甲醇合成设计

年产20万吨甲醇合成工艺设计河南城建学院毕业设计（论文）PAGE42PAGE411总论1.1概述甲醇作为及其重要的有机化工原料，是碳一化学工业的基础产品，在国民经济中占有重要地位。长期以来，甲醇都是被作为农药，医药，染料等行业的工业原料，但随着科技的进步与发展，甲醇将被应用于越来越多的领域。1.生产的发展1）世界甲醇工业的发展总体上说，世界甲醇工业从90年代开始经历了1991-1998的供需平衡，1998-1999的供大于求，从2000年初至今的供求基本平衡三个基本阶段。[1]据NexantChenSystems公司的最新统计，全球2004年甲醇生产能力为4226.5万t/a[2]以下是最近几年的甲醇需求统计。全球主要地区甲醇消费构成2001年2002年2003年2004年按用途分甲醛940(31)970(32)1010(32)1050(33)MTBE830(28)810(26)780(25)760(22)(其中美国）470(16)430(14)340(11)270(8)醋酸270(9)290(9)300(10)310(10)MMA90(3)90(3)100(3)100(3)其他880(29)900(29)930(30)970(30)需求合计3020（100)3060(100)3100(100)3180(100)按地区分亚洲920(30)940(31)990(32)1040(33)北美1000(33)1000(33)980(31)970(31)西欧630(21)640(21)650(21)670(21)其他470(16)480(16)490(16)500(16)需求合计3020(100)3060(100)3110(100)3180(100)从上表可以看出，到2004年为止，甲醇仍主要用于制造甲醛和MTBE。用于制造甲醛的甲醇用量随年份成增长趋势，而MTBE 的需求量则逐年降低。亚洲需求量增长比较迅速，与此相反，北美地区需求则在减少。2）我国甲醇工业发展我国的甲醇工业经过十几年的发展，生产能力得到了很大提高。1991年，我国的生产能力仅为70万吨，截止2004年底，我国甲醇产能已达740万吨，117家生产企业共生产甲醇440.65万吨，2005年甲醇产量达到500万吨，比2004年增长22.2%，进口量99.1万吨，因此下降3.1%。2.生产技术的发展1）装置大型化于上世纪末相比，现在新建甲醇规模超过百万吨的已不再少数。在2004——2008年新建的14套甲醇装置中平均规模为134万t/a，其中卡塔尔二期工程项目高达230万t/a。最小规模的是智利甲醇项目，产能也达84万t/a，一些上世纪末还称得上经济规模的60万t/a装置因失去竞争力而纷纷关闭。2）二次转化和自转化工艺合成气发生占甲醇装置总投资的50%—60%，所以许多工程公司将其视为技术改进重点。已经形成的新工艺在主要是Syenetix(前ICI)的先进天然气加热炉转化工艺(AGHR),Lurgi的组合转化工艺(CR)和Topse的自热转化工艺(ATR)3）新甲醇反应器的合成技术大型甲醇生产装置必须具备与其规模相适应的甲醇反应器和反应技术。传统甲醇合成反应器有ICI的冷激型反应器，Lungi的管壳式反应器，Topsdpe的径向流动反应器等，近期出现的新合成甲醇反应器有日本东洋工程的MRF--Z反应器等，而反应技术方面则出现了Lurgi推出的水冷一气冷相结合的新流程。4）引入膜分离技术的反应技术通常的甲醇合成工艺中，未反应气体需循环返回反应器，而KPT则提出将未反应气体送往膜分离器，并将气体分为富含氢气的气体，前者作燃料用，后者返回反应器。5）液相合成工艺传统甲醇合成采用气相工艺，不足之处是原料单程转化率低，合成气净化成本高，能耗高。相比之下，液相合成由于使用了比热容高，导热系数大的长链烷烃化合物作反应介质，可使甲醇合成在等温条件下进行。1.2甲醇的合成方法1.常用的合成方法当今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。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360-400℃，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：(5.0-8.0Mpa)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。中压法：(9.8-12.0Mpa)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，反应温度与低压法相同，但由于提高了压力，相应的动力消耗略有增加。