甲烷化計算書

1、1 甲烷化單元計算甲烷化單元的主要設備包括預脫硫槽一段反應器、二段反應器、三段反應器、循環(huán)壓縮機、廢熱鍋爐、分離器等等。1.1 終脫硫裝置(脫掉的S類型和反應條件)從低溫甲醇洗來的合成氣(3.3MPa、37，體積流量？)首先進入預脫硫裝置上層(HTZ-5、4mm、50m3)發(fā)生反應為：H2S+CO2COS+H2OZnO+H2SZnS+H2O從上部脫硫劑床層來，氣體溫度由37升至136進入到下部脫硫床層(催化劑為ST-101、4.3×2.5mm、22.1m3)加蒸汽發(fā)生水解反應：COS+H2OH2S+CO22H2+O22H2OC2H4+H2C2H6氧氣在與氫氣進行的催化反應中被除去，乙

2、烯加氫反應生成乙烷。氣體出終脫硫裝置后，氣體溫度為160，經換熱器換熱上升至220準備金入一段甲烷化反應器。1.2 甲烷化反應器CO+3H2CH4+H2OH0(298)=-206.2kJ/molCO2+4H2CH4+2H2OH0(298)=-165.0kJ/molCO+H2OCO2+H2C2H6+H22CH4NiO+H2Ni+H2O H0(298)=2.55kJ/molNiO+CONi+CO2H0(298)=-30.25kJ/mol從預脫硫裝置出來的合成氣隨即經過廢熱鍋爐換熱，由循環(huán)增壓機打入一段反應器。一段反應器采用絕熱式固定床反應器。甲烷化反應器的計算過程如下：一、1.空間速度SV=VON

3、/VR（式1.1-1）d=（式1.1-2）H=（式1.1-3）式中：VR甲烷化催化劑床層體積（m3）；VON-原料氣體積流量（標）（Nm3/h）；SV催化劑空速(h-1)；d反應器直徑（m）；H反應器高度（m）；2.接觸時間=VR/V0式中：V0反應條件下，反應物體積流量；床層孔隙率；PV=nRT，p0Von=NRT0V0=VONTp0/T0p代入=VONVRTp0PT0=SvTp0PT0T0=273K，p0=101.3×103 Pa3.空時收率SW=WG/WS意義：反應物流經床層時，單位質量或（體積）催化劑在單位時間內所獲得的目的產物量。4.催化劑負荷SG=WW/WS式中：WW原料

4、的質量流量(kg/h)WScat(kg)或(m3)單位質量催化劑在單位時間內通過反應所消耗的原料5.床層線速度與空床速度線速度：u=V0/AR 反應體積在反應下，通過催化劑床層自由截面積的速率?？沾菜俣龋簎0=V0/AR 在反應條件下，反應氣體通過床層截面積時的氣速。使用條件：所設計的反應器與提供數據的裝置具有相同的操作條件(cat、原料、u、T、P等)因為操作條件等不可能完全相同，所以只能進行估算。二、反應器床層高度及直徑的計算 體積一定，床層高度H床層截面積A氣速u,流動阻力P動力消耗 床層高度HAu，對傳熱不利，另：H太小，氣體易產生短路。根據經驗：取氣體各空床速度；在計算床層工截面積；

5、校核床層阻力降確定床層的結構尺寸床層截面積：AR=V0/u0V0氣體體積流量(m3/h)U0氣體空床速度(m/h)催化劑床層高度：H=VR/AR=u0VR/V0 VR催化劑床層體積(m3)1）絕熱反應器(圓筒形狀)：由AR=D2/4得到D=(4At)0.5dt單管內徑2）列管反應器，管數：n=AR0.785di2=VR0.785di2H 圓整3）管殼式反應器(殼程裝催化劑)AR=4D2-n4d02n反應管程數；d0反應管外徑；N實際管數采用正三角形排列，總面積為：AR=Nt2sin60°D=(4AR)0.5+2e式中：t管心距,m；D反應器的內徑；e最外端管心與反應器壁距離，m三、催

6、化劑床層傳熱面積的計算A=QKtmQ經熱量衡算確定的傳熱速率，J/s；tm進出口兩端溫度差的對數平均值，K；K傳熱系數，J/(m2·s·K)，從有關手冊中查取或用公式計算。四、經驗計算法經驗計算法是采用實驗室、中間試驗裝置及其工廠現有裝置測得的一些最佳條件(如空速vsp、接觸時間等)作為設計依據(或定額)來進行氣固催化反應器計算的一種方法。已知空速vsp的定額，需要處理的氣體量為qv,0，則所需的催化劑體積為：VR=qv,0/Vsp由顆粒狀況決定空塔氣流速度v0，得到反應器直徑DT，進而可求得床層高度為：H=4VR/(1-)DT2已知接觸時間的定額，需要處理的氣體量為qv,

7、0，則所需的催化劑體積為：VB=0qv,0同上，可以得到反應器直徑和床層高度。值得注意的是，不同的催化反應有不同的定額，就同一催化反應而言，各廠的管理水平不同，其定額也不相同。四、固定床的壓力降計算液體通過固定床的壓力降，主要是由流體和顆粒表面間的摩擦阻力和流體在顆粒間的收縮、擴大和再分布等局部阻力引起。因此，可以采用歐根(Ergun)等溫流動壓降公式進行估算：-p=mHd0gv022(1-)3式中：p床層壓降，Pa；H床高，m;V0空床氣速，m/s；g氣體密度，kg/m3；d0顆粒的提及表面及平均直徑，m；床層孔隙率；m摩擦系數，可由下式計算：m=150/Rem+1.75Rem=d0v0gg

8、(1-)式中：g氣體黏度，Pa·s。五、反應器高度計算：反應器直徑：催化劑粒徑510反應器長度：催化劑粒徑50100反應器長度：反應器直徑10有一個經驗規(guī)定：一般反應管直徑和催化劑顆粒比在6-12之間，催化劑床層高超過直徑的2.5-3.0倍。六、計算結果1.3 分離器在進行分離器計算前還需定義以下概念：(1)停留時間：在沒有物料不重合出口流率恒定的條件下，氣液分離器從正常液位降到低液位時所經歷的時間。(2)緩沖時間：在沒有物料流出和入口流率恒定的條件下，氣液分離器從正常液位升到最高液位時所經歷的時間。一些手冊的緩沖時間是以低液位和高液位之間的體積為基礎考慮的。停留時間是從保持較好的控

9、制和下游設備操作安全的要求考慮的。緩沖時間是基于上游物流或下游物流的改變而導致液體積累考慮的，最常見的物流變化是段塞流。在沒有特殊要求的情況下，緩沖時間可以取停留時間的一半。1.3.1 立式氣液分離器的計算1.算法1立式氣液分離器的氣體分離區(qū)域是分離器整個橫斷面，所以氣體的分離直徑可以計算為：DVD=4QVuVDVD為捕霧器的直徑，分離器的內徑必須要大一些，捕霧器才能安裝到分離器中。一般該DVD計算值要加上6in后作為最終確定的分離器內徑D，然后采用該D值計算相應的分離器橫截面積。立式分離器總高度可以分為兩個部分，見圖1。分離器的高度可按下式計算：HT=HLLL+HH+HS+HLIN+HD+H

10、ME如果分離器有捕霧器，那么高度還需要加上捕霧器及其構件的高度。立式氣液分離器(1)立式氣液分離器的終端速度的計算：UT=K(L-V)V為了保守計算設UV=0.75UT，通過表1得到K值，然后計算氣體的體積流率：QV=WV3600V(2)計算分離器的內徑DVD=4QVuV如果分離器設有捕霧器，則計算的值要加上36in以安裝支撐環(huán)，最后圓整到下一個6in得到最終的分離器直徑。(3)計算液體的體積流率：QL=WL60L并選取停留時間并計算持液量：VH=THQL(4)如果不規(guī)定波動體積，則選取緩沖時間后計算波動體積：VS=TSQL低液位高度的選取，見表2.(5)計算從低液位到正常液位的高度：HH=V

11、s(/4)Dv2最少取1ft(6)計算正常液位到高液位 (或高液位報警)的高度：HS=VS(/4)Dv2最小取6in。(7)計算高液位到入口管嘴中心的高度：HLIN=12+dN（帶入口轉向器）HLIN=12+(1/2)dN（不帶入口轉向器）dn(4Qm60/m)0.5Qm=QL+QVm=L+V(1-)=QL/(QL+QV)(8)計算分離高度：從入口管嘴中心到分離器頂部切線(不含捕霧器)；從入口管嘴中心到捕霧器焊盤底端：HD=0.5DV或取HD=36+0.5dN（in,不帶捕霧器）HD=24+0.5dN（in，不帶捕霧器）取二者的小值(9)如果分離器帶捕霧器，則分離器的高度加上6in捕霧器的高度

12、，并加1ft作為捕霧器到分離器頂部切線的距離。(10)計算分離器的總高度HT：HT=HLLL+HH+HS+HLIN+HD+HME其中HME是從第(9)步得出來的高度，如果沒有捕霧器HME=0。2.算法2 精確算法(摘自HG/T 20570一95氣、液分離器設計)從浮動也低的平衡條件，可以得出：Vt=4gd*L-G3CwG0.5 (2.2.1-2)式中Vt浮動(沉降)流速，m/s；d*液滴直徑，m；L、G液體密度和氣體密度，kg/m3；g重力加速度，9.81m/s2；Cw阻力系數。首先由假設的Re數，從圖2.5.1-1查Cw，然后由所要求的浮動液滴直徑(d*)以及L、G按式(2.2.1-2)來算

13、出Vt，再由此Vt計算Re。Re=d*Vt'GG (2.2.1-3)式中G氣體粘度，Pa·s。其余符號意義同前。由計算求得Re數，查圖2.5.1-1，查得新Cw，代入式(2.2.1-2)，反復計算，宜在前后兩詞迭代的Re數相等即Vt=Vt為止。取ueVt，即容器中的氣體流速必須小于懸浮也低的浮動(沉降)流速(Vt)。2.2.2 尺寸設計尺寸圖見圖2.2.2所示。2.2.2.1直徑D=0.0188(VGmaxue)0.5 (2.2.2-1)式中D分離器直徑，m；VGmax氣體最大體積流量，m3/h；ue容器中氣體流速，m/s。由圖2.5.1-2可以快速求出直徑(D)。2.2.2

14、.2高度容器高度分為氣相空間高度和液相高度，此處所指的高度，是指設備的圓柱體部分，見圖2.2.2所示。低液位(LL)與高液位(HL)之間的距離，采用式(2.2.2-2)計算HL=Vtt47.1D2 (2.2.2-2)式中HL液體高度，m；t停留時間，min；D容器直徑,m；VL液體體積流量，m3/h。停留時間(t)以及釜底容積的確定，受許多因素影響。這些因素包括上、下游設備的工藝要求以及停車時他班上的持液量，當液體量較小時，規(guī)定各控制點之間的液體高度最小距離為100mm，表示為：LL(低液位)-100mm-LA(低液位報警)-100mm-NL(正常液位)-100mm-HA(高液位報警)-100

15、mm-HL(高液位)。2.2.2.3 接管直徑(1)入口接管兩相入口接管的直徑應符合式(2.2.2-3)要求Gup21000Pa (2.2.2-3)式中up接管內流速，m/sG氣體密度，kg/m3。由此導出Dp3.34×10-3(VG+VL)0.5G0.25 (2.2.2-4)式中VG、VL分別為氣體與液體體積流量,m3/h；Dp接管直徑。M。由圖2.5.1-3可以快速求出接管直徑。(2)出口接管氣體出口接管直徑，必須不小于所連接的管道直徑。液體出口接管的設計，應使液體流速1m/s。在任何情況下，較高的出口氣速有利于分離。1.3.2臥式氣液分離器的計算(摘自HG/T 20570一95

16、氣、液分離器設計)1.計算方法及主要尺寸設備尺寸計算的依據是液體流量及停留時間。按式(2.3.1)求出“試算直徑”DT，在此基礎上，求得容器中液體表面的氣體空間，然后進行校核，驗證是否滿足液滴的分離。臥式重力分離器的尺寸見圖2.3.1所示。1）試算直徑DT=(2.12VLtCA)1/3式中C=LT/DT=24（推薦值是2.5）；DT、LT分別為圓柱部分的直徑和長度，m；VL液體的體積流量，m3/h；A可變的液體面積（以百分率計）即A=ATOT-(Aa+Ab)，均以百分率計其中ATOT總截面積，%；Aa氣體部分橫截面積，%；Ab液位最低時液體占的橫截面積，%。通常開始計算時取A=80%，并假設氣

17、體空間面積Aa為14%，最小液體面積Ab為6%。選擇C值時，須考慮容器的可焊性（壁厚）和可運輸性（直徑、長度）。由DT和Aa=14%，查圖2.5.1-4，得出氣體空間高度(a)，a值應不小于300mm，如果a300mm，需用A80%的數值，在進行計算新的試算直徑。2）接管距離兩相流進口接管與氣體出口接管之間的距離應盡可能大，即LNLT及LT=C·DT。式中LN兩相流進口到氣體出口間的距離，m；LT圓筒形部分的長度，m。根據氣體空間(Aa)和一個時間比值(R)(即液滴通過氣體空間高度所需沉降時間與氣體停留時間的比)來校核液滴的分離，計算進口和出口接管之間的距離(LN)。LN=0.524

18、a·VGDT2Aa(L-GG)0.5R (2.3.2-1)式中LN、DT、a分別為進出口接管間距離、臥式容器直徑和氣體空間高度，m；VG氣體流量，m3/h；L、G分別為液體密度、氣體密度，kg/m3；Aa氣體部分橫截面積，%；R對于d*=350m，使用R=0.167對于d*=350m，使用R=0.127R=a/T其中a直徑為d*的液滴，通過氣體空間高度(a)所需要的時間,s；T氣體停留時間,s。兩相流進口到氣體出口間的距離(LN)不應小于LN。接管設計見2.2.2.3。1.4 管殼式換熱器管殼式換熱器的選用及設計原則（一）形式與結構的選定1. 固定管板是與浮頭式的選擇固定管板式與浮頭

19、式相比，其結構簡單，造價低（約相差20%），而且在固定管板式系列中包括有浮頭系列所缺少的單殼程單管程類型（在此類換熱器中，梁劉題為逆流操作，平均溫差最大），所以在工藝條件允許時應優(yōu)先使用。但固定管板式的管束與殼體要承受較大的膨脹應力，且管束無法抽出清掃，故當冷熱兩流體的極限溫度差超過110或殼程流體易生垢、有腐蝕時應當選用浮頭式。2. 管束形式及管徑、管長的選擇國產浮頭式換熱器和固定管板式換熱器系列見附錄。換熱管規(guī)定采用25mm×22.5mm或19m但殼程m×2mm的管子，管心距分別為32mm和25mm。管子排列有正三角形和正方形排列斜轉45°兩種，正三角形排列單

20、位傳熱面金屬耗量低，但殼程不易清掃。固定管板式換熱器系列中的管長有1.5m、2m、3m、4.5m、6m、9m六種；浮頭式有3m、4.5m、6m、9m四種。對單位傳熱面積而言，長管比短管節(jié)省金屬，對于煉油廠常用的大型換熱器，一般都采用6m長的管子。3. 殼程直徑的選定殼程越大，單臺換熱器傳熱面積越大，單位傳熱面金屬耗量越低，即用一臺大換熱器比用多臺小型換熱器經濟。但殼徑的選擇還需根據殼程流速及殼程數對平均溫差的影響綜合考慮。（二）管程和殼程的確定主要是根據流體的性質、流量、生垢及腐蝕情況等因素，并根據有利傳熱、降低壓降、便于操作與清掃等原則來確定。一般可按下列原則來處理：（1）有腐蝕性、高溫、高

21、壓的流體走殼程，以降低對殼體材質的要求。（2）有毒、易燃的流體走浮頭換熱器管程，以減少泄露的機會（對固定管板式則反之）。（3）易于結垢的流體走管程，因管程流速易于調節(jié)，也便于清掃。例如，冷卻水一般走管程。（4）殼程在低雷諾數下（例如Re100）可達到湍流，且殼程流通面積相對較大，故黏度大、流量大的一般走殼程。（5）塔頂冷凝蒸汽宜走殼程，以便于凝液及不凝氣體的排放。殼程數可按表6-1查取。浮頭式換熱器折流板間距B見表6-2。表6-1 浮頭式換熱器管程數Ds/mm325500600120013001800Ns2,42,4,64,6表6-2 浮頭式換熱器折流板間距BL/mDs/mmB/mm37001

22、001502004.57001001502008001200150200250300450（或480）64001000200250300350450（或480）12001800200250300350450（或480）912001800300350450600設計步驟：1.求出換熱器的熱流量2.作出適當的選擇并計算tm3.根據經驗估計傳熱系數K估，計算傳熱面積A4.計算冷熱流體與關閉的5.壓降校核6.計算差u，校核傳熱面積7.選用一臺合適的離心泵計算過程1.求出換熱器的熱流量根據已知條件T1、T2、Cp1、Cp2、qm1，求QQ=qm1Cp1(T1-T2)2.作出適當的選擇并計算tm流向的選擇

23、一般逆流優(yōu)于并流確定冷卻介質出口溫度t2,求對數平均推動力tm逆=T1-t1-(T2-t2)lnT1-t1T2-t2對tm逆進行修正R=T1-t1T2-t2 P=t2-t1T2-t1查圖得到tm=tm逆3.根據經驗估計傳熱系數K估，計算傳熱面積AQm1Cp1(T1-T2)=K估A估tm逆根據A估初選換熱器4.計算冷、熱流體與管壁的確定冷、熱流體走管程或殼程確定管內流速ui=qv0.785di2nNpN管子數Np管程數根據所選換熱管確定管子的排列目前我國國標采用25mm×2.5mm和19mm×2mm管長l有1.5、2、3、4.5、6、9m折流擋板安裝折流擋板的目的是為了提高管

24、外對圓缺形擋板，弓形缺口的常見高度取殼體內徑的20%和25%國標擋板間距：固定管板式：100、150、200、300、450、600、700mm浮頭式：100、150、200、250、300、350、450（或480）、600mm管程給熱系數iRe1000物性系數在定性溫度下求得i=0.023didiui0.8Cp0.30.4(m)0.14i=qv0.785di2·NpniNp0.8若iK估，則改變管程數重新計算或重新估計K估。殼程給熱系數Re2000 0=0.36deRe0.55Pr13(w)0.14Re=102000 0=0.5deRe0.507Pr13(w)0.14若0太小，則

25、可減少擋板間距5.壓降校核管程阻力校核Pt=ld+3ftNp·ui2Np：管程數Fi：管程結垢校正系數，對三角形排列取1.5，正方形排列取1.4PiNp3改變管程數，應兼顧傳熱與流體壓降兩方面的損失殼程阻力損失Ps=Ff0NTCNB+1+NB3.5-2BDfsu022NB：折流板數目NTC：橫過管束中心線的管子數B：折流板間距D：殼體內徑U0：按殼程流動面積A0=B(D-NTCd0)計算所得的課程流速F：管子排列形式對鴨講的校正系數f0：殼程流體摩擦系數PsP允可增大擋板間距6.計算傳熱系數校核傳熱面積根據流體的性質選擇適當的垢層熱阻R1K估=1i+R+10A計=QKtmA=Ntd0

26、lA/A計=1.101.20否則重新估計K估，重復以上計算·冷卻介質的選擇是一個經濟性的權衡問題，按設備費用和操作費用的最低原則確定冷卻介質的最優(yōu)出口溫度t2opt·根據一般經驗過程要有一定的推動力，tm10·冷卻介質若是工業(yè)用水，含有CaCO3、MgCO3等鹽類，其溶解度隨著溫度上升而降低，為了防止鹽類析出，形成垢層，工業(yè)冷卻水出口溫度應小于45·若根據P、R在圖上找不到相應的點，表明此種流型無法完成指定換熱任務，應該為其他流動方式。·若0.8，經濟上不太合理，且操作溫度變化時，可能使急劇下降，影響操作的穩(wěn)定性，應改為其他流動方式。原則：不潔凈和易結垢的液體宜在管程腐蝕性流體宜在管程牙簽高的流體宜在管內飽和蒸汽宜走殼程被冷卻的流體宜走殼程若兩流體溫差較大，對于剛性結構的換熱器，宜將給熱系數大