1、合肥學院HefeiUniversity化工工藝課程設計設計題目：甲烷化工藝設計系另h化學與材料工程系專業：化學工程與工藝學號：姓名：指導教師：2016年6月目錄設計任務書1第一章方案簡介31.1甲烷化反應平衡31、2甲烷化催化劑31。3反應機理與速率41、4甲烷化工藝流程得選擇6?第二章工藝計算2.1求絕熱升溫?2、2求甲烷化爐出口溫度72、3反應速率常數72.4求反應器體積？82。5換熱器換熱面積9?第三章設備計算93、1甲烷化反應器結構設計113。2計算筒體與封頭壁厚11？3。 3反應器零部件得選擇12？3、4物料進出口接管133.5手孔及人孔得設計15設計心得16參考文獻及附圖17設計任

2、務書1、1設計題目：甲烷化工藝設計1.2 設計條件及任務1、2。1進氣量:24000Nm3/h1、2、2進料組成（mol%）:組數CO%CO2%H2%N2%E10.300。1599、551、2。3出口氣體成分tO<ppm,CO2<5ppm”1.3 設計內容變換工段在合成氨生產起得作用既就是氣體得凈化工序，又就是原料氣得再制造工序，經過變換工段后得氣體中得co含量大幅度下降，符合進入甲烷化或者銅洗工段氣質要求。1。3。1選定流程1.4 。2確定甲烷化爐得工藝操作條件1。3。3確定甲烷化爐得催化劑床體積、塔徑及床層高度1o3。4繪圖:（1）工藝流程圖；（2）甲烷化爐得工藝條件圖1、4設

3、計說明書概要1 O4.1目錄:設計任務書概述，熱力計算，結構設計與說明，設計總結，附錄，致謝，參考文獻，附工藝流程圖及主體設備圖一張（要求工藝流程圖出A2以上得圖，要求主體設備用AutoCAD出A2以上得圖）1。4.2概述1.4。 3熱力計算（包括選擇結構，傳熱計算,壓力核算等）1、4.4結構設計與說明1 .4.5設計總結1.4、 6附錄1.5、 7致謝1。4.8參考文獻1。4、9附工藝流程圖及主體設備圖一張?第一章方案簡介合成氨工業就是基礎化學工業之一。其產量居各種化工產品得首位。已成為當今合成氨工業生產技術發展得方向。國際上對合成氨得需求，隨著人口得增長而對農作物增產得需求與環境綠化面積得

4、擴大而不斷增加。合成氨工業在國民經濟中舉足輕重、農業生產，有收無收在于水，收多收少在于肥”。所以，合成氨工業就是農業得基礎。它得發展將對國民經濟得發展產生重大影響、因此，我國現有眾多得化肥生產裝置應成為改造擴建增產得基礎、今后應利用國內開發與消化吸收引進得工藝技術，自力更生，立足國內，走出一條具有中國特色得社會主義民族工業得發展道路。CO、CO2、。2等就是氨合成催化劑得毒物，生產中一般要求將氨合成原料氣CO等含氧化合物總量脫除至10X106、脫除得方法主要有銅氨液洗滌法(銅洗法)、液氮洗滌法與甲烷化法、甲烷化凈化方法與銅洗、液氮洗法相比，具有流程簡單、投資省、運行費用低與對環境基本無污染等優

5、點。從工藝得合理性以及投資與操作費用等方面來瞧，甲烷化就是合成氨安全、穩定生產得必然選擇、在合成氨得粗原料氣得凈化過程中，C02變換與CO脫除后得原料氣尚含有少量得殘余得CO,CO2,O2與水等雜質。為了它們合成催化劑得毒害，原料氣在送給往合成之前還需要有一個凈化步驟，稱為精練”精練后規定CO與CO2得含量不超過5ppm。原料氣得精練方法一般有三種，即銅氨液吸收法，甲烷化與深冷液氨洗滌法，銅氨液吸收法就是1913年就開始采用得方法，在高壓與低溫下用銅鹽得氨溶液吸收CO,CO2,H2s與氧，然后溶液在減壓與加熱得條件下再生，甲烷化六十年代才開始得。雖然催化劑上把CO與CO2加氫成甲烷得研究早已開

6、始，但要消耗用氫氣而生成無用得甲烷，所以此法只適用于CO,CO2含量比較低得原料氣、與銅洗法相比，甲烷化具有工藝簡單，操作方便，費用低得優點。工藝流程圖：1、1甲烷化反應平衡在甲烷化爐內，主要發生甲烷化反應：CO+3H2=CH4+H2O+206.16KJ(1)CO2+3H2=CH4+2H2O+I65。08KJ(2)當原料氣有氧存在時，氧與氫反應生成水，即：。2+2H2=2H20+241、99KJ(3)某種條件下:CO還可能與催化劑中得鎳生成羰基。即：Ni+4CO=Ni(CO)4(4)甲烷化反應平衡常數隨溫度而下降,但在常用得范圍(240420)內,平衡常數很大、為此,要求甲烷化出口氣體C。與C

7、O2含量低于5ppm就是完全可能得。CO與催化劑中得饃生成厥基饃得反應就是放熱且體積縮小得反應。通過實驗表明，在CO含量小于0。5%時，如果發生反應溫度在200c以上不可能有厥基饃形成。鑒于甲烷化反應體系得在200以上進行,因而正常情況下不會有反應(4)得發生。1.2甲烷化催化劑甲烷化反應體系甲烷蒸汽轉化存在逆反應,因而甲烷化反應催化劑與蒸汽轉化一樣,都就是以鎳作為活性組分。但就是甲烷化在更低得溫度下進行,催化劑需要更高得活性,故催化劑中活性組分得饃含量較高，通常達到15-35%(以饃記)。有時也加入稀土元素做促進劑，為了使催化劑具有相當得耐熱性、為此,催化劑常載有耐火材料、目前，甲烷催化劑國

8、內外有多種類型，我們選擇G-65型催化劑，使用之前，先用氫或脫碳原料氣還原,反應為:NiO+H2=Ni+H2O+1026KJ(5)NiO+CO=Ni+CO2+38、5KJ(6)雖然還原反應得熱效應不大,但一經還原后催化劑就具有了活性,甲烷化反應就可以進行了,有可能造成升溫過高,為此,還原時盡可能控制碳氧化合物含量在1以下、還原后得鎳催化劑會自燃,要防止其與氧化性氣體接觸,當前面得工序出現事故時,有高濃度得碳氧化合物進入甲烷化爐中,床層會迅速上升,這時應立即放空并切斷原料氣。另外,還原后得催化劑不能用含CO得氣體升溫，以防止低溫生成玻基饃，影響催化劑得活性。硫、神與鹵都能使催化劑中毒,她們得量即

9、使就是微量也會大大降低催化劑得活性與壽命,由于本流程有脫硫工序獲降低溫度變換工序,因此,正常情況下,不會發生甲烷化催化劑中毒,只要氣體碳氧化合物含量合乎指標,催化劑也不會出現高溫燒結。甲烷化催化劑得活性損失多與脫碳有關,少量得液滴帶入甲烷化爐幾乎不可避免,一般不會造成鹽類遮蓋催化劑表面,導致活性嚴重損失,甲烷化催化劑得壽命一般在3-5年、1。 3反應機理與速率1、3、1CO甲烷化：研究表明cO甲烷化吸附中間形態，指出吸附中間產物有三種：(1) 易于吸附得CO甲烷與氧等;(2) CO歧化為易于加氧得碳原子；(3) 不能反應得聚合碳、并比較了甲烷化速率與形成了碳加氧速率后指出,甲烷化低溫下由碳形成

10、速率控制,高溫加氧速率控制,反應機理如下：CO+CO(5)CO+，O+C(6)：C+H2CH2-CH4(7) OH2H2O(8)利用(6)得平衡公式與(8)得速率相等得關系可推知:RcH4=式中：Km=Km對于高與直徑相等均為3.11mm得G65催化劑、常壓下得CO甲烷化速率表達式：Rch4=式中yco為氣體中CO得分率。1.3.2CO2甲烷化機理如下:CO2+CO2(10)CO2+CO+O+(11)：CO+H2C+O(12)C+H2CH2CH4(13)O+H2H2O(14)O+H2H20(15)由于上述機理可知：CO2得甲烷化系先在催化劑上分解成CO,然后按CO甲烷化機理進行反應,同理可推得

11、:RCH4=式中Kco2()1/3,高與直徑均為3、18mm得G65催化劑常壓實驗所得得CO2甲烷化速率表達式:Rch4=(16)1.3.3CO2與CO混合氣體得甲烷化混合氣體得反應機理為：CO+COCO+H2H2OCO+C+OC+H2CH2CH4CO2+CO2O+H2H2。CO2+CO+O+由此可知、CO2甲烷化首先在催化劑上分解成CO,然后進行甲烷化，而CO2與CO分別甲烷化得速度主要取決于吸附得O與O加氫得速率相對大小，實驗表明:CO優先甲烷化得趨勢,只有在Pco遠低于Pco2時，兩者才能以相當得速率進行。1.4甲烷化工藝與流程得選擇甲烷化得壓力通常隨中低變與脫碳得壓力而定，本設計以給得

12、得壓力為2.53MPa、進入甲烷化爐氣體組成以給，即：甲烷化反應器得溫度得入口溫度受到厥基全集形成得起燃溫度得限制，必須高于200C,同時考慮高名稱H2N2COCO2得轉化率與能含量74。25%25。30%0。30%0.15%量消耗我們選擇入口溫度260c左右。這樣也給操作有一個較適合得波動范圍、甲烷化得流程主要有兩種類型，即外加熱與內加熱型、根據計算，只需要原料含有碳氧化合物0。50。7%,甲烷化反應放出得熱量可足夠將進口氣體預熱到所需要得溫度。這就就是內熱型得依據，考慮到原料氣中碳含量有時較上述低，尚需外供熱源，這就就是外熱型得可取處。取二者之長，我們選用如下流程，先用甲烷化反應后出口氣體

13、溫度上升，余下得溫差在用高變氣體加熱直待入口氣體溫度達到260C,流程圖后附。悌二章工藝計算2、1求絕熱溫升A根據公式A=AHRN/式中：Cpi為各組分定壓摩爾熱容單位J/mo1k,根據公式Cp=a+bT+cT2+dT3可計算得：ih2N2COCO229.1330。45.(J/molk)Cp341381代入上式得：0.667206.161030.0040.333165.081030.0022671.2922.52C(29.1330.04)/20.993830.380.00445.410.002229.81考慮到進入甲烷化爐氣體中可能含有少量氧與其它綜合因素，我們取A=30C2。2求甲烷化爐出口

14、氣體溫度TT=T0+Ax式中T。為甲烷化爐進口氣體溫度To=260OC,x為CO與CO2得轉化率T=To+AxC1 .3反應速率常數K甲烷化反應機理與動力學較為復雜，而且還包含內外擴散得影響。為了適應工程得簡便計算常假定與CO與CO2含量成一定一級關系，以一氧化碳甲烷化為例，反應速率與一氧化碳得關系為：=K式中：V與Vc。分別為總容積流量m3/h,k為表觀反應速率常數，因催化劑型號而異，為氣體中CO得含量，積分上式可得：K=lg(ycoi+2yco2l)/(yco2+2yco22)甲烷化表觀反應速率常數K不僅與溫度有關，還隨壓力增大而增加，查在常壓下甲烷化催化劑G65得反應速率常數與溫度得關系

15、：”曲線在我們得范圍內取K=1300k-,把具體數據代入得：2 .4求反應器體積Vr式中:為氣體體積流率由已知條件進氣量為24OOONm'/h,轉化為2、53Mpa,260c以后為：所以:=查甲烷化G-65得壓力校正系數曲線圖，在2。53Mpa下，壓力校正系數Ci=3。5，再取余量C2=1.46，得實際反應體積Vr2、5換熱器(A,B)得換熱面積下圖為換熱器事例圖：出甲烷化爐26 0 C求等壓摩爾熱容Cp我們以進爐氣為研究對象，在70-160C,=388K,查得:i(J/molk)CpH2N2COCO228。5329。6029。3441.00在160-2600C,=483K,查彳導:i

16、H2N2COCO2(J/molk)Cp28.9230。1129.9743。842、5.1求摩爾流率N:=297>62mol/s3 。5、2求吸收熱率Q由公式；Q=At得：QA297.62(28.5329.60)/20.995529.340.00341.000.0015(16070)=297.62(28.9230.11)/20.995529.970.00343.840.0015(260160)2。5.3求平均溫度AlA:70 Cf 1 60 c20 0 C 2 9 0 cB:160 C 2 60 c32 0 C 4 4 0 CAm= Atm = 2。5。4求換熱面積S吸=放=KsAm根據經

17、驗布=388K時，取K=400w/m2：C在=483K時，取K=350w/m2C把具體數據代入得:第三章設備計算4 。1甲烷化反應器結構設計4.1。 1塔徑Vs=1、75m3=1750L選擇容器長徑比=2。8:1,則：Vs=D=Di=1000mm即筒體內徑為1000mm塔高H=2o8D=2800mm3、1、2工作壓力工作溫度設計壓力設計溫度工作壓力2。53Mpa,當中壓范疇設計壓力p=2。531。1=1、Ip工作=2.78Mpa工作溫度T=330C設計溫度t=T+20C=350C3、1.3圓柱形筒體及立封頭材料選用A3R支撐式支座選用A3F,一一_.1_.一,一一,33、1.4塔體保溫層厚度為

18、is=50mm,保溫材料比重rn=300kgf/m3。1.5甲烷化反應器安置進出氣管與其她接管見裝備圖。3。2按設計壓力計算筒體與封頭壁厚公式S0=其中s0:容器得理論計算壁厚mmP:設計壓力MPa:設計溫度下筒體得許用壓力MPa查表鋼板許用壓力350c下許用壓力為97MPa3。2、1焊接系數采用雙面對接焊比較好=0。853。 2。2壁厚附加量CC=C1C2+C3Ci：鋼板負偏差Ci=0、8mmC2:腐蝕裕量C2=1mmC3：加工減薄量C3=03、2。3理論計算壁厚SS0=3。2、4實際計算壁厚S。Sc=So+C=18、3+Ci+C2+C3=18、3+1。8=20.1mm圓套后鋼板實際壁厚20

19、mm3、2。5強度檢驗滿足壁厚即P(D+S)/2S=2.78X1020/2X20=70。89MPa70、89MPa<=97MPa壁厚滿足3、2。6封頭得設計計算根據筒體選用標準橢圓形封頭，這種封頭就是由半個橢圓球與一段高度為ho查表得ho=50mm又=2=>D=4hihi：封頭內壁曲面高度同橢圓壁厚設計一樣S=20mm封頭總高h=So+hi+ho=20+250+50=320mm選用橢圓形封頭作用： S封=S筒,加工安裝方便； 承壓能力好; 成型加工方便、3、 3甲烷化反應器零部件標準設計選用3、3、1法蘭聯結得設計選用法蘭聯結由兩個法蘭,墊中與若干個螺栓螺頭。工作溫度查查壓力容器法

20、蘭得分類與規格221乙形平焊法蘭得允許工作壓力224允許工作壓力1。57MPa，類型：乙型平焊法蘭，規格JB115982、根據工作介質,選用凹凸型密封面較好,代號“T”。墊面材料選用石棉橡膠板,尺寸從表226壓力容器法蘭用墊圈尺寸查法:墊圈外徑D=165mm,墊圈內徑d=1015mm聯接螺栓為M20,共30個,材料為A3,螺頭材料用A2。所以，選用得法蘭標準代號：法蘭Y16-10O03、 3。2容器得支座首先粗略計算支座負荷、爐體總量Q=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5a、爐體量Q1筒體，沒m2重1540.47牛頓。b、封頭重Q23、3。3填充催化劑重量Q33、3、4保溫層重量3。3。5人孔及附件

21、重量Q5人孔約重2KN合0.02t支座及其它總與重1。04t那么,設備總重Q為:Q=Ql+Q2+Q3+Q4+Q5=1、382+0。121+0。159+2。2+1.05(t)=4。992t由于甲烷化爐就是立式容器，選用支承式支座材料選用A3F查表229支承式支座尺寸得，支座2、5TB1168-813、4物料進出口接管4、 4、1氣體進口接管采用可拆219X6得無縫鋼管，法蘭Pg25Dg200HG5012-58查表6管法蘭尺寸螺栓數量12,直徑M22接口出應力集中系數計算如下:標準封頭查球殼上安裝平齊接管應力集中曲線得應力集中系數，K=3、4峰值應力按極限原則考慮,材料得條件，必須補強選用Dg20

22、0M5補強圈(JB120773)進行補強3、 4。2氣體出口管選用159X4、5無縫鋼管管法蘭標記為：Pg250Dgl50HG501258管口處應力集中系數計算如下插球殼上安裝平齊接管應力集中曲線得應力集中系數K=2.82、250350=所以,不需補強。3。4、3制動測量儀表接口a.壓力表得選用b、溫度計得選用選用公稱直接Dg=5帶有法蘭聯結得熱電偶、具體裝置圖。查表6管法蘭尺寸，選用。得無縫鋼管，具體尺寸見圖標記Pg25Dg25,HG501258數量4，直徑M123。5手孔或人孔得設計計算人孔與手孔設計一項即可,現以設計選用人孔、人孔主要有筒節,法蘭與蓋板構成、查表化工容器及設備簡名設計手冊

23、當Di=i00omm人孔公稱直徑Dg=450mm工作系統壓力2、53Mpa。人孔標準按公稱壓力2.5Mpa設計.密封壓緊面采用A型、吊蓋選用水平吊蓋、根據人孔及反應器體尺寸,設計開孔應力集中系數,所需數據如下:開孔半徑r=筒節=甲烷化反映器R=500mm壁厚s=20mm于就是開孔系數=t/s=由化工設備機械基礎圖2011查得應力集中系數k=4o8不補強最大應力根據極限設計要求令2。25=2。25X97=218、25Mpa>2、25所要補強，采用補強圈補強，取厚度為15mm鋼板，則她得有效厚度s=150。8=14.2,則補強圈得殼體總厚度為:s=s+s'=2O+14.2=34。2m

24、m根據t/s=0。25=1、63查化工設備機械基礎圖2011查得應力集中系數K=4.9最大應力=K=4。9X=199、2Mpa2.25=218、25所以用15mm厚得鋼板作補強就是合適得、從化工設備機械基礎圖20-2補強尺寸查得補強圈內外徑分別就是Di=484（內徑）D2=760（外徑）設計心得本設計為合成氨工藝中得甲烷化這一工藝段得設計、在設計過程中,我們參閱教材并收集了大量得相關資料,并應用熱力學得方法計算及搜集相關得物性數據參數,經過多次分析比較得出我們認為合理可行得方案、并完成設計得、工藝尺寸得選取等參閱有關工藝得設計方法與借鑒相關設計經驗,并繪制了相應得工藝流程圖。這次得工藝設計使我更加扎實得掌握了有關甲烷化工藝方面得知識,在設計過程中雖然遇到了一些問題,但經過一次又一次得思考,一遍又一遍得檢查終于找出了原因所在,也暴露出了前期我在這方面得知識欠缺與經驗不足。實踐出真知