入焓設空氣入爐溫度為480℃，依據表2-3工藝空氣組分表各組分量，列空氣帶入焓表3-4。表3-4空氣帶入焓計算分子式mol/%,kmol,kcal/kmol(480),kcalN278104.07553244337620.922O22128.0203304985433.8947Ar1.01.334322603015.518合計100133.4301426070.3347注：lkcal=4.1868kj空氣帶入焓為=426070.3347×(133.94/473.4753)×25.2525=3043677.568kcal/()=12743269.24kj/()3.3.3二段轉化氣帶出焓二段轉化氣出爐溫度為995℃，按二段爐氣體出口表2-4中轉化氣組成列于轉化氣帶出焓計算表3-5Hi用(3-3)求得：表3-5轉化氣焓計算表分子式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合計100956.952-14027452.64注：lkcal=4.1868kj轉化氣帶出焓：=-14027452.64×(133.94/473.4753)×25.2525=-100206560.9kcal/()=-419544829.3kj/()二段爐熱量平衡=-101690969.8+3043677.568－(-100206560.9)=1559268.688kcal/()=6528346.059kj/()△H為正，說明有多余的熱量放出作散熱損失（包括一段轉化氣入二段爐夾套及表面散熱）。3.4天然氣預熱器負荷計算3.4.1天然氣帶入焓由于目前小型合成氨廠天然氣壓力一般較低，故以入預熱器溫度為40℃計，由天然氣組成表2-1天然氣各組分量列預熱器入口氣體焓計算。表3-6天然氣焓計算表(1)40℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcalCH496.8996.89-17764-1756681.96C2H61.181.18-20047-23655.46C3H80.130.13-24551-3191.63CO21.781.78-93915-167168.7N20.020.021022.04合計100100-1950695.71注：lkcal=4.1868kj天然氣帶入焓：=-1950695.71×(133.94/473.4753)×25.2525=-13934996.86kcal/()=-58343044.87kj/()3.4.2天然氣帶出焓脫硫溫度按420℃計，組分量同表3-6，列天然氣焓計算表(2)，見表3-7：表3-7天然氣焓計算表(2)，420℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcalCH496.8996.89-13510-1336003.91.181.18-12978-15314.040.130.13-14378-1869.141.781.78-89896-160014.880.020.02-279955.98合計100100-1513145.98注：lkcal=4.1868kj天然氣帶出焓：=-1513145.98×(133.94/473.4753)×25.2525=-10809315.05kcal/()=45256440.25kj/()天然氣預熱器熱負荷：=-13934996.86－(-10809315.05)=-3125681.81kcal/()=-13086604.6kj/()3.5混合氣預熱負荷計算3.5.1天然氣帶入焓設脫硫熱量損失使得氣體溫度降至390℃，則天然氣焓計算表(3)見表3-8表3-8天然氣焓計算表(3)，390℃分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcal96.8996.89-13918-1376351.021.181.18-13676-16137.680.130.13-15383-1999.791.781.78-90246-160637.880.020.02257951.58合計100100-1555074.79注：lkcal=4.1868kj天然氣帶入焓：=1555074.79×(133.94/473.4753)×25.2525=-11109340.62kcal/()=-46512587.29kj/()3.5.2水蒸汽帶入焓水蒸汽按1.275MPa（表）飽和蒸汽計，其焓值為666.2kcal/kg,0℃時水蒸汽化熱為597.3kcal/kg，故當以0℃之水為基準時，水蒸汽焓應為666.2－597.3=68.9kcal/kg。