日产千吨合成氨蒸汽转化工段工艺设计

1、小艇工火课程设计冲;+旦币曰一日产千吨合成氨蒸汽转化工段工艺设计学牛力生名徐超受巨2012212044在山济如化学工程与工艺12-2班指耳和II币王百年2016年3月13B目录摘要3关键词3自ilt-i3L1中国合成氨行业概况31.2合成氨生产的基本过程413氨的主要用途51.4甲烷蒸汽转化制合成化概述61.41生产方法6142工艺原理6143转化催化剂和反应动力学81.44工艺流程和主要设备10第二章工艺计算1321设计条件132.2物料衡算14121物料衡算主要方程式142.22物料衡算基准1512.3一段转化炉物料衡算17124二段转化炉物料衡算2023能量衡算22131已知数据222.

2、3.2计算过程232.4管径计算24第三章总结及致谢28.29摘要：本设计以天然气为原料通过水蒸气转化法制合成气，为口产千吨合成氨提供原料气。设计文件由设计说明书，工艺流程图和厂区平面布置图组成。设计内容包括工艺路线设计，物料衡算，热量衡算，管道确定。工艺路线通过一段蒸汽转化和二段加水蒸汽工艺空气氧化联合转化过程。设计中通过平衡温距法计算一二段炉进出11物料组成以及通过物料流量及相关资料计算进出11管径，同时对一段炉进行能量衡算。关键词：天然气水蒸气物料衡算平衡温距法能量衡算初步设计第一章前言1.1 中国合成氨行业概况氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位；同时也是能源消耗

3、的大户，世界上大约有10%的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业，介成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮索肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种钱盐肥料，这部分约占70%的比例。未来合成氨技术进展的主要趋势是“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行二中国合成氨产量位居世界第一位，现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烧多种原料生产合成氨、尿素的技术，形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。2013年，中国合成氨总生产能力为7400万吨左右，氮肥工业已基本满足了国内需求:在与国际接轨后，具备与国际合成氨产品竞争的能力，今

4、后发展重点是调整原料和产品结构，进一步改善经济性。中国目前有中型合成氨装置55套，生产能力约为500万吨/年；其卜游产品主要是尿素和硝酸饺。其中以煤、焦为原料的装置行34套，以渣油为原料的装置有9套，以气为原料的装置有12套。目前，中国有小型合成氨装置700多套，生产能力约为3000万吨/年；其卜游产品主要是碳酸氢铉，但现有已有112套经过改造后开始生产尿素。中国合成氨生产装置原料以煤、焦为主；其中以煤、焦为原料的占总装置的96%,以气为原料的仅占4%。中国引进大型合成氨装置的总生产能力为1000万吨/年，只占中国合成氨总产能的1/4左右，因此可以说我国合成氨行业对外依赖性并不高。中国自行研发

5、了多套工艺技术，促进了氮肥生产的发展和技术水平的提高，如合成气制备、CO变换、脱硫脱碳、气体精制和氨合成技术口迎o1.2 合成氨生产的基本过程合成氨工艺流程叙述：(1)原料气制备将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气：渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气：对气态燃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。(2)净化对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO,其体枳分数-股为合成氨需要的两种组分是田和N2,因此需要除

6、去合成弋中的CO。变换反应如下：CO+H30=H2+C02AH=-412kJ/mol由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出I】残余CO含最。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO；和H?：第二步是低温变换，将CO含量降至03%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程,为后续脱碳过程创造条件。各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以火然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确

7、定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法,常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲健法(Selexol)等。粗原料气经C0变换以后，变换气中除H?外，还有COz、8和曲等组分,其中以C02含量最多。CO?既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铉等氮肥的重要原料。因此变换气中C0?的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除C02。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol),聚乙二醇二甲雄法(Selexol),碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。

8、气体精制过程经CO变换和CO?脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2o为了防止对氨介成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含最不得大于10cm%?(体枳分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度;令冻(H2O.H?、N2的物质的最分别为n(CH4)、n(CO)、n(CO2).n(H2O)n(H3).n(N2),设平衡时CH4反应式(1)的转化量为nxmol,CO反应式(2)的转化量为riymol,总压(绝对压力)为p。根据物料衡算可计算出反应平衡时各组分的分压，代入式(

9、1)和式(2)的平衡常数式，整理后可以得到：n(CO)+%-+3叫+nyP2K.=:-xTPn(CH4)-nxn(H3O)-nx-ny(认+况/K_n(CCP)+nyn(H2)+3nx+%n(CO)+nx-nxn(H2O)-iix-ny根据反应温度由(3)和(4)求出Kp1和Kk，再将总压和气体的初始组成代入(5)和(6)两式迭代解出4和%,即可求出平衡组成。1.43转化催化剂和反应动力学转化催化剂：甲烷水蒸气转化，在无催化剂时的反应速率很慢,在1000C以上才有满意的速率，然而在高温卜.大最甲烷裂解，没有工业生产价值，所以必须采用催化剂。催化剂的组成和结构决定了其催化性能，而对其使用是否得当

10、会影响其性能的发挥。生产中催化剂因其老化、中毒和积世而失去活性。(1)转化催化剂的组成和外形研究表明，一些贵金属和锲均具有对甲烷蒸汽转化的催化活性，其中银最便宜，又具有足够高的活性，所以工业上一直采用锲催化剂，并添加一些助催化剂以提高活性或改善诸如机械强度、活性组分分散、抗结碳、抗烧结、抗水合等性能。甲烷与水分子的反应是在固体催化剂活性表面上进行的，所以催化剂应该具有较大的锲表面积。提高银表面的最行效的方法是采用大比表面枳的载体，来支承、分散活性组分，并通过我体与活性组分间的强相互作用而使银相粒不易烧结。我体还应具有足够机械强度，使催化剂使用中不易破碎。为了抑制烧类在催化剂表面酸性中心上裂解析

11、碳，往往在载体中添加碱性物质中和表面酸性。一般固体催化剂是多孔物质，催化剂颗粒内部毛细孔的表面称之为内表面,其上分布有活性组分，反应物分子扩散到孔内表面上进行反应，如果孔径大而短，在孔的深处反应物的浓度较高，反应速率大，产物向外扩散阻力也小，若孔细又长，结果相反，这些孔的深处可能没有反应物分子，其内表面就没有被利用。因为催化剂内表面枳比外表面积大得多，所以内表面积时反应速率起着非常重要的作用。为了提高内表面利用率，可以减小催化剂颗粒尺寸，改善颗粒外形。(2)转化催化剂的使用和失活转化催化剂在使用前是氧化态，装入反应器后应先进行严格的还原操作，是氧化银还原成金属银才有活性。还原与可以是氢气、甲烷

12、或一氧化碳。纯氮还原可得到很高的银表面积，但像表面积不槎定，在反应时遇水蒸气会减少，故工业匕是通入水蒸气并升温到5CXTC以上，然后添加一定量的天然气和少量氢气进行还原。水蒸气存在虽使银表面有所卜降，但它可将催化剂中的微量琉化物转化成硫化氢气体而脱除，也可将催化剂中石墨气化而除去，还可以使反应器内温度均匀，不会产生热点而损坏催化剂。转化催化剂在使用中出现活性下降的现象的原因主要行老化、中毒、积碳等。催化剂在长期使用过程中，由于经受高温和气流作用,银晶粒逐渐长大、聚集甚至烧结，致使表面积降低，或某些促进剂流失，导致活性卜.降，此现象成为老化。许多物质，例如硫、碎、氯、溟、铅、机、铜等的化合物，都

13、是转化催化剂的毒物。最重要、最常见的毒物是硫化物，极少量的硫化物就会使催化剂中毒，使活性明显降低，时间不长就完全失活。甲烷水蒸气转化过程伴随有析碳副反应，同时也行水蒸气消碳反应。圻出的碳是否能在催化剂上积累，要看析碳速率与消碳速率之比，但析碳速率小于消碳速率时，则不会枳碳。这与温度、压力、组分浓度等条件有密切关系。生产中，催化剂活性显著下降可由三个现象来判断：其一是反应器出II气中甲烷含量升高；其二是出11平衡温距增大。平衡温距为出11实际温度与出11气体组成对应的平衡温度之差。催化剂活性下降时，出口甲烷含量升高，i氧化碳和氢含量降低，此组成对应的平衡常数减小，故平衡温度降低，平衡温距增大。催

