说明书(换热器冷凝器).doc

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2003000m3/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。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。图123.2 物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式: CHOHCO+2H （1-1）CO+HOCO+ H （1-2）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(1-1)和式(1-2)变为: CHOH0.99CO+1.98H+0.01 CHOH （1-3） CO+0.99HO0.99CO+ 1.99H+0.01CO （1-4）合并式(1-3),式(1-4)得到:CHOH+0.981 HO0.981 CO+0.961 H+0.01 CHOH+0.0099 CO氢气产量为: 2850m/h=127.233 kmol/h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/h出 : 生成 CO 1375.4459/320.980144 =1853.601kg/h H 1375.445/322.96012 =254.466 kg/h CO 1375.445/320.009928 =11.915 kg/h 剩余甲醇 1375.445/320.0132 =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,每m 吸收液可溶解CO11.77 m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到。 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=9.450.4MPa压力下 =pM/RT=0.444/0.0082(273.15+25)=7.20kg/ mCO体积量 V=1853.601/7.20=257.445 m/h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/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为257.445 m/h=1853.601kg/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=2.19MPa; p=0.824 MPa p=1.37041.5 MPa再设 T=175 p=2.4MPa; p=0.93 MPa p=1.51 MPa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=1375.4450.99/321000(-49.66)=-2.1110kJ/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/(kgK), c=2.81kJ/(kgK)取平均值 c=2.83 kJ/(kgK)则导热油用量 w=Q/(ct)= 2.1110/(2.835)=149117kg/h3、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=(1.901375.445+4.821160.532) (280-175)=8.6210kJ/h导热油c=2.826 kJ/(kgK), 于是其温降为:t=Q/(cm)= 8.6210/(2.826149117)=2.04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=1375.445727.2+20311160.532=3.3610 kJ/h以300导热油c计算 c=2.76 kJ/(kgK)t=Q/(cm)= 3.3610/(2.76149117)=8.16则导热油出口温度 t=313-8.16=304.8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= cmt=(1375.4453.14+1160.5324.30) (175-25)=13.9610kJ/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： c10.47 kJ/(kgK) c14.65 kJ/(kgK) c 4.19 kJ/(kgK)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(cm)=13.9610/(10.471854+14.65254.5+4.19402.2)=56.2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CHOH , HO的冷却和冷凝. CO, CO, H的冷却Q= cmt=(10.471854+14.65254.5+4.1911.915) (223.8-40)=4.2610kJ/h CHOH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=2135402.2=8.5910kJ/h水显热变化Q= cmt=4.19402.2(223.8-40)=3.1010kJ/hQ=Q+Q+ Q=5.4310kJ/h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/( ct)= 5.4310/(4.1910)=129594kg/h4. 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（CO2，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；给定223.8；40混合气体的进出口温度；给定35；25混合气体，冷却水的工作压力；MPa给定1.5；0.3混合气体的质量流量kg/s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=(+)/2 131.9冷却水的定性温度=()/230混合气体，冷却水的密度；kg/按定性温度查物性表1.74；994混合气体，冷却水的比热容；J/(kg)按定性温度查物性表9880；4174混合气体，冷却水的导热系数；W/(m)按定性温度查物性表 0.0980.6171混合气体，冷却水的粘度；Pas按定性温度查物性表3.110-30.800710-3混合气体，冷却水普朗特数；查表或计算 20.05；5.3463,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QW见汽化塔热量衡算1250000冷却水的质量流量kg/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=(-t)/ln(t/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RR=（-）/（-）18.376参数PP=（-）/(-)0.0503温度校正系数查图4-20.93有效平均温差t=63.815，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W/()参考表4-1280初算传热面积=Q/(t)69.966,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；dm0.021；0.025换热管管长Lm4.5换热管根数nn=/（d L）198管程数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）按接管内流体流速3m/s 合理选取1134选取壳程数m1换热管排列形式分程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SmS=1.25d或按标准40.031管束中心排管数=1.1（外加6根拉杆）15.7壳体内径m=S（-1）+（1-2）d0.5换热管长径比L/L/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m按GB151-19990.497折流板缺口弦高hm取h=0.200.125折流板间距Bm取B=（0.21）0.3折流板数=L/B-114壳程进出口接管尺寸（外径*壁厚）m合理选取2194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m/s=4/(n)11.80管程雷诺数=/13908换热器壁温假定62管程流体给热系数W/()=0.023/544管程进出口处流速m/s445.80管程摩擦因子查图4-30.0075管内摩擦压降Pa=4L/()1480回弯压降Pa=4/2969进出口局部压降Pa=1.5/22737管程压降Pa=(+)+5786管程最大允许压降Pa查表4-371250校核管程压降合理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DmD=0.07799横过管束的流通截面积AA0.02903壳程流体流速um/su=1.06157壳程雷诺数ReRe=100710壳程流体给热系数oW/()o=0.362951.3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4-40.154折流板圆缺部分流通面积Ab0.02476折流板圆缺区流体流速ubm/s1.2446圆缺区平均流速umm/sum=1.1494壳程进出口处流速uNsm/suNs=0.8813壳程摩擦因子fo查图4-40.06折流板间错流管束压降pPap=4 fo12666圆缺部分压降pPap=21314进出口局部压降pPap=1.5567壳程压降pPap=p+p+p34547壳程最大允许压降pPa查表4-335000合理校核壳程压降pp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