煤制乙二醇中深冷分离工段工艺设计-毕业论文

本科毕业设计题目：年产30万吨煤制乙二醇中深冷分离工段工艺设计目录前言 1第一章乙二醇制备简介 21.1设计概述 21.1.1设计要求 21.1.2乙二醇（EG） 21.2煤制乙二醇合成技术 31.2.1直接合成法 31.2.2间接合成法 31.3煤制乙二醇合成原理 51.3.1CO氧化偶联法制乙二醇 51.3.2乙二醇的生产流程 61.3.3乙二醇生产流程简图 7第二章深冷分离CO/H2 82.1深冷分离概述 82.2深冷分离工艺选择及操作原理 82.2.1操作原理 82.2.2工艺特点 82.3CO/H2分离工艺流程 92.3.1CO/H2工艺流程简述 92.3.2CO/H2分离工艺流程图 10第三章物料衡算 113.1冷箱装置的物料衡算 113.1.1计算依据 113.1.2基础数据 113.2物料衡算 11第四章热量衡算 144.1换热器E-3123的热量衡算 144.1.1计算依据 144.1.2衡算条件 144.2衡算结果 15第五章设备选型 165.1换热器E-3123的初选 165.2E-3123的选型 175.2.1计算总传热系数 175.2.2计算所需要的传热面积 18第六章总结 19参考文献 21致谢 22年产30万吨煤制乙二醇中深冷分离工段工艺设计摘要本设计为煤制乙二醇过程中深冷分离工段的工艺设计。其中概述了乙二醇的性质及用途，介绍了四种煤制乙二醇的合成技术和工艺特点，并结合其中的CO经偶联合成草酸二甲酯（DMO），再用草酸二甲酯加氢合成乙二醇的路线进行简单的工艺流程制作，对其中的冷箱系统的工艺流程进行阐述。要求以年产30万吨煤制乙二醇为设计规模，对其中的深冷分离工段进行设计。通过查阅资料得到数据，并以进入冷箱的原料气正常流量94000Nm3/h为计算基准，对冷箱内各个分离塔进行物料衡算，进而对其中的一个换热器进行热量衡算，最后以热量衡算为基础进行换热器的选型。关键词：煤制乙二醇深冷分离物料衡算热量衡算设备选型AbstractThisdesignistheprocessdesignofcryogenicseparationofcoaltoethyleneglycol.Wesummarizedthepropertiesandusesofethyleneglycol,andintroducedthesynthesistechnologyandprocesscharacteristicsoffourkindsofcoaltoethyleneglycol,andcombinedwithcoupledCOtoformdimethyloxalate(DMO),andthenwemadesimpleprocessofthehydrogenationofdimethyloxalatetoethyleneglycol.Wedescribed.Thetechnologicalprocessofthecoldboxsystem.Withanannualoutputof300,000tonsofcoaltoethyleneglycol,thecryogenicseparationCO/H2sectionwasdesigned.Thedatawereobtainedbyconsultingthedata,andthematerialbalanceofeachseparationtowerinthecoldboxwascalculatedonthebasisofthenormalflowofrawgasintothecoldboxof94000Nm3/h.Theheatbalanceofheatexchangeriscalculated,andtheheatexchangerselectionisbasedontheheatbalance.Keywords:ethyleneglycol;cryogenicseparation;materialbalance;heatbalance;deviceselection前言乙二醇（EG）在战略物资中属于非常重要的一种，作为化工用途中的基础原料，它的用途也是极为广泛的，在生活中生产聚合物、防冻剂、增塑剂、非离子表面活性剂等都是把乙二醇作为原料来生产制造的。传统的乙二醇合成工业中运用最为成熟也最为普遍的方法是：以石油为基本原材料来合成乙二醇[1]。合成过程中所需要的原材料乙烯，是从石油中炼制提取而得，乙稀再通过氧化得到环氧乙烷，最后环氧乙烷通过水和反应制得乙二醇。然而由于大量的开采石油，导致石油的短缺，石油价格上涨制约了工艺生产的经济效益。根据我国资源的基本情况，以能源结构“多煤、缺油、少气”的特点，引入了以煤为原料来制取乙二醇。随着煤化工工业的不断更新与发展，直接合成法和间接合成法作为煤制乙二醇的两个重要合成技术。其中煤直接合成乙二醇中必须用到的催化剂羰基钴催化剂价格都非常昂贵，所需要的成本过高限制了此方法在大型企业的应用。反而煤间接制乙二醇的方法受到了广泛关注。煤间接制乙二醇是以合成气为基础的甲醇甲醛法以及CO偶联等。以合成气为基础的方法主要有：①甲醛经过缩合反应后加入氢气得到乙二醇的方法、②以甲醇为原料制取二甲醚后，二甲醚经过氧化偶联反应得到乙二醇的方法、③用甲醛作为原材料在催化剂的作用下，并加入氢气得到乙二醇的方法、④由合成气气为基础原料制得中间产物草酸二甲酯，再由中间产物加氢得到乙二醇的方法等。其中，草酸酯法已经在现在的煤化工工业中投入应用。本文应用草酸酯法（氧化偶联法）路线制取乙二醇进行论述，要求为年产30万吨煤制乙二醇，对其中煤制乙二醇过程中深冷分离工段工艺进行设计。CO作为合成DMO的主要原料气，根据合成工艺条件的要求CO气体必须是高纯度的，然而从低温甲醇洗过来的原料气中含有CO、H2等微量杂质，必须对原料气进行分离提纯。CO与N2的沸点相似，所以工业上引用深冷分离技术分离提纯CO/H2，深冷分离技术能够满足系统对气体纯的要求。第一章乙二醇制备简介1.1设计概述1.1.1设计要求设计规模：年产30万吨煤制乙二醇，为满足系统对气体产品的纯度要求，利用深冷分离法对CO/H2进行分离。其中CO纯度≥99%，H2纯度≥99.9%。1.1.2乙二醇（EG）（一）乙二醇的性质和用途乙二醇简称EG，它是一种无色无臭并且带着甜味的液体。对动物有毒，对人有也一定的影响，如果人类误食乙二醇或者接触其剂量为1.6g/h将会导致死。若遇到明火、高温过热或者与氧化剂接触，则会引起燃烧和爆炸的危险。乙二醇是一种极易溶于水的物质，同时乙二醇作为一种简单的二元醇，它的性质与乙醇也极为相似都能够溶解在低碳醇、甘油、丙酮、乙酸、吡啶、醛类等物质中，当然乙二醇也能够微微的溶解在醚物质中。同样的，乙二醇既有溶解于一种物质也能在其他物质中共存（即是不溶于一种物质），乙二醇能够在苯溶液、二硫化碳溶液、氯仿溶液，四氯化碳溶液中共存。它具有很强的吸水性和毒性，主要是用来生产聚酯纤维、防冻剂、非离子表面活性剂等，此外在染料、涂料、粘合剂、溶剂、润滑剂、软化剂、增塑剂和炸药等方面应用也非常广泛[2]。表1-1乙二醇的物理性质分子式C2H6O2分子量62.07物理性质无色、有甜味、澄清的粘稠液体凝固点-11.5℃沸点197.6℃冰点-13.2℃相对密度1.1135(20℃)折光率1.43063(25℃)（二）乙二醇合成研究进展伴随着全球聚酯产品在市场上的消费情况来看，聚酯产品呈急剧增长状态，全球的乙二醇产能也紧跟着迅速增长。据统计2006年全球乙二醇的生产产能是1955.5万吨，然而到了2016年全球乙二醇的产能便增长到了3747万吨，十年时间全球乙二醇的生产产能就增长了1751.5万吨，其中2016年全球乙二醇产能增长了175万吨。我国就增长了120万吨，占2016年全球乙二醇产能的68.57%，而国外仅增长了55万吨，占全球乙二醇产能的31.43。预计2023年全球乙二醇产能达5000万吨以上[3]。由于我国乙二醇产量的增长速度明显低于消费的增长素的，因此近年来我国进口乙二醇逐年大幅度增加，从2002年的214.57万吨大幅增加至2012年的794.03万吨，而我国的自给率始终徘徊在25%左右，是世界上乙二醇的主要进口国[4]。