甲烷化工段设计

课题名称 甲烷化工段设计 申请人 系别 01化工（1） 课题内容 1.甲烷化工段是合成氨生产中的净化工序，经过甲烷化工段净化后的气体中CO+CO2≤25ppm,可以进入合成系统进行合成氨。 2.系统物料、能量衡算。 3.系统主要设备能力及触媒装填量衡算。 基本条件 要求 1.入口气体流量：40000 Nm3/h 2.（干基）压力：1.8 Mpa 3.入口气体成分：CO% 0.3 CO2% 0.2 H2% 73.8 N2% 24.7 CH4% 1.0（体积比） 3.出口气体成分：CO+CO2≤25ppm（体积比）

目录

1.1 基本原理

甲烷化法是利用催化剂使少量一氧化碳b二氧化碳加氢生成甲院而使气体精制的方法。此法可使净化气中一氧化碳和二氧化碳体的积分数总量达10ppm以下。由于甲烷化过程消耗气并民生成不利于氨合成的甲烷，因此此法仅适用于气体中—氧化碳和二氧化碳的体积分数总量低于o．7％的气体精制、并通常和低温变换工艺配套。 1.1.1 基本原理 化学平衡

碳氧化物加氢的反应如下： CO+3H2——CH4+H2O CO2+4H2——CH4+2H2O 原料气中有氧存在时 2H2O+O2＝2H2O

在一定条件下，还有以下副反应发生 2CO——C+CO2 Ni+4CO＝Ni(CO)4

一氧化碳分解析炭是一有害的副反应，会影响催化剂的活性。图1-1给出了一氧化碳析炭反应的界限。由于进甲烷化炉原料气中H2/CO比值很高，所以析炭反应不会发生.

图 1-1

碳基镍为剧毒物质，空气中允许碳基镍的最高含量为0.001mg，中毒症状为头痛、昏迷、忍心呕吐、呼吸困难，而且会造成催化剂活性组分镍的损失。为此，实际生产巾必须引起注意，采取适当预防措施。表1-2给出了不同温度

和一氧化碳含量下联基镍的平衡含量。

图 1-2

由表可知，在压力1．4Mpa l％CO的条件下，理论上生成碳基镍的温度上限为12I℃，由于正常的甲烷化操作反应温度都在300 ℃以上，所以生成碳基镍的可能性很小。只有当发生事故停车时，甲烷化温度可能低于200℃，此时，应防止催化剂和一氧化碳接触，用氮气或不含一氧化碳的氢短混合气置换甲烷化炉。

1.1.2 工艺条件 （1）压力

甲烷化是体积缩小的反应，提高压力有利于化学平衡，使反应速度加快，提高催化剂的生产能力。在实际生产巾，甲烷化的操作压力由合成氨总流程和气体净化压力确定。通常为1.0-3.0Mpa。 （2）温度

甲烷化催化剂在200℃已有活性。由表1-2可知，提高温度，甲烷化反应的平衡常数降低。但在实际操作条件下，反应是在远离平衡的状态下进行．不会受到热力学平衡的制约。从反应速度考虑，提高温度可以加快甲烷化反应速度。实际牛产中．甲烷化炉的入口温度受碳基镍生成温度和催化剂起活温度的限制，一般控制在280℃左右，高限温度受甲烷化炉材质的限制，一般不超过420℃。

（3）气体成分

甲烷化是强烈的放热反应，原料气中一氧化碳和：氧化碳含量增加，易造成催化剂超温。另外v消耗丁合成氨所需氢气民生成无用的甲烷。因此，必须严格控制冷烷化炉入口的一氧化碳和二氧化碳的台量。一般要求碳氧化物含量小于o．7％。

1.1.3 甲烷化催化剂

甲烷化是甲烷转化的逆反应，因此，甲烷化催化剂和甲烷转化催化剂都是以镍作为活性组分。但两种催化剂也有区别。

第一，甲烷化炉出口气体中的碳氧化物允许含量是极小的，这就要求中烷化催化剂有很高的活性，而且能在较低的温度下进行。

第二、碳氧化物与氢的反应是强烈的放热反应，要求催化剂能承受很入的温升。

为了满足生产的要求，与甲烷转化相比，甲烷化催化别巾的镣含量高，通常其质量分数为15％一35％(以镍计)，有时还加入稀土元素作促进剂。为厂提高催化剂的耐热性，通常以耐火材料为载体。催化剂可压片或做成球型，粒度

在4—6mm之间。国产甲烷化催化剂的化学组成与物理性能见表1-3。

图1-3

通常甲烷化催化剂中的镍都以Nio形式存在，使用前先以氢气或脱碳后的原料气将其还原为活性组分Ni。反应式如下：

NiO+H2——Ni+H2O NiO+C()——Ni+CO2

虽然上述还原反应的热效应不大，但催化刑一经还原便具有活性。在用原料气还原时，为了避免甲烷化反应造成床层温升过高，必须控制碳氧化物台量在1％以下。还原后的镣催化剂会自燃，要防止与氧化性气体接触。当前面工段出现事故，钉高浓度的碳氧化物进入甲烷化炉时，床层温度会迅速广升，这时，应市即采取措施，切断原料气。还原后的催化剂不能用含有一氧化碳的气体升温，以防止低温时生成碳基镍。疏、砷、卤素是镍催化剂的毒物。在合成氯系统中最常见的毒物是硫，砷只有采用G—v法脱碳流程中才能遇到。进入甲烷化1：段的硫主要以硫化氢形式存在。由于硫化氢具有未公用的电子对，可以和过渡金届镍中的J轨道电子形成配伍短而强烈地吸附在镣的表面亡，阻碍对反应分子的吸附，使催化剂活性降低。因此，琉对甲烷化催化刑化剂吸附梳量与活性的关系如表6—8所示。对砷来讲，吸附旦达到o．1％时，催化剂活性即丧失

图 1-4

由于前工段已精细脱硫，并经低温变换工段，在正常情况下不会发生甲烷化催化剂的硫中毒。只要气体中碳氧化物含量合格，催化剂也木会出现超温烧结。 服催化剂的寿命可达3—5年。甲烷化催化剂自甲烷化沪卸出或长期停车时，应该有控制地用预先氧化的方法使之 钝化。

2 工艺流程图

1 2 脱碳气气水分离器 甲烷化换热器 甲烷化加热器 器 8 5 4 3 6 甲烷化 甲烷化冷凝器 甲烷化炉 氧化锌保护槽 气气水分离器

3.1物料衡算. 3.1.1已知条件.

(1) 干原料气组成数量 成分 Mol% Kmol N2 24.7 441.67 H2 73.8 1317.857 CH4 1.0 17.8571 CO 0.3 5.357 CO2 0.2 3.571 合计 100 1785.714 (2) 原料气进甲烷化系统温度:25℃. (3) 原料气进甲烷化系统压力:1.8Mpa(绝) (4) 甲烷画气净化气要求:CO+CO2<20ppm 3.1.2物料衡算

工艺计算流程图见图1-1-1

(1)原料气带入系统水量计算 投进系统原料气被水分饱和.查25℃的水蒸

气压力为0.00317Mpa，已知气体总压力为1.8Mpa.

原料气中水蒸气分子分率为:

0.00317100%0.176% 1.8原料气带入系统水量为:

1785.7141785.7143.1484kmol

10.00176(2)甲烷化炉物料平衡 原料气经甲烷化反应以后，要CO+CO2<20ppm，

故甲烷化气体中CO，CO2含量已经极少，为简化计算，将其略而不计不会造成明显的误差，为此按入炉碳氧化物全部转化成甲烷计算如下:

由原料气组成及数量，甲烷化气体组分确定为:

H2:1317.857-5.357*3-3.571*4=1287.5 kmol CH4:17.8571+5.357+3.571=26.785 kmol H2O:3.1484+5.357+3.571*2=15.6474 kmol N2:441.07 kmol

出甲烷化炉总气量:

V干=1287.5+26.785+441.07=1755.355 kmol =39319.95 m3 V湿=1755.355+15.6474=1771 kmol =39670 m3

(3)甲烷化冷凝器冷凝水量计算 设甲烷化冷凝器出口温度为40℃，压力

为1.8Mpa (绝)甲烷化气体被水饱和.

查40℃水蒸气压为0.007375 Mpa，甲烷化气中饱和水的分子分率为:

0.0073575100%0.42%

1.75甲烷化气体中水量为:

1755.3551755.3557.4289kmol

10.0042甲烷化冷凝器中冷凝水量为:

15.6474-7.4289=8.2185 kmol=148 kg

将以上数据处理，并计算出各物料点各组分分子率(包括湿基和干基)，详见图1-1-1甲烷化物料平衡图. 3.2 热量衡算

因操作压力较低，不考虑压力对热力学参数的影响.各物料点均以0℃时

气态为基准，以气体0~t℃平均摩尔比热进行计算. 3.2.1 甲烷化炉热量平衡

(1)原料气带入热量 设原料气预热至270℃，并求得原料气的平均比热

容29.198kJ/kmol·℃.

Q3=1785.714*29.198*270=14077604.9kJ

(2)反应热量 设原料气体在270℃先等温反应，使气体组成变到出口

态，然后反应热量再使甲烷化气(出口组成)由270℃升温至出口温度(盖斯定律).

计算kJ/（kg.℃）=273.15+270=543.16 K时CO和CO2甲烷化反映热为:

(△HR)CO=-18930-63.3547*543.16+2.8119*10-2*543.162+1.9624*10-3*543.163-2.4433*543.164

=-214942

(△HR)CO2=-149411-54.3195*543.16+9.7176*10-4*543.162+1.7597*10-5*543.163-5.5473*10-9*543.164

=-175022.95

总反应热量为:

Qf=5.357*[-(△HR)CO]+3.571*[-(△HR)CO2] =5.357*214942+3.571*175022.95 =1776451.25 kJ

(3)甲烷化气出口温度及带出热量计算 根据规模及甲烷化炉估计尺寸，

设散热损失为15000 kJ则由甲烷化气体带出热量:

Q4=Q3+Qf-15000=14077604.9+1776451.25-15000=15839056.15 kJ 设甲烷化气出炉温度为300℃，求出Cp=29.625 kJ/kmol·℃. 由Q4=15839056.15=1771*29.625*t t=301.9℃

与假设温度接近，计算有效. 3.2.2 甲烷化换热器热量平衡

(1)甲烷化气体带入热量

Q4=15839056.15 kJ

(2)原料气带入热量

由原料气体组成及温度40℃求得气体平均比热容为29.023 kJ/kmol·℃

Q1=1785.714*29.023*40=2073071.1 kJ

(3)甲烷化气带出热量

设甲烷化气经回收热量后温度为80℃，求得气体平均比热容为28.9034

kJ/kmol·℃

Q5=1771*28.9034*80=4095033.7 kJ

(4)原料气出甲烷化换热器温度及热量

按热损失5000 kJ计算，由甲烷化气换热器热量平衡得原料气带出热量

Q2=Q4+Q1-Q5-5000

=15830956.15+2073071.1-4095033.7-5000 =13812093.55 kJ

设原料气出口温度，求得

于是:Q2=13812093.55=29.1795*1785.714*t

t =259.8℃

与假设值很接近，计算有效. 3.2.3 甲烷化冷凝器热量平衡

(1)甲烷化气体带入热量

Q5=4095033.7

(2)甲烷化气体带出热量 由出系统甲烷化组成及40℃时平均比热容为

28.8923 kJ/kmol·℃

Q6=1755.355*28.89*40=2028488.24 kJ

(3)冷凝水带出热量 (相变热并入此项) 水汽40℃时平均比热容为

32.7479 kJ/kmol·℃;水汽在40℃下冷凝热为43358.89 kJ/kmol Q7=1.1224*(32.7479*40-43358.59) =-345579.5 kJ

