年产40kt粗甲醇合成精馏工段工艺设计

1、学校代码： 10128学 号： 本科毕业设计说明书（题 目：40kt/a粗甲醇合成精馏工段工艺设计学生姓名：学 院：化工学院系 别：化学工程系专 业：化学工程与工艺班 级：化学工程与工艺07-3班指导教师：二一一年六月作为化工毕业生，我们应该较为系统掌握化工设计的基本程序和方法，使我们在查阅技术资料，迅速进行工程计算，用简洁的文字、清晰的图表表达自己设计结果等方面的能力有所提高。这就是本次设计的目的。这次设计，主要是进行甲醇合成和精馏工段的物料和热量衡算。进行物料衡算时，理论依据是物料平衡方程。但具体计算时，由于副反应较多，而且有些副反应的生产量不确定，所以在计算过程中引用了一些经验计算公式、

2、做了一些近似处理。进行热量衡算的理论依据是热量平衡式，在计算时有些物质的准确比热和汽化热很难找到，所以用了近似计算值或是经验值。本次设计虽然作了不少近似计算，引用了一些经验值，但是都是严格按照有关文献资料进行的，所以设计结果达到预期效果。通过这次设计使我认识到做设计计算时一定要严谨求实，同时是我觉得自己在综合所学相关知识进行化工设计、迅速进行工程计算等方面发展空间很大，有待于提高。关键词：甲醇合成；物料衡算；热量衡算朗读显示对应的拉丁字符的拼音字典翻译以下任意网站· The White House-美国· Zeit Online-德语· -丹麦· One

3、India-印地语· Los Angeles Times-美国· Komika Magasin-瑞典语· Spiegel Online-德语· -法国· -波兰语· USA Today-美国· -德语· Focus Online-德语朗读显示对应的拉丁字符的拼音目录前言1第一章概述21.1 甲醇发展现状21.2 甲醇的发展前景21.3 甲醇合成31.3.1 甲醇合成方法及设备简介31.3.2 甲醇合成工艺流程简介51.4 甲醇精馏工艺流程简介61.4.1 精馏的原理61.4.2 精馏工艺流程6第二章合成工段工艺计算

4、92.1 合成工段物料衡算92.1.1 设计条件及参数92.1.2 合成工段物料衡算102.2 合成工段热量衡算192.2.1 合成塔的热量衡算192.2.2 原料预热器的热量计算242.2.3 水冷器热量的计算27第三章精馏工段工艺计算313.1 精馏工段物料衡算313.1.1 预精馏塔物料衡算313.1.2 加压塔物料衡算333常压塔物料衡算353.2 精馏工段的热量衡算373.2.1 预精馏塔热量衡算373.2.2 预塔冷凝器热量衡算403.2.3 常压塔热量衡算413.2.4 加压塔热量衡算44第四章预塔冷却器工艺计算47、初选换热器474.1.1 基本物性数据474.1.2 初选换热

5、器型号474.1.3 确定流体的流径484.2 核算压降494.2.1 管程压强降494.2.2 壳程压强降494.3 核算总传热系数50结束语52参考文献53谢辞54引言甲醇是仅次于合成氨的化工产品和重要的有机化工原料，也是最简单的化学品之一，广泛应用于有机合成、染料、医药、农药、涂料、汽午和国防等工业中。近年来，随着科学技术的发展，甲醇被认为是最有希望代替汽油的并且将成为21世纪有竞争力的可选清洁燃料，它可直接用作汽车燃料，也可与汽油掺合使用。因此，合成甲醇的研究越来越引起人们的重视了。第一章概述1.1 甲醇发展现状随着国民经济持续稳定发展，我国能源生产总量和需求总量都在不断增长。7O年代

6、两次石油危机和石油价格持续上涨，使世界各国都充分认识到2l世纪将是能源结构逐步向多元化结构发展的时代。目前，人类己面临着石油及天然气这一宝贵的化石能源的不断枯竭，按照经济可持续发展的要求，必须更加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。但如果只沿用落后技术，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，同时对环境的威胁将是难以估量的。因此，充分利用丰富的煤炭资源，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

7、的现实，又对保护国家能源安全具有深远的战略意义。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1600万吨/年，2010年总产能达到3000万吨/年。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。2007年下半年甲醇出口激增。而煤基甲醇是资源消耗型产品，是低附加值产品，依靠大量出口来消化过剩的产能是不妥的。1.2 甲醇的发展前景甲醇作为最有希望代替汽油的并

