Курсовая работа: Конверсия метана

Конвертированный газ после реактора 103-D с температурой не более 1002 °С, поступает в два параллельно работающих котла-утилизатора, в которых за счет тепла конвертированного газа вырабатывается пар с давлением 100-105,5 кгс/см2. Температура газа на входе в котлы-утилизаторы охлаждается до 482 °С и далее газ поступает в котел-утилизатор 2 ступени ,где охлаждается до 390 °С.

Общий поток конвертированного газа направляется на конверсию оксида углерода в реактор 104-DA.

Технологическая схема процесса паровой конверсии метана представлена ниже на Рис. 4.1

Рис. 4.1 - Технологическая схема первичного риформинга 101 - В - трубчатая печь конверсии метана, 101 - ВU - вспомогательный котел, 101 - BJ - дымосос, 103-D- реактор вторичного риформинга

Таблица 4.1 - Контролируемые параметры /12/

Давление

6ч8

кгс/см2

Расход

не более 13000

нм3/час

Газ к потолочным горелкам печи поз. 101-В

Давление

0,15ч1,75

кгс/см2

Расход

не более 31000

нм3/час

Газ к туннельным горелкам печи поз. 101-В

Расход

не более 2500

нм3/час

Давление

0,15ч1,75

кгс/см2

Газ к горелкам пароперегревателя

Давление

0,15ч1,75

кгс/см2

Расход

не более 4500

нм3/час

Вторичный риформинг

Конвертированный газ на входе в поз. 103-D

Температура

не более 860

°С

Конверсия метана в шахтном конверторе поз. 103-D

Температура по слоям катализатора

не более 1200

°С

Температура стенки реактора

не более 205

°С

Технологический воздух после компрессора 101-J

Расход

не более 60000

нм3/час

Давление

не более 38,0

кгс/см2

Расход пара «MS»

4ч27

т/час

Конвертированный газ на выходе из конвертора поз. 103-D

Температура

не более 1002

°С

Сопротивление

не более 0,9

кгс/см2

Содержание СН4

не более 0,5

об. %

Конденсат на водяную рубашку поз.103-D

Расход

не более 25

т/час

Уровень

60ч1000

%

Конденсат на водяные рубашки в поз. 103-D и поз. 101-СА/СВ

Расход

не менее 14

т/час

4.2 Расчет материального баланса

Составим материальный баланс на часовую производительность. Степень конверсии метана примем 67%, расход исходного газа 42000 м3/ч. Соотношение пар:газ примем 3,7, откуда расход пара на печь составит 42000Ч3,7 = 155400 м3/ч. /13/

Таблица 4.2 - Исходный состав

1. Рассчитаем количество метана, вступившего в реакцию с учетом степени конверсии:

42000 * 0,98 * 0,67 = 41160 * 0,67 = 27577,2 м3/ч

27577,2 * = 19698 кг/ч

2. Рассчитаем количество непрореагировавшего метана:

41160 - 27577,2 = 13582,8 м3/ч

3. Потребуется для взаимодействия воды:

19698 * = 22160,25 кг/ч

211660,25 * = 27577,2 м3/ч

4. Не прореагирует воды:

155400 - 27577,2 = 109622,8 м3/ч

127822,8 * = 93448,85 кг/ч

5. Образуется СО:

19698 * = 34471,5 кг/ч

34471,5 * = 27577,2 м3/ч

6. Образуется СО2:

27577,2*0,66 = 18200,9 м3/ч

18200,9* = 96027,75 кг/ч

7. Образуется H2:

27577,2 * 3 = 82731,6 м3/ч

82731,6 * = 7386,75 кг/ч

Таблица 4.3 - Расчет материального баланса паровой конверсии метана

4.3 Расчет энергетического баланса с оценкой использования вторичных энергоресурсов

Уравнение теплового баланса:

QПГС + Qх.р. = Qс продуктами + Qпотерь

где QПГС - тепло, приносимое парогазовой смесью;

Qс продуктами - тепло, уносимое продуктами химической реакции;

Qх.р. - тепло химической реакции (в расходе, т.к. реакция экзотермическая);

Таблица 4.4 - Значения теплоемкостей исходных реагентов и продуктов

Приход:

1. Тепло, приносимое ПГС:

QПГС = ТПГСнач * (GCH4*CCH4 + GC2H6*CC2H6 + GC3H8*CC3H8 + GC4H10*CC4H10 + GC5H12CC5H12 + GN2*CN2 + GH2O*CH2O) = 1123*(29400*2,237 +281,25*1,757 + 66*1,671 + 97,875*1,746 + 27*1,703 + 687,75*1,04 + 124875*1,867) = 239455460,4 кДж/ч

