生产能力为800Nm3h甲醇制氢生产装置设计

生产能力为800Nm3h甲醇制氢生产装置设计机械与动力工程学院过程装备与控制工程专业课程设计设计题目：生产能力为800N m³/h 甲醇制氢生产装置设计设计人：指导教师：班级：组号：第一组设计时间： 2012年12月24日至2013年1月18日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。

目录前言 (2)设计任务书 (4)第一章甲醇制氢工艺设计 (5)556第二章反应器设计计算 (9) (9) (12)2.3.SW6校核 (16)第三章管道设计 (35)3.1管子选型 (35)3.2阀门选型 (39)3.3管道法兰选型 (40)3.4仪表选型 (41)第四章泵的选型 (44)4.1计量泵的选择 (44)4.2离心泵的选型 (45)第五章反应器控制方案设计 (47)5.1被控参数选择 (47)5.2控制参数选择 (47)5.3过程检测仪表的选用 (48)5.4温度控制系统流程图及其控制系统方框图 (48)5.5调节器参数整定 (49)5.6如何实现控制过程的具体说明 (49)第六章技术经济评价 (49)6.1甲醇制氢装置的投资估算 (49)6.2总成本费用估算与分析 (51)6.3财务评价 (52)参考文献： (54)设计任务书一、题目：生产能力为800N m³/h甲醇制氢生产装置。

二、设计参数：生产能为800N m³/h 。

三、计算内容：1、工艺计算：物料衡算和能量衡算。

2、机器选型计算。

3、设备布置设计计算。

4、管道布置设计计算。

四、图纸清单：1、工艺流程图2、反应器装配图3、反应器零件图4、管道仪表流程图5、设备平面布置图6、管道平面布置图7、管道空视图（E0101(a)--T0101(a)，P0102(a)-- V0101(a)）8、单参数控制方案图第一章甲醇制氢工艺设计1.1 甲醇制氢工艺流程甲醇制氢的物料流程如图1－2。

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2－1 甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量1.2 物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式:CH 3OH →CO ↑+2H 2↑ （1-1）CO+H 2O →CO 2↑+ H 2↑（1-2）CH 3OH 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:CH 3OH →0.99CO ↑+1.98H 2↑+0.01CH 3OH （1-3）CO+0.99H 2O →0.99CO 2↑+1.99H 2+0.01CO （1-4）合并式(1-3),式(1-4)得到:CH 3OH+0.981 H 2O →0.981 CO 2↑+0.961 H 2↑+0.01 CH 3OH+0.0099 CO ↑氢气产量为: 800m 3/h=35.714 kmol/h甲醇投料量为: 35.714/2.9601 32=386.087 kg/h水投料量为: 386.087/32⨯1.5⨯18=325.761 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇 386.087 kg/h , 水 325.761 kg/h出: 甲醇 386.087 kg/h , 水 325.761 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 386.087 kg/h , 水 325.761 kg/h , 总计711.848kg/h386.087/32⨯0.9801⨯44 出: 生成CO2=520.305kg/h386.087/32⨯2.9601⨯2H2=71.429 kg/hCO 386.087/32⨯0.0099⨯28 =3.344 kg/h剩余甲醇386.087/32⨯0.01⨯32 =3.861kg/h剩余水325.761-386.087/32⨯0.9801⨯18=112.909 kg/h总计711.848 kg/h6、吸收塔和解析塔的分压为0.38吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO2MPa ,操作温度为常温(25℃). 此时,每m3吸收液可溶解CO211.77 m3.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 2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 2co ρ=pM/RT=0.4⨯44/[0.0082⨯(273.15+25)]=7.20kg/ m 3CO 2体积量 V 2CO =520.305/7.20=72.265 m 3/h 据此,所需吸收液量为 72.265 /9.45=7.647 m 3/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 7.647 m 3/h 3⨯=22.941 m 3/h可知系统压力降至0.1MPa 时,析出CO 2量为72.265 m 3/h=520.305kg/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2—1。

1.3 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甲醇+0.6p水=1.5MPa初设T=170℃p甲醇=2.172MPa; p水=0.824MPap总=1.3632<1.5 MPa再设T=175℃p甲醇=2.425MPa; p水=0.93MPap总=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反应=386.087⨯0.99/32⨯1000⨯(-49.66)=-5.9317⨯105 kJ/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:cæ320p=4.1868⨯0.68=2.85kJ/(kg·K), cæ300p=2.81kJ/(kg·K)取平均值 cp=2.83 kJ/(kg·K)则导热油用量w=Q反应/(cp∆t)=5.9317⨯105/(2.83⨯5)=41919.942kg/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=∑ cpm∆t=(1.90⨯386.087+4.82⨯325.761) ⨯(280-175)=2.419⨯105kJ/h导热油cp=2.826 kJ/(kg·K), 于是其温降为:∆t=Q/(c P m)= 2.419⨯105/(2.826⨯41919.942)=2.042℃导热油出口温度为: 320-2.042=317.958℃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 = 203IkJ/kg Q=386.087⨯727.2+2031⨯325.761=9.424⨯105 kJ/h以300℃导热油cp 计算 cp=2.76 kJ/(kg·K) ∆t=Q/(c P m)=9.424⨯105/(2.76⨯41919.942)=8.145℃则导热油出口温度 t2=317.958-8.13=309.828℃导热油系统温差为∆T=320-309.828=10.172℃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=∑ cpm∆t=(386.087⨯3.14+325.761⨯4.30)⨯(175-25)=3.920⨯105kJ/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：c 2pco ≈10.47 kJ/(kg ·K) c 2pH ≈14.65 kJ/(kg ·K) c pco≈4.19 kJ/(kg ·K)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：∆t=Q/(c Pm)=3.92⨯105/(10.47⨯520.305+14.65⨯71.429+4.19⨯112.909)=56.3℃换热器出口温度为 280-56.3=223.7℃ 6、冷凝器（EO103)在E0103 中包含两方面的变化：①CO 2, CO, H 2的冷却以及②CH 3OH , H 2O 的冷却和冷凝. ① CO 2, CO, H 2的冷却hkJ t m c Q p/10196.1)407.223()344.319.4429.7165.14305.52047.10(61⨯=-⨯⨯+⨯+⨯=∆∑=② CH 3OH 的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。