甲醇制氢装置的投资估算结构设计Word格式.docx

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甲醇337.828kg/h，水285.042kg/h。

出：

（4） 换热器（E0101）,汽化塔（T0101）、过热器（E0103）

没有物流变化

33

（5） 转化器（R0101）

甲醇337.828kg/h，水285.042kg/h，总计622.87kg/h

生成CO2337.828/32*0.9801*44=455.370kg/hH2337.828/32*2.9601*2=62.500kg/hCO337.828/32*0.0099*28=2.926kg/h

剩余甲醇 337.828/32*0.01*32=3.378kg/h

剩余水 285.042-337.828/32*0.9801*18=98.796kg/h

总计 622.87kg/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m³

吸收液可溶解CO211.77m³

.

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:

11．77-2．32=9.45

0.4MPa压力下ρCO2=pM/RT=4*44/[0.082*（273.15+25）]=7.20kg/m³

CO2体积重量VCO2=455.370/7.20=63.232m³

/h

据此，所需吸收液的量为63.232/9.45=6.691m³

考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为6.691*3=20.074m³

系统压力降至0.1MPa时，析出CO2量为86.510m³

/h=455.370kg/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+0.6p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1.5MPa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49.66kj/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*105kj/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=2.85kj/（kg．K）,Cp300℃=2.81kj/（kg．K）

取平均值 Cp=2.83kj/（kg．K）

则导热油的用量w=Q反应/（CpΔt）=5.190*105 /（2.83*5）=3.668*104kg/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=ΣCpmΔt=（1.90*337.828+4.82*285.042）*（280-175）=2.117*105kj/h

导热油Cp=2.825kj/（kg．K）,于是其温度降为

Δt=Q/（Cpm）=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=727.2kj/kg水H=2031kj/kg

Q=337.828*727.2+2031*285.042=8.246*105kj/h

以300℃导热油Cp计算Cp=2.76kj/（kg．K）

Δt=Q/（Cpm）=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ΔT=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=ΣcpmΔt=（337.828*3.14+285.042*4.30）*（175-25）=3.430*105kj/h

管程：

取各种气体的比定压热容为：

CpCO2≈10.47kj/（kg．K）CPH2≈14.65kj/（kg．K）CPH20≈4.19kj/（kg．K）

则管程中反应后其体混合物的温度变化为：

Δt=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）

①CO2、CO、H2的冷却

Q1=ΣcpmΔt=（10.47*455.267+14.65*62.5+10.47*2.926）*（223.736-40）=1.05*106

kj/h

②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*105kj/h

水显热变化Q3=cpmΔt=4.19*98..795*（223.736-40）=7.600*104kj/hQ=Q1+Q2+Q3=1.407*106kj/h

冷却介质为循环水，才用中温型凉水塔，则温差ΔT=10℃用水量w=Q/（cpΔt）=1.407*106/（4.19*10）=3.359*104kg/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

①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。

②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

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 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;

ps MPa 已计算 1.5;

1.5

管程的质量流量 Wt kg/s 已计算 0．1730

（表2-1）

②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 结果 备注换热器效率 η 取用 0．98

负荷 Q W 3.43*105

壳程的质量流量 ws kg/s 0．1730

（表2-2）

③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 Δtlog℃ 146.918

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

R

0．375

P

0.588

温度校正系数

Φ

查图4-2

0.95

有效平均温差

（表2-3）

ΔtM

℃

ΔtM=ΦΔtlog

141.041

④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 K0 W/（m2．℃）参考表4-1 240

初算传热面积 A0 m2 2．815

（表2-4）

⑤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 备注管换热管材料 选用碳钢无缝钢管

程换热管内径、外径

di;

d m 0.025;

0.021

结换热管管长 L m 选用9m标准管长折半 1．5

换热管根数 n 24（圆整）

构管程数 Ni 根据管内流体流速范围选定 2

管程进出口接管设尺寸

计

管程结

壳程数

换热管排列形式

Ns

1

分程隔板槽两侧正方形排列，其余正正三角形排

三角形排列 列

构

换热管中心距

S

m

S=1.25d或按标准 0.032

设

分程隔板槽两侧

中心距

Sn

按标准 0．004

管束中心排管数壳体内径

换热器长径比

实排热管根数

ncDiL/n

Di

7

0．171

L/Di 8．771

作图 36

合理

折流板形式

选定 弹弓形折流

板

折流板外直径

折流板缺口弦离

Dbh

mm

按GB151-1999 0.168

取 0.0342

折流板间距

B

取 0.171

折流板数

Nb

16

选取

（外径*壁厚）

djt*Sjt m 按接管内流体流速<

3m/s合理选取

壳程进出口接管尺寸



djs*Sjs 合理选取

（表2-5）

⑥结构设计与强度设计

1）换热流程设计：

采用壳程为单程、管程为双程的结构型式.

2）