設水蒸汽在t℃時統一基準焓為，0℃時查（或算）H=-57955kcal/kmol，則有：(-57955)=68.9×18.02所以：=68.9×18.02-57995=-56753.442kcal/kmol由統一基準焓表可以查得相當于其焓值的溫度為154℃。所以蒸汽帶入焓=2390.804×(-56753.442)=-135689637kcal/()=-568105372.1kj/()式中2390.804為以一噸氨每小時為基準的水蒸汽耗量，kmol/h。混合氣帶出焓混合氣帶出焓即：=-138896792.6kcal/()=-581533091.4kj/()3.5.3混合氣預熱器熱負荷=-11109340.62+(-135689637)－(-138896792.6)=-7902185.02kcal/()=-33084868.24kj/()3.6工藝空氣預熱器熱負荷計算工藝空氣帶入焓：由于進入空氣考慮凈化除油，不回收壓縮熱，按40℃計算，列空氣焓計算表3-9。表3-9工藝空氣焓計算表分子式mol/%,kmol,kcal/kmol,kcal78104.075510210615.7012128.02031042914.1112Ar11.334375100.0725合計100133.430113629.8847注：lkcal=4.1868kj工藝空氣帶入焓：=13629.8847×(133.94/473.4753)×25.2525=97365.3081kcal/()=407649.0718kj/()工藝空氣帶出焓：=3043677.568kcal/()=12743269.24kj/()工藝空氣預熱器熱負荷：空氣預熱器熱負荷：=97365.3081－3043677.568=-2946312.26kcal/()=-12335620.17kj()3.7燃燒煙氣計算3.7.1燃燒空氣量計算理論空氣量計算：燃料天然氣量：=9122.3585（標）/()=407.2481kmol/()其組成見表2-1燃燒每mol燃料所需理論空氣量為：式中：XH2燃料中的摩爾百分數，%；XCmHn燃料中XCmHn碳氫化合物摩爾百分數，%；21氧在空氣中的摩爾百分數，%。所以：=3850.5825kmol/()=86253.0486（標)/()3.7.2實際空氣量的計算為保證燃料完全燃燒，取空氣過剩系數a=l.1，實際空氣量：=l.l×3850.5825=4235.6408kmol/()=94878.3528（標）/()煙氣量及組成計算略去空氣帶入水分，并按燃料中可燃組分完全燃燒列出燃料·空氣·煙氣平衡計算表3-10表3-10燃料氣空氣煙道氣平衡計算表(1)組分燃料天然氣燃燒空氣煙氣kmolmol%kmolmol%kmolmol%CH4402.727696.89C2H64.80591.18C3H80.52940.13CO27.24901.78421.17689.0713N20.08410.023303.7998783303.799871.1601O2889.48462164.5731.3681Ar42.3564142.35640.9123H2O810.902417.4655合計407.24811004235.64081004642.8841100煙氣溫度計算：最高絕熱燃燒溫度計算：根據熱量平衡有：燃料焓+空氣焓－煙氣焓（時）=0以燃料溫度，空氣溫度都為25℃時，空氣焓=0所以煙氣焓()=燃料焓(25℃)由表3-10得燃料焓：=7.2490×(-94052)+402.7276×(-17889)+4.8059×(-20236)+0.5094×(-24820)=-7996476.028kcal/()=-33479645.83kj/()設煙氣溫度為1900℃，則：=3303.7998×14886+42.3564×9315+421.1768×(-70278)+64.573×15720+810.9024×(-38466)=-10199999.34kcal/()=-42705357.24kj/()=-33479645.83－(-42705357.24)=9202785.164kj/()>0說明還有多余的熱量放出，溫度應當更高，設t=1930℃=3303.7998×15139+42.3564×9464+421.1768×(-69912)+64.573×15995+810.9024×(-38080)=-8872891.819kcal/()=-7996476.028－(-8872891.819)=874237.8637>0說明還有多余的熱量放出，溫度應當更高，設t=1950℃=3303.7998×15476+42.3564×9553+421.1768×