生产能力为2400立方米每小时甲醇制氢生产装置设计 精品.docx

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生产能力为2400立方米每小时甲醇制氢生产装置设计精品

南京工业大学

机械学院

2.过程装备与控制工程专业

综合课程设计任务书

设计题目：

生产能力为2400m³/h甲醇制氢生产装置设计

设计人：

陈侃

班级：

控制0701

学号：

27

设计时间：

2010年12月21日—2011年1月15日

1.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：

①电解水法；②氯碱工业中电解食盐水副产氢气；③烃类水蒸气转化法；④烃类部分氧化法；⑤煤气化和煤水蒸气转化法；⑥氨或甲醇催化裂解法；⑦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200～3000m3/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。

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.吸收塔设计………………………………………

4.1塔设备的选型…………………………………………

4.2结构设计………………………………………………

4.2.1填料段工艺计算……………………………………

4.2.2填料段结构设计计算………………………………

4.2填料塔结构强度校核…………………………………

5.管道设计………………………………………….

5.1管子的选型……………………………………………

5.2泵的选型………………………………………………

5.3阀门的选型……………………………………………

5.4管道法兰的选型………………………………………..

6反应器控制方案设计…………………………….

7技术经济评价…………………………………….

参考文献

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1。

流程包括以下步骤：

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、CO2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。

3.2物料衡算

1、依据

甲醇蒸气转化反应方程式:

CHOH→CO↑+2H↑

CO+HO→CO↑+H

CHOH分解为CO转化率99%,反应温度280℃,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:

1.5（mol）.

2、投料计算量

代入转化率数据,式（1-3）和式（1-4）变为:

CHOH→0.99CO↑+1.98H↑+0.01CHOH

CO+0.99HO→0.99CO↑+1.99H+0.01CO

合并式（1-5）,式（1-6）得到:

CHOH+0.981HO→0.981CO↑+0.961H↑+0.01CHOH+0.0099CO↑

氢气产量为:

3100m/h=3100/22.4=138.393kmol/h

甲醇投料量为:

138.393/2.9601*32=1496.088kg/h

水投料量为:

1496.088/32*1.5*18=1262.325kg/h

3、原料液储槽（V0101）

进:

甲醇1496.088kg/h,水1262.325kg/h

出:

甲醇1496.088kg/h,水1262.325kg/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1496.088kg/h,水1262.325kg/h,总计2758.413kg/h

出:

生成CO1496.088/32*0.9801*44=2016.184kg/h

H1496.088/32*2.9601*2=276.786kg/h

CO1496.088/32*0.0099*28=12.600kg/h

剩余甲醇1496.088/32*0.01*32=14.961kg/h

剩余水1262.325-1496.088/32*0.9801*18=437.522kg/h

总计2758.053kg/h

6、吸收塔和解析塔

吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO的分压为0.38MPa,操作温度为常温（25℃）.此时,每m吸收液可溶解CO11.77m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯

化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表1—2。

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:

11.77-2.32=9.45

0.4MPa压力下=pM/RT=0.444/[0.0082（273.15+25）]=7.20kg/m

CO体积量V=2016.184/7.20=280.026m/h

据此,所需吸收液量为280.026/9.45=29.632m/h

考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为29.632m/h=88.897m/h

可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为280.026m/h=2016.187kg/h.

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1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有

0.4p+0.6p=1.5MPa

初设T=170℃p=2.172MPa;p=0.824MPa

p=1.3632<1.5MPa

再设T=175℃p=2.425MPa;p=0.93MPa

p=1.528MPa

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=1496.0880.99/321000（-49.66）

=-2.3010kJ/h

此热量由导热油系统带来,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=4.18680.68=2.85kJ/（kg·K）,c=2.81kJ/（kg·K）

取平均值c=2.83kJ/（kg·K）

则导热油用量w=Q/（ct）=2.3010/（2.835）=1.62510^5kg/h

3、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=cmt=（1.901496.088+4.821262.325）（280-175）=9.37310kJ/h

导热油c=2.826kJ/（kg·K）,于是其温降为:

t=Q/（cm）=9.37310/（2.826162500）=2.04℃

导热油出口温度为:

315-2.04=312.96℃

4、汽化塔（TO101）

认为汽化塔仅有潜热变化。

175℃甲醇H=727.2kJ/kg水H=2031kJ/kg

Q=1496.088727.2+20311262.325=3.652106kJ/h

以300℃导热油c计算c=2.81kJ/（kg·K）

t=Q/（cm）=3.625106/（2.81162500）=7.9℃

则导热油出口温度t=312.96-7.9=304.97℃

导热油系统温差为T=320-304.97=15.03℃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=cmt=（1496.0883.14+1262.3254.30）（175-25）=1.519106kJ/h

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：

c10.47kJ/（kg·K）

c14.65kJ/（kg·K）

c4.19kJ/（kg·K）

则管程中反应后气体混合物的温度变化为：

t=Q/（cm）=1.519106/（10.472016.184+14.65276.786+4.19437.522）=56.259℃

换热器出口温度为280-56.259=223.741℃

6、冷凝器（EO103）

在E0103中包含两方面的变化：

①CO,CO,H的冷却以及②CHOH,HO的冷却和冷凝.

①CO,CO,H的冷却

Q==（10.47*2016.184+14.65*276.786+1.04*14.961）（223.741-40）=4.62610kJ/h

②CHOH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：

H=2135KJ/kg,总冷凝热Q=Hm=2135437.522=9.34110kJ/h

水显热变化Q=cmt=4.19437.522（223.741-40）=3.36810kJ/h

Q=Q+Q+Q=5.89