《天然气转化成水煤气)资料.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《天然气转化成水煤气)资料.docx（22页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、(1)原料天然气组成分了式C1C2C3N2HS2CO2组成0.82150.02840.00130.00720.08920.0524H2S含量的变化范围为：9.2%10.8% ； CO2含量的变化范围为：4%6%3(2)设计规模：15万吨/年；(3)原料气温度：20C； (4)要求：H2 S20mg/m 水蒸气法将天然气转换成水煤气：ch4h2 o co3H2 206.37kJ / molch42H2O CO2 4H 2 163.71kJ / molCH 4CO2 2CO2H2 247.39kJ / molCOh2o co2H2 41.19kJ / molCn H2n 2 nH 2OnC (2n
2、 1)H 2 - QkJ/mol部分氧化2CH4-O22CO4H 2 71.18kJ / molch4 一2O2JCO2JH2 O 802.46kJ / mol2H 2O22H 2O483.99kJ / mol由以上列的转化反应式可以看出，用天然气转化成水煤气，从理论上可以得到CO+3一个体积的可以转化成 个体积的实际上转化过程平衡条H2 ,CH44CO+H2,的混合物，、 、CO cO H 2件决定于CO+一最终的水蒸汽转化气组分为2+h2 o co h2组分中的CO还可以进行合成氨最理想最经济的转化方式。其中主要的反应式就是ch4的反应生成的CO、CO2、h2。.根据查找数据根据经验值得到
3、如下数据在不同温度下反应生成的平衡组成温度/ C400平衡常数平衡组成/%2CO0.94CO0.00K p2CH4H2 OH211.7020.8574.423.786002.52716.5464.1315.393.590.348001.0158.7448.3733.565.553.799000.73294.5541.3841.845.147.0910000.56121.6937.0947.004.369.8511000.44970.4935.6148.853.7111.33根据我们需要选择产生H2最多的可以使我们的天然气的利用率最大。所以尽量选择1100 C气体部分就是。当温度降低后，可以使水
4、变成液体除去，剩下的都是气体，所以H2 ； 0.4885 /(1-0.3561 ) =0.7587CO2: 0.0371/ (1-0.3561 ) =0.05762CO: 0.1133/ (1-0.3561 ) =0.17596在总体中占的比例就是H2 : 0.7587 X0.8215=0.6233CO2: 0.05762 X0.8215+0.0524=0.0997CO :0.17596 X0.8215=0.1437由于N: H=1: 3可以使反应达到最大效益，所以，通入大于 0.33倍H2的氮气最为合适，假设可以通入的氮气量为 30体积，可以使的合成气变成半水煤气可得N2 : 30 ： 13
5、0=0.2308H2 : 62.33 ： 130=0.4795CO2: 9.97 ： 130=0.0767表4.1 半水煤气成分组分N2CO2COH2其他体积/%23.087.6711.0547.9510.25通过查资料可以的到栲胶脱硫的脱硫液成分如下表：表4.2脱硫液成分组分Naco2 3NaHCO3总碱总钒栲胶浓度5.050.626.80.61.5（g/L ）2计算原料气的体积及流量以每年300个工作日，每天工作24小时，则每小时生产会成氨为：150000 ：( 300 X24 ) =20.8333 t/h考虑到在合成时的损失，则以每小时生产20.8333吨计算为基准，所以nNH3=208
6、333 Kg ： 17Kg/Kmol=1225.49 Kmol则合成NH3所需要N2的物质的量为nN2= n nh3：2=612.745Kmol考虑到半水煤气经过洗涤、脱硫、变换等工序到合成的过程中氮气的损失，则损失 率以1%计，则半水煤气中氮气的物质的量为nN2 =612.75 X( 1+1% ) =612.75Kmol那么原料气中N2的体积为33V N2=22.4Nm/Kmol X 612.75Kmol=137250.49 Nm根据半水煤气中各气体的体积比，则其它气体的体积为V =7.67：19.55X V = 53847.1232Nm 3CO2N2V =11.05：19.55XV =77
7、576.36NmCON2V =47.95：19.55XV =330629.761 Nm 3H2N2V =10.25：19.55XV =71959.9756NmO2N2那么总气体的体积v= vn2 +vco2 +vco+ +*=53847.1232Nm+7757663Nm+330629761Nm+71959975Nm+1337250.49Nm3=677265.864Nm3根据气体方程，将0C、101.325KPa下的体积换算成125KPa、45C时的体积V0V0=101.325 X 677265.864 X (273.15+4 5)/(125 X 273.15) m =639435.15m 3则
8、进入脱硫塔的气体的流量为 G=639435.15m/h3根据气体中H2S的含量计算H2 S的质量入脱硫塔中 H S 的质量：m=0.09/1.3 mg/mX639435.15m =442.685Kg23根据设计要求，出塔气体中H2S的含量为20mg/m,取出塔气中H2S的含量为20mg/m3，则塔的脱硫效率是 n= ( 692 20 ) /692 X100%=97.1%.由于原料气中H2 S的含量低，故在脱硫的过程中原料气进入脱硫塔和出脱硫塔的体积流量视为不变，则出塔气体的流量We617801.29m /h所以出塔气中h2 S 的质量 m2 =1.5mg/m3X617801.29m =0.92
9、7Kg为故在脱硫塔中吸收的 AS的质量为G1= m m=442.685 0.927 =441.758Kg4脱硫液循环量的计算取脱硫液中硫容量为S=100g/m 3,根据液气比L/G=(C1 -C2)/S式中：C1为进脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3C2为出脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3S为硫容量，g/m3L为脱硫液的循环量，m/hg为进脱硫塔气体的流量，m/h则液气比为 L/G=(0.692 0.02)/100=0.0067脱硫液的循环量 L=0.0067 X639435.15=4284.22m 3 /h因脱硫液在循环中有损失及再生率为95%，取损失率为10%则液体的循环量为 L=L (
10、 1+10% ) =4284.22 X( 1+10% ) =4712.64m 3/h T5生成Na2S2O3消耗的H2 S的质量G2，Kg/h取Na2 S2O3的生成率为H2 S脱除量的8%，则G2 =425.452 X8%=34.036 Kg/h6 Na2S2O3 的生成量 G3，Kg/h2HS Na 2S2O3式中MNa2S2O3 Na2S2O3的分子量MH2SH2S的分子量G 3=34.036 X158/ (2 X34) =79.08Kg/h7理论硫回收量G4 , Kg/hG4= (G1-G2) X MS/MH2S式中MS硫的分子量G4= (425.452 79.08 ) X 32/34
11、= 325.99Kg/h理论硫回收率，W =G4/G11=325.99/425.452 X 100%=76.62%8生成Na2S2O3消耗的纯碱量G5 , Kg/hG5=G3MNa2CO3/MNa2S2O3式中MNa2CO3 Na2CO3的分子量G5=79.08 X 106 : 158=53.054Kg/h9硫泡沫生成量G6 , Kg/m3g6=g4/s 1式中S1硫泡沫中硫含量，kg/m3,取S 1=30kg/m3G6=325.99 kg/h ：30kg/m3=10.87m 3/h10入熔硫釜硫膏量G7=G4/S 2式中S 2硫膏含硫量，取S2=98% (质量分数)G7=325.99 ：98
12、%=332.64Kg/h表4.3物料衡算表（以每小时计）入脱硫塔气体流量639435.15m 3出脱硫塔气体流量639435.15m 3脱硫液循环量4712.64m3硫泡沫生成量10.87 m 3硫化氢吸收量4284.22Kg硫膏量332.64Kg消耗的纯碱量53.054Kg硫代硫酸钠生成量79.08Kg4.2热量衡算（以0 C为计算基准）1基础数据半水煤气的平均式量M=(28 X 23.08%)+(44 X 7.67%)+(28 X 11.05%)+(2 X47.95%)+(32 X 10.25%)=17.5kg/kmol半水煤气的密度：Pg=PM / TR=1.25 X17.5 X 102
13、/(273.15+40)X 8.314=0.840kg/m 3半水煤气的质量流量 G0=V0 Pg =639435.15 X 0.840kg/h=537125.526kg/h 脱硫液密度计算用公式：P l=1.0641 -0.000446T (g/cm3)脱硫液入脱硫塔时的温度 T入=45 C,则P 入 L =1.0641 -0.000446 X45=1.04403g/cm 3=104403kg/m 3入脱硫塔脱硫液的质量流量入入Wl=4712.64 p L =4920.14kg/h脱硫液出脱硫塔是的温度T出45 C,则P出l ep入L出脱硫塔脱硫液的质量流量出入W e wlL平均比热容的计算
14、 根据比热容的计算式Cp=a+bT+cT , J/(mol K)将半水煤气中的各组分的a、b、c值列于表中物H2CO2N2O2质COa26.53726.8826.7527.3228.17b/10 - 37.68314.34742.2586.2266.297c/10 - 6-1.1720.326514.250.95020.7494表4例如在60 C的比热容:CO:pC=26.537+7.6831-3X10 X (273.15+60)1.172 X10-6 X (273.15+60) 2=28.967KJ/(kmol K)H2：Cp=26.88+4.347 X10-3 X (273.15+60)
15、- 0.3265X10-6 X (273.15+60) 2=28.292KJ/(kmol K)CO2:CP=26.75+42.258 X10-3 X(273.15+60)- 14.25 X10-6 X (273.15+60) 2=40.832 KJ/(kmol K)N2:Cp=27.32+6.226 X10-3 X(273.15+60) - 0.9502 X10-6 X (273.15+60) 2=29.289KJ/(kmol K)O: 2Cp=28.17+6.297 X10-3 X(273.15+60) - 0.7494 X10-6 X (273.15+60) 2 =30.275KJ/(k
16、mol K)平均比热容为C pm= SYi XCpi上式中Yi 为各气体的体积分数c pi为各气体的比热容故半水煤气在60摄氏度的比热容C p60=29.78 KJ/(kmol K)同理：半水煤气在45摄氏度的比热容C p45=29.30 KJ/(kmol K)半水煤气在41摄氏度的比热容Cp41=29.30 KJ/(kmol K)脱硫液的比热容Cp, J/(g C)Cp=3.839+0.00352T脱硫液的进口温度为41 C,则进口时的比热容Cp1=3.839+0.00352 X 41=3.9833J/(g C )=3.9 83 KJ/(kg C)脱硫液的出口温度约为41 C,则出口时的比热
17、容Cp2 Fp12洗涤塔热量衡算 洗涤塔热负荷Q , KJ/hQ1=Go(C60P l1-C45p t2)式中G0入洗涤塔半水煤气量Q537125.526/18.1X(29.78 X60 29.30 X40) =1.824 X106KJ 冷却水消耗量w , m/h3W3=Q1/(ch2o t)tt t t3式中t 冷却水温升，取 t=5 C, CH20=4.2KJ/(Kg C), P=1000Kg/m6 W=1.824 X10 / (4.2 X1000 X5) =868.78n3/h33硫泡沫槽热量衡算硫泡沫槽热负荷，KJQ=V P C (t 顼Ff34 )33式中 VF硫泡沫体积，m, VF
18、=G6=10.87mP f硫泡沫密度，kg/m3,p F=1100kg/m 3cf硫泡沫比热容， t3槽中硫泡沫末温， t4一槽中硫泡沫初温， Q2=10.87 X1100 X3.68蒸汽消耗量W4, kg/hW4=Q2/r 1KJ/ (kg C) , C f=3.68 KJ/ (kg C)C,t 尸64.5 CC,t 4=41 CX( 64.5 41) =10.3 X105KJ式中r 1 130 C蒸汽的液化热，KJ/kg , r 1=2177.6KJ/kgW4=Q2/r 1 =0.22 X 105/2177.6=10.53kg4熔硫釜热量衡算熔硫釜热负荷Q3, KJ/釜Q =G C P (
19、t t )+0.98G P C +4 入 F (t t )38SS、56 78 S h6、56 73375%,式中G 每一釜硫膏量，m/釜，设全容积为150m，熔硫釜装填系数为8则 G8=150 X0.75= 112.5m 3Cs 硫膏比热容，KJ/ (kg C)，Cs=1.8KJ/ ( kg C)P s硫膏密度，kg/m3，p s=1770kg/m 3t5加热终温，C，15=150 Ct6入釜温度，C， 16=64.5 CCh硫膏的熔融热，KJ/kg，Ch =49.8 KJ/kg入熔硫釜向周围空间的散热系数，KJ/ (m2h C )，入=12.56 KJ/( m2 h C)F6熔硫釜表面积，
20、m2，F6=130ni4熔一釜所需时间，h0.98硫膏中含硫膏98%G C P (t t )表示硫膏升温吸收热量；0.98G P C表示硫膏熔融吸收热 8SS 568 S h量；4 AF6(t 5 16)表示向环境散热量。Q3=112.5 X1.8 X1770 X(15064.5)+0.98 X 112.5 X 1770 X49.8+4 X 12.56 X130 X(150 64.5)=40921851.6KJ/ 釜蒸汽消耗量，W5, KJ/釜W5=Q3/r 2式中 r 2130 C蒸汽的液化热，KJ/kg , r 2=2177.6KJ/kgW5=40921851.6/2177.6=18792
21、.18 Kg/釜表4.4热量衡算表:收入KJ/kg支出KJ/kg半水煤气带入的热量半水煤气带出的热量0.091X106洗涤塔GC 646.48 X106冷却水吸收的热量1.8246(/h)GC01X10总和46.48 X106总和1.915X106脱硫液带入的热量2.77 X105硫泡沫蒸汽冷凝放出的热量10.3 X105脱硫液带出的热量2.99X105槽(/h)总和13.07 X105总和2.99X105硫膏带入的热量4.624 X105硫膏带出的热量1.302X106熔硫釜蒸汽冷凝放出的热量8.502 X105环境吸收的热量0.107X105/ （釜）总和1.3126 X106总和1.31
22、26X1065.设备计算及选型5.1脱硫塔的设计计算 11-19脱硫吸收塔采用填料塔，填料为76 X76 X 2.6聚丙烯鲍尔环，公称直径为76cm，空隙率为=0.9 2，比表面积为a=72.2m2/m3 ,采用乱堆的方式。5.1.1 塔径计算(a )利用泛点速度计算图求液泛速度首先根据液体质量流速(L, Kg/h )、气体质量流速(G, Kg/h )、气体密度(P g, Kg/m3)、液体密度(P L， Kg/m3)，用泛点速度计算图横座标的式子算出数据， 以此数据查出“泛点速度计算图”的纵座标上的数据，再用纵座标上的式子，求 解出泛点速度W0 ( m/s )。图一图中 W 0液泛速度，m/
23、s ； L液体质量流速，kg/h ；G气体质量流速，kg/h ； Pl液体密度，kg/m3 3 _23P g气体密度，kg/m ；a填料比表面积，m/m填料空隙率，% ；u液体粘度，mPa - S，口 =0.837mPa Sg重力加速度，m/s 2对于本系统:(L/G) 1/4 (P / P l )1/8=(484.13 X 1044.03)/(0.869 X 61988.94) 1/4 (0.871/1045.81) 1/8 =0.72123由图可读出对应纵坐标为0.06642即：W /g( a / e )( p03/ p ) u 0.2 =0.0664gl所以，W0=0.0664 g( e
24、 3/ a )( p J p g )/ u 02 “ =0.0664 X9.81 X(0.92 3/72.2 )X( 1044.03/0.869 ) /0.837 0,2 1/2=2.957m/s(b )利用泛点速度W0，算出操作气速W1, m/s取空塔气速为泛点速度的45%，则实际空速为u=0.45W0=.1.331m/s(c )根据操作态的每小时气体处理量算出塔径D, mD =J4Vs/ u式中：D吸收塔直径，m ；V s气体的体积流量，m/sD=4X 61988.94 : 3600 ：(3.14 X 1.331) 1/2 =4.06m圆整后D取4.2m5.1.2填料高度计算(a )吸收过
25、程传质系数KG计算1.30.1 -0.01KG=AWNa B2式中：KG传质系数，Kg / ( mhatm ) ； A 经验数，取A=20；W 吸收塔操作气速，m/s ； Na溶液中Na2 CO3含量，g/L ；B 吸收过程液气比，L/m3。KG=20 X 1.331 1.3 X5.0 0.1 X ( 484130/61988.94) - 0.01 =33.38Kg/2(m h atm )(b )计算吸收过程平均推动力 PM, atmPM= ( P1- P ；) ( P2 P2*) / ln(P1P* ) / (P2-P*)式中：P1吸收塔入口气相H2S分压，atm ；P2吸收塔出口气相H2S
26、分压，atm ；P 1= (40.92/34 ) / (53868.39/18.1 ) X 1.25=5. 055 X10-4 atmP2 = (0.086/34 ) / (53868.39/18.1 ) X 1.25= 1.062 X10-6 atmP1*, P2*吸收塔入、出口 H2S分压，atm，溶液中H2S含量很低，可以忽略，P1* = P 2* =0。PM = ( 5.055 X10-4 1.062 X10-6 ) /ln ( 5.055 X10-4 ) /(1.062 X10-6 )=8.182X10-5 atm(c )计算传质面积FP ,有FP= G 1/(KGXA PM)式中：
27、G1H2S脱除量，Kg/h ；KG传质系数，Kg / (m2 h atm );PM吸收过程平均推动力，atm。-52FP= 43.98/ ( 33.38 X8. 182 X10 ) =16103.097m(d)根据以上数据计算出填料高度HP= FP / (0.785D2 X a)式中a 填料比表面面积HP= 16103.097/ (0.785 X 4.2 2 X72.2)=16.1m取 HP=17m填料分两段，上段8 cm下段9 cm.5.2喷射再生槽的计算5.2.1槽体计算(a) 再生槽直径计算再生槽直径计算可用下式计算：D 1= (GA / 0.75A | ) 1/2323、2式中：A ,
28、吹风强度，m/ (h m)，取 A, =70 m / (h m)；D1槽体直径，m ；GA空气量，m/h。而空气量用下式计算：GA=L t XC,.一一3333式中：J喷射器抽吸系数，m/ m ； C. =2.4 m / mLt溶液循环量，m/h。GA=484.13 X2.4= 1162 m 3/hD1= (1162/ 0.75 X70) 1/2 =4.70m(b) 计算再生槽扩大部分直径D2 , mD2=0.4+D 1D 2=0.4+4.70=5.10m(c) 计算再生槽高度HT, mHT= H 1+H2+H3H 1 再生槽有效高度，m ；H 2 喷射器出口到槽底距离，取 H2 =0.5m;
29、H 3 扩大部分高度，取 H3=1.5m;再生槽有效高度H1下式计算：H 1=(L tXt )/ ( 0.785D 12X60)式中:t溶液在再生槽内停留时间，min，一般取T=13min ；l t溶液循环量，招/ h ；D 1槽体直径，m0.785/4再生槽有效高度 H1 =(484.13 X13)/ (0.785 X 4.70 2 X60 ) =6.05m 再生槽高度 HT= 6.05+ 0.5 +1.5=8.05m5.2.2 喷射器计算(a )喷嘴计算设喷嘴个数(n)确定：n= Lt/ L .33在式中：L. 每个喷射器溶液量， m/h，取L. =40m / h;3L t溶液循环量，m
30、/ h 。n= 484.13/ 40=12.1那么取n=13喷嘴的孔径(dj ), md 尸(q /0.785 X3600 Xwj) 1/2在式中Wj喷嘴处的溶液流速，m/s，取w. =20 m/s。1/2d. = (40 /0.785 X3600 X20 )=0.027m溶液入口管直径dL，m取89 X4热轧无缝的钢管;d L=3d.dL =3 X0.02 7=0.081m=81mm喷嘴入口的收缩段长度L5，mL5=( d l - d . ) / 2tan( a J2 )式中ai喷嘴入口的收缩角，通常取ai=14 L5=( 0.081- 0.027)/ 2tan(14/2) =0.033m设
31、喷嘴喉管长度L0, m通常设喷嘴喉管长度取 L0 =3mm。 喷嘴总长度L, m L=L + L 05L=0.003+ 0.033=0.036m(b)混合管计算混合管的直径(dm): d m=1-13 (0-785d j 2 XM) 1/2 式中：M一喷射器形状系数，通常取 M=8.5dm =1.13 (0.785 X 0.027 2 X8.5 ) 1/2=0.079m 取 89 X4 热轧无缝钢管混合管长度(l3 ):L 3= 25dmL3 = 25 X0.0 79=1.957m(c )吸气室计算设空气入口管直径da, mmd a= 18.8GA /(w2 Xn) 1/2在式中 w 2管内空
32、气流速，m/s，取=3.5m/s;GA空气流量，m/h ；喷嘴个数d = 18.8(1162 /(3.5 X12) 1/2 =98.9mm 那么取 108 X4 热轧无缝a钢管吸气室直径(dM):d = (3.1M式中 d a21/2Xd ) a空气入口管直径，mmdM= (3.1 X1002) 1/2 =176mm 吸气室高度为L1, mm ；取L1 =330mm 吸气室收缩管长度为L2, mm取194 X 5热轧无缝钢管在式中2= (dM d m) / 2 tan( 2 /2 )a2吸气室收缩角，通常取30 ；m，dm分别是吸气室直径和混合管直径。2= (184-79 ) / 2tan(3
33、0 /2 )L(d)尾管直径计算(d )ee=18.8(LJ w e) 1/2=195.9mm在式中Lj每个喷射器溶液量，尾管中流体速度，m/s3m/h ；通常取we =1m/s=18.8(40/1 ) 1/2 =118.9mm e(e )扩散管长度计算L4, mm4= (dedm) / 2tan( a 3/2 )a 3扩散角，取a 3=7 ；e, dm分别是尾管直径和混合管直径取127 X4热轧无缝钢管式中4= (119 79 ) / 2tan(7 /2 ) =327.0mm表5.1 设备计算一览表脱硫塔的塔径4.2m喷嘴孔径0.027m传质面积16103.097 m2混合管规格0X489填料层高度17m混合管长度1.975m再生槽直径4.7m空气入口管规格 108 X4再生槽扩大部分直径5.1m吸气室规格 194 X5再生槽高度8.05m尾管规格 127 X4喷嘴个数13扩散管长度0.327m