目前，甲醇的生产方法还主要有①甲烷直接氧化法：2CH4+O2→2CH3OH.②由一氧化碳和氢气合成甲醇，③液化石油气氧化法2.本设计所采用的合成方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，选择中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→CH3OH1.3甲醇的合成路线1．常用的合成工艺虽然开发了高活性的铜基催化剂，合成甲醇从高压法转向低压法，完成了合成甲醇技术的一次重大飞跃，但仍存在许多问题：反应器结构复杂；单程转化率低，气体压缩和循环的耗能大；反应温度不易控制，反应器热稳定性差。所有这些问题向人们揭示，在合成甲醇技术方面仍有很大的潜力，更新更高的技术等待我们去开发。下面介绍20世纪80年代以来所取得的新成果。(1)气液固三项合成甲醇工艺首先由美国化学系统公司提出，采用三相流化床，液相是惰性介质，催化剂是ICI的Cu-Zn改进型催化剂。对液相介质的要求：在甲醇合成条件下有很好的热稳定性和化学稳定性。既是催化剂的硫化介质，又是反应热吸收介质，甲醇在液相介质中的溶解度越小越好，产物甲醇以气相的形式离开反应器。这类液相介质有如三甲苯，液体石蜡和正十六烷等。后来Berty等人提出了相反的观点，采用的液相介质除了热稳定性及化学稳定性外，要求甲醇在其溶液中的溶解度越大越好，产物甲醇不是以气相形式离开反应器，而是以液相形式离开反应器，在反应器外进行分离。经试验发现四甘醇二甲醚是极理想的液相介质。CO和H2在该液相中的气液平衡常数很大，采用Cu-Zn-Al催化剂，其单程转化率大于相同条件下气相的平衡转化率。气液固三相工艺的优点是：反应器结构简单，投资少；由于介质的存在改善了反应器的传热性能，温度易于控制，提高了反应器的热稳定性；催化剂的颗粒小，内扩散影响易于消除；合成甲醇的单程转化率高，可达15%-20%，循环比大为减小；能量回收利用率高；催化剂磨损少。缺点是三相反应器压降较大，液相内的扩散系数比气相小的多。液相法合成甲醇工艺液相合成甲醇工艺的特点是采用活性更高的过度金属络合催化剂。催化剂均匀分布在液相介质中，不存在催化剂表面不均一性和内扩散影响问题，反应温度低，一般不超过200℃，20世纪80年代中期，美国Brookhaven国家实验室开发了活性很高的复合型催化剂，其结构为NaOH-RONa-M(OAc)2,其中M代表过渡金属Ni,Pd或Co,R为低碳烷基，当M为Ni，R为叔戊烷基时催化剂性能最好，液相介质为四氢呋喃，反应温度为80-120℃，压力为2MPa左右，合成气单程转化率高于80%，甲醇选择性高达96%。当该催化剂与第Ⅵ族金属的羰基络合物混合使用时，能得到更好的效果，他能激活CO，并有较好的耐硫性，当合成气中还有1670×10-6的H2S时，其甲醇产率仍达33%。Mahajan等人研制了由过渡金属络合物与醇盐组成的符合催化剂，如四羰基镍和甲醇钾，以四氢呋喃为液相介质，反应温度为125℃，CO转化率大于90%，选择性达99%。目前液相合成甲醇研究仍处在实验室阶段，尚未工业化，但它是一种很有开发前景的合成技术。该法的缺点是由于反应温度低，反应热不易回收利用；CO2和H2O容易使复合催化剂中毒，因此对合成气体的要求很苛刻，不能还有CO2和H2O，还需进一步研究。(3)新型GSSTFR和RSIPR反应器系统该系统采用反应,吸附和产物交换交替进行的一种新型反应装置。GSSTFR是指气-液-固滴流流动反应系统，CO和H2在催化剂的作用下，在此系统内进行反应合成甲醇，该甲醇马上被固态粉状吸附剂所吸附，并滴流带出反应系统。RSIPR是级间产品脱出反应系统，当以吸附气态甲醇的粉状吸附剂流入该系统时，与该系统内的液相四甘醇二甲醚进行交换，气态的甲醇被液相所吸附，然后再将四甘醇二甲醚中的甲醇分离出来。这样合成甲醇反应不断向右进行，CO的单程转化率可达100%，气相反应物不循环。这项新工艺仍处在研究之中，尚未投入工业生产，还有许多技术问题需要解决和完善。2．本设计的合成工艺经过净化的原料气，经预热加压，于5Mpa、220℃下，从上到下进入Lurgi反应器，在铜基催化剂的作用下发生反应，出口温度为250℃左右，甲醇7%左右，因此，原料气必须循环，则合成工序配置原则为图2-2。