天然气转化成水煤气)资料11448.pdf

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1、(1)原料天然气组成 分子式 C1 C2 C3 N2 H2S CO2 组成 0.8215 0.0284 0.0013 0.0072 0.0892 0.0524 H2S 含量的变化范围为：9.2%10.8%；CO2含量的变化范围为：4%6%(2)设计规模：15 万吨/年；(3)原料气温度：20；(4)要求：H2S20mg/m3 水蒸气法将天然气转换成水煤气:mol/kJ37.2063224HCOOHCH mol/kJ71.163422224HCOOHCH mol/kJ39.24722224HCOCOCH mol/41.19kJ222HCOOHCO QkJ/mol-1)H(2nnCnH222n2n

2、OHC 部分氧化 mol/kJ18.71422224HCOOCH mol/kJ46.80222224OHCOOCH mol/kJ99.48322222OHOH 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+32H,一个体积的4CH可以转化成 4个体积的 CO+2H,实际上转化过程平衡条件决定于 CO+2HOCO2+2H最终的水蒸汽转化气组分为 CO、CO2、2H的混合物，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4CH的反应生成的 CO、CO2、2H。.根据查找数据根据经验值得到如下数据 在不同温度下反应生成的平衡组成 温度/平衡常

3、数 平衡组成/%2PK 4CH 2HO 2H CO2 CO 400 11.70 20.85 74.42 3.78 0.94 0.00 600 2.527 16.54 64.13 15.39 3.59 0.34 800 1.015 8.74 48.37 33.56 5.55 3.79 900 0.7329 4.55 41.38 41.84 5.14 7.09 1000 0.5612 1.69 37.09 47.00 4.36 9.85 1100 0.4497 0.49 35.61 48.85 3.71 11.33 根据我们需要选择 产生2H最多的可以使我们的天然气的利用率最大。所以尽量选择 11

4、00。当温度降低后，可以使水变成液体除去，剩下的都是气体，所以气体部分就是 2H；0.4885/（1-0.3561）=0.7587 CO2：0.0371/（1-0.3561）=0.05762 CO：0.1133/（1-0.3561）=0.17596 在总体中占的比例就是 2H：0.75870.8215=0.6233 CO2：0.057620.8215+0.0524=0.0997 CO：0.175960.8215=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2H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 2N：3

5、0130=0.2308 2H：62.33130=0.4795 CO2：9.97130=0.0767 CO：14.37130=0.1105 表 4.1 半水煤气成分 组分 N2 CO2 CO H2 其他 体积/23.08 7.67 11.05 47.95 10.25 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 Na2CO3 NaHCO3 总碱 总钒 栲胶 浓度（g/L）5.0 50.6 26.8 0.6 1.5 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，则每小时生产合成氨为：150000（30024）=20.8333 t/h 考虑

6、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=208333 Kg17Kg/Kmol=1225.49 Kmol 则合成 NH3所需要 N2的物质的量为 nN2=nNH32=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（1+1%）=612.75Kmol 那么原料气中 N2 的体积为 VN2=22.4Nm3/Kmol612.75Kmol=137250.49 Nm3 根据半水煤气中各气体的体积比，则其它气体的体积为 VCO2=7.6719.55VN2=5

7、3847.1232Nm3 VCO=11.0519.55VN2=77576.36Nm3 VH2=47.9519.55VN2=330629.761 Nm3 VO2=10.2519.55VN2=71959.9756Nm3 那么总气体的体积 V=VN2+VCO2+VCO+VH2+VO2=53847.1232Nm3+77576.63Nm3+330629761Nm3+71959.975Nm3+137250.49Nm3=677265.864Nm3 根据气体方程，将 0、101.325KPa 下的体积换算成 125KPa、45时的体积 V0 V0=101.325677265.864(273.15+45)/(1

