Pacчет количества и состава танковых газов

Трубчатая печь

Расчеты ведем на 100 м³ природного газа, поступающего на конверсию (табл. 1). Для гидрирования устойчивых органических соединений серы в H₂S добавляем азотоводородной смеси 0,1 м³ на 1 м³ природного газа.

Сумма С₁ в углеводородах смешанного газа:

93,8+3,2×2+1,14×3+0,32×4+0,09×5+0,02×6=105,47.

Таблица 1. Количества и составы газов на входе в трубчатую печь

Компоненты	Природный газ, м3 (об.%)	Азотоводородная смесь	Смешанный газ
м3	об.%	м3	об.%
СО2	0,08	-	-	0,08	0,07
СН4	93,70	0,100	1,00	93,80	85,27
С2Н6	3,20	-		3,20	2,90
С3Н8	1,14	-		1,14	1,04
С4Н10	0,32	-		0,32	0,29
С5Н12	0,09	-		0,09	0,08
С6Н14	0,02	-		0,02	0,02
Н2	-	7,416	74,16	7,416	6,74
Ar	-	0,030	0,30	0,030	0,03
N2	1,45	2,454	24,54	3,904	3,56
S		10,0		110,0

Примем следующие исходные данные, характерные для рассматриваемого процесса:

1. Давление парогазовой смеси:

- на входе в печь Р_см.вх=37,265×10⁵ Па,

- на выходе из печи Р_см.вых=32,362×10⁵-33,343×10⁵ Па.

2. Объемное соотношение пар-природный газ равно 3,84:1.

3. Температура парогазовой смеси на входе Т_вх= 525°С.

4. Содержание СН₄ в сухом газе на выходе 8,8%.

5. Гомологи СН₄ разлагаются нацело.

6. Температура на выходе из реакционных труб равновесная Т_р.вых= 785°С, фактическая Т_ф.вых= 805°С.

7. Соотношение между содержанием СО₂ и СО в выходящем газе соответствует состоянию равновесия реакции при 805°С:

СО + Н₂О = СО₂ + Н₂ + 41,0 кДж (1)

8. Температура дымовых газов на выходе из печи равновесная Т_р.вых= 785°С, фактическая Т_д.г.вых= 1040°С.

9. Введем обозначения:

V – объем сухого газа на выходе; а – содержание СО₂ в выходящем газе; б – содержание СО в выходящем газе; в – содержание Н₂ в выходящем газе; г – количество водяного пара, вступившего в реакцию с углеводородами; х – количество сжигаемого в печи природного газа.

Составляем балансовые уравнения по элементам во влажном газе на входе и выходе из трубчатой печи.

Материальный баланс.

Баланс по С:

0,08+93,8×2+3,2×3+1,14×3+0,32×4+0,09×5+0,02×6=а+б+0,088×V;

105,55=а+б+0,088×V. (2)

Баланс по Н₂:

7,416+93,8×2+3,2×3+1,14×4+0,32×5+0,09×6+0,02×7+384=в+0,088×V×2+(384-г);

г=в+0,176×V-211,456. (3)

Баланс по О₂:

0,08+384×0,5=а+0,5×б+0,5×(384-г);

0,08=а+0,5×б-0,5×г. (4)

Объем сухого газа на выходе :

V = а+б+в+0,088×V+0,03+3,904;

-3,934= а+б+в-0,912×V. (5)

Равновесие реакции (1) при 805°С запишется уравнением:

. (6)

Определяем в, вычитая (2) из (5); получим:

в = V-109,484. (7)

Полученное выражение подставим в (3):

г= 1,176×V-320,94. (8)

Решаем совместно уравнения (2) и (4):

105,47=0,5×б+0,088×V+0,5×г.

Подставляем значение г из (8):

105,47=0,5×б+0,088×V+0,588 V-160,47.

б = 531,88-1,352×V (9)

В выражение (5) подставляем значения (7) и (9):

-3,934= а+531,88-1,352×V+V-109,484-0,912×V.

а = 1,264×V-426,33. (10)

Подставляя в уравнение равновесия реакции (6) полученные выражения а, б, в:

, (11)

Откуда V = 367,68.

Используя найденное значение V, находим количества всех компонентов конвертированного газа:

а = 38,418; б = 34,776; в = 258,196; г= 111,452.

Подстановка значений а, б, в и г в уравнение константы равновесия при 805°С дает величину К₄=1,041, что близко к табличному значению и подтверждает правильность решения всех уравнений.

