天然气转化成水煤气 资料.docx
- 文档编号:13407743
- 上传时间:2023-06-13
- 格式:DOCX
- 页数:19
- 大小:56.91KB
天然气转化成水煤气 资料.docx
《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(19页珍藏版)》请在冰点文库上搜索。
天然气转化成水煤气资料
(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:
H2S<20mg/m3
水蒸气法将天然气转换成水煤气:
部分氧化
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4个体积的CO+
实际上转化过程平衡条件决定于CO+
O→CO2+
最终的水蒸汽转化气组分为CO、CO2、
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
的反应生成的CO、CO2、
。
.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/℃
平衡常数
平衡组成/%
O
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
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℃。
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
;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
:
0.7587×0.8215=0.6233
CO2:
0.05762×0.8215+0.0524=0.0997
CO:
0.17596×0.8215=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
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
:
30÷130=0.2308
:
62.33÷130=0.4795
CO2:
9.97÷130=0.0767
CO:
14.37÷130=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÷(300×24)=20.8333t/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=208333Kg÷17Kg/Kmol=1225.49Kmol
则合成NH3所需要N2的物质的量为
nN2=nNH3÷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×(1+1%)=612.75Kmol
那么原料气中N2的体积为
VN2=22.4Nm3/Kmol×612.75Kmol=137250.49Nm3
根据半水煤气中各气体的体积比,则其它气体的体积为
VCO2=7.67÷19.55×VN2=53847.1232Nm3
VCO=11.05÷19.55×VN2=77576.36Nm3
VH2=47.95÷19.55×VN2=330629.761Nm3
VO2=10.25÷19.55×VN2=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=101.325×677265.864×(273.15+45)/(125×273.15)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=0.09/1.3mg/m3×639435.15m3=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20mg/m3,则塔的脱硫效率是η=(692-20)/692×100%=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W0≈617801.29m3/h
所以出塔气中H2S的质量为m2=1.5mg/m3×617801.29m3=0.927Kg
故在脱硫塔中吸收的H2S的质量为G1=m1-m2=442.685-0.927=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=(0.692-0.02)/100=0.0067
脱硫液的循环量L=0.0067×639435.15=4284.22m3/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=425.452×8%=34.036Kg/h
6Na2S2O3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=34.036×158/(2×34)=79.08Kg/h
7理论硫回收量G4,Kg/h
G4=(G1-G2)×MS/MH2S
式中MS——硫的分子量
G4=(425.452-79.08)×32/34=325.99Kg/h
理论硫回收率,ψ=G4/G1
ψ=325.99/425.452×100%=76.62%
8生成Na2S2O3消耗的纯碱量G5,Kg/h
G5=G3MNa2CO3/MNa2S2O3
式中MNa2CO3——Na2CO3的分子量
G5=79.08×106÷158=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/h÷30kg/m3=10.87m3/h
10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=325.99÷98%=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
10.87m3