8、25273.15)m3=639435.15m3 则进入脱硫塔的气体的流量为 G=639435.15m3/h 3 根据气体中 H2S 的含量计算 H2S 的质量 入脱硫塔中 H2S 的质量：m1=0.09/1.3 mg/m3639435.15m3=442.685Kg 根据设计要求，出塔气体中 H2S 的含量为 20mg/m3,取出塔气中 H2S 的含量为 20 mg/m3，则塔的脱硫效率是=（69220）/692100%=97.1%.由于原料气中 H2S 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 W0617801.29m3/h 所以出塔气中 H2S

9、 的质量为 m2=1.5mg/m3617801.29m3=0.927Kg 故在脱硫塔中吸收的 H2S 的质量为 G1=m1m2=442.6850.927=441.758Kg 4 脱硫液循环量的计算 取脱硫液中硫容量为 S=100g/m3,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/m3 C2为出脱硫塔气体中硫化氢的含量，g/m3 S 为硫容量，g/m3 L 为脱硫液的循环量，m3/h G 为进脱硫塔气体的流量，m3/h 则液气比为 L/G=(0.6920.02)/100=0.0067 脱硫液的循环量 L=0.0067639435.15=4284.22m3

10、/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 LT=L（1+10%）=4284.22（1+10%）=4712.64m3/h 5 生成 Na2S2O3消耗的 H2S 的质量 G2，Kg/h 取 Na2S2O3的生成率为 H2S 脱除量的 8%，则 G2=425.4528%=34.036 Kg/h 6 Na2S2O3的生成量 G3，Kg/h 2H2S Na2S2O3 G3=G2MNa2S2O3/(2MH2S)式中 MNa2S2O3 Na2S2O3的分子量 MH2S H2S 的分子量 G3=34.036158/（234）=79.08Kg/h 7 理论硫回收量 G

11、4，Kg/h G4=（G1-G2）MS/MH2S 式中 MS 硫的分子量 G4=（425.45279.08）32/34=325.99Kg/h 理论硫回收率，=G4/G1 =325.99/425.452100%=76.62%8 生成 Na2S2O3消耗的纯碱量 G5，Kg/h G5=G3MNa2CO3/MNa2S2O3 式中 MNa2CO3Na2CO3的分子量 G5=79.08106158=53.054Kg/h 9 硫泡沫生成量 G6，Kg/m3 G6=G4/S1 式中 S1硫泡沫中硫含量，kg/m3,取 S1=30kg/m3 G6=325.99kg/h30kg/m3=10.87m3/h 10

12、入熔硫釜硫膏量 G7=G4/S2 式中 S2硫膏含硫量，取 S2=98%（质量分数）G7=325.9998%=332.64Kg/h 表 4.3 物料衡算表（以每小时计）：入脱硫塔气体流量 639435.15m3 出脱硫塔气体流量 639435.15m3 脱硫液循环量 4712.64m3 硫泡沫生成量 10.87 m3 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 79.08Kg 4.2 热量衡算（以 0为计算基准）1 基础数据 半水煤气的平均式量 M=(28 23.08%)+(447.67%)+(2811.05%)+(247.95

13、%)+(3210.25%)=17.5kg/kmol 半水煤气的密度：g=PM/TR=1.2517.5102/(273.15+40)8.314=0.840kg/m3 半水煤气的质量流量 G0=V0g=639435.150.840kg/h=537125.526kg/h 脱硫液密度计算 用公式：L=1.06410.000446T（g/cm3）脱硫液入脱硫塔时的温度 T入=45，则 入L=1.06410.00044645=1.04403g/cm3=104403kg/m3 入脱硫塔脱硫液的质量流量 W入L=4712.64入L=4920.14kg/h 脱硫液出脱硫塔是的温度 T出45，则 出L入L 出脱硫

14、塔脱硫液的质量流量 W出LW入L 平均比热容的计算 根据比热容的计算式 Cp=a+bT+cT2，J/(molK)将半水煤气中的各组分的 a、b、c 值列于表中 物质 CO H2 CO2 N2 O2 a 26.537 26.88 26.75 27.32 28.17 b/103 7.6831 4.347 42.258 6.226 6.297 c/106 1.172 0.3265 14.25 0.9502 0.7494 表 4 例如在 60的比热容：CO:Cp=26.537+7.683110-3(273.15+60)1.17210-6(273.15+60)2=28.967KJ/(kmolK)H2:C

15、P=26.88+4.34710-3(273.15+60)-0.326510-6(273.15+60)2=28.292 KJ/(kmolK)CO2:CP=26.75+42.25810-3(273.15+60)-14.2510-6(273.15+60)2=40.832 KJ/(kmolK)N2:CP=27.32+6.22610-3(273.15+60)-0.950210-6(273.15+60)2=29.289 KJ/(kmolK)O2:CP=28.17+6.29710-3(273.15+60)-0.749410-6(273.15+60)2=30.275KJ/(kmolK)平均比热容为 Cpm=Y

16、iCpi 上式中 Yi为各气体的体积分数 Cpi为各气体的比热容 故半水煤气在 60 摄氏度的比热容 C60 P=29.78KJ/(kmolK)同理：半水煤气在 45 摄氏度的比热容 C45 P=29.30KJ/(kmolK)半水煤气在 41 摄氏度的比热容 C41 P=29.30KJ/(kmolK)脱硫液的比热容 CP，J/(g)CP=3.839+0.00352T 脱硫液的进口温度为 41，则进口时的比热容 Cp1=3.839+0.0035241=3.9833J/(g)=3.983 KJ/(kg)脱硫液的出口温度约为 41,则出口时的比热容 Cp2Cp1 2 洗涤塔热量衡算 洗涤塔热负荷 Q

17、1，KJ/h Q1=G0(C60 Pt1C45 Pt2)式中 G0入洗涤塔半水煤气量 Q1=537125.526/18.1（29.786029.3040）=1.824106KJ 冷却水消耗量 W3，m3/h W3=Q1/（CH2Ot）式中 t冷却水温升，取 t=5,CH2O=4.2KJ/(Kg),=1000Kg/m3 W3=1.824106/（4.210005）=868.78m3/h 3 硫泡沫槽热量衡算 硫泡沫槽热负荷，KJ Q2=VFFCF（t3t4）式中 VF硫泡沫体积，m3，VF=G6=10.87m3 F硫泡沫密度，kg/m3,F=1100kg/m3 CF硫泡沫比热容，KJ/（kg）,

18、CF=3.68 KJ/（kg）t3槽中硫泡沫末温，t3=64.5 t4槽中硫泡沫初温，t4=41 Q2=10.8711003.68（64.541）=10.3105KJ 蒸汽消耗量 W4，kg/h W4=Q2/r1 式中 r1130蒸汽的液化热，KJ/kg，r1=2177.6KJ/kg W4=Q2/r1=0.22105/2177.6=10.53kg 4 熔硫釜热量衡算 熔硫釜热负荷 Q3，KJ/釜 Q3=G8CSS(t5t6)+0.98G8SCh+4F6(t5t6)式中 G8每一釜硫膏量，m3/釜，设全容积为 150m3，熔硫釜装填系数为 75%，则 G8=1500.75=112.5m3 CS硫

19、膏比热容，KJ/（kg），CS=1.8KJ/（kg）S硫膏密度，kg/m3，S=1770kg/m3 t5加热终温，t5=150 t6入釜温度，t6=64.5 Ch硫膏的熔融热，KJ/kg，Ch=49.8 KJ/kg 熔硫釜向周围空间的散热系数，KJ/（m2h)，=12.56 KJ/（m2h）F6熔硫釜表面积，m2，F6=130m2 4熔一釜所需时间，h 0.98硫膏中含硫膏 98%G8CSS(t5t6)表示硫膏升温吸收热量；0.98G8SCh 表示硫膏熔融吸收热量；4F6(t5t6)表示向环境散热量。Q3=112.51.81770(15064.5)+0.98112.5177049.8+412.

20、561 30(15064.5)=40921851.6KJ/釜 蒸汽消耗量，W5，KJ/釜 W5=Q3/r2 式中 r2130蒸汽的液化热，KJ/kg，r2=2177.6KJ/kg W5=40921851.6/2177.6=18792.18 Kg/釜 表 4.4 热量衡算表：收入 KJ/kg 支出 KJ/kg 洗涤塔(/h)半水煤气带入的热量G0C60 Pt1 46.48106 半水煤气带出的热量 0.091106 冷却水吸收的热量 1.824106 总 和 46.48106 总和 1.915106 硫泡沫槽(/h)脱硫液带入的热量 2.77105 脱硫液带出的热量 2.99105 蒸汽冷凝放出

21、的热量 10.3105 总和 13.07105 总和 2.99105 熔硫釜/（釜）硫膏带入的热量 4.624105 硫膏带出的热量 1.302106 蒸汽冷凝放出的热量 8.502105 环境吸收的热量 0.107105 总和 1.3126106 总和 1.3126106 5.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76762.6 聚丙烯鲍尔环，公称直径为76cm，空隙率为=0.92，比表面积为=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）

22、、气体密度（g，Kg/m3）、液体密度（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 W0液泛速度，m/s；L液体质量流速，kg/h；G气体质量流速，kg/h；L液体密度，kg/m3 g气体密度，kg/m3；填料比表面积，m2/m3 填料空隙率，%；液体粘度，mPaS，=0.837 mPaS g重力加速度，m/s2 对于本系统：（L/G）1/4（g/L）1/8=(484.131044.03)/(0.86961988.94)1/4(0.871/1045.81)1/8=0.72

23、123 由图可读出对应纵坐标为 0.0664 即：W2 0/g(/3)(g/L)0.2=0.0664 所以,W0=0.0664g(3/)(L/g)/0.21/2=0.06649.81（0.923/72.2）（1044.03/0.869）/0.8370.21/2=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，m D=u/4Vs 式中：D吸收塔直径，m；VS气体的体积流量，m3/s D=461988.943600(3.141.331)1/2=4.

24、06m 圆整后 D 取 4.2m 5.1.2 填料高度计算（a）吸收过程传质系数 KG 计算 KG=AW1.3Na0.1B-0.01 式中：KG传质系数，Kg/（m2hatm）；A经验数，取 A=20；W吸收塔操作气速，m/s；Na溶液中 Na2CO3含量，g/L；B吸收过程液气比，L/m3。KG=201.3311.35.00.1（484130/61988.94）0.01=33.38Kg/（m2hatm）（b）计算吸收过程平均推动力 PM,atm PM=（P1 P1*）（P2P2*）/ln（P1P1*）/（P2P2*）式中：P1吸收塔入口气相 H2S 分压，atm；P2吸收塔出口气相 H2S

25、分压，atm；P1=（40.92/34）/（53868.39/18.1）1.25=5.05510-4 atm P2=（0.086/34）/（53868.39/18.1）1.25=1.06210-6 atm P1*，P2*吸收塔入、出口 H2S 分压，atm，溶液中 H2S 含量很低，可以忽略，P1*=P2*=0。PM=（5.05510-4 1.06210-6）/ln（5.05510-4）/（1.06210-6）=8.18210-5 atm（c）计算传质面积 FP，m2 FP=G1/（KGPM）式中：G1 H2S 脱除量，Kg/h；KG传质系数，Kg/（m2hatm）;PM吸收过程平均推动力，a

26、tm。FP=43.98/（33.388.18210-5）=16103.097m2（d）根据以上数据计算出填料高度 HP=FP/(0.785D2a)式中 a填料比表面面积 HP=16103.097/(0.7854.2272.2)=16.1m 取 HP=17m 填料分两段，上段 8 下段 9.5.2 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：D1=（GA/0.75Ai）1/2 式中:Ai吹风强度，m3/（hm2），取 Ai=70 m3/（hm2）；D1槽体直径，m；GA空气量，m3/h。而空气量用下式计算：GA=LTCi 式中:Ci喷射器抽吸系数，m3

27、/m3；Ci=2.4 m3/m3 LT溶液循环量，m3/h。GA=484.132.4=1162 m3/h D1=（1162/0.7570）1/2=4.70m （b）计算再生槽扩大部分直径 D2，m D2=0.4+D1 D2=0.4+4.70=5.10m （c）计算再生槽高度 HT，m HT=H1+H2+H3 H1 再生槽有效高度，m；H2 喷射器出口到槽底距离，取 H2=0.5m;H3 扩大部分高度，取 H3=1.5m;再生槽有效高度 H1下式计算:H1=(LT)/（0.785D1260）式中:溶液在再生槽内停留时间，min，一般取=13min；LT溶液循环量，m3/h；D1槽体直径，m 0.

28、785/4 再生槽有效高度 H1=(484.1313)/（0.7854.70260）=6.05m 再生槽高度 HT=6.05+0.5+1.5=8.05m 5.2.2 喷射器计算（a）喷嘴计算 设喷嘴个数（n）确定：n=LT/Li 在式中：Li每个喷射器溶液量，m3/h，取 Li=40m3/h;LT溶液循环量，m3/h。n=484.13/40=12.1 那么取 n=13 喷嘴的孔径（dj），m dj=（Li/0.7853600wj）1/2 在式中 wj喷嘴处的溶液流速，m/s，取 wj=20 m/s。dj=（40/0.785360020）1/2=0.027m 溶液入口管直径 dL，m dL=3d

29、j dL=30.027=0.081m=81mm 取 894 热轧无缝的钢管；喷嘴入口的收缩段长度 L5，m L5=(dL-dj）/2tan(1/2）式中 1喷嘴入口的收缩角，通常取 1=14 L5=(0.081 0.027)/2tan(14/2）=0.033m 设喷嘴喉管长度 L0，m 通常设喷嘴喉管长度取 L0=3mm。喷嘴总长度 L，m L=L0+L5 L=0.003+0.033=0.036m （b）混合管计算 混合管的直径（dm）：dm=1.13（0.785dj2 M）1/2 式中:M喷射器形状系数，通常取 M=8.5 dm=1.13（0.785 0.0272 8.5）1/2=0.079

30、m 取 894 热轧无缝钢管 混合管长度（L3）：L3=25dm L3=250.079=1.957m（c）吸气室计算 设空气入口管直径 da，mm da=18.8GA/(w2n)1/2 在式中 w2管内空气流速，m/s，取=3.5m/s;GA空气流量，m3/h；n喷嘴个数 da=18.8(1162/(3.512)1/2=98.9mm 那么取 1084 热轧无缝钢管 吸气室直径（dM）：dM=（3.1da2）1/2 式中 da空气入口管直径，mm dM=（3.11002）1/2=176mm 取 1945 热轧无缝钢管 吸气室高度为 L1，mm；取 L1=330mm 吸气室收缩管长度为 L2，mm

31、 L2=（dM dm）/2 tan(2/2）在式中 2吸气室收缩角，通常取 30；dM，dm分别是吸气室直径和混合管直径。L2=（184-79）/2tan(30/2）=195.9mm（d）尾管直径计算（de）de=18.8(Li/we）1/2 在 式中 Li 每个喷射器溶液量，m3/h；we 尾管中流体速度，m/s，通常取 we=1m/s de=18.8(40/1）1/2=118.9mm 取 1274 热轧无缝钢管（e）扩散管长度计算 L4，mm L4=（dedm）/2tan(3/2）式中 3扩散角，取 3=7；de，dm分别是尾管直径和混合管直径 L4=（11979）/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 894 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 1084 再生槽扩大部分直径 5.1m 吸气室规格 1945 再生槽高度 8.05m 尾管规格 1274 喷嘴个数 13 扩散管长度 0.327m