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1、4.1 一段转化炉辐射室设计4.1.1 已知条件入炉气压力：1.346 MPa；入炉气温度：480 口；入炉气量：干气： 1027.0176 kmol / h ；湿气：1027.0176 + 2930.6974 二 3957.715kmol/h。出一段炉转化气压力： 1.15 MPa一段转化气温度：745 口；气量：干气： 3502.6918kmol/h；湿气： 5257.7488 kmol/h原料气压力： 0.2 MPa；原料气温度：25 口；气量： 1027.0176kmol/h辐射段热负荷：Q =55708468.8956kcal/(tNH -h) = 233240217.5721kJ/
2、(tNH -h)1334.1.2 炉型选择选用顶烧大火焰烧嘴方箱炉。该炉型的火焰与转化管平行，烟气能均匀地由 烟道排出。采用适当管间距，火焰不会发生冲击管子现象。采用强制通风、燃饶 稳定；烧嘴能力大，数量少，控制方便，适于小合成氨厂使用。烧嘴自上向下喷 射燃烧可满足反应的供热需要，上部烟气温度高，管内转化反应快、吸热量多， 下部烟气温度低，管内转化慢，需要热量少，转化管壁温度基本均匀。对流室设 于地面，便于检修，但占地面积大,需设引风机。炉管选用Cr25Ni20离心烧铸管，炉管尺寸：申124X11，有效长度L=8000 mm。催化剂选用Z107,粒度为申16x16x6。干气空速取:V空=960
3、 h-1。4.1.3 计算方法天然气水蒸汽转化反应所需热量是通过燃料在管外燃烧而得。本设备既是一 个反应器，又是一个换热器，反应和换热密切相关。由于转化管内气体浓度、温 度沿炉管轴向变化及转化反应所需热量不均匀，故应当将管内反应动力学与燃料 燃烧及热量传递关联起来，建立数学模型，应用电子计算机，进行积分计算，以 确定管内气体组成与温度分布曲线，转化管璧温及管外烟气温度分布曲线，从而 得出辐射室的主要参数。从一段转化炉至甲烷化反应器完成整个工艺流程的物料 和热量平衡计算，可实现对一段转化炉的动力学积分，计算转化管壁温度和转化 率的分布曲线。4.1.4 炉膛尺寸确定炉管有效容积，每根管有效容积为:
4、兀v =kD 2 L / 4 = x 0.1022 x 8 = 0.06537 m3i 4催化剂用量：1027.0176V = V /V = 22.4x= 23.9637 m3R 干空960炉管根数计算：23.9637n = V / v =366 根R 0.06537炉管布置及炉膛尺寸设计：考虑炉体紧爽，减小尺寸，将炉管分成 20排布 置，每排16 根，每排炉管间布燃烧嘴8个，共布烧嘴8 排 64个。烧嘴与炉管间 距取0.7 m；各排炉管的管心距取2D = 0.248 m。故炉管（或烧嘴）的排问距为： Hb = 2、0.72 0.1242 = 1.38m由此得辐射室尺寸：炉宽：3b + 2x0
5、.7 = 5.54m炉长：仃8 1）x0.248 + 2x0.25 = 4.716m炉高： 8 m4.1.5 转化管内传热系数计算转化管内壁到转化气之间的內膜给热系数，包括辐射给热系数和对流给热系数，可由下式计算:a二a + a内 t1 w1式中：a -管内给热系数，kcal (m2 - hC)； 内a -管内辐射给热系数，kcal/(m2 -hC)； t1a -管内对流给热系数，kcal/(m2 -hC)。 w1管内辐射给热系数计算：a 二 0.1918Q （t + 273）/1003t1t1 b式中： t 管内壁温度， Cb16 =ti 11,+ 12 2tp工管壁黑度，Z二0.8 0.9
6、 ；tt2 -催化剂温度，对转化镍催化剂2 = 0.6。 pp设管平均内壁温度t = 680C，取2 = 0.9bta = 0.1918x0.5625(679 + 273)/100卩=93.0855kcal/ (m2 -h-C) t1=108.258 W/(m2 -K)管内对流给热系数计算管内对流给热系数因条件不同而有不同的计算式：r D九 D D G、当 6150 R 4000p = 0.0196 x 134897.7626e 0.0587 x 0.10750.1088a - 3.6xx 134897.76260.365 -1489.7969 kcal /(m2 h C)w1 0.0196-
7、1732.3209 W /(m2 K)管内总给热系数：a - a + a - 93.0855 +1489.7969 - 1582.8824kcal/(m2 hC) 内 t1 w1-1840.5598 W /(m2 K)4.1.6 炉管平均壁温计算管内物料平均温度：=612.5 C480 + 745t =cp 2炉管平均热强度计算：qcpQ164兀D LS64kx0.124x8 二 2794473066 kCal/m2 二 62596196686 kJ/m24.1.7 炉管外壁平均温度计算取管内垢层热阻：R = 0.0002m2 h-C/kcal；管材导热系数：九=20 kcal (m2 h C
8、)t炉管内壁平均温度计算：沁 827 C = 1100 KqD279447.3066 x124=t + cp x h = 612.5 +cp aD1582.8824 x102内t最高管壁温度计算：因未采用分段计算，故很难准确确定最高外壁温度的位 置及该点的实际热强度。现按转化气出口温度及炉管平均热强度来计算，所得最 高外壁温度值比实际出口点外壁温度偏高。并以此计算值近似地作为炉管的设计 温度。催化剂层径向导热系数计算：九二九” +九” kcal/(m2 h C)e e et式中：九”不流通情况下催化剂层径向有效导热系数，kcal /(m2 h C)； e九”-流通情况下催化剂层径向有效导热系数
9、，kcal /(m2 hC)。ete+ EaD tv ps式中：九一催化剂导热系数，kcal /(m2 h C),对镍催化剂取九二1 ；ss申实验数据，申=0.04 ；a -相邻两催化剂颗粒间的辐射给热系数，kcal /(m2 hC)； tsa -从空隙到相邻空隙的催化剂辐射给热系数，kcal (m2 hC)。tvZ /1 +273、a = 0.1918o(出)3 ；ts2-Z 1000式中：Z -催化剂黑度，取Z二0.6 ； 00a = 0.1918745 + 273 ) = 86.7 kcal (m2 h C) = 100.83 W/(m2 K)ts2 0.6100/ + 273、a =
10、0.1918(出)3 ；tvtv 100式中：=0.6785 ；tv745+273a = 0.1918x0.6785-) = 137.3kcal/(m2 hC)tv100=159.68 W/(m2 K)可得：1 - 0.5871-10152 - 86.7 x 0.01960.04-0.587x137.3x0.0196=1.9297 kcal /(m2 h C) = 2.2435 W /(m2 K)九 ” =a D C G ；et 0 p p式中： a 实验数据， a =0.12；00C 出口气等压比热容， C = 0.6878 kcal / kg C)。pp加=0.12x0.0196x0.68
11、78x 134897.7626 = 218.2249kcal Km2 hC) et=253.7497 W /(m2 K)九=加+加=1.9297-218.2249 = 220.1546kcal /(m2 hC)e e et=255.9936 W /(m2 K)与管内壁接触的催化剂表面温度计算：把催化剂层视为整体导热，通过炉管内壁的热强度为：q = Q = 55708468.8956 = 339720.2551kcal/m2 = 7609733.7148 kJ/m21 n兀DL 64兀 x 0.102 x 8t管内表面温度梯度为：t1- X1二 1543.0986 C/m 二 15.43 C /cmq _ 339720.2551 芦_ 220.1546e假定转化管的传热量是原来的一半时，其半径为内半径的*05倍的圆周上 任一点的热强度为：q = 05纟=0.5 % 339720.2551 = 240218.4961 kcal/m2 = 5380894.3124 kJ/m220.5v0.5则：二 q2 二 240218.4961 二 1091.1355 C/m 二 10.91 C/cm X九 220.15462e催化剂层中径向平均温度梯度为：t = 0.5
