緬甸天燃氣蒸汽轉化過程設計課程設計論文

1、課 程 設 計設計題目 緬甸天燃氣蒸汽轉化過程設計 學生姓名 學 號 專業(yè)班級 指導教師 2013年12月9日2013年12月27日目 錄中文摘要1英文摘要21前言3 1.1 天然氣制氨的重要性3 1.2 以天然氣為原料的生產方法3 1.3 設計概述42工藝原理5 2.1 甲烷，水蒸氣轉化反應和化學平衡5 2.2 轉化催化劑和反應動力學63工藝流程和主要設備9 3.1 工藝流程9 3.2 主要設備104基本設計參數115物料衡算12 5.1 一段轉化爐的物料衡算12 5.1.1 計算依據12 5.1.2 計算過程12 5.1.3 一段轉化爐物料平衡表13 5.2 二段轉化爐的物料衡算13 5.

2、2.1 計算依據13 5.2.2 計算過程13 5.2.3 二段轉化爐物料平衡表156一段轉化爐熱量衡算17 6.1 已知數據17 6.2 計算過程17 6.2.1 計算需要供給的熱量17 6.2.2 計算供熱用燃料天然氣量、空氣用量及產生的煙道氣總量187設備設計與選型22 7.1 鈷鉬加氫脫硫器的設計22 7.2 氧化鋅脫硫槽設計24 7.3 設備選型268管道計算27 8.1 管徑的確定27 8.2 管道管徑及流量表309環(huán)境與安全分析31 9.1 防爆和防火31 9.1.1 電氣火災和爆炸原因319.1.2 危險物質319.1.3 危險環(huán)境31 9.2 防毒32 9.3 火災報警系統(tǒng)3

3、2 9.4 控制污染的治理措施33結論34致謝35參考文獻36緬甸天然氣蒸汽轉化過程設計摘 要：本設計以緬甸天然氣為原料通過水蒸氣轉化法制合成氣，為日產千噸合成氨提供原料氣。設計文件由設計說明書，工藝管道及儀表流程圖和設備布置圖組成。設計內容 包括工藝路線設計，物料衡算，熱量衡算，設備選型與設計以及管道的確定和生產流程環(huán)境與安全分析。工藝路線采用一段蒸汽轉化和二段通入加氮空氣燃燒的聯合轉化流程。設計過程中對一段轉化爐和二段轉化爐都作了物料衡算，只對一段轉化爐作熱量衡算。對一段轉化爐、二段轉化爐、加氫反應器、排風機等設備進行了選擇，并對煙囪進行了初步設計。管道計算主要是初步確定不同管路需要的管徑

4、，壁厚，環(huán)境與安全分析是對整個生產流程作評價。關鍵詞：合成氣 天然氣 物料衡算 能量衡算 初步設計design of steam reforming process of natural gas produced from burmaabstract: this design with luzhou sichuan natural gas as raw materials by steam conversion legal syngas, for daily output thousand tons of ammonia gas supply raw. the design documents

5、 by the design specification, process piping and flow chart meters and equipment layout composition. design contents include the process route design, materials, heat balance the numerical calculation, the equipment selection and design of the pipeline to determine manufacturing processes and the en

6、vironmental and safety analysis. process route adopted a period of steam reforming and two sections of access to add nitrogen air combustion joint conversion process. design process to a for 1-phase converter and two for 1-phase converter is material calculation, only one for 1-phase converter for h

7、eat calculation.for a for 1-phase converter, two for 1-phase converter and hydrogenation reactor, exhaust fan equipment were chosen,and the chimney has carried on the preliminary design. piping calculation is mainly determined initially different pipeline need tube diameter and wall thickness, envir

8、onmental and safety analysis of the whole production process evaluation.keywords: syngas natural gas mass balance heat balance preliminary design 1前 言1.1 天然氣制氨的重要性 天然氣（natural gas）是埋藏在地下的古生物經過億萬年的高溫和高壓等作用而形成的可燃氣，是一種無色無味無毒、熱值高、燃燒穩(wěn)定、潔凈環(huán)保的優(yōu)質能源。是一種多組分的混合氣態(tài)化石燃料，其主要成分為甲烷。它主要存在于油田和天然氣田，也有少量出于煤層。 黨的十八屆三中全會決

