年产 30 万吨合成氨一氧化碳变换工段物料衡算

惠州学院

HUIZHOU UNIVERSITY

年产

化工设计作业

30 万吨合成氨一氧化碳变换工段物料衡算

姓名：刘善艺（070602121） 刘文雄（070602122）

刘誉华（070602123） 宋伟琴（070602124）

指导教师： 王春花 提交日期： 2010年 11 月 2 日

目录

1.前言 ............................................................................................................................................... 1 2.一氧化碳变换方案 ........................................................................................................................ 2

2.1变换原理 ............................................................................................................................. 2 2.2 变换流程 ............................................................................................................................ 2 2.3变换反应的化学平衡 ......................................................................................................... 3

2.3.1变换反应的化学平衡计算 ...................................................................................... 3 2.1.2平衡含量的计算 ...................................................................................................... 3

3.变换工艺的计算 ............................................................................................................................ 3

3.1 中变炉的计算 .................................................................................................................... 3

3.1.1已知条件及计算基准 .............................................................................................. 3 3.1.2 中变炉物料计算 ..................................................................................................... 4 3.1.3 中变炉一段催化剂层物料计算 ............................................................................. 5 3.1.4 中变炉二段催化剂层物料计算 ............................................................................. 7 3.1.5 中变炉三段催化剂床层物料计算 ......................................................................... 8 3.2.低变炉的物料衡算 ............................................................................................................. 9

3.2.1已知条件 .................................................................................................................. 9 3.2.2低变炉的物料衡算 .................................................................................................. 9 3.3. NHD脱碳法 .................................................................................................................... 11

3.3.1 NHD脱碳法物料衡算 .......................................................................................... 11 设计结果一览表 ..................................................................................................................... 12 致谢......................................................................................................................................... 13 参考文献： ............................................................................................................................. 14

1.前言

本设计为年产30万吨合成氨的一氧化碳变换的初步设计，一氧化碳不是合成氨生产所需要的直接原料，而且在一定条件下还会与合成氨的铁系催化剂发生反应，导致催化剂失活。因此，在原料气使用之前，必须将一氧化碳清除。一氧化碳变换是在一定温度、压力下，使半水煤气中CO在催化剂作用下，与水蒸气反应转化为H2和CO2达到除去绝大部分CO，同时制得等量H2。一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。

一氧化碳的变换是一个可逆的放热反应，因此，温升对反应不利，在催化剂活性范围内提高温度可加快反应速度，在同一气体组成和汽气比的条件下选择适宜的温度有利于一氧化碳平衡变换率的提高，以达到最佳的反应效果及最合理的催化剂用量。催化剂的活性温度越低，在相同条件下，CO的平衡变换率越高，即变换气中含CO越低，从而可节省蒸汽用量。

[1]

1

2.一氧化碳变换方案

2.1变换原理

一氧化碳变换是在一定温度、压力下，使半水煤气中CO在催化剂作用下，与水蒸气反应转化为H2和CO2达到除去绝大部分CO，同时制得等量H2。清除一氧化碳分两步进行，第一步是大部分一氧化碳先通过一氧化碳中温变换反应

CO + H2O（g）= CO2 + H2

经中温变换，残余的CO可降至3%左右.第二步是再通过低温变换，将3%的CO降至0.3%左右。

[2]

2.2 变换流程

半水煤气经脱硫后由压缩机三段出来，温度35℃、压力1.8MPa、半水煤气经油水分离器进入饱和热水塔下塔，自下而上经过填料层，于自上而下淋洒的热水逆流接触，提高起饱和水汽量。经过换热器热换热，使半水煤气温度在320℃、汽气比0.5左右进入变换炉一段床层进行变换反应，出一段温度在482℃左右。在第一、二段床层间装有冷凝水喷头，半变换气显热将冷凝水蒸发为水蒸汽，温度降至360℃进入变换炉二段床层，出二段温度在405℃左右进入中间换热器管内与半水煤气换热后温度为350℃进入三段床层。经过三段反应后，出口温度在359℃左右，变换器中CO含量在3%以下。再经低温变换后，CO可降至0.3%左右。再经低温变换的气体组分通过脱碳塔脱去CO2,使其含量降至3%。