14、化剂活性越低，平衡温距则越大：其三是出现“红管”现象。因为反应是吸热的，活性降低则吸热减少，而管外供热未变，多余热量将管壁烧得通红。此时管材强度卜.降，如不及时停工更换催化剂，将会造成重大事故。甲烷水蒸气转化的反应机理很复杂，从20世纪30年代开始研究至今，仍未取得一致认识。不同研究者采用各自的催化剂和实险条件，提出了各自的反应机理和动力学方程，以下举例3种。r=kp(CH4)r=kp(CHl)p(H2O)p45(H2)r=kp(gl.P(8)d(H。冬向国用但O)(9)式中r-反应速率：k一反应速率常数：Kpi一转化反应的平衡常数；p(CH4)、p(H2O),p(H2)和p(CO)CH4、H

15、9、a和CO的瞬时分压。由以上方程可知，对于一定的催化剂而言，影响反应速率的主要因素有温度、压力和组成印o(1)温度的影响温度升高，反应速率常数增大，由(7)和(8)看，反应速率亦增大；在式(9)中还有一项Kp】也与温度有关，因甲烷蒸汽转化因甲烷蒸汽转化是要吸热的，平衡常数随温度的升高而增大，结果反应速率也是增大的。(2)压力的影响总压增高，会使各组分的分乐也增高，对反应初期的速率提高很有利。此外，加压尚可使反应体枳减小。(3)组分的影响原料的组成由水碳比决定，氏0/。以过高时，虽然水蒸气分压高，但甲烷分压过低，反应速率不一定高：反之，H2O/CH4过低时，反应速率也不会高。所以水碳比要适当。

16、在反应初期，反应物H9和CH4的浓度高，反应速率高。到反应后期，反应物浓度下降，产物浓度增高，反应速率降低，需要提高温度来补偿。转化反应是气固相催化过程，包括内、外扩散和催化剂表面上吸附、反应、产物脱附和扩散等多个步骤，每个步骤对整个过程的总速率都有影响，最慢的一步控制了总速率口.习。1.4.4工艺流程和主要设备工艺流程图如图i-i所示，据此进行物料恒算和热量恒算图1T匚艺流程程图流程简介如F：原料天然被压缩至36Mpa左右，送到一段炉的对流段预热至380C至400,热源是由辐射段来的高温烟道气。预热后气体进入钻铝催化脱硫器，使有机硫加氢变成硫化氢，再到氢化锌脱硫罐脱硫硫化氢，使天然气中总含硫

17、最降至05X10“（体积分数）以卜脱硫后天然气与中压蒸汽混合，再送到对流段加热至500c至520,然后分流进入位于一段炉辐射段的各转化管，自上而下经过管内催化剂层进行吸热的转化反应，热量由管外燃烧天然气提供。由反应管地步出来的转化气温度为800C至820,甲烷含量约95%（干基），各10管气体汇合于集气管并沿中心管上升，由炉顶出来送往二段转化炉。在二段炉入II预热至450c左右的空气，与一段转化气中的部分甲烷在炉顶部燃烧，是温度升至1200C左右，然后经过催化剂床层继续转化，离开二段炉的转化器约1000C,压力30MPa,残余甲烷低于03%（干基），（Hz+CO）/N2=3o从二段转化炉出来的

18、高温转化气先后经废热锅炉，回收高温气的显热产生蒸汽，此蒸汽再经对流段加热成为高温过热蒸汽，作为工厂动力和工艺蒸汽。转化气本省温度降至370C左右，送往变化工段。燃料天然气先经一段炉对流段预热后，进入到辐射段的烧嘴，助燃空气由鼓风机送预热器后也送至烧喷，在喷射过程中混匀并在一段炉内燃烧，产生的热量通过反应管型传递给催化丸和反应气体。离开辐射段的烟道气温度高于1000C,在炉内流至对流段，依次流经排列在此段的天然气-水蒸气混合原料气的预热器、二段转化工艺空气的预热器和助燃空气预热器，温度降至150C至200C,由排风机送至烟囱而排往大气。主要设备：（1）一段转化炉：一段转化炉采用顶烧方箱炉，由辐射