(-69647+64.573×16045+810.9024×(-37676)=-7313270.591kcal/()-7996476.028－(-7313270.591)=-483205.419kcal/()<0說明熱量不足，溫度應該在1930～1950℃之間，由兩次試算結果應有：=1930+(1950-1930)/()=1930+20×874237.8637/1559621.22=1941.24℃在最高溫度t=1941.24℃時煙氣的焓值為：=3303.7998×15342+42.3564×9502+421.1768×(-69852)+64.573×15983+810.9024×(-37859)=-7996889.565kcal/()=-33481377.23kj/()-7996476.028－(-7996889.565)=413.5355kcal/()=1731.3905kj/()△H與總值比僅萬分之六，可略去不計，絕熱燃燒溫度=1941.24℃。煙氣出輻射段溫度：煙氣在輻射段放出熱量應當是一段轉化熱與本段熱量損失之和。取熱量損失為燃料低發熱量的4%。設煙氣出輻射段溫度為，則有：=155773339+0.04×324527789.6=168752396.6/()即168752396.6=-33481377.23－168752396.6=-202233773.9kj/(）=48302707.05kcal/()計算結果，當=1016.4℃時=3303.7998×7574+42.3564×4971+421.1768×(-82225)+64.573×7909+810.9024×(-48683)=-48363071.69kcal/()所以t1=1016.4℃對流段煙氣溫度分布計算由于爐內負壓操作，入孔，視孔，煙道漏氣茌所難免，故計算對流段煙道氣溫度時，煙氣量和組成按空氣過剩系數為1.2計算，故實際空氣量為：=1.2×3850.5825=4620.699kmol/()=103503.6576（標）/()比輻射段多用了空氣4620.699－4235.6408=385.0582kmol，所以對流段煙氣量及組成可在原基礎上加上多余空氣各組分量而得：表3-11表3-11對流段煙氣量及組成煙氣組分N2ArCO2O2H2O合計kmol/()3604.226846.2070421.1708145.4295810.90245027.9366mol/%71.6840.9198.37662.892516.1279100煙氣入對流段溫度：設燃料和空氣燃燒前溫度都為25℃，設對流段煙氣焓為，則燃料焓：燃料焓+空氣焓(25℃)-=輻射段熱負荷+損失。其中：=-7996476.028kca/()=37205822.82kcal/()輻射段損失=0.04=0.04×77512130.88=3100485.232kcal/()空氣焓(25℃)為0。所以：對流段煙氣焓：=－－=-799647682-3100485.232=-48302293.48kcal/()=-202232042.4kj/()試算得：=942℃時=145.4295×7342+3604.2268×7050+46.2070×4667+421.1708×(-83125)+810.9024×(-49314)=-48305475.49kcal/()=-202245364.8kj/()因≈，故=942℃以下煙氣經各預熱之后熱損失全部按預熱器熱負荷的5%計算，先以熱平衡求出各預熱器煙氣焓值，而后在試算其溫度，計算方法與上面計算完全相似，此處從略僅將計算結果列于表3-12中。表3-12對流段煙氣溫度分布表煙氣位置預熱器熱負荷kj/()煙氣焓值kj/()溫度℃煙氣段問放熱kj/()對流段進口-202245364.8942空氣預熱器出口12335465.07-215197603.186612952238.31混合氣預熱器出口33082360.27-249934079.2650.734736476.06天然氣預熱器出口13086445.36-263674846.8566.7413740767.63煙氣廢鍋出口50489554.07-378940158.126355265311.293.8轉化工序自產蒸汽量計算3.8.1煙氣廢鍋產汽量及熱負荷煙氣廢鍋產汽量：設煙氣廢鍋段放出的熱量中10%作為散熱和排污損失，產生1.275MPa表壓飽和蒸汽，其焓為666.2kcal/kg。