年产30万吨甲醇毕业设计

1、东北石油大学本科生毕业设计（论文）年产30万吨甲醇毕业设计摘 要甲醇是由co和h2合成的，本设计分析了操作条件：温度、压力、原料气组成、空速和惰性气体对甲醇生产的影响，本设计采用煤为原料，通过gsp气化工艺将原料煤气转化为合成气，通过变换和nhd脱硫脱碳工艺把合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气，在列管式等温反应器中合成甲醇，本设计采用xnc-98型催化剂，利用三塔精馏工艺将生成的粗甲醇精制后得到精甲醇。设计的主要内容包括能量衡算和主要设备的选型，能量衡算有物料衡算和热量衡算，主要设备包括甲醇合成塔和精馏塔。 关键词：甲醇；合成；精馏33 abstractmethanol consists o

2、f co and h2，this design analysis the effects of operation conditions: temperature, pressure, the gas material composition, airspeed and inert gas , this design uses the coal as raw material, through the gsp gasification process will raw materials gas into snags, through the transformation and nhd de

3、sulfurization process into the decarburization snags methanol synthesis conditions meet gas material, in the tube type of methanol synthesis isothermal reactor, this design uses the xnc-98 type catalyst, use three tower distillation process will create the thick methanol blended get fine methanol. t

4、he design of the main contents include energy calculation and major equipment selection, energy balance calculations have material calculation and heat balance calculations, the main equipment including methanol synthesis tower and rectifying tower. key words：methanol；synthesis；rectification目 录第1章 概

5、述1第2章 工艺简介及影响因素2 2.1甲醇合成工艺简介2 2.2操作条件对反应过程的影响2第3章 甲醇生产工艺流程5 3.1甲醇合成工艺流程5 3.2 甲醇精馏工艺流程6第4章 工艺计算8 4.1物料衡算8 4.2能量衡算16第五章 主要设备的计算和选型21 5.1甲醇合成塔的设计21 5.2甲醇精馏塔的设计23参考文献32致 谢33第1章 概述由于我国石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已成为我国经济发展的关键。甲醇不仅是重要的化工原料，而且还是性能优良的能源和车用燃料。随着石油和天然气价格的迅速上涨，煤制甲醇更加具有优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配置科学

6、、安全环保”的原则，结合甲醇的性质特征设计年产30万吨煤制甲醇的生产。甲醇由h2和co合成，是最简单的饱和一元醇，俗称木醇、木精，化学式ch3oh,无色澄清液体,微有乙醇样气味,易挥发,易流动；燃烧时无烟有蓝色火焰；能与多种化合物形成共沸混合物。本次设计主要包括三个部分，第一部分是甲醇合成的工艺流程，第二部分是能量衡算，第三部分是主要设备的计算和选型。第一部分有甲醇合成工艺和甲醇精馏工艺。甲醇合成流程可概述为：首先采用gsp气化工艺将原料煤气转化为合成气，然后通过变换和nhd脱硫脱碳工艺把合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气，接着在xnc-98型催化剂的作用下合成甲醇，最后将生成的粗甲醇利用三

7、塔精馏工艺精制后得到精甲醇。第二部分包括物料衡算和能量衡算。第三部分主要是甲醇合成塔和精馏塔的设计。本设计采用固定管板列管合成塔，这种合成塔就是一台列管换热器，催化剂在管内，管间（壳程)是沸腾水，将反应热用于副产3.0mpa4.0mpa的中压蒸汽。精馏是利用不同物质的挥发度不同，将液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离到所要求组分的操作过程。甲醇精馏采用三塔精馏工艺，其具有精馏能耗低，操作稳定，产品质量还等突出优点，但操作相对比较复杂。精馏塔选用的是板式塔，塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。例如应用于气体吸收时，液体由塔的上部通过分布器进入，

