苯-甲苯连续精馏装置工艺设计 精馏塔设计说明书 化工设计和电化学技术在新能源中的利用

PAGE8成绩化工原理课程设计设计说明书设计题目：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名陈端班级化工07-2班学号完成日期2009-10-30指导教师梁伯行化工原理课程设计任务书(化工07-1,2,3,4适用)设计说明书题目:3.456(万吨/年)苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书设计任务及条件(1).处理量:(3000＋本班学号×300)Kg/h(每年生产时间按7200小时计);(2).进料热状况参数：(2班)为0.20,(3).进料组成:(2班)含苯为25％(质量百分数),(4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数);(5).塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。设计说明书目录(主要内容)要求前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的），装置工艺流程(附图)及工艺流程说明装置物料衡算精馏塔工艺操作参数确定适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算精馏塔主要结构尺寸的确定精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号装置配管及机泵选型适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较)精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价附图:装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。经济指标及参考书目6000元/(平方米塔壁)(塔径1.1～1.4m乘1.3,塔径1.5～1.8m乘2.0,塔径1.9m以上乘2.8),4500元/(平方米塔板),4000元/(平方米传热面积),16元/(吨新鲜水),8元/(吨循环水),250元/(吨加热水蒸汽),设备使用年限10年,装置主要固定资产年折旧率为10%,银行借贷平均年利息12.5%。夏清陈常贵主编《化工原理》(上.下)册修订本【M】天津;天津大学出版社2005贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津;天津大学出版社2002目录一、TOC\o\h\z\u前言5 2.1处理量确定52.2设计题目与进程52.3概述52.4设计方案52.4.1塔设备的工业要求52.4.2工艺流程如下62.4.3流程的说明6三、精馏塔设计63.1工艺条件的确定63.1.1苯与甲苯的基础数据63.1.2温度的条件73.1.3操作压力选定73.2精馏塔物料恒算73.2.1摩尔分数73.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量73.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表83.3塔板数计算83.3.1.理论塔板数83.3.2做X-Y曲线83.3.3求Rmin83.3.4求理论塔板数83.3.5求平均塔效率ET83.3.6求实际塔板数83.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)93.4.1平均压力计算93.4.2平均摩尔质量计算93.4.3平均密度计算93.4.4液体平均表面张力计算93.3.2.5液体的平均粘度103.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算103.5.1负荷计算103.5.1.1摩尔计算：103.5.1.2同理得质量计算：103.5.1.3不同回流比的负荷结果103.5.1.4Vs和Ls计算103.5.2塔径的计算103.5.3精馏塔有效高度的计算113.5.4塔顶、塔底空间113.5.4.1塔顶空间HD113.5.4.2塔底空间HB113.5.5塔壁厚计算123.6.F1型浮阀塔板设计123.6.1溢流装置123.6.1.1.堰长lw123.6.1.2.出口堰高hw123.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：123.6.1.4降液管底隙高度ho123.6.2塔板布置及浮阀数目与排列123.6.3塔板流体力学验算133.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降133.6.3.2淹塔143.6.3.3雾沫夹带143.6.4塔板的负荷性能143.6.4.1雾沫夹带线153.6.4.2液泛线153.6.4.3液体负荷上限线153.6.4.4漏夜线163.6.4.5液相负荷下限线163.7.操作弹性计算16四.热平衡确定热换器164.1.塔顶全凝器164.1.1热负荷Qc164.1.2传热面积A174.1.2.1求平均温度174.1.2.2K值选定174.1.2.3传热面积A174.1.3循环水的用量计算174.1.4热换器选用174.2.塔底再沸器184.2.1热负荷QB184.2.2传热面积A18 4.2.2.1求平均温度184.2.2.2传热面积A计算18 4.2.3过热蒸汽的用量18 4.2.4再沸器的选用184.3.原料预热器194.3.1求平均温度19 4.3.2求比热和传热的热量194.3.3塔底产品预热给的热量19 4.3.3传热面积和过热蒸汽的用量计算19 4.3.4预热器选用194.4塔釜产品冷却器 19五、经济估算205.1塔主要设备经费计算（R1为例）205.1.1塔壁面积计算205.1.2塔板面积计算205.1.3主要塔设备费用计算205.1.4固定资产折旧费用205.2主要操作费计算（10年）（R1为例）205.2.1.清水用量费用205.2.2过热蒸汽的用量费用205.2.3设备费用和操作费用的总费用p215.2.4银行利息后的总成本P总215.3回流比的选择21六、精馏塔附件及其重量计算216.1.储罐216.2.精馏塔接管尺寸216.2.1进料管线管径216.3.泵的选用226.4精馏塔重量计算22七．设计结果一览表23八.个人总结及对本设计的评述24九.参考文献24十、附图25-32一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定2.1处理量确定依设计任务书可知，处理量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456万吨/年2.2设计题目与设计进程该次设计题目为：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为俩周，安排如下：表2-1.进程表找数据与上课全部设计计算画图写说明书第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间2.3概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。2.4设计方案2.4.1塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.4.2工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）2.4.3流程的说明

本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计3.1工艺条件的确定3.1.1苯与甲苯的基础数据表3-1相平衡数据温度/℃80.1859095100105110.6POA

/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB

/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690表3-2苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/℃临界温度/℃临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5CH392.13110.6318.574107.7表3-3Antoine常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58表3-4苯与甲苯的液相密度温度/℃8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9表3-5液体的表面张力温度/℃809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31表3-6液体的黏度温度/℃80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228表3.7液体的汽化热温度/℃8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.63.1.2温度的条件：假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y图可得，tD=80.6℃,tW=109.7℃,tF精馏段平均温度tm=（80.6*103.5）1/2=91.343.1.3操作压力选定最底操作压力：取回流罐物料的温度为45℃，查手册得POA

=29.33Kpa，POB

=10.00Kpa.由泡点方程XD=(Pmin-POB)/(POA

-POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P03.2精馏塔物料恒算3.2.1摩尔分数由以上可知，摩尔分数为xf=0.282，xD=0.992，xw=0.0243.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.282×78.11+（1-0.282）×92.13=88.18kg/kmol，MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22kg/kmol，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024×78.11+(1-0.024)×92.13=91.79kg/kmol3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表总物料衡算

D+W=4800

（1）易挥发组分物料衡算

0.99D+0.02W=0.25×4800

（2）联立（1）、（2）解得：F=4800kg/h=1.33

kg/s=3.456万吨/年

,F=4800/88.18=54.43kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9kg/h=

1.02kg/s=

2.637万吨/年,W=3661.9/91.79=39.92kmol/h=0.011kmol/sD=1138.1kg/h

=0.32

kg/s

=0.81万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s表3-8物料恒算表物料kg/hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sF48001.333.45654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.3塔板数计算3.3.1.理论塔板数3.3.2做X-Y曲线作出苯与甲苯的X-Y图如后面的附图所示，因P=1.2P0故可不对X-Y图进行修正3.3.3求Rmin依Q线斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32），故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39,3.3.4求理论塔板数取R1=1.2Rmin=5.3，故可求精馏段操作方程为：y=0.841x+0.157,提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02，用图解法求出理论塔板数NT=18,进料板为第10层。同理得出R2=1.5Rmin=6.595时，精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118,提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012NT=14,进料板为第9层R3=1.9Rmin=8.34时,精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106,提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010NT=13,进料板为第8层

3.3.5求平均塔效率ET塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分别算出t=94.03℃下得相对挥发度和μL如下：=POA/POB

=152.91Kpa/62.03Kpa=2.47,有t-x-y图查得该温度下XA=0.45

μm=xAμ苯+（1-xA）μ甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278故*μm=0.69查塔效率关联曲线得ET=0.533.3.6求实际塔板数精馏段实际塔板数N精=9/0.53=16.98=17;提馏段实际塔板数N提=8/0.53=16全塔实际塔板数N=18/0.53=34同理可得，R2和R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精馏段实际塔板数N精=15，提馏段实际塔板数N提=10，全塔实际塔板数N=26R3=1.9Rmin=8.34时,精馏段实际塔板数N精=14，提馏段实际塔板数N提=10，全塔实际塔板数N=253.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)3.4.1平均压力计算取每层压降为，那么进料板的压力P=152+0.7*10=159KPa精馏段的平均压力位Pm=(152+159)/2=155.5KPa同理其他回流比计算结果如下表：表3-9压力表RR1R2R3进料板压力/KPa159158.3157.6精馏段平均压力/KPa155.5155.15154.83.4.2平均摩尔质量计算由xD=y1=0.992查t-x-y图得x1=0.983塔顶气相平均摩尔分子量MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol由xF=0.282,查t-x-y图知:yF=0.491进料板气相平均摩尔分子量MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.491*78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量精馏段液相平均摩尔分子量3.4.3平均密度计算A.气相平均密度=Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15))=4.01Kg/m3同理计算出其他回流比R2和R3的分别为：4.00Kg/Kmol和4.00Kg/KmolB.液相的平均密度：塔顶平均密度由tD=80.6℃,查手册得ρA=814.4Kg/m3,ρB=809.5Kg/mρLDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m3进料板平均密度tF=103.5℃ρA=790.2Kg/m3，ρB=789.9Kg/m3进料板液相的质量分率：aA=0.282*78.11/(0.282*78.11+0.718*92.13)=0.25ρLFm=1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=（ρLDm+ρLFm）/2=802.15Kg/m33.4.4液体平均表面张力计算由塔顶温度t=80.6℃表3-10塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力21.2022.10塔顶表面张力：σm，顶=0.992×21.20+(1-0.992)×22.10=21.20mN/m由进料温度t=103.5℃表3-11进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力18.2019.60进料板的表面张力：σm，进=0.282×18.20+(1-0.282)×19.60=19.20mN/m则精馏段平均表面张力为：σm，精=（σm，顶+σm，进）/2=20.20mN/m3.3.2.5液体的平均粘度由塔顶温度t=80.6℃时，查手册得μA=0.309mPa.S,μBμL顶=0.992×0.309+(1-0.992)×0.315=0.309mPas由进料温度t=103.5℃时,查苯-甲苯粘度为：μAμB=0.261mPasμL进=0.282×0.254+(1-0.282)×0.261=0.59mPas精馏段液相平均粘度μL(精)=（μL顶+μL进）/2=0.284mPas3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1负荷计算R1=5.33.5.1.1摩尔计算：L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/sL´=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/sV´=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.013kmol/s3.5.1.2同理得质量计算：L=6031.93kg/h=1.68kg/s,V=7170.03kg/h=1.99kgL´=6991.93kg/h=1.94kg/s,V´=3330.03kg/h=0.93kg3.5.1.3不同回流比的负荷结果同理得出R2=1.5Rmin=6.585和R3=1.9Rmin=8.34得负荷计算，三个回流比计算结果如下表：表3-12摩尔负荷RLVL´V´kmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/sR176.900.02191.410.02587.790.02447.890.013R2107.300.030121.730.034118.190.03374.490.021R3121.010.034135.430.038131.900.03791.890.0286表3-13质量负荷RLVL´V´kg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/sR16031.931.687170.031.996991.931.943330.030.93R28416.252.349554.352.659376.252.605714.351.59R39491.752.6410629.852.9510292.422.866789.851.893.5.1.4Vs和Ls计算以R1=5.3为例Vs=V*MVm/(3600*)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/sLs=V*MLm/(3600*)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/s同理得R2和R3,总的结果如下表表3-13Vs和Ls值表RVs/(m3/s)Ls/(m3/s)R10.5180.0022R20.6910.0031R30.7690.00343.5.2塔径的计算以R1=5.3为例查塔间距与塔径关系表，初选HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.07m那么HT-hL=0.38m查史密斯关联图得，C20=0.0825，取安全系数为0.8，那么u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s塔径D为：按标准圆整后取D=1.0m塔截面积实际空塔气速：同样计算出R2和R3，其总结果如下表表3-14塔径及其有关数据表RC20Cumax/(m/s)u/(m/s)D(/m)圆整后D(/m)AT(/m2)实际u/(m/s)R10.08250.08271.1670.9340.8381.00.7850.660R20.08020.08041.1360.9090.9841.21.1300.612R30.08040.08061.1390.9111.041.21.1300.6813.5.3精馏塔有效高度的计算以R1=5.3为例除人孔板层后精馏段有效高度：Z精=（N精-2）*HT=15*0.45=6.75m精馏段有效高度：Z提=（N提-2）*HT=14*0.45=6.3m在进料板、塔顶、第九层、第27层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为0.8m.