甲烷化计算书

1甲烷化单元计算甲烷化单元的重要设备涉及预脱硫槽一段反映器、二段反映器、三段反映器、循环压缩机、废热锅炉、分离器等等。终脱硫装置(脱掉的S类型和反映条件)从低温甲醇洗来的合成气(3.3MPa、37℃，体积流量？)一方面进入预脱硫装置上层(HTZ-5、4mm、50m3)发生反映为：H2S+CO2→COS+H2OZnO+H2S→ZnS+H2O从上部脱硫剂床层来，气体温度由37℃升至136℃进入到下部脱硫床层(催化剂为ST-101、4.3×2.5mm、22.1m3)加蒸汽发生水解反映：COS+H2O→H2S+CO22H2+O2→2H2OC2H4+H2→C2H6氧气在与氢气进行的催化反映中被除去，乙烯加氢反映生成乙烷。气体出终脱硫装置后，气体温度为160℃，经换热器换热上升至220℃准备金入一段甲烷化反映器。甲烷化反映器CO+3H2→CH4+H2OΔH0(298)=-206.2kJ/molCO2+4H2→CH4+2H2OΔH0(298)=-165.0kJ/molCO+H2O→CO2+H2C2H6+H2→2CH4NiO+H2→Ni+H2OΔH0(298)=2.55kJ/molNiO+CO→Ni+CO2ΔH0(298)=-30.25kJ/mol从预脱硫装置出来的合成气随即通过废热锅炉换热，由循环增压机打入一段反映器。一段反映器采用绝热式固定床反映器。甲烷化反映器的计算过程如下：一、1.空间速度SV=VON/VR（式1.1-1）d=（式1.1-2）H=（式1.1-3）式中：VR—甲烷化催化剂床层体积（m3）；VON--原料气体积流量（标）（Nm3/h）；SV—催化剂空速(h-1)；d—反映器直径（m）；H—反映器高度（m）；2.接触时间τ=VRε/V0式中：V0—反映条件下，反映物体积流量；ε—床层孔隙率；∵PV=nRT，p0Von=NRT0∴V0=VONTp0/T0p代入τT0=273K，p0=101.3×103Pa3.空时收率SW=WG/WS意义：反映物流经床层时，单位质量或（体积）催化剂在单位时间内所获得的目的产物量。4.催化剂负荷SG=WW/WS式中：WW～原料的质量流量(kg/h)WS～cat(kg)或(m3)单位质量催化剂在单位时间内通过反映所消耗的原料5.床层线速度与空床速度线速度：u=V0/ARε反映体积在反映下，通过催化剂床层自由截面积的速率。空床速度：u0=V0/AR在反映条件下，反映气体通过床层截面积时的气速。使用条件：所设计的反映器与提供数据的装置具有相同的操作条件(cat、μ、原料、u、T、P等)由于操作条件等不也许完全相同，所以只能进行估算。二、反映器床层高度及直径的计算①体积一定，床层高度H↑→床层截面积A↓→气速u↑,流动阻力ΔP↑→动力消耗↑②床层高度H↓→A↑→u↓，对传热不利，另：H太小，气体易产生短路。根据经验：①取气体各空床速度；②在计算床层工截面积；③校核床层阻力降④拟定床层的结构尺寸床层截面积：AR=V0/u0V0～气体体积流量(m3/h)U0～气体空床速度(m/h)催化剂床层高度：H=VR/AR=u0VR/V0VR～催化剂床层体积(m3)1）绝热反映器(圆筒形状)：由AR=πD2/4得到Ddt～单管内径2）列管反映器，管数：n=3）管壳式反映器(壳程装催化剂)An～反映管程数；d0～反映管外径；N～实际管数采用正三角形排列，总面积为：AR=Nt2sin60°D=式中：t～管心距,m；D～反映器的内径；e～最外端管心与反映器壁距离，m三、催化剂床层传热面积的计算AQ～经热量衡算拟定的传热速率，J/s；Δtm～进出口两端温度差的对数平均值，K；K～传热系数，J/(m2·s·K)，从有关手册中查取或用公式计算。四、经验计算法经验计算法是采用实验室、中间实验装置及其工厂现有装置测得的一些最佳条件(如空速vsp、接触时间τ等)作为设计依据(或定额)来进行气固催化反映器计算的一种方法。①已知空速vsp的定额，需要解决的气体量为qv,0，则所需的催化剂体积为：VR=qv,0/Vsp由颗粒状况决定空塔气流速度v0，得到反映器直径DT，进而可求得床层高度为：H=4VR/[(1-ε)πDT2]②已知接触时间τ的定额，需要解决的气体量为qv,0，则所需的催化剂体积为：VB=τ0qv,0同上，可以得到反映器直径和床层高度。值得注意的是，不同的催化反映有不同的定额，就同一催化反映而言，各厂的管理水平不同，其定额也不相同。