8、且将成为21世纪有竞争力的可选清洁燃料，具有巨大的发展前景。专家认为，首先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，不仅符合国家政策的要求，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。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，从普通百姓的角度讲，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

9、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。因为甲醇在我国已经有一定规模的产能，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。甲醇汽油如果作为车用燃料比其他替代能源都有优势，因为甲醇汽油是一种液体燃料，好多特性和汽油雷同，但比汽油更安全、更环保、更节能。另外，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 甲醇合成甲醇合成方法及设备简介生产甲醇的方法有多种，早期用木材或木质素干馏法制甲醇的方法，今大在工业上已经被淘汰了。氯甲烷水解法也可以生

10、产甲醇，但因水解法价格昂贵，所以没有得到工业上的应用。甲烷部分氧化法可以生产甲醇，这种制甲醇的方法工艺流程简单，建设投资节省。但是，这种氧化过程不易控制，常因深度氧化生成碳的氧化物和水，而使原料和产品受到很大损失，因此甲烷部分氧化法制甲醇的方法仍未实现工业化。但它具有上述优点，国外在这方面的研究一直没有中断，应该是种很有工业前途的制取甲醇的方法。目前工业上几乎都是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇。天然气、石脑油、重油、煤及其加工产品(焦炭、焦沪煤气)、乙炔尾气等均可作为生产甲醇的原料。天然气与石脑油的蒸汽转化需在结构复杂、造价很高的转化炉中进行。转化炉设置有辐射室与对流室，在高温、

11、催化剂存在下进行烃类蒸汽转化反应。重油部分氧化要在高温气化炉中进行，以固体燃料为原料时，可用间歇气化或连续气化制水煤气。间歇气化法以空气、蒸汽为气化剂，将吹风、制气阶段分开进行；连续气化以氧气、蒸汽为气化剂，过程连续进行。甲醇生产中所使用的多种催化剂，如天然气与石脑油蒸气转化催化剂、甲醇合成催化剂等都易受硫化物毒害而失去活性，因此必须将硫化物除净。气体脱硫方法可分为两类：一类是干法脱硫，一类是湿法脱硫。干法脱硫设备简单，但由于反应速率较慢，设备比较庞大。湿法脱硫可分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类。甲醇的合成是在高温、高压、催化剂存在下进行的，是典型的复合气固相催化反应过程。随着甲醇合

12、成催化剂技术的不断发展，目前总的趋势是由高压向低、中压发展。我国富煤贫油，因此煤与焦炭是制造甲醇粗原料气的主要固体燃料。用煤和焦炭制甲醇的工艺路线包括燃料的气化、气体的脱硫、变换、脱碳及甲醇合成。用蒸汽与氧气(或空气、富氧空气)对煤、焦炭进行热加工称为固体燃料气化。气化所得可燃性气体通称煤气，是制造甲醇的切始原料气。气化的主要设备是煤气发生炉，按煤在炉中的运动方式，气化方法可分为固定床(移动床)气化法、流化床气化法和气流床气化法。国内用煤与焦炭制甲醇的煤气化一般都沿用固定床间歇气化法，煤气炉沿用UGI炉。在国外对于煤的气化，目前已工业化的煤气化炉有柯柏斯托切克(Koppers-Totzek)、

13、鲁奇(Lurgi)及温克勒(Winkler)三种。还有第二、第三代煤气化炉的炉型主要有德士古(Texaco)及谢尔-柯柏斯(SheII-Koppers)等。制得合成气经变换、脱硫、脱碳处理后送入合成器进行甲醇合成。甲醇合成的主要设备有甲醇合成塔、水冷却器、甲醇分离器、滤油器、循环压缩机。其中，甲醇合成塔的类型很多。由于甲醇合成反应是一个可逆的放热反应，反应热效应大，为使反应始终处于较高的速度下，必须及时移走这些热量，因此，按不同的移热方法，可分为冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类；按反应气流动的方式有轴向和径向，或者二者兼有的混合型。甲醇合成塔的基本结构主要由外简、内件和电加热器三部分组