(4)冷却水用量 甲烷化冷凝器热负荷

Q=Q5-Q6-Q7

=4095033.7-2028488.24+345579.5 =1720966 kJ

取冷却水温差为5℃，冷却水量为:

W=Q/5*4.1868=82580kg=82.58t=4587.8 kmol 将以上各物料点的焓计算值列入图1-1-1中. 物料编号 温度 ℃ 压力 Mpa 摩尔分率 组H2 分 N2 CH4 CO CO2 H2o (湿) kmol (干) m3 焓 kj 1 25 1.8 干% 湿% 73.8 73.6 24.7 24.6 1.0 0.996 0.3 0.399 0.2 0.199 0.206 1785.714 40000 2073071.7 2 259.8 1.79 干% 湿% 73.8 73.6 24.7 24.6 1.0 0.996 0.3 0.399 0.2 0.199 0.206 1785.714 40000 1382093.55 3 270 1.787 干% 湿% 73.8 73.6 24.7 24.6 1.0 0.996 0.3 0.399 0.2 0.199 0.206 1785.714 40000 14077604.9 4 301.9 1.768 干% 湿% 73.43 72.78 24.88 24.86 1.57 1.51 0.83 1771 39670 158390560.15 5 80 1.76 干% 湿% 73.43 72.78 24.88 24.86 1.57 1.51 0.83 1771 39670 4095033.7 6 40 1.75 干% 湿% 73.43 73.2 24.88 25.0 1.57 1.52 0.36 1762.78 39670 2028488.24 7 40 8 30-35 3.3 主要设备计算. 3.3.1 甲烷化炉

(1)已知条件

入炉干气量:V干=40000m3/h 入炉气体干基组成:

成分 Mol% H2 73.8 N2 24.7 CH4 1.0 CO 0. 3 CO2 0.2 合计 100 操作压力:1.37Mpa

操作温度:进口270℃，出口300℃ 气体净化要求:CO+CO2<20ppm

(2)甲烷化催化剂用量计算

选用J 105型甲烷化催化剂，其性能参数: 压力校正指数:n=0.184 堆积重度:=1.0t/m3

耐硫能力:TS=1%，(重量)=10000ppm 设计参数如下:

催化剂设计寿命，y=3年(年操作日310天) 入甲烷化炉含硫量:ys=0.1ppm

催化剂后期平均温度按365℃，查出k9.68104h1;压力(平均

值):P=1.47Mpa计算催化剂平均用量为:

01y0co2ycoysy32 VRVHlg10.6310.358mKPnycoyco2Ts考虑其他因素的影响，如超温老化等，取备用系数1.2，故取.VR=1.2*10.358=12.43

(3)甲烷化炉结构及主要尺寸计算 甲烷化炉受高温腐蚀，对制造材料要

求较高.但尽量不采用耐热内衬加钢板衬里结构，以免造成内衬裂缝，焊缝损坏的出口微量跑高事故.同时小型合成氨厂，设备较小，也应尽量使其结构简单，另外由于反应CO，CO2属少量气体，反应温升不高，故选用单层绝热固定床结构.其主要尺寸如下:

考虑外扩散对反应速度的影响取气体在催化剂中线速度为0.8m/s，并由

表查得空隙率为40%.以初期进，出口平均温度t=(270+300)/2=558.16K计算气体流量:

V=40000*0.101325*558.16/1.47*273.16*3600=1.5649m3/s 所需截面积:

F=1.5649/0.8*0.4=4.89m2

D=

4.89*4=2.49m

实取甲烷化炉内径D=2.50m.催化剂层高为: H=12.43*4/2.52=2.54m

(4)催化剂实际装填量及空速:

VR=(/4)*2.52*2.54=12.47

VS=VH/VR=40000/12.47=3207h-1

床层高径比:H/D=0.98

3.3.2甲烷化换热器

(1)已知条件 气体流量及组成

冷气体流量:1785.714 kmol/h 热气体流量:1771 kmol/h 气体组成:

H2 成 分

冷气，mol% 73.6 热气，mol% 72.78

N2 24.6 24.88

CH4 0.996 1.51

CO 0.299

CO2 0.199

H2O 0.306 0.83

合计 100 100

平均分子量 8.6948 8.5714

操作状况:

操作状况 冷气体 热气体

进口温度，℃ 40 301.9 出口温度，℃ 259.8 80 操作压力，Mpa 1.79 1.76 换热器负荷

拟采用单程列管换热器，并使热气走管内，冷气走管间，故以热气体放

出热量为计算热负荷，得:

Q=15839056.15-4095033.7=11744022.15 kJ

(2)设备直径与列管数量的确定 为使设备结构紧凑，减少热量损失，提

高单位面积换热能力，拟采用142小列管，单程结构，并使热气体走管内，冷气体走壳程.

列管根数估算

管内气体重量流量为:

G=1771*8.5714=15180 kg/h

为使管内雷诺数大于10000，估计重量流速为30kg/(m2s)，则需要列管数

为:

15180n1790 根

300.01236004管板直径估算

采用正六角形排列，取充填系数0.9

取管间距:t=19mm

n1790D1.05t1.0519889.7mm

0.9设备规格选定:

甲烷化换热器内径取为890mm，列管142，采用正六角型排列，管间

距取19mm，管壁与壳壁净距不大于10mm.共排23层(1380孔)，每个弓形内共33根，扣除拉杆6根.得

n=1380+33*6-6=1572根 (3)传热系数计算 管内给热系数计算:

管内给热系数按下式计算如下:

内0.023Re0.8Pr0.4

d301.980191℃ 管内气体平均温度:

2按191℃及压力1.76Mpa确定物性参数为: Cm3.3076kJ/(kgK)

m1.916105Pas m0.147W/(mk)

ReGd151800.01417827.1417 22mF6.89681015720.01mCm6.89681020.79Pr0.4304

m0.12660.12660.02317827.14170.80.43040.4 0.01523.1cal/(m2hC)608.365W/(m2K)管间给热系数计算:

管间装弓形挡板r=0.3m，弓形挡板开口高度取直径的40%，即h′

=0.24m，取板间距h=0.34m，此时流体横过管束的流道截面积:

d14 S1hD100.340.8910.0796m2

t19挡板开口弓形面积:

21rh2SarcosthDhh180r0.30.242 0.32cos10.30.20.890.240.24

1800.3内0.1139m2开口弓形面积减去列管所占面积:

22d014 S2Sa10.910.113910.910.05760.5m2

19t平均流通面积:

SmS1S20.0576250.07960.06773m2 壳体气体平均温度:(40+259.8)/2=150℃

按温度150℃，压力1.79Mpa(绝)确定气体物性参数为: Cm3.3285kJ/(kgK)

m1.778105Pas m0.1396W/(mK)

管间给热系数计算如下:

d0Cmm3m0.6内1.72de dmmSmmw2D2nd00.89215720.0142de0.02114m

Dnd00.615720.014Cmm0.7950.0640.424 m0.12d0G0.0141785.7148.694850146.25 mSm0.0640.06773略去流体在定性温度下黏度与在壁温下黏度间差别不计，则:

10.120.6外1.720.0211450146.250.60.42430.014

723.729cal/(m2hC)841.699W/(mK)列管平均直径:

m0.610.150.0140.010.0011888m

0.014ln0.01列管导热系数:cal/(mhC)46.52W/(mK) 垢层热阻:取R0Ri0.0002m2hC/kcal1.7197104m2K/W

1K010.00214141140.00020.0002 723.7294011.88810523.110217.535kcal/(m2hC)252.993W/(m2K)(4)换热面积计算 平均温度差计算:

(301.9259.8)(8040)tm41.04C

301.9259.8ln8040换热面积计算:

Q11744022.15F0315.6m2

Ktm4.1868217.53541.04取备用系数1.2，则F′=378.7 m2 列管长度计算:

378.7l5.48m 15720.014考虑管板，挡板系数所占长度及定尺管，实取l6m

3.3.3甲烷化冷凝器

(1)已知条件 气体流量及组成

进气流量:1771 kmol/h 出气流量:1762.78 kmol/h 气体组成:

dm气体组分 进气，mol% 出气，mol% 平均，mol%

H2 72.78 73.12 72.96 N2 24.88 25.10 24.99 CH4 1.51 1.52 1.50 H2O 0.83 0.36 0.55 合计 100 100 100 M 8.795 操作条件:

进气温度:80℃ 出气温度:40℃ 压力:1.75Mpa

冷凝水量:8.2185 kmol/h=147.93 kg/h 冷却水:4857.8*18=82580 kg

进口水温度30℃，出口水温度35℃ 热负荷:

Q=4095033.7-2028488.24+345579.5=2412124.96 kJ/h=576126.15 kcal/h (2)设备直径与列管数确定

列管规格及数量初估 管内走冷水便于清洗，取流速0.5 m/s，列管规格

定为252.5，冷却水量约83 m3/h

483146.7147根

36000.0220.5管板直径初估 由于管数很少，考虑管程采用双程以加大壳体直径，满

足气体通流面积之需要，取填充系数0.8，管间距t=32，故

n2147644.12mm

0.8设备规格选定 甲烷化冷凝器壳程内径采用0.645m，列管252.5，管

间距t=32mm.正六角形排列，管，壳壁净距>10mm，壳程单程;管侧二程，直管结构.

排正六交形14层(261孔)，每个弓形内布3孔，共可计可开孔数

为:261+6*3=279个.因扣拉孔6根;双层密封扣一条对角线上2*7+1=15根.

N=279-6-15=258根 (3)传热系数计算: 管内给热系数计算:

定性温度取冷却水进出口平均值:

3035t32.5C

2在32.5℃下的物性参数: Cp4.1768kJ/(kgK)

D1.05t1.05322n7.6006104PaS 0.6215W/(mK)

管内给热系数按下式计算:

内0.023式中

diRe0.3Pr0.4

Gde4825800.0214895.29 F1290.022.736C2.7360.9976Pr5.1075

0.53440.5344内0.02314895.290.85.10750.40.02 2572.1kcal/m2hC2991.35W/(m2K)管间给热系数计算:由于水汽冷凝热量仅占总热负荷的20%左右，故大部

分换热面属对流传热，且本设备负荷较小，可略去冷凝给热不计，全部按无相变换热计算

以气体进出口平均温度(80+40)/2=60℃及进出口气体平均组成确定混合气

物性参数为:

C3.2796kJ/(kgK)

Rem1.5093103PaS m0.1167W/(mK)

采用弓形折流板，开口占板径40%，折流板半径r=0.25m，h′

=2r*0.4=0.2m取板间距h=0.3m，则气流横过管束时的流道面积.