四、固定床的压力降计算液体通过固定床的压力降，重要是由流体和颗粒表面间的摩擦阻力和流体在颗粒间的收缩、扩大和再分布等局部阻力引起。因此，可以采用欧根(Ergun)等温流动压降公式进行估算：-Δ式中：Δp——床层压降，Pa；H——床高，m;V0——空床气速，m/s；ρg——气体密度，kg/m3；d0——颗粒的提及表面及平均直径，m；ε——床层孔隙率；λm——摩擦系数，可由下式计算：λm=150/Rem+1.75R式中：μg——气体黏度，Pa·s。五、反映器高度计算：反映器直径：催化剂粒径＝5～10反映器长度：催化剂粒径＝50～100反映器长度：反映器直径＝10有一个经验规定：一般反映管直径和催化剂颗粒比在6-12之间，催化剂床层高超过直径的2.5-3.0倍。六、计算结果分离器在进行分离器计算前还需定义以下概念：(1)停留时间：在没有物料不重合出口流率恒定的条件下，气液分离器从正常液位降到低液位时所经历的时间。(2)缓冲时间：在没有物料流出和入口流率恒定的条件下，气液分离器从正常液位升到最高液位时所经历的时间。一些手册的缓冲时间是以低液位和高液位之间的体积为基础考虑的。停留时间是从保持较好的控制和下游设备操作安全的规定考虑的。缓冲时间是基于上游物流或下游物流的改变而导致液体积累考虑的，最常见的物流变化是段塞流。在没有特殊规定的情况下，缓冲时间可以取停留时间的一半。1.3.1立式气液分离器的计算1.算法1立式气液分离器的气体分离区域是分离器整个横断面，所以气体的分离直径可以计算为：DDVD为捕雾器的直径，分离器的内径必须要大一些，捕雾器才干安装到分离器中。一般该DVD计算值要加上6in后作为最终拟定的分离器内径D，然后采用该D值计算相应的分离器横截面积。立式分离器总高度可以分为两个部分，见图1。分离器的高度可按下式计算：HT=HLLL+HH+HS+HLIN+HD+HME假如分离器有捕雾器，那么高度还需要加上捕雾器及其构件的高度。立式气液分离器(1)立式气液分离器的终端速度的计算：U为了保守计算设UV=0.75UT，通过表1得到K值，然后计算气体的体积流率：Q(2)计算分离器的内径D假如分离器设有捕雾器，则计算的值要加上3～6in以安装支撑环，最后圆整到下一个6in得到最终的分离器直径。(3)计算液体的体积流率：Q并选取停留时间并计算持液量：VH=THQL(4)假如不规定波动体积，则选取缓冲时间后计算波动体积：VS=TSQL低液位高度的选取，见表2.(5)计算从低液位到正常液位的高度：H最少取1ft(6)计算正常液位到高液位(或高液位报警)的高度：H最小取6in。(7)计算高液位到入口管嘴中心的高度：HLIN=12+dN（带入口转向器）HLIN=12+(1/2)dN（不带入口转向器）dQm=QL+QVρm=ρLλ+ρV(1-λ)λ=QL/(QL+QV)(8)计算分离高度：①从入口管嘴中心到分离器顶部切线(不含捕雾器)；②从入口管嘴中心到捕雾器焊盘底端：HD=0.5DV或取HD=36+0.5dN（in,不带捕雾器）HD=24+0.5dN（in，不带捕雾器）取两者的小值(9)假如分离器带捕雾器，则分离器的高度加上6in捕雾器的高度，并加1ft作为捕雾器到分离器顶部切线的距离。(10)计算分离器的总高度HT：HT=HLLL+HH+HS+HLIN+HD+HME其中HME是从第(9)步得出来的高度，假如没有捕雾器HME=0。2.算法2精确算法(摘自HG/T20570一95气、液分离器设计)从浮动也低的平衡条件，可以得出：Vt式中Vt——浮动(沉降)流速，m/s；d*——液滴直径，m；ρL、ρG——液体密度和气体密度，kg/m3；g——重力加速度，9.81m/s2；Cw——阻力系数。一方面由假设的Re数，从图2.5.1-1查Cw，然后由所规定的浮动液滴直径(d*)以及ρL、ρG按式(2.2.1-2)来算出Vt’，再由此Vt’计算Re。Re=式中μG——气体粘度，Pa·s。其余符号意义同前。由计算求得Re数，查图2.5.1-1，查得新Cw，代入式(2.2.1-2)，反复计算，宜在前后两词迭代的Re数相等即Vt’=Vt为止。取ue≤Vt，即容器中的气体流速必须小于悬浮也低的浮动(沉降)流速(Vt)。2.2.2尺寸设计尺寸图见图2.2.2所示。2.2.2.1直径D=0.0188式中D——分离器直径，m；VGmax——气体最大体积流量，m3/h；ue——容器中气体流速，m/s。由图2.5.1-2可以快速求出直径(D)。