14、成。外筒是一个高压容器，一般由多层钢板卷焊而成绕带统制而成。内件是由催化刑筐和换热器两部分组成。本次设计所用的合成工艺为Lurgi甲醇合成工艺，该工艺所用的合成器为管束型副产蒸汽的合成反应器，被称为Lurgi管壳式甲醇合成反应器。该合成反应器既是反应器又是废热锅炉，反应器内部类似一般列管式换热器，列管内装催化剂，管外为沸腾水。原料气与反应后的气体换热后温度上升到220左右进入反应器反应放出的热量经管壁传给管间的沸腾水，产生4MPa的饱和蒸汽。反应器壳程的锅炉水是自然循环的，这样可以通过控制沸腾水的蒸汽压力，可以保持恒定的反应温度，有效的抑制了副反应，延长了催化剂的使用寿命。该反应器单位体积催化

15、剂床层的换热面积较大，热能利用合理，每吨甲醇副产蒸汽高达1.4吨，产生的这些蒸汽首先用于驱动新鲜原料气及循环气透平压缩机，然后将出来的低压蒸汽送至精馏工段作为精馏塔塔釜再沸器的加热热源，Lurgi工艺合成每吨甲醇比轴向合成反应器工艺多回收热量约1.8×106KJ。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。但是，该反应器结构复杂，制造较困

16、难，而且装卸催化剂也不方便，这是它的缺点。甲醇合成工艺流程简介甲醇合成的前期工艺与合成氨相似，首先进行合成气的生产，合成气经脱硫、变换脱碳后处理后进行甲醇合成。本次合成工艺选用Lurgi工艺，合成压力为5MPa，合成气进合成塔温度220，反应温度270，出口温度为250。新鲜原料气首先进入透平压缩机，将原料气压缩至合成压力，此时温度约为40-50。由于合成塔出口温度较进口温度相差较高，因此可用合成塔出口气加热原料气，使其温度上升至合成温度，这样既节省了能源又合理利用了热量。加热后的原料气由Lurgi管壳式甲醇合成反应器顶部进入合成塔内部列管，管中填充催化剂，合成气在其中进行反应。甲醇合成反应是

17、可逆放热反应，低温有利于反应向合成方向进行，而且温度过高会使催化剂失活，因此需要即使将反应热移出合成塔。Lugi合成器同时是废热锅炉，它的壳程走的是沸腾水，沸腾水从合成塔底部进入，4MPa的蒸汽有顶部侧端排出，这样只要控制合成塔顶部蒸汽的压力就可以控制合成塔的温度恒定。反应后的气体温度较高，与新鲜原料气换热后温度降到约70-95，其中的甲醇还以气体的形式存在，因此需要进一步冷凝。换热后的甲醇进入水冷器与冷却水进行换热，换热后粗甲醇冷凝下来，经甲醇分离器到达粗甲醇贮槽。未反应完的气体由分离器顶部排出，经循环透平压缩机压缩升压后与新鲜原料气一起进入甲醇合成器。循环透平压缩机和原料气透平压缩机的驱动

18、力均为合成器产生的4MPa的蒸汽，蒸汽做功后变为低压蒸汽，被送到精馏工段作为精馏塔塔釜再沸器加热热源，这样就充分利用了热量。甲醇精馏工艺流程简介.1精馏的原理 将液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸气多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程称为精馏。 对于一次气化和一次冷凝来说，由于液体混合物中所含组分的沸点不同，当其在一定温度下部分气化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分气化所得的蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而未冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。

19、这样经过一次部分气化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次这样进行下去，将最终在液相中留下基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点组分。由此可见，部分气化和部分冷凝，都使气液相的组成发生变化，多次部分气化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯的或比较纯的组分。.2精馏工艺流程粗甲醇精馏流程是根据对产品甲醇不同的质量要求而定的，一般可分为单塔、双塔以及三塔流程。如果产品为燃料级甲醇时可采用较简单的单塔流程，如果要想获得质量较高的甲醇时常采用双塔流程，从节能的观点出发还可采用三塔流程。一般单塔流程已很少用到，本次设计采用双效法三塔流程，双塔流程只做简要介

20、绍。.2.1双塔流程双塔流程是最为普遍采用的甲醇精馏方式。第一塔为预精馏塔，第二塔为主精馏塔，二塔再沸器的热源均来自循环气压缩机驱动透平排出的低压蒸汽。预精馏塔用以分离轻组分和溶解的气体如H2、CO、CO2等。塔顶取出的气体包括不凝性气体、轻组分、水蒸气以及甲醇。经过冷凝，大部分水分和甲醇回流入塔，同时从冷凝器抽一小部分冷凝液以减少挥发性较低的轻组分。为了减少塔顶排放气中甲醇的损失，塔顶冷凝器可做成二级冷凝。主精馏塔主要除去重组分，包括乙醇、水以及高级醇，同时获得产品精甲醇。含水和高沸点组分的甲醇从该塔中部进入，高级醇从加料板以下侧线引出，含微量甲醇的水从塔底排出，产品甲醇从近塔顶处取出。.2

21、.2 三塔流程精馏过程的能耗很大且热能利用率很低，故精馏工序的节能有许多潜力可挖。采用三塔流程的目的是为了更合理地利用热量，三塔流程与双塔流程的区别在于三塔流程采用两个主精馏塔，第一主精馏塔加压操作，第二主精馏塔于常压下操作，利用加压塔的塔顶蒸汽冷凝热作为第二主精馏塔再沸器的加热源。这样不仅节省了加热蒸汽而且也节省了冷却用水，有效地利用了能量。预精馏塔中的操作与双塔流程相仿，经预蒸馏后的甲醇混合液用泵压送入第一加压主精馏塔，其再沸器用低压蒸汽加热，塔内压力为0.8MPa，塔顶蒸汽引入第二常压主精馏塔底再沸器，蒸汽冷凝热作为第二塔操作热源。第一精馏塔底部排出的甲醇水溶液利用压差进入第二主精馏塔加

22、料口，在此脱除水及高级醇等杂质。高级醇可由塔侧线引出，塔顶引出的残液含1%2%的高级醇和甲醇，送废水生化处理后排放。产品精甲醇部分来自第一主精馏塔顶冷凝液，另一部分采自第二主精馏塔塔顶冷凝液。此次设计，粗甲醇精馏采用双效法三塔精馏工艺，此流程与普通双塔流程不同的是第一精馏塔加压和第二精馏塔常压均采出产品。该流显著的特点是节能，在粗甲醇精馏系统, 一般流程都考虑废热的回收利用, 如采用蒸汽冷凝水或残液等来加热粗甲醇。这里主要指多效利用热源蒸汽的潜热, 如将原双塔流程的主精馏塔一分为二, 第一塔（塔2）加压操作（约为0.6MPa）,第二塔（塔3）为常压操作, 则塔2由于加压操作，顶部气相甲醇的液化

23、温度约为123,远高于常压塔塔釜液体主要为水的沸点温度, 其冷凝潜热可作为塔再沸器的热源，不仅节省了加热蒸汽，也节省了冷却用水，有效的利用了热能。这一过程称为双效法, 较双塔流程（单效法）可节约热能40%左右。一般在正常操作条件下, 比较理想的能耗为每精制1吨精甲醇消耗热能3.0×106 kJ(折蒸汽约1吨左右)。自然, 双效法三塔流程投资较多, 以年产10万吨精甲醇规模计算, 双塔单效法投资为100, 则三塔双效法为113，但由于能耗下降，前者的操作费用为100, 后者仅为64。显然, 三塔双效法效益显著, 随着粗甲醇精馏规模的增大效益更加明显。第二章合成工段工艺计算 本次设计任务

24、是年产4万吨粗甲醇合成、精馏工段工艺设计，采用的工艺为德国鲁奇公司1971年开发的Lurgi低压甲醇合成工艺，该工艺合成压力为4.0535.066MPa，温度为230290，新鲜气与循环气的比例为1:5。为方便计算，取合成压力为5.0MPa，合成温度为270。2.1 合成工段物料衡算设计条件及参数已知年产40000吨粗甲醇，每年以330个工作日计。则，每小时生产粗甲醇：粗甲醇和新鲜原料气的组成含量及摩尔质量见表2-1到表2-3：表2-1 粗甲醇组成组 分 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O含量（Wt %）93.12 表2-2 新鲜气组成组 分 CO CO2 H2 CH4 N2含量

25、（V %）表2-3 各物质的摩尔质量组分 CO CO2 H2 CH4 N2 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O摩尔质量（g/mol） 28 44 2 16 28 32 46 74 18根据粗甲醇各组分及含量，算得各组分的量为：甲醇： 即二甲醚： 异丁醇： 水： 上述计算结果见表2-4表2-4 粗甲醇物料表组 分 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O 合计 5.0 MPa，40时各组分在甲醇中的溶解度列于表2-5表2-5各物质在甲醇中溶解度组 分 CO CO2 H2 CH4 N2溶解度（Nm3/t粗甲醇）以一小时为基准则一氧化碳在甲醇中的摩尔溶解量为：同理二氧化碳、氢气

26、、甲烷、氮气在甲醇中的摩尔溶解度依次为：现将其列为表格形式，见表2-6：表2-6各物质在甲醇中溶解量组 分 CO CO2 H2 CH4 N2 合计溶解量（）溶解量（kg/h） 合成工段物料衡算合成甲醇主反应方程式为： 可能的副反应主要有：上述个反应均为可逆反应。.1 物料平衡关系式根据上述反应方程式可以推出以下平衡关系式：CO的平衡：VFCF + Ku= KCK + CP + L + 2A + M + 4I （2-1）CO2的平衡：VFKF = VKKK + KP + Ku（2-2）H2的平衡：VFhF = VKhK + HP + 2L + 4A + 3M + 8I + Ku （2-3）CH4

27、的平衡：VFmF + M = VKmK + MP（2-4）N2的平衡：VFnF = VKnK + NP（2-5）H2O的平衡：W=A+M+3I+Ku（2-6）上述六个方程共有八个未知数，即VF、VK、nK、mK、M、Ku、CP、hK。利用惰性气体在循环气中的含量i来建立两个方程式：nK + mK = i （2-7）CK + hK + KK = 1i （2-8）联立上述八个方程，得到两个辅助变量D、B：上例各式中的符号意义：V生成一吨粗甲醇的气体总体积，kmol/h；N氮量，kmol/h；n氮气含量，V%Ku参加反应的CO2的量，kmol/h；KCO2量，kmol/h；kCO2含量，V%；M甲烷

28、的生成量，kmol/h；m甲烷含量，V%；H氢气量，kmol/h；h氢气含量，V%；CCO的量，kmol/h；cCO含量，V%；L甲醇量，kmol/h；A二甲醚量，kmol/h；I异丁醇的量，kmol/h；W生成的水量，kmol/h ；i循环气中氮气的百分数，V%；符号脚注表示：P产物； K循环气； F新鲜气；i的经验范围值为15% 25%，取i = 20%，则根据经验，设循环气中二氧化碳的含量=3.0%，由此知循环气中氮气含量为：12.87%由（2-7）式知，mk =i=20.0%12.87=7.13%驰放气的量:新鲜气加入量:689.25 kmol/hLurgi工艺新鲜气与循环气之比为1:

29、 5，故循环气的量为：5 VF = 5689.25 = 3446.25kmol/h；甲烷的生成量：进行逆变换反应消耗的CO2的量：13.02 kmol/h新鲜原料气中一氧化碳的量解得循环气中一氧化碳的含量：CK =12.91%由（2-9）式 CK + kK = 1i 带入数据知循环气中氢气的含量： = 64.09%由于此物料衡算方法选用试差法，故需要核算。将相关数据带入到上述八个式子进行核算，结果发现等式两端误差小于3%。因此，试差成功，上述计算有效。.2合成塔物料衡算由计算得到的新鲜气的量及给定的新鲜气的组成，可求得新鲜气的流量，列于表2-7中：表2-7新鲜气的流量及组成组 分 CO H2

30、CO2 CH4 N2 合计 kg/h 4679.92 916.70 924.88 231.52 791.28 Wt% 12.15 62.03 12.76 3.07 10.49 100.00 kmol/h 167.14 458.35 21.02 14.47 28.26 mol% 24.25 66.50 3.05 2.10 4.10 计算示例：以一氧化碳为例，新鲜气的流量VF = 689.25kmol/h ,一氧化碳的含量ck = 24.25%，则一氧化碳的摩尔流量为 689.25 24.25% = 167.14 kmol/h，质量流量为 167.14 28 = 4679.92 kmol/h。由生

31、产经验知，5MPa、40下，年产4万吨粗甲醇在气液分离设备中，粗甲醇中各组分的挥发量依次为：甲醇23.79kmol/h、甲醚1.38kmol/h、水2.87kmol/h,异丁醇在该条件下几乎不挥发，故其挥发量取0.则挥发总量为：粗甲醇中各物质挥发量见表2-8表2-8 液相粗甲醇中各组分的挥发量组 分 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O 合计挥发量（ kmol/h） 23.79 1.38 0 2.87 计算表明弛放气与循环气的比值不到7%，因此弛放气中挥发组分的量可以忽略，故不考虑挥发相时弛放气与循环气之比近似为：因此考虑挥发相时弛放气与循环气之比近似为：由此得弛放气中甲醇的量为不

32、考虑挥发量驰放气中各气体的摩尔流量为： 驰放气的总量VK = 218.94 12.91% = 28.25 CO23.00% = 6.57 H264.09% = 140.33 CH47.13% = 15.60 N212.87% = 28.19 则驰放气的组成列于表2-9中:表2-9 驰放气流量及组成组 分 CO H2 CO2 CH4 N2 CH3OH (CH3)2O H2O 合计 Wt% 32.26 11.45 11.79 10.18 32.19 1.87 0.15 0.12 100.01 计算示例，以一氧化碳为例：弛放气总物质的量的流量为 ：一氧化碳的摩尔分数：( 28.25 / 220.62

33、 ) 100% =12.80%弛放气总质量流量为：18 = 2452.16 kg/h一氧化碳的摩尔分数：28 / 2452.16 ) 100% = 32.26%易知循环气中CH3OH的量为：23.79 1.43 =22.36 kmol/h(CH3)2O的量为：1.38 0.08 = 1.30 kmol/h H2O的量为： 2.87 0.17 = 2.70 kmol/h由于循环气中各组分的摩尔分数与弛放气中的一样，故循环气中各气体的量为： 循环气总量为：3346.25 kmol/h12.80% = 441.33 kmol/hCO22.98% = 107.60 kmol/hH263.61% = 2

34、191.98 kmol/hCH47.07% = 243.68 kmol/hN212.78% = 440.29 kmol/h由计算得到循环气的流量及组成，列于表2-10中：表2-10 循环气的流量及组成组 分CO H2 CO2 CH4 N2 CH3OH (CH3)2O H2O 合计 Wt% 32.26 11.44 11.79 10.18 32.19 1.87 0.16 0.13 100.01 计算示例，计算方法与弛放气流量组成的计算方法大体一致。合成塔入口气体等于新鲜气的量加上循环气的量，由表2-7和表2-10得到表2-11如下：表2-11 合成塔入塔气流量及组成组 分 CO H2 CO2 CH

35、4 N2 CH3OH (CH3)2O H2O 合计 Wt% 37.16 11.56 11.86 9.01 28.61 1.56 0.13 0.11 100.00 kmol/h 608.47 2650.33 123.62 258.15 468.55 22.35 1.30 2.70 4135.47 mol% 14.71 64.09 2.99 计算示例，以一氧化碳为例，合成塔入塔气中一氧化碳的量等于新鲜气中一氧化碳的量加上循环气中一氧化碳的量，其摩尔流量为：167.14 + 441.33 = 608.47 kmol/h质量流量为： 4679.92 + 12357.24 = 17037.16 kg/h

36、合成塔入塔气总摩尔流量： 689.24 + 3346.25 = 4135.47 kmol/h合成塔入塔气总质量流量： 7544.30 + 38306.20 = 45850.50 kg/h则一氧化碳的摩尔含量为： (608.47/4135.47) 100% = 14.71%一氧化碳的摩尔含量为： (17037.16 / 45850.50) 100% = 37.16%合成塔出塔气体流量等于循环气的量加弛放气的量加粗甲醇的量再加粗甲醇中的溶气量，由表2-4、表2-6、表2-9及表2-10可得合成塔出塔气体流量及组成，见表2-12：表2-12 合成塔出塔气体流量及组成组 分 kg/h Wt% kmol

37、/h mol%H2CO2CH4 N2CH3(CH3)2H2C4H9计算示例，以一氧化碳为例，合成塔出塔气中一氧化碳的量等于循环气、弛放气、粗甲醇及粗甲醇溶气之中一氧化碳之和，故其摩尔流量为：441.33 + 28.25 + 0 + 0.16 = 469.74 kmol/h一氧化碳的质量流量为：12357.24 + 791.00 + 0 + 4.48 = 13152.72 kg/h出塔气总摩尔流量为： 3446.23 + 220.62 + 164.24 + 3.35 = 3833.44 kmol/h 出塔气总质量流量为： 38306.20 + 2452.16 + 5050.58 + 91.76

38、= 45900.70 k/h则一氧化碳的摩尔含量为：(469.74/3833.44) 100% = 12.25%一氧化碳的质量含量为： (13152.72/45900.70) 100% = 28.66%.3甲醇分离器物料衡算甲醇分离器出口的气体由循环气和弛放气两部分组成，循环气进入循环压缩机进行压缩循环利用，弛放气则进行放空。由表2-9和表2-10可得到甲醇分离器出口气体的流量及组成，见表2-13：表2-13 甲醇分离器气相流量及组成组 分 CO H2 CO2 CH4 N2 CH3OH (CH3)2O H2O 合计 kg/h 13148.24 4664.62 4803.48 4148.48 1

39、3117.44 760.96 63.48 51.66 1.87 0.16 0.13 100.01 kmol/h 469.58 2332.31 109.17 259.28 468.48 23.78 1.38 2.87 mol% 12.81 63.61 2.98 7.07 12.78 0.65 0.04 0.08 计算示例，以一氧化碳为例：由表2-9和表2-10可知，一氧化碳流量：441.33 + 28.25 = 469.58 kmol/h一氧化碳的质量流量为：12357.24 + 791.00 = 13148.24 kg/h分离器出口气体摩尔流量为：3446.23 + 220.62 = 3666

40、.85 kmol/h分离器出口气体质量流量为：38306.20 + 2452.16 = 40758.36 kg/h则一氧化碳的摩尔含量为：469.58/3666.85) 100% = 12.81%一氧化碳的质量含量为：(13148.24/40758.36) 100% = 32.26%分离器出口液相组成为生成的粗甲醇及溶解在其中的小部分合成气，由表2-4和表2-6可计算出分离器出口液相组成及流量，见表2-14。计算示例，以一氧化碳为例：由表2-4和表2-6可知，一氧化碳的摩尔流量为： 0 + 0.16 = 0.16 kmol/h一氧化碳的质量流量为： 0 + 4.88 = 4.88 kg/h分离

41、器出口液相摩尔流量为：3.35 + 164.24 = 167.59 kmol/h分离器出口气体质量流量为：5050.58 + 91.76 = 5142.34 kg/h则一氧化碳的摩尔含量为： (0.16/167.59) 100% = 0.10%一氧化碳的质量含量为： (4.88/5142.34) 100% = 0.09%表2-14 分离器出口液相组成及流量组 分 kg/h Wt% kmol/h mol%H2CO2CH4 N2CH3(CH3)2O 26.22 0.51 0.57 H2C4H9OH 27.38 0.53 0.31 .4 粗甲醇贮槽物料衡算甲醇合成工段生成的粗甲醇压力很高，因此首先在

42、粗甲醇贮槽内进行泄压，使粗甲醇恢复到常压，然后进入精馏工段。粗甲醇泄压后，溶解在其中的气体（除二甲醚）可认为全部释放，液相粗甲醇即为设计任务规定的粗甲醇（具体见表2-4），进入到精馏工段进行精制；放空的气相即为溶解在粗甲醇中的气体（具体见表2-6）。由于甲醇贮槽物料衡算都已体现在上述两表中，故在此不再进行反复计算。2.2 合成工段热量衡算合成塔的热量衡算.1 热平衡方程式全塔热平衡方程式为：Q入塔气 + QrQ出塔气 + Q热损+ Q移+ Q维（1）式中： Q入塔气入塔气带入的热量，kJ/h；Qr合成反应的反应热，kJ/h； Q出塔气 出塔气带走热量，kJ/h；Q热损合成塔热损失，kJ/h Q

43、移 沸腾水移出去的热量，kJ/h Q维 维持合成塔反应所需要的热量，kJ/h Q入塔气 （Gi×Ci×T入） （2）式中：Gi入塔气各组分流量，kmol/h；Ci入塔各组分的比热容，kJ/（kmol.）；T入入塔气体温度，；Q出塔气（Go×Co×T出） （3）式中：Go出塔气各组分流量kmol/h；Co 出塔各组分的热容，kJ/（kmol.）；To 出塔气体温度，；QrQr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5（4）式中：Qr1、Qr2 、Qr3、 Qr4分别为甲醇、二甲醚、甲烷、异丁醇、生成热，kJ/h； Qr5二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/h

44、QrGr×H （5）式中：Gr各组分生成量，kmol/h；H生成反应的摩尔热，kJ/mol.2 定压热容计算式由实验数据用电子计算机上回归得出下列各式，可以计算纯组分压力下的比热：CPH2 = 6.81721 + 0.031345(T/100) + 0.14138 10-2PH2 0.6 10-6(PH2)2+ 0.1603 10-3PH2(T/100) （6）CPCO = 1.987193.86771 - 0.23279(T/100) + 0.046135(T/100)2 0.21861 10-2(T/100)3 + 0.42112 10-2PCO- 0.4694 10-3PCO(

45、T/100) （7）CPCO2 = 1.987193.18266 + 0.53754(T/100) + 0.020125(T/100)2CO2- 0.22009 10-2PCO2(T/100) （8）CCH3OH = 3.39523 + 3.1695(T/100) - 0.16678(T/100)2 + 0.0057833(T/100)3 + 5.03 PCH3OH /78.5 (T/513.4)3（9）CH2O = 18.01530.65765 - 0.049712(T/100) + 0.5239 10-3 (T/100)3H2O- 0.27123 10-2PH2O(T/100) （10）C

46、N2 = 1.987194.23329 - 0.41451(T/100) + 0.072309(T/100)2 0.34116 10-2(T/100)3 + 0.57726 10-2PN2- 0.7404 10-3PN2(T/100)（11）以上各式中温度T的单位为K，压力里P的单位为MPa，比热C的单位为KCal/(Kmol )。由表2-11和表2-12知合成塔进、出口气体的摩尔组成，方便参看，现列为表2-15：表2-15 合成塔进、出口气体组成 （单位mol%）组 分 CO H2 CO2 CH4 N2 CH3OH (CH3)2O H2O C4H9OH 合计 进塔气 14.71 64.09

47、2.99 6.24 11.33 0.54 0.03 0.07 - 100.01 出塔气 12.25 60.84 2.89 6.77 12.23 4.46 采用Lurgi低压合成工艺，合成压力为5MPa，则进塔气体各组分的分压为：PCO5% 0.736 MPaPH25% MPaPCO25% MPaPCH45% MPaPN25% MPaPCH3OH5%7 MPaP(CH3)2O50.03%0.002 MPaPH2O50.07%0.004 MPa同理，合成塔出塔各气体分压依次为:PCO 0.613 MPaPCO2 MPaPH2 MPaPCH4 MPaPN2 0.611 MPaPCH3OH MPaP(

48、CH3)2O0.003 MPaPC4H9OH MPaPH2O0.026 MPa合成塔的进口温度设为220，出口温度为250，由以上公式可计算得到各气体在对应温度压力下的热容，见表2-16：表2-16 合成塔进、出口气体比热 组 分CO H2 CO2 CH4 N2CH3OH H2O Ci kJ/(kmol ) 29.773 29.192 44.443 46.184 30.430 65.544 35.831 Co kJ/(kmol ) 计算得到的结果单位与表格中的单位不同，但已转换，例如CiCO ×kJ/(kmol )kJ/(kmol )。二甲醚和异丁醇的比热容没有经验计算公式，故需查得

49、，由物性数据手册查得：二甲醚和异丁醇在压力5MPa，温度为220及250下的比热容分别为：Ci(CH3)2OkJ/(kmol ) ； Co(CH3)2OkJ/(kmol ) ； CiC4H9OHkJ/(kmol ) ； CoC4H9OHOkJ/(kmol ).3 合成塔热量衡算（1）、入塔气热量入塔气热量计算公式为: Q入塔气 （G入塔气Cm×Tm） 式中：G入塔气入塔气各组分流量，kmol/h；Cm入塔各组分的比热容，kJ/（kmol.）；Tm入塔气体温度，；将合成塔进口气体的摩尔流量（见表2-11）及比热容列于表2-17中：表2-17 合成塔单位温度入塔热量组 分 G ( kmol/h) C( KJ /(kmol.) Q(KJ/(h.)CO 608.469 73CO2 123.617 44.443H2 2650.335 CH4 258.158 N2 468.551 CH3OH 22.346 (CH3)2O 1.297 H2O 2.699 35.831 合计 4135.472 - ×105故入塔气温度为220时入塔总热量为：105220 107 KJ/h（2）、出塔气热量衡算合成塔出口气体的摩尔流量（见表2-12）及比热容