故精馏塔的有效高度为Z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m同理计算出其他回流比及总结果如下表：表3-15塔有效高度及人孔表RZ精/mZ提/m人孔数塔有效高度Z/mR16.756.3515.05R25.853.6511.85R35.44.05411.053.5.4塔顶、塔底空间3.5.4.1塔顶空间HD取塔顶HD=2.0HT=2*0.45=0.9m3.5.4.2塔底空间HB假定塔底空间依储存液量停留5分钟，那么塔底液高h=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84m取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间HB=0.84+1.16=2m可见，三个回流比的HB都可取2米。3.5.5塔壁厚计算取每年腐蚀1.5mm，因限制用年数为10年，那么壁厚故按标准，取壁厚25mm同理可得出其他回流比的值，总结果如下表：表3-16塔顶、塔底和壁厚表R塔顶空间HD/m塔底液高h/m塔底空间HB/m塔体壁厚/mmR10.90.42225R20.90.59225R30.90.452253.6.F1型浮阀塔板设计以R1=5.3为例3.6.1溢流装置选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下：3.6.1.1.堰长lw:取堰长lw=0.66D=0.66m3.6.1.2.出口堰高hw:hw=hL-how,，近似取E=1，Lh=Ls*3600=0.0022*3600=7.92m3故how=0.015m则hw=hL-how=0.07-0.015=0.065m3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124故Af=0.0721*0.785=0.0566m2,Wd=0.124*1=验算液体在降液管中的停留时间：故降液管尺寸可用。3.6.1.4降液管底隙高度ho可取降液管底隙处液体流速取uo'=0.13m/s则ho=0.0022/(0.66*0.13)=0.0256m合理同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：表3-17溢流装置参数表R堰上液层高度h0/m堰长lw/m出口堰高hw/m降液管宽度Wd/m降液管的面积Af/m2停留时间θ/S底隙高度ho/mR10.0150660.0550.1240.056611.580.026R20.0170.7920.0530.1450.081511.830.030R30.0180.7920.0520.1450.081510.790.0333.6.2塔板布置及浮阀数目与排列选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm取阀孔动能因子F0=10，孔速每一层塔板上的浮阀数N：取边缘区域宽度Wc=0.06m Ws=0.10m塔板上的鼓泡面积R=D/2-Wc==0.5-0.06=0.44mx=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m把数据代入得Aa=0.4516浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m则估算排间距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用69.2mm故取t’=65mm=0.065m，按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数76个.按N=76重新核算孔速及阀孔动能因数。阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12范围内。塔板开孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56%同理，得出其他回流比总结果如下表：表3-18塔板参数表Ru0/(m/s)初算浮阀数NAa/m2R/mX/m初算t'/mm最后t'/mm最后确定N最后u0/m/sF0开孔率/%R14.99870.45160.440.27669.265765.7111.4311.56R251150.70710.540.35582651184.909.8012.49R351280.70710.540.35573651185.4610.9212.473.6.3塔板流体力学验算3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降：干板阻力:因为uo>uocB.板上充气液层阻力:由液相为碳氢化合物，可取充气系数 ξ0=0.5hI=ξ0hL=0.5*0.07=0.035m液柱C.液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.044+0.035=0.079m液柱.则单板压降△＜700Pa故设计合理。同理算出其他回流比R2、R3的hp为0.068m和0.076m，同样也设计合理。3.6.3.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ(HT+hw)其中Hd=hp+hL+hd依前面可知，hp=0.069m液柱液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故，同理得出其他回流比R2和R3的hd分别为：0.0026和0.00259.C.板上液层高度，前已选定hL=0.07m则Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m取φ=0.5又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.2525m可见Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求.同理得出其他回流比R2和R3的Hd分别为：0.141m和0.149m.3.6.3.3雾沫夹带泛点率a式板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.128泛点率=-b试泛点率=依俩式算出泛点率均在80％以下，故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1kg液/kg气的要求同理算出其他回流比的总结果如下表：表3-19泛点率有关数据表RZL/mAb/m2a式泛点率/%B式泛点率/%R10.7520.671845.346.8R20.910.96742.943.4R30.910.96747.448.33.6.4塔板的负荷性能图以R1为例.3.6.4.1雾沫夹带线依据泛点率,按泛点率=80%，代人数据化简整理得：Vs=-14.43Ls+0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中Vs—Ls图所示。同理算出其他回流比R2和R3的雾沫夹带线分别如下：Vs=-17.48Ls+1.75和Vs=-17.48Ls+1.753.6.4.2液泛线依前可知hp=hc+hI+hσHd=hp+hL+hdHd＜φ(HT+hw)得：φ(HT+hw)=由此式确定液泛线，忽略hσ项。即：因HT,hw、ho、lw、，把有关数据代人整理得液泛线：任意取四点坐标如下：（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397）在Vs-Ls图中作出液泛线（2），同理得出其他回流比R2和R3得液泛线如下：和3.6.4.3液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，液体在降液管内停留时间.=3—5S，则液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量无关的垂线。同理得出其他回流比R2和R3得液体负荷上限线如下：和3.6.4.4漏夜线对于F1型重阀，依据计算，则 又知则作气相负荷下限线（4）同理得出其他回流比R2和R3得漏夜线如下：和3.6.4.5液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，即=0.006m从而计算出下限值，取E=1.02则，依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。同理得出其他回流比R2和R3漏夜线如下：和3.7.操作弹性计算依附图中的R1Vs-Ls图可知，由，得因故操作弹性=VSmax/VSmin=0.843/0.227=3.71同理得出其他回流比R2和R3操作弹性分别如下：3.72和3.73四.热平衡确定热换器4.1.塔顶全凝器以R1=5.3为例4.1.1热负荷Qc以1秒钟计算查手册对应的温度得:从气相变为液相，温度不变。从液相变为液相的，温度变化。故总的负荷同理得出其他回流比R2和R3的QC如下：表4-1热负荷表RQC1/KJ/SQC2/KJ/SQC/KJ/SR1810120930R21073.5140.81214.3R31194.3156.61350.94.1.2传热面积A4.1.2.1求平均温度依以上可知T塔顶（80.6℃）→TD(45t2(45℃)←t1(2535.4℃20故℃4.1.2.2K值选定因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃4.1.2.3传热面积A同理得出其他回流比R2和R3的传热面积A分别如下：A=45.0m2和4.1.3清水的用量计算依查手册t=35.0℃时水的比热Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kg℃,故把数据代人求得m=11.15kg故一年的用水量同理得出其他回流比R2和R3的m总分别如下：表4-2循环水的用量表Rm/kg/sm总/万吨/年R111.1528.9R214.5537.71R316.1941.964.1.4换热器选用选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=28,热换面积A=39.7m2,换热管长L=3m同理可得其他回流比R2和R3分别为：选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管数n=56,热换面积A=23.8m2,换热管长L=3m选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=56,热换面积A=25.7m2,换热管长L=3m4.2.塔底再沸器4.2.1热负荷QB以1秒质量来算查手册对应的温度并依下式计算得:从前面可知F、W、D和Qc的值，并分别把它们的值代人上式可得：QB=905.90KJ/S,同理得出其他回流比R2和R3的QB分别如下：QB=1190.20KJ/S，QB=1326.80KJ/S4.2.2传热面积A4.2.2.1求平均温度过热蒸汽的温度为320℃T:T1=320℃→tw+50=109.7+50=T:109.7℃→109.7:210.3℃50故 4.2.2.2传热面积A计算因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃，同理可得出其他回流比R2和R3的A分别如下:10.67m2和4.2.3过热蒸汽的用量过热蒸汽经过以下过程：从320℃过热蒸汽→饱和蒸汽（164.97→159.7℃查手册得320℃时H=3100.9J/g,饱和蒸汽焓H=2768.5J/g,159.7那么每克过热蒸汽放热Q=(3100.9-2768.5)+(2768.5-2073.09)=1026.5J/g一年的QB总=QB*t=905.9*1000*3600*7200J=2.35*1013J，故一年的蒸汽用量m:m=QB总/Q=2.35/1026.5*1013g=2.29*同理得出其他回流比R2和R3的过热蒸汽一年的用量QB总分别如下：30000吨和33500吨。4.2.4再沸器的选用选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg同理可得其他回流比R2和R3分别为：选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为14m2,质量m=650kg4.3.原料预热器先用塔底产品预热，再用过热蒸汽预热。4.3.1求平均温度出料液温度:t:35℃→过热蒸汽温度：T:320℃→164.974.3.2求比热和传热的热量查手册得69.25℃的苯与甲苯的比热并计算的混合物的比热为：CP=0.25*1878.7+0.75*1866.1=1869.25J/Kg.℃气相HA=533.6kj/kg,HB=523kj/kg传热的热量Q1=mqCP*=1.33*1869.25*(103.5-35)/5=3.4*104J由XF=0.282,查yF=0.491气相Q2=m*4/5*(0.491*533.6+0.509*523)=562KJ故Q=Q1+Q2=596KJ4.3.3塔底产品预热给的热量出料液温度:t:109.7℃→W=1.02KJ/s，那么塔底产品每秒放出热量为：那么每秒还要过热蒸汽给原料供热为Q：596KJ-361.59KJ=234.41KJ4.3.4传热面积和过热蒸汽的用量计算同样取K=1000w/m2.℃故热蒸汽每秒的用量Q1=Q/(3100.9-2768.5)=0.71Kg故一年用量为:0.71*3600*7200=1.84万吨/年4.3.5预热器选用选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm,换热面积A=3.7m24.4塔釜产品冷却器因属于液—液传热，故依经验值可取K=600w/m2.℃产品温度t:45℃→冷却水的温度t:45℃←45-25=20℃查得CP=4171.5J/Kg=224.7KJ/Kg,=200.0KJ/Kg热量Q=m*(-)=1.02*24.7=25.2KJ冷水每秒的用量m=Q/(*CP)=25200/(20*4171.5)=0.3Kg传热面积A=Q/(K*)=25200/(600*14.4)=2.92m2冷却器的选用：选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm,换热面积A=3.7m2五.经济估算5.1塔主要设备经费计算（R1为例）5.1.1塔壁面积计算除俩端得封头外，塔体的高度h=HB+HD+Z=2.0+0.9+15.05=17.95mD=1.0m故塔体截面积面积=AT=0.785m2塔壁S=A*h=17.95*0.785=14.09m查得封头的面积A1=2*1.2096=2.0592m2故总面积A总=5.1.2塔板面积计算塔板面积A=AT*塔板数=0.785*34=26.69m5.1.3主要塔设备费用计算依前面可知，全凝器传热面积A2=39.7*2=79.4m2,再沸器传热面积A3=11*2=22m预热器和釜液冷却器的传热面积分别为3.7*2=7.4m2和3.7*2=故塔设备经费I=A总*6000*1.3+A*4500+（A2+A3+7.4+7.4）*4000=723114.76元同理得出其他回流比R2和R3的主要塔设备费用如下表：表4-3设备费用表R塔体高度h/m塔壁面积S/m2塔板面积A/m2传热面积A2/m2塔设备总费用I/元R118.816.844226.69116.2723114.76R215.219.235229.38132810244.56R314.7516.667528.25145.6839531.50 5.1.4因为设备可用10年，折旧率为10%，既r=1/n故资产残余值可以忽略不计，固定资产折旧额D=资产原值P/n=P*r=723114.76*10%=72311.48元同理得出其他回流比R2和R3的折旧金额如下：81024.46元和83953.15元5.2主要操作费计算（10年）（R1为例）5.2.1.清水用量费用依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量Q1=2.89*105吨/年，釜液冷却一年用水量Q2=0.3*3600*7200=0.78万吨/年单价为16元/吨，故十年循环水费用I1=（Q1+Q2）*10*16=4.75*107元同理得出其他回流比R2和R3的10年循环水费用I1分别为：6.16*107元和6.84*107元5.2.2过热蒸汽的用量费用因为一年再沸器的用量Q3=22900吨,原料预热器一年用的量为18400吨，单价为250元/吨，故十年的过热蒸汽费用I2=(Q3+18400）*250*10=1.03*108元同理得出其他回流比R2和R3的10年过热蒸汽费用I2分别为:1.21*108元和1.30*108元5.2.3设备费用和操作费用的总费用p依以上可知P=72311.48+72311.48+47500000+103000000=1.51*108元同理得出其他回流比R2和R3的P如下：1.84*108元和1.99*108元5.2.4银行利息后的总成本P总贷款年平均利息为0.125，P总=P*（1+0.125）10=4.90*108元，同理得出其他回流比R2和R3的10年总成本P总为5.98*108元和6.46*108元5.3回流比的选择依据成本计算可知，R1的成本最小，且依Vs~Ls图可知，操作点也是比较合理的位置，故这次回流比选R1进行设计六、精馏塔附件及其重量计算6.1.储罐回流罐：算出回流罐的容积回流罐通过的物流量，设冷凝液在回流罐中的停留时间为10分钟，罐的填充系数取0.7，故容积同理得出其他储罐：表4-3回流罐容积表名称停留时间容积/m3回流罐10min2.13原料罐0.5h4.34塔顶产品罐72h143.74塔底产品罐72h477.16.2.精馏塔接管尺寸(只对于R1来说，因已确定回流比)6.2.1进料管线管径设原料流速u=0.5m/s,因那么管径依据管材规格，应该取管材，那么实际流速同理得出其他管径如下表4.-4管路表管路进料管釜液输送管塔釜进气管塔顶冷凝液送管塔顶蒸气管线流速m/s0.3120.36717.50.41015.35规格6.3.泵的选用.依扬程H和流量Q来选。扬程老师统一为60m,送原料的流量Qm=4800Kg/h，因进料板的密度789.97Kg/m3体积流量QV=Qm/789.97=6.08m3/h,依IS型水泵系列特性曲线，可选用IS50-32-250,同理得出送塔顶回流液与送釜液用的泵分别如下：QV=7.07m3/h,选用IS50-32-250和QV=8.96m6.4精馏塔重量计算查手册得封头数据如下：DN=1000mm,曲面高h1=250mm内表面积S=1.21m2,容积V=0.162m3塔体选用16MnR材料，密度为7.85吨/m3筒体的体积计算：塔板的体积：AT=0.785m2,塔板数为34，板厚取6mm,故塔板体积为：V1=AT*34*0.006=塔壁的体积：依前面可知，塔壁的表面积S=16.8442m2壁厚为故塔壁的体积V2=S*壁厚=16.8442*0.025=0.421m塔体的重量为：（0.421+0.160）*7.85=4.56吨整个精馏塔的重量为：0.177*2+4.56=4.914吨七．设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段R1(最好)R2R31平均温度tm℃91.3491.3491.342平均压力Pmkpa155.5155.5155.53平均流量气相Vsm3/s0.5180.6910.7694液相Lsm3/s0.00220.00310.00345实际塔板数Np块3426256塔的有效高度Zm15.912.311.857塔径Dm1.001.201.208板间距Hm0.450.450.459塔板溢流形式单流型单流型单流型10空塔气速um/s0.6600.6120.68111溢流装置溢流管形式弓形弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.660.7920.79213溢流堰高度hwm0.0550.0530.05214板上液层高度hLm0.070.070.0715堰上液层高度howm0.0150.0170.01816安定区宽度Wsm0.100.100.1017开孔区到塔壁距离Wcm0.060.060.0618鼓泡面积Aam20.45160.70710.707119阀孔直径dm0.0390.0390.03920浮阀数个n个7611811821阀孔气速u0m/s5.714.905.4622阀孔动能因数F011.439.8010.9223开孔率%11.5612.4912.4724孔心距tm0.0750.0750.07525排间距t′m0.0650.0650.06526塔板压降ΔPkpa0.6220.5350.59827液体在降液管内的停留时间s11.5811.8310.7928底隙高度hom0.0260.0300.03330泛点率，%45.3/46.842.9/43.447.4/48.331液相负荷上限Lsmaxm3/s0.00510.00130.007332液相负荷下限Lsminm3/s0.000560.000680.0006833气相负荷下限Vsminm3/s0.2270.3520.35234操作弹性3.713.723.73八、个人总结及对本设计的评述通过查资料与多次的修改，这次化工原理课程设计，虽然只是对精馏段进行设计计算，但是也可以说是成功的。经过这次的课程设计，让我更加深入了解到塔的种类及它们的优缺点，特别是浮阀塔和筛板塔的各自优点，从这次课程设计实践中，我更深入理解了精馏塔个个阶段的不同因素，让我对化工原理精馏塔这一章深入的了解，知道了最小回流比和它们对理论塔板数的影响等等。更重要是让我进一步感受到一些道理，万事开始难，很多事情开端给人感觉很复杂，但当你开始做后，思路就慢慢清晰啦；也有些事情，它们让我们感觉到看起来很容易，但是具体做起来，就会有一大堆疑问滔滔而出啦，实践才知道问题之所在。 此次设计的心得有以下几点：对于设计而言数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。如果有条件，尽量给别人看一下，自己的错误自己不易发现。出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。参考文献