2.2.2.2高度容器高度分为气相空间高度和液相高度，此处所指的高度，是指设备的圆柱体部分，见图2.2.2所示。低液位(LL)与高液位(HL)之间的距离，采用式(2.2.2-2)计算HL式中HL——液体高度，m；t——停留时间，min；D——容器直径,m；VL——液体体积流量，m3/h。停留时间(t)以及釜底容积的拟定，受许多因素影响。这些因素涉及上、下游设备的工艺规定以及停车时他班上的持液量，当液体量较小时，规定各控制点之间的液体高度最小距离为100mm，表达为：LL(低液位)-100mm-LA(低液位报警)-100mm-NL(正常液位)-100mm-HA(高液位报警)-100mm-HL(高液位)。2.2.2.3接管直径(1)入口接管两相入口接管的直径应符合式(2.2.2-3)规定ρGup2＜1000Pa(2.2.2-3)式中up——接管内流速，m/sρG——气体密度，kg/m3。由此导出Dp＞3.34×10-3(VG+VL)0.5ρG0.25(2.2.2-4)式中VG、VL——分别为气体与液体体积流量,m3/h；Dp——接管直径。M。由图2.5.1-3可以快速求出接管直径。(2)出口接管气体出口接管直径，必须不小于所连接的管道直径。液体出口接管的设计，应使液体流速≤1m/s。在任何情况下，较高的出口气速有助于分离。1.3.2卧式气液分离器的计算(摘自HG/T20570一95气、液分离器设计)1.计算方法及重要尺寸设备尺寸计算的依据是液体流量及停留时间。按式(2.3.1)求出“试算直径”DT，在此基础上，求得容器中液体表面的气体空间，然后进行校核，验证是否满足液滴的分离。卧式重力分离器的尺寸见图2.3.1所示。1）试算直径D式中C=LT/DT=2～4（推荐值是2.5）；DT、LT——分别为圆柱部分的直径和长度，m；VL——液体的体积流量，m3/h；A——可变的液体面积（以百分率计）即A=ATOT-(Aa+Ab)，均以百分率计其中ATOT——总截面积，%；Aa——气体部分横截面积，%；Ab——液位最低时液体占的横截面积，%。通常开始计算时取A=80%，并假设气体空间面积Aa为14%，最小液体面积Ab为6%。选择C值时，须考虑容器的可焊性（壁厚）和可运送性（直径、长度）。由DT和Aa=14%，查图2.5.1-4，得出气体空间高度(a)，a值应不小于300mm，假如a＜300mm，需用A＜80%的数值，在进行计算新的试算直径。2）接管距离两相流进口接管与气体出口接管之间的距离应尽也许大，即LN≈LT及LT=C·DT。式中LN——两相流进口到气体出口间的距离，m；LT——圆筒形部分的长度，m。根据气体空间(Aa)和一个时间比值(R)(即液滴通过气体空间高度所需沉降时间与气体停留时间的比)来校核液滴的分离，计算进口和出口接管之间的距离(LN)。LN式中LN’、DT’、a——分别为进出口接管间距离、卧式容器直径和气体空间高度，m；VG——气体流量，m3/h；ρL、ρG——分别为液体密度、气体密度，kg/m3；Aa——气体部分横截面积，%；R对于d*=350μm，使用R=0.167对于d*=350μm，使用R=0.127R=τa/τT其中τa——直径为d*的液滴，通过气体空间高度(a)所需要的时间,s；τT——气体停留时间,s。两相流进口到气体出口间的距离(LN)不应小于LN’。接管设计见2.2.2.3。管壳式换热器管壳式换热器的选用及设计原则（一）形式与结构的选定1.固定管板是与浮头式的选择固定管板式与浮头式相比，其结构简朴，造价低（约相差20%），并且在固定管板式系列中涉及有浮头系列所缺少的单壳程单管程类型（在此类换热器中，梁刘题为逆流操作，平均温差最大），所以在工艺条件允许时应优先使用。但固定管板式的管束与壳体要承受较大的膨胀应力，且管束无法抽出清扫，故当冷热两流体的极限温度差超过110℃或壳程流体易生垢、有腐蚀时应当选用浮头式。2.管束形式及管径、管长的选择国产浮头式换热器和固定管板式换热器系列见附录。换热管规定采用φ25mm×22.5mm或φ19m但壳程m×2mm的管子，管心距分别为32mm和25mm。管子排列有正三角形和正方形排列斜转45°两种，正三角形排列单位传热面金属耗量低，但壳程不易清扫。固定管板式换热器系列中的管长有1.5m、2m、3m、4.5m、6m、9m六种；浮头式有3m、4.5m、6m、9m四种。对单位传热面积而言，长管比短管节省金属，对于炼油厂常用的大型换热器，一般都采用≥6m长的管子。3.壳程直径的选定壳程越大，单台换热器传热面积越大，单位传热面金属耗量越低，即用一台大换热器比用多台小型换热器经济。但壳径的选择还需根据壳程流速及壳程数对平均温差的影响综合考虑。（二）管程和壳程的拟定重要是根据流体的性质、流量、生垢及腐蚀情况等因素，并根据有利传热、减少压降、便于操作与清扫等原则来拟定。一般可按下列原则来解决：（1）有腐蚀性、高温、高压的流体走壳程，以减少对壳体材质的规定。（2）有毒、易燃的流体走浮头换热器管程，以减少泄露的机会（对固定管板式则反之）。（3）易于结垢的流体走管程，因管程流速易于调节，也便于清扫。例如，冷却水一般走管程。（4）壳程在低雷诺数下（例如Re＞100）可达成湍流，且壳程流通面积相对较大，故黏度大、流量大的一般走壳程。（5）塔顶冷凝蒸汽宜走壳程，以便于凝液及不凝气体的排放。壳程数可按表6-1查取。浮头式换热器折流板间距B见表6-2。表6-1浮头式换热器管程数Ds/mm325～500600～12001300～1800Ns2,42,4,64,6表6-2浮头式换热器折流板间距BL/mDs/mmB/mm3≤700100150200—————4.5≤700100150200—————800～1200—150200250300—450（或480）—6400～1000——200250300350450（或480）—1200～1800——200250300350450（或480）—91200～1800————300350450600设计环节：1.求出换热器的热流量2.作出适当的选择并计算Δtm3.根据经验估计传热系数K估，计算传热面积A4.计算冷热流体与关闭的α5.压降校核6.计算差u，校核传热面积7.选用一台合适的离心泵计算过程1.求出换热器的热流量根据已知条件T1、T2、Cp1、Cp2、qm1，求QQ=qm1Cp1(T1-T2)2.作出适当的选择并计算Δtm①流向的选择一般逆流优于并流②拟定冷却介质出口温度t2,求对数平均推动力Δ③对Δtm逆进行修正R查图得到ψΔtm=ψΔtm逆3.根据经验估计传热系数K估，计算传热面积AQm1Cp1(T1-T2)=K估A估ψΔtm逆根据A估初选换热器4.计算冷、热流体与管壁的α①拟定冷、热流体走管程或壳程②拟定管内流速uN——管子数Np——管程数③根据所选换热管拟定管子的排列目前我国国标采用φ25mm×2.5mm和φ19mm×2mm管长l有1.5、2、3、4.5、6、9m④折流挡板安装折流挡板的目的是为了提高管外α对圆缺形挡板，弓形缺口的常见高度取壳体内径的20%和25%国标挡板间距：固定管板式：100、150、200、300、450、600、700mm浮头式：100、150、200、250、300、350、450（或480）、600mm⑤管程给热系数αiRe＞1000物性系数在定性温度下求得αμ若αi＜K估，则改变管程数重新计算或重新估计K估。⑥壳程给热系数αRe＞2023αRe=10～2023α若α0太小，则可减少挡板间距5.压降校核①管程阻力校核ΔNp：管程数Fi：管程结垢校正系数，对三角形排列取1.5，正方形排列取1.4ΔPi∝Np3改变管程数，应兼顾传热与流体压降两方面的损失②壳程阻力损失ΔNB：折流板数目NTC：横过管束中心线的管子数B：折流板间距D：壳体内径U0：按壳程流动面积A0=B(D-NTCd0)计算所得的课程流速F：管子排列形式对鸭讲的校正系数f0：壳程流体摩擦系数ΔPs＞ΔP允可增大挡板间距6.计算传热系数校核传热面积根据流体的性质选择适当的垢层热阻R1AA=Ntπd0lA/A计=1.10～1.20否则重新估计K估，反复以上计算·冷却介质的选择是一个经济性的权衡问题，按设备费用和操作费用的最低原则拟定冷却介质的最优出口温度t2opt·根据一般经验过程要有一定的推动力，Δtm≥10℃·冷却介质若是工业用水，具有CaCO3、MgCO3等盐类，其溶解度随着温度上升而减少，为了防止盐类析出，形成垢层，工业冷却水出口温度应小于45℃·若根据P、R在图上找不到相应的点，表白此种流型无法完毕指定换热任务，应当为其他流动方式。·若ψ＜0.8，经济上不太合理，且操作温度变化时，也许使ψ急剧下降，影响操作的稳定性，应改为其他流动方式。原则：①不洁净和易结垢的液体宜在管程②腐蚀性流体宜在管程③牙签高的流体宜在管内④饱和蒸汽宜走壳程⑤被冷却的流体宜走壳程⑥若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将给热