冷凝水 半水煤气 饱和热水塔 中温变换炉一段 中温变换炉二段 中温变换炉三段 中温变换炉 脱碳塔 低温变换炉

图1 一氧化碳变换的物料衡算流程图

2

2.3变换反应的化学平衡

2.3.1变换反应的化学平衡计算

由于CO变换反应是在常压或压力不高的条件下进行的，故计算平衡常数时各组分分压表示已足够准确。

Kp=

pco2?pH2pco?pH20?yco2?yH2yco?yH20

-64

lgKp=3994.704/T+12.220227lgT-0.004462T+0.67814×10T-36.72508

式中：pCO 、pH2O 、pCO2 、pH2 ——分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2各组分的分压； yCO 、yH2O 、yCO2 、yH2 ——分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 摩尔分数。

2.1.2平衡含量的计算

现以1 mol湿原料气为基准ya 、yb、yc 、yd 分别为CO、H 2 O、CO 2和H 2 的摩尔分数，xp为CO的平衡转化率，则各组分平衡含量分别为：ya - ya xp ，yb- yaxp ，yc- ya xp ，和yd - ya xp 。所以

Kp=

pco2?pH2pco?pH20?(yc?yaxp)(yd?yaxp)(ya?yaxp)(yb?yaxp)

已知温度及初始组成，则可根据上叙关系计算CO的平衡变换率xp 及系统平衡组成。 生产中可测定原料气及变换气中一氧化碳的含量，而由下式计算一氧化碳的实际变换率X：

X=

?ya?ya?100% ?)ya(1?ya[3]

式中: ya 、ya′——分别为原料气及变换气中一氧化碳的摩尔分数（干基）。

3.变换工艺的计算

3.1 中变炉的计算

3.1.1已知条件及计算基准

年产30万吨合成氨生产能力（一年连续生产330天）：

3

日生产量：300000/330/24=37.88t/h 计算基准：37.88t/h氨

表 1 半水煤气组成(干)

组成 % N m/h Kmol/h (2)压力

进工段半水煤气压力 1.80MPa 进工段蒸汽压力 2.5 MPa （3）温度

进系统半水煤气温度 35℃ 进中变炉一段催化剂气体温度 320℃ 过热蒸汽温度 350℃ 出中变系统变换气温度 40℃ 精练来循环水温度 70℃ 出系统变换气（干）中CO含量 3.0 %

3H2 38.38 CO 30.52 CO2 8.47 O2 0.21 N2 21.88 CH4 0.56 合计 100 48898.080 38884.350 10791.633 262.508 27873.998 710.174 127420.744 2182.950 1735.908 481.769 11.719 1244.375 31.704 5688.426 3.1.2 中变炉物料计算

设氧与氢在变换炉一段催化剂内完全燃烧生成水，由：

O2+2H2=2H2O

知，实际参加CO变换反应的半水煤气量为：

127420.744-3VO2=127420.744－3×262.508=126632.556Nm/h

则干变换气量应为

V变=V?V?yco?X

式中：V——半水煤气体积；

yCO ——混合气中CO含量，体积%； CO总变换率为：

X=（VCO-VˊCO）×100/[100+VˊCO]VCO] ×100%

式中yCO =127420.744×30.52%/126632.556=30.71%

X=（30.71-3.0）×100/[（100+3.0）×30.71] ×100%=87.6%

4

3

则V变 =126632.556×（1+30.71%×87.6%）=160699.196 N m3/h

CO变换总量：

126632.556×30.71%×87.6%=34066.640 N m3/h/h =1520.832Kmol/h

变换气中CO的量：

126632.556×30.71%－34066.640=4822.124 N m3/h =215.273 Kmol/h

总蒸汽比计算：设中变炉出口温度为362℃，平衡温距取为20℃ t=362+20=382℃.