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
①半水煤气的平均式量M=(28×23.08%)+(44×7.67%)+(28×11.05%)+(2×47.95%)+(32×10.25%)=17.5kg/kmol
半水煤气的密度:
ρg=PM/TR=1.25×17.5×102/[(273.15+40)×8.314]=0.840kg/m3
半水煤气的质量流量G0=V0ρg=639435.15×0.840kg/h=537125.526kg/h
②脱硫液密度计算
用公式:
ρL=1.0641-0.000446T(g/cm3)
脱硫液入脱硫塔时的温度T
=45℃,则
ρ
=1.0641-0.000446×45=1.04403g/cm3=104403kg/m3
入脱硫塔脱硫液的质量流量
W
=4712.64ρ
=4920.14kg/h
脱硫液出脱硫塔是的温度T
≈45℃,则
ρ出L≈ρ
出脱硫塔脱硫液的质量流量
W出L≈W
③平均比热容的计算
根据比热容的计算式
Cp=a+bT+cT2,J/(mol·K)
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/10-3
7.6831
4.347
42.258
6.226
6.297
c/10-6
-1.172
-0.3265
-14.25
-0.9502
-0.7494
表4
例如在60℃的比热容:
CO:
Cp=26.537+7.6831×10-3×(273.15+60)-1.172×10-6×(273.15+60)2=28.967KJ/(kmol·K)
H2:
CP=26.88+4.347×10-3×(273.15+60)-0.3265×10-6×(273.15+60)2=28.292KJ/(kmol·K)
CO2:
CP=26.75+42.258×10-3×(273.15+60)-14.25×10-6×(273.15+60)2=40.832KJ/(kmol·K)
N2:
CP=27.32+6.226×10-3×(273.15+60)-0.9502×10-6×(273.15+60)2=29.289KJ/(kmol·K)
O2:
CP=28.17+6.297×10-3×(273.15+60)-0.7494×10-6×(273.15+60)2=30.275KJ/(kmol·K)
平均比热容为Cpm=ΣYi×Cpi
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C60P=29.78KJ/(kmol·K)
同理:
半水煤气在45摄氏度的比热容C45P=29.30KJ/(kmol·K)
半水煤气在41摄氏度的比热容C41P=29.30KJ/(kmol·K)
④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+0.00352×41=3.9833J/(g·℃)=3.983KJ/(kg·℃)
脱硫液的出口温度约为41℃,则出口时的比热容
Cp2≈Cp1
2洗涤塔热量衡算
①洗涤塔热负荷Q1,KJ/h
Q1=G0(C60Pt1-C45Pt2)
式中G0——入洗涤塔半水煤气量
Q1=537125.526/18.1×(29.78×60-29.30×40)=1.824×106KJ
②冷却水消耗量W3,m3/h
W3=Q1/(CH2O·Δt)
式中Δt——冷却水温升,取Δt=5℃,CH2O=4.2KJ/(Kg℃),ρ=1000Kg/m3
W3=1.824×106/(4.2×1000×5)=868.78m3/h
3硫泡沫槽热量衡算
①硫泡沫槽热负荷,KJ
Q2=VFρFCF(t3-t4)
式中VF——硫泡沫体积,m3,VF=G6=10.87m3
ρF——硫泡沫密度,kg/m3,ρF=1100kg/m3
CF——硫泡沫比热容,KJ/(kg·℃),CF=3.68KJ/(kg·℃)
t3——槽中硫泡沫末温,℃,t3=64.5℃
t4——槽中硫泡沫初温,℃,t4=41℃
Q2=10.87×1100×3.68×(64.5-41)=10.3×105KJ
②蒸汽消耗量W4,kg/h
W4=Q2/r1
式中r1——130℃蒸汽的液化热,KJ/kg,r1=2177.6KJ/kg
W4=Q2/r1=0.22×105/2177.6=10.53kg
4熔硫釜热量衡算
①熔硫釜热负荷Q3,KJ/釜
Q3=G8CSρS(t5-t6)+0.98G8ρSCh+4λF6(t5-t6)
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=150×0.75=112.5m3
CS——硫膏比热容,KJ/(kg﹒℃),CS=1.8KJ/(kg﹒℃)
ρS——硫膏密度,kg/m3,ρS=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=49.8KJ/kg
λ——熔硫釜向周围空间的散热系数,KJ/(m2·h·℃),λ=12.56KJ/(m2·h·℃)
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%
G8CSρS(t5-t6)表示硫膏升温吸收热量;0.98G8ρSCh表示硫膏熔融吸收热量;4λF6(t5-t6)表示向环境散热量。
Q3=112.5×1.8×1770×(150-64.5)+0.98×112.5×1770×49.8+4×12.56×130×(150-64.5)
=40921851.6KJ/釜
②蒸汽消耗量,W5,KJ/釜
W5=Q3/r2
式中r2——130℃蒸汽的液化热,KJ/kg,r2=2177.6KJ/kg
W5=40921851.6/2177.6=18792.18Kg/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G0C60Pt1
46.48×106
半水煤气带出的热量
0.091×106
冷却水吸收的热量
1.824×106
总和