Отношение пар:газ на выходе из печи равно:

.

Степень конверсии СН₄ (по С₁ в углеводородах смешанного газа):

%.

Полученные результаты представим в виде таблицы 2.

Таблица 2. Количество и состав газа после трубчатой печи

Компоненты	Влажный газ	Сухой газ
м3	об.%	м3	об.%
СО2	38,418	6,00	38,418	10,45
СО	34,776	5,43	34,776	9,46
Н2	258,196	40,33	258,196	70,22
СН4	32,356	5,05	32,356	8,80
N2	3,904	0,61	3,904	1,06
Ar	0,030	0,01	0,030	0,01
Н2О	272,548	42,57	-	-
Всего	640,228		367,68

Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса трубчатой печи:

Q₁+Q₂=Q₃+Q₄+Q₅+Q₆,

где Q₁ – физическое тепло парогазовой смеси на входе в печь; Q₂ – тепло, выделяющееся при сжигании х м³ природного газа; Q₃ – расход тепла на реакции; Q₄ – физическое тепло парогазовой смеси на выходе из печи; Q₅ – физическое тепло дымовых газов на выходе из печи; Q₆ – потери тепла в окружающую среду.

Приход тепла

Q₁ = 110×2,1717×525+384×1,5960×525 = 447169 кДж,

здесь 110 – объем природного газа, поступающего вместе с азотводородной смесью; 2,1717 – средняя теплоемкость сухого смешанного газа в интервале температур 0-525°С, кДж/(м³×°С); 384 – общее количество водяного пара, поступающего в печь (272,548+111,452); 1,5960 – средняя теплоемкость водяного пара в интервале температур 0-525°С, кДж/(м³×°С).

Для определения теплотворной способности природного газа принимаем следующие значения теплотворной способности отдельных углеводородов:

СН₄ – 35840, С₂Н₆ – 63760, С₃Н₈ – 91020, С₄Н₁₀ – 118650, С₅Н₁₂ – 146080.

Низшую теплотворную способность 1 м³ природного газа можно рассчитать, используя данные таблицы 1 (С₆Н₁₄ и С₅Н₁₂ считаем вместе):

0,937×35840+0,032×63760+0,0114×91020+0,0032×118650+0,0011×146080=

=37180 кДж.

Температуру природного газа и воздуха, поступающих на сжигание в горелках, принимаем равной 0°С, тогда

Q₂ = 37180х кДж.

Всего тепла поступает

447169+37180х кДж.

Расход тепла. Тепловой эффект реакции согласно закону Гесса определяем из разности:

Q₃ = SQ_к - SQ_н,

где SQ_к – алгебраическая сумма теплот образования соединений в конечной парогазовой смеси; SQ_н – алгебраическая сумма теплот образования соединений в начальной парогазовой смеси.

Принимаем следующие значения теплот образования компонентов при 0°С (кДж/м³): СО₂ – 17547; СО – 4932; Н₂О – 10789; СН₄ – 3295; С₂Н₆ – 3697; С₃Н₈ – 4517; С₄Н₁₀ – 5489; С₅Н₁₂ – 6364.

Тогда расход тепла с учетом таблиц 1 и 2 будет следующий:

Q₃ = 38,418×17547+34,776×4932+32,356×3295+272,548×10789-0,08×17547-93,8×3295-3,2×3697-1,14×4517-0,32×5489-0,11×6364-384×10789 =-580118 кДж;

Q₄ = 640,228×1,5814×805 = 815028 кДж,

где 640,228 – объем влажного газа на выходе из печи, 1,5814 – средняя теплоемкость влажного газа в интервале температур 0-805°С.

Для вычисления Q₅ определяем количество и состав дымовых газов при сжигании 1 м³ природного газа до СО₂ и Н₂О.

Теоретический расход О₂ на сжигание:

0,937×2+0,032×3,5+0,0114×5+0,0032×6,5+0,0009×8+0,0002×9,5 = 2,072 м³.

Расход воздуха на сжигание при коэффициенте избытка воздуха a=1,25:

м³,

в том числе N₂ = 12,34×0,78 = 9,625 м³; Ar = 12,34×0,01 = 0,123 м³; O₂ = 12,34×0,21 = 2,592 м³.

Количество и состав дымовых газов, образующихся при сжигании 1 м³ природного газа при a=1,25:

	м3	об.%
СО2	1,055	7,90
О2	0,519	3,88
N2	9,369	72,07
Ar	0,123	0,91
Н2О	2,038	15,24
Всего	13,374

При сжигании х м³ природного газа образуется 13,374 м³ дымовых газов. Средняя теплоемкость влажных дымовых газов в интервале температур 0-1040°С равна 1,5180 кДж/(м³×°С). Отсюда:

Q₅ = 13,374х×1,5180×1040 = 21127х кДж.

Потери тепла в окружающую среду Q₆ по практическим данным принимаем равными 83740 кДж на 100 м³ природного газа, подвергаемого конверсии.

Общий расход тепла:

580118 + 815028 +21127х + 83740 = 1478886 +21127х кДж.

Уравнение теплового баланса:

447169 + 37180х = 1478886 +21127х,

откуда х = 64,3 м³.

Таблица 3. Тепловой баланс трубчатой печи

Приход тепла	Количество	Приход тепла	Количество
кДж	%	кДж	%
Со смесью природного газа и водяного пара при 525°С		15,8	С парогазовой смесью на выходе из печи при 805°С		28,7
Теплота сгорания природного газа		84,2	С дымовыми газами на выходе из печи при 1040°С		47,9
			Теплота реакций при 0°С		20,4
			Потери в окружающую среду		3,0
Всего			Всего

Из свободного теплового баланса трубчатой печи (табл. 3) видно, что теплота сгорания природного газа составляет около 85% от общего прихода тепла. Значительное количество тепла, выносимого дымовыми газами (48% от общего расхода тепла), используется в блоке теплоиспользующей аппаратуры, в котором дымовые газы охлаждаются от 1040°С до 160°С.

Конвертор СН₄ второй ступени

Расчеты ведем на 100 м³ сухого газа после трубчатой печи, что соответствует следующему объему природного газа:

м³,

где 3,6768 – увеличение объема сухого газа в результате конверсии углеводородов в трубчатой печи.

В линию подачи воздуха (в конвертор второй ступени) для безопасности непрерывно добавляется водяной пар: 15 м³ пара на 100 м³ природного газа.

На 100 м³ сухого газа после трубчатой печи добавляется водяного пара:

м³.

С учетом этого пара отношение пар:газ перед конвертором СН₄ второй ступени составит:

.

Исходные данные.

На входе в конвертор температура парогазовой смеси 795°С (с учетом ее охлаждения в трубопроводе); температура воздуха 480°С; температура добавляемого пара 480°С.

На выходе из конвертора: давление 31,381×10⁵ – 32,362×10⁵ Па; соотношение (СО+Н₂)/N₂ = 3,14; содержание СН₄ в сухом газе 0,3 %, температура равновесная 970°С, фактическая 1000°С.

Соотношение между СО₂ и СО в конверториванном газе соответствует состоянию равновесия реакции (1) при 1000°С.

Введем обозначения (в м³): г – количество водяного пара, вступившего в реакцию с СН₄, минус количество водяного пара, образовавшегося при сгорании Н₂; y – расход воздуха; обозначения V, а, б, в – те же что и для трубчатой печи.

Материальный баланс

Составляем балансовые уравнения для парогазовой смеси на входе и выходе, учитывая данные таблицы 2.

Баланс по С:

10,45+9,46+8,8=а+б+0,003×V;

28,71=а+б+0,003×V. (12)

Баланс по Н₂:

70,22+8,8×2+78,21=в+0,003×V×2+(78,21-г);

87,82=в+0,006×V- г. (13)

Баланс по О₂:

10,45+9,46×0,5+78,21×0,5+0,21y=а+0,5×б+0,5×(78,21-г);

15,18=а+0,5×б-0,5×г-0,21y. (14)

Объем сухого газа на выходе из конвертора:

V = а+б+в+0,003×V+1,07+0,01+0,78y+0,01y; (15)

Соотношение водорода к азоту должно быть равно 3, на практике принимаем 3,14, т.е.

. (16)

Уравнение равновесия реакции (1) при 1000°С:

. (17)

Это значение соответствует табличному.

Вычитая уравнение (15) из уравнения (12) получаем:

V = в+30,79+0,79y. (18)

Определим значение б:

б=3,3598-в+2,4492y. (19)

Подставляем в уравнение (12) значения б и V из уравнений (19) и (18) соответственно:

а=25,26+0,997в-2,4516y. (20)

В уравнение (13) подставляем значение V:

г=1,006в+0,0047y+87,6353. (21)

После подстановки найденных значений а, б и г в уравнение (14) находим:

y=38,739-0,0041822в. (22)

Подставляем найденные значения в уравнение (17) и получаем:

в = 79,997,

которое подставляем в уравнения (19) – (22) и находим:

б=17,422 м³; а=10,866 м³; г=-6,978 м³; y=38,404 м³.

