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1、甲醇制氢装置的投资估算结构设计第一章 工艺设计 1.1.1甲醇制氢物料衡算. (1)依据 甲醇蒸气转化反应方程式： CH3OHCO + 2H2 CO + H2O CO2 + H2 CH3OHF分解为CO,转化率99%,CO变换转化率99*,反应温度 280,反应压力为1. 5 MPa,醇水投料比1:1.5(mol)。 (2)投料量计算 代如转化率数据 CH3OH 0.99 CO + 1.98 2H2 +0.01 CH3OH CO + 0.99 H2O 0.99 CO2 + 0.99 H2+ 0.01 CO 合并得到 CH3OH + 0.9801 H2O 0.9801 CO2 + 2.9601
2、H2 + 0.01 CH3OH+ 0.0099 CO 氢气产量为：700 m/h=31.250 kmol/h 甲醇投料量为： 31.250/2.9601 * 32=337.828 kg/h 水投料量为：337.828/32 * 1.5 * 18=285.042 kg/h (3)原料储液槽 (V0101) 进：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h。 出：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h。 (4)换热器(E0101),汽化塔(T0101)、过热器(E0103) 没有物流变化 (5)转化器(R0101) 进：甲醇 337.828 kg/h，水 28
3、5.042 kg/h，总计622.87 kg/h 出：生成CO2337.828/32 * 0.9801 * 44=455.370 kg/h H2 337.828/32 * 2.9601 * 2=62.500 kg/h CO337.828/32 * 0.0099 * 28=2.926 kg/h 剩余甲醇 337.828/32 * 0.01 * 32=3.378 kg/h 剩余水 285.042- 337.828/32 * 0.9801 * 18 =98.796 kg/h 总计622.87 kg/h (6)吸收和解析塔 吸收塔总压为1.5Mpa,其中CO2分压为0.38Mpa,操作温度为常温(25
4、)。此时每m吸收液可溶解CO211.77 m. 解吸塔的操作压力为0.1MPa, CO2 溶解度为2.32 ，则此时吸收塔的吸收能力为: 1177-232=9.45 0.4MPa压力下 CO2 = pM /RT =4 * 44/0.082 * (273.15 + 25) =7.20 kg/m CO2体积重量 V CO2 =455.370/7.20 =63.232 m/h 据此，所需吸收液的量为 63.232/9.45 =6.691 m/h 考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为6.691 * 3=20.074m/h 系统压力降至0.1MPa时，析出CO2 量为 86.510 m/h =
5、455.370 kg/h (7)PSA系统 略。 (8)各节点的物料量 综合上面的工艺物料恒算结果，给出物料流程图及各节点的物料量。 1.1.2热量恒算 (1) 气化塔顶温度确定 要使甲醇完全汽化，则其气相分率必然是甲醇40%,水60%(mol),且已知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有： 0.4p甲醇 + 0.6 p水=1.5MPa 初设 T=170 p甲醇=2.19MPa; p水 =0.824MPa p总 =1.3704MPa 1.5MPa 再设 T=175 p甲醇=2.4MPA; p水 0.93MPa p总 =1.51MPa 蒸气压与总压基本一致，可以认为操作压力为1
6、.5MPa时，汽化塔塔顶温度为175 (2) 转化器(R0101) 两步反应的总反应热为49.66 kj/mol,于是在转化器内需要共给热量为： Q反应=337.826*0.99/32*1000*(-49.66) =-5.190*105 kj/h 此热量有导热油系统带来，反应温度为280，可以选用导热油温度为320，导热油温降设定为5，从手册中查到导热油的物性参数，如必定压热容与温度的关系，可得： Cp320=4.1868*0.68=2.85 kj/(kgK),Cp300=2.81 kj/(kgK) 取平均值Cp=2.83 kj/(kgK) 则导热油的用量 w=Q反应 /(Cpt)= 5.19
7、0*105/ (2.83*5)=3.668*104 kg/h (3) 过热器(E0102) 甲醇和水的饱和正气在过热器中175过热到280，此热量由导热油供给。 气体升温所需热量为 Q=Cp mt=（1.90*337.828+4.82*285.042）*(280-175)=2.117*105 kj/h 导热油 Cp=2.825 kj/(kgK),于是其温度降为 t=Q/(Cp m)= 2.117 * 105 /（2.86 * 3.668*104 ）=2.042 导热油出口温度为 ：315-2.042=312.958 (4) 汽化塔(T0101) 认为汽化塔仅有潜热变化。 175 甲醇H=727
8、.2 kj/kg 水 H=2031 kj/kg Q=337.828 *727.2 +2031*285.042=8.246*105 kj/h 以300导热油Cp计算 Cp=2.76 kj/(kgK) t=Q/(Cp m)=2.36*106 /2.76*3.668*104)=8.145 则导热油出口温度t2 =312.958-8.145=304.812 导热油系统温差为T=320-304.812=15.187 基本合适 (5) 换热器(E0101) 壳程：甲醇和水液体混合物由常温(25)升至175 液体混合物升温所需的热量 Q=cpmt=(337.828*3.14 + 285.042 *4.30)
9、*(175-25)=3.430*105 kj/h 管程： 取各种气体的比定压热容为： CpCO2 10.47 kj/(kgK) CPH2 14.65 kj/(kgK) CPH20 4.19 kj/(kgK) 则管程中反应后其体混合物的温度变化为： t=Q/(Cp * m)= 3.430*105 /(10.47*455.267+14.65*62.5+4.19*98.8)= 56.264 换热器出口温度 280-56.264=223.736 (6) 冷凝器(E0103) CO2 、CO 、H2的冷却 Q1 =cpmt=(10.47*455.267+14.65*62.5+10.47*2.926)*(
10、223.736-40)=1.05*10 6 kj/h 压力为1.5MPa时水的冷凝热为： H=2135kj/kg,总冷凝热Q2 =H * m=2135 *98.8=2.109*105 kj/h 水显热变化 Q3 =cpmt=4.19* 98.795*(223.736-40)=7.600*104 kj/h Q= Q1+ Q2+ Q3=1.407*106 kj/h 冷却介质为循环水，才用中温型凉水塔，则温差T=10 用水量 w=Q/(cpt)= 1.407*106/(4.19*10)=3.359*104 kg/h 第二章设 备设计计算和选型换热设备 1.1设计任务 根据给定的工艺设计条件，此设计为
11、无相变热、冷流体间换热的管壳式换热器设计任务。 1.2总体设计 确定结构形式。由于介质换热温差不大，在工艺和结构上均无特殊要求，因此选用固定管板式换热器。 合理安排流程。安排水和甲醇的混合液体走管程，混合气体走壳程。 1.3热工计算 原始数据 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流体名称甲醇和水混合液壳程流体名称混合气体管程进、出口的温度Ti;T0已计算25;175壳程进、出口的温度ti;t0已计算280 ;223.736管程、壳程的工作压力pt;psMPa已计算1.5;1.5管程的质量流量Wtkg/s已计算01730（表2-1） 物料与热量恒算计算内容或项目符号单位计算公式或来源
12、结果备注换热器效率取用098负荷QW3.43*105壳程的质量流量wskg/s01730（表2-2） 有效平均温差计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注逆流对数平均温度tlog146.918流程型式初步确定1-2型管壳式换热器1壳程-2管程参数R0375参数P0.588温度校正系数查图4-20.95有效平均温差tMtM = tlog141.041（表2-3） 初算传热面积 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注初选总传热系数K0W/(m2)参考表4-1240初算传热面积A0m22815（表2-4） 换热器结构设计 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程 结 构 设 计换热
13、管材料选用碳钢无缝钢管换热管内径、外径di;dm0.025;0.021换热管管长Lm选用9m标准管长折半15换热管根数n24(圆整)管程数Ni根据管内流体流速范围选定2管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)djt*Sjtm按接管内流体流速3m/s合理选取管程结构设计壳程数Ns1换热管排列形式分程隔板槽两侧正方形排列，其余正三角形排列正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准0.032分程隔板槽两侧中心距Sn按标准0004管束中心排管数nc7壳体内径Dim0171换热器长径比L/ DiL/ Di8771合理实排热管根数n作图36折流板形式选定弹弓形折流板折流板外直径Dbm按GB151-19990.168折流板缺口弦离hm取0.0342折流板间距Bm取0.17