19、段和对流段组成，外型用钢板制成，炉内型衬耐火层。转化管竖直排列在辐射段炉膛内，总共有30X00根内径约7M120mm、总长的转化管，每根管内装催化剂。多管型式能提供大的比传热面积，而且，管径小者更有利于横戳面上温度均匀，提高反应效率。反应炉管的排布要着眼于辐射传热的均匀性，故应有合适的管径、管心距和排间距，此外，还应形成工艺期望的温度分布，要求烧嘴有合理的布置及热负荷的恰当控制。反应炉管的入II处温度500C至520,出II处800C至820。对流段有回收热量的换热管，采用中国西南化工研究院生产的Z/11型一段转化炉用催化剂。（2）二段转化炉：二段转化炉不需要外部供热，在炉内，氧弋与部分甲烷燃

20、烧放热，使转化反应自热进行。故采用内径约3m,高约13m的圆筒形转化炉，壳体为碳钢制成，内衬不含硅的耐火材料，炉壳外保温，与环境无热交换，所以，二段炉是一个上部有均相燃烧空间的固定床绝热式催化反应器，高温气体自上而下流过带孔的耐火砖层、耐高温的错催化剂层、锲催化剂层，最后由炉卜.部引出二段转化气。采用中国西南化工研究院生产的Z-206型二段转化炉用催化剂。（3）钻钳加氢脱硫器：为圆筒形设备，内装两层催化剂。采用中国T-201型加氢催化剂。11（4）氧化锌脱硫槽：为立式圆筒形设备，其结构与加氢脱硫器相似，采用T-303型催化剂。脱硫剂的用最可按一年考虑，设计为两槽串联，使用半年后，第一槽（前槽）

21、更换为新脱硫剂，而将第二槽（后槽）作前槽使用。这样总是让新脱硫剂在串联的后槽起把关作用町第二章工艺计算2.1 设计条件进一段炉原料气组成如下表，进口温度51O0Co原料气组成组分N2H2cozCH4C2H6C3H8C4H10C5H12合计mol%251101010011942192161019900980.7100空气组成组分N202Armol%78211进二段炉空气中加10%的蒸汽（安全目的）进合成系统合成气组成会成气组成组分H2N2CH4Ar合计mol%73952465108032100一段转化的HzO/C=35一段转化压力P=3IMPa二段转化压力P=297Mpa上升管出气温度856一段

22、炉转化反应CH44-H2O=3H2-1-COCO+HQ=H,+CO,CH44-2H2O=4H24-CO2C2H6+4H9=7H?+2CO2C3H8+6H3O=10H3+3CO3C4H10+8H9=13H24-4CO2C5Hi2+10H2O=16H2+5CO213二段炉反应H2+O2=2H2OCH4+H2O=3H2-|-COCH4+2H2O=4H2+CO2CO+HQ=H、+CCS空气中的氧气按卜式全部生成水0,+2H,=2HQ设CO?吸收塔出lie。?含量为01%（干基），此CO?在甲烷化炉中按卜式全部转化为CH4C02+4H2=CH4+2H2。每生产一吨氨耗氢96025kmol,高于理论值：耗

23、二段转化气量142.68kmol2.2 物料衡算2.2.1 物料衡算主要方程式一段炉转化反应：CH44-H2O=3H2+COCO+H2O=H24-CO2CH44-2H3O=4H24-CO2C2H6+4H2O=7H2+2CO2C3Hs+6H2O=10氏+3CO2C4H10+8H2O=13H2+4CO2C5H12+10H2O=16H2+5CO2二段炉反应：H2+O2=2H2O14CH4+H2O=3H2+COCH44-2H2O=4H24-CO2CO4-H2O=H2+CO2甲烷化反应：C02+4H2=CH4+2H3O2.2.2 物料衡算基准2.2.2.1 以生产1吨氨为基准计算1、计算基准lOOkmo

24、l纯氢、氮气。2、以lOOkmol原料气为基准，按照一段路转化反应方程式，计算lOOkmol原料气可提供的总氢气量为0101+94219X4+2161X7+0199X104-0.098X13+07X16=406568kmol/1OOkmol原料气3、以1OOkmol合成气为基础，计算原料气的量G、进二段炉空气的最A以及CO?回收量；N2平衡：0002511XG+078XA=2465H?平衡：由合成气组成知ImolCH4消耗4molH2,在二段炉中Imol02消耗2molH2,则有GX406568-2X021XA-108X4=7395联立以上两式可解出：G=22,509kmolA=3153kmo

25、l合成每吨氨包：需要原料气最22509X142.68/100=3212kmol/tNH3空气需要量3153X14268/100=4499kmol/tNH3水蒸气需求量=进一段炉空气量+进二段炉空气量天然气总碳指数=(94219+2161X2+0199X3+C098X4+07X5)/100=10234则需要的水蒸气的量=3212X10234X35+4499X10%=11955kmol/tNH315CO?回收量=3212X（10234+000011）-14268X00108=3133kmol/tNH3按日产千吨氨气计算消耗的原料量产吨氨生产消耗的原料量物料原料气工艺空气水蒸气CO?回收消;IV(k

26、mol/tNHs)32.124499119.5531.33消耗/Qcmol/h)1338.33318745834981.2513054172.222循环氢气量计算设定出加氢转化器的出II氧气量为5%,再计算一段炉出II物料组成，通过计算平衡温差判断出I1氢气量的设定是否合理，经过计算得只当出II氢气量为5%时，平衡温差63,与生产中控制一段炉的平衡温距22C28C的范围相差过大，结果不合理。重新设定出II氢（量含量为45%。计算结果如卜;循环氢气（合成气）中氢气组分为74113%循环氧气里（1丫）9f73.95%循环气里V去一段转化炉8加氢转化器H,45%H?的平衡方程0001Xy+07395

27、X（1-y）=1.0X0045解得y=0.9334l-y=00666可知09334kmol原料气加氢转化需要循环气为00666kmol,则每吨NH3需要循环氢气量为:3212X006664-09334=2292kmol/tNH3出转化器气体量为：32.12+1292=344Ikmol加氢转化器进出口物料组成见卜表：16进出加氢转化器气体组成组分进-天然气量进-循环气量出-总气体量mol%kmol/tNH3kmol/hmol%kmol/tNH3kmol/hmol%kmol/tNH3kmol/hN22.511080733,60624650056523.5413.9861.37257146H2010

28、10032135273.95016957062o450172771974C02001100040147001000040.147CH49421930.2631260.9641.0800025103188.516302881261996C2H62.1610694289212.017069428921C3H8019900642663018600642.663C4H10009800311.3120.09100311.312C5H10一07000225936806530.2259.368Ar032000070306002100070.306合计10032.121338.3310095.51003441

29、2143383223一段转化炉物料衡算1、计算依据天然气总碳指数=(3802+2.017X2+0136X3+C091X4+0633X3)/100=0962则需要的水蒸气的最=34412X0962X35=115865kmol/tNH3=482771kmol/h进一段炉气体总量=出加氢转化器气体+水蒸汽量=34412+115865=150277kmol/tNH3进一段炉气体组成进一段炉气体组成组分n2h2CO2CH4C2H6C3HsC4H10C5H12Ar合计mol%398650200188,51620170186009106530021100水碳比为33一段转化压力P=3IMPa17二段转化压力

30、P=297MPa上升管出气温度856c出I1转化气中CH4含量为9.7%（干基）出口温度下，CO转化反应达到平衡即气体组成满足：pCO2-pH2nC02-nH2F-pCOpH2O-nCOnH20查设计资料氮肥工艺设计手册理化数据得知当g856C时，kp=08432、计算过程一段炉出【I气体量的计算设neo、neo?、oh2分别表示转化炉出口气中的CO、CO、H?的物质的最nup表示反应掉的蒸汽的物质的量，I1H2O表示转化炉出口气中HzO的物质的量，V表示干，（的物质的量。C平衡：0004+30288+0694X2+0064X3+0031X4+0225X5=。+nco：i+0-097V整理得：