Отрицательное значение величины г означает, что количество водяного пара, образовавшегося при сжигании Н₂ с О₂ воздуха, превышает расход пара на реакцию с СН₄.

Подстановка значений а, б, в и г в уравнение (17) дает величину К₄=0,579 (табличное значение К₄ при 1000°С равно 0,58), что подтверждает правильность решения всех уравнений.

Количество и состав газа после конвертора СН₄ второй ступени приведены в таблице 4.

Таблица 4. Количество и состав газа после конвертора СН₄ второй ступени

Компоненты	Влажный газ	Сухой газ
м3	об.%	м3	об.%
СО2	10,866	4,82	10,866	7,75
СО	17,422	7,73	17,422	12,43
Н2	79,997	35,50	79,997	57,09
СН4	0,421	0,19	0,421	0,30
N2	31,025	13,76	31,025	22,14
Ar	0,400	0,18	0,400	0,29
Н2О	85,228	37,82	-	-
Всего	225,359		140,131

Отношение пар:газ на выходе из конвертора СН₄ второй ступени:

.

Степень конверсии СН₄ (по С₁ в углеводородах смешанного газа на входе в трубчатую печь):

%.

Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса конвертора СН₄ второй ступени:

Q₁+Q₂+Q₃=Q₄+Q₅,

где Q₁ – физическое тепло парогазовой смеси на входе; Q₂ – тепловой эффект реакции при 0°С; Q₃ – физическое тепло воздуха на выходе из печи; Q₄ – физическое тепло парогазовой смеси на выходе; Q₅ – потери тепла в окружающую среду.

Приход тепла

Q₁ = 100×1,5135×795+74,13×1,6467×795 +4,08×1,5847×480 = 220503 кДж,

здесь 100 – объем сухого газа, поступающего в конвертор после трубчатой печи; 2,1717 – средняя теплоемкость сухого газа в интервале температур 0-795°С, кДж/(м³×°С); 74,13 – количество водяного пара, поступающего в конвертор с газом после трубчатой печи; 1,6467 и 1,5847 – средняя теплоемкость водяного пара в интервалах температур 0-795°С и 0-480°С соответственно, кДж/(м³×°С); 4,08 - количество водяного пара, добавляемого в конвертор.

Тепловой эффект реакции определяем из разности:

Q₂ = SQ_к - SQ_н,

Q₂ = 10,822×17547+17,422×4932+0,421×3295+85,228×10789-10,45×17547-

-9,46×4932-8,8×3295-78,25×10789 = 93473 кДж.

Q₃ = 38,404×1,3398×480 = 24698 кДж

где 38,404 – объем воздуха, поступившего в конвертор (у); 1,3398 – средняя теплоемкость воздуха в интервале температур 0-480°С; 480 – температура.

Всего приход тепла:

221700+93600+24800 = 339000 кДж.

Расход тепла:

Q₄ = 225,359×1,535×1000 = 335900кДж.

где 225,359 – объем влажной парогазовой смеси на выходе; 1,535 – средняя теплоемкость парогазовой смеси в интервале температур 0-1000°С, кДж/(м³×°С).

Потери тепла в окружающую среду Q₅ принимаем равными 3100 кДж на 100 м³ сухого газа, поступающего в конвертор СН₄ второй ступени.

Всего расход тепла:

335900+3100=339000 кДж.

Тепловой баланс конвертора СН₄ второй ступени приведен в таблице 5.

Таблица 5. Тепловой баланс СН₄ второй ступени

Приход тепла	Количество	Приход тепла	Количество
кДж	%	кДж	%
С парогазовой смесью после трубчатой печи при 795°С		65,1	С парогазовой смесью при 1000°С на выходе		99,1
С воздухом при 480°С		27,6	Потери в окружающую среду		0,9
Теплота реакций при 0°С		7,3
Всего			Всего

Конвертор СО первой ступени

Исходные данные: температура парогазовой смеси на выходе 440°С; степень достижения равновесия 0,9; отношение пар:газ на входе 0,608; давление газа на выходе 27,459×10⁵ Па. Расчеты ведем на 100 м³ сухого газа, поступающего в конвертор СО первой ступени.