2. Тепло, поглощающееся в результате реакции:

q = -206,462 кДж/моль

q = -206,462 * = -12903,88 кДж/кг

Qх.р. = -12903,88*19698 = -254180628,2 кДж/ч

3. Всего в приходе:

Qприход = QПГС + Qх.р. = 239455460,4 - 254180628,2 = -14725167,8 кДж/ч

Расход:

1. Тепло, уносимое газом:

QПГС = ТПГСнач * (GCH4*CCH4 + GC2H6*CC2H6 + GC3H8*CC3H8 + GC4H10*CC4H10 + GC5H12CC5H12 + GN2*CN2 + GH2*CH2 + GH2O*CH2O) = 1123*(9702*2,273 + 281,25*1,757 + 66*1,671 + 97,875*1,746 + 27*1,703 + 687,75*1,04 + 7386,75*14,415 + 102714,75*1,867) = 241454416,6 кДж/ч

2. Потери тепла составляют 5% от общего расхода тепла:

Qпотерь = 241454416,6 * 0,5 = 12072720,8 кДж/ч

3. Всего расходуется тепла:

Qрасход = 241454416,6 + 12072720,83 = 253527137,4 кДж

4. Т.к. реакция эндотермическая, то требуется подвести тепло в количестве:

Qподвода = Qрасход - Qприход = 253527137,4 + 14725167,8 = 268252305,2 кДж

Таблица 4.5 - Тепловой баланс паровой конверсии метана

Реакция конверсии метана является эндотермической и для проведения процесса осуществляют подвод тепла путем сжигания природного газа в горелках.

Утилизация тепла дымовых газов, температура которых на выходе радиантной зоны печи должна быть не более 1038°С, осуществляется в конвекционной зоне печи, где расположены змеевики для подогрева:

* парогазовой смеси, поступающей в реакционные трубы печи (парогазовые смеси перед первичным риформингом);

* паровоздушной смеси, поступающей в реактор вторичного риформинга;

* пара высокого давления, идущего в турбину компрессора синтез-газа;

* питательной воды, поступающей в паросборник;

* топливного газа, подаваемого к горелкам печи первичного риформинга /12/

4.4 Расчёт размеров основного аппарата. Выявление резервов увеличения производительности аппарата и интенсификации процесса

Для расчёта числа реакционных труб примем, что каждая труба - реактор идеального вытеснения. Количество тепла, которое необходимо подвести к поверхности трубы:

Q = F*Дt*K (4.1)

где F - суммарная поверхность реакционных труб, м2;

Дt - средняя разность температур;

Дt = (Тст - tвых.) - ( Тст - tвх.) = (950 - 835) - (950 - 524) = 311°С = 584 К

где К - общий коэффициент теплопередачи (264 Вт/м2ЧК) /19/

Расход парогазовой смеси составляет 42000 м3/ч

Общий расход газовой смеси:

w = = = 11,7 м3/с (4.2)

Линейную скорость газовой смеси, проходящей через одну трубу принимаем 2,2 м/с.

Площадь всех труб:

S = = = 5,3 м3 (4.3)

Объем катализатора:

Vкат = = = 24,7 м3 (4.4)

где Vг - расход газовой смеси, м3/ч;

Vоб - объёмная скорость газовой смеси (1700 ч-1)

Высота слоя катализатора:

h = = = 4,7 м (4.5)

Время контактирования:

ф = = = 0,3 с (4.6)

где б - доля свободного объёма катализатора, (0,5 м3/м3);

Твых. - температура на выходе из аппарата (1133 К)

Наружный диаметр реакционной трубы 116 мм /13/

Рассчитываем число реакционных труб:

n = = = 504 шт (4.7)

Суммарная поверхность всех труб:

F = р*d*l*n = 3,14*0,116*9,455*504 = 1737 м2 (4.8)

Тепло, которое необходимо подвести:

Q = 1737*584*264 = 267803712 кДж (4.9)

Выявление резервов увеличения производительности аппарата и интенсификации процесса.

Увеличить производительность аппарата и интенсифицировать процесс можно при следующих условиях:

точное выполнение технологического регламента;

применение более новых, более совершенных материалов для реакционных труб и катализаторов;

качественно выполненный ремонт увеличивает межремонтный пробег оборудования;

постоянный контроль, недопущение аварий и внеплановых остановок агрегата;

повышение производственной дисциплины;

повышение квалификации обслуживающего персонала.

5. Анализ экологической безопасности проектируемого производства

В данном процессе имеются вещества высоких концентраций, которые оказывают вредное воздействие на окружающую среду. Технологический процесс в данном случае практически считается безотходным и все потери сведены к минимуму.

Постоянными источниками загрязнения окружающей среды являются: