年产65万吨煤制甲醇合成工段工艺设计

分类号： TQ223.12年产65万吨甲醇合成工段工艺设计目录摘要 1设计任务 2概述 3甲醇的性质与用途 3甲醇的发展现状 3合成甲醇的目的与意义 4甲醇合成工段设计 4甲醇合成方法的选择 4甲醇合成反应工艺条件的确定 8工艺流程的确定 12合成工段工艺计算 13甲醇合成工段物料衡算 13甲醇合成工段热量衡算 21主要设备的工艺计算和设备选型 27甲醇合成塔的设计选型 27辅助设备的设计选型 32甲醇合成工段安全技术与环境保护 35有毒物质的预防 35甲醇的贮存 36设计结果汇总 38合成工段主要设备一览表 38符号说明一览表 38结束语 39参考文献 39致谢 40附录 42PAGEPAGE10年产65万吨甲醇合成工段工艺设计李婧（西安文理学院，化学工程学院，西安，710065）摘要:Lurgi65万吨甲醇合成工艺关键词：甲醇；合成；工艺设计TheTheprocessdesignofmethanolsynthesissectionwithproductionof650000tonsmethanolLi Jing（SchoolofChemicalEngineering,Xi'anUniversity,Xi'an,710065）Abstract:Thedesignisaccordingtotheprinciplesof“advancedtechnology,technologymature,economicalrationality,safetyandenvironmentalprotection”.ThisdesignadoptslowpressuresynthesistechnologyofGermanLurgicompanycombinedwiththecharacteristicsofthemethanol.Thedesignwithannualcapacityof650000tonsofmethanolsynthesisprocessistakingcoalasrawmaterial.Thedesignmaincontentareprocessdemonstration,materialbalancecalculationsandheatbalancecalculations,processcalculationandequipmentselectionandsoAnddrawthesynthesisreactorstructure,processflowdiagram,equipmentlayout,etc.Keywords:methanol;synthesis;processdesign项目生产量650000/项目生产量650000/操作条件序号设计内容要求1工艺设计序号设计内容要求1工艺设计选择合适的工艺流程、工艺条件2工艺计算物料衡算、热量衡算等3塔设备设计甲醇合成反应器工艺尺寸设计计算4换热器传热面积的计算、规格选型5水冷器传热面积的计算、规格选型6分离器传热面积的计算、规格选型7.汽包传热面积的计算、规格选型8.压缩机压缩机规格选型

操作温度操作压力氢碳比 自选压缩比空速300天/年，24h连续运行9.10.11.

绘图编写设计说明书参考文献

图，设备平面布置图计结果一览表、结束语十篇以上相关的中文文献和两篇英文文献概述甲醇的性质与用途甲醇性质CH3OH32.00.7914(4201.11=1-97.64.℃，闪点（开杯16℃，(2℃)1.328，表面张力25℃45.05mN/m20℃12.265kP，粘度（20℃）0.5945mPa。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机体积比）化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。甲醇用途甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，1.2甲醇的发展现状19572018的甲醇生产技术的代用燃料。20107726t/4915201512634t/a10.3%。近年我国新增20113004700t/a22.4%2200t25.6%2760t21.6%。现如今，甲醇生产已经成为我国重点发展工业[3]。1.3合成甲醇的目的与意义的战略意义。[4]。近年来，我国甲醇需求增长MTBEMTBE甲醇合成工段设计甲醇合成方法的选择合成甲醇工艺的选择甲醇合成的主反应是：CO+2H2CH3OH在合成反应中，合成气制甲醇的工艺按压力分为高压、中压和低压法。目前80%以上[6]。高压法(25—35MPa)是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度300～400℃，压力25—35MPa。高压法由于原料及动力消耗大，反应温度高，状态。中压法(15～25MPa)目前，世界上新建或扩建的甲醇装置几乎都采用低压法或中压法。低压法（5.0—10.0MPa)2060年代后期发展起来的甲醇合成技术，ICI公司研究得出。低压法基于高活性的铜系催化剂。铜系催化剂的活性(230～270℃)，因此，在较低的压力下可获得表2.1三种压力合成甲醇法的操作条件Tab.2.1threekindsofpressuresynthesisoperatingconditionsTab.2.1threekindsofpressuresynthesisoperatingconditions高压法中压法低压法操作压力，MPa25~3515~255.0~10.0操作温度，℃300~400250~350230~270催化剂Zn-CrCu-Zn-CrCu-Zn-AlCu-Zn-Cr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，本设计采用低压法合成甲醇。甲醇合成塔的选择型低压甲醇装置常用的合成反应器。Lurgi管壳式甲醇合成反应器Lurgi甲醇合成反应器是德国LurgiLurgi合成塔既是反应器，又是废热锅炉，合成塔内部类似于一般的列管式换热器，列管内装催化剂，管外为沸腾水，反应气体流经反应管，反应放热，热量通过管壁传给沸腾水，使其汽化，转变成蒸汽，管中心与沸腾水相差仅10Lurgi管壳式甲醇合成反应器具有以下优点：①合成甲醇反应器催化剂床层内温度较为均匀，大部分床层温度在250~255℃之间，温度变化小，催化剂使用寿命长，并允许原料气中含有较高的CO；控制；③回收的反应热位能高，热量利用合理；④反应器出口甲醇含量较高，催化剂利用率高；少，质量高。其缺点是结构较为复杂，装卸催化剂不太方便。ICI多段冷激式甲醇反应器ICI甲醇合成塔为多段冷激型反应器，段内绝热，段间原料气冷激。其主要优点有：单塔操作，生产能力大；温控方便；冷激采用菱形专利技术，催化基层上下贯通，催化剂装卸方便。其缺点是反应器内有部分气体与未反应气体返混，催化剂时空产率不高，用量较大，仅能回收低品位热能。MHI/MGC 管壳-冷管复合型甲醇合成反应器该反应器为Lurgi反应器的改进型，该反应器是在管壳反应器的催化管内加一根冷管，用于预热原料气。热原料气，可以省去一个换热器。托普索）径向流甲醇合成反应器移走热量，气体在床层中向心流动，该反应器特点是：①径向流动，压降较小，可增大空速，提高产量；②可使用小粒径催化剂，提高粒内效率因子，提高宏观反应速度；2000吨天以上。林德）等温型甲醇合成反应器Linde为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管内沸水移走，其反应器特点是：综上所述，Lurgi超大型甲醇装置多65催化剂的选用铜基催化剂和锌铬催化剂的比较如下表2.2表2.2 铜基催化剂和锌铬催化剂的比较[8]Tab.2.2comparisonofcopperbasedcatalystandzincchromiumcatalystTab.2.2comparisonofcopperbasedcatalystandzincchromiumcatalyst种类 优点 缺点

适用的生产工艺铜基催化剂 活性温度选择性高

耐热性差耐毒性差

中、低压法（220~270℃，5-15MPa）锌基催化剂

耐热性高耐毒性高

高压法活性温度高 （350~400℃，25-32MPa）80年代中期淘汰。国内外常用铜基催化剂的特性对比如下表2.3表2.3 国内外常用铜基催化剂的特性对比[9]Tab.Tab.2.3comparisonofthecharacteristicsofcopperbasedcatalystsathomeandabroadCuOZnOCuOZnOAl2O3压力/MPa温度℃英国ICI51-36030107.8-11.8190~270德国GL104513244.9210~240美国C79-21.5-11.7220~330丹麦LMK4010-9.8220~270中国C302系列512085.0-10.0210~280中国XCN-98522085.0-10.0200~290

组分/%

操作条件本次设计采用由西南化工研究设计院开发的XNC-98，该催化剂是纳米级特殊载体制成的负载型催化剂，具有密度小、孔容大、孔分布合理、机械强度好、抗烧结性强、活性高、稳定性和选择性好的特点。XNC-98型低压甲醇合成催化剂的物性情况[10]如下：外观：有色金属光泽的圆柱体堆积密度：1.3～1.5kg/L外型尺寸：Φ5×(.5)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：230℃时：催化剂的时空收率≥1.20kg/(L.h)250℃时：催化剂的时空收率≥1.55kg/(L.h)在正常情况下，使用寿命为2年以上。甲醇合成反应工艺条件的确定甲醇合成的反应热力学分析H2CH3OHCH3OH的量达到一定程度之后，CH3OHCOH2的反应就开始了。对于工业生产甲醇而言总是希望尽量多的生成甲醇，即COH2生成CH3OH的逆向反应尽量不进行。学分析。（1）温度反应温度是影响平衡常数的一个重要因素，关系式为：lgK3921/T7.971lg/T0.002499T2.953107T210.2T式中KT—用温度表示的平衡常数；T—反应温度，K代入不同的温度值，可得出不同温度下的平衡常数。见表2.4：表2.4 甲醇合成不同温度下的平衡常数Tab.2.4equilibriumconstantofmethanolsynthesisunderdifferenttemperatureTab.2.4equilibriumconstantofmethanolsynthesisunderdifferenttemperature反应温度/℃平衡常数Kp反应温度/℃平衡常数Kp0667.303002.42×10-410012.924001.079×10-52001.909×10-2从上表可以看出，甲醇合成反应的平衡常数随着温度的上升，而很快减少。从这一点出发，高温下对甲醇合成不利，甲醇合成宜在低温下操作。压力一氧化碳和氢气合成甲醇是一个气相可逆反应，压力对反应起着重要作用，用气体分压来表示的平衡常数可用下面公式表示：p3K= CHOH3p p p22CO H2式中：Kp—甲醇的平衡常数；pCH3OH—甲醇平衡分压；pCO—一氧化碳平衡分压；pH2—氢气平衡分压。应混合气体的可压缩性，此时应采用逸度代替分压。KKK

KV

V 2)f V P

V CH3

COH2式中：Kf—用逸度表示的平衡常数KV—用逸度系数表示的平衡常数VCH3OH、VCO、VH2—分别表示反应混合气体中的甲醇、一氧化碳、氢气的逸度系数。Kf此甲醇合成反应在高压下进行比较有利，可以得到较高的甲醇转化率。反应物浓度对于反应起始混合物（mol）CO1+2H22=CH3OH0平衡混合物（mol）1-x2（1-x）x平衡浓度 (1-x)/(3-2x) 2(1-x)/(3-2x) x/(3-2x)式中：x—一氧化碳的转化率则用反应物浓度表示的平衡常数KN可表示为：K = -=-2

由此可以看出一氧化碳的转化N (1----2 4(1-3率越高，甲醇在平衡混合物中的浓度也越大。总之，在一定的原料组成情况下，由于甲醇合成的反应多是放热的可逆反应，反应时分子数减少，所以在热力学角度考虑，温度低，压力高对生成甲醇的平衡有利。当然生产条件的制定还要考虑动力学的因素。甲醇合成的反应动力学分析的影响，以寻求反应能迅速进行的条件。将H2、CO2加快甲醇合成速率的因素。特点是反应主要在催化剂表面上进行，可按下列五个过程进行：①扩散：气体自气相到催化剂表面的扩散。②吸附：各种气体组分在催化剂活性表面上进行化学吸附③表面反应：化学吸附的气体，按照不同的反应动力学假说进行反应形成产物④解吸：反应产物脱吸。⑤扩散：反应产物气体自催化剂表面到气相的扩散。合成反应的速率，决定于全过程中最慢步骤的完成速度，期中过程①和⑤进速度，称为化学反应动力学的控制步骤。影响甲醇合成反应速率的因素很多，有温度、压力、组成、空速等，式中最主要的因素是反应物料浓度和反应温度，称为压力效应和温度效应。根据阿勒尼乌斯公式导出温度和反应速度常数的关系式：其中：KrK0—频率因子EaR—气体常数T—反应温度,K

KKr

eEa/RT反应速度。工业颗粒催化剂的宏观反应速率可用公式表示：rKCCeq)n CCeqCOCO的平衡浓度压力11效应由于不同的催化剂组成等生产条件的不同而不尽一致，但有一点是一致的，反应速度随着反应物浓度的增加而单调渐增。反应条件的确定料气的组成、温度、压力、空速等[11]。反应温度甲醇合成反应存在一个最适合的反应温度。XNC-98200~290℃。反应压力5.2MPa）合成甲醇。气体组成对于甲醇合成原料气，即合成工序的新鲜气，应维持氢碳比f=(CO+CO2)=2.10~2.15CO2f2，而反应过f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。一般不超过5%。空速PAGEPAGE21速在8000~20000h-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，在一个相对比较小的范围内变化。XNC-98的空速要求是6000~20000h-1，本设计空速为13000h-1。工艺流程的确定气体流程经冷却至40℃与来自甲醇合成的循环气（4.8MPa（G）、40℃），一起进入合5.2MPa（G），然后送甲醇合成工序。甲醇合成工艺流程[12](C1001)5.2MPa，与(E1001)中，与反应器出口气体换220反应：CO+2H2=CH3OH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q甲醇合成塔(R1001)为列管式反应器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水，管程走反应气。反应放出大量的热，通过列管管壁传给壳程的锅炉水，产生大量中压蒸汽(3.9MPa，100℃)进入汽包(V1001)反应气由甲醇合成塔(R1001)（7%左右），经入塔气换热器(E1001)145再进甲醇水冷器(E1002A,B)40℃进入甲醇分离器(V1002)的粗甲醇，粗甲醇去精馏系统。膜分离法回收氢气，与脱硫脱碳气混合，作为新鲜气。（工段。中压蒸汽汽包排污

锅炉给水

、压缩机

火炬气中压蒸汽背压蒸汽净化气汽包 甲醇合塔

冷器

离器

闪蒸气粗甲醇Fig.1 flowFig.1 flowdiagramofmethanolsynthesisprocess合成工段工艺计算甲醇合成工段物料衡算设计条件及参数65300243.1Tab.3.1themolarmassofthesubstanceofthesynthesissection表3.1 合成工段各物质的摩尔质量Tab.3.1themolarmassofthesubstanceofthesynthesissection组分

CO2

CH4

N2

(CH3)2O

C4H9OH

H2O摩尔质量 28 44 2

16 28 32 46

74 18精甲醇中甲醇含量：99.99%根据某化工厂得粗甲醇组成如下表3.2Tab.3.2 Tab.3.2 crudemethanol组分百分含量/%

甲醇92.99

二甲醚0.20

高级醇0.03

水6.78时产精甲醇：65×104/300×24=90.28t/h时产粗甲醇：90.28×99.99%/92.99%=97.08t/h合成过程的反应方程：主反应：CO+2H2→CH3OH式（1）CO2+3H2=CH3OH+H2O式（2）副反应：2CO+4H2→(CH3)2O+H2O式（3）CO+3H2→CH4+H2O式（4）4CO+8H2→C4H9OH+3H2O式（5）CO2+H2→CO+H2O式（6）5%（2）。合成工段物料衡算根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：甲醇=97.08×92.99%×1000=90274.692kg/h,即2821.084kmol/h二甲97.080.2%×1000194.160kg/h4.221/h97.080.03%×100029.124kg/h，0.394/h水=97.08×6.78%×1000=6582.024kg/h，即365.668kmol/h工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇生成甲烷1.52m3（标况），即0.34kmol的甲烷。故甲烷每小时生成量为：97.08×0.34=33.007kmol/h。忽略原料气带入水，根据（3）（4）（5）得反应（6）生成水量为：365.668-4.221-33.007-3×0.394=327.258kmol/h, CO逆变换中生成的H2O为327.258kmol/h,即7330.579m3/h粗甲醇中气体溶解量查《甲醇生产技术及进展》[13]在5.06MPa，40℃时，每吨粗甲醇中溶其他组成如下表3.3：表3.3 每吨粗甲醇中合成气溶解情况Tab.Tab.3.3 pertonofcrudesynthesisgasdissolvedinmethanolH2H2COCO2N2ArCH4溶解量（Nm3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680粗甲醇中溶解的气体量：n 97.084.364/h17.733kmol/hH2n 97.08×0.815=79.120m3/h=3.572kmol/hCOn 97.08×7.780=755.282m3/h=CO2n 97.08×0.365=35.434m3/h=N2n 97.08×0.243=23.590m3/h=hArn 97.08×1.680=163.094m3/h=CH4根据测定，40℃时液态甲醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每立方米含37.14g甲醇，假定溶解气全部释放，则甲醇扩散损失为：n损失CH3