（1）匡国柱，史启才主编《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，2005.1

（2）夏清、陈常贵主编《化工原理》上、下册，天津大学出版社，2005.1（3）贾绍义、柴成敬主编的《化工原理课程设计》，天津大学出版社，2002.8（4）李功样、陈兰英、崔英德《常用化工单元设备设计》，华南理工大学出版社，2003.4（5）陈均志、李磊编著《化工原理实验及课程设计》，化学工业出版社，2008.7（6）北京石油设计院编《石油化工工艺计算图表》，烃加工出版社，1985.12（3）谢端绶等合编《常用物料物性数据》，化学工业出版社，1982.10（3）《》（3）VS-LS图

电化学技术在新能源中的利用一.能源的概况1.能源的重要性1.能源的重要性自古以来,人类就为改善生存条件和促进社会经济的发展而不停地进行奋斗.在这一过程中,能源一直扮演着重要的角色.从世界经济发展的历史和现状来看,能源问题已成为社会经济发展中一个具有战略意义的问题,能源的消耗水平已成为衡量一个国家国民经济发展和人民生活水平的重要标志,能源问题对社会经济发展起着决定性的作用.2.能源的种类2.能源的种类大自然赋予人类的能源是多种多样的,一般可分为常规能源和新能源两大类.常规能源包括煤炭,石油,天然气和水能,而新能源有生物质能,核能,风能,地热能,海洋能,太阳能和氢能等.其中煤炭,石油,天然气被成为化石能源,水能,生物质能,风能,太阳能和氢能等是可再生能源.3.化石能源的问题(1)化石能源的短缺化石能源的短缺能源是人类赖以生存和社会发展的重要物质基础,是国民经济发展的命脉,但目前主要使用的化石能源的储量不多.据2002年世界探明的化石能源的储量和使用量统计,世界上煤,石油和天然气的储采比分别为204,40和60年,中国的情况更为严峻,据2002年统计,中国煤,石油和天然气的储采比只有82,15和46年.这表明在人类历史的长河中,只有很短的一段时间能使用化石能源.随着我国经济的持续高速增长,对能源的需求也持续攀升.我国一次能源消费总量从1978年的5.3亿吨标准煤,上升到2002年的14.3亿吨.据估计,我国在2004,2020和2050年的石油消费量达3,4.5和6亿吨,其中进口量分别为1,2.7和4亿吨.4亿吨的进口量相当于目前美国的石油进口量,这不但会制约我国经济的可持续发展,而且对国家的安全也十分不利.(2)化石燃料造成严重环境污染和气候异常化石燃料造成严重环境污染和气候异常化石燃料的使用引起的环境污染,排放的CO2会造成温室效应,使全球气候变暖.有关机构已向联合国发出警告,如再不对CO2的排放采取严厉措施,在10年内,世界的气候将产生不可逆转的变化.我国的环境污染问题更是日趋严重,目前,我国CO2排放量占世界总排放量的14%,在美国之后位居第二,估计到2025年,将位居第一.在本世纪初联合国关于环境污染的调查中,发现在世界上十个环境污染最严重的城市中,七个在中国.它们是太原,北京,乌鲁木齐,兰州,重庆,济南和石家庄.4.21世纪世界能源发展趋势世纪世界能源发展趋势(1)节能技术将备受重视节能技术将备受重视节能就是提高能源利用率,减少能源的浪费.目前节能技术水平已是一个国家能源利用情况的综合性指标,也是一个国家总体科学技术水平的重要标志.许多研究报告指出,依靠节能可以将能源需求量降低2530%.我国在能源利用方面的效率很低,我国的能耗很高,是世界平均水平的2倍,发达国家的5-10倍,因此更应重视节能技术,我国应该充分重视化石能源的高效利用.(2)世界能源系统将发生重大变革世界能源系统将发生重大变革据预测,20世纪形成的以化石燃料为主的世界能源系统将在21世纪转换成以可再生能源为主的新的世界能源系统.在20世纪末,化石燃料的使用量占了世界一次能源用量的89.5%.据世界能源委员会(WEC)和国际应用分析系统研究所的研究报告认为,在20世纪上半叶,化石燃料仍将是世界一次能源的主体,但到21世纪下半叶,太阳能,生物质能,风能等新能源将占世界能源的50%左右.(3)煤炭将作为过渡能源而受到重视煤炭将作为过渡能源而受到重视由于石油和天然气的储量较少,而煤炭储量相对较多,因此煤炭将作为一种过渡能源而在21世纪上半叶受到重视.主要发展的技术是洁净煤技术,煤液化和汽化技术.(4)新化石能源的开发将得到强化新化石能源的开发将得到强化近年来发现,在海洋300米深处有甲烷水合物存在.目前,甲烷水合物的开发已经受到特别的关注.据估计,世界甲烷水合物的储量可能超过石油,天然气和煤炭储量的总和.因此,甲烷水合物作为储量巨大的未开发能源开始受到世界各国的高度重视.(5)核能的利用将进一步得到重视核能的利用将进一步得到重视据国际原子能机构统计,在20世纪末,全世界运行的核电站有436座,总发电量为3.5亿千瓦.这些电站主要分布在美,法,日,英,俄等31个国家,近年来,由于担心核电站运转的安全性,核废料对环境的影响和核技术扩散对世界安全性的影响,核能的发展在发达国家已有下降趋势,但在亚洲地区仍有强劲的增加趋势,我国准备在今后几年内建造4座核电站.受控核聚变是一直受人们关心的技术,因为在海水中大约有23.4亿万吨氘,如受控核聚变技术在21世纪能得到应用,在21世纪末,核能可望占世界一次能源的30%左右.(6)可再生能源的开发将越来越受到重视可再生能源的开发将越来越受到重视鉴于化石燃料的短缺及化石燃料的使用引起严重的环境污染和气候异常,人们对新能源的开发越来越重视.其中水力能,地热能,海洋能和风能的可利用资源有限,因此,太阳能,生物质能和氢能的利用将倍受关注.二.生物质能的利用1.生物质能的优点.(1)生物质来源丰富地球上每年生长的生物质总量约14001800亿吨,相当于目前世界总能耗的10倍,我国的生物质能也极为丰富,可作为能源开发的生物质能总量可达4.5亿吨标准煤.加上生物质能可再生.因此,生物质能的高效,规模化利用可有效缓解世界能源供需矛盾.(2)生物质能可多途径利用(a)直接燃烧.其热能和蒸汽可发电,技术成熟,但效率低.(b)生物转化.包括制沼气和水解发酵制取醇类.生物质制甲醇和乙醇技术基本成熟,但生产成本较高.生物质制沼气技术相当成熟.2002年全国已建1300多万个沼气池.(c)光热转化.通过气化,裂解,光催化等技术,获得气,液体燃料来发电.(d)生物柴油.从油料植物提取植物油,经甲酯化得生物柴油.它有含氧高,含硫低,分解性能好,燃烧效率高等优点.(3)生物质能利用的环境污染少由于生物质利用过程中释放的CO2是其生长过程通过光合作用从环境吸收的,所以生物质能的利用过程不排放额外的CO2,而对环境污染少.生物质能的利用还能降低污染.如可利用生物质热解汽化技术处理生活垃圾等,可得到以甲烷为主的燃气,实现垃圾的减量化,无害化,资源化.2.生物质能利用的问题2.生物质能利用的问题生物质能利用的缺点主要是生物质分布广,大面积收集成本高,经济的收集半径在50公里以内,只适合建立小型,分散的生物质能利用系统.而小型转换系统的效率低,不提高生物质能的利用效率就不能获得好的经济效益,这是生物质能至今未能实现规模化应用的关键问题之一.因此,如何在小型,分散体系实现能量的高效,清洁及规模化利用是迫切需要解决的问题.三.太阳能的利用1.太阳能的优点太阳能的优点(1)太阳能来源丰富太阳能来源丰富太阳能来源丰富是众所周知的,这似乎是一种用之不绝,取之不尽的能源.太阳内部不停地进行热核反应,释放出巨大的能量,辐射到地球上的能量只占起辐射总能量的极小部分,约1/22亿,但地球每年接收的太阳能至少有6×1017千瓦小时,相当于74万吨标准煤的能量.其中被植物吸收的仅占0.015%.可见,开发太阳能利用的潜力很大.(2)太阳能的使用没有污染问题太阳能的使用没有污染问题这也是众所周知的,太阳能的使用基本上没有污染问题.(3)太阳能可多途径利用太阳能可多途径利用(a)太阳能的热利用.如太阳能热水器,太阳灶,太阳能蓄热池发电等.(b)太阳能发电.如太阳能电池和光电池.(c)光催化和光电催化制氢.主要用这两种技术从水或生物质中制得氢气.2.太阳能利用的概况太阳能利用的概况近年来,太阳能的利用发展很快,据1997年的数据,全球太阳能发电量已达800兆瓦.到2000年,日本已有7万个住宅用上太阳能电池,美国和欧盟计划在2010年前安装100万套太阳能电池.特别是把太阳能电池与屋顶瓦结合成光电发电系统,目前欧洲已有300套,年发电量为1亿千瓦.这种系统不但可供应清洁能源,而且美观耐用,寿命可达25年.太阳能的热利用发展更快.特别在我国,太阳能热水器的年产值已达60多亿元,居世界首位.3.太阳能利用的问题太阳能利用的问题开发太阳能利用的主要问题是如何提高太阳能的转换效率,其次是降低成本,这对我国特别重要,目前我国生产太阳能电池的能力已达几百兆瓦,但由于价格高,基本上都销往国外.第三,一些技术,如光催化和光电催化制氢技术还没成熟,没有达到实用化的阶段,应该抓紧这方面的研究和发展.四.氢能的利用1.氢能的优点氢能的优点(1)氢是自然界储量最丰富的元素.(2)氢是除核燃料外发热量最大的燃料.(3)氢燃烧生成水,是世界上最清洁的燃料.(4)燃烧性能好,可燃范围大,燃烧速度快.(5)氢可用多种方法大规模生产.(6)氢的利用形式多,可通过燃烧发电,通过燃料电池发电等.2.对氢能利用的重视2002年加拿大举办了以"氢行星"为主题的第14届世界氢能源大会.2003年在华盛顿召开15个国家和地区参加的"国际氢能经济合作伙伴"会议.冰岛计划用40年时间将冰岛建成"氢社会".布什将投资120亿美元来促进氢能源的发展.过去5年,工业化国家在氢能开发领域的投入年均递增20.5%.氢将取代天然气,油和煤而成为未来世界的主要能源,进入氢能时代已成为近年来的热门话题,21世纪将是氢能世纪.布什举着使用氢燃料的照相机我国对发展氢能经济也开始重视,参加了2003年在华盛顿召开的有15国家参加的"国际氢能经济合作伙伴"会议.2004和2005举办了两次关于氢能经济的中美双边会议.今年一月,中国科学院院士局召开了关于"石油替代能源"的研讨会,主要讨论石油资源可持续性分析,石油的替代能源,氢能燃料和我国的石油替代能源.并要组织人员进行软课题研究.3.氢能的问题3.氢能的问题(1)氢的价格氢的制备,储存和运输中的价格问题,是影响走进氢能时代的很关键的问题.要降低其价格,必须形成氢的制备,储存和运输的网络.(2)廉价清洁的制氢技术问题(2)廉价清洁的制氢技术问题目前制氢效率很低,氢的制取要消耗大量的能量,因此寻求大规模的廉价清洁的制氢技术是各国科学家共同关心的问题.(a)化石燃料制氢:目前,96%氢从化石燃料制备,技术成熟,但要造成环境污染.(b)电解水制氢:技术成熟,但耗能多,价格高.一般每生产1立方米的氢气,需要消耗4.2-6度的电能,其能量转化率不到32%.(c)生物质制氢:有可再生,产量大,可储存,碳循环等优点,从中长期看是最有前途的制氢方式.目前生物质制氢效率低.(d)生物制氢:国内外在选育高效产氢菌株工作进展不快,制氢效率低.(e)风能制氢:用风能发电来电解水产生氢,技术上没有问题,降低成本和风能发电量少是主要的问题.(f)太阳能制氢:该法还处在基础研究阶段,离商业化还有较远的距离.(3)氢的储运问题(3)氢的储运问题氢的储运技术主要解决储运的安全性和成本,现在由于储运技术不过关,因此浪费了许多氢.许多工业过程,如炼油,炼焦,氯碱,合成氨,合成甲醇及煤气制造等多有大量的副产品氢气,只是由于储运技术的问题而不能被利用.我国每年放空和烧掉的氢气至少在1010标立方米以上.因此解决氢的储运问题也是走进氢能时代的一个很关键的问题.目前氢的储运还有很大问题.(a)高压储氢:储氢量少,只有1%左右,还有不安全的问题.(b)液氢储氢:很不方便,储氢设备大,蒸发损失大.(c)吸附储氢:这是目前的研究热点,但储氢容量还较低,一般不超过2%.镁合金储氢在3%,但储放不可逆.热门一时的纳米碳管储氢也已没有了希望,最终的储氢量也只有1%左右.(e)化合物储氢:放氢不容易.(4)燃料电池还没有商品化用氢作燃料的燃料电池的出现是促进氢能利用的重要原因.近年来,由于化石燃料资源短缺和环境污染日趋严重,各国对燃料电池的研究十分重视.美国《时代周刊》把燃料电池列为21世纪十大高新科技之首,燃料电池已被认为是21世纪极具应用前景的一种新型能源系统.虽然燃料电池有很诱人的优点,而且燃料电池的发展已有100多年的历史,但至今还没有一种燃料电池已经真正商品化,因此,燃料电池何时才能商品化是一个与氢能利用密切相关的问题.4.反对氢能的意见4.反对氢能的意见(a)氢以化合物形式存在,制氢要消耗能源.它不是一种能源,而是能源的流通手段.(b)氢的泄漏会改变气候.氢不可避免泄漏,泄漏量可达15%.泄漏的氢会在大气形成水雾,它会象二氧化碳一样,使天气变暖.(c)现在一般用高压氢作燃料电池燃料,氢的泄漏会产生很大的不安全性,手机等的火花就会使泄漏的氢发生爆炸.(d)冰岛能做的,其他国家不一定能做,冰岛的氢都是电解水制得的,因该国70%的电是由地热和水电站产生的.(5)氢的清洁生产要用风能和太阳能.据估计,如用风能发电制氢,当风能发电量达到美国6%的用电量,风能发电机要占的面积要有半个加州那么大.(6)布什承诺投资120亿美元用于氢能的研究是一个微不足道的投资.美国去年用于核能和矿物质燃料方面的研究经费大于氢燃料的研究经费.美国推行"健康婚姻"的预算就有150亿美元.美国用于伊拉克战争的经费每月390亿美元.(7)氢燃料电池价格昂贵.目前内燃机成本为每千瓦50美元,而氢燃料电池为800美元.估计大量使用后,也要300美元.另外所有的加油站改成加氢站也要花费大量的资金.五.燃料电池加速氢能利用1.燃料电池的优点.(1)燃料电池是一种高效清洁的能量转换系统,可降低环境污染和气候异常.(2)燃料电池能高效利用生物质转化产生的气,液物质和氢作燃料,因此,能促进氢能的利用.(3)燃料电池的发电效率不受体系规模限制,小型燃料电池同样能够实现高效发电,适合于生物质分散性的特点.2.燃料电池定义燃料电池是一种不经燃烧直接以电化学反应的方式将燃料的化学能转变成电能的装置,只要连续供应燃料,燃料电池就能连续发电.3.原理阳极反应:H2=2H++2e阴极反应:1/2O2+2H++2e=H2O总的反应:H2+1/2O2=H2O4.燃料电池分类碱性燃料电池(AFC)(1)碱性燃料电池