甲醇制氢装置的投资估算结构设计Word格式.docx

1、甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 kg/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 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h，总计 622.87 kg/h生成 CO2 337.828/32 * 0.9801 * 44=455.370 kg/h H2 337.828/32 * 2.9601 * 2=62.500 kg/h CO 337.828/32 * 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.

2、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）。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 * （273.15 + 25） =7.20 kg/mCO2 体积重量 V CO2 =455.370/7.20 =63.232 m/h据此，

3、所需吸收液的量为 63.232/9.45 =6.691 m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系统压力降至 0.1MPa 时，析出 CO2 量为 86.510 m/h = 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=170p 甲醇=

4、2.19MPa; p 水 =0.824MPap 总 =1.3704MPa 1.5MPa再设 T=175p 甲醇=2.4MPA; p 水 0.93MPap 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 49.66 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

5、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）= 5.190*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）= 2.1

6、17 * 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=727.2 kj/kg 水 H=2031 kj/kgQ=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=15.18

7、7 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）*（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

8、=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）*（223.736-40）=1.05*10 6kj/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/

9、（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

10、、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tlog 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R0375P0.588温度校正系数查图 4-20.95有效平均温差（表 2-3）tMtM = tlog141.041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

11、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 换热管材料选用碳钢无缝钢管程 换热管内径、外径di;dm0.025;0.021结 换热管管长Lm选用 9m 标准管长折半15换热管根数n24（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Ns1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SmS=1.25d 或按标准0.032设分程隔板槽两侧中心距Sn按标准0004管束中心排管数壳体内径换热器长径比实排热管根数nc Di L/ nDi70171L/ Di8771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Db hm m按 GB151-19990.168取0.0342折流板间距B取0.171折流板数Nb16选取（外径*壁厚）djt*Sjtm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）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）