生产能力为每小时3100立方甲醇制氢生产装置设计本科学位论文.doc
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1、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3100 m/h 甲醇制氢生产装置设计 设 计 人: 班 级: 控制1105 学 号: 设计时间: 2014年12月29日2011年1月24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
2、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2003500m3/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
3、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
4、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
5、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: CHOHCO+2HCO+HOCO+ 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:CHOH0.99CO+1.98H+0.01 CHOHCO+0.99HO0.99CO+ 0.99H+0.01CO合并式(1-5),式(1-
6、6)得到: CHOH+0.9801 HO0.9801 CO+2.9601 H+0.01 CHOH+0.0099 CO氢气产量为: 3100m/h=3100/22.4=138.393 kmol/h甲醇投料量为: 138.393/2.9601*32=1496.090 kg/h水投料量为: 1496.09/32*1.5*18=1262.326 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇1496.090 kg/h , 水1262.326 kg/h出: 甲醇1496.090 kg/h , 水1262.326 kg/h4、换热器 (E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.
7、5、转化器 (R0101)进 : 甲醇1496.090 kg/h , 水1262.326 kg/h , 总计2758.416kg/h出 : 生成 CO 1496.090/32*0.9801*44 =2016.187kg/h H 1496.090/32 * 2.9601 * 2 =276.786 kg/h CO 1496.090/32*0.0099*28 =12.960 kg/h 剩余甲醇 1496.090/32*0.01*32 =14.961kg/h 剩余水 1262.326 -1496.090/32*0.9801*18=437.522kg/h 总计 2758.416kg/h6、吸收塔和解析塔
8、 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,二氯化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表12。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=2016.187/7.20=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
9、要,取吸收量为 29.632 m/h=88.896 m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为280.026m/h=2016.187 kg/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
10、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=1496.09h0.99/321000(-49.66)
11、=-2.299 10kJ/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)=2.29910/(2.835)=1.625105kg/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=(1.901
12、496.090+4.821262.326) (280-175)=9.37310kJ/h导热油c=2.826 kJ/(kgK), 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=312.964、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=1496.09727.2+20311262.326=3.652106kJ/h以300导热油c计算 c=2.76 kJ/(kgK)t=Q/(cm)=3.652106/(2.76162500)=8.142则导
13、热油出口温度 t=312.96-8.142=304.818导热油系统温差为T=320-304.818=15.182 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=(1496.093.14+1262.3264.30) (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: c10.47 kJ/(kgK) c14.65 kJ/(kgK) c 4
14、.19 kJ/(kgK)则管程中反应后气体混合物的温度变化为:t=Q/(cm)=1.519106/(10.472016.187+14.65276.786+4.19437.522)=56.264换热器出口温度为 280-56.264=223.7366、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=(10.47*2016.187+14.65*276.786+4.19*437.522) (223.7-40)=4.95910kJ/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
15、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(223.7-40)=3.36810kJ/h Q=Q+Q+ Q=6.2299 10kJ/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)= 6.229910/(4.1910)= 1.48710kg/h4 吸收塔设计4.1 塔设备的选型 塔设备是化工、炼油生产等过程装备中的最重要的设备之一。气液或液液两相之间在塔设备内部充分接触,实现相际传质及传热的目的。通常在塔设备内部可完成的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等。此外,工业
16、气体的吸收与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、炼油、制药等行业,塔设备的性能对整个装置的产品质量、产量、生产能力和消耗额以及“三废”治理和环境保护等各方面均有重大影响。因此,设计和选择合适的塔设备是工程设计人员的一项重要任务。 (1)物性有关因素 易起泡的物系,如处理量不大时,以选用填料塔为宜,因为填料能使泡沫破裂。在板式塔内易引起液泛。具有腐蚀性的介质,可选用填料塔。若必须用板式塔,宜选用结构简单、造价低廉的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘,以便及时更换。具有热敏性的物料须减压操作,以防过热引起物料的分解或聚合,应选用压力降较小的塔型。如采用装有规整填
17、料的填料塔。当真空度较低时,宜选用筛板塔或浮阀塔。粘性较大的物系,可以选用大尺寸填料的填料板。相比之下,板式塔的传质效率较差。含有悬浮物的物料,应选择液流通道较大的板式塔。如可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔。不宜使用小填料。操作过程中有热效应的系统,宜采用板式塔。(2)操作条件有关因素 若气相传质阻力较大,宜采用填料塔。反之,受液相控制的系统,宜采用板式塔。液体负荷较大时,可选用填料塔或选用气液并流的板式塔及液流阻力较小的筛板塔或浮阀塔。此外,导向筛板塔和多降液管的筛板塔亦能承受较大的液体负荷。 液体负荷较小时,一般不宜选用填料塔。液气比波动较大时,宜选用板式塔。在要求操
18、作弹性较大时,板式塔较填料塔大,其中浮阀塔操作弹性最大,泡罩塔次之。相比之下,穿流式塔的操作弹性较小。(3)其他因素 在多时情况下,塔径大于800时,宜用板式塔,小于800时,则可采用填料塔。但随着高效能填料的问世,在大直径的塔设备中亦有采用填料塔的情况,而小直径的塔设备亦有使用板式结构。 相比之下,填料塔的重量要大于板式塔。 大直径的塔设备以板式塔的造价较低廉。4.2填料塔设计4.2.1 填料段工艺计算 已知进入吸收塔的混合气体质量流量为1785.239kg/h,操作压力为1.5Mpa,液体的入口温度25。4.2.1.1 填料塔段塔径的计算:混合气体的密度0.5574kg/m吸收剂的密度11
19、00kg/m混合气体的质量流量m1785.239kg/h吸收剂碳酸丙烯酯的质量流量ml68.8231100=75705.3kg/h。则 ()()0.9546 选用金属鲍尔环散堆填料DN25,查埃克特通用关联图,其纵坐标为0.023。即 U0.023式中 1.897mPa*s由此可得泛点气速u u1.64m/s取空塔气速为泛点气速的70,得空塔气速u u0.7 u0.7*1.641.169m/s由此可得填料塔的塔径DD0.98m圆整至D1.0m。(2)填料段压力计算实际空塔气速uu1.133m/s埃克特通用关联图的纵坐标可由下式计算 0.011埃克特通用关联图的横坐标为0.9546查埃克特通用关
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