9、定全面深化改革，其重點是經濟體制的改革，核心問題是處理好政府和市場的關系，使市場在資源配置中起決定性作用。合成氣系指一氧化碳和氫氣的混合氣，英文縮寫syngas。合成氣中h與co的比值隨原料和生產方法的不同而異，合成氣是有機合成原料之一，也是氫氣和一氧化碳的來源，在化學工業(yè)中有著重要作用。制造合成氣的原料是多種多樣的，許多含碳資源如煤、天然氣、石油餾分、農林廢料、城市垃圾等均可用來制合成氣。以天然氣為原料制合成氣的成本最低；重質油與煤炭制造合成氣的成本相仿，但重油和渣油制合成氣可以使石油資源得到充分的利用。1.2 以天然氣為原料的生產方法以天然氣為原料生產合成氨原料氣，目前工業(yè)上多采用水蒸氣轉

10、化法（steam reforming），該方法制得的合成氣中h/co比值理論上為3，有利于用來制造合成氨和氫氣；用來制造其它有機化合物（例如甲醇、醋酸、乙烯、乙二醇等）時此比值需要再加調整。目前工業(yè)上由天然氣制合成氣的技術主要有蒸汽轉化法和部分氧化法。蒸汽轉化法是在催化劑存在及高溫條件下，使甲烷等烴類與水蒸氣反應，生成h2、co等混合氣，其主反應為該反應是強吸熱的，需要外界供熱。此法技術成熟，目前廣泛應用于生產合成氣、純氫氣和合成氨原料氣。部分氧化法是由甲烷等烴類與氧氣進行不完全氧化生成合成氣該過程可自熱進行，無需外界供熱，熱效率較高。本設計采用此種方法。本設計以緬甸天然氣為原料，采用水蒸汽轉

11、化法生產合成氨原料氣。1.3 設計概述本課程設計內容為日產千噸合成氨廠制氣裝置，以緬甸天然氣為原料，采用水蒸氣轉化法生產合成氨的原料氣，由于課程設計的時間所限，設計內容和深度主要屬于工藝專業(yè)初步設計的范疇。設計文件由兩部分組成：(1) 設計說明書。主要內容有論證設計方案，物料衡算與能量衡算，設備設計與選型，列出設備一覽表，管道管徑及流速計算等，并考慮到環(huán)境評價及安全生產措施等。(2) 圖紙。繪制工藝管道及儀表流程圖和設備布置圖。圖紙符合最新標準。2工藝原理因為天然氣中甲烷含量在95%以上，而甲烷在烷烴中是熱力學最穩(wěn)定的，其他烴類較易反應，因此在討論天然氣轉化過程時，只需考慮甲烷與水蒸氣的反應。

12、2.1 甲烷，水蒸氣轉化反應和化學平衡正常生產工況下，甲烷水蒸氣轉化過程的主要反應有 ch4+h2oco+3h2 （2-1） co+h2oco2+h2 （2-2）以上二反應均是可逆反應，其中甲烷水蒸氣轉化反應式（2-1）是強烈吸熱反應，在壓力不太穩(wěn)定時，其平衡常數k僅是溫度的函數，可由下式計算 （2-3）式中，t，k為平衡常數，t單位為k，k單位為（atm）。co變換反應式（2-2）為放熱反應，其平衡常數與溫度的關系為： （2-4）各組分的平衡分壓和平衡組成要用平衡時物料衡算來計算。若反應前體系中組分ch、co、co、ho、h、n的物質的量分別為n（ch）、n（co）、n（co）、n（ho）、

13、n（h）、n（n），設平衡時ch反應式（2-1）的轉化量為nmol，co反應式（2-2）的轉化量為nmol，總壓（絕對壓力）為p。根據物料衡算可計算出反應平衡時各組分的分壓，代入式（2-1）和式（2-2）的平衡常數式，整理后可以得到： （2-5) (2-6)根據反應溫度由（2-3）和（2-4）求出k和k，再將總壓和氣體的初始組成代入（2-5）和（2-6）兩式迭代解出，即可求出平衡組成。2.2 轉化催化劑和反應動力學轉化催化劑：甲烷水蒸氣轉化，在無催化劑時的反應速率很慢，在1000以上才有滿意的速率，然而在高溫下大量甲烷裂解，沒有工業(yè)生產價值，所以必須采用催化劑。催化劑的組成和結構決定了其催化性

14、能，而對其使用是否得當會影響其性能的發(fā)揮。生產中催化劑因其老化、中毒和積碳而失去活性。（1） 轉化催化劑的組成和外形 研究表明，一些貴金屬和鎳均具有對甲烷蒸汽轉化的催化活性，其中鎳最便宜，又具有足夠高的活性，所以工業(yè)上一直采用鎳催化劑，并添加一些助催化劑以提高活性或改善諸如機械強度、活性組分分散、抗結碳、抗燒結、抗水合等性能。甲烷與水分子的反應是在固體催化劑活性表面上進行的，所以催化劑應該具有較大的鎳表面積。提高鎳表面的最有效的方法是采用大比表面積的載體，來支承、分散活性組分，并通過載體與活性組分間的強相互作用而使鎳晶粒不易燒結。載體還應具有足夠機械強度，使催化劑使用中不易破碎。為了抑制烴類在

15、催化劑表面酸性中心上裂解析碳，往往在載體中添加堿性物質中和表面酸性。一般固體催化劑是多孔物質，催化劑顆粒內部毛細孔的表面稱之為內表面，其上分布有活性組分，反應物分子擴散到孔內表面上進行反應，如果孔徑大而短，在孔的深處反應物的濃度較高，反應速率大，產物向外擴散阻力也小，若孔細又長，結果相反，這些孔的深處可能沒有反應物分子，其內表面就沒有被利用。因為催化劑內表面積比外表面積大得多，所以內表面積對反應速率起著非常重要的作用。為了提高內表面利用率，可以減小催化劑顆粒尺寸，改善顆粒外形。（2） 轉化催化劑的使用和失活 轉化催化劑在使用前是氧化態(tài)，裝入反應器后應先進行嚴格的還原操作，是氧化鎳還原成金屬鎳才

16、有活性。還原氣可以是氫氣、甲烷或一氧化碳。純氫還原可得到很高的鎳表面積，但鎳表面積不穩(wěn)定，在反應時遇水蒸氣會減少，故工業(yè)上是通入水蒸氣并升溫到500以上，然后添加一定量的天然氣和少量氫氣進行還原。水蒸氣存在雖使鎳表面有所下降，但它可將催化劑中的微量硫化物轉化成硫化氫氣體而脫除，也可將催化劑中石墨氣化而除去，還可以使反應器內溫度均勻，不會產生熱點而損壞催化劑。轉化催化劑在使用中出現活性下降的現象的原因主要有老化、中毒、積碳等。催化劑在長期使用過程中，由于經受高溫和氣流作用，鎳晶粒逐漸長大、聚集甚至燒結，致使表面積降低，或某些促進劑流失，導致活性下降，此現象成為老化。許多物質，例如硫、砷、氯、溴、

17、鉛、釩、銅等的化合物，都是轉化催化劑的毒物。最重要、最常見的毒物是硫化物，極少量的硫化物就會使催化劑中毒，使活性明顯降低，時間不長就完全失活。甲烷水蒸氣轉化過程伴隨有析碳副反應，同時也有水蒸氣消碳反應。析出的碳是否能在催化劑上積累，要看析碳速率與消碳速率之比，但析碳速率小于消碳速率時，則不會積碳。這與溫度、壓力、組分濃度等條件有密切關系。生產中，催化劑活性顯著下降可由三個現象來判斷：其一是反應器出口氣中甲烷含量升高；其二是出口平衡溫距增大。平衡溫距為出口實際溫度與出口氣體組成對應的平衡溫度之差。催化劑活性下降時，出口甲烷含量升高，一氧化碳和氫含量降低，此組成對應的平衡常數減小，故平衡溫度降低，

18、平衡溫距增大。催化劑活性越低，平衡溫距則越大；其三是出現“紅管”現象。因為反應是吸熱的，活性降低則吸熱減少，而管外供熱未變，多余熱量將管壁燒得通紅。此時管材強度下降，如不及時停工更換催化劑，將會造成重大事故。 甲烷水蒸氣轉化的反應機理很復雜，從20世紀30年代開始研究至今，仍未取得一致認識。不同研究者采用各自的催化劑和實驗條件，提出了各自的反應機理和動力學方程，以下舉例3種。 (2-7) (2-8) (2-9)式中 r反應速率； k反應速率常數； k轉化反應的平衡常數；p(ch)、p(ho)、p(h)和p(co)ch、ho、h和co的瞬時分壓。由以上方程可知，對于一定的催化劑而言，影響反應速率

19、的主要因素有溫度、壓力和組成。（1） 溫度的影響 溫度升高，反應速率常數增大，由（2-7）和（2-8）看，反應速率亦增大；在式（2-9）中還有一項k也與溫度有關，因甲烷蒸汽轉化是要吸熱的，平衡常數隨溫度的升高而增大，結果反應速率也是增大的。（2） 壓力的影響 總壓增高，會使各組分的分壓也增高，對反應初期的速率提高很有利。此外，加壓尚可使反應體積減小。（3） 組分的影響 原料的組成由水碳比決定，ho/ch過高時，雖然水蒸氣分壓高，但甲烷分壓過低，反應速率不一定高；反之，ho/ch過低時，反應速率也不會高。所以水碳比要適當。在反應初期，反應物ch和ho的濃度高，反應速率高。到反應后期，反應物濃度下

20、降，產物濃度增高，反應速率降低，需要提高溫度來補償。轉化反應是氣固相催化過程，包括內、外擴散和催化劑表面上吸附、反應、產物脫附和擴散等多個步驟，每個步驟對整個過程的總速率都有影響，最慢的一步控制了總速率。3工藝流程和主要設備3.1 工藝流程圖3.1 工藝流程示意圖生產工藝流程示意圖見圖3.1，據此進行物料衡算和熱量衡算。圖3.1流程簡述如下：原料天然被壓縮至3.6mpa左右，送到一段爐的對流段預熱至380至400，熱源是由輻射段來的高溫煙道氣。預熱后氣體進入鈷鉬催化脫硫器，使有機硫加氫變成硫化氫，再到氫化鋅脫硫罐脫硫硫化氫，使天然氣中總含硫量降至（體積分數）以下。脫硫后天然氣與中壓蒸汽混合，再

21、送到對流段加熱至500至520，然后分流進入位于一段爐輻射段的各轉化管，自上而下經過管內催化劑層進行吸熱的轉化反應，熱量由管外燃燒天然氣提供。由反應管地步出來的轉化氣溫度為800至820，甲烷含量約9.5%（干基），各管氣體匯合于集氣管并沿中心管上升，由爐頂出來送往二段轉化爐。在二段爐入口預熱至450左右的空氣，與一段轉化氣中的部分甲烷在爐頂部燃燒，是溫度升至1200攝氏度左右，然后經過催化劑床層繼續(xù)轉化，離開二段爐的轉化器約1000，壓力3.0mpa，殘余甲烷低于0.3%(干基），（h2+co）/ n2=3。從二段轉化爐出來的高溫轉化氣先后經廢熱鍋爐，回收高溫氣的顯熱產生蒸汽，此蒸汽再經對流

22、段加熱成為高溫過熱蒸汽，作為工廠動力和工藝蒸汽。轉化氣本省溫度降至370左右，送往變化工段。 燃料天然氣先經一段爐對流段預熱后，進入到輻射段的燒嘴，助燃空氣由鼓風機送預熱器后也送至燒嘴，在噴射過程中混勻并在一段爐內燃燒，產生的熱量通過反應管壁傳遞給催化劑和反應氣體。離開輻射段的煙道氣溫度高于1000，在爐內流至對流段，依次流經排列在此段的天然氣-水蒸氣混合原料氣的預熱器、二段轉化工藝空氣的預熱器和助燃空氣預熱器，溫度降至150至200，由排風機送至煙囪而排往大氣。3.2 主要設備 （1）一段轉化爐：一段轉化爐采用頂燒方箱爐，由輻射段和對流段組成，外壁用鋼板制成，爐內壁襯耐火層。轉化管豎直排列在

23、輻射段爐膛內，總共有300400根內徑約70120mm、總長1012m的轉化管，每根管內裝催化劑。多管型式能提供大的比傳熱面積，而且，管徑小者更有利于橫截面上溫度均勻，提高反應效率。反應爐管的排布要著眼于輻射傳熱的均勻性，故應有合適的管徑、管心距和排間距，此外，還應形成工藝期望的溫度分布，要求燒嘴有合理的布置及熱負荷的恰當控制。反應爐管的入口處溫度500至520，出口處800至820。對流段有回收熱量的換熱管，采用中國西南化工研究院生產的z-111型一段轉化爐用催化劑。（2）二段轉化爐：二段轉化爐不需要外部供熱，在爐內，氧氣與部分甲烷燃燒放熱，使轉化反應自熱進行。故采用內徑約3m，高約13m的

24、圓筒形轉化爐，殼體為碳鋼制成，內襯不含硅的耐火材料，爐殼外保溫，與環(huán)境無熱交換，所以，二段爐是一個上部有均相燃燒空間的固定床絕熱式催化反應器，高溫氣體自上而下流過帶孔的耐火磚層、耐高溫的鉻催化劑層、鎳催化劑層，最后由爐下部引出二段轉化氣。采用中國西南化工研究院生產的z-206型二段轉化爐用催化劑。（3）鈷鉬加氫脫硫器：為圓筒形設備，內裝兩層催化劑。采用中國t-201型加氫催化劑。（4）氧化鋅脫硫槽：為立式圓筒形設備，其結構與加氫脫硫器相似，采用t-303型催化劑。脫硫劑的用量可按一年考慮，設計為兩槽串聯，使用半年后，第一槽（前槽）更換為新脫硫劑，而將第二槽（后槽）作前槽使用。這樣總是讓新脫硫劑

25、在串聯的后槽起把關作用。 4基本設計參數(1) 生產能力：每小時轉化1200kmol天然氣。(2) 經脫硫后的天然氣組成（體積分數）為：ch4 99.07%，co2 0.50%，co 0.12%， h2 0.02%，n2 0.29% ,合計 100.00%。(3) 原料混合氣配比為：。(4) 一段轉化爐進口混合氣溫度為370，出口轉化氣溫度為805，出口處轉化反應平衡溫距為10，變換反應達平衡，轉化過程為恒壓，壓強為3.0mpa(5) 二段轉化爐，出口甲烷含量為0.3%（干基），出口溫度為1000，加氮空氣控制量，二段爐轉化氣。加氮空氣組成為：78% n 、 21% o 、 1% ar。5物料

26、衡算5.1 一段轉化爐的物料衡算5.1.1 計算依據 以1200kmol的原料天然氣為基準，則反應前各組分的量為n（ch）=12000.9907=1188.84kmoln（co2）=12000.0050=6.00kmoln（co）=12000.0012=1.44kmoln（h）=12000.0002=0.24kmoln（n）=12000.0029=3.48kmoln（ho）=3.31200=3960kmol 出口溫805，平衡溫距10，故平衡溫度795?？倝簆=3.0 mpa=29.61atm。5.1.2 計算過程 將t=795=795+273=1068k，代入式（2-3），解得k= 158.

27、114(atm)；將t=805=805+273=1078k，代入式（2-4），解得k=1.0559。根據反應溫度由（2-5）和（2-6）求出k和k，再將總壓和氣體的初始組成代入，得：初選值n=800 n=403，迭代結果為：n=801.11kmol n=405.25kmol，即一段轉化氣中：n（ch4）= 1188.84n=387.73kmoln（co）= 1.44nn =397.3kmoln（co2）= 6n =411.25kmoln（h2）= 0.243nn =2808.62kmoln（n2）=3.48kmoln（h2o）= 3960nn =2753.64kmol5.1.3 一段轉化爐物料

28、平衡表組分輸入輸出進氣量濕基組成（摩爾分數）出氣量組成（摩爾分數）kmolkgkmolkg濕基干基ch41188.8419021.4423.0376%387.736203.685.7337%10.0559%co1.4440.320.0279%397.311124.45.8752%9.6978%co262640.1163%411.25180956.0815%10.3544%h20.240.480.0047%2808.625617.6441.5340%69.8043%n23.4897.440.0674%3.4897.440.0514%0.0876%ar0000000h2o39607128076.7

29、442%2753.6449565.5240.7209%/合計516090703.68100%6762.2290703.68100%100%表5.1 一段轉化爐的物料平衡表（每小時）相對誤差：，誤差很小，結果可靠。5.2 二段轉化爐的物料衡算5.2.1 計算依據出口含量為0.3%（干基），出口溫度為1000，二段轉化氣中,加氮空氣組成為78% n2、21% o2、1% ar，變換反應達到平衡。5.2.2 計算過程利用原子衡算法：二段轉化一段轉化氣加氮空氣二段轉化氣1000設加氮空氣量為w kmol/h，二段干轉化氣為v kmol/h，其中h、co、co物質的量分別為a、b、c kmol/h，則為