進水溫度90℃，其焓為90.04kcal/kg，則每kg蒸汽需要熱量：=666.2－90.04=576.16kcal=2412.2667kj由表3-12的煙氣放熱Q=55265311.29kj/()故應產蒸汽量為：=0.9Q/=0.9×55265311.29/2412.2667=20619.1049kg/()煙氣廢熱負荷：設軟水總固體為150ppm，排污水中總固體2000ppm，若排污量kg，則有總體平衡有：(G+)×150=2000=150G/(2000-150)=150x20619.1049/1850=1671.8193kg/()排污水焓：197.3kcal/kg廢鍋熱負荷為：0.9×55265311.29+1671.8193×(197.3-90.04)×4.1868=49738780.16+750774.2048=50489554.36kj/()其中49738780.16kj/()為產生蒸汽的有效熱量。轉化氣廢鍋產汽量轉化氣帶入焓：=-100206560.9kcal/()=-419544829.3kj/()轉化氣帶出廢鍋焓：設出廢鍋轉化溫度為360℃，于是可按其組成算得：=501.463l×2339+104.0955x2360+1.3343×1664+19.9113×(-90592)+67.2256×(-24041)+1.4204×(-14314)+261.5018×(-54992)=-16400005.88kcal=(133.94/473.4753)×25.2525=-16400005.88×(133.94/473.4753)×25.2525=-117153714.9kcal/()=-490499173.4kj/()轉化氣方程熱量=-100206560.9－(-117153714.9)=16947154kcal/()=707954344.37kj/()3.8.2轉化氣廢鍋產汽計算設包括二段爐出口管段損失及排污等占總熱量的15%，其它條件同煙氣廢鍋，則產汽量為：kg/()排污量：=150×25001.8759/1850=2027.1791kg/()熱負荷:60311192.71+2027.1791×(197.3-90.04)×4.1868=61225956.34kj/()轉化工序自產蒸汽總量：G==20619.1049+25001.8759=45620.9808kg/()除了自耗用43035.0299kg/()外，尚多出2587.7503kg/()。加上交換，合成產生蒸汽，可以有汽外供。3.9物料，熱量平衡結果原料天然氣消耗：16001.6699((標)）燃料天然氣消耗：9122.3585/((標)）天然氣總消耗：25124.0284/((標))以上定額未計算弛放氣回收燃料熱量，故實際生產管理好者，天然氣總耗量可以在l000m（標）以下。將熱量計算結果匯總后也列于圖一中。圖一物料熱量匯總框圖（以一噸氨每小時為基準）物料名稱原料天然氣原料天然氣工藝蒸汽混合氣一段轉化氣物料組分（%）N20.020.020.00460.0037O2ArH244.0667CO21.781.780.40955.5967CO5.2505CH496.8996.8922.28975.2746C2H61.181.180.2715C3H80.130.131000.0030H2O76.994939.8081流量Kmol/h(干)714.3603714.3603714.36032499.9869Kmol/h(濕)2390.86413105.22444103.751溫度（℃）40390480760壓力（MPa）1.421.371.3751.3461.15統一基準焓(kj)-58343044.87-46512587.29-568098457.3-58126013.3425754570.2物料名稱二段轉化氣燃料天然氣煙道氣工藝空氣工藝空氣物料組分（%）N210.87780.0271.68407878O22.89252121Ar0.13940.919011H252.4021CO22.08071.788.3766CO7.0250CH40.148496.89C2H61.18C3H80.13H2O27.326516.1279流量Kmol/h(干)3382.3199407.2481953.1719953.1719Kmol/h(濕)5250.38514642.8841溫度（℃）9952526340480壓力（MPa）0.90.21.251.15統一基準焓(kj)-419544829.377511187.49-318940158.1407649.071812743269.24河南城建學院本科畢業設計設備的選型計算4設備的選型計算（主要設備）4.1一段轉化爐輻射室計算4.1.1已知條件入爐混合氣：表4-1入爐氣組成組分N2CO2CH4C2H6C3H8H2O平均分子量mol/%0.00460.409522.28970.27150.003076.994929.48入