开口弓形面积(全面积):

2rh2S1rarccosrhDhh180r0.250.2020.252arccos(0.250.2)0.6450.20.2 1800.250.0760m2由弓形面积减去其中列管所占面积即得弓形开口实际流通面积:

2d1S210.91t2250.076010.91

320.0314m2SmS1S20.04230.03140.0364 壳程重量流速为:

17711762.788.795G20.0364

354431.25kg/(m2h)不考虑黏度校正项

ddGCmm1外1.72m(de)0.6(0)0.63d0mm0.10040.6452580.02521.720.0250.6452580.0250.6.250.02535443125.433210

0.78335.4332102130.10037945.6kcal/(m2hC)1099.7W/(m2K)总传热系数计算

Ri=0.001 m2·h·℃/kcal = 0.0008595 m2·K/℃ 取垢层热阻

R0=0.0002 m2·h·℃/kcal = 0.000172 m2·K/℃ 管壁导热系数

= 40 kcal/(m2·h·℃) = 46.52 W/(m2·K) 列管平均直径

0.0250.02dm0.0224m

0.025ln0.02以管外径计的总传热系数:

K011外R0dd01d0Ri0dmdi内di1

10.00250.0250.0250.0250.00020.001945.6400.02240.022572.10.02253.9kcal/(m2hC)379.67W/(m2K)(4)换热面积计算 平均温差计算

简单杂流用下式计算

tmlnT2t2t1t2Tt22

t1t2T2t2式中:按逆流情况的两流体端末温差: △t1=80-38=45℃ △t2=40-30=10℃ 热流体始末温差:

△kJ/（kg.℃）=90-40=50℃ 冷流体始末温差: △t=35-30=5℃

△t1+△t2=45+10=55℃

T2t25025250.2494

50.2494tm24.44C

5550.2494ln5550.2494Q576126.15F0108.8m2

K0tm326.4516.22取备用系数1.2，F0=130.6m2 列管长度

130.66.44m

2580.025考虑管板，折流所占长度约为7M. l

主要设备一览表 序号 1 设备名称 甲烷化炉 规格 D=2490mm H=2540mm J-105~12.43m3 ∮14×2 D=890mm,l=6000mm 21752根，F=315.6m ∮25×2.5 D=645mm,l=7000mm 2258根，F=130.6m 台数 1 材料 15CrMoR 备注 脱除来气中的硫化物，使之降至<25ppm 甲烷化炉出口气体，通过换热器内来加热管间的净化气 通过管内循环水，使精制降温至40℃ 2 甲烷化 换热器 1 16RMoR 15CrMoR 3 甲烷化 冷凝器 1 20g

符号对照表 V干，V湿 t,T Qf Qt Cp ρ y ys P Ts VR D n Cm,Cp μm,μ λm,λ (△HR)CO 气体干、湿基流量 摄氏、热力学温度 总反应热 各物料点热焓 比热容 催化剂堆积重度 催化剂设计寿命 原料气中硫含量 操作压力 催化剂耐硫能力 催化剂使用量 设备内径 换热器列管温度 混合气体平均比热容、 水的比热容 混合气体平均粘度、 水的粘度 混合气体导热系数、 水的导热 甲烷化反应热 G d0,d1,dm d0 F0 h′ r h Re Pr α内，α外 Q △tm l R1,R0 F,Sm K0 (△HR)CO2 重量流量 列管外径、内径、直径 当量直径 以外径计的换热面积 弓形折流板开口高度 弓形折流板半径 板间距 雷诺准数 普兰特常数 管内和壳程给热系数 热负荷 平均温度差 列管长度 管内、壳程垢层热阻系数 管程流通面积、壳程平均流通面积 以外径计算的总传热系数 甲烷化反应热

2.4. Description of auxiliary installation 2.4 辅助设备的性能

To make the plant operation easier,the following auxiliary installations have been provided.

为了使操作更加便捷，提供下列辅助设备 Urea recovery solution tank T-01 尿素回收罐T-01

Tank T-01 is used to collect both the concentrated urea solution from vacuum perconcentrator in case of prilling section failure.The solution contained in tank T-01 can be heated by means of L.P. saturated steam.