46.48×106
总和
1.915×106
硫泡沫槽(/h)
脱硫液带入的热量
2.77×105
脱硫液带出的热量
2.99×105
蒸汽冷凝放出的热量
10.3×105
总和
13.07×105
总和
2.99×105
熔硫釜/(釜)
硫膏带入的热量
4.624×105
硫膏带出的热量
1.302×106
蒸汽冷凝放出的热量
8.502×105
环境吸收的热量
0.107×105
总和
1.3126×106
总和
1.3126×106
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
76×76×2.6聚丙烯鲍尔环,公称直径为76cm,空隙率为ε=0.92,比表面积为α=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(ρg,Kg/m3)、液体密度(ρL,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;ρL——液体密度,kg/m3
ρg——气体密度,kg/m3;α——填料比表面积,m2/m3
ε——填料空隙率,%;μ——液体粘度,mPa·S,μ=0.837mPa·S
g——重力加速度,m/s2
对于本系统:
(L/G)1/4(ρg/ρL)1/8
=[(484.13×1044.03)/(0.869×61988.94)]1/4(0.871/1045.81)1/8=0.72123
由图可读出对应纵坐标为0.0664
即:
W20/g(α/ε3)(ρg/ρL)μ0.2=0.0664
所以,W0=[0.0664g(ε3/α)(ρL/ρg)/μ0.2]1/2=[0.0664×9.81×(0.923/72.2)×(1044.03/0.869)/0.8370.2]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泛据
(c)根据操作态的每小时气体处理量算出塔径D,m
D=
式中:
D——吸收塔直径,m;
VS——气体的体积流量,m3/s
D=[4×61988.94÷3600÷(3.14×1.331)]1/2=4.06m
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/(m2·h·atm); 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=20×1.3311.3×5.00.1×(484130/61988.94)﹣0.01=33.38Kg/(m2·h·atm)
(b)计算吸收过程平均推动力ΔPM,atm
ΔPM=[(P1-P1*)-(P2-P2*)]/ln[(P1-P1*)/(P2-P2*)]
式中:
P1——吸收塔入口气相H2S分压,atm;
P2——吸收塔出口气相H2S分压,atm;
P1=(40.92/34)/(53868.39/18.1)×1.25=5.055×10-4atm
P2=(0.086/34)/(53868.39/18.1)×1.25=1.062×10-6atm
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。
ΔPM=(5.055×10-4-1.062×10-6)/ln[(5.055×10-4)/(1.062×10-6)]
=8.182×10-5atm
(c)计算传质面积FP,m2
FP=G1/(KG×ΔPM)
式中:
G1——H2S脱除量,Kg/h;
KG——传质系数,Kg/(m2·h·atm);
ΔPM——吸收过程平均推动力,atm。
FP=43.98/(33.38×8.182×10-5)=16103.097m2
(d)根据以上数据计算出填料高度
HP=FP/(0.785D2×a)
式中a——填料比表面面积
HP=16103.097/(0.785×4.22×72.2)=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/(h·m2),取Ai=70m3/(h·m2);
D1——槽体直径,m;
GA——空气量,m3/h。
而空气量用下式计算:
GA=LT×Ci
式中:
Ci——喷射器抽吸系数,m3/m3;Ci=2.4m3/m3
LT——溶液循环量,m3/h。
GA=484.13×2.4=1162m3/h
D1=(1162/0.75×70)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×τ)/(0.785D12×60)
式中:
τ——溶液在再生槽内停留时间,min,一般取τ=13min;
LT——溶液循环量,m3/h;
D1——槽体直径,m
0.785——
/4
再生槽有效高度H1=(484.13×13)/(0.785×4.702×60)=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/0.785×3600×wj)1/2
在式中wj——喷嘴处的溶液流速,m/s,取wj=20m/s。
dj=(40/0.785×3600×20)1/2=0.027m
溶液入口管直径dL,m
dL=3dj
dL=3×0.027=0.081m=81mm取Φ89×4热轧无缝的钢管;
喷嘴入口的收缩段长度L5,m
L5=(dL-dj)/2tan(α1/2)
式中α1——喷嘴入口的收缩角,通常取α1=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=0.079m取Φ89×4热轧无缝钢管
混合管长度(L3):
L3=25dm
L3=25×0.079=1.957m
(c)吸气室计算
设空气入口管直径da,mm
da=18.8[GA/(w2×n)]1/2
在式中w2——管内空气流速,m/s,取=3.5m/s;
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 天然气转化成水煤气 资料 天然气 转化 水煤气