CO的变换反应式为 CO+ H2O= CO2 + H2 设 a b c d 则a=30.52 c=8.47 d=38.38

CO的反应量△CO=30.52×87.6%=26.74/N m/h /100N m/h干半水煤气，查表得382℃时Kp=14.37。

Kp=PCO2PH2O/(PCOPH2O)=(C+△CO)(d+△CO-2×O2)/[(a-△CO)(b-△CO+2×O2) 代入数据，得：

[8]

3

3

(8.47?26.74)(38.38?26.74?2?0.21)?14.37

(30.52?26.74)(b?26.74?2?0.21)解得b=68.26 即汽：气=68.26：100

需总蒸汽量（包括喷水的冷凝水量）：

127420.744×68.26%=86977.404 N m/h =3882.920Kmol/h

3

3.1.3 中变炉一段催化剂层物料计算

入炉蒸汽比（汽/气）计算：设CO一段催化剂层转化率为56%，且O2在一段催化剂层与氢气完全燃烧生成水， 则CO反应量为：

CO=30.52×56%=17.09N m/h/100 N m/h（干半水煤气）

CO总反应量：

127420.744×17.09/100=218311.205 N m/h=9746.036Kmol/h

设体出一段催化剂层温度为482℃平衡温距40℃，出口气体平衡温度为482+40=522℃，查得522℃的Kp=4.2496。则：

[3]

3

3

3

Kp=PCO2PH2O/(PCOPH2O)=(C+△CO)(d+△CO-2×O2)/[(a-△CO)(b-△CO+2×O2)] 代入数据，得：

(8.47?17.09)(38.38?17.09?2?0.21)=4.2496

(30.52?17.09)(b?17.09?2?0.21)解得 b=39.93

5

即汽：气 =39.93 入炉蒸汽量

127420.744×39.93/100=50879.280 N m/h=2271.396Kmol/h

表2 入炉湿气组成

组成 % 33

H2 27.419 CO 21.803 CO2 6.051 O2 0.147 N2 15.630 CH4 H2O 合计 100 0.398 28.552 N m/h 48898.080 38884.350 10791.633 262.508 27873.998 710.174 50879.28 178300.024 Kmol/h 2182.950 1735.908 平衡变换率计算及出一段催化剂层组成，设482℃的CO平衡变换率为Xp查得Kp=5.723。

[3]

481.769 11.719 1244.375 31.704 2271.396 7959.822 则：

Kp=PCO2PH2O/(PCOPH2O)=(C+△CO)(d+△CO-2×O2)/[(a-△CO)(b-△CO+×O2)] 代入数据，得：

Kp=

(6.051?21.803Xp)(27.419?21.803Xp?2?0.147)?5.723

(21.803?21.803Xp)(28.552?21.803Xp?2?0.147)解上式得 Xp=60.61%

实际变换率为平衡变换率的56%/60.61%=92.39%

出一段催化剂干气体量： 127420.744+218311.205-262.508×3=148409.294 N m/h 出一段催化剂剩余蒸汽量：50879.28-218311.205+262.508×2=29666.101 N m/h =1324.380Kmol/h

表3 出一段催化剂层湿气组成

组成 % 333

H2 39.39 CO 9.61 CO2 18.29 N2 15.65 CH4 0.40 H2O 16.66 合计 100 N m/h 70149.139 17108.275 32567.709 27873.998 710.174 29666.101 178075.395 Kmol/h 3131.653 763.774 1453.910 1244.358 31.706 1324.398 7949.800 操作线计算：由一段催化剂变换率及平衡计算结果知： 一段入口气体温度 320℃ 一段出口气体温度 480℃ 一段入口CO变换率 0 一段出口CO变换率 56%

6

3.1.4 中变炉二段催化剂层物料计算

中间冷激过程的物料计算 a.冷凝水喷淋量。

（68.26-39.93）×127420.744/100=36060.245 N m/h=1609.832Kmol/h

表4 入二段催化剂床层气体组成

组成 % 33

H2 32.76 CO 7.99 CO2 15.21 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 30.69 合计 100.00 N m/h 70149.139 17108.275 32567.709 27873.998 710.174 65726.346 214135.640 Kmol/h 3131.653 763.774 1453.910 1244.358 31.706 2934.223 9559.624 a.设CO在二段催化剂床层的变换率为56%，出二段催化剂乘气体温度为403℃，入二段催化剂床层汽：气=37.87：100。

△CO=7.99×56%=4.47 N m3/h/100 N m/h半水煤气

CO总反应量为：

17108.275× 56%=9580.634 N m/h=427.707 Kmol/h

CO剩余量：

10108.275-9580.634=7527.627 N m/h =336.54 Kmol/h

b.平衡变换率计算及二段催化剂气体组成

设403℃平衡变换率为Xp查表4-2-6得Kp=11.523。则：

Kp=PCO2PH2O/(PCOPH2O)=(C+△CO)(d+△CO-2×O2)/[(a-△CO)(b-△CO+2×O2)] 将入二段催化剂层组分代入上式得：

Kp=

[8]

33

3

(15.21?7.99Xp)(32.76?7.99Xp?2?0.147)?11.523

(7.99?7.99Xp)(30.69?7.99Xp?2?0.147)解得上式Xp=65.43%

实际变换率为平衡变换率的：56/65.43=85.59%

表5 出二段催化剂层湿气组成

组成 % 3H2 32.76 CO 7.99 CO2 15.21 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 30.69 合计 100 N m/h 79729.748 7527.627 42148.318 27873.998 710.174 56145.736 214135.640 Kmol/h 3559.356 336.071 1881.613 1244.358 31.706 2506.520 9559.624

7

根据二段催化剂床层变换率平衡计算结果得: 入二段催化剂床层气体温度： 360℃ 出二段催化剂床层气体温度： 408℃ 入二段催化剂床层CO变换率： 56% 出二段催化剂床层CO变换率： 80.65%

3.1.5 中变炉三段催化剂床层物料计算

入三段催化剂床层蒸汽比(汽/气)：二段出来的气体经中间换热器后降温到350℃，进入三段催化剂床层气体成分不变,由此汽气比为:29.92:100。

三段催化剂床层的物料衡算：

CO的变换量：7527.627-4819.548=2708.080 N m/h=120.837 Kmol/h 出口干气总量：157989.904+2708.079=160697.983 N m/h=7174.017 Kmol/h CO在三段催化剂床层的变换率为：(7527.627-4819.548)/ 7527.627×100%=35.97%

表6 出三段催化剂层湿气组成

组成 % 33

3

H2 38.50 CO 2.25 CO2 20.95 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 24.96 合计 100.00 N m/h 82437.827 4819.548 44856.397 27873.998 710.174 53437.657 214135.640 Kmol/h 设三段催化剂层出口气体温度为344℃，取平衡温距为25℃，则t=357+25=369℃,则CO的平衡变换率可算得：

Kp= PCO2PH2O/(PCOPH2O)= (c+axp)(d+axp)/[(a-axp)(b-axp)]=16.56

Kp=

3680.269 215.158 2002.526 1244.358 31.706 2385.607 9559.624 (20.95?2.25Xp)(38.50?2.25Xp)?16.56

(2.25?2.25Xp)(24.96?2.25Xp)解上式得:Xp=33.4% 出口气体温度校检：

'

=CO2%·H2%/(CO%·H2O%)=16.53 KP

计算得结果与382℃时的Kp值相近，符合要求。 三段催化剂床层变换率及平衡计算结果得： 入三段催化剂床层气体温度 350℃ 出三段催化剂床层气体温度 362℃ 入三段催化剂床层CO变换率 80.65%

8

出三段催化剂床层CO变化率 87.6%

3.2.低变炉的物料衡算

3.2.1已知条件：

表 7 进低变炉的湿组分

组成 % N m/h Kmol/h 3H2 38.50 CO 2.25 CO2 20.95 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 24.96 合计 100.00 82437.827 4819.548 44856.397 27873.998 3680.269 215.158 2002.526 1244.358 710.174 53437.657 214135.640 31.706 2385.607 9559.624 3.2.2低变炉的物料衡算

要将CO从3％降到0.3％（湿基）以下，则CO的实际变换率为：

Xp ％=

Ya?Ya?2.25%?0.3%?90.6％ ×100=

2.25%?（1?0.3%）Ya?1?Ya??则反应掉的CO的量为：

4819.548×90.6％=4366.503N m/h

=194.933Kmol/h

出低温变换炉CO的量：

4819.548-4366.503=453.045 N m/h

=20.225 Kmol/h

出低温变换炉H2的量：

82437.827+4366.503=86804.331 N m/h

=3875.193 Kmol/h

出低温变换炉H2O的量：

53437.657-4366.503=49071.154 N m/h

=2190.676 Kmol/h

出低温变换炉CO2的量:

3333

9

44856.397 +4366.503=49222.901 N m/h=2197.451 Kmol/h

出低变炉催化床层的变换气干组分的体积：

V总（干） =453.045+86804.293+49222.901+27873.998+710.174

3

=165064.411 N m/h =7368.948 Kmol/h

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

CO％=

同理得：

3

453.045=0.27%

165064.41149222.901=29.82%

165064.41186804.293H2％==52.59%

165064.41127873.998N2％==16.96%

165064.411710.174CH4％==0.43%

165064.411CO2％=

表 8 出低变炉的干组分

组成 % N m/h Kmol/h 3H2 52.59 CO 0.27 CO2 29.82 N2 16.96 CH4 0.43 合计 100 165064.373 7374.024 86804.331 453.045 3875.200 20.228 49222.901 27987.638 710.174 2197.457 1249.434 31.706 出低变炉催化床层的变换气湿组分的体积：

V总（干）=453.0.45+86804.293+49222.901+27873.998+710.174+49071.154

=214135.641 N m/h =9559.627 Kmol/h

故出低变炉催化床层的变换气干组分中CO的含量：

3

453.045?100=0.21%

214135.64149222.901?100=22.99% 同理： CO2％=

214135.64186804.293?100=40.54% H2％=

214135.64127873.998?100=13.07% N2％=

214135.641710.174?100=0.28% CH4％=

214135.641CO％=

10

H2O％=

49071.154?100=22.59%

214135.641

表 9出低变炉的湿组分

组成 % N m/h Kmol/h 3H2 40.54 CO 0.21 CO2 22.99 N2 13.6 CH4 0.28 H2O 22.59 合计 100 86804.331 453.045 49222.901 27987.638 710.174 49274.077 214135.640 3875.124 20.076 2197.419 1249.282 31.819 2199.692 9573.791 3.3. NHD脱碳法

3.3.1 NHD脱碳法物料衡算

(a)．已知条件

脱碳工序采用的方法是聚乙二醇二甲醚法（NHD法）

表10 入脱碳塔组成（干） 组 分 ％ H2 52.59 CO 0.27 CO2 29.82 N2 16.96 CH4 0.43 合计 100 165064.373 7374.024 N m3/h 86804.331 453.045 Kmol/h 入脱碳塔温度： 400C 压力： 6.89Mpa 出脱碳塔的CO2含量为 3%[7]

（b）.物料衡算

'设出脱碳塔得CO2的量为VCO2

49222.901 27987.638 710.174 2197.457 1249.434 31.706 3875.200 20.228 'VCO2则剩余CO2的百分含量=?3% '165064.373?(49222.901?VCO2)'

解得：VCO2=94.58 N m3/h

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表11 出脱碳塔组成（干）

组 分 ％ N m3/h Kmol/h H2 72.62 CO 0.38 CO2 3.00 N2 23.41 CH4 0.59 合计 100 86804.331 453.045 3582.690 27987.638 710.174 119424.162 3875.200 20.228 159.929 1249.434 31.706 5336.497 设计结果一览表

表12 入变换炉一段催化剂乘气体组成（湿） 组成 % H2 CO CO2 O2 N2 CH4 H2O 合计 100 178337.904 27.419 21.803 38884.350 6.051 0.147 15.630 0.398 28.552 10791.633 262.508 27873.998 710.174 50917.160 3N m/h 48898.080 Kmol/h 2182.949 1735.889 481.758 11.705 1244.396 31.706 2273.179 7961.581 表13 出变换炉一段催化剂乘气体组成（湿） 组成 % H2 39.39 CO 9.61 CO2 18.29 N2 15.65 CH4 0.40 H2O 16.66 合计 100 N m/h Kmol/h 370149.139 17108.275 32567.709 27873.998 710.174 29666.101 178075.395 3131.653 763.774 1453.910 1244.358 31.706 1324.398 7949.800 表14 一、二段催化剂层间喷淋冷凝水后气体组成（湿） 组成 % H2 32.76 CO 7.99 CO2 15.21 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 30.69 合计 100 N m/h Kmol/h 370149.139 17108.275 32567.709 27873.998 710.174 65726.346 214135.640 3131.653 763.774 1453.910 1244.358 31.706 2934.223 9559.624 表15 出变换炉二段催化剂乘气体组成（湿） 组成 % 3H2 32.76 CO 7.99 CO2 15.21 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 30.69 合计 100 N m/h 79729.748 7527.627 42148.318 27873.998 710.174 56145.736 214135.640 12