爐壓力：1.346MPa（絕）；入爐溫度：480℃入爐氣量：干氣714.3603kmol/h濕氣714.3603+2390.8614=3105.2244kmol/h出一段爐轉化氣：表4-2一段爐轉化氣組成組分H2N2COCO2CH4H2O平均分子量mol/%44.06670.00375.25055.59675.274639.808124.53一段轉化氣壓力：1.15MPa（絕）；一段轉化氣溫度：760℃；氣量：干氣2499.9869kmol/h濕氣4103.751kmol/h燃料天然氣：表4-3燃料天然氣組成組分CH4C2H6C3H8CO2N2mol/%96.891.180.131.780.02溫度：25℃，壓力：0.2MPa;氣量：407.2481kmol/h=9122.3574m3(標)/h;燃料低熱值；35574.9876kj/(標)。燃燒煙氣：空氣過剩系數：a=1.1表4-4煙氣組成組分N2ArCO202H2O平均分子量mol/%71.16010.91239.07131.368117.465525.65煙氣量：4642.6841kmol/h；理論最高燃燒溫度：1016.4℃轉化管熱負荷：=37205822.82kcal/h=155773339kj/h輻射段熱效率：=48%輻射段熱損失：Qs=3100485.235kcal/h=12981111.58kj/h4.1.2爐型選擇選用項燒大火焰燒嘴方箱爐。該爐型的火焰與轉化管平行，煙氣能均勻由煙道排出。采用適當管間距，火焰不會發生沖擊管子的現象。采用強制通風，燃燒穩定；燒嘴能力大，數量少，控制方便，適于中小合成氨廠使用。燒嘴自上而下噴射燃燒可滿足反應供熱需要，上部煙氣溫度高，管內轉化速度快，吸熱量多，下部煙氣溫度低，管內轉化慢，需要熱量少，轉化管壁溫度基本均勻。對流室設于地面，便于檢修，但占地面積大，需設引風機。爐管選用：Cr25Ni20離心燒鑄管；爐管尺寸：124×ll，有效長度L=10000mm。催化劑選用：Z107，粒度為16×16×6.干氣空速取：4.1.3計算方法天然氣蒸汽轉化反應所需要熱量通過燃料在管外燃燒而得。本設備既是一個反應器，又是一個換熱器，反應和換熱密切相關。由于轉化管內氣體濃度，溫度治爐管軸向變化及轉化反應所需的熱量不均勻，故應將管內反應動力學與燃料燃燒及燃料傳遞關聯起來，，建立數學模型，應用計算機，進行積分計算，以確定管內氣體組成與溫度分布曲線，轉化管壁溫及管外煙氣溫度分布曲線，從而得出輻射室的主要參數。由于分段計算十分繁雜，且其中涉及的催化劑動力學數據也難于取得，故本計算將一段轉化輻射段作為一個整體，按轉化管進，出口氣體溫度和組成，爐管平均壁溫，煙氣離輻射室的溫度進行計算。4.1.4爐膛尺寸確定爐管有效容積，每根管有效容積為：催化劑用量：根據入爐干氣量及選定空速計算催化劑用量為：爐管根數計算：根爐管布置及爐膛尺寸設計：考慮爐體緊湊，減小尺寸，將爐管分成7排布置，每排30根，每排爐管間布燃燒嘴12個，共布燒嘴8排96個。燒嘴與爐管間距取0.7m;各排爐管的管心距取2=0.248m。故爐管（或燒嘴）的排間距為：b==1.38m由此得輻射室尺寸：爐寬：3b+2×0.7=3×1.38+1.4=5.54m爐長：(30-1)×0.248+2×0.25=7.692m爐高：10m4.1.5轉化管內傳熱系數計算轉化管內壁到轉化氣之間的內膜給熱系數，包括輻射給熱系數和對流給熱系數，可由下式計算：(4-1)式中：管內總給熱系數，kcal/()；管內輻射給熱系數，kcal/()；管內對流給熱系數，kcal/()；管內輻射給熱系數計算：=0.1918（4-2）式中：管內壁溫度，℃；（4-3）管壁黑度，=0.8-0.9催化劑黑度，對轉化鎳催化劑=0.6則：=l/(1/0.9+1/0.6-1)=0.5625=0.1918x0.5625×=93.0855kcal/()=108.258W/()管內對流給熱系數計算管內對流給熱系數因條件不同而有不同計算式：當/<0.35,=1000~4000時，=0.813(/)(/)(4-4)式中氣體混合物導熱系數，kcal/()；氣體混合物粘度，kg/()；催化劑當量直徑，m；對圓柱體，直徑為，高度為H時，=(4-5)G氣體空管質量流速，kg/()；轉化管內徑，m。當／>6150<<4500時，=0.0646（4-6）式中催化劑的比表面積，；催化劑空隙率，查圖小合成氨廠工藝設計手冊第297頁圖15-3-1。其余意義同前。