30、0.003v kmol/h。由總物料平衡得：abc0.003v0.78w0.01w3.48v 整理得：abc0.79w3.48= 0.997v (1)由反應器進出口物料碳原子守恒得：= bc0.003v 整理得：bc0.003v=1196.28 (2)設參加反應的水蒸氣量為d kmol/h，則反應后剩余水蒸氣為(2774.17-d)kmol/h由氫原子守恒得：*4*2*2=2a4*0.003v2*(2774.17-d) 整理得：a0.006v-d = 3563.75 (3)由氧原子守恒得：*22*0.21w=b2c(- d) 整理得：b2c-d-0.42w=1199.27 (4)由出口轉化氣中

31、： 即： 整理得：ab2.34w=10.44 (5) 變換反應達到平衡,將t=1273k代入式（2-4），算出k=0.600，則： (6)聯立求解以上六方程，求解a,b,c,d,v,w這6個未知數，d可能為負數，得：a=3226.101853kmol/hb=749.98 kmol/hc=429.005931 kmol/hd=-323.590009 kmol/hw=1694.718741 kmol/hv=5764.589658 kmol/h即加氮空氣中：的量0.78w=1321.1881 kmol/h的量0.21w=355.8909 kmol/h的量0.01w=16.9472 kmol/h二段轉

32、化氣中：的量0.003v=17.29406897kmol/h的量2753.64-d=3077.230009 kmol/h5.2.3 二段轉化爐物料平衡表組分輸入輸出進氣量kmolkg出氣量組成（摩爾分數）一段轉化氣空氣kmolkg濕基干基ch4387.73/6203.6817.29406897276.70510360.0019559180.003co397.3/11124.4749.9820999.440.0848209470.130098938co2411.25/18059429.00593118876.260970.0485195460.074419606h22808.82/5617.64

33、3226.1018536452.2037060.3648644160.559631488n23.481321.88061837110.09731321.1881 37110.09730.1498951210.229910142ar016.94718741677.887496216.9472 677.88749620.0019166860.002939826o20355.890935511388.509940000h2o2753.64/49565.523077.230009 55390.140160.348027366/合計6762.221694.718741139782.73478841.91

34、9667139782.7347100%100%表5.2二段爐物料平衡表（每小時）相對誤差：，誤差很小，結果可靠。6一段轉化爐熱量衡算6.1 已知數據反應器進出、口各物料量見表5.1；基準溫度取298k。反應器入口溫度為370(643k)，出口溫度為805(1078k)，各組分在對應溫度下的平均摩爾熱容值以及各組分在298k的生成熱可從文獻中查出。組分643k1083k1089k1078kch4-7490045.256.8656.7756.935co-11060029.831.1831.1931.208co2-39370043.448.3648.3948.445h2029.229.5629.57

35、29.588n2029.630.8030.9131.112ar029.630.8030.9131.112h2o-24200035.137.5837.5937.6086.2 計算過程6.2.1 計算需要供給的熱量一段轉化氣298k原料混合氣298k（25）原料混合氣370一段轉化氣798本穩(wěn)態(tài)流動反應體系的熱量衡算按下式進行。即： （6-1）下面用表6.2和6.3來分別計算輸入端和輸出端的總焓。輸入組分/kmol/kj/k/kjch41188.84-8904411634518473146.99co1.44-15926434514799.672co26-236220034589693.1h20.2

36、403452416.932n23.48034535537.76ar003450h2o3960-95832000034547748690合計5160-104988558066364284.46h入 = -1049885580+66364284.46=-983521295.5kj表6.2 一段轉化爐輸入端的焓（每小時）輸出組分/kmol/kj/k/kjch4387.73-2904097778017218817.89co397.3-439413807809671171.952co2411.25-16190912578015539944.88h22808.82078064823745.6n23.480

37、78081736.0128ar007800h2o2753.64-66638088078080775936.63合計6762.22-901272362188111353h入 = -901272362 + 188111353 = -713161009kj表6.3 一段轉化爐輸出端的焓（每小時）q為正值，說明需要向反應器供給熱量，每輸入1200kmol原料天然氣需要供熱2.7036108kj。6.2.2 計算供熱用燃料天然氣量、空氣用量及產生的煙道氣總量供熱方式為在反應管內燃燒天然氣，燃料天然氣的組成與原料天然氣相同。燃燒反應有：已知：燃料加入的空氣過量10%，空氣的組成為（體積分數）。燃料天然氣和

38、空氣的溫度為30，壓力0.1mpa，燃燒產生的煙道溫度為910。選取1kmol的燃料天然氣為衡算基準，假設天然氣能完全燃燒。由以上化學方程式可知，需要干空氣（過量）：1.1（0.990720.00020.50.00120.5）/0.2110.3824 kmol查出水在0.1mpa和30時的飽和蒸汽壓為0.004186mpa，則濕空氣的量為：10.38240.1/(0.1-0.70.004186)10.6958 kmol由此可求出：空氣中帶入的h2o量10.695810.38240.3134 kmol燃燒生成的h2o量0.990720.00021.9816 kmol煙道氣中的h2o總量0.313

39、41.98162.2950 kmol煙道氣中的n2量10.38240.780.00298.1012 kmol煙道氣中的ar量10.38240.010.103824 kmol煙道氣中的o2量10.38240.21(0.99072+0.00020.5+0.00120.5)0.1982 kmol煙道氣中的co2量0.99070.00120.00500.9969kmol煙道氣總量2.29508.10120.1038240.19820.996911.695124 kmol干煙道氣量11.6951241.98169.713524 kmol下面計算燃燒1kmol燃料天然氣可產生的熱量，并將結果匯總于下表中。

40、輸入組分n/kmolnhf(298k)/kjcp(303k)/kj.kmol-1k-1t/kncp(303k) t/kj天然氣中空氣中ch40.99070-74203.4335.85177.3353co0.00120-132.7228.750.1722co20.00500-1968.537.350.9325h20.00020028.950.0289n20.00298.098272029.151178.720526o202.180304029.45320.504688ar00.103824029.1515.106392h2o00.3134-75842.833.6552.6512合計110.695

41、8-152147.451745.451706-152147.451745.451706-150401.9983kj表6.4 輸入反應器管間的燃料天然氣和空氣帶入的焓（每1kmol燃料天然氣）輸入組分n/kmolnhf(298k)/kjcp(1183k)/kjkmol-1k-1t/kncp(1183k)t/kjco20.9969-384093.7249.288543407.0198n28.1012031.1885222973.3782o20.1982032.98855770.8903ar0.103824031.18852857.599864h2o2.2950-531044.838.1885773

42、83.9575合計11.695124-915138.52352392.8457-915138.52352392.8457-562745.6743kj表6.5 高溫煙道氣離開反應管區(qū)時帶出的焓（每1kmol燃料天然氣）所以，每1kmol的天然氣燃燒后可供熱量為：-562745.6743(150401.9983)-412343.676 kj假設爐壁熱損失為可供熱量的5%，則實際可供熱量為：412343.676（10.05）391726.49223.9173105 kj由前面計算得知每1200kmol原料天然氣與水蒸氣反應需要熱量為2.7036108 kj。故每轉化1200kmol天然氣需在反應管外

43、燃燒的天然氣量為：（2.7036108）/（3.9173105）=690.169需要濕空氣量：10.2266690.169=7058.0848 kmol/h煙道氣量：11.22545690.169=7747.4576 kmol/h7設備設計與選型7.1 鈷鉬加氫脫硫器的設計(1) 催化劑裝填量按空速計算,公式為: （7-1）式中 催化劑容積，標準狀態(tài)下原料氣體積流量，加氫催化劑的使用空速， 采用t201型加氫催化劑，用于天然氣脫硫時，空速取3110故由式（7-1）可得：(2) 加氫反應器內徑按氣體線速度計算，公式為： （7-2）式中 反應器內徑，操作狀態(tài)下原料氣流量，設計線速度，取0.170由

44、文獻操作數據得：對內徑圓整取為2.00。(3) 催化劑層高由，解得 催化劑分兩層裝填，在催化劑下層的下邊和上層的上邊還各鋪一層氧化鋁球作為過濾及均勻分布氣流使用。(4) 設備壁厚計算 筒體壁厚計算所計算的壁厚因為名義厚度，即為將設計厚度向上圓整至鋼材標準的厚度，鋼板的常用厚度見表7-1。2、3、4、6、8、10、12、14、16、18、20、22、25、28、30、32、34、36、38、40、42、46、50、5560、65、70、75、80、85、90、95、100、105、110、115、120 表7.1 鋼板的常用厚度 所計算的筒體壁厚為名義壁厚，即為將設計壁厚向上圓整至鋼材標準規(guī)格的

45、厚度。考慮到筒體在工藝操作過程中各種介質的腐蝕等影響，以及該設備需要裝有安全閥，所以設計公式8可以寫成：式中， 設計厚度，； 計算壓力，； 圓筒內徑，； 設計溫度下圓筒材料的許用壓力，取為72； 圓筒的縱焊縫系數，取為0.85； 腐蝕余量，取為1。故可得設計厚度：名義厚度為： 式中，為名義厚度，； 厚度附加量，取為1.8； 厚度圓整值，；故可得名義厚度： 故由表7.1可知，取厚度圓整值為1.29，所以取用20r的鋼板。 封頭壁厚計算本設計采用的封頭是標準橢圓形封頭。 從上式可知，標準橢圓形封頭的厚度與筒體基本相同，若因值有所不同，則相差也不會很大，為了焊接方便，常取兩者等厚。7.2 氧化鋅脫硫

46、槽設計(1) 脫硫劑裝填量按脫硫劑硫容量計算，公式為 （7-3）式中 脫硫劑裝填量，標準狀態(tài)下原料氣體積流量，標準狀態(tài)下原料氣的平均含硫量，取為50標準狀態(tài)下凈化氣的含硫量，取為0.1脫硫劑使用時間，取為180天，即18024=4320氧化鋅脫硫劑的工作硫容，質量%，取為20% 氧化鋅脫硫劑的堆積密度，取為1400 故 (2) 脫硫槽內徑取設計線速度0.115，由式(7-2)得： 取為2.5。(3) 脫硫劑層高氧化鋅脫硫槽結構與加氫脫硫器相似。即為分兩層裝填，在脫硫劑下層的下邊和上層的上邊還各鋪一層氧化鋁球作為過濾及均勻分布氣流使用。(4) 設備壁厚計算筒體壁厚的計算式中， 設計厚度，； 計算

47、壓力，； 圓筒內徑，； 設計溫度下圓筒材料的許用壓力，取為72； 圓筒的縱焊縫系數，取為0.85； 腐蝕余量，取為1。故可得：名義厚度為： 式中，為名義厚度，； 厚度附加量，取為1.8； 厚度圓整值，；故可得名義厚度： 故由表7.1可知，取厚度圓整值為1.4，所以取用20r的鋼板。封頭厚度計算本設計采用的封頭是標準橢圓形封頭。 從上式可知，標準橢圓形封頭的厚度與筒體基本相同，若因值有所不同，則相差也不會很大，為了焊接方便，常取兩者等厚。7.3 設備選型本設計為日產千噸大型氨廠的制氣裝置。最主要的設備一段轉化爐的反應過程很復雜，它包括化學反應動力學和傳熱過程兩大部分，而且爐膛的輻射傳熱更是復雜。

48、由于課程設計時間有限，參照文獻，初定了一段轉化爐，二段轉化爐等設備的規(guī)格和型號，并列出設備一覽表(表7.1)序號設備位號設備名稱規(guī)格或型號（mm）數量備注1r9801加氫反應器12v9801氧化鋅脫硫槽23r9802一段轉化爐輻射段：頂燒方箱爐，378根轉化管，自吸式燒嘴。對流段有六個預熱器。14r9803二段轉化爐水夾套4000筒體 310015e9801第一廢熱鍋爐1350h=1323016e9802第二廢熱鍋爐1350h=734517v9802汽包1990l=1510018e9803輔助鍋爐熱負荷19c9801引風機由煙道氣流量選型號1引風機進口負壓20010c9802原料天然氣壓縮機低壓缸9cz6高壓缸9bz6111c9803工藝空氣壓縮機低壓缸5ck-57高壓缸7ck-311表7.1 主要設備一覽表8管道計算8.1 管徑的確定 由流體的常用流速范圍，初步選定管內流體流速，按下式計算管子的內徑，并修正到符合公稱直徑要求。式中：流體在操作條件下的體積流量，； 流體的流速，； 管子內徑，。(1) 預熱后原料天然氣管道： 操作條件為：溫度399，壓強3.5，流量1200由，得操作狀態(tài)下的體積流量： 初選流速=12,則選中的無縫鋼管，實際的流速：(2) 工藝蒸汽管道： 操作條件為：溫度316，壓強3.62，流量3960。由，得操作狀態(tài)下