Материальный баланс. Обозначим через х количество прореагировавшего СО при достижении равновесия, м³.

Константу равновесия реакции (1), при температуре 440°С равную 8,2, можно записать:

.

Откуда х=8,3 м³.

Фактически прореагировало:

8,3×0,9=7,47 м³.

Количество и состав газа после конвертора СО первой ступени приведены в таблице 6.

Отношение пар:газ после конвертора СО первой ступени равно:

.

Таблица 6. Количество и состав газа после конвертора СО первой ступени

Компоненты	Влажный газ	Сухой газ
м3	об.%	м3	об.%
СО2	15,22	9,6	15,22	14,1
СО	4,96	3,1	4,96	4,6
Н2	64,56	40,7	64,56	60,1
СН4	0,30	0,2	0,30	0,3
N2	22,14	14,0	22,14	20,6
Ar	0,29	0,2	0,29	0,3
Н2О	51,06	32,2	-	-
Всего	158,53		107,47

Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса конвертора СО первой ступени:

Q₁+Q₂=Q₃+Q₄,

где Q₁ – физическое тепло парогазовой смеси на входе; Q₂ – тепловой эффект реакции; Q₃ – тепло парогазовой смеси на выходе; Q₄ – потери тепла в окружающую среду.

Обозначим температуру парогазовой смеем на входе через t_вх. Тогда, учитывая данные таблицы 6, можно записать:

Q₁ = 100×1,3574+58,53×1,5608)×t_вх = 227,1×t_вх кДж,

здесь 1,3574 – предполагаемая теплоемкость газа при температуре t_вх, кДж/(м³×°С); 58,53 – объем водяного пара, поступающего в конвертор; 1,5608 – предполагаемая теплоемкость водяного пара при температуре t_вх, кДж/(м³×°С).

кДж.

Q₃ = (107,47×1,4076+51,06×1,5776)440 = 102004 кДж.

где 107,47– объем сухого газа после конвертора СО первой ступени; 1,4076 – средняя теплоемкость сухого газа в интервале температур 0-440°С; 51,06 – количество водяного пара; 1,5776 – средняя теплоемкость водяного пара в интервале температур 0-440°С; 440 – температура.

Q₄ принимаем 500 кДж на 100 м³ сухого газа, поступающего в конвертор СО первой ступени.

Уравнение теплового баланса:

227,1×t_вх + 13673 = 102004 +500,

откуда t_вх = 391°С.

Конвертор СО второй ступени

Исходные данные: температура парогазовой смеси на выходе 250°С; степень достижения равновесия 0,93; отношение пар:газ на входе 0,475; давление газа на выходе 25,497×10⁵ Па. Расчет ведем на 100 м³ сухого газа, поступающего в конвертор СО второй ступени.

Материальный баланс. Обозначим через х количество прореагировавшего СО при достижении равновесия, м³.

Константу равновесия реакции (1), при температуре 250°С равную 96, можно записать:

.

Откуда х=3,99 м³.

Фактически прореагировало СО:

3,99×0,93=3,71 м³.

Количество и состав газа после конвертора СО первой ступени приведены в таблице 7.

Таблица 7. Количество и состав газа после конвертора СО первой ступени

Компоненты	Влажный газ	Сухой газ
м3	об.%	м3	об.%
СО2	18,93	11,9	18,93	17,0
СО	1,25	0,8	1,25	1,1
Н2	68,27	43,1	68,27	61,4
СН4	0,30	0,2	0,30	0,3
N2	22,14	14,0	22,14	19,9
Ar	0,29	0,2	0,29	0,3
Н2О	47,35	29,8	-	-
Всего	158,53		111,18

Отношение пар:газ после конвертора СО первой ступени равно:

.

Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса конвертора СО второй ступени (обозначения еже, что и для конвертора СО первой ступени):

Q₁+Q₂=Q₃+Q₄,

Обозначим температуру парогазовой смеем на входе через t_вх. Тогда, учитывая данные таблицы 6, можно записать:

Q₁ = (107,47×1,3787+51,06×1,5280)×t_вх = 226,2×t_вх кДж,

здесь 107,47 – объем газа, поступающего в конвертор; 1,3787 – предполагаемая теплоемкость газа при температуре t_вх, кДж/(м³×°С); 51,06 – объем водяного пара, поступающего в конвертор; 1,5280 – предполагаемая теплоемкость водяного пара при температуре t_вх, кДж/(м³×°С), t_вх – температура парогазовой смеси на входе.