當條件不合a，b時，=3.6/(4-7)因本條件下，氣體溫度，組成在管內變化較大，故物性參數采用進口態和出口態的平均計算：進口混合氣：溫度480℃，壓力1.346MPa（絕），根據入爐氣體組成計算出物性參數：=0.655kcal/()；=0.0943kg/()出口氣體溫度760℃，壓力1.15MPa（絕），及氣體組成可得出口氣物性參數：=0.152kcal/()；=0.1206kg/()；=O.6878kcal/(kg℃)；故：=(+)/2=(0.0655+0.152)/2=0.1088()=(+)/2=(0.0943+0.1206)/2=0.1075kg/()又：=3105.2244x29.48/22.5x=55374kg/()由式(4-5)得：==22.0mm=0.022m由/=22.0/102=0.216查圖得：=0.597所以=G/=0.022×55374/0.597×0.1075=18982>4000應按(4-7)計算：=3.6×(0.1088/0.022)×=648.789kcal/()=754.54管內總給熱系數：=93.0855+648.789=741.883kcal/()=862.81爐管平均壁溫計算：管內物料平均溫度：=(480+760)/2=620℃爐管平均熱強度（外徑）計算：==37205822.82/(210×0.124×10)=45503.03=190512.074.1.6爐管外壁平均溫度計算取管內垢熱阻R=O.0002/kcal；管材導熱系數=20kcal/()；則=+(/+/1/R+)=620+(1/862.81+0.011/20+0.0002)×45503.03×124/102=725.6℃爐管內壁平均溫度計算：=620+(45503.03×124)/(862.81×102)=684℃與假設tb=679℃接近，可以不再重算。最高管壁溫度計算：因未采用分段計算，故很準確確定最高外壁溫度的位置及該點的實際熱強度。現按轉化氣出口溫度及爐管平均熱強度來計算，所得最高外壁溫度值比實際出口點外壁溫度偏高。并以此計算值近似的作為爐管的設計溫度。催化劑層徑向導熱系數計算=+kcal/()(4-8)式中不流通情況下催化劑層徑向有效導熱系數，kcal/()；流通情況下催化劑層徑向有效導熱系數，kcal/()；=(4-9)式中：催化劑導熱系數kcal/()；對鎳催化劑入s=l；實驗數據，=0.04；相鄰兩催化劑顆粒間的輻射給熱系數，kcal/()；從空隙到相鄰空隙的催化劑輻射給熱系數，kcal/()；其余符合意義同前。=0.1918（4-10）式中：為催化劑黑度，取為0.6=0.1918×0.6/(2-0.6)×=86.7kcal/()=100.83=0.1918（4-11）式中=0.1918×0.6785×=137.3kcal/()=159.68由式(4-9)得：=(1-0.587)/{1+[1/[(0.152/0.04)+86.7×0.0196]}=1.9229kcal/()=2.4535=(4-12)式中實驗數據為0.12出口氣等壓比熱容，=0.6878kcal/=0.12×0.0196×0.6878×43589=70.514kcal/()=82.007由式(4-8)得：=1.9291+70.514=72.443kcal/()=84.252與管內壁接觸的催化劑表面溫度計算：把催化劑層視為整體導熱，通過爐管內壁的熱強度為：q==37205822.82/(210×3.14×0.102×10)=55317=231602.9管內表面溫度梯度為：=55317/72.443=763.593℃/m=7.64℃/cm假定轉化管的傳熱量是原來的一半，其半徑為內徑的倍的圓周上任一點的熱強度為：=33115=163766.79則=39115/72.443=539.94℃/m=5.51℃/cm催化劑層中的徑向平均溫度梯度為：=0.5[()+()]=0.5×(7.64+5.40)=6.52℃/cm當半徑為0.5=0.051時：△x。=0.05l×(1－）=0.0149m=l.49cm于是轉化管內壁接觸的催化劑層表面溫度為：=t+=760+1.49x6.52=769.71℃爐管內壁溫度計算：(4-13)式中α管壁至催化劑給熱系數，kcal/()；管壁至催化劑輻射給熱系數，kcal/（）；管壁至催化劑對流給熱系數，kcal/()。=0.19188(4-14)=1.I(4-15)設=847℃，則由式(4-14)得=0.1918×0.6/(2-0.6)×=113.33kcal/()=131.803由出口氣體物性參數代人(4-15)得=1.l×(0.152/0.0196)××=508.35kcal/()=589.885α=+=113.33+508.35=621.68kcal/()=723.01代人式(4-13)得=769.71+55317/723.01=846.22℃與假設=847℃接近，不再重算