此罐用于收集当工段运转失灵时在真空状态 下预先浓缩的尿素和工段运行当中融化的尿素，存于此罐的尿素溶液在低压下可加热生成时的饱和蒸汽。 Urea solution recovery pump P-09A/B 尿素的回收泵P-09A/B

This pump takes the solution from T-01 and recycle it to the 1st vacuum concentrator E-14

此泵用于回收存于T-01中的尿素并重新利用将其投入第一个真空器F-14中Carbanaic close drain tank T-04 碳酸盐的最终回收罐T-04

The buried tank T-04 is used to collect the different drains of the urea unit containing ammonia and carbon dioxide.This is equipped with submerged close drain recovery pums P-16A/B in order to send the solution back to the process condensate tank T-02.

地下贮罐T-04用于收集被排出的包含氨和二氧化碳的尿素。此罐被安装于水平面下靠近排出物回收泵P-16A/B以便于将生成的溶液送回过程浓缩物箱T-02中

2.5 Steam network 2.5蒸发网络

The steam network provided in the Urea Unit are: 蒸发网络在尿素生产单元中提供：

Superheated steam network at P=3.5MPa；T=430℃ 过热蒸汽网络（P=3.5MPa；T=430℃）

Superheated steam network at P=2.35MPa；T=280℃ 过热蒸汽网络（P=2.35MPa；T=280℃）

Saturated steam network at P=2.10MPa；T=217℃ 饱和蒸汽网络（P=2.10MPa；T=217℃）

Saturated steam network at P=0.34MPa；T=147℃ 饱和蒸汽网络（P=0.34MPa；T=147℃）

Boosted steam network at P=0.49MPa；T=430℃ 推进蒸汽网络（P=0.49MPa；T=430℃）

Superheated steam network at P=3.5MPa；T=430℃ 蒸汽网络（P=3.5MPa；T=430℃）

The steam of this network is coming from unit B.L. and it is utilized in urea hysrolyzer R-02.

网络中的蒸汽来自于B.L单元并将利用于尿素水解器R-02。 Superheated steam network at P=2.35MPa；T=280℃

过热蒸汽网络（P=2.35MPa；T=280℃）

The steam of the network is coming from urea plant B.L. It is utilized as heat make-up in the M.P. Decomposer E-102B and for producing saturated steam at 2.17MPa.

网络中的蒸汽来自于尿素生产车间，它产生的热能被利用于运行中压分解器E-102B和用于生产饱和蒸汽（2.17MPa）。

Saturated steam network at P=2.10MPa；T=217℃ 饱和蒸汽网络（P=2.10MPa；T=217℃）

The steam of this network is produced by saturation of superheated steam at 2.35MPa(g) inside the stripper steam condensate separator V-09 and it is utilized in the stripper E-01 shell side and as motive steam to the steam ejector L-12. 网络中的蒸汽由流动冷凝蒸汽分离中的过饱和蒸汽（P=2.35MPa）生成并用于壳程传递器E-01和蒸汽排器L-12中的目标蒸汽。

Saturated steam network at P=0.34MPa；T=147℃ 饱和蒸汽网络（P=0.34MPa；T=147℃）

The steam of this network is produced in the carbamate condenser E-05 and it is utilized in the following equipment as heating medium:

网络中的蒸汽是在氨基甲酸盐冷凝器中生成并被用于下列设备作出供暖设备。

L.P. decomposer E-03 低压分解器E-03

1st vacuum concentrator E-14 第一真空浓缩器E-14

2nd vacuum concentrator E-15 第二真空浓缩器E-15

1st vacuum system ejectors L-05 第一真空系统排出器L-05

2nd vacuum system ejectors L-06 第二真空系统排出器L-06 Steam flushing 蒸汽清洗器 Steam tracing 蒸汽保温加热器

This steam is also used for producing boosted steam at 0.49MPa 蒸汽也被利用于生成推进器（0.49MPa）。