кДж.

Q₃ = (111,187×1,3796+47,35×1,5324)250 = 56486 кДж.

где 111,18– объем сухого газа после конвертора СО второй ступени; 1,3796 – средняя теплоемкость сухого газа в интервале температур 0-250°С; 47,35 – объем водяного пара после конвертора СО второй ступени; 1,5324 – средняя теплоемкость водяного пара в интервале температур 0-250°С; 250 – температура на выходе из конвертора.

Q₄ принимаем 420 кДж.

Уравнение теплового баланса:

226,2×t_вх + 6791 = 56486 +420,

откуда t_вх = 222°С.

В таблице 8 приведен сводный газовый баланс по стадиям конверсии СН₄ и СО на 100 м³ природного газа и на 1 т NH₃. Теоретическим расход Н₂ на 1 т NH₃ равен 1980 м³. Учитывая, что в дальнейших стадиях подготовки азотоводородной смеси и в процессе синтеза NH₃ при принятой технологической схеме производства теряется около 13% Н₂, расход Н₂ на 1 т NH₃ принят равным

1980×1,13=2240 м³,

считая на Н₂, содержащийся в газе после конверсии СО второй ступени.

Из таблицы 8 видно, что из 100 м³ природного газа, идущего на технологический процесс, после конверсии СО второй ступени получается 354,28 м³ Н₂. Отсюда расход природного газа на технологический процесс для получении 1 т NH₃ составляет

м³.

На обогрев трубчатой печи в расчете на 1 т NH₃ необходимо сжигать природного газа

м³.

Суммарный расход природного газа на 1 т NH₃:

632,3+411,6=1043,9 м³.

Таблица 8. Газовый баланс при двухступенчатой конверсии природного газа под давлением 39,227×10⁵Па

Компонент	Природный газ, м3 (об.%)	Смешанный газ на входе в трубчатую печь	Газ после трубчатой печи	Газ после конверсии СН4 второй ступени	Газ после конверсии СО первой ступени	Газ после конверсии СО второй ступени
	на техноло- гический процесс	на обогрев трубчатой печи	м3	об.%	м3	об.%	м3	об.%	м3	об.%	м3	об.%
СО2	0,08	0,05	0,08	0,07	38,418	10,45	41,306	7,75	85,198	14,1	101,15	17,0
СО	-	-	-	-	34,776	9,46	65,047	12,43	19,53	4,6	2,89	1,1
Н2	-	-	7,416	6,74	258,196	70,22	293,696	57,09	337,357	60,1	354,28	61,4
СН4	93,70	61,19	93,80	85,27	32,356	8,80	1,540	0,30	1,538	0,3	1,538	0,3
N2	1,45	1,45	3,904	3,56	3,904	1,06	113,736	22,14	113,736	20,6	113,736	19,9
Ar	-	-	0,030	0,03	0,030	0,01	1,456	0,29	1,436	0,3	1,436	0,3
С2Н6	3,20	2,09	3,20	2,90
С3Н8	1,14	0,74	1,14	1,04
С4Н10	0,32	0,21	0,32	0,29
С5Н12	0,09	0,06	0,09	0,08
С6Н14	0,02	0,01	0,02	0,02
Всего		65,1	110,0		367,68		516,781		556,795		575,03
	632,3	411,6	695,5	-	2324,79	-	3267,61	-	3520,56	-	3635,92	-

Расчет основных аппаратов

Производительность одного агрегата принимаем равной 1500 т NH₃ в сутки.

Расход природного газа на технологический процесс:

632,3×1500 = 948450 (м³ в сутки).

или

948150:24 = 39500 (м³/ч).

Сероочистка

Для нерпой ступени сероочистки — поглотитель на основе ZnO (ГИАП-10); рабочая температура 380—400°С; сероемкость 15% массы поглотителя; объемная скорость 850 ч^-1 (по природному газу). Тогда необходимый объем поглотителя

м³.

Сероочистной аппарат полочного типа, внутренний диаметр 3,2 м, общая высота слоя поглотители 5,8 м.

При содержании сернистых соединении в природном газе не более 20 мг/м³ (в расчете на серу) срок службы поглотителя около двух лет.

Во второй ступени очистки проводит гидрирование устойчивых органических соединений S до H₂S на кобальтомолнбденовом катализаторе при 350°С. Принимаем объемную скорость 1300 ч^-1.

