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1、甲醇制氢生产装置甲醇制氢生产装置计 算 书 说 明 书目录目录前言前言 -设计任务书设计任务书 -第一章第一章 工艺设计工艺设计 -1.1 物料衡算 1.2 热量衡算第二章第二章 设备设计计算和选型设备设计计算和选型-过热器过热器 -第三章第三章 机器选型机器选型 -3.1 计量泵的选型 3.2 离心泵的选型第四章第四章 设备布置图设计设备布置图设计 -4.1 设备布置方案 4.2 主要设备的尺寸第五章第五章 管道布置设计管道布置设计 -5.1 管子选型 5.2 主要管道工艺参数汇总一览表 5.3 管道上阀门的选型 5.4 管件选型 5.5 管道布置图 5.6 管道空视图 5.7 法兰选型 5
2、.8 筒体保温材料一览表 5.9 管道仪表流程图第六章第六章 自动控制方案设计自动控制方案设计 -第七章第七章 工程项目的经济评价工程项目的经济评价 -7.1 甲醇制氢装置的投资估算 7.2 总成本费用的估算与分析 7.3 甲醇制氢项目的财务评价第八章第八章 数据校核数据校核 -课程设计总结课程设计总结 -致谢致谢 参考文献参考文献前前 言言氢气是一种重要的工业用品，它广泛用于石油、化工、建材、冶金、电子、医药、电力、轻工、气象、交通等工业部门和服务部门，由于使用要求的不同，这些部门对氢气的纯度、对所含杂质的种类和含量也有着不同的要求。近年来随着中国改革开放的进程，随着大量高精产品的投产，对高
3、纯氢气的需求量正在逐渐扩大。 烃类水蒸气转化制氢气是目前世界上应用最普遍的制氢方法，是由巴登苯胺公司发明并加以利用，英国 ICI 公司首先实现工业化。这种制氢方法工作压力为 2.0-4.0MPa,原料适用范围为天然气至干点小于 215.6的石脑油。近年来，由于转化制氢炉型的不断改进。转化气提纯工艺的不断更新，烃类水蒸气转化制氢工艺成为目前生产氢气最经济可靠的途径。 甲醇蒸气转化制氢技术表现出很好的技术经济指标，受到许多国家的重视。它具有以下的特点： 1、与大规模天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢比较，投资省，能耗低。 2、与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。 3、所用原料甲醇易得，运输储存方
4、便。而且由于所用的原料甲醇纯度高，不需要在净化处理，反应条件温和，流程简单，故易于操作。4、可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。 Error! No bookmark name given.Error!Error! NoNo bookmarkbookmark namename given.given.1.1.11.1.1 甲醇制氢物料衡算甲醇制氢物料衡算. .(1)依据甲醇蒸气转化反应方程式：CH3OHCO + 2H2CO + H2O CO2 + H2CH3OHF 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、.5(mol)。(2)投料量计算代如转化率数据CH3OH 0.99 CO + 1.98 2H2 +0.01 CH3OHCO + 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 H2 + 0.01 CH3OH+ 0.0099 CO氢气产量为： 2900 m/h=129.464 kmol/h甲醇投料量为： 129.464/2.9601 * 32=1399.564 kg/h水投料量为： 129.464/2.9601* 1.5 * 181180.882 kg/h(3)原料储液槽 (V0101)
6、进：甲醇 1399.564 kg/h，水 1180.882 kg/h。出：甲醇 1399.564 kg/h，水 1180.882 kg/h。(4) 换热器(E0101),汽化塔(T0101)、过热器(E0102)没有物流变化(5) 转化器(R0101)进：甲醇 1399.564 kg/h，水1180.882 kg/h，总计2580.446 kg/h出：生成 CO2 129.464/2.9601 * 0.9801 * 44=1886.104 kg/hH2 129.464/2.9601 * 2.9601 * 2=258.928 kg/hCO 129.464/2.9602 * 0.0099 * 28
7、=12.124 kg/h剩余甲醇 129.464/2.9601 * 0.01 * 32=13.996kg/h剩余水 1180.882- 129.464/2.9601 * 0.9801 * 18 =409.294 kg/h总计 2580.446 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)。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=9.450.4MPa 压力下 CO2 = pM /RT =4 * 44/0.082 * (
8、273.15 + 25) =7.20 kg/mCO2体积重量 V CO2 =1886.104/7.20 =261.959 m/h据此，所需吸收液的量为261.959/9.45 =27.721 m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为27.721 * 3=83.163 m/h系统压力降至0.1MPa 时，析出 CO2 量为 261.959 m/h = 1886.104 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。1.1.21.1.2 热量恒算热量恒算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%
9、,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 =0.824MPap 总 =1.3704MPa 图 25)0.00兰系数”(按h/Di ,” /Di ,查图 26) 0.006061旋转刚度 22121“h3i“ffif“f“fEDbDbEK 111.5MPa材料名称16MnR(正火正火)壳壳体法兰厚度f50mm法兰外径 D f640mm体法兰宽度 2/)(ffiDDb70mm比值 si/ D0.01法比值fi/ D0.1系数C, 按h/Di ,” /D
10、i , 查图25 0.00兰系数 , 按h/Di ,” /Di , 查图26 0.0007144旋转刚度 22121 s3ifif EDbDbEKff f45.86MPa法兰外径与内径之比 KDDfi1.28壳体法兰应力系数 Y ( 按 K 查表 9-5) 8.005旋转刚度无量纲参数 tf fKKK40.01762膨胀节总体轴向刚度 222El itcr()2.884e+04N/mm管板第一弯矩系数(按K,Kf查图 27) m10.2201系系数 mK K1 f4.531系数(按KtKf查图 29) G21.742换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比 Q E na E Atss2.754数换热管
11、束与带膨胀节壳体刚度之比 LKAELKAEnaEQex exssexsst)(38.19管板第二弯矩系数(按K,Q或Qex查图 28(a)或(b)m231.18系数（带膨胀节时Q ex代替 Q） )(2211GQKmM0.0009999计系数 (按K,Q 或 Qex 查图 30) G30.03158法兰力矩折减系数 KKG()ff30.3582管板边缘力矩变化系数 t s/2t tE1.3算法兰力矩变化系数 MM KK“fff0.5345管管板开孔后面积 AlA - 0.25 nd 21.158e+05mm2板参管板布管区面积(三角形布管) AnSAtd08662.(正方形布管 ) AnSAt
12、d21.455e+05mm2数管板布管区当量直径 DAtt4/430.4mm系数 AAl/0.59系系数 naA/l0.2046数系数 s04061.() /Q4.218计系数(带膨胀节时Qex代替 Q) /)6.0()1(4.0tQ66.22算管板布管区当量直径与壳体内径之比 tti DD/0.8607管板周边不布管区无量纲宽度 k = K ()1t0.3838仅有壳程压力Ps作用下的危险组合工况 (Pt = 0)不计温差应力计温差应力换热管与壳程圆筒热膨胀变形差=t(tt-t0)-s(ts-t0)0.00.001266当量压力组合 PPcs0.10.1MPa有效压力组合 tssaEPP0.421849.55MPa基本法兰力矩系数 MM D Pmmia430.87610.007457管板边缘力矩系数1)(MMMMm0.87740.008757管板边缘剪力系数 M3.9760.03968管板总弯矩系数 mmm 12 1 24.961.402系数Ge1仅用于 m 0时KmGe3110.870.6102系数Gi 1当 m 0时,按 K 和 m 查图 31(a)实线 当 m 0时,按 K 和 m 查图 31（b）26.531.254系数G1 m 0 ,G1=max(,)GGei11,m0, G1=),(max11ieGG;m 6.4mm