8、沿填料表面下降。气体则由塔的下部通过孔隙逆流而上，与液体密切接触而相互作用。结构比较简单，检修比较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。 第2章 工艺简介及影响因素2.1甲醇合成工艺简介图1-1 甲醇合成工艺流程图2.2操作条件对反应过程的影响 （1）温度在甲醇合成反应过程中，温度对于反应混合物的平衡和速率都有很大影响。对于反应来说，温度升高会使分子的运动加快，分子间的有效碰撞增多，并使分子克服化合时的阻力的能力增大，从而增加了分子有效结合的机会，使甲醇合成反应的速度加快。但是，由于一氧化碳加氢生成甲醇的反应和由二氧化碳加氢生成甲醇的反应均为可逆的放热反应，对于可逆放热反应来讲，温度升高

9、固然使反应速率常数增大，但平衡常数的数值将会降低。因此，选择合适的操作温度对甲醇合成至关重要，所以必须兼顾上述两个方面，温度过低达不到催化剂的活性温度，则反应不能进行。温度太高不仅增加了副反应，消耗了原料气，而且反应过快，温度难以控制，容易使催化剂衰老失活。一般工业生产中反应温度取决于催化剂的活性温度，不同催化剂其反应温度不同。另外为了延长催化剂寿命，反应初期宜采用较低温度，使用一段时间后再升温至适宜温度。甲醇合成催化床层的操作温度主要是由催化剂的活性温度区决定的。操作温度的控制同样是一个操作费用的控制问题，在设计中，需要延长催化剂的使用寿命，防止催化剂的迅速老化和活性衰减速度加快。一般而言，

10、在催化剂的使用初期，反应温度维持在较底的数值，随着使用时间的增加，逐步提高反应温度。例如副产蒸汽型等温甲醇合成塔采用国产铜系催化剂，使用前期，可控制床层零点温度230240，热点温度260左右；后期，可控制床层零点温度260270，热点温度290。设计采用的甲醇合成塔为列管式等温反应器，管间走的是沸腾水，可以副产蒸汽，床层内温差很小，接近最佳温度操作曲线。设计中采用的甲醇合成催化剂为国产的铜系xcn-98，由它的性质可知：适合使用的温度范围为200290。（2）压力 压力是甲醇合成反应过程的重要工艺条件之一。甲醇合成反应时分子数变少，因此增加压力对反应有利，由于压力高，组分的分压提高，因而催化

11、剂的生产强度也提高，操作压力的选用与催化剂的活性有关。早期的高压法合成甲醇工艺采用的是锌基催化剂，由于活性差，需要在高温高压下操作，其操作压力为2535mpa，操作温度350420。较高的压力和温度下，一氧化碳和氢生成甲烷、异丁醇等副产物，这些副反应的反应热高于甲醇合成反应，使床层温度提高，副反应加速，如果不及时控制，会造成温度猛升而损坏催化剂。近年来普遍使用的铜基甲醇合成催化剂，其活性温度范围在200300，有较高的活性，对于规模小于30万吨/a的工厂，操作压力一般可降为5mpa左右；对于超大型的甲醇装置，为了减少设备尺寸，合成系统的操作压力可以升至10mpa左右。本设计采用的是低压法（入塔

12、压强为5.14mpa）合成甲醇。（3）气体组成氢与一氧化碳合成甲醇的化学当量比为2，与二氧化碳合成甲醇的化学当量比为3，当一氧化碳与二氧化碳都有时，对原料气中氢碳比要求为f=（h2-co2）/(co+co2)=2.102.15,当原料气组成偏离上述值时应调节氢碳比，原料气中氢气过多时，需要在转化前或转化后加入二氧化碳调节合理氢碳比；当氢碳比太低时，需要设置变换工序使过量的一氧化碳变换为氢气，再将过量的二氧化碳除去。甲醇合成原料气中应保持一定量的二氧化碳，一定量二氧化碳的存在能促进铜基催化剂上甲醇合成的反应速率，适量二氧化碳可使催化剂呈现高活性，此外，在二氧化碳存在下，甲醇合成的热效应比无二氧化

13、碳时热效应要小，催化床温度易于控制，这对防止生产过程中催化剂超温及延长催化剂寿命是有利的。但是，当二氧化碳含量过高时，会造成粗甲醇中含水量增多降低压缩机生产能力，增加气体压缩与精馏粗醇的能耗。二氧化碳在原料气中的最佳含量，应根据甲醇合成所用的催化剂与甲醇合成操作温度作相应调整。在使用锌-铬催化剂的高压合成装置中，原料气含二氧化碳45时，催化剂寿命与生产能力不受影响，合成设备操作稳定而且可以自热，但是粗甲醇含水量为1416。因此，对于锌-铬催化剂上甲醇合成反应，原料气中二氧化碳低于5为宜。在采用铜基催化剂时，原料气中二氧化碳可适当增加，可使塔内总放热量减少，以保护铜基催化剂不致过热，延长催化剂使

14、用寿命。 （4）空速空速的大小意味着气体与催化剂接触时间的长短，在数值上，空速与接触时间互为倒数。一般来说，催化剂活性愈高，对同样的生产负荷所需的接触时间就愈短，空速愈大。甲醇合成所选用的空速的大小，既涉及合成反应的醇净值、合成塔的生产强度、循环气量的大小和系统压力降的大小，又涉及到反应热的综合利用。当甲醇合成反应采用较低的空速时，气体接触催化剂的时间长，反应接近平衡，反应物的单程转化率高。由于单位时间通过的气量小，总的产量仍然是低的。由于反应物的转化率高，单位甲醇合成所需要的循环量较少，所以气体循环的动力消耗小。当空速增大时，将使出口气体中醇含量降低，即醇净值降低，催化剂床层中既定部位的醇含

15、量与平衡浓度增大，反应速度也相应增大。由于醇净值降低的程度比空速增大的倍数要小，从而合成塔的生产强度在增加空速的情况下有所提高，因此可以增大空速以增加产量。但实际生产中也不能太大，否则会带来一系列的问题：（1）提高空速，意味着循环气量的增加，整个系统阻力增加，使得压缩机循环功耗增加。（2）甲醇合成是放热反应，依靠反应热来维持床层温度。那么若空速增大，单位体积气体产生的反应热随醇净值的下降而减少。空速过大，催化剂温度就难以维持，合成塔不能维持自热则可能在不启用加热炉的情况下使床层温度跨掉。国产铜基催化剂，一般要求气体空速在800020000h-1之间。空速过低，结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻

16、力加大或合成系统投资加大，能耗增加，催化剂的更换周期缩短。空速的选择需要根据每一种催化剂的特性，在一个相对较小的范围内变化。xcn-98的空速要求为600015000h-1，本设计空速定为12000 h-1。（5）惰性气体（ch4、n2、ar）的影响合成系统中惰性气体含量的高低，影响到合成气中有效气体成分的高低。惰性气体的存在引起co、co2、h2分压的下降。合成系统中惰性气体含量，取决于进入合成系统中新鲜气中惰性气体的多少和从合成系统排放的气量的多少。排放量过多，增加新鲜气的消耗量，损失原料气的有效成分。排放量过少则影响合成反应进行。调节惰性气体的含量，可以改变触媒床层的温度分布和系统总体压

17、力。当转化率过高而使合成塔出口温度过高时，提高惰气含量可以解决温度过高的问题。此外，在给定系统压力操作下，为了维持一定的产量，必须确定适当的惰气含量，从而选择（驰放气）合适的排放量。再生产操作初期，催化剂活性较高，循环气中惰性气体含量可控制在20%-30%，在生产操作后期，催化剂活性降低，循环气中惰性气体含量一般控制在15%-25%。第3章 甲醇生产工艺流程3.1甲醇合成工艺流程来自脱碳装置的新鲜气（40，3.4mpa）与循环气一起经甲醇合成气压缩机（c7001）压缩至5.14mpa后，经过入塔气预热器（e7001）加热到225，进入甲醇合成塔（r7001）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生。甲

18、醇合成塔（r7001）为列管式等温反应器，管内装有xnc-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（3.9mpa饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。甲醇合成塔（r7001）出来的合成气（255，4.9mpa），经入塔气预热器（e7001），甲醇水冷器（e7002a，b），进入甲醇分离器（v7002），粗甲醇在此被分离。分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽（v7003），被减压至0.4mpa后送至精馏装置。甲醇分离器（v7002）分离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压

19、送至甲醇合成塔（r7001）继续进行合成反应。从甲醇分离器（v7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽（v7003）顶部排出的膨胀气去燃料气系统。合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。汽包（v7001）排污，经排污膨胀槽（v7006）膨胀减压后就地排放。图3-1 合成工艺流程3.2 甲醇精馏工艺流程来自甲醇合成装置的粗甲醇（40，0.4mpa），通过预塔进料泵（p8002a,b），经粗甲醇预热器加热至65，进入预精馏塔（t8001），预塔再沸器（e8004）用0.4mpa的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二

20、甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵（p8003a,b）作为该塔回流液。预精馏塔（t8001）底部粗甲醇液经加压塔进料泵（p8004a,b）进入加压精馏塔（t8002），加压塔再沸器（e8005）以1.3mpa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6mpa，122）经常压塔再沸器（e8007a，b）后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽（v8004），一部分精甲醇经加压塔回流泵（p8005a，b），回到加压精馏塔（t8002）作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器（e8006）冷却后进入精甲醇计量槽（v8007a，b）中。加压精馏塔（t8002）塔底釜

21、液（0.6mpa，125）进入常压精馏塔（t8003），进一步精馏。常压塔再沸器（e8007a，b）以加压精馏塔（t8002）塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔（t8003）顶部排出精甲醇气（0.13mpa，67），经常压塔冷凝冷却器（e8008）冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔（t8003），另一部分打到精甲醇计量槽（v8007a，b）内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵（p8008a，b）从精甲醇计量槽（v8007a，b）送至甲醇罐区装置。为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵（p8002a，b）后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的ph值。甲醇精馏系统各塔排

22、出的不凝气去燃料气系统。由常压精馏塔（t8003）底部排出的精馏残液经废水冷却器（e8009）冷却至40后，由废水泵（p8007a，b）送到生化处理装置。由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽（v9101a，b）中。精甲醇贮槽为两台10000m3的固定顶贮罐，贮存量按15天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵（p9101a,b），将甲醇输送到甲醇装卸栈台，通过火车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。甲醇装卸栈台共设有12台火车鹤管和6台汽车鹤管，根据精甲醇泵（p9101a,b）的能力，至少有三台槽车同时装料。图3-2 精馏工艺流程第4章 工艺计算本设计参阅某化学公司的甲醇合成厂的工艺参数资

23、料。具体数据为入塔压力5.14mpa，出塔压力4.9 mpa，副产蒸汽压力3.9 mpa，入塔温度225，出塔温度455。年产30万吨甲醇，年开工日为330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为37.89吨，即37.89 t/h。本产品（精甲醇）执行国家gb33892标准，具体指标见表4-1。表4-1 甲醇gb33892项 目指标优等品一等品合格品色度（铂钴），号 510密度（200c），g/cm30.7910.7920.7910.793温度范围(0,101.325pa)，沸程（包括64.60.10c）， 64.0-65.50.81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水溶性试验澄清水

24、分含量，% 0.100.15酸度（以hcooh计），% 或碱度（以nh3计），% 0.00150.0030.0050.00020.00080.0015羰基化合物含量（以ch2o计），% 0.0020.0050.01蒸发残渣含量，% 0.0010.0030.005 4.1物料衡算4.1.1精馏工段精馏工段通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家一级标准。三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量为39.06t/h。由粗甲醇的组成通过计算可得表4-2。 表4-2 粗甲醇组成组分百分比产量甲醇93.40%1220.25kmol/h 即 27333.6m3

25、/h二甲醚0.42%3.81 kmol/h 即 85.5 m3/h高级醇（以异丁醇计）0.26%1.47kmol/h 即32.91 m3/h 续表4-2组分百分比产量高级烷烃（以辛烷计）0.32%1.17kmol/h 即26.28m3/h水5.6% 130.08kmol/h 即 2913.54 m3/h粗甲醇100%41.82t/h注：设计中的体积都为标准状态下图4-1 合成物料流程图4.1.2合成工段4.1.2.1 合成塔中发生的反应主反应 co+2h2=ch3oh （1） co2+3h2=ch3oh +h2o （2） 副反应 2co+4h2=（ch3o）2+h2o （3） co+3h2=c

26、h4+h2o （4） 4co+8h2=c4h9oh+3h2o （5） 8co+17h2=c18h18+8h2o （6） co2+h2=co+h2o （7） 4.1.2.2 粗甲醇的合成工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52 m3（标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为v甲烷=v0m=1.5241.82=63.57m3，2.85kmol。由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为： n =n7-n4-n3-3n5-8n6=130.082.853.811.4731.178 = 109.59 kmol由于合成

27、反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以计算中忽略反应（2）。则反应（7）中二氧化碳生成了109.59kmol/h，即2454.81 m3/h的水和一氧化碳。4.1.2.3 粗甲醇中的溶解气体量粗甲醇中气体溶解量查表5mpa、40。得每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表：表4-3 1吨粗甲醇中合成气溶解情况气体h2coco2n2arch4溶解量（m3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680 则每小时粗甲醇中的溶解气体量为： h2 =mv1= 41.824.364 = 182.50 m3 即8.1

28、6kmol co=mv2=41.820.815= 34.08 m3 即1.53kmol co2 =mv3=4=1.827.780 = 325.26m3 即14.52kmol n2 =mv4=41.820.365 =15.27m3 即0.69kmolar =mv5=41.820.243 = 10.17m3 即0.15 kmolch4 =mv6=41.821.680 = 70.23 m3 即3.15kmol4.1.2.4 粗甲醇中甲醇扩散损失 40时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014g的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失m1=(v1+v2+v3+v

29、4+v5+v6)m0=（182.5+325.26+34.08+15.27+10.17+70.23）0.037014=23.7kg 即 0.74 kmol，16.58 m34.1.2.5 合成反应中各气体的消耗和生成情况表4-4 弛放气组成气体ch3ohh2coco2n2arch4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%表4-5 合成反应中消耗原料情况消耗项单位消耗原料气组分coco2h2n2ar反应（1）m3/h24878.7949757.58反应（3）m3/h171.0342.00反应（4）m3/h63.57190.71反应（5）m3/h131.61263

30、.28反应（6）m3/h210.30反应（7）m3/h 2454.812454.812454.81注：括号内的为生成量；反应（1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量表4-6 合成反应中生成物情况生成项单位生成物组分ch4ch3oh（ch3o）2c4h9ohc18h18h2o反应（1）m3/h24878.79反应（3）m3/h85.5085.50反应（4）m3/h63.5763.57反应（5）m3/h32.9198.70反应（6）m3/h26.28210.30反应（7）m3/h2454.81表4-7 其他情况原料气消耗消耗项单位消耗原料气组分coco2h2n2arch4粗甲醇中溶解m3

31、/h34.08325.26182.5015.2710.1770.23扩散的甲醇m3/h16.5633.15弛放气m3/h9.16%g3.11%g81.20%g3.21%g0.82%g1.89%g驰放气中甲醇m3/h0.61%g1.22%g注：g 为驰放气的量，m3/h。4.1.2.6 新鲜气和弛放气气量的确定co 的各项消耗总和 = 新鲜气中co 的量，即 24878.79+171.00+63.57+131.61+210.302454.81+34.08+16.56+0.61%g+9.16%g=23051.1+9.77%g同理，原料气中其他各气体的量=该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气

32、体流量，如表4-8。表4-8 新鲜气组成组分单位coco2h2n2arch4气量m3/h23051.1+9.77%g2780.07+3.11%g53672.1+82.42%g15.27+3.21%g10.17+0.82%g6.66+1.89%g新鲜气m3/h79534.08+1.0183g新鲜气中惰性气体（n2 + ar）百分比保持在0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变，（n2 + ar）=25.44+4.03%g， 则 79534.08+1.0183g=（25.44+4.03%g）/0.42%解得弛放气的量g =8566.80 m3/h ，由g 可得到新鲜气的量为88257.66 m3

33、/h由弛放气的组成可得出下表。表4-9 弛放气组成气体ch3ohh2coco2n2arch4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h52.266956.22784.71266.46274.9870.29161.88表4-10 新鲜气组成(合成气)气体ch4h2coco2n2ar组成0.19%68.81%27.07%3.45%0.33%0.09%气量m3/h168.5460731.5823888.073046.53290.2580.434.1.2.7 循环气量的确定循环气气量的确定g1 =g 3+g4+g5+g6g7g8式中：g1 为出塔气气量 ；

34、 g 3 新鲜气气量 ；g4 循环气气量 ；g5 主反应生成气量； g6 副反应生成气量；g7 主反应消耗气量； g8 副反应消耗气量；循环气气量计算汇总见下表。表4-11 循环气组成气体ch3ohh 2coco2n2ar ch4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h2653.02353155.9239838.7713526.0413960.983566.378220.00循环比r= g4/g 3 =434921.07/88257.66=4.934.1.2.9 入塔气和出塔气组成g1 =g 3+g4+g5+g6g7g8=472268.82m3/

35、h ;21083.34 kmol/hg2= g3+g4 =523178.7m3/h ;23356.2 kmol/h g2 为入塔气气量表4-12 入塔气组成气体 ch3oh h2 co co2 n2 ar ch4组成 0.06% 79.11% 12.18% 3.17% 2.72% 0.70% 1.60%气m3/h 2653.02 413887.5 63726.84 16572.57 14251.23 3646.80 8388.54量 kmol/h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 386.49表4-13 出塔气组成气体 h2 co co2

36、n2 ar ch3oh组成 76.29% 8.61% 2.93% 3.02% 0.77% 5.84%气m3/h 360294.63 40657.56 13851.33 14251.23 3646.8 27600.63量 kmol/h 16084.59 1815.06 618.36 636.81 162.81 1232.16气体 ch4 （ch3o）2 c4h9oh c18h18 h2o 组成 1.79% 0.018% 0.007% 0.006% 0.62% 气m3/h 8452.11 85.5 32.91 26.28 2912.28量 kmol/h 377.28 3.81 1.47 1.17

37、130.02计算过程：入塔气 co=循环气中co+新鲜气中co=23888.79+39838.77=63726.84 m3/h同理可得其他气体气量;出塔气中co=入塔气中co反应消耗的co+反应中生成的co= 63726.8424878.79171.0063.57131.61210.3016.560.61%8566.80+2454.81=40657.56 m3/h同理得其他气体气量。4.1.2.10 甲醇分离器出口气体的组成 分离器出口气体组分=循环气气体组分+弛放气气体组分；则分离器出口气体中co气量=循环气co + 弛放气co = 39838.68+784.71=40623.48 m3/h

38、 即 1813.56kmol/h ；同理可算得其他气体的气量。表4-14 分离器出口气体组成气体 ch3oh h2 co co2 n2 ar ch4组成 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89%气m3/h 2705.46 360112.02 40623.75 13792.80 14235.66 3636.87 8381.85量kmol/h 120.78 16076.43 1813.56 615.75 635.52 162.36 374.194.1.3变换净化工段4.1.3.1 调节co浓度后的变换气的确定调节co浓度后的变换气在脱硫脱碳过程中，n2

39、+ ar量基本保持不变，则可以算得调节co浓度后的变换气为：（274.98+70.28）/0.41%=84209.76m3/h调节co浓度后的变换气的百分比为 ：h2 46.84% ；co 19.74%；co2 32.42%；n2 0.28%；ar 0.13%；ch4 0.04%；nh3 0.06%；h2s 0.48%；cos 0.01% 。通过计算可得调节co浓度后的变换气组成：表4-15 调节co浓度后的变换气组成气体 h2 co co2 n2 ar 组成 46.84% 19.74% 32.45% 0.28% 0.13 % 气量m3/h 39443.50 16622.86 27325.82

40、 235.79 109.47气体 nh3 ch4 h2s cos 组成 0.06% 0.04% 0.45% 0.01%气量m3/h 50.53 33.68 378.94 8.424.1.3.2 变换气和调节co浓度的水解气的确定水解气体积百分含量为：h2 35.39%；co 45.91%；co2 17.87% ； n2 0.15%； ar 0.06%；nh3 0.05% ； ch4 0.06%； h2s 0.5%； cos 0.01%。变换气体积百分含量为：h2 52.58%；co 6.00%；co2 40.06% ； n2 0.35%； ar 0.17%；nh3 0.07%； ch4 0.0

41、3%； h2s 0.47%；cos 0.01%。假设变换气气量为x，调节co浓度的水解气气量为y，则x+y=调节co浓度后的变换气气量，即x+y=84209.76 （1）再由co的守衡可得式：6%x+45.91%y=16622.86 （2）联合（1）（2）可算的 x=55219.84m3/h ； y=28990.92m3/h所以变换气气量为55219.84m3/h，调节co浓度的水解气气量为28990.92m3/h。表4-16 变换气组成气体 h2 co co2 n2 ar 组成 52.85% 6.00% 40.06% 0.35% 0.17% 气量m3/h 30288.08 3313.19 2

42、2121.07 193.27 93.87气体 nh3 ch4 h2s cos 组成 0.07% 0.03% 0.47% 0.01%气量m3/h 38.65 16.57 259.53 5.524.1.3.3 水解气和预变换气组成的确定 在变换炉中co的转化率为85.88%，已知预变换气中co的百分率和变换气中co的含量，设预变换气为a，则可得式：0.7a28.02%（1-85.88%）=3313.19 解得 a=119631.48 m3/h，即预变换气气量为119631.48m3/h。脱硫过程中ar也不变，30%预变换气中ar=119631.480.30.11%=39.48m3/h，水解气中ar

43、的百分率为0.06%，所以，水解气气量为39.48/0.06%即65797.31 m3/h 。用来发电的水解气气量=水解气用来调节co浓度的水解气气量=65797.3128990.92=36806.39m3/h，已知了水解气和预变换气的气量和两者的哥组分含量，通过计算可得水解气和预变换气组成如下两个表：表4-17 水解气的组成气体 h2 co co2 n2 ar 组成 35.39% 45.91% 17.87% 0.15% 0.06% 气量m3/h 23285.67 30207.55 11757.98 98.70 39.48气体 nh3 ch4 h2s cos 组成 0.05% 0.06% 0.

44、5% 0.01%气量m3/h 32.90 39.48 328.90 6.59表4-18 预变换气组成气体 h2 co co2 n2 ar 组成 43.87% 28.02% 28.32% 0.24% 0.11% 气量m3/h 52484.96 33522.42 33879.64 287.12 131.59气体 nh3 ch4 h2s cos 组成 0.06% 0.05% 0.49% 0.01%气量m3/h 71.78 59.82 586.19 11.964.1.3.4 水煤气的确定 由gsp气化工艺（原料煤为铜川煤）的气化指标可以知道水煤气组成为：h2 34.30% ；co 45.43% ；co2 18.98 % ；n2 0.18 % ；ar 0.09% ；nh3 0.24 %；ch4 0.05%；h2s 0.70 %；cos 0.03% 。在预变换炉中co的转