Kmol/h 3559.356 336.071 1881.613 1244.358 31.706 2506.520 9559.624

表16 出变换炉三段催化剂乘气体组成（湿） 组成 % H2 38.50 CO 2.25 CO2 20.95 N2 13.02 CH4 0.33 H2O 24.96 合计 100 N m/h Kmol/h 382437.827 4819.548 44856.397 27873.998 710.174 53437.657 214135.640 3680.269 215.158 2002.526 1244.358 31.706 2385.607 9559.624 表 17出低变炉的湿组分

组成 % H2 40.54 CO 0.21 CO2 22.9 N2 13.6 CH4 0.28 H2O 22.59 合计 100 N m/h Kmol/h 386804.331 453.045 49222.901 3875.124 20.076 2197.419 27987.638 710.174 49274.077 214135.640 1249.282 31.819 2199.692 9559.624 表18 入脱碳塔组成（干） 组 分 ％ N m3/h Kmol/h

表19 出脱碳塔组成（干） 组 分 ％ N m3/h Kmol/h H2 72.62 CO 0.38 CO2 3.00 N2 23.41 CH4 0.59 合计 100 H2 52.59 86804.331 3875.200 CO 0.27 CO2 29.82 N2 16.96 CH4 0.43 合计 100 453.045 49222.901 27987.638 20.228 2197.457 1249.434 710.174 165064.373 31.706 7374.024 86804.331 453.045 3582.690 27987.638 710.174 119424.162 3875.200 20.228 159.929 1249.434 31.706 5336.497

致谢

此设计是在王春花老师的悉心指导和大力支持下圆满完成的，为此，谨向王老师表示衷心的谢意！还有，本设计由于本组成员知识的欠缺，设计经验的不足，

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难免有疏漏和不妥之处，敬请老师和同学们批评指正，谢谢！

分工情况：资料收集：刘善艺、刘文雄、刘誉华、 宋伟琴 物料衡算：宋伟琴、刘善艺 论文整理：宋伟琴 Ppt制作：刘文雄、刘誉华

参考文献：

[1]周寿祖.一氧化碳变换工序节能改造［J］.化工技术经济，1999，6：38-40 [2]段秀琴.一氧化碳变换工序与节能［J］.山西化工，2001，1：18-20 [3]陈玉平编.无机化工工艺学［M］.化学元素工业出版社，2004，7-89

[4]程远忠.一氧化碳变换工艺的选择与应用［J］.化工设计通讯，1997，2：11-16 [5]梅安华主编.小合成氨厂工艺技术与设计手册（上册）［M］.化学工业出版社，1995. [6] 上海市化学工业局设计室.3000吨型合成氨厂工艺和设备计算[M].北京：化学工业出版社,1979

[7]朱季凡.用聚乙二醇二甲醚清除二氧化碳[J]. 辽宁化工, 1976, 6: 67-69

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难免有疏漏和不妥之处，敬请老师和同学们批评指正，谢谢！

分工情况：资料收集：刘善艺、刘文雄、刘誉华、 宋伟琴 物料衡算：宋伟琴、刘善艺 论文整理：宋伟琴 Ppt制作：刘文雄、刘誉华

参考文献：

[1]周寿祖.一氧化碳变换工序节能改造［J］.化工技术经济，1999，6：38-40 [2]段秀琴.一氧化碳变换工序与节能［J］.山西化工，2001，1：18-20 [3]陈玉平编.无机化工工艺学［M］.化学元素工业出版社，2004，7-89

[4]程远忠.一氧化碳变换工艺的选择与应用［J］.化工设计通讯，1997，2：11-16 [5]梅安华主编.小合成氨厂工艺技术与设计手册（上册）［M］.化学工业出版社，1995. [6] 上海市化学工业局设计室.3000吨型合成氨厂工艺和设备计算[M].北京：化学工业出版社,1979

[7]朱季凡.用聚乙二醇二甲醚清除二氧化碳[J]. 辽宁化工, 1976, 6: 67-69

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/3rb8.html