年产10万吨甲醇合成工段的工艺设计

1、目录1 概 述·11.1甲醇发展现状·11.2甲醇的发展前景·11.3甲醇合成·21.3.1甲醇合成方法及设备简介·21.3.2甲醇合成工艺流程简介·21.4甲醇合成催化剂的选择·32 合成工段工艺计算·42.1合成工段物料衡算·42.1.1设计条件及参数·52.1.2合成工段物料衡算·52.2合成工段热量衡算·112.2.1合成塔的热量计算·112.2.2入塔气换热器的热量计算·132.2.3水冷器热量的计算·143 主要设备的工艺计算和设备选

2、型·163.1甲醇合成塔的设计选型·163.1.1传热面积计算·163.1.2催化剂用量计算·163.1.3传热管数计算·163.1.4合成塔壳体直径计算·163.1.5合成塔壳体厚度计算·173.1.6合成塔封头计算·173.1.7管子拉脱力计算·173.1.8折流板计算·183.1.9 管板计算·183.1.10 支座计算·183.1.11合成塔设计汇总表·183.2 甲醇合成工段设备一览表·19年产 10万吨甲醇合成工段的工艺设计1 概述1.1 甲醇

3、发展现状随着我国国民经济不断稳定的发展，不管是能源生产总量还是需求总量都在不断增长。7O 年代两次石油危机和石油价格的不断上涨，让世界各国充分认识到当今社会将是能源结构逐步向多元化结构发展的时代1 。目前， 人类己经面临着石油及天然气这一宝贵的化石能源在不断的枯竭，根据我国提出的经济可持续发展的战略，需要合理有效地利用资源。“缺油、少气、富煤”的客观现实，意味着今后30 年内，我国一次能源消费以煤为主的格局不会改变。 但是我们如果还是沿用落后技术，把煤直接燃烧用于发电和其它工业目的，不断扩大低效、 高污染应用技术中煤的用量，则同样是难以为继的，同时对环境的污染将是难以估量的。 因此，充分利用丰

4、富的煤炭资源，大力发展洁净煤技术和新一代煤化工技术是非常必要的， 既对我国合理利用资源、有效利用能源和促进经济可持续发展具有重要的现实，又对保护国家能源安全具有深远的战略意义2 。近年来，我国甲醇市场非常红火，甲醇价格持续上涨，甲醇生产装置开工率不断提高，各地甲醇新建项目陆续开工。出现这种局面的原因，一是甲醇传统消费领域，如甲醛、醋酸等产品的产量稳步提升，对甲醇的需求量逐步增加；二是新的消费领域，如醇醚燃料、甲醇制烯烃等由于发展前景广阔，也引发了国内对甲醇装置的投资热3 。我国甲醇生产以煤为主要原料， 产业结构不尽合理，装置规模偏小， 企业数目过多， 原料路线和工艺技术五花八门。由于对醇醚燃料

5、需求的高度期待，我国甲醇发展过热，几乎“遍地开花”。据报导， 20002007 年我国甲醇产能年均增长率为24.8%， 2007年我国共有甲醇生产企业177 家，总规模已突破每年 1600 万吨， 2010年总产能达到每年3000 万吨。我国规划中的甲醇产能已超过同期世界其他各国的总产能。煤基甲醇是资源消耗型产品，是低附加值产品， 而依靠大量出口来消化过剩的产能是不合理的4 。1.2 甲醇的发展前景甲醇作为最有希望代替汽油的并且将成为二十一世纪有竞争力的可选清洁燃料，具有非常好的发展前景。所以专家认为，必须开拓甲醇作为车用燃料的用途，即发展甲醇汽车才能使甲醇取得较好的经济效益5 。甲醇汽油是符

6、合我国国情的替代能源之一，不仅符合国家节能减排政策的要求， 而且因甲醇汽油可部分替代石油，在一定程度上相当于扩大了我国石油战略储备。 与此同时， 推广甲醇汽油， 一方面可以释放我国每年2000 多万吨的甲醇产能，改变我国甲醇产能严重过剩的局面，提高甲醇生产企业的开工率。另一方面， 甲醇汽油的生产成本低，甲醇汽油价格更为优惠，更适用于老百姓的需求，更经济实惠6 。我国现在提出了四个石油替代路径：天然气替代、电动力替代、 生物燃料替代和煤基燃料替代，煤基燃料替代包括煤制天然气、甲醇、二甲醚、合成油等。煤基醇醚燃料更具有大规模、基地化推广的现实性， 是最实用、经济的选择。由于甲醇在我国已经有一定规模

7、的生产，另外甲醇的投资成本低， 无论甲醇汽油生产技术还是甲醇车辆生产技术都已经非常成熟了。如果甲醇汽油1作为车用燃料相比于其他能源具有一定的优势，甲醇汽油也是一种液体燃料，好多特性和汽油雷同，但比汽油更安全、更节能、更环保。此外，甲醇汽油可直接利用现在所有中石油和中石化的输配系统进行快速推广，推广渠道会相对便捷一些，推广成本也非常小7 。1.3 甲醇合成1.3.1 甲醇合成方法及设备简介目前甲醇生产技术主要采用中压法和低压法两种工艺，并且以低压法为主，这两种方法生产的甲醇约占世界甲醇产量的80%以上 8 。高 压 法： (19.6-29.4Mpa)是最 初 生 产 甲 醇的 方 法 ， 采 用

8、锌 铬 催 化 剂， 反 应 温 度360-400 ，压力 19.6-29.4Mpa 。高压法由于原料和动力消耗大，反应温度高，生成粗甲醇中有机杂质含量高，而且投资大，其发展长期以来处于停顿状态。低压法： (5.0-8.0 Mpa)是 20 世纪 60 年代后期发展起来的甲醇合成技术，低压法基于高活性的铜基催化剂，其活性明显高于锌铬催化剂，反应温度低(240-270 ) 。在较低压力下可获得较高的甲醇收率，且选择性好， 减少了副反应， 改善了甲醇质量，降低了原料消耗。此外，由于压力低，动力消耗降低很多，工艺设备制造容易9 。中压法： (9.8-12.0Mpa)随着甲醇工业的大型化，如采用低压法

9、势必导致工艺管道和设备较大， 因此在低压法的基础上适当提高合成压力，即发展成为中压法。中压法仍采用高活性的铜基催化剂， 反应温度与低压法相同，但由于提高了压力， 相应的动力消耗略有增加10 。甲醇的生产方法还主要有： 甲烷直接氧化法、 由一氧化碳和氢气合成甲醇、 液化石油气氧化法 11 。比较以上三者的优缺点，以投资成本，生产成本，产品收率为依据，选择低压法为生产甲醇的工艺， 用 CO和 H2 在加热压力下， 在催化剂作用下合成甲醇， 其主要反应式为： CO+H2 C4H9OH。1.3.2 甲醇合成工艺流程简介本设计采用焦炉煤气合成的甲醇。工艺流程如下：焦炉煤气气柜脱硫处理甲烷转化储罐精馏甲醇

10、合成合成气压缩图 1-1焦炉煤气制甲醇工艺流程图焦炉煤气经过气柜，在气柜中缓冲稳压，选择低温低压的方式，压力为5.56Mpa.;然后焦炉煤气中S 含量较高，必须用加H2 转化有机硫工艺，将焦炉气脱硫处理；然后将焦炉2煤气纯氧部分氧化催化转化甲烷，氧气与焦炉煤气不完全燃烧，放出大量热， 甲烷与氢气吸收热量反应，最终产物为CO、H 、CO；将合成的净化原料气压缩，送去合成塔合成甲醇12。22设计合成甲醇选用低压5.56Mpa 方法合成，选用铜系催化剂，用Lurgi合成工艺，合成好的粗甲醇， 将其送往精馏塔， 进一步提高精甲醇质量， 从主塔回流量中采出低沸点物继续进塔精馏，这一循环流程提高甲醇收率1

11、3 。最后合成甲醇成品，将其储罐保存。该工艺的优点是反应温度温和、压力低，副反应少、时空收率高，单程转化率较高，热能利用合理，因此循环气量减少，这样降低了循环回路中管件阀门的费用和循环压缩机的能耗；Lurgi合成反应器开车方便，只要将4MPa蒸汽通过合成塔壳程即可加热列管内的催化剂，达到催化剂的活性温度便可通入合成气进行甲醇合成 14 。但是，该反应器结构复杂，制造较困难，而且装卸催化剂也不方便，这是它的缺点。甲醇合成工段的工艺流程如下：原料气5 Mpa250合成塔压缩机换热器220循环气循环器甲醇分离塔冷凝器驰放气粗甲醇Lurgi工艺流程图1-2甲醇的合成是可逆放热反应，为使反应达到较高的转

12、化率，应迅速移走反应热，本设计采用 Lurgi 工艺甲醇合成管壳式反应器，催化剂装在管内，反应热由管间沸腾水放走，并副产高压蒸汽， 甲醇合成原料在离心式透平压缩机内加压到5MPa( 以 1：5 的比例混合 )循环，混合气体在进反应器前先与反应后气体换热，升温到220左右，然后进入管壳式反应器反应，反应热传给壳程中的水，产生的蒸汽进入汽包，出塔气温度约为250 ，含甲醇 7%左右，经过换热冷却到 40 ，冷凝的粗甲醇经分离器分离15 。分离粗甲醇后的气体适当放空，控制系统中的惰性气体含量。这部分空气作为燃料，大部分气体进入透平压缩机加压返回合成塔，合成塔副产的蒸汽及外部补充的高压蒸汽一起进入过热

13、器加热到50 ，带动透平压缩机，透平后的低压蒸汽作为甲醇精馏工段所需热源。1.4甲醇合成催化剂的选择目前国内外甲醇合成工艺使用的铜系催化剂生产厂家和型号较多：国外典型的有ICI公司 ICI51-7铜系催化剂，托普索公司MK-101 低压甲醇催化剂等；国内主要有四川天一科技（西南化工研究院）生产的XNC-98以及南化院生产的C306、 C307 新型低压甲醇催化剂，其主要性能见下表：3表 1-1目前甲醇合成常用的几种催化剂性能表16相对时空收率操作条件操作空速 /h-1催化剂型号210230 250270 压力 /MPa温度 /XNC-981.001.001.001.005.010.019029

14、012000ICI-51-70.860.960.981.00-12000MK-1010.880.910.960.959.822027010000ICI51-30.800.870.880.937.811.819027010000C79-05-GL0.700.760.850.941.511.7220330-国外的甲醇催化剂的使用效果总体来说优于国内的这是不争的事实，其反应压力较低，出口气体中的醇净值较高、杂质少， 使用寿命长 （一般可达到国内催化剂使用寿命的两倍），但价格国内使用企业很难接受，往往两倍还要高。国产的两家甲醇催化剂厂（西南院及南化院）的产品性能基本相当，差异很小，他们的致命弱点在于都

15、存在不同程度的结蜡现，给操作会带来一定的麻烦。但其性价比还是可观的，因此，本项目采用国产甲醇催化剂。下面是国内两种典型催化剂的性能对比：表 1-2 XNC-98 型与 C 型催化剂的性能对比表合成塔进口温度生产能力比表面积甲醇空时产率 g/ml 催化剂 ·h催化剂型号初期末期kg/L ·hm2/g初活性耐热后活性C3072102251.05901101.31.0XCN-9820023011001601.21.55通过对比，并结合生产实际可见，XCN-98 型催化剂具有以下优点：适用温区宽， 使用寿命长。 合成塔进口温度可调温区，C 型催化剂为15，而 XCN-98型则为 3

16、0，随着可调温区的增加，催化剂的使用寿命也相应延长。比表面积大，与合成气接触的更完全，单位质量催化剂反应效率更高。耐热后 XCN-98 型催化剂的活性上升，甲醇的空时产率增加，比 C307 高出 50%左右。综上所述，天一科技研制开发的XCN-98 型催化剂等多项指标均优于C307，其性价比相对较高，因而本设计选用XCN-98 型催化剂 17 。 合成工段工艺计算2.1 合成工段物料衡算2.1.1 设计条件及参数已知：年产10 万吨精甲醇，每年以（330）个工作日计。4表 2-1 各物质的摩尔质量组分COCO2H 2CH 4N2 CH 3OH(CH 3) 2OC 4 H9OHH 2 O摩尔质量

17、（ g/mol ）28 442162832467418精甲醇中甲醇含量：99.95%表 2-2 粗甲醇组成组分甲醇二甲醚重组分水百分含量93.86%0.20%0.03%5.91%4时产精甲醇：151018.94t / h33024时产粗甲醇：18.9499.9%20.16t / h93.86合成甲醇的化学反应为：主反应 CO+2H 2 =CH 3OH式（）副反应 2CO+4H 2= (CH3)2O+H 2O式（）CO+3H 2 =CH 4+H 2O式（）4CO+8H2= C HOH+3H2O式（）49CO2+H 2= CO+H 2O式（）2.1.2 合成工段物料衡算（）根据粗甲醇组分，算得各组

18、分的生成量为：甲醇= 18922.176kg / h即 591.318kmol/h13245.5232 m3/h二甲醚=20.160.0020100040.32kg / h即 0.87kmol/h19.634 m3 /h异丁醇=20.160.000310006.048kg / h即 0.08kmol/h1.83m3 /h水 =20.16 0.0591 1000 1191.456kg / h即 66.192kmol/h 1482.7m3/h工业生产中，测得低压时每生产一吨粗甲醇生成甲烷1.52Nm 3，故每小时生成量为：20.16 1.52=30.6432m 3 ，即 1.368kmol/h ，

19、 21.888 kg/h 。忽略原料气带入份，根据反应（）、（）、（）得反应（）生成的水的量为：66.192-0.87-0.083-1.368=61.554kmol/h ，即在 CO 逆变换中生成的 H O 为 61.554kmol/h，25即 1378.8 Nm 3/h。粗甲醇中气体溶解量5Mpa 、40时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表：表 2-31 吨粗甲醇中合成气溶解情况表气体H 2COCO 2N 2ArCH4m3/t4.3640.8157.7800.3650.2431.680溶解量m3/h58.7010.96104.604.913.2722.60（粗甲醇）kmol/h2.620.4

20、94.670.220.151.01据测定： 40时 ,液体甲醇中释放的 CO、 CO2、 H2 等混合气中 ,每立方米含有37.14g 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，则甲醇扩散损失为：(58.70+10.96+104.64+4.91+3.27+22.60)37.14= 7.62kg / h1000即 0.71kmol/h ， 15.90m3/h（）合成反应中气体的消耗和生成情况6表 2-4合成反应中消耗原料情况表消耗单消耗物料量合计消耗方式位COH 2CO2N2 等kmol/h591.3181182.636反应m3/h13245.5226491.0439736.56

21、kmol/h1.743.48反应m3/h39.26878.536117.804kmol/h1.3684.104反应m3/h30.6491.93122.57kmol/h0.320.64反应m3/h7.16814.33621.504kmol/h（ 61.55）61.5561.55反应m3/h（1378.8）1378.81378.84136.4气体溶解m3/h10.9658.70104.6430.78205.08扩散损失m3/h5.3018.8524.15合计m3/h15373.9529365.711563.8430.7846334.28消耗组成%（ V）33.1863.383.3750.06610

22、0注：括号内的为生成量；反应项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量7生成单方式位kmol/h反应m3/hkmol/h反应m3/hkmol/h反应m3/hkmol/h反应m3/hkmol/h反应m3/h扩散损失m3/hm3/h合计Kg/h生成组成%（ kg）表 2-5 合成反应中生成物料情况表生成物料量生成合计CH4CH 3OHC4H 9OH(CH 3)2OH 2O591.31813245.5213245.520.870.8719.63419.63439.3681.3681.36830.6430.6461.280.080.241.835.497.3261.5541378.82757.6（

23、5.33）13245.521.8319.6341435.01414701.46418922.176.0540.321153.1420121.6894.040.030.205.73100（）新鲜气和弛放气气量的确定表 2-6弛放气组成表气体CH 3OHH 2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.20%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%CO 的各项消耗总和= 新鲜气中CO 的量，即：15373.95+0.61%G+9.16%G=15373.95+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体流量，如下表：8表 2-7新鲜气组成表组分单

24、位COCO2H 2N 2ArCH4m3/h15373.95+1563.84+3.29365.71+4.91+3.27+2.15+气量9.77%G11%G82.42%G3.21%G0.82%G1.89%G新鲜气m3/h46313.83+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，（N 2 + Ar ） =24.45+4.03%G ，则46313.83+1.0183G = （ 8.18+4.03%G ） /0.42%解得 G=5172.756m 3/h，即弛放气的量为5172.756m3/h，由 G 可得到新鲜气的量51581.25

25、m3/h。由弛放气的组成可得出下表：表 2-8弛放气组成气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4组成0.61%81.20%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量 m3/h31.554200.28473.82160.87166.0542.41797.765表 2-9新鲜气组成表气体H2COCO2N2ArCH4组成68.82%26.82%3.78%0.31%0.09%0.18%气量 m3/h35498.21613834.0911949.771159.90246.42392.846（）循环气气量的确定G 出塔 =G 新鲜气 +G 循环气 +G 生成 G 消耗即： G 出塔 =G

26、 循环 +51581.25+20121.68 46334.28= G 4+25368.65测得：已知出塔气中甲醇含量为5.84%，有：（G 循环气 ×0.61%+31.55+1325.52+5.33 ） / G 出塔 =0.0584解得： G 循环气 =225638.061； G 出塔 =251006.7119气体CH3OHH 2COCO2N 2ArCH 4组成0.61%81.20%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量 m3/h1376.39183218.05620668.447017.347242.981850.234264.56表 2-10 循环气组成表（）入塔

27、气和出塔气组成的确定G 入塔= G 循环气 +G 新鲜气=51581.25+225638.061=277219.311 m3/h表 2-11 甲醇生产入塔气流量及组成组分COCO2H 2N2CH4ArCH3OH合计流量：34502.5318967.111218716.2727402.8824357.4061896.6531376.39272923.96Nm 3/h组成12.163.2279.102.721.600.690.51100(V)%又由 G 出塔= G 入塔-G 消耗 G 生成 ，得 ：表 2-12出塔气组成表气体H 2COCO 2N 2ArCH3OH组成 %76.318.652.92

28、3.010.775.95气量 m3/h189350.56219128.5817403.2717372.1021892.65314621.39气体CH4(CH 3)2OC4 H9 OHH2O合计组成 %1.770.016.83 ×10 40.60100气量 m3/h4365.04519.4851.681483.77245586.495（）甲醇分离器出口气体组成确定10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 =循环气中 CO+ 弛放气中CO；由此可算的其他气体的气量：表 2-13分离器出口气体组成表组分CH3OHH2COCO 2N2ArCH4出气

29、1407.94187626.05721165.754790.797417.261894.744367.175组成 (V)%0.6181.209.163.113.210.821.89分离器出口液体组分=出塔气气体组分出口气气体组分表 2-14 分离器出口液体组成表气体CH3OH(CH 3)2 OC4H9OHH2O合计气体 m3/h13221.9319.4851.681483.7714726.865质量 kg/h18888.46540.0055.551192.3220126.34组成 %93.850.200.035.921002.2甲醇合成主要设备热量衡算2.2.1 合成塔热量计算已知：合成塔入塔

30、气为220，出塔气为 250，热损失以5%计。合成甲醇的化学反应为：主反应 CO+2H2=CH 3OH+102.37kJ/mol式（ 1）副反应 2CO+4H 2=(CH3)2O+H 2O+200.39kJ/mol式（ 2）CO+3H2=CH 4+H 2O+115.69 kJ/mol式（ 3）4CO+8H2=C H9OH+3H2O+49.62 kJ/mol式（ 4）4CO +H =CO+H O -42.92 kJ/mol式（ 5）222（）入塔气热量计算通过计算可以得到 5.0MPa ，220时各入塔气气体的热容，根据入塔气各气体组分量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表 ：11表 2-15 5MP

31、a ，220下入塔气（除 CH3OH ）热容表组分COCO2H 2N 2CH4Ar合计流量：33191.7158798.715215871.6157415.6554365.0451899.3271542.09m3 /h比热： kJ/kmol 30.1545.9529.3430.3547.0521.41热量： kJ/h44675.461849.115282753.2710047.5559168.541815.405366509.385查得 220时甲醇的焓值为42248.46kJ/kmol ，流量为1376.39m3。所以 ：Q 入 =42248.46×1376.39 +366509.

32、385 ×22022.4=83228062.82kJ（）出塔气热量计算出塔气（除CH3OH）热容见下表 ：表 2-16 5MPa， 250下出塔气除 (CH 3OH) 热容表组分COCO2H 2N 2Ar流量： m3/h212617184.805187656.667408.291894.44比热： kJ/kmol 30.1346.5829.3930.4121.36热量： kJ/h28599.5414940.9246215.59510057.411806.48组分CH4C4H 9OH(CH 3)2OH 2O合计流量： m3/h4365.0451.6819.4851483.7723127

33、6.36比热： kJ/kmol 48.39170.9795.8583.49/热量： kJ/h9429.6612.82583.375530.35316675.77查得 250时甲醇的焓值为46883.2kJ/kmol ，流量为14621.39m3/h。所以 ：Q 出 =46883.2×14621.39 +316675.77×25022.4=109771511.8kJ（）塔内反应热的计算甲醇合成塔中按反应, , ,生成的热量如下表：12表 2-17 甲醇合成塔内反应热统计表气体反应反应反应反应反应合计生成热102.37200.39115.6949.62-42.92kJ/mol生

34、成量 kmol591.3180.871.3680.0861.55655.186/h反应热 kJ/h60533223.6617433.93158263.923969.6-264172658071165.11（）全塔热量损失的确定假设全塔热损失为5%。可得： Q 热损失 =( Q 入 Q 反反 ) ×5%=(83228062.82+ 58071165.11) ×5%=7064961.397kJ/h（）沸腾水吸收热量的确定Q 传= Q 入Q 反应 Q 出Q 热损失= 83228062.82 58071165.11109771511.8 7064961.397=24462754.7

35、3kJ/h又 ：Q 传 =G 热水 r 热水查化工工艺设计手册得， 4MPa 下水的气化潜热为 409.7kmol/kg ，即 1706.08kJ/kg ，水蒸气密度为 20.10kg/m 3所以 ：G 热水 = 24462754.73 =14338.57 kg/h1706.08时产蒸气 ： 14338.57=713.36m320.102.2.2 入塔气换热器的热量计算（）入换热器的被加热气体热量13表 2-18 入换热器被加热气体各组分热容和显热统计表组分COCO 2H2N 2CH4ArCH 3OH合计流量： Nm3 /h34502.5318967.111218716.2727402.882

36、4357.4061896.6531376.392772119.33比热： kJ/kmol 30.1669.6829.1330.1841.0623.185.73热量： kJ/h44690.26527370.29280729.479991.2758001.2851958.6855288.76378030.03入换热器的被加热气体热量C1=378030.03kJ/（h.），温度为40，可得：Q 入 =378030.03×40=15121201.2kJ/h（）出换热器的被加热气体热量出换热器的被加热气体显热与入合成塔气体的显热相等，可得Q 出=83228062.82kJ/h（）入换热器的热气

37、体热量入换热器的加热气体显热与出合成塔气体的显热相等，可得Q入=109771511.8kJ/h（）出换热器的热气体热量：热损失以 5%计，故 ： Q 损=Q 出 ×5%=4161403.041kJ/h被加热气体吸收的热量：Q 吸= Q 出Q 入Q 损=83228062.82 15121201.2 4161403.041=72268264.66kJ/h出换热器的加热气体显热量：Q出=Q入Q吸=109771511.8 72268264.66=37503247.14 kJ/h（）出换热器的加热气体的温度假设出换热器的热气体各组分热容与出合成塔时相同，则：14631.435=372673.6

38、7 kJ/ C2=316675.77 +85.73 ×出口温度为 ： 37503247.1422.4=100.63372673 .672.2.3 水冷器热量的计算（）水冷器入口气体显热14水冷器入口气体的显热与入塔气换热器出口加热气体的显热相等，可得：Q 入 =37503247.14kJ/h（）水冷器出口气体显热表 2-19 入水冷器被冷却气体各组分热容和显热统计表组分COCO2H2N2比热 kJ/kmol 30.1669.6829.1330.18流量 m3/h212617184.805187656.667408.29热量 kJ/h28628.0122349.88244037.499

39、81.345组分CH4ArCH3OH合计比热 kJ/kmol 41.0623.185.73流量 m3/h4365.0451894.441409.505231180.93热量 kJ/h8001.2851953.635394.495320346.075水冷器出口气体显热C3=320346.075 kJ/（ h.k）；出口温度40，Q 出=320346.075×40=12813843kJ/h（）出水冷器的粗甲醇液体热量表 2-20 出水冷器被冷却气体各组分热容和显热统计表气体CH 3OH(CH 3) 2OC4H9OHH2 O合计气体流量 m3/h13221.9319.4851.681483

40、.7714726.865液体质量 kg/h18888.46540.0055.551192.3220126.34汽化热 kJ/kg1117.90531.75577.812260.98冷凝放热量 kJ/h21115415.0321272.6553206.852695811.6723835706.2液体比热容 kJ/kg2.722.6382.5964.187液体显热 kJ/h.51376.62105.52513.744992.2456488.80粗甲醇中各组分液体显热C4=5648.80kJ/ （h .），粗甲醇温度40Q 显=56488.80 ×40=2259552.00kJ/h（）水冷

41、器冷却水吸热15由水冷器热平衡方程可得：Q 吸 =Q 入+Q 放Q 显Q 出，故：Q 吸 =37503247.14+ 23835706.2 2259552.00 12813843Q 吸=46265558.34kJ/h（）冷却水用量假设入口冷却水温度20，出口冷却水温度35，平均比热容4.187 kJ/(kg. )故冷却水用量：Q=46265558.34/ （ 35 20） ×4.187）=736654.06kg/h =736.65t/h 主要设备的工艺计算和设备选型3.1 甲醇合成塔的设计选型3.1.1 传热面积传热温差为20，传热量为24462754.73kJ/h ，合成塔内的总传

42、热系数取为289.78W/（m2 .）。由公式 Q = kS Tm得 S= Q/（ K Tm） =24462754.73/（ 3.6 ×289.78 ×20）=1172.477 3.1.2 催化剂用量入塔气空速取12000h-1 ，入塔气量272923.96m3/h故催化剂体积为：272923.96/12000=22.74m 3。传 热 管 选 用 32× 2.5mm， 长 度9000mm的 钢 管 ， 标 准GB4237 ， 钢 号 为00Cr18Ni5Mo3Si2 。由公式 S3.14dLnS1172.4771537根得 n=3.140.0273.14dL9其

43、中因要安排拉杆需要减少12 根，实际管数为1549 根。3.1.4 合成塔壳体直径合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm，壳体直径：Dab12L式中： a = 40b= 1.1n1.1154943.29L = 125mm所以， D= 40( 43.291)2 1251942 mm ，取 D=2000 mm163.1.5 合成塔壳体厚度壳体材料选用18MnMoNbR钢 (GB6654) ，计算壁后的公式为：S=PcDi /（ 2 t -Pc）式中： Pc5MPa ；Di=2000mm ； =0.85250=190Mpa （取壳体温度为250）S=2000 ×5/（ 2×190 ×0.85-5） =31.44mm取C2=2mm；C1=0.25mm，原整后取S=35mm。3.1.6 合成塔封头上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相同。封头内