Необходимый объем катализатора:

м³.

При внутреннем диаметре аппарата полочного типа 3,2 м высота слоя катализатора

(м).

Для поглощения образовавшегося H₂S устанавливается третий аппарат полочного типа внутренним диаметром 3,2 м, заполненный поглотителем на основе ZnO (ГИАП-10-2). Рабочая температура 320°С.

При объемной скорости 1000 ч^-1 необходимым объем поглотителя:

м³.

Общая высота слоя поглотителя:

(м).

Трубчатая печь

Количество тепла, передаваемого через стенки реакционных труб, на основании теплового баланса трубчатой печи составит:

(815028+580118-447169)395=374,5×10⁶ кДж/ч.

Принимаем температуру стенок реакционных труб 950°С, а тепловое напряжение в расчете на внутреннюю поверхность труб 314×10³ кДж/(м²×ч).

Тогда необходимая внутренняя поверхность нагрева реакционных труб составит:

м².

Принимаем реакционные трубы внутренним диаметром 71 мм и наружным диаметром 114 мм (толщина стенки труб 21,5 мм) и длиной облучаемой части 9,7 м.

Необходимое количество реакционных труб:

шт.

Материал труб — жаропрочная сталь типа Х25Н20С2. Принимаем трубчатую печь из четырех реакционных камер по 140 труб в каждой камере.

Общий объем никелевого катализатора в трубах.

0,785×0,071²×9,7×552=21,2 (м³).

Объемная скорость в расчете на природный газ при 0°С и 760 мм рт. ст.:

ч^-1.

Расход природного газа на обогрев трубчатой печи:

65,1×395 =25715 м³/ч.

Конвертор СН₄ второй ступени

В верхней части конвертора шахтного тина расположен смеситель воздуха и парогазовой смеси. Воздух поступает по 12 трубкам, парогазовая смесь — двумя тангенциальными вводами. Гopeние газа с воздухом происходит в верхнем свободном объеме конвертора над катализатором.

Количество О₂, вводимого с воздухом:

38,404×3,6768×395×0,21=11713 м³/ч.

Количество тепла, выделяющегося при взаимодействии Н₂ с О₂ по реакции:

Н₂ + 0,5О₂ = Н₂О.

равно:

11713×2×10790 = 252×10⁶ кДж/ч.

Тепловое напряжение незаполненного объема над катализатором принимаем равным 10,5×10⁶ кДж/м³. Тогда свободный объем в верхней конической части конвертора составит

м³.

Для каталитической зоны конвертора принимаем объемную скорость 3300 ч^-1 по сухому газу после трубчатой печи. Необходимый объем никелевого катализатора:

м³.

При внутреннем диаметре реакционной зоны конвертора 3,8 высота слои катализатора составит

м.

Конвертор изнутри футерован огнеупорным кирпичом. Для безопасности наружный корпус конвертора защищен водяной рубашкой.

Давление на выходе из конвертора 32,362×10⁵ Па.

Котел-утилизатор

Рассчитаем котел-утилизатор на конвертированном газе после конвертора СН₄ второй ступени.

Котел предназначен для охлаждения конвертированного газа от 1000 до 380°С с получением водяного пара следующих параметров: Р= 103,46×10⁵ Па, t=314°С.

Количество сухого газа, выходящего из конвертора СН₄ второй ступени, на 100 м³ природного газа составляет 516,781 м³ (см. табл. 8). Отношение пар:газ равно 0,608.

Уравнение теплового баланса с учетом 1 % потерь тепла в окру­жающую среду в расчете на 100 м³ природного газа:

0,99(Q₁-Q₂)=g(Q₃-Q₄),

где Q₁ и Q₂ – тепло парогазовой смеси соответственно на входе и выходе из котла, кДж; g— количество образующегося пара, кг, Q₃ энтальпия пара (при Р= 103,46×10⁵ Па, t=314°С равна 2716,8 кДж/кг); Q₄ - энтальпия питательной воды (при Р= = 117,68×10⁵ Па. t = 299,4°С равна 1253,5 кДж/кг).

Учитывая данные таблицы 8 , определяем:

Q₁ = (516,781×1,5353+516,781×0,608×1,6328)1000=130,64×10⁴ кДж;

Q₂ = (516,781×1,3574+516,781×0,608×1,5608)380=452917 кДж,

где 1,5353 – средняя теплоемкость парогазовой смеси в интервале температур 0-1000°С; 1,6328 и 1,3574 – средние теплоемкости водяного пара в интервалах температур 0-1000°С и 0-380°С соответственно; 1,5608 – средняя теплоемкость сухого газа в интервале температур 0-380°С.