n +n +nH CO CO2

+n +n +nrN A CHr2 4(423.657+79.120+755.282+35.434+23.590+163.094)×(37.14/1000)54.974kg/h=1.718kmol/h3.4表3.4 弛放气组成Tab.3.4purgegascompositionTab.3.4purgegascomposition气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/%0.6178.316.293.513.192.305.79由反应方程及以上计算可得合成反应中消耗原料情况如下表3.5：表3.5 合成反应中消耗原料情况Tab.Tab.3.5 synthesisofrawmaterialsconsumption消耗项消耗原料气组分/kmol/h反应（1）CO2821.084CO2-H25642.168反应（3）8.442-16.884反应（4）33.007-99.021反应（5）1.576-3.152反应（6）（327.258）327.258327.258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合成反应中生成物情况如下表3.6：表3.6 合成反应中生成物情况生成项Tab.3.6objectsgeneratedinthesynthesis/kmol/hreaction反应（1）CH4-CH3OH 2821.084 -C4H9OH-H2O-反应（3）-- 4.221-4.221反应（4）33.007- --33.007反应（5）-- -0.3941.182反应（6）-- --327.258其他原料气消耗如下表3.7：表3.7 其他原料气消耗消耗项Tab.3.7 otherrawgasconsumption消耗原料气组分/kmol/h粗甲醇中溶解CO3.572CO2 H2 N237.548 17.733 1.248Ar0.846CH47.169扩散的甲醇1.718- 3.436 驰放气0.0629G0.0351G 0.7831G 0.0319G0.023G0.0579G驰放气中甲醇0.0061G- 0.0122G 注：G为驰放气的量，m3/h新鲜气和驰放气气量的确定由工艺流程可知，各组分的消耗总量与新鲜气的进料量相等。各组分等量关系如下：CO的消耗总量：2821.084+8.442+33.007+1.576-327.258+3.572+1.718+0.0629G+0.0061G=2542.141+0.069GH2的消耗总量：5642.168+16.884+99.021+3.152+327.258+17.733+3.436+0.7831G+0.0122G=6109.652+0.7953GCO2的消耗总量：327.258+37.548+0.0351G=364.806+0.0351GN2的消耗总量:1.248+0.0319GAr的消耗总量:0.846+0.023GCH4的消耗总量:7.169+0.0579G新鲜气（合成气）中惰性气体（N2+Ar+CH4）百分比保持在0.41%，反应过程中惰性气体的量保持不变，（N2+Ar+CH4）=9.263+0.1128G，则9025.862+1.0122G=(9.263+0.1128G)/0.0041解得：G=255.460kmol/h,即驰放气的量为255.460kmol/h，由此可得：G =9284.439kmol/h新鲜所以驰放气的组成如下:表3.8驰放气含量Tab.3.8theamountofpurgegasTab.3.8theamountofpurgegas气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4含量kmol/h1.558200.05116.0688.9678.1495.87614.791新鲜气（合成气）组成如下:表3.9 新鲜气组成及含量Tab.Tab.3.9 thecompositionandcontentoffreshair气体COCO2H2N2ArCH4组成%27.584.0367.990.150.0730.24含量kmol/h2559.768373.7736312.8199.3976.72321.960循环气气量的确定出塔气量=新鲜气量+循环气量+主反应生成气量+副反应生成气量-主反应消耗气量-副反应消耗气量即：G出塔

=G +G新鲜 循

+G主生成

+G副生成

-G主消耗

-G副消耗G主生成G副生成G主消耗

=2821.084+1.718+1.558=2824.360kmol/h=4.221+33.007+0.394+4.221+33.007+1.182+327.258=403.290kol/h2821.0845642.1681.7183.4360.0061255.4600.0122255.4608473.08kmol/hG副消耗

=8.442+16.884+33.007+99.021+1.576+3.152+327.258+327.258=816.598kmol/h整理得G出塔

=G +3222.410循环合成塔出塔气甲醇含量为5.84%，由甲醇的物料守恒得：(0.0061G解得：G

+0.0061×255.460+2821.084+1.718)/G循环=50404.799kmol/h循环

+3222.41=0.0584循环可得循环气组成如下表3.11：表3.10 循环气组成Tab.3.10 circulationgascomposition气体CH3OHCO CO2 H2 N2ArCH4组成%0.616.29 3.51 78.31 3.192.305.79含量307.4693170.462 1769.208 39471.998 1607.9131159.3102918.438kmol/h循环比：R=G /G循环 新鲜

50404.799/9284.439=5.430入塔气和出塔气组成G入塔气

=G新鲜气

+G循环气

=9284.439+50404.799=59689.238kmol/hG出塔气

=G新鲜气

+G循环气

+G主生成

+G副生成

G主消耗

G副消耗=9284.439+50404.799+2824.36+403.29-8473.081-816.598=23627.209kmol/h入塔气各组分组成2H的含量： G2HH2入

=6312.819+39471.998=45784.817kmol/hCO的含量： GCO入

=2559.768+3170.462=5730.230kmol/h2CO的含量： G2CO2入

=373.773+1769.208=2142.981kmol/h2N的含量： G2N2入

=9.397+1607.913=1617.310kmol/hAr的含量： GAr入

=6.723+1159.310=1166.033kmol/h4CH的含量： G4CHG4入GCH3OH的含量：

=21.960+2918.438=2940.398kmol/h=307.469kmol/hCHOH3 入59689.238kmol/h，组成如下：3.11入塔气组成Tab.Tab.3.11 compositionofinletgasCH3OHH2COCO2NCH3OHH2COCO2N2ArCH40.51576.7059.6003.5902.7101.9544.926307.46945784.8175730.2302142.9811617.3101166.0332940.398由：出塔气量=入塔气量—反应中消耗量+反应中生成量出塔气各组分含量:CH3OH的含量

CHOH

=307.469+2821.084+1.718+1.558=3131.829kmol/h3 出H2的含G =45784.817-5642.168-16.884-99.021-3.152-327.258-17.733-3.436H2出=39675.165kmol/hCO的含量：G =5730.230-2821.084-8.442-33.007-1.576-2.527-1.229+327.258CO出=3189.623kmol/hCO2的含量 GCO出N2的含量： GN2出Ar的含量： GAr

=2142.981-327.258=1815.723kmol/h=1617.310kmol/h=1166.233kmol/h出CH4的含量： GCH42HO的含量: G2HO

=2940.398kmol/h=4.221+33.007+1.182+327.258=365.668kmol/h2出32(CH)O的含量：G32(CH)O

=4.221kmol/hC4H9OH的含量：G

32出CHOH

=0.394kmol/h49 出出塔气总量为53906.564kmol/h，组成如下：表3.12 出塔气组成Tab.Tab.3.12 theoutletgascomposition气体组成/%含量/ kmol/hCH3OH5.813131.829H273.6039675.165CO5.923189.623CO23.371815.723N23.001617.310Ar2.161166.033CH45.452940.398(CH3)2O0.00784.221C4H9OH0.000730.394H2O0.68365.668甲醇分离器出口气体组成分离器出口组分=驰放气气体组分+循环气气体组分分离器出口气体各组分组成：分出H2的含量： YH2 =200.051+39471.998=39672.049kmol/h分出COCO的含量： Y =16.068+3170.462=3186.530kmol/hCO分出分出分出CO2的含量： YCO2 N2的含量： YN2 =8.149+1607.913=1616.062kmol/h分出分出ArAr的含量： Y =5.876+1159.310=1165.186kmol/hAr分出分出分出CH4的含量： YCH4 CH3OH的含量：YCH3OH =1.558+307.469=309.027kmol/h分出分出分离器出口气体总量为50660.258kmol/h,各组分含量如下:3.13Tab.分离器出口气体组成outletgasofseparator气体CH3OHH2CO CO2 N2ArCH4组成%0.6178.316.29 3.51 3.192.305.79含量kmol/h309.02739672.0493186.53 1778.175 1616.0621165.1862933.229分离器出口液体组分=出塔气组分-分离器出口气体组分，则各液体组分含量:分出分出XCH3OH X(CH3)2O =4.221kmol/h分出分出分出分出XC4H9OH XH2O =365.668kmol/h分出分出分离器液体总量为3193.085kmol/h，各组分含量如下：表3.14 分离器出口液体组成Tab.3.14Tab.3.14 liquidcompositionofseparator液体组成kmol/

CH3OH88.402822.802

(CH3)2O0.134.221

C4H9OH0.0120.394

H2O11.46365.668实际甲醇的年产量:G

=(2822.802×32×24×300)/1000=660373.581吨=66.037总万吨，满足设计要求的65万吨年产量。（7）贮罐气组成由粗甲醇中溶解气体量可以计算贮罐气组成。粗甲醇中溶解气体量为：nH2=97.08×4.364=17.733kmol/hnCO=97.08×0.815=3.572kmol/hnCO2=97.08×7.780=37.548kmol/hnN2=97.08×0.365=1.248kmol/hnAr=97.08×0.243=0.846kmol/hnCH4=97.08×1.680=7.169kmol/h所以贮罐气组成如下:表3.15 贮罐气组成Tab.Tab.3.15 compositionofgasstoragetank气体H2COCO2N2ArCH4组成%26.0345.24455.1241.8321.24210.524含量kmol/h17.7333.57237.5481.2480.8467.169甲醇合成工段热量衡算合成塔热量衡算相关计算式全塔热平衡方程式为： ∑Q1+∑Qr=∑Q2+∑Q3+Q4式中：Q1——入塔气各气体组分热量，kJ/hQr——合成反应和副反应的反应热，kJ/hQ2——出塔气各气体组分热量，kJ/hQ3——合成塔热损失，kJ/hQ4——蒸汽吸收的热量，kJ/h∑Q1=∑（G1×Cp1×T1)式中：G1——入塔气各组分流量，kmol/h；Cp1——T1——入塔气体温度，k；∑Q2=∑（G2×Cp2×T2）式中：G2——出塔气各组分流量kmol/h；Cp2——出塔各组分的热容，kJ/（m3.k）；T2——出塔气体温度，k；∑Qr=Qr1+Qr2+Qr3+Qr4+Qr5+Qr622式中：Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5、Qr6、——分别为甲醇、甲烷、二甲醚、异丁醇、水的生成热，kJ/h；式中：Gr——各组分生成量，kmol/h；△H——生成反应的热量变化，kJ/mol合成塔热量计算已知：合成塔入塔气为220℃，出塔气为255℃，热损失以5%计。合成甲醇的化学反应为：主反应：CO+2H2→CH3OH+102.37kJ/mol 副反应：2CO+4H2→(CH3)2O+H2O+200.39kJ/mol CO+3H2→CH4+H2O+115.69kJ/mol ③4CO+8H2→C4H9OH+3H2O+49.62kJ/mol ④CO2+H2→CO+H2O-42.92kJ/mol ⑤合成塔入塔热量计算查《化学化工物性数据手册》[14]得在498.15K、5.2MPa下各组分气体的定压热容如下表所示：表3.16 各组分气体定压热容Tab.Tab.3.16 componentsofgasheatcapacityatconstantpressure气体kJ/(kmol·k)

H229.12

CO30.57

CO247.69

N230.23

Ar21.54

CH447.61由Qi=Cpi×Gi得入塔气中各组分的热量：Tab.3.17 components(exceptintothereactorheatTab.3.17 components(exceptintothereactorheatH2COCO2H2COCO2N2ArCH429.1230.5747.6930.2321.5447.6145784.8175730.2302142.9811617.3101166.2332940.3981.3330.1750.1020.04880.02510.140(kmol·k)含量kmol/h入塔热量kJ（h·k106查得220℃时甲醇的焓值为42248.46kJ/kmol，含量为307.469kmol/h则每小时入塔热量：PAGEPAGE32∑Qi=1.333×106+0.175×106+0.102×106+0.0488×106+0.0251×106+0.140×106=1.633×106kJ/（h·k）所以总热量：∑Q1=1.633×106×498.15+42248.46×307.469=8.26×108kJ/h合成塔的反应热由Qri=△H×Gi得：各组分生成的热量如下表3.18 甲醇合成塔内反应热Tab.Tab.3.18 methanolsynthesistowerreactionheat气体CH3OH(CH3)2OC4H9OHCH4CO生成热kJ/mol102.3749.62200.39115.69-42.92生成量kmol/h2822.8024.2210.39433.007327.258反应热kJ/h×1082.8900.002090.000790.0382-0.140则合成塔每小时生成的反应热：∑Qr=2.890×108+0.00209×108+0.00079×108+0.0382×108-0.140×108=2.79×108kJ/h合成塔出塔热量计算查《化学化工物性数据手册》得在528.15K、5.2MPa下各组分气体的定压热容如下表所示：表3.19 组分气体定压热容Tab.Tab.3.19 componentgasheatcapacityatconstantpressure气体H2COCO2N2ArCH4热容kJ/(kmol·k)29.1330.6948.2330.3221.4549.23由Qi=Cpi×Gi得出塔气中各组分的热量：25046883.2kJ/kmol3131.829kmol/h则每小时出塔热量:Q2=(1.16+0.0979+0.0876+0.0490+0.0250+0.1450+406.48×10-6+66.72×10-6+0.0129)×106=1.58×106kJ/（h·k）总出塔热量：∑Q2=1.58×106×528.15+46883.2×3131.829=9.81×108kJ/hTab.3.20 components(exceptCH3OH)Tab.3.20 components(exceptCH3OH)withasynthetictowerheat气体 热容kJ（kmol·）含量kmol/h出塔热量kJ/（h·k）×106H2 29.1339672.0491.16CO 30.693189.6230.0979CO2 48.231815.7230.0876N2 30.321617.3100.0490Ar 21.451166.2330.0250CH4 49.232940.3980.1450(CH3)2O 96.304.221406.48×10-6C4H9OH 169.350.39466.72×10-6H2O 35.36（4） 合成塔热量损失365.6680.0129假设合成塔的热量损失为5%，则损失的这部分能量的值为：Q3=（∑Q1+∑Qr）×5%=（8.26×108+2.79×108)×5%=5.53×107kJ/h（5）蒸汽吸收的热量全塔热平衡方程式为：∑Q1+∑Qr=∑Q2+∑Q3+Q4 得蒸汽吸收的热量为：Q4=∑Q1+∑Qr-∑Q2-Q3=8.26×108+2.79×108-9.81×108-5.53×107=6.87×107kJ/h水蒸气入口温度为200℃，出口温度为2203.224kJ/（kg·k)Q=Cp×F×△t得：F= Q4

= 6.87×107水蒸气的用量：

C3.224×293.15p=72689.521kg/h=72.689吨/h表3.21 合成塔的热量平衡表Tab.Tab.3.21 Theheatbalanceofreactor气体kJ/hkJ/h

气体显热0.8260.981

反应热0.279-

-0.0553

蒸汽吸收-0.0687

合计1.1051.105入塔气换热器的热量衡算入换热器的合成气（被加热气体）的热量入换热器的合成气温度为60℃，查《化学化工物性数据手册》得各组分的比热容，由Qi=Cpi×Gi，计算得各组分带进换热器的热量如下表所示：表3.22 合成气带进的热量Tab.Tab.3.22 synthesisgasinto气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/(kmol·k)46.6028.9230.9258.6631.0122.7841.11含量kmol/h307.46945784.8175730.23142.9811617.311166.0332940.398带进热量kJ/(h·k×106)Q0.01431.3240.1770.1260.05020.02660.121入换热器=0.0143×106+1.324×106+0.177×106+0.126×106+0.0502×106+0.0266×106+0.121×106=1.839×106kJ/（h·k）合成气带进换热器的总热量：Q

=1.839×106×333.15=6.127×108kJ/h总入换热器出换热器的合成气（被加热气体）的热量由工艺流程可知，合成气出换热器的热量与入合成塔的热量相等，则合成气出换热器的热量为：Q

=8.26×108kJ/h出换热器入换热器的出合成塔气体的热气体）的热量与合成塔出塔气的热量相等，即入换热器的出合成塔气热量为：Q5=9.81×108kJ/h出换热器的出合成塔气体（热气体）的热量减少值。由上面的计算得：合成气经过换热器后热量的增量为：Q =8.26×108-6.127×108=2.133×108kJ/h合成气增量由此可得：出换热器的出合成塔气体热量为：Q6=9.81×108-2.133×108=7.677×108kJ/h，出换热器的热气体的温度假设出换热器的出合成塔气各组分热容与出合成塔时相同，则QnCp=1.58×106+46.60×3131.829=1.73×106kJ/（h·k）出口温度：Q6/QnCp=7.677×108/（1.73×106）=418K,145℃。水冷器的热量衡算入水冷器的热量由工艺流程得：出换热器的出合成塔气体等于入水冷器的热量，即：Q7=Q6=7.677×108kJ/h出水冷器的热量145404MPa、40℃时的比热容及带出的热量如下表所示。表3.23各组分带出水冷器的热量Tab.Tab.3.23 componentswithwatercoolerheat组分H228.8839672.049COH228.8839672.049CO30.923186.53CO254.341778.175N230.801616.062

kJ/（kmol·k）45.02

309.027

出塔热量kJ/（h·k）×1060.01391.1460.09850.09660.0498Ar22.581165.1860.0263CH39.872933.2290.1169(CH3)2O67.854.221286.395×10-6C4H9OH194.500.39476.633×10-6H2O75.01365.6680.0274CH3OH(液相）84.832822.8020.2395计算如下：气相带出的热量：-Q =（0.0139+1.146+0.0985+0.0966+0.0498+0.0263+0.1169）×106-水冷出气=1.431×106kJ/（h·k）气相总热量:Q8=1.431×106×313.15=4.481×108kJ/h液相带出的热量:-Q =286.395+76.633+0.274×105、+2.395×105=2.673×105kJ/（h·k）-水冷出液液相总热量：Q9=2.673×105×313.15=8.370×107kJ/h所以出水冷器总热量：Q10=Q8+Q9=4.481×108+8.370×107=5.318×108kJ/h（3）冷却水的用量假设冷却水进口温度为25℃，出口温度为60℃，由上面计算得：冷却水吸收的热量为：7 △Q =Q-Q=7.677×108-5.318×108=2.359×1087 水冷器则冷却水的用量：2.3592.3591084.17435水冷器C水冷器C△t冷却水

1614758.02kg/h1614.758吨/hp3.2.5甲醇分离器的热量衡算物料进入分离器后，气相由分离器上部分出；液相由下部分出。甲醇分离器进口的热量由工艺流程得：甲醇分离器进口的热量与水冷器出口的热量相等，即- Q =Q=5.318×108- 分离器进甲醇分离器出口气相的热量分离器出口的气相即为水冷器出口的气相，则分离器气相的热量为：-- Q -- 分离器出气甲醇分离器出口液相的热量分离器出口的液相即为水冷器出口的液相，则分离器液相的热量为：Q分离器-出-液=Q9=8.370×107kJ/h主要设备的工艺计算和设备选型甲醇合成塔的设计选型催化剂的使用量59689.238kmol/h,1337038.931m3/h，合成塔的空速为13000m3/(m3催化剂·h)，则催化剂的使用量为：V=1337038.931/13000=102.849m3塔体设计换热面积的确定得每小时的传热量为：Q4=6.87×107kJ/h=1.908×107W[15]K=300W/（m2.℃），225255℃；壳程水蒸气进口温度由200℃升至220℃，则：合成气：225℃→255℃水蒸气：220℃←200℃△t1=5℃ △t2=55℃合成塔的平均温差△t

：△t2-△t155-520.85℃2m ln△t2△t1

ln555QK△t1.90810730020.85由公式Q=KS△tm得：传热面QK△t1.90810730020.85m换热管数的确定查《化工设备机械基础》[16]，管壳式换热器常用的无缝钢管规格（外径×厚度）见表4.1表4.1 换热管规格碳钢、低合金钢Tab.4.1不锈钢heatpipespecifications碳钢、低合金钢不锈钢19×219×232×332×2.525×2.525×238×338×2.56000mm，7500mm，9000mm，12000mm。换热管的换热管长度与公称直径之比4~256~10。由《化工设备机械基础》，选用材质为00Cr18Ni5Mo3Si238×2.5的无缝不锈钢钢管，长度为12000mm，正三角形排布，共需换热管根数：n S

3050.36

2281根3.14dl 3.140.033012因需设置拉杆18根，故实际换热管数为2263根。合成塔直径的确定D=a（b-1）+2L式中：D—换热管直径，mma—相邻两换热管间距，mmb—对角线管数n2263L—最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取L=2do。由换热管外径查得相邻两换热管中心距为a=48mm，对角线管数：n2263b=1.1

=1.1×

=52.33，则合成塔壳体直径为：D=a（b-1）+2L=48×（52.33-1）+2×2×38=2616mm，圆整为2800mm。合成塔的壁厚设计合成塔壳体材质采用18MnMoNbR低合金钢钢材，壁厚的计算公式：PcDiδ=2[]tPc其中封头与壳体采用双面对接焊，100%无损检测，故焊接系数=1.02403.35MPa，取设计压力255（插值法[σ]255=190MPa，由此计算得合成塔壳体的计算壁厚： PcDi

52800

37.33mm，]tPc 21905取附加厚度C=1.25mm，则名义壁厚δn=37.33+1.25=38.58mm，圆整后取厚度为40mm。合成塔封头设计上下封头采用半球形封头，材质为18MnMoNbR。封头内径为2800mm封头的设计壁厚：Pci

52800 37.09mm2[]t-0.5Pc

2190-0.55取封头的附加厚度为C=1.25mm，设计壁厚为38.34mm，所以封头为DN2800×40。管子拉脱力的计算计算数据按表4.2选取。表4.2管壳式换热器参数Tab.4.2tubeandshellheatexchangerparametersTab.4.2tubeandshellheatexchangerparameters项目管子壳体材质00Cr18Ni5Mo3Si218MnMoNbR线膨胀系数（1℃）17.42×10-617.42×10-6弹性模量E/MPa0.167×1060.190×106尺寸38×2.5×120002800×40管子数2263管间距/mm48管壳壁温差/℃20.85管子与管板的连接方式开槽胀接胀接长度L=50许用拉脱力/MPa4.0①在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力：qp

Pf3.14doo其中 f=0.866a2-（3.14/4）×d2=0.866×482-（3.14/4）×382=861.72mm2P=5.0MPa，L=76mmoq5.0861.720.72MPap 3.143850

σ（d2-d2）qt

t o iSdLo式中

E（tt

t）st A1ss s 3.14 3.14换热器的总截面：A （d2-dn 382-3322263630642mm2t 4 o i 4则σ17.4210-60.18010620.8522.13MPat 1630642395640q2.13382-332.0Mat 43850由已知条件可知，qp和qt的作用方向相同，都使管子受压，则换热管的拉脱力： q=q+qp t

0.72+1.03=1.75MPa<[q]=4.0MPa因此，拉脱力在许用范围内。折流板的确定设置折流板的目的是为了提高壳程流体的流速，增加湍动程度，并使管程流体垂直冲刷管束，以改善传热，增大壳程流体的传热系数，同时减少结构，而且在卧式换热器中还起支撑管束的作用。常见的折流板形式为弓形和圆盘—圆环形两种，其中弓形折流板有单弓形，双弓形和三弓形三种。本设计采用单弓形折流板，材质为16MnR，折流板高度为h=（3/4）Di=（3/4)×2800=2100mm38mm2500mm，612mm管板的确定程、壳程压力和温度的作用。管板直径2800mm，厚度150mm，管板通过双面对接焊在筒体和封头之间。支座的确定40mm2600mm，基础环内径2400mm3000mm34mmM3024个。（9）高度的计算：H=2800+12000+2600+34=17434mm。合成塔的设计如下表：Tab.4.3 synthesisTab.4.3 synthesistowerdesignsummary筒体280040数目管长（mm）226312000H=17434mm封头内径（mm）2800换热管尺寸（mm）38×2.5（半球形）壁厚（mm)40数目6拉杆直径（mm）数目1218折流板21002000辅助设备的设计选型合成气进塔换热器的设计（1）2.133×108kJ/h5.925×107WK=1000W/（m2.℃）加热器与合成气采用逆向换热：出塔气：255℃→145℃合成气：225℃←60℃平均温差：

△t1=30℃ △t2=85℃ △t85 2 1 mln△t2m△t1

ln8530QK△t5.925QK△t由Q=KS△tm得：传热面积S

1121.95m2100052.81m查《化工设备机械基础》，选用材质为38×2.59000mm，正三角形排布，共需换热管根数：n S

1121.95

1118根3.14dl 3.140.03309因需设置拉杆18根，故实际换热管数为1100根。换热管外径查得相邻两换热管中心距为a=48mm，对角线管数：b=1.1n=1.1×1100=36.48mm则换热器直径为：D=a（b-1）+2L=48×（36.48-1）+2×2×38=1855.04mm，圆整为2000mm。18MnMoNbR低合金钢钢材，壁厚的计算公式：δ= PcDi2[]t其中封头与壳体采用双面对接焊，100%无损检测，故焊接系数=1.0壳程通入的是合成气，压力为5.2MPa，取设计压力Pc=5.5MPa，外径Di=2000mm，查得在225℃下的许用应力为[σ]225=197MPa,由此计算得换热器壳体的计算壁厚： δ= PcDi

5.52000

28.31mm,取附加厚度]tPc 2197-5.5C=1.25mm,则名义壁厚δn=28.31+1.25=29.56mm，圆整后取厚度为30mm。JB/T4746-2002标准[17]，封头为33DN2000×30，曲面高度h1=500mm，直边高度h2=50mm，材料为18MnMoNbR。1500mm38mm的换热管折流板间距最大为2500mm1500mm618，直12mm。换热器的设计如下表：筒体封头（椭圆形）拉杆Tab.4.4内径（mm筒体封头（椭圆形）拉杆Tab.4.4内径（mm）heatexchangerdesignsummary2000 数目1100壁厚（mm）30 换热管 管长（mm）9000内径（mm）2000尺寸（mm）38×2.5壁厚（mm)30数目6直径（mm）12折流板长度（mm）1500数目18间距（mm）1500水冷器的设计2.359×108kJ/h6.553×107WK=1000W/（m2.℃)出塔气： 145℃→40℃冷却水： 60℃←25℃△t1=85℃ △t2=15℃平均温差：

△t85-15 1 mln△t1m△t2

ln8515Q 6.553107由Q=KS△tm得：传热面积 SK△tm

1205.48m2100054.36查《化工设备机械基础》，选用材质为38×2.59000mm，正三角形排布，共需换热管根数：n S

1205.48

1292根3.14dl 3.140.03309因需设置拉杆18根，故所需实际换热管数为1274根。1274n换热管外径查得相邻两换热管中心距为a=48mm，对角线管数：1274nb=1.1

=1.1×

=39mm则换热器直径为：D=a（b-1）+2L=48×（39-1）+2×2×38=1976mm，圆整PAGEPAGE43为2000mm。18MnMoNbR低合金钢钢材，壁厚的计算公式：δ= PcDi2[]t其中封头与壳体采用双面对接焊，100%无损检测，故焊接系数=1.0壳程通入的是合成气，压力为5.2MPa，取设计压力Pc=5.5MPa，外径Di=2000mm，查得在40℃下的许用应力为[σ]40=132MPa,由此计算得换热器的计算壁厚： δ= PcDi

5.52000

42.55mm,取附加厚度C=1.25mm,]tPc 2132-5.5则名义壁厚δn=42.55+1.25=43.8mm，圆整后取厚度为46mm。DN2000×46h1=500mmh2=50mm18MnMoNbR。水冷器的设计如下表：Tab.4.5waterTab.4.5watercoolerdesignsummary筒体内径（mm）2000数目1274壁厚（mm）46换热管管长（mm）9000封头内径（mm）2000尺寸（mm）38×2.5（椭圆形）壁厚（mm)46数目6拉杆直径（mm）数目1218折流板15002000汽包的选型220100200℃。采用浮头式换热器，壳体与换热管材质为16MnR，由热量衡算得热负荷为6.87×107kJ/h，即1.908×107W，取传热系数K=1100W（m2.℃）热源：220℃→200℃冷源：200℃←100℃△t1=20℃ △t2=100℃平均温差△t

：△t

△t100-20 2 2m m ln△t2△t1

ln10020QK△t1.908107110049.72由Q=KS△tm得：传热面QK△t1.908107110049.72m查《典型化工单元操作设备设计》[18]得所需型号F1200Ⅵ-2.5-378.4，所选汽包具体参数如下：表4.6 选定换热器相关参数Tab.Tab.4.6 selectedparametersofheatexchanger项目壳体/mm

参数1200

项目管子尺寸/mm

参数25×2.5公称压强/MPa2.5管长/m6公称面积/m2378.4中心排管子数21管程数6管子排列方法三角形4.2.4分离器的设计u=20m/s50660.258kmol/h，即1134789.779m3/h100层除沫层。1 100πu