甲醇的合成是可逆放热反应，为使反应达到较高的转化率，应迅速移走反应热，本设计采用Lurgi管壳式反应器，管程走反应气，壳程走4MPa的沸腾水合成塔合成塔水冷器甲醇分离塔循环器粗甲醇驰放气图1-1合成合序配置原则甲醇合成的工艺流程（图①）这个流程是德国Lurgi公司开发的甲醇合成工艺，流程采用管壳式反应器，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5.2MPa(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。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合成甲醇的目的和意义甲醇是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行业都有广泛的应用，其衍生物产品发展前景广阔。目前甲醇的深加工产品已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有近30种。在化工生产中，甲醇可用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚（MTBE）、聚乙烯醇（PVA）、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯（DMT）、二甲醚、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲醇等。以甲醇为中间体的煤基化学品深加工产业：从甲醇出发生产煤基化学品是未来C1化工发展的重要方向。比如神华集团发展以甲醇为中间体的煤基化学品深加工，利用先进成熟技术，发展“甲醇－醋酸及其衍生物”；利用国外开发成功的MTO或MTP先进技术，发展“甲醇－烯烃及衍生物”的2大系列。作为替代燃料：近几年，汽车工业在我国获得了飞速发展，随之带来能源供应问题。石油作为及其重要的能源储量是有限的，而甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一。我国政府已充分认识到发展车用替代燃料的重要性，并开展了这方面的工作。随着C1化工的发展，由甲醇为原料合成乙二醇、乙醛和乙醇等工艺正日益受到重视。甲醇作为重要原料在敌百虫、甲基对硫磷和多菌灵等农药生产中，在医药、染料、塑料和合成纤维等工业中都有着重要的地位。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。1.5本设计的主要方法及原理造气工段：使用二步法造气CH4+H2O(气)→CO+3H2-205.85kJ/molCH4+O2→CO2+2H2+109.45kJ/molCH4+O2→CO+2H2+35.6kJ/molCH4+2O2→CO2+2H2O+802.3kJ/mol合成工段5MPa下铜基催化剂作用下发生一系列反应主反应：CO+2H2→CH3OH+102.37kJ/kmol副反应：2CO+4H2→(CH3O)2+H2O+200.3kJ/kmolCO+3H2→CH4+H2O+115.69kJ/kmol4CO+8H2→C4H9OH+3H2O+49.62kJ/kmol(A)CO+H2→CO+H2O-42.92kJ/kmol除（A）外，副反应的发生，都增大了CO的消耗量，降低了产率，故应尽量减少副反应。反应热力学一氧化碳加氢合成甲醇的反应式为CO+2H2CH3OH(g)这是一个可逆放热反应，热效应。当合成气中有CO2时，也可合成甲醇。CO2+3H2CH3OH(g)+H2O这也是一个可逆放热反应，热效应合成法反应机理本反应采用铜基催化剂，5MPa，250℃左右反应，清华大学高森泉，朱起明等认为其机理为吸附理论，反应模式为：H2+2˙→2H˙①CO+H˙→HCO˙②HCO˙+H˙→H2CO˙˙H2CO˙˙+2H˙→CH3OH+3˙CH3OH˙→CH3OH+˙反应为①，②控制。即吸附控制。生产工艺及主要设备计算工艺计算作为化工工艺设计，工艺管道，设备的选择及生产管理，工艺条件选择的主要依据，对平衡原料，产品质量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用生产的废料，废气，废热都有重要作用。2.1甲醇生产的物料平衡计算2.1.1合成塔物料平衡计算已知：年产100000吨精甲醇，每年以300个工作日计。