31、138004=叱0+802+。097V氏平衡：71974+1261996X2+28921X3+2.663X4+1312X5+9368X64-482771=nH2+2X0097V+482771-nH2O整理得：2756149=nH2+0.194V-nH2o。2平衡：0147+0.5X4827.71=05X4827.71-0.5XnH2O+05nco+ikoz整理得：0.294=2nco2+neo-nH2O总气量V=n；o+Hcoz+O097V+nH2+nN2+nAr=nco+火02+。097V+册+57452-nH2=V-1437492(5)+(2)nH2O=l194V-4193.641联立nc

32、o2=l291V-5573387nco=6953427-1.388VnH2O=4827.71-nH2O=9021.351-1194V因为=0.843p82PH2_n82nH2poopH20-nCOiH20得到(1.291V-5573.387)(V-1437.492)y.c=0.843(6953427-1.388V)(9021351-1194V)整理V2-95528V+423274519=0解得V=4658kniol/li将V值代入得nH2=32205kmol/linH2O=3459.7kinol/hnco=3881kmol/h802=4400kirol/hncH4=4518kmol/hoh2O

33、=1368kmol/hEni=3459.7+4658=8117.7kmol/h3一段炉平衡温距的计算,_pCOp3H2_nOOn3H2(PfPCH4-pCH4pH20-nCH4nH20屋湿).SR.302451.8X3459.7k8117.77=305.8查设计资料得,故得平衡温距At=856-824=32.C。一段炉进出II物料组成表组分进出mol%kmol/hmol%kmol/hN23.98556157.1461.25357957146H25.0196887197470,645883220.5CO20010267014796695254408CH4880155112619969910825

34、4518C2H620170672892100C3H80.1857462.66300C4H1000914731.31200C5H120653377936800Ar0021313030600067040306CO8513482388.1干气1001433.8331004558.652H2O48277134597湿气62615438018.3522.2,4二段转化炉物料衡算1、计算依据:二段炉出口CH4含量为0.033%(干基);出口气体温度为1003C：出I压力为297Mpa：补充蒸汽为工艺蒸汽量的10%。2、计算过程二段炉出口转化气气体量的计算二段炉人II的工艺空气的最为1874583kmol/

35、h,补充蒸汽量为1875kmol/h。设neo、neo：、分别表示转化炉出口气中的C。、CO2.的物质的量。n、H2O表示反应掠的蒸汽的物质的量，nH2O表示转化炉出口气中HzO的物质的量，V表示干弋的物质的最。则有C平衡：neo+ikO2+00033V=138004平衡：nH2+0,0033VX2+(34597+1875)-nH2O=3220.5+4518X2+(3459.7+187.5)整理得：41241=nH2+00066V-nH20平衡：4408+3881X05+(34597+1875)XO5+021X1875=0.5nco+ncoz+(3459.7+187.5)X05-0.5nh?o

36、整理得：203704=nco+2r)co2-nH2O干气物质的量V=neo+ncoa+nn?+nN2+bai+iich4=neo+neo?+nm+57146+0306+079X1875+00033V整理得V=neo+叱02+由+1538702+00033V设出口条件卜，CO转化反应达到平衡，查设计资料得该条件卜.kpCO=0566pCO2pH2_nCO2-nH2区、Pc。pCOpH20-nCOnH20+得v=nH2+291874220将代入得nH2o=l0066nH2-410484-得657-0.0033V=neo?-nh?o将代入得nco2=l0099nH2-3438.2将代入得neo=48

37、086-10132nH?出二段炉，（体中nH?o=34597+187.5-nH2O=775204-10066nH2将代入kpCO=(1.0099nH2-34382)nH2(4808.6-1.0132nH2)(7752.04-1.0066nH2)=0566整理得n-Hz+3711.89051800=0从而解得nn2=3891.7kmol/h将解得的1】由代入得320=38347kmol/hnco=8654kmol/hnco2=49203kmol/lincH4=22.47kmol/hnH2O=.187.5kmol/h（负号表示反应完成后体系内水含量增加）MilITzlV=nH2+2918742=6

38、8104kmol/hn湿二V+iih2O=10545.1kmol/h3、二段转化炉平衡温距的计算二段转化炉出II压力为2.97MPaokpCH4-PC0P3H2=neon3H22rpCH4pH20nCH4nH202n湿，8654X3891.72247X3834.7/29,7、2X(10645J=49879查设计资料知kpCH4=49879时，对应t=963C：故平衡温距21t=1003-963=40*C二段转化炉进出II物料衡算表组分进出mol%kmol/limol%kmol/hN223,61604151925622,30951519256H25006132205571476238917CO2

