年产30万吨煤制甲醇合成工段工艺的设计说明

1、. . . . 年产30万吨煤制甲醇合成工段工艺计29 / 35110243105王二强应用化工技术学生学号: 学生: 专业班级: 指导教师:起止日期:化工设计课程设计任务书一、化工课程设计题目：年产30万吨甲醇合成工段工艺的初步设计拟设计一年产量30万吨/年煤制甲醇合成工段设计，厂址为省市，年工作日以330天计。二、化工课程设计要求与原始数据（资料）.原始数据（资料）：年产30万吨精甲醇，每年330个工作日，连续生产 精甲醇中甲醇含量99.9%，粗甲醇组成(wt):甲醇：93.86%二甲醚(CH3)2O: 0.2%异丁醇C4H9OH: 0.03%水：5.91%甲醇收率97%新鲜气中各组分百分

2、比组成：CH4 0.69% H2 68.85% CO 26.26% CO2 3.78% N2 0.33% Ar 0.09%化工课程设计主要容：一、绪论二、甲醇生产流程或方法的确定三、甲醇合成工段物料衡算和热量衡算四、甲醇合成塔主要工艺设备的计算与选型（包括设备一览表）五、原材料、动力消耗定额与消耗量六、参考文献七、致八、附图（工艺流程图和关键设备的结构图）时间安排：共设计四周，前2周收集资料，进行工艺流程的设计、物料和热量衡算，后 两周进行设计说明书的撰写、工艺流程图和设备图的绘制。学生应交出的设计文件：课程设计说明书一本生产工艺流程图一套主要设备结构图一套第一章绪论1.1甲醇工业发展现状随着

3、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。70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。目前，人类己经面临着石油与天 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， 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，充分利用丰富的 煤炭资源，大

4、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。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，也引发了国对甲醇装置 的投资热。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。由于对醇醚燃料需求的高度期待，我

5、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。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。甲醇汽油是符合我国国情的替代 能源之一，不仅符

6、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。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。由于甲醇在我国己经有一定规模的生产，另外甲醇 的投资成本低，无论甲

7、醇汽油生产技术还是甲醇车辆生产技术都己经非常成熟了。 如果甲醇汽油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。1.3设计的目的和意义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 源己成为我国经济发展的关键。甲醇作为石油的补充已成为现实，发展甲醇工业对 我国经济发展具有重要的战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（我国 情况更是如此），而且煤制甲醇的合成技术很成熟。随着石油和

8、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、安全 环保”的原则；结合甲醇的性质特征设计一座年产15万吨甲醇的生产车间。通过设计可以巩固、深化和扩大所学基本知识，培养分析解决问题的能力；还 可以培养创新精神，树立良好的学术思想和工作作风。通过完成设计，可以知道甲 醇的用途；基本掌握煤制甲醇的生产工艺；了解国外甲醇工业的发展现状；以与 甲醇工业的发展趋势。1.4设计的依据1.4.1年产30万吨甲醇合成工段工艺初步设计任务书。1.4.2设计的基础资料(1) 工艺流程资料参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺流程资料和参考由房鼎业主编的甲 醇工学。(2) 合成

9、工段的工艺参数参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺参数资料。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°C,出塔温度 255。1.5设计的指导思想以设计任务书为基础，适应我国甲醇工业发展的需要。加强理论联系实际，扩 大知识面；培养独立思考、独立工作的能力。整个设计应贯彻节省基建投资，充分 重视技术进步，降低工程造价，节能环保等思想，设计生产高质量甲醇产品。1.6设计的围、装置组成与建设规模1.6.1设计的围(1) 年产30万吨甲醇生产工艺流程的设计(2) 物料衡算、热量衡算(3) 主要生产设备设计计算与选型(4) 编写设计说