精甲醇中甲醇含量(wt)：99.95%粗甲醇组成(wt)：[Lurgi低压合成工艺]甲醇：93.89%轻组分[以二甲醚(CH3)2O计]：0.188%重组分[以异丁醇C4H9OH计]：0.026%水：5.896%所以：时产精甲醇：Kg/h时产粗甲醇：Kg/h根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：甲醇(32)：Kg/h434.03kmol/h9722.22Nm3/h二甲醚(46)：27.796Kg/h0.604kmol/h13.536Nm3/h异丁醇(74)：3.844Kg/h0.052kmol/h1.164Nm3/h水(18)：871.74Kg/h48.43kmol/h1048.84Nm3/h合成甲醇的化学反应为：主反应：CO+2H2CH3OH+102.37KJ/mol……①副反应：2CO+4H2(CH3)2O+H2O+200.39KJ/mol……②CO+3H2CH4+H2O+115.69KJ/mol……③4CO+8H2C4H9OH+3H2O+49.62KJ/mol……④CO2+H2CO+H2O-42.92KJ/mol……⑤生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷7.56Nm3,即0.34kmol，故CH4每小时生成量为：7.5614.78533=111.777Nm3，即4.987kmol/h，79.794Kg/h。忽略原料气带入份，根据②、③、④得反应⑤生成的水的量为：48.43-0.604-0.05203-4.987=42.683kmol/h，即在CO逆变换中生成的H2O为42.683kmol/h，即956.13Nm3/h。5.06MPa，40℃时各组分在甲醇中的溶解度列表于表2-1表2-15.06Mpa，40℃时气体在甲醇中的溶解度组分H2COCO2N2ArCH4溶解度Nm3/t甲醇00.6823.4160.3410.3580.682Nm3/h01.0085.5010.5040.5291.008《甲醇生产技术及进展》华东工学院出版社.1990据测定：35℃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：(1.008+5.501+0.504+0.529+1.008)=0.318kg/h即0.0099kmol/h，0.223Nm3/h。根据以上计算，则粗甲醇生产消耗量及生产量及组成列表2-2。表2-2甲醇生产消耗和生成物量及组成消耗方式单位消耗物料量生成物料量合计COH2CO2N2CH4CH3OHC4H9OH(CH3)2OH2O消耗生成①式434.03②式③式④式0.052⑤式气体溶解扩散损失合计消耗组成生成质量生成组成设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%[1]。表2-3驰放气组成组分H2COCO2CH4N2ArCH3OHH2OMol%79.316.293.504.793.192.300.610.01《甲醇生产技术及进展》华东工学院出版社.1990G新鲜气＝G消耗气+G驰放气=G消耗气+0.09G新鲜气=59821.42+0.09G新鲜气所以：G新鲜气＝65737.82Nm3/h新鲜气组成见表2-4表2-4甲醇合成新鲜气组成组分H2COCO2N2总计Nm344499.2519168.452047.083.2965737.82组成mol%67.69229.1593.1440.005100测得：甲醇合成塔出塔气中含甲醇7.12%。根椐表2-2、表2-4，设出塔气量为G出塔。又知醇后气中含醇0.61%。所以：=7.12%G醇后=G新鲜-(G醇＋G副＋G扩)+GCH4=65737.82-59821.42+112.785=6029.185Nm3/h所以：G出塔＝272460.95Nm3/hG循环气=G出塔-G醇后-G生成+GCH4-G溶解=272460.95-6029.185-20686.502+112.785-7.571=245850.477Nm3/h甲醇生产循环气量及组成见表2-5表2-5甲醇生产循环气量及组成组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h15463.998604.767194984.017842.6311776.245654.5611499.6924.585245850.477组成%(V)6.293.5079.313.194.792.300.610.01100G入塔=G循环气+G新鲜气=245850.477+65737.82=311588.297Nm3/h由表2-4及表2-5得到表2-6。表2-6甲醇生产入塔气流量及组成单位：Nm3/h组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h34894.7710668.78239349.677808.40311721.955627.2851492.5124.927311588.297组成(V)%11.1993.42476.8162.5063.7621.8060.4790.008100又由G出塔=G循环气-G消耗＋G生成据表2-2、2-6、得表2-7。表2-7组分入塔消耗生成出塔组成(V)甲醇分离器出口气体和液体产品的流量、组成见表2-8。表2-8甲醇分离器出口气体组成、流量：单位：Nm3/h组分COCO2H2N2CH4ArCH3OHC4H9OH(CH3)2OH2O合计损失出气组成(V)%出液组成mol%重量kg组成(wt)%甲醇驰放气流量及组成见表2-9。表2-9甲醇驰放气流量及组成组成COCO2H2CH4ArCH3OHH2O合计流量：Nm3/h190.117105.789397.166144.77996.41918.437微2925.707组成：(V)%6.493.6181.924.953.300.63100粗甲醇贮罐气流量及组成风表2-10。表2-10贮罐气组成、流量组成COCO2H2CH4ArCH3OHN2合计流量：Nm3/h1.0085.05101.0080.5290.2110.5048.311组成：(V)%12.12960.774012.1296.3652.5396.064100由表2-2到表2-10可得表2-11。表2-11甲醇生产物料平衡汇总表组分新鲜气循环气入塔气出塔气醇后气流量组成流量组成流量组成流量组成流量组成Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%Nm3(v)%CO19168.4929.15915463.9956.2934894.7711.19917145.496.293881.2828.108CO22047.083.1448604.7673.5010668.783.4248751.2033.21295.1073.033H244499.2567.692194984.01379.31239349.6776.816198114.47572.7152045.99865.257N23.290.0057842.633.197808.4032.5067805.7892.8651.0860.035Ar5654.5612.305627.2851.8065626.1622.065CH411776.2384.7911721.9523.76211941.634.383112.7853.597CH3OH1499.6880.611492.5080.47920853.587.654C4H9OH2.3220.001(CH3)2O27.060.01H2O24.5850.0124.9270.0082185.0760.802微量/合计65718.11100245850.474100311588.295100272452.7871003135.308100甲醇合成塔分离器贮甲醇合成塔分离器贮罐冷凝1.新鲜气3.循环气2.入塔气6.驰放气5.醇后气7.粗甲醇2.1.2粗甲醇精馏的物料平衡计算 预塔的物料平衡(1).进料A.粗甲醇：28688.3kg/h。根据以上计算列表2-12表2-12组分甲醇二甲醚异丁醇水合计流量：kg/h27751.3455.567.70873.6328688.3组成：(wt)%93.8050.0260.1885.981100B.碱液：据资料，碱液浓度为8%时，每吨粗甲醇消耗0.1kg的NaOH。则消耗纯NaOH：0.128688.32.869kg/h换成8%为：=35.863kg/hC.软水：据资料记载。软水加入量为精甲醇的20%计，则需补加软水：27751.3420%-35.863(1-8%)=5515.122kg/h据以上计算列表2-13。表2-13预塔进料及组成物料量：kg/hCH3OHH2ONaOH(CH3)2OC4H9OH合计粗甲醇27751.34873.6355.567.7028688.3碱液32.9942.86935.863软水5515.1225515.122合计27751.346421.7462.86955.567.7034239.215(2).出料A.塔底。甲醇：27751.34kg/hB.塔底水。粗甲醇含水：873.63kg/h碱液带水：32.994kg/h补加软水：5515.122kg/h合计：6421.746kg/hC.塔底异丁醇及高沸物：7.70kg/hD.塔顶二甲醚及低沸物：55.56kg/h由以上计算列表2-14。表2-14预塔出料流量及组成物料量：kg/hCH3OHH2ONaOH(CH3)2OC4H9OH合计塔顶55.5655.56塔底27751.346421.7462.8697.7034183.655合计27751.346421.7462.86955.567.7034239.2152主塔的物料平衡计算(1).进料加压塔。预后粗甲醇：34183.655kg/h常压塔。34183.655-27751.342/3=15682.76kg/h(2).出料加压塔和常压塔的采出量之比为2:1，常压塔釜液含甲醇1%。加压塔。塔顶：27751.342/3=18500.89kg/h塔釜：15682.76kg/h常压塔。塔顶：27751.341/399%=9157.94kg/h塔釜：甲醇水NaOH高沸物kg/h：92.5 6421.7462.8697.70总出料：由以上计算。得表2-15甲醇精馏塔物料平衡汇总表：单位：kg/h18500.89+6421.746+2.869+7.70+92.5+9157.94=34183.645得表2-15甲醇精馏塔物料平衡汇总物料物料加压塔顶出料常压塔顶出料常压塔釜出料合计甲醇27751.3418500.899157.9492.527751.34NaOH2.8692.8692.869水6421.7466421.7466421.746高沸物7.707.707.70合计34175.95518500.899157.946524.81534175.955根椐计算结果可画出粗甲精馏物流图，见图2-2。预精馏塔加压精馏塔常压精馏塔 4.预塔顶出料6.加压塔顶出料预精馏塔加压精馏塔常压精馏塔1.粗甲醇2.软水3.碱液5.预塔底出料8.常压塔釜出料图2-2粗甲醇精馏物流图2.2甲醇生产的能量平衡计算2.2.1合成塔能量计算已知：合成塔入塔气为220℃，出塔气为250℃，热损失以5%计，壳层走4MPa的沸水。查《化工工艺设计手册》得，4MPa下水的气化潜热为409.7kmol/kg，即1715.00kJ/kg，密度799.0kg/m3，水蒸气密度为19.18kg/m3，温度为250℃。入塔气热容见4-16。表2-165MPa，220℃下入塔气除(CH3OH)热容组分COCO2H2N2ArCH4合计流量：Nm334894.7710668.78239349.677808.4035627.28511721.95310070.86比热：kJ/kmol℃30.1545.9529.3430.3521.4147.05/热量：kJ/℃23580.6510987.99157396.595312.062700.6912360.21212338.19查得220℃时甲醇的焓值为42248.46kJ/kmol，流量为749.391Nm3。所以：Q入=42248.46+212338.19220=2815007.35+46714401.8=49529409.15kJ出塔气热容除(CH3OH)见表4-17。表2-175MPa，220℃下出塔气除(CH3OH)热容组分COCO2H2N2ArCH4C4H9OH(CH3)2OH2O合计流量：Nm317145.498751.203198114.487805.7895626.16211941.632.32227.062185.08251599.207比热：kJ/kmol℃30.1346.5829.3930.4121.3648.39170.9795.8583.49/热量：kJ/℃11579.359138.40130521.965321.882694.3912951.538.9059.714088.59176365.71查得250℃时甲醇的焓值为46883.2kJ/kmol，流量为10471.692Nm3。所以：Q出=46883.2+176365.71250=21917251.36+44091421.5=66008672.86kJ由反应式得:Q反应=[102.37+200.39+115.69+49.62+(-42.92)]1000=(88862.60+242.08+577.30+5.14-2130.80)1000=87556320kJQ热损失=(Q入＋Q反应)5%=(49529409.15+87556320)5%=6854286.46kJ所以：壳程热水带走热量Q传=Q入+Q反应-Q出-Q热=49529409.15+87556320-66008672.86-6854286.46=64222769.83kJ又：Q传=G热水r热水所以:G热水==37447.89kg/h即时产蒸气：=1952.45m32.2.2常压精馏塔能量衡算Xf==0.448查《化工工艺设计手册》,甲醇露点温度t=74.81℃75℃操作条件：塔顶75℃，塔釜105℃，进料温度124℃，回流液温度40℃，取回流液与进料的比例为4:1。