因而乙二醇的生产与消费引起了各国重视，随着科学技术不断的发展生产技术不断得到改进，新工艺的研究开发方兴未艾[5]。由于我国受到了石油供不应求的影响，与国家需求量关系的矛盾。以合成气为原料来合成乙二醇的路线受到人们广泛的关注。合成气的原料来源于天然气、石油残渣和煤。而煤在我国资源丰富，并且价格便宜。以煤为原料采用合成气合成乙二醇在我国将有广阔的发展前景[6]。1.2煤制乙二醇合成技术[7-10]到目前为止石油化工和非石油化工两大合成路线成了全球合成乙二醇的重要技术，以环氧乙烷（EO）为基础的直接水合、间接水合和碳酸乙烯酯法成为了石油化工工业中主要的合成手段；而非石油化工则是以原料气为基础进行合成。根据我国能源的基本结构，煤制乙二醇合成技术在现代化工工业中不断的兴起，煤制乙二醇的直接合成法和间接合成法瞬间成为了化工行业的重要研究对象，其中间接合成乙二醇的技术在化工企业中运用比较广泛。1.2.1直接合成法2CO+3H2=HOCH2CH2OH煤制乙二醇直接合成法主要是通过添加催化剂，并且在高温高压的条件下进行合成，从而得到乙二醇。其步骤可视为由两个小步骤反应完成：①以煤或煤渣为原材料在高温和高压的情况下，经过气化反应生成合成气，合成气中包括CO和H2，②2CO+3H2=HOCH2CH2OH由于反应过程都是在高温高压的条件下才能进行，反应中涉及的催化剂很难达到，并且在热力学上也很难实现，因此直接合成法无法在工业中大规模的使用。1.2.2间接合成法煤通过一系列化学反应制得乙二醇的间接合成法主要有两种路线：①合成气制取中间产物草酸二甲酯，再由中间产物制取乙二醇的草酸酯法路线，②合成气制取甲醇，再由甲醇制取乙二醇的甲醇甲醛路线。草酸酯法2CH3OH+N2O32CH3ONO+H2O2CO+2CH3ONO(COOCH3)2+2NO(COOCH3）2+4H2(CH22CH3OH+N2O32CH3ONO+H2O2CO+2CH3ONO(COOCH3)2+2NO(COOCH3）2+4H2(CH2OH)2+2CH3OH甲醇甲醛合成法甲醇脱氢二聚法2CH3OH=HOCH2CH2OH+H2甲醛脱氢二聚法主要由消除反应和加聚反应两个反应过程组成，它2CH3OH=HOCH2CH2OH+H2在两个反应过程所需要的条件太过于苛刻，因为甲醇中的碳氢键和烷基中的碳氢键都是属于惰性键，必须通过共价键断裂成自由基的反应才能进行，因此并没有取得满意的结果。（2）二甲醚氧化偶联法2CH3OCH3→CH3OCH2CH2OCH3→HOCH2CH3OCH3→CH3OCH2CH2OCH3→HOCH2CH2OH此反应过程需要在高温下制取反应所需要的催化剂。此反应过程中所需要完成的热力学难度系数非常大，在如今的工业中还无法进行，仍然还需要研究。（3）羟基乙酸法羟基乙酸法是指用甲醛、CO和水作为原料，在200～225℃和2～4MPa的高温高压和浓硫酸或者氢氟酸催化剂的作用下，经过缩合反应生成羟基乙酸，再进行下一步的甲醇酯化法反应生成羟基乙酸甲酯。最后羟基乙酸用过量氢以亚铬酸铜作为催化剂反应生成乙二醇的过程方法，甲醇在反应过程中可以循环使用。反应式如下:HCHO+CO+HHCHO+CO+H2O→HOCH2COOHHOCH2COOH+CH3OH→HOCH2COOCH3+H2OHOCH2COO(CH2)2OH+2H2→2HOCH3CH2OH此方法的主要缺点是反应过程中运用的酸性催化剂具有很强的腐蚀性，对环境所造成的污染和腐蚀比较严重，因此不用于生产。（4）甲醛缩合法2HCHO+2H+2e→HOCH2CH2OH甲醛缩合法是指甲醛通过自身2HCHO+2H+2e→HOCH2CH2OH得乙二醇的方法。反应如下:此方法的最大缺点是耗电量非常大,只得到浓度非常低的乙二醇产物,因此还需要进一步研究电解槽的结构和条件的改进。（5）甲醛氢甲酰化法HCHO+CO+H2→HOCH2CHOHOCH2CHO+HHCHO+CO+H2→HOCH2CHOHOCH2CHO+H2→HOCH2CH2OH由于此方法的反应活性和选择性都比较低,因此，还需对反应过程的催化剂进行研究。1.3煤制乙二醇合成原理1.3.1CO氧化偶联法制乙二醇草酸酯法也称为CO氧化偶联法，主要是指由草酸二甲酯（DMO）通过催化加氢制取乙二醇（EG）的方法。其生产原理主要可分成如下三步：（1）原料气的制备2C+O2=2CO在低压的情况下，煤经过气化制成CO：2C+O2=2CO（1-1）用间歇法制得半水煤气，再由半水煤气经过高温和低温变换制得氢气：C+H2O=CO+H2（1-2）C+H2O=CO+H2CO+H2O=CO2+H2（1-3）CO+H2O=CO2+H2（2）草酸二甲酯的合成2CO+2CH3ONO=(COOCH3)2+2NO煤经由气化反应所得到的CO在催化剂的作用下，与亚硝酸甲酯（CH3ONO）发生反应，反应生成一摩尔草酸二甲酯（DMO）和两摩尔NO，这个反应过程称为偶联反应：2CO+2CH3ONO=(COOCH3)2+2NO(1-4)2NO+2CH3OH+½O2=2CH3ONO+H2O草酸二甲酯合成过程中发生偶联反应的同时也伴随着再生反应过程，再生反应过程是指经过偶联反应所得的产物NO与甲醇和O2反应生成亚硝酸甲酯的过程，再生反应过程的化学反应方程式如下：2NO+2CH3OH+½O2=2CH3ONO+H2O（1-5）2CO+½O2+2CH3OH=(COOCH3)2+H2O2CO+½O2+2CH3OH=(COOCH3)2+H2O（1-6）在反应过程中，为减少成本避免浪费所得到的亚硝酸甲酯产物会被运输到偶联反应过程中循环使用。（3）乙二醇的制取上一工序反应生成的草酸二甲酯DMO经一系列的化学变化得到乙二醇，此过程经过的化学变化为串联反应过程。串联反应过程是指先把草酸二甲酯DMO通过加氢生成中间产物乙醇酸甲酯（MG），其次再由中间产物加氢生成乙二醇的过程称为串联反应过程。(COOCH3）2+4H2=(CH2OH)2+2CH3OH(COOCH3）2+4H2=(CH2OH)2+2CH3OH1.3.2乙二醇的生产流程空气通过分离得到氧气，氧气一部分被送到锅炉与原料煤发生气化反应，另一部分则被送到再生塔中与亚硝酸甲酯发生再生反应。反应得到的工艺气经过耐硫变换被送往下一工序，间歇法制得半水煤气，在高温变换和低温变换的情况下进行酸性气体脱除并净化从而制得氢气。在上一工序中反应生成的一氧化碳和氢气进入冷箱中进行CO/H2深冷分离，分离得到的富氢气和一氧化碳。富氢气被送往变压吸附器中进行提纯，一氧化碳则被运输到压缩机进行压缩。被提纯的富氢气一部分用作乙二醇的合成，一部分会进行解吸压缩得到解吸气，解吸气进入冷箱中循环使用。经过压缩后的一氧化碳进入合成器中与亚硝酸甲酯进行反应生成草酸二甲酯。草酸二甲酯反应的尾气将会导入再生塔中循环使用，草酸二甲酯则进入精制工段进行草酸二甲酯精制，精制后的草酸二甲酯与氢气在合成器中反应生成乙二醇。合成的乙二醇为粗产物，粗产物中含有氢气、草酸二甲酯、乙二醇和中间产物乙醇酸甲酯。所以要对乙二醇粗产物进行分离提纯，最后得到乙二醇产品。1.3.3乙二醇生产流程简图冷冻空气分离煤气化耐硫交换酸性气体脱出CO/H2冷冻空气分离煤气化耐硫交换酸性气体脱出CO/H2深冷分离富氢气变压吸附提纯一氧化碳压缩解吸气解吸气压缩一氧化碳亚酯再生草酸二甲酯合成草酸二甲酯精制乙二醇合成氢气乙二醇分离乙二醇产品氧气图SEQ图\*ARABIC1-1乙二醇的生产方框流程示意图第二章深冷分离CO/H22.1深冷分离概述深冷分离法于1902年由林德教授所发明的，深冷分离技术在1925年由德国林德公司开发[11]。深冷分离技术是一种高压低温技术，主要是利用各组分之间沸点的不同，将混合气体经过深冷液化并对其进行分离，在-210℃~-105℃的范围内对混合气体进行多层次的深冷分离[12]。深冷分离CO是物理分离方法，它的基本原理是焦耳-汤姆逊的节流效应[13]。2.2深冷分离工艺选择及操作原理2.2.1操作原理深冷分离装置设置是为了满足系统对产品气体的纯度要求，气体分离原理是利用不同气体的凝固点不同，所需要的冷凝温度不同的原理来进行精馏分离，从而达到不同气体的提纯，深冷分离过程主要是对一氧化碳和富氢气进行提纯，系统要求一氧化碳的纯度要≥99%，富氢气进入变压吸附器（PSA）进行提纯，其纯度要求要达到99.9%以上。冷箱单元主要包括前端吸附单元、冷箱以及排污系统组成。精脱硫装置出口净化气组分大部分由氢气和一氧化碳组成，也包含微量的水，二氧化碳和甲醇，在气体进入冷箱之前需要一个净化系统即前端吸附单元将其中的水和二氧化碳、甲醇脱除，因为它们会冻结在冷箱内的换热器上，从而造成的沉积会导致系统停止运行。因此，净化气在进入冷箱前需流经干燥吸附。根据净化气里气体组分和后系统对氢气、一氧化碳气体的纯度要求，冷箱工艺主要选择的是部分冷凝法工艺，冷箱里的设备主要包括主换热器、气液分离罐、甲烷/粗一氧化碳分离塔、氮气/一氧化碳分离塔、包括一套排液系统组成。2.2.2工艺特点此深冷分离装置采用的工艺是净化气部分冷凝工艺，即在冷箱中的不同塔里进行气体分离提纯，来自冷箱的闪蒸汽和PSA装置的解吸气经过PSA尾气循环压缩回到冷箱以此来提高H2、CO气体的回收率。2.3CO/H2分离工艺流程2.3.1CO/H2工艺流程简述经精脱硫处理后的常温气体送至前端净化单元吸附罐进行气体吸附净化，吸附净化原料气里的CO2和CH3OH等微量杂质，避免原料气中的微量杂质进入冷箱中受到低温的影响而发生结冰的现象，堵塞设备管道，从而导致深冷单元无法满足系统对产品纯度的要求，还有可能会影响到下一工序的正常运行。前端净化单元由两个吸附罐组成。吸附操作需要通过程序控制系统才能完成。有两个相同数量吸附剂的吸附罐填充并同时进行工作：当其中一个吸附罐在吸附的时候，另外一个吸附罐再生。吸附罐的吸附量达到其最大吸附能力时，用氮气再生。气体离开前端净化单元后需要经过换热器E-3123进行降温处理后再进入到冷箱里提纯。原料气在冷箱装置中提纯需要进行两次换热处理，在换热器E-3101进行第一次冷却，再进入E-3102里进行第二次冷却，经冷却后的原料气送到气液分离器V-3103中闪蒸分离，顶部气体称为富氢气，在深冷单元换热器E-3102/E-3103/E-3101里复热至常温(32℃)后离开冷箱，被送至变压吸附（PSA）装置进行H2提纯。V-3103液体通过阀门膨胀后送到闪蒸塔C-3102，其中大量的氢气被闪蒸出来，闪蒸塔C-3102底部液体通过闪蒸塔再沸器E-3106加热后溶解在液相中的氢气分离出来，C-3102塔顶闪蒸气在换热器E-3103和E-3101里加热至常温（32℃），在中等压力（0.91Mpa）下送至PSA尾气循环压缩机的中间段升压。来自CO压缩机的高压气体经过E-3101冷却后进入闪蒸塔再沸器E-3106提供热量，通过E-3103冷却后去CO/CH4容器V-3112与E-3112换热，一氧化碳被加热后气液相在此分离,顶部气相去E-3102/E-3101换热后去CO压缩机K-3101入口，CO/CH4容器V-3112液相部分去E-3103，另一部分去热虹吸罐V-3102，V-3102液相经过E-3102复热后返回V-3102，V-3102气相与V-3109和V-3112来的CO气体混合后进入E-3102复热后，与E-3103复热的一氧化碳一同去E-3101复热至32℃进入CO循环压缩机K-3101低压缸入口增压。闪蒸塔C-3102塔釜的液体经过E-3102换热后送到CO/CH4分离塔C-3103,来自E-3101的部分合成气进入CO/CH4分离塔中的再沸器E-3107给CO/CH4分离塔C-3103提供热量后，与原合成气一起去E-3102换热，CO/CH4分离塔C-3103底部含一氧化碳的甲烷液体在CO/CH4分离塔再沸器E-3107中加热，一氧化碳和氮气分离出来，塔底部的液态甲烷在E-3102/E-3101复热到常温(20℃)被送至燃料管网。从C-3103塔顶出来的粗一氧化碳进入CO/N2分离塔C-3104中部，与进入CO/N2分离塔C-3104下部的中压一氧化碳进行热质交换，氮气被分离出来，底部得到高纯度的液态一氧化碳，经过阀门后送至V-3109中与再沸器E-3109换热，V-3109顶部气相与顶部气相混合换热后去CO压缩机K-3101低压缸入口。C-3104顶部气相通过E-3109换热后液体返回C-3104，气相通过E-3103/E-3101换热至常温（20℃）去放空管网。高纯度一氧化碳气体经过压缩机升压后，得到中、高压CO气体，中压一氧化碳气体部分作为产品气去DMO合成工段，部分中压一氧化碳气体和高压一氧化碳气体分别去冷箱循环运行，提供冷箱所需能量。装置冷量的平衡由空分装置提供的液氮来维持。事故工况下，冷箱内液体被排放到地下槽中，被蒸汽加热气化后，送往火炬燃烧。2.3.2CO/H2分离工艺流程图第三章物料衡算3.1冷箱装置的物料衡算3.1.1计算依据输入系统的物料量=输出系统的物料量+系统内积累的物料量进行物料衡算的依据是质量守恒定律。质量守恒定律是指在一个孤立的物系中，无论物质发生任何变化，它的质量始终不变[14]。得到物料衡算式为：输入系统的物料量=输出系统的物料量+系统内积累的物料量由于本设计的工艺过程为连续操作过程，所以系统内没有累积物料，即：累积的物料量为0，则有:输入系统的物料量=输出系统的物料量输入系统的物料量=输出系统的物料量ΣFΣF0=ΣD式中，F0——输入体系中物料的质量D——离开系统中物料的质量3.1.2基础数据CO/CH4分离塔闪蒸塔煤制乙二醇年产量为30万吨，年生产时间为330天（d），每天24小时（h），总的时间为7920小时（h）。深冷分离流程示意图如下：CO/CH4分离塔闪蒸塔CO/N2分离塔主换热器气液分离塔CO压缩机PSA循环压缩图3-1深冷分离流程示意图CO/N2分离塔主换热器气液分离塔CO压缩机PSA循环压缩3.2物料衡算原料气流量为94000Nm3/h，T1=0℃=273K,P1=101KPa,V1=94000Nm3/h，T2=32℃=305K，P2=3MPa=3000KPa，根据公式：，=（101×94000×305）/(3000×273)=3535.62m3/h即：94000Nm3/h=3535.62m3/h80865Nm3/h，T1=0℃=273K,P1=101KPa,V1=80865Nm3/h，T2=32℃=305K，P2=3MPa=3000KPa，根据公式：，=（101×80865×305）/(3000×273)=3041.57m3/h即：80865Nm3/h=3041.57m3/h同理求得：2669Nm3/h=100.39m3/h，500Nm3/h=18.81m3/h203Nm3/h=7.64m3/h，9971Nm3/h=375.04m3/h，288Nm3/h=10.83m3/h14400Nm3/h=541.63m3/h，22746Nm3/h=855.54m3/h质量流量=体积流量×密度由，质量流量=体积流量×密度其中混合气体的密度=组分1的密度×组分1的摩尔分数+……+组分i的密度×组分i的摩尔分数。混合气体的密度=组分1的密度×组分1的摩尔分数+……+组分i的密度×组分i的摩尔分数。气体的密度如下表:表3-2气体密度组分COH2CO2CH4N2Ar密度kg/m31.250.091.980.721.251.78原料气的密度=1.25×34.25%+0.09×65.06%+1.98×(2×10-5)%+0.72×0.22%+1.25×0.50%+1.78×0.03%=0.495kg/m3原料气的质量流量=3535.62m3/h×0.495kg/m3=1750.13kg/h富氢气的质量流量=3041.57×（13.1%×1.25+86.5%×0.09+0.3%×1.25）=746.25kg/h闪蒸汽的质量流量=100.39×（22.3%×1.25+77.1×0.09%+0.5%×1.25）=35.58kg/hCH4的质量流量=18.81×（58.5%×1.25+40.9%×0.72+0.4%×1.25+0.2%×1.78）=19.45kg/h放空尾气的质量流量=7.64×（22.3%×1.25+0.03%×0.09+77.4%×1.25+0.22%×1.78）=9.55kg/h高压CO的质量流量=375.04×（99%×1.25+0.9%×1.25+1.78×0.1%）=469kg/h中压CO的质量流量=541.63×（99%×1.25+0.9%×1.25+1.78×0.1%）=677.32kg/h循环压缩机的质量流量=855.54×（49.54%×1.25+0.09%×49.24+0.04%×0.72+1.14%×1.25+1.78×0.04%）=781.83kg/h损失CO的质量流量=10.83×（99%×1.25+0.09×0.05%+0.05%×0.72）=13.52kg/h计算结果如下表气体组分COH2CO2CH4N2Ar体积流量Nm3/h质量流量kg/h摩尔百分比/%原料气34.2565.062×10-50.220.500.03940001750.13出富氢气13.186.5000.30080865746.25出闪蒸汽22.377.1000.50266935.58出CH458.50040.90.40.250019.45放空尾气22.30.030077.40.222039.55进高压CO99.00000.90.19971469进中压CO99.00000.90.114400677.32循环压缩机进冷箱49.5449.2400.041.140.0422746781.83损失CO99.90.0500.050028813.52主换热器的物料衡算，由于此过程不发生化学变化的物理换热过程，即：进料量=出料量。进料量=进高压CO+进中压CO+循环压缩机+原料气=1750.13+781.83+469+677.32=3678.28kg/h出料量=进料量=3678.28kg/h由于整个深冷分离系统无化学变化，则有：气液分离塔进料量=3678.28，出料量=3678.28-746.25=2932.03kg/h闪蒸塔进料量=2932.03kg/h，出料量=2932.03-35.58=2896.45kg/hCO/CH4进料量=2896.45kg/h，出料量=2896.45-19.45=2877kg/h同理可得衡算结果如下表：主换热器气液分离塔闪蒸塔CO/CH4CO/N2CO压缩机输入kg/h3678.283678.282932.032896.4528772867.45输出kg/h3678.282932.032896.4528772867.451707.61第四章热量衡算4.1换热器E-3123的热量衡算4.1.1计算依据计算依据是根据热力学第二定律，凡是存在温度差就必然导致热量自发地从高温处向低温处传递，这一过程称为热量传递过程，简称为传热过程[14]。换热器属于稳态传热系统，在稳态传热系统中，热量衡算为：4.1.2衡算条件对原料气出前端吸附单元，进入冷箱装置前的换热器E-3123进行热量衡算。将流量为1750.13kg/h的原料气从65℃冷却至常温32℃，冷却水进出口温度分别为30℃和40℃。一定的温度下流体的物性参数可由《化工工艺设计手册》查得，具体数据如下表表3-3物性参数表原料气组分比热容kJ/(kg·℃）黏度（）/Pa·s密度kg/m3热导率W/（m·℃）CO0.7541.661.2500.0226H210.130.8420.08990.163CO20.6531.371.9760.0137CH41.701.030.7170.0300N20.7451.701.2510.0228Ar0.3222.091.78200.0173水4.1877.279940.626原料气的比热容服从迭加规律：式中：M——摩尔百分比，n——分子量，Cpi——各组分的比热容原料气总比热容为：cp=0.754×28×34.25%+10.13×2×65.06%+0.653×44×(2×10-5)%+1.70×16×0.22%+0.745×28×0.5%+0.322×40×0.03%=20.58kJ/(kg·℃）原料气的黏度计算公式为：==1.39×10-4Pa·s式中：Mi——各个组分摩尔百分比，yi——各个组分的分子量，——各个组分的黏度原料气的热导率计算公式：==0.084W/（m·℃）式中：Mi——各个组分摩尔百分比，yi——各个组分的分子量，——各个组分的热导率其中原料气的密度为0.495kg/m3。4.2衡算结果换热器中两种流体在传热过程中都不会发生化学反应和相的变化，由于水的对流传热系数相对于其他液体来说比较大，并且容易易结垢，为了方便清洗，故选择冷却水走换热器的管程，原料气走壳程。换热器热负荷和冷却水流量：=3678.28×20.58×103×(65-32)/3600=693907.52W==59662.46kg/h即换热器的热负荷为693907.52W，冷却水流量为59662.46kg/h。第五章设备选型5.1换热器E-3123的初选计算两种流体的平均温差，假设换热器为单壳程，偶管程。则逆流时的平均温差为：==19.3℃==0.29=3.3利用对数平均温差校正系数，采用外推法查得。所以：=0.96×19.3=18.53℃根据两流体的情况，假设K估=500W/（m2·℃），管程体积流量=。选的换热管，取管程流速为1.2m/s，则单壳程换热管总根数和单壳程管长为：选换热管长度为6m，则管程数为，取管程数为4,。换热管总根数为=4×44=176。由于℃(＜50℃)，因此本设计采用固定管板式换热器，根据估算结果和换热器系列标准中可选定E-3123的设备选型为：AEL600-4.0-102.8-6/25-4型换热器，有关参数如下：AEL600-4.0-102.8-6/25-4壳经/mm600管子规格/mm管长/m6公称压力/MPa4.0计算换热面积/m2102.8管子总数222管程流通面积/m20.0174管子排列方式正方形斜转45°5.2E-3123的选型5.2.1计算总传热系数（1）计算管程对流传热系数m/s（2）计算壳程对流传热系数选择换热器列管的中心距t=32mm，折流板间距h=200mm，则流体通过管间最大截面积为：m2=0.027m壳程中原料气被冷却，取=0.95所以：=564.63（3）污垢热阻参考《化工原理》中列管式换热器总传热系数K的经验值，可得管内和管外的污垢热阻分别取：Rs1=0.00017Rs2=0.00018（4）总传热系数假设管壁热阻可忽略时，换热器E-3123的总传热系数K计为：==433.945.2.2计算所需要的传热面积A/A计=102.8/86.30=1.191m2A/A计=102.8/86.30=1.191m2根据计算结果可知：所选择换热器的传热面积具有足够的裕量，所以该换热器合适。即：换热器E-3123的选型为AEL600-4.0-102.8-6/25-4。第六章总结转眼大学四年的生活就要结束了，走在校园里看着熟悉的教学楼、宿舍楼、操场、图书馆，没有多久就要离开这个熟悉的环境，此时的我心潮澎湃、热血沸腾、浮想联翩。毕业，在我看来：是一种解脱，但同时更是一种折磨。这是一种二律背反，难以条分缕析，即便是费尽唇舌，也难以一语中的给出一个令自身满意的毕业时的心情结论。但有一点是毋庸置疑的，只有身处其中的人才能领会其中的酸甜苦辣，没有亲身经历的人很难有感同身受的体会。经过几个多月的努力我的毕业设计终于完成了，但是现在回想起来做毕业设计的整个过程，我颇有心得，其中有苦也有甜，艰辛同时又充满乐趣，通过本次毕业设计，没有接受任务以前觉得毕业设计只是对这四年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做毕业设计后才发现毕业设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。下面我对整个毕业设计的过程做一下简单的总结。第一，接到任务以后进行选题。选题是毕业设计的开端。第二，题目确定后就是找资料了。查资料是做毕业设计的前期准备工作，到图书馆、网上找各种论文、查阅大量的文献，并做好笔记。第三，通过上面的过程,已经积累了不少资料，对所选的题目也大概有了一些了解，这一步就是在这样一个基础上，综合已有的资料来更透彻的分析题目。第四，有了研究方向,就要动手实现。编写源代码的时候最好是编写一个小模块就进行调试，这样可以避免设计的最后出现太多的错误而乱成一团糟。一步步地做下去之后，你会发现要做出来并不难，只不过每每做一会儿会发现一处错误要修改,就这样在不断的修改调试，再修改再调试。第五，写论文能提升以下几个方面的能力：1、文字表述：论文里的语言非常讲究，这方面需要继续加强。2、交流、讨论：文章的大致内容写完后，一定要和老师、其他同学多交流，让他们多提点建议。3、细心：模型公式编辑、标点符号、文章各段格式等，都需要