10、明书(5) 绘制设计图纸 设计重点：工艺流程的设计，工艺计算，合成塔设计计算与选型1.6.2建设规模生产能力：年产30万吨甲醇，年开工日为330天。第二章工艺选择2.1合成甲醇工艺的选择目前甲醇生产技术主要釆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。高压法：（19.6-29.4Mpa)是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度 360-4000C,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

11、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，其活性明显高于锌格催化剂，反应温度低(240-270°C)。 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。中压法：（9.8-12.0 Mpa)随着甲醇工业的大型化，如采用低压法势必导致工艺管 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，反应温度与低压法一样，但由于提高了压力，相 应的动力消耗略有增加。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

12、气合成甲醇、液 化石油气氧化法。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+H2C4H9OH。2.2甲醇合成塔的选择甲醇合成反应器实际是甲醇合成系统中最重要的设备。从操作结构，材料与维 修等方面考虑，甲醇合成反应器应具有以下要求：(1) 催化剂床层温度易于控制，调节灵活，能有效移走反应热，并能以较高位 能回收反应热；(2) 反应器部结构合理，能保证气体均匀通过催化剂床层，阻力小，气体处 理量大，合成转化率高，催化剂生产强度大；(3) 结构紧凑，尽可能多填装催化剂，提高高压空间

13、利用率；高压容器与件 间无渗漏；催化剂装御方便；制造安装与维修容易。甲醇合成塔主要由外筒、件和电加热器三部分组成。件事由催化剂筐和换 热器两部分组成。根据件的催化剂筐和换热器的结构形式不同，甲醇件份为若 干类型。按气体在催化剂床的流向可分为：轴向式、径向式和轴径复合型。按催化剂筐反应惹得移出方式可分为冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大 类。按换热器的形式分为列管式、螺旋板式、波纹板式等多种形式。目前，国外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：(1) 冷激式合成塔这是最早的低压甲醇合成塔，是用进塔冷气冷激来带走反应热。该塔结构简单, 也适于大型化。但碳的转化率低，出塔的甲醇浓度低，循

14、环量大，能耗高，又不能 副产蒸汽，现己经基本被淘汰。(2) 冷管式合成塔这种合成塔源于氨合成塔，在催化剂设置足够换热面积的冷气管，用进塔冷 管来移走反应热。冷管的结构有逆流式、并流式和U型管式。由于逆流式与合成反 应的放热不相适应，即床层出口处温差最大，但这时反应放热最小，而在床层上部 反应最快、放热最多，但温差却又最小，为克服这种不足，冷管改为并流或U形冷 管。如1984年ICI公司提出的逆流式冷管型与1993年提出的并流冷管TCC型合成 塔和国林达公司的U形冷管型。这种塔型碳转化率较高但仅能在出塔气中副产 0.4MPa的低压蒸汽。日前大型装置很少使用。(3) 水管式合成塔将床层的传热管由管

15、走冷气改为走沸腾水。这样可较提高传热系数， 更好地移走反应热，缩小传热面积，多装催化剂，同时可副产2.5Mpa4.0MPa的 中压蒸汽，是大型化较理想的塔型。(4) 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，管间（壳程)是沸腾水，将反 应热用于副产3.0MPa4.0MPa的中压蒸汽。代表塔型有Lurgi公司的合成塔和三菱 公司套管超级合成塔，该塔是在列管再增加一小管，小管走进塔的冷气。进一 步强化传热，即反应热通过列管传给壳程沸腾水，而同时又通过列管中心的冷气管 传给进塔的冷气。这样就大大提高转化率，降低循环量和能耗，然而使合成塔的结 构更复杂。固定管板列管合成塔虽然可用于大

16、型化，但受管长、设备直径、管板制 造所限。在日产超过2000t时，往往需要并联两个。这种塔型是造价最高的一种， 也是装卸催化剂较难的一种。随着合成压力增高，±荅径加大，管板的厚度也增加。 管板处的催化剂属于绝热段;管板下面还有一段逆传热段，也就是进塔气225°C，管 外的沸腾水却是248°C,不是将反应热移走而是水给反应气加热。这种合成塔由于 列管需用特种不锈钢，因而是造价非常高的一种。(5) 多床换热式合成塔这种合成塔由大型氨合成塔发展而来。日前各工程公司的氨合成塔均采用二床 (四床)换热式合成塔。针对甲醇合成的特点釆用四床（或五床)换热式合成塔。 各床层是绝热

17、反应，在各床出口将热量移走。这种塔型结构简单，造价低，不需特 种合金钢，转化率高，适合于大型或超大型装置，但反应热不能全部直接副产中压 蒸汽。典型塔型有Casale的四床卧式换热合成塔和中国成达公司的四床换热式 合成塔。合成塔的选用原则一般为：反应能在接近最佳温度曲线条件下进行，床层阻力 小，需要消耗的动力低，合成反应的反应热利用率高，操作控制方便，技术易得， 装置投资要底等。综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的经验，（大型装置不宜选用激冷式和冷管 式），设计选用固定管板列管合成塔。这种塔甲醇合成反应接近最佳温度操作线, 反应热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国外使用较多，具 有丰

18、富的管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计的是年产30万吨的 甲醇合成塔（日产量为1300吨左右），塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不 会很高，所以本设计釆用了固定管板列管合成塔。2.3催化剂的选用2.3.1 甲醇合成催化剂经过长时间的研究开发和工业实践，广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两大系 列：一种是以氧化铜为主体的铜基催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌基催化剂。 锌基催化剂机械强度好.耐热性好,对毒物敏感性小，操作的适宜温度为350400°C, 压力为2532MPa(寿命为23年)；铜基催化剂具有良好的低温活性，较高的选择 性，通常用于低、中压流程。耐热性较差，对硫、

19、氯与其化合物敏感，易中毒。操 作的适宜温度为220270°C,压力为515MPa(般寿命为23年)。通过操作条 件的对比分析，可知使用铜基催化剂可大幅度节省投资费用和操作费用，降低成本。 随着脱硫技术的发展，使用铜基催化剂己成为甲醇合成工业的主要方向，锌基催化 剂己于80年代中期淘汰。表2-1国外常用铜基催化剂特性对比催化剂型号CuO组分/% ZnOAkCb操作条件 压力/MPa 温度TC英国ICI51-36030107.8 11.8190270德国LG104513244.9210240丹麦LMK4010-9.8220270中国C302系列513245.010.0210280中国XC

20、N-98522085.010.0200290从表的对比可以看出，国产催化剂的铜含量己提50%以上。制备工艺合理，使 该催化剂的活性、选择性、使用寿命和机械强度均达到国外同类催化剂的先进水平, 并且价格较低。2.3.2 XNC-98甲醇合成催化剂简介XNC-98型催化剂是天一科技股份研制和开发的新产品。目前己 在国20多套大、中、小型工业甲醇装置上使用，运行情况良好。它是一种高活性、 高选择性的新催化剂。用于低温、低压下由碳氧化物与氢合成甲醇，具有低温活性 高、热稳定性好的特点。常用操作温度200290°C，操作压力5.010.0 MPa。 催化剂主要物化性质：催化剂由铜、锌和铝等含氧

21、化合物组成。外观：有色金属光泽的圆柱体 堆积密度：1.31.5kg/L 外型尺寸：5x(4.55)mm 径向抗压强度：>200N/cm 催化剂活性和寿命：在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为：表2-2XNC-98型与C型催化剂的性能对比催化剂型号合成塔进末期口温度初加入量/(kg.li-1)甲烷单耗/(tf1)甲纯收率%甲纯产率/甲纯产量(Uf1)C210 2246700.482100.4590.72XCN-98200 2309000.432290.4998.93通过对比，并结合生产实际可见，XCN-98型催化剂具有以下性能优点：（1） 易还原。（2） 低温活性好，日产量高。

22、75%负荷下的甲醇产量(4.17t/h)接近装置满负荷设计230°C时：催化剂的时空收率1.20 kg/(L.h)250°C时：催化剂的时空收率21.55 kg/(L.h)在正常情况下，使用寿命为2年以上。（3）适用温区宽，使用寿命长。合成塔进口温度可调温C型催化剂为14°C,而 XCN-98型则为3(TC。随着可调温区的增加，催化剂的使用寿命也相应延长。（4）选择性好。75%负荷下合成系统未发现结蜡，粗甲醇质量符合设计要求。（5）可适用于含高浓度CO2的合成气。50%负荷下，C型催化剂CO2加入量最高 不超过670kg/h，而XCN_98型催化剂则最高可达900

23、kg/ho75%负荷时,使用XCN-98 型催化剂，当入塔气中CO2组分体积分数高达5%时，生产运行情况仍良好，收率 和物耗都较低，催化剂仍能保持较高的活性，产品质量符合质量标准的要求。综上所述，催化剂的活性、选择性和使用寿命等主要技术经济指标均优于进口 催化剂与国产C型催化剂，所以本设计选用天一科技股份研制的 XNC-98型催化剂。2.3.3合成工序工艺操作条件的确定与论证(1) 操作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，在催化剂的使

24、用初期，反 应温度维持较底的数值，随着使用时间的增加，逐步提高反应温度。例如副产蒸汽 型等温甲醇合成塔釆用国产铜系催化剂，使用前期，可控制床层零点温度230240°C,热点温度260°C左右；后期，可控制床层零点温度260270°C,热点温度 290°C。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：适合使用的温度围为200290°C。(2) 操作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

25、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°C。至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， 如果不与时控制，回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，其活性温度围在200300°C,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

26、；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IOMpa左右。设采用的是低压法（入塔压强为 5.14MPa)合成甲醇。(3) 气体组成：对于甲醇合成原料气，即合成工序的新鲜气，应维持f (H2-CO2) /(C0+C02)=2.102.15，并保持一定的C02。由于新鲜气中（H2-CO2) /(COCO2)略 大于2,而反应过程中氢与一氧化碳、二氧化碳的化学计量比分别为2:1和3:1,因 此循环气中（H2-CO2)/(C(HCO2)远大于2。合成塔中氢气过量，对减少副反应是有 利的。甲醇合成过程中，需要一定的二氧化碳存在以保持催化剂的高活性。二氧化碳 的存在可以降低反应

27、系统的热效应，这对维持床层温度也是有利的。但是过高的二 氧化碳含量会降低合成系统的生产能力，粗甲醇含水增加，增加精馏系统的负荷和 能耗。所以二氧化碳的含量应该尽可能低一些，一般不超过5%。(4) 空速：空速不仅是一个和合成回路气体循环量相关联的工艺控制参数，也是一个影响 综合经济效益的变量。甲醇合成过程中，首先甲醇合成塔的气体空速必须满足催 化剂的使用要求，国产铜基催化剂，一般要求气体空速在8000ZOOOOh-1之间。空 速过低，结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻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 相对较小的围变化。XCN

28、-98的空速要求为60001500011-1，本设计空速定为12000 h_1。第三章工艺流程来自脱碳装置的新鲜气（40°C, 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°C,进入甲 醇合成塔（R7001)，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应：CO+ 2H2 =CH3OH+ Q CO2 + 3H2 = CH3OH + H2O + Q 甲醇合成塔(R7001)为列管式等温反应器，管装有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

29、（3.9MPa 饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。畐浐蒸汽确保了甲醇合成塔反应趋于恒定， 且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。R7001 E7002A.B P8002 V7003图3-1甲醇工艺流程 甲醇合成塔(R7001)出来的合成气(255°C, 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送至甲醇合成塔 (R7001)继续进行合成反应。从甲醇分

30、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。第四章工艺计算4.1合成工段物料衡算4.1.1 设计条件与参数已知：年产30万吨精甲醇，每年以（330)个工作日计。表4-1各物质的摩尔质量组分COCO2H2 CH4N2CH3OH(CH3)2O C4H9OHH2O摩尔质量2844 2 16 28 3246 7418精甲醇中甲醇含量：99.9%表4-2粗

31、甲醇组成组分甲醇二甲醚重组分水百分含S93.86% 0.20%0.03%5.91%时产精甲醇: 时产粗甲醇:30x104=37.88t/h330x2437.88x99.9% = 40.32t/h93.86%合成甲醇的化学反应为:主反应CO+2H2=CH3OH式（I)副反应2CO+4H2= (CH3)2CHH2O式（2)CO+3H2 =CH4H2O式（3 )4CO+8H2= C4H90H+3H20式（4)CO2+H2 = CO+H2O式（5 )4.1.2 合成工段物料衡算(I )根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：甲醇=37919.44kg/h即1184.98kmol/h26543.55m3/

32、h二甲醚=40.32x0.0020x1000=80.8kg/h即1.76kmol/h39.424m3/h 异丁醇=40.23x0.0003x1000=12.12 kg/h 即 0.164kmol/h 3.67m3/h 水= 40.23x 0.0591x1000=2387.64kg/h 即66.192kmol/h12971.36m3/h工业生产中，测得低压时每生产一吨粗甲醇生成甲烷1.52Nm3,故每小时生成 量为：40.23x1.52=61.29 m3,即2.74kmol/h, 43.78kg/h。表4-3 1吨粗甲醇中合成气溶解情况表气体H2COCO2N2ArCH4m3/t4.3640.81

33、57.7800.3650.2431.680溶解量m3/h(粗甲醇）58.7010.96104.604.913.2722.60kmol/h2.620.494.670.220.151.01忽略原料气带入份，根据反应（2 )、（ 3 )、(4)得反应（5 )生成的水 的量为：132.65-0.164x3-1.76-2.74=127.67kmol/h,即在CO 逆变换中生成的H2O 为127.06kmol/h,即2859.8m3/h。粗甲醇中气体溶解量5Mpa、40°C时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表：据测定：40°C时，液体甲醇中释放的CO、C02、H2等混合气中，每立方米含

34、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)x（37.14/1000）=7.62 kg/h即0.238kmol/h, 5.33m3/h(2)合成反应中气体的消耗和生成情况表4-4合成反应中消耗原料情况表消耗方式单位CO消耗物料量H2 CO2N2等合计消耗反应kmol/hm3/h1184.9826543.652369.9653081.179630.65反应kmol/hm3/h3.5278.8487.04157.696236.544反应kmol/hm3/h2.7461.3768.

35、22184.128245.504反应kmol/hm3/h0.65614.691.31229.3944.08反应kmol/hm3/h(127.67)(2859.8)127.672859.8127.672859.88579.4气体溶解m3/h10.9658.70104.6430.78205.08合计m3/h29659.2256376.812964.4430.7888941.25消耗组成% (V)33.2563.393.330.03100注：括号的为生成量；反应项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量表4-6驰放气组成表气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.20%9.16

36、%3.11%3.21%0.82%1.89%表4-5合成反应中生成物料情况表生成方式单位 生成物料量CH4CH3OHC4H9OH (CH3)2O H2OCH3OH生成物料量 C4H9OH(CH3)2OH2O生成合计反应kmol/hm3/h1184.9826543.5526543.55反应kmol/hm3/h1.7639.4241.7639.42478.848反应kmol/hm3/h2.7461.292.7461.29122.58反应kmol/hm3/h0.1643.67360.49211.020814.69反应kmol/hm3/h127.672859.82859.8扩散损失m3/h(5.33)合

37、计m3/h26543.553.673639.4242971.5329619.47Kg/h37919.3612.13680.962387.8440444.056生成组成% (kg)出塔93.860.030.205.91100(3 )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: 29569.22+0.16%G+9.16%G=29569.22+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：表4-7新鲜气组成表组分气量（m3/h)新鲜气(m3/h)CO29569.22+9.77%GCO22964.44+3.11%GH2563

38、76.81+82.42%G88941.25+1.0183GN24.91+3.21%GAr3.27+0.82%GCH422.6+1.89%G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) =8.18+4.03%G,则88941.25+1.0183G= (8.18+4.03%G) /0.42%解得G=10137.11m3/h,即弛放气的量为10137.11m3/h,由G可得到新鲜气的量 99263.87 m3/h。由弛放气的组成可得出下表：表4-8驰放气组成气体CH3OHH2CO CO2N2ArCH4组成0.61%81.20%9.16% 3.

39、11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h61.848231.33928.56315.26325.4083.124191.591表4-9新鲜气组成表气体H2COCO2N2ArCH4组成 气 m3/h68.82%68313.4026.82%26622.573.78%3752.170.31%307.7180.09%89.3370.18%178.675(4)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循环气+99263.87+40444.056-88941.25= G循环气+50766.68气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.20%9.16

40、%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h2782.82370435.0341787.9914187.8414644.043740.858622.19测得：己知出塔气中甲醇含量为5.84%,有：(G循环气x0.61%+61.84+26543.55+5.33) / G出塔=0.0584 表4-10循环气组成表解得：G循环气=46200.77; G出塔=506967.45 (5)入塔气和出塔气组成的确定G入塔=G循环气+G新鲜气=456200.77+99263.87=555464.64 m3/h表4-11组成甲醇生产塔气流量与组成组分COCO2H2N2 CH4ArCH3OH合计组成12

41、.16(V)%3.2279.102.72 1.600.690.51100流量 67544.5Nm3/h17885.96439372.515108.6 8887.433832.712832.87555464.64又由 G出塔=G入塔-G消耗+G生成得：表4-12出塔气组成表气体H2COCO2N2ArCH3OH组成76.318.652.923.010.775.95气量m3/h386866.8643852.6814803.4515259.723903.4530146.56气体CH4(CH3)2OC4H9OHH2O合计组成1.770.016.83x104-0.60100气量m3/h8973.3250.

42、703.463042.8506920.8(6)甲醇分离器出口气体组成确定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4-13甲分离器出口气体组成表 组分CH3OH H2COCON2ArCH4出气2844.66 378666.36 42716.55 14503.1 14969.44 3823.79 8813.78组成(V)% 0.61 81.209.163.113.210.821.89表4-14甲分离器出口液体组成气体CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O合计气体m3/h27320.550.703.

43、463041.830366.46质量kg/h39029.29104.1211.432444.3041589.14组成%93.730.260.025.99100分离器出口液体组分=出塔气气体组分_出口气气体组分。4.2甲醇合成主要设备热量衡算4.2.1合成塔的热平衡计算1计算公式全塔热平衡方程式为：Q1 + Qr = Q2 + Q3+ Q 式中： Q1入塔气各气体组分焓，kJ/h； Qr 合成反应和副反应的反应热，kJ/h； Q2 出塔气各气体组分焓，kJ/h； Q3 合成塔热损失，kJ/h； Q沸腾水吸收热量，kJ/h。Q1=（G1×Cm1×Tm1） 式中： G1入塔气各组

44、分流量，m3/h； Cm1入塔各组分的比热容，kJ/（m3.k）； Tm1入塔气体温度，k；Q2=（G2×Cm2×Tm2） 式中：G2出塔气各组分流量m3/h； Cm2出塔各组分的热容，kJ/（m3.k）；Tm2 出塔气体温度，k；Qr= Qr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr7 式中： Qr1、Qr2 、Qr3、 Qr4、 Qr5 、Qr6、分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，kJ/h； Qr7二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/h Qr=Gr×H 式中： Gr各组分生成量，kmol/h； H生成反应的热量变化，kJ/mol2.

45、入塔热量计算通过计算可以得到5.14Mpa，225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：表4-15甲醇合成塔入塔热量气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4热容kJ/（kmol.k） 67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82气量kmol /h 2832.8 439372.5 67544.5 17885.9 15108.6 2832.7 8887.4入塔热量kJ/（h.k）189915.6 12979064.5 2018214.7 790159.3 445232.8 96413.1 41689.1入

46、塔热量合计为16935089.3kJ/（h.k） 所以 Q1=16935089.3×498.15=843621473.5 kJ/h3塔反应热的计算忽略甲醇合成塔中的反应生成的热量，按反应 ， ， ， ，生成的热量如下表：表4-16甲醇合成塔反应热气体 CH3OH ( CH3 )2OC4H9OH CH4 CO生成热kJ/mol 102.37 49.62 200.39 115.69 42.92生成量kmol /h 1184.98 0.164 1.76 2.74 127.67反应热kJ/h 121306402.6 8137.68 352686.4 316990.6 5479596反应热合计

47、=116504620.9 kJ/h 4全塔热量损失的确定全塔热损失为4%，即Q3=(Q1 + Qr)×4%=(8436214735+116504620)×4%=342108774.2 kJ/h 5入塔气换热器的热量计算 （1）入换热器的被加热气体热量的确定表4-17入换热器被加热气体各组分热容和显热 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66气量kmol /h 2382.87 439372.53 67544.5 17885.96 15108.64 38

48、32.7 8887.4热量kJ/h.k 16628.9 12851645.6 1988510.1 688027.9 445251.6 96507.6 352475.5合计：入换热器的被加热气体热量为16439092.1kJ/（h.k），入口温度为40， 16439092.1×313.15=514534291.1 kJ/h（2）出换热器的被加热气体热量的确定出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即843621473.5 kJ/h（3）入换热器的热气体热量的确定入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即342108774.2kJ/h（4）出换热器的热气体热量的确定被加热气体吸

49、收的热量=出换热器的被加热气体显热入换热器的被加热气体显热=843621473.5514534291.1=329087182.4kJ/h 所以：出换热器的加热气体显热量=入换热器的加热气体显热被加热气体吸收的热量 =342108774.2329087182.4=13021591.8kJ/h（5） 出换热器的加热气体的温度的确定 假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时一样，则出口温度为 13021591.8/461717.32=334.0k 即 60.85第五章 设备的选型和计算 5.1主要设备甲醇合成塔的设计计算和选型5.1.1传热面积的确定 传热温差为20，传热量为86207240.7kJ

50、/h，合成塔的总传热系数取为289.78W/（m2.）。由公式Q = kATm 得 A = Q/（KTm）=86207240.7/（3.6×289.78×10）=8263.7 5.1.2催化剂用量的确定入塔气空速12000h-1，入塔气量555464.64m3/h，所以，催化剂体积为555464.64/12000=46.29m3。 5.1.3传热管数的确定 传热管选用32×2.5 ，长度9000mm的钢管，材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢。由公式A =3.14×d×L×n 得 n = A/（3.14×d×L）

51、=8263.7/（3.14×9×0.027）=10830其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为10818根。5.1.4合成塔壳体直径的确定合成塔管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm，壳体直径： Di=a（b-1）+2L式中： a = 40b = 1.1×n0.5 = 1.1×108300.5 = 114.47 L = 125mm所以 Di=40×（114.47-1）+2×125=4788.8 圆整后取为4800 mm5.1.5合成塔壳体厚度的确定壳体材料选用13MNiMoNbR钢，计算壁后的公式为：S=PcDi/（2 t-Pc）式中： Pc5.14Mpa ； Di=4800mm；=0.85 t =19