Количество передаваемого тепла с учетом 1% потерь:

0,99(130,64×10⁴-45,29×10⁴) = 84,5×10⁴ кДж.

Количество пара, снимаемого с котла-утилизатора, в расчете на 100 м³ природного газа:

кг.

При производительности агрегата по природному газу 39500 м³/ч тепловая нагрузка котла-утилизатора Q и общий объем пара G составят:

Q = 84,5×10⁴ ×395 = 333,8×10⁶ кДж/ч;

G = 577,5×395 = 228113 кг/ч = 228,1 т/ч.

Конвертор СО первой ступени

Загружен среднетемпературным железохромовым катализатором Объемную скорость, по сухому газу, поступающему в конвертор СО, принимаем равной 2000 м^-1.

Тогда необходимый объем катализатора составит:

м³.

При внутреннем диаметре конвертора полочного типа 3,8 м (толщина стенки корпуса 90 мм) высота слоя составит 8,8 м. Катализатор располагается в двух корзинах, высота слоя в каждой из которых 4,4 м.

Конвертор CO второй ступени

Загружен низкотемпературным цинкохромомедным катализатором При объемной скорости 2800 ч^-1 по сухому газу, поступающему в конвертор СО второй ступени, необходимый объем катализатора составит:

м³.

где 556,056 – объем сухого газа после конвертора СО первой ступени из 100 м³ природного газа (см. табл. 8)

ДыноСые

газы

Рис. 1. Схема двухступенчатой конверсии СН₄ и СО под давлением
29,4×10⁵ - 39,2×10⁵ Па

При внутреннем диаметре конвертора полочного типа 3,8 м (толщина стенки корпуса 60 мм) общая высота стоя катализатора составит 7 м. Катализатор загружается в две корзины с высотой слоя в каждой 3,5 м. Давление газа после конвертора СО второй ступени 25,5×10⁵ Па.

Расчет очистки от СО₂, стр 81-98 (Атрощенко)

ВОДНАЯ ОЧИСТКА

Как все процессы физической абсорбции, очистка газовых смесей от СО₂ производится под давлением 24,5×10⁵-29,4×10⁵ Па в нашем случае давление газа после конвертора СО второй ступени составляет 25,5×10⁵ Па.

Принципиальная схема процесса водной очистки приведена на рис. 2. Исходная газовая смесь поступает в нижнюю часть скруббера 1 под слой насадки 2, способствующей лучшему контакту газа с орошающей ее водой, и, пройдя сепарирующее устройство 3, отводится для дальнейшей переработки. Вода подается в разбрызгиватель 4 насосом 6, а энергия отработанной воды рекуперируется в турбине 7, укрепленной на одном валу с насосом 6 и мотором 5. Далее вода подвергается дегазации и снова возвращается в цикл.

В зависимости от начального содержания СО₂ в исходной смеси конечное содержание его составляет 0,5-2%. Для тонкой очистки используются методы хемосорбции.

Одновременно с СО₂ в воде растворяются и другие компоненты газовой смеси, в том числе и наиболее ценный — Н₂. Растворимость всех остальных компонентов нарастает по мере поглощения СО₂ и повышения парциальных давлений в результате этого. Водород также механически захватывается и уносится раствором. Потери Н₂ при водной очистке достигают 5-6%.

В воде СО₂ находится преимущественно в свободном состоянии, а угольная кислота, образующаяся в небольшом количестве, диссоциирует:

Н₂СО₃^2- « Н⁺ + НСО₃^-,

причем константа диссоциации кислоты мала.

Рис. 2 Схема водной очистки газа от СО₂

Проведем расчеты.

Состав газа после конвертора СО первой ступени представлен в таблице 7: общее количество смеси: 20000 м³/ч, Н₂ – 61,4 об.%, N₂ – 19,9 об.%, СО₂ – 17,0 об.%, СО – 1,1 об.% , СН₄ – 0,3 об.%. Остаточное содержание СО₂ после очистки – 2 об.% под давлением 29,4×10⁵ Па и при температуре 20°С.

Определим расходы воды и электроэнергии, диаметр абсорбера и необходимую поверхность контакта, а также состав конвертированного газа после очистки.

Расход воды: