1、甲醇制氢生产装置计算说明书姓名：侯东单位：控制 050420目录1. 前言2. 设计任务书3. 甲醇制氢工艺设计3.1 甲醇制氢工艺流程3.2 物料衡算3.3 热量衡算4. 换热器工艺5. 管道设计6. 自控设计7. 技术经济评价、环境评价8. 结束语9. 致谢10.参考文献附录：1.汽化塔装配图2.管道平面布置图3.管道空视图前言氢气是一种重要的工业产品，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都有不相同的要求，特别是改革开放以来，随着工业化的进程，大量高精产品的投产，对高纯度的
2、需求量正逐步加大，等等对制氢工艺和装置的效率、经济性、灵活性、安全都提出了更高的要求，同时也促进了新型工艺、高效率装置的开发和投产。依据原料及工艺路线的不同，目前氢气主要由以下几种方法获得：电解水法；氯碱工业中电解食盐水副产氢气；烃类水蒸气转化法；烃类部分氧化法；煤气化和煤水蒸气转化法；氨或甲醇催化裂解法；石油炼制与石油化工过程中的各种副产氢；等等。其中烃类水蒸气转化法是世界上应用最普遍的方法，但该方法适用于化肥及石油化工工业上大规模用氢的场合，工艺路线复杂，流程长，投资大。随着精细化工的行业的发展，当其氢气用量在 2003000m 3/h 时，甲醇蒸气转化制氢技术表现出很好的技术经济指标，受
3、到许多国家的重视。甲醇蒸气转化制氢具有以下特点：（1） 与大规模的天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢相比，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、贮存方便。（4） 可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。对于中小规模的用氢场合，在没有工业含氢尾气的情况下，甲醇蒸气转化及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。本设计采用甲醇裂解+吸收法脱二氧化碳+变压吸附工艺，增加吸收法的目的是为了提高氢气的回收率，同时在需要二氧化碳时，也可以方便的得到高纯度的二氧化碳。3 甲醇制氢工艺设计3.1 甲醇制氢工艺流程甲醇制氢的物料流程如图 12。流程包括
4、以下步骤：甲醇与水按配比 1：1.5 进入原料液储罐，通过计算泵进入换热器（E0101）预热，然后在汽化塔（T0101）汽化，在经过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0101) ，转化反应生成 H2、CO 2 的以及未反应的甲醇和水蒸气等首先与原料液换热(E0101)冷却，然后经水冷器 (E0103)冷凝分离水和甲醇，这部分水和甲醇可以进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸收塔，经碳酸丙烯脂吸收分离 CO2，吸收饱和的吸收液进入解析塔降压解析后循环使用，最后进入 PSA 装置进一步脱除分离残余的 CO2、CO 及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。图 123.2 物料衡算1、依据甲
5、醇蒸气转化反应方程式:CH OHCO+2H （1-1）32CO+H OCO + H （1-2）2CH OH 分解为 CO 转化率 99%,反应温度 280, 反应压力 1.5MPa,醇水投料比31:1.5(mol).2、投料计算量代入转化率数据,式(1-1)和式(1-2)变为:CH OH0.99CO+1.98H +0.01 CH OH （1-3）3 23CO+0.99H O0.99CO + 1.99H +0.01CO （1-4）2合并式(1-3), 式 (1-4)得到:CH OH+0.981 H O0.981 CO +0.961 H +0.01 CH OH+0.0099 CO32223氢气产量
6、为: 2850m /h=127.233 kmol/h3甲醇投料量为: 127.233/2.960132=1375.445 kg/h水投料量为: 1375.445/321.518=1160.532 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇 1375.445 kg/h , 水 1160.532 kg/h出: 甲醇 1375.445 kg/h , 水 1160.532 kg/h4、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 1375.445kg/h , 水 1160.532 kg/h , 总计 2535.977kg/
7、h出 : 生成 CO 1375.4459/320.980144 =1853.601kg/h2H 1375.445/322.96012 =254.466 kg/hCO 1375.445/320.009928 =11.915 kg/h剩余甲醇 1375.445/32 0.0132 =13.754kg/h剩余水 1160.532-1375.445/320.980118=402.241 kg/h总计 2535.957kg/h6、吸收塔和解析塔吸收塔的总压为 15MPa,其中 CO 的分压为 0.38 MPa ,操作温度为常温(25). 此时,2每 m 吸收液可溶解 CO 11.77 m .此数据可以在
8、一般化工基础数据手册中找到。 323解吸塔操作压力为 0.1MPa, CO 溶解度为 2.32,则此时吸收塔的吸收能力为:211.77-2.32=9.450.4MPa 压力下 =pM/RT=0.4 44/0.0082 (273.15+25)=7.20kg/ m2co3CO 体积量 V =1853.601/7.20=257.445 m /h22CO3据此,所需吸收液量为 257.445 /9.45=27.24 m /h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 27.24 m /h =81.73 m /h33可知系统压力降至 0.1MPa 时,析出 CO 量为 257.445 m /h=1853
9、.601kg/h.23混合气体中的其他组分如氢气,CO 以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收。7、PSA 系统略.8、各节点的物料量综合上面的工艺物料衡算结果,给出物料流程图及各节点的物料量,见图 1 一 2.3.3 热量衡算1、汽化塔顶温确定在已知汽相组成和总压的条件下，可以根据汽液平衡关系确定汽化塔的操作温度甲醇和水的蒸气压数据可以从一些化工基础数据手册中得到：表 1-3 列出了甲醇的蒸气压数据水的物性数据在很多手册中都可以得到，这里从略。在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化 ,则其汽相分率必然是甲醇 40%,水 60%(mol)且已知操作压力为 1.5
10、MPa,设温度为 T,根据汽液平衡关系有0.4p +0.6p =1.5MPa甲 醇 水初设 T=170 p =2.19MPa; p =0.824 MPa甲 醇 水p =1.37041.5 MPa总再设 T=175 p =2.4MPa; p =0.93 MPa甲 醇 水p =1.51 MPa总蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为 1.5MPa 时,汽化塔塔顶温度为 175.2、转换器(R0101)两步反应的总反应热为 49.66kJ/mol,于是,在转化器内需要供给热量为:Q =1375.445 0.99/32 1000 (-49.66)反 应 =-2.11 10 kJ/h6此热量由导热油系
11、统带来,反应温度为 280,可以选用导热油温度为 320,导热油温度降设定为 5,从手册中查到导热油的物性参数,如比定压热容与温度的关系,可得:c =4.1868 0.68=2.85kJ/(kgK), c =2.81kJ/(kgK)320p30p取平均值 c =2.83 kJ/(kgK)p则导热油用量 w=Q /(c t)= 2.11 10 /(2.83 5)=149117kg/h反 应 p63、过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中 175过热到 280,此热量由导热油供给.从手册中可以方便地得到甲醇和水蒸气的部分比定压热容数据,见表 1-4.气体升温所需热量为:Q= c m t=
12、(1.90 1375.445+4.82 1160.532) (280-175)=8.62 10 kJ/hp5导热油 c =2.826 kJ/(kgK), 于是其温降为:t=Q/(c m)= 8.62 10 /(2.826 149117)=2.04P5导热油出口温度为: 315-2.04=3134、汽化塔（TO101 ) 认为汽化塔仅有潜热变化。175 甲醇 H = 727.2kJ/kg 水 H = 203IkJ/kgQ=1375.445 727.2+2031 1160.532=3.36 10 kJ/h6以 300导热油 c 计算 c =2.76 kJ/(kgK)ppt=Q/(c m)= 3.3
13、6 10 /(2.76 149117)=8.16P6则导热油出口温度 t =313-8.16=304.82导热油系统温差为 T=320-304.8=15.2 基本合适.5、换热器（EO101)壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25 ）升至 175 ，其比热容数据也可以从手册中得到，表 1 一 5 列出了甲醇和水液体的部分比定压热容数据。液体混合物升温所需热量Q= c m t=(1375.445 3.14+1160.532 4.30) (175-25)=13.96 10 kJ/hp5管程：没有相变化，同时一般气体在一定的温度范围内，热容变化不大，以恒定值计算，这里取各种气体的比定压热容为：c 10
14、.47 kJ/(kgK)2poc 14.65 kJ/(kgK)2Hc 4.19 kJ/(kgK)po则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(c m)=13.96 10 /(10.47 1854+14.65 254.5+4.19 402.2)=56.2P5换热器出口温度为 280-56.2=223.86、冷凝器（EO103) 在 E0103 中包含两方面的变化：CO , CO, H 的冷却以及 CH OH , H O 的冷2232却和冷凝. CO , CO, H 的冷却22Q= c m t=(10.47 1854+14.65 254.5+4.19 11.915) (223.8-p40)=
15、4.26 10 kJ/h6 CH OH 的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。压力为 1.5MPa 时水的冷凝热为：3H=2135KJ/kg,总冷凝热 Q =H m=2135 402.2=8.59 10 kJ/h25水显热变化 Q = c m t=4.19 402.2 (223.8-40)=3.10 10 kJ/h3pQ=Q +Q + Q =5.43 10 kJ/h1236冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差T=10用水量 w=Q/( c t)= 5.43 10 /(4.19 10)=129594kg/hp64. 换热器段工艺计算（冷凝器）(1) 明确设计任务按给定的工艺设计条件，此设计为
16、有相变冷热流体间换热的管壳式换热器设计计算任务。(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。安排混合气体（CO 2， CO,H2,H2O,CH3OH）走管程，冷却水走壳程。(3)热工设计热工设计的计算步骤与结果列于下各表中。1， 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 混合气体管壳流体名称 冷却水冷却水的进出口温度；iT0 给定 223.8；40混合气体的进出口温度 ；it 给定 35；25混合气体，冷却水的工作压力；tpsMPa 给定 1.5；0.3混合气体的质量流量 twkg/s
17、给定 0.7042，定性温度与物性参数计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果 备注混合气体的定性温度 mt =( + )/2mT12 131.9冷却水的定性温度 T =( )/2tt30混合气体，冷却水的密度 ；tskg/ 3按定性温度查物 性表 1.74；994混合气体，冷却水的比热容 ；tcsJ/(kg)按定性温度查物性表 9880；4174混合气体，冷却水的导热系数 ；tsW/(m)按定性温度查物性表0.0980.6171混合气体，冷却水的粘度 ；tsPas 按定性温度查物 性表 3.1 10-30.8007 10-3混合气体，冷却水普朗特数 ；tPrs查表或计算20.05；5
18、.3463,物料与热量衡算计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果 备注换热器效率 0.98负荷 Q W 见汽化塔热量衡算 1250000冷却水的质量流量 swkg/s 见过热器热量衡算 30.0164，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 备注冷流体蒸发对数平均温差 t log =( -t )/ln(tlogt12/t )68.61流程型式 初步确定 12 型管壳式换热器 1 壳程2 管程参数 R R=（ - ） /（ - ）Ti0ti18.376参数 P P=（ - ）/( - )tii0.0503温度校正系数 查图 4-2 0.93有效平均温差 t M =
19、 mtlogt63.815，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 0KW/( )2m参考表 4-1 280初算传热面积 A=Q/( t )0AKM69.966,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 备注换热管材料 选用碳钢无缝钢管 252换热管内，外径 ；dim 0.021；0.025换热管管长 L m 4.5换热管根数 n n= /（d L）0A198管程数 tN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） jtjtSd*按接管内流体流速3m/s 合理选取 1134 选取壳程数 sm 1换热管排列形式分程
20、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 S m S=1.25d 或按标准4 0.031管束中心排管数 cn=1.1 （外加cn6 根拉杆）15.7壳体内径 iDm =S（ -1）iDc+（ 1-2）d0.5换热管长径比 L/ i L/ i 9 合理实排换热器管根数 n 作图或按计算 204折流板型式 选定 单弓形折流 板折流板外径 bDm 按 GB151-1999 0.497折流板缺口弦高 h m 取 h=0.20 iD0.125折流板间距 B m取 B=（ 0.21）i0.3折流板数 bN=L/B-1bN14壳程进出口接管尺寸（外径*壁厚）jsjSd*m 合理选取 2
21、194 选取7，管程传热与压降计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果备注管程流速 ium/s =4 /( n )iutwTNt2id11.80管程雷诺数 iRe= /iReii13908换热器壁温 wt 假定 62管程流体给热系数 iW/( 2m)=0.023 /inrp8.0eid544管程进出口处流速 Ntum/s 4 )2(/jtjttt Sw45.80管程摩擦因子 if 查图 4-3 0.0075管内摩擦压降 fpPa =4 L / ( )fpitNi2uidwm1480回弯压降 rPa =4 /2rti 969进出口局部压降 NtPa =1.5 /2Ntt2N2737管程压
22、降 tpPa =( + ) +tpfrpiFt5786管程最大允许压降 tPa 查表 4-3 71250校核管程压降 tpt合理8、壳程传热与压降计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果 备注壳程当量直径 D em D =eind20.07799横过管束的流通截面积 A s2A SBis/)(0.02903壳程流体流速 u 0m/s u =0sw1.06157壳程雷诺数 Re 0Re =0seD100710壳程流体给热系数 oW/( 2m) o=0.36 e14.03/15.0)(PrRw2951.3折流板圆缺部分的换热管数 nw 切口上管子按圆弧比计入 28 值 按表 4-4 0.1
23、54折流板圆缺部分流通面积 Ab2m4/22dnDAwib0.02476折流板圆缺区流体流速 ub m/s bsbu1.2446圆缺区平均流速 um m/s um= 01.1494壳程进出口处流速 uNs m/suNs= 20)(4jsjsSdw0.8813壳程摩擦因子 fo 查图 4-4 0.06折流板间错流管束压降 p cPa p =4 foc )1(20besiND12666圆缺部分压降 p bPa p =b20/cubms21314进出口局部压降pNsPa p =1.5Ns/2s567壳程压降 p sPa p =p +p +pscbNs34547壳程最大允许压降psPa 查表 4-3
24、35000合理校核壳程压降 p sp s合理9，总传热系数计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果 备注管内污垢热阻 dir/W2m查表 4-5 35.210-5管外污垢热阻 0/W 查表 4-5 17.610-5换热管材料导热系数 wW/(m) 查表 3 51.8管壁热阻 r/W2mwr)2ln(wd4.20710-5总传热系数 K W/( )2按式 4-22 383.5210 传热面积与壁温核算计算内容或项目 符号 单位 计算公式或来源 结果 备注需要传热面积 A 2mA= mtKQ51.08实有传热面积 A 实 2A 实 =nd(L-2S )设管板厚t度为 0.03m71.14校
25、核传热面积 A A =A 实 / A 1.40热流体传热面积 wht 按式 4-25 78.28冷流体传热面积 c 按式 4-26 42.60管壁计算温度 wt 按式 4-24 60.44校核管壁温度 = -wt-1.56结论 设计符合要 求（4）详细结构设计与强度设计确定所有零部件的尺寸和材料，并对换热设备所有受压元件进行强度计算1， 换热流程设计：采用壳程为单程，管程为单程的结构型式2， 换热管及其排列方式：采用 252 的无缝钢管，材料为 20 号钢。换热管排列方式为三角形排列，如图，共排换热管 198 根，另外再设 6 拉杆3， 折流板：采用通用的单弯形折流板，材料为 Q235-B 钢，板厚 6mm，板数 4 块。4， 拉杆：采用 Q235-B 钢， 12mm，共 6 根5， 筒体：材料采用 16MnR 钢，筒体内径 500mm，厚度由 GB150钢制压力容器标准计算得到6， 封头：采用标准椭圆封头，材料采用 16MnR 钢7， 管板：采用固定管板，其厚度可以按照 GB151管壳式换热器标准进行设计确定了换热器的结构以后，必须对换热器的所有受压元件进行强度计算。对钢制的换热器，按照 GB150钢制压力容器标准进行设计。结果如表 4-6（5） ，绘制管壳式换热器工程图纸，编写材料表等