39、6852007440.87.22520949203CH47022996451.80329962247026.119007393,645Ar0.296138190510.27975419051co6032813388.11270796865.4干气10064331521006809907H203459738347湿气10644.6072.3能量衡算2.3.1 已知数据一段转化炉进出、II各物料量见上表：基准温度取298K。反应器入口温度为370c(643K),出II温度为856(1129K),各组分在对应温度下的平均摩尔热容值以及各组分在298K的生成热可从文献中查出回功。组分谢(29豕)/kJ

40、ekmof1Cp/(kJkmoFK-1)643K1129KCH4-749004525677co-1106002983119co2-3937004344839h2029.22957n2029630.91Ar02963091H:O-24200035137592.3.2 计算过程AH=AHi+AH,4-AH3本稳态流动反应体系的热最衡算按卜.式计算。即:HF/kJT(=64A2967Kncf643cf(1078AT汆jCH4451833839820780200059751CO3881-429238607809441774.42CCS4408-1735429607801663764336h23220.

41、50780742795443n257.14607801377778.63Ar0306078073776H2O34597-837247400780101439096合计8018.352-1087554040223189189出=-1087554040+223189189=-86436485IkJQP=EAH1-2AH、=-864364851-(-973443413)=1.1x108KJQ为正值，说明需要向反应器供给热量，每输入1200kmol原料天然气需要供热1.1x108KJo2.4管径计算由流体的常用流速范围，初步选定管内流体流速，按卜式计算管子的内径，并修正到符合公称直径要求。方式中：V一

42、流体在操作条件下的体积流量，n】3/s：u一流体的流速，m/s：d一管子内径，口】(1)预热后原料天然气管道:操作条件为：温度510,压力31MPa,流量1433.833kmol/h由PV=nRT,得操作状态卜.的体枳流感3011m3/h3.1x106nRT1433.83X8.314X(510+273)x103v=-p初选流速u=14m/s,则244x3011=276nun3.14x14x3600选中0299x10的无缝钢管，d=279mm,实际的流速:4V4X3011u=r=13.7m/sKd23.14x0.2792x3600/（2）工艺蒸汽管道操作条件为：温度316,压力362Mpa,流量

43、4828kmol/h由PV=nRT,得操作状态卜的体枳流量:V_nRT4828x8.314x(273+316)X103.62x106=6531m3/h初选流速11=18m/s,则4x6531J3.14X18x3600=358mm选中0377x6的无缝钢管，d=365mm,实际的流速:4V_4X6531U=前=3.14x0.3652x3600=17.3m/s（3）混合气管道:操作条件为:温度370。压力31Mpa,流量6262kmol/h由PV=nRT,得操作状态下的体积流量:_nRT_6262X8.314X(273+370)x103P3.1x106=10798m3yli初选流速u=19m/s,

44、则4x10798=448mm3.14x19x3600选中0459x5的无缝钢管，d=449mm,实际的流速:4V11=-ird24x107983.14X0.4492x3600=19.0m/s（4）一段炉出II转化气管道:操作条件为:温度856C,压力3MPa,流量8018kmol/h由PV=nRT,得操作状态下的体积流量:_nRT_8018X8.314X(273+856)x103V=3.1x106=24278ni3/h初选流速u=20m/s,则254x24278=656nun3.14x20x3600选中0680x10的无缝钢管，d=660mm,实际的流速:4V4X24278u=nd23.14x0.662x3600=19.7m/s（5）二段炉出II转化气管道:操作条件为：温度1003C,压力297MPa,流量10645kmol/h由PV=nRT,得操作状态下的体积流量：nRT10645X8.314X(273+1003)x103。V=-=38023m3/hP2.97x106初选流速u=20m/s,则4X38023J3.14X20x3600=801mm选中0820x7.5的无缝钢管，d=805mm,实际的流速:4V_4X38023=前=3.14x0.8052x3600=20.0m/s（6）加水