70kta合成氨轉化工段工藝設計-資料下載頁

　　

【正文】 13*()* =*()* = kcal/(tNH3h) = kJ/(tNH3h)轉化氣方程熱量 △H= H3 H13= ()= kcal/(tNH3h) = kJ/(tNH3h)轉化氣廢鍋產汽計算：設包括二段爐出口管段損失及排污等占總熱量的15%，其它條件同煙氣廢鍋，則產汽量為：G2== = kg/(tNH3h)排污量： x2=150 G2/1850= = kg/(tNH3h)熱負荷：+() = kJ/(tNH3h)轉化工序自產蒸汽總量：G= G1+ G2 =+ = kg/(tNH3h) kg/(tNH3h) 外， kg/(tNH3h)。加上交換，合成產生蒸汽，可以有汽外供。 物料，熱量平衡結果原料天然氣消耗：（tNH3h（標））燃料天然氣消耗：(tNH3h(標))天然氣總消耗： m3/ (tNH3h(標))以上定額未計算弛放氣回收燃料熱量，故實際生產管理好者，天然氣總耗量可以在1000m（標）以下。將熱量計算結果匯總后也列于圖一中圖一 物料熱量匯總框圖（以一噸氨每小時為基準）物料名稱原料天然氣原料天然氣工藝蒸汽混合氣一段轉化氣物料組分(%)N2O2ArH2CO2COCH4C2H6C3H8H2O100流量Kmol/h(干)Kmol/h（濕）溫度（℃）壓力（MPa）統一基準焓kJ40390480760二段轉化氣燃料天然氣煙道氣工藝空氣工藝空氣物料組分(%)N2O2ArH2CO2COCH4C2H6C3H8H2O7821178211流量Kmol/h(干)Kmol/h（濕）溫度（℃）壓力（MPa）統一基準焓kJ9952526340480四川理工學院畢業設計 第四章 主要設備的選型計算 第四章 設備的選型計算（主要設備的計算）設備設計能力：。 一段轉化爐輻射室計算（1）已知條件 入爐混合氣表41 入爐氣組成組分 N2 CO2 CH4 C2H6 C3H8 H2O 平均分子量mol % 入爐壓力：；MPa（絕）；入爐溫度：480℃入爐氣量： += kmol/h出一段爐轉化氣 表42 一段爐轉化氣組成：組分 H2 N2 CO CO2 CH4 H2O 平均分子量 mol % 一段轉化氣壓力： MPa（絕）；一段轉化氣溫度：760℃；氣量： kmol/h kmol/h燃料天然氣表43 燃料天然氣組成組分 CH4 C2H6 C3H8 CO2 N2 mol % 溫度：25℃， MPa；(標)/h燃料低熱值：(標)燃燒煙氣空氣過系數：a=；表44 煙氣組成組分 N2 Ar CO2 O2 H2O 平均分子量mol % 煙氣量： kmol/h；理論最高燃燒溫度：℃轉化管熱負荷：Q1= kcal/h = kmol/h輻射段熱效率 η=48%輻射段熱損失QS= kcal/h = kmol/h（2）爐型選擇 選用頂燒大火焰燒嘴方箱爐。該爐型的火焰與轉化管平行，煙氣能均勻由煙道排出。采用適當管間距，火焰不會發生沖擊管子的現象。采用強制通風，燃燒穩定；燒嘴能力大，數量少，控制方便，適于小合成氨廠使用。燒嘴自上而下噴射燃燒可滿足反應供熱需要，上部煙氣溫度高，管內轉化速度快，吸熱量多，下部煙氣溫度低，管內轉化慢，需要熱量少，轉化管壁溫度基本均勻。對流室設于地面，便于檢修，但占地面積大，需設引風機。爐管選用Cr25Ni20離心燒鑄管；爐管尺寸：Φ124x11，有效長度L=8000mm。催化劑選用Z107，粒度為Φ16x16x6.干氣空速取：V空=960h1（3）計算方法 天然氣蒸汽轉化反應所需要熱量通過燃料在管外燃燒而得。本設備既是一個反應器，又是一個換熱器，反應和換熱密切相關。由于轉化管內氣體濃度，溫度沿爐管軸向變化及轉化反應所需的熱量不均勻，故應將管內反應動力學與燃料燃燒及燃料傳遞關聯起來，建立數學模型，應用計算機，進行積分計算，以確定管內氣體組成與溫度分布曲線，轉化管壁溫及管外煙氣溫度分布曲線，從而得出輻射室的主要參數。由于分段計算十分繁雜，且其中涉及的催化劑動力學數據也難于取得，故本計算將一段轉化輻射段作為一個整體，按轉化管進，出口氣體溫度和組成，爐管平均壁溫，煙氣離輻射室的溫度進行計算。（4） 爐膛尺寸確定 爐管有效容積，每根管有效容積為：v=πDt2L/4=π/4 =催化劑用量：根據入爐干氣量及選定空速計算催化劑用量為：VR=V干/V空=爐管根數計算： n=VR/v=爐管布置及爐膛尺寸設計：考慮爐體緊湊，減小尺寸，將爐管分成五排布置，每排18根，每排爐管間布燃燒嘴8個，共布燒嘴6排48個。；各排爐管的管心距取2DH=。故爐管（或燒嘴）的排間距為： b=2 =由此得輻射室尺寸：爐寬： 3b+=+=爐長： （181）+=爐高： 8m（5）轉化管內傳熱系數計算 轉化管內壁到轉化氣之間的內膜給熱系數，包括輻射給熱系數和對流給熱系數，可由下式計算： a內=afi+aw1 （1531）式中 a內管內總給熱系數，kcal/(m2h℃)； afi管內輻射給熱系數，kcal/(m2h℃)； aw1管內對流給熱系數，kcal/(m2h℃)；管內輻射給熱系數計算： afi=[(tb+273)/100]3 （1532）式中 tb管內壁溫度，℃； Φf1=1/(1/εt+1/εp1) （1533）εt管壁黑度，εt=~；εp催化劑黑度，對轉化鎳催化劑εp=則： Φf1=1/(1/+1/) =afi=[(679+273)/100]3=(m2h℃) =(m2K)管內對流給熱系數計算管內對流給熱系數因條件不同而有不同計算式：當DP’/Dt,Re=1000~4000時， aw1=(λm/Dt)e6（DP/Dt）（DP’G/μm） （1534）式中 λm氣體混合物導熱系數，kcal/(m2h℃)； μm氣體混合物粘度，kg/(mh)； DP’催化劑當量直徑，m；對圓柱體，直徑為DP，高度為H時， DP’= (1535)G氣體空管質量流速，kg/(m2h)；Dt轉化管內徑，m。當DP’/Dt6150Re4500時， aw1= DP’G0。75（εμm）0。42 (1536)式中 Ab催化劑的比表面積，m2/m3； ε催化劑空隙率。 當條件不合a， b時，aw1=’ （DP’G/μm） （1537）因本條件下，氣體溫度，組成在管內變化較大，故物性參數采用進口態和出口態的平均計算：進口混合氣：溫度480℃，（絕），根據入爐氣體組成計算出物性參數：λ1=(m2h℃)；μ1=（mh）出口氣體溫度760℃，（絕），及氣體組成可得出口氣物性參數：λ2= kcal/(m2h℃)；μ2= kg/（mh）；CP=(kg℃)；故： λm=（λ1+λ2）/2=(+)/2 =(m2h℃) μm=(μ1+μ2)/2 =(+)/2 = kg/（mh）又： G=n進M/(90πDt2/4) = / =43589kg/(m2h)由式（1535）得： DP’= ==由DP’/Dt=： ε=所以 Re= DP’G/εμm= / =149242Re4000應按（1537）計算： aw1=（）x =(m2h℃) =(m2K)管內總給熱系數：a內=afi+aw1= +=(m2h℃)=(m2K)爐管平均壁溫計算管內物料平均溫度： tcp=(480+760)/2=620℃ 爐管平均熱強度（外徑）計算：qcp=Q1/90πDSL=()= = (6) 爐管外壁平均溫度計算：取管內垢熱阻R=h℃/kcal。管材導熱系數 λt=20kcal/(m2h℃)。則 t0=tcp+(qcp/a內 + qcp/1/R + qcp δ/λt)DH/Dt =620+(1/ ++) =℃=爐管內壁平均溫度計算： tb=tcp+(qcp/ a內)x DH/Dt =620+()/( ) =℃ =與假設 tb=679℃ 接近，可以不再重算。最高管壁溫度計算：因未采用分段計算，故很準確確定最高外壁溫度的位置及該點的實際熱強度。現按轉化氣出口溫度及爐管平均熱強度來計算，所得最高外壁溫度值比實際出口點外壁溫度偏高。并以此計算值近似的作為爐管的設計溫度。催化劑層徑向導熱系數計算 λc=λc‘’+λ et‘’kcal/(m2h℃) (1538)式中 λc‘’不流通情況下催化劑層徑向有效導熱系數，kcal/(m2h℃)。 λ et‘’流通情況下催化劑層徑向有效導熱系數，kcal/(m2h℃)。 λ et‘’=（1ε）/[(1/λs)+1/(λm/Ψ +afsDP’)]+ εafvDP’ （1539）式中Λs催化劑導熱系數kcal/(m2h℃)。 對鎳催化劑λs=1；Ψ實驗數據，Ψ=；afs相鄰兩催化劑顆粒間的輻射給熱系數，kcal/(m2h℃)。afv