<1>.带入热量见表2-18。表2-18常压塔入热物料进料回流液加热蒸汽组分甲醇水+碱甲醇流量：kg/h9259.9146730.3163960.896温度：℃12412440比热：kJ/kg℃2.684.262.68热量:kg/h3077254.623555218.966856608.06Q加热Q入=Q进料+Q回流液+Q加热=3077254.62+3555218.96+6856608.06+Q加热=13489081.64+Q加热<2>.带出热量见表2-19。表2-19常压塔物料带出热量物料精甲醇回流液残液热损失组分甲醇甲醇甲醇水+碱流量：kg/h9157.9463960.89692.56730.31温度：℃7575105105比热：kJ/kg℃2.682.683.504.187潜热：kJ/kg1046.751046.75热量:kg/h11426819.6446331674.0434030.52958879.845%Q入所以：Q出＝11426819.64＋46331674.04＋34030.5＋29588879.84＋5%Q入=60751404.02+5%Q入因为：Q出＝Q入所以：Q入=Q出=63948846.34kJ/h所以：Q蒸汽=50459764.7kJ/h已知水蒸气的汽化热为2118.6kJ/kg所以：需蒸汽G3蒸汽==23817.5kg/h常压精馏塔常压精馏塔甲醇蒸汽75℃40℃水回流甲醇加压塔底液体40℃30℃水120℃甲醇蒸汽40℃115℃精甲醇冷凝液残液105℃甲醇115℃图2-3常压塔物流图<3>.冷却水用量计算对热流体：Q入＝Q产品精甲醇+Q回流液=11426819.64+46331674.04=57758493.68kJ/hQ出=Q精甲醇(液)+Q回流液(液)=9157.94402.68+6856608.06=7838339.228kJ/hQ传=57758493.68(1-5%)-7838339.228=47032229.77kJ/h所以：冷却水用量G3水==1123.3t水/h所以：每吨精甲醇消耗G’3水==40.44t水/t精甲醇<4>.常压塔精馏段热量平衡见表2-20。表2-20精馏段热量平衡表带入热量：kJ/h带出热量：kJ/h加压塔来的甲醇：3077254.62采出热量精甲醇：11426819.64塔底供热：50459764.7内回流：g内(672.68+1046.75)内回流：g内(672.68)总入热：53537019.32+179.56g内总出热：11426819.64+1226.31g内所以：总入热=总出热所以：53537019.32+179.56g内=11426819.64+1226.31g内所以：g内=40229.47kg/h<5>.常压塔提馏段热量平衡见表2-21。表2-21提馏段热量平衡表带入热量：kJ/h带出热量：kJ/h加压塔来的甲醇：3555218.96残液：2992910.34塔底供热：50459764.7内回流：g’内(672.68+1046.75)内回流：g’内(672.68)总入热：54014983.66+179.56g’内总出热：2992910.34+1226.31g’内因为：Q总入热+Q总出热即：54014983.66+179.56g’内=2992910.34+1226.31g’内所以：g’内=48743.32kg/h2.3主要设备计算及选型设备是化工工艺运作的载体，选择合适的设备，对于提高生产率，降低原料，能是的消耗有着重要的作用。2.3.1常压精馏塔计算条件：⑴.精甲醇质量：精甲醇含醇：99.95%(wt)残液含醇：1%(wt)⑵.操作条件：塔顶压力：0.01106Pa塔底压力：0.13106Pa塔顶温度：67℃塔底温度：105℃回流液温度：40℃进料温度：124℃<1>.精馏段平均温度：(124+67)=95.5℃平均压力：[(0.13106-0.01106)0.01106]=99.6KPa表2-22精馏段物料流率物料质量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流40229.47321257.17标准状况下的体积：V0=1257.1722.4=28160.63Nm3/h操作状况下的体积：V1=28160.63=19122.47m3/h气体负荷：Vn==5.312m3/s气体密度：==2.104kg/m3查《化工工艺设计手册》，95.5℃时甲醇的密度=721kg/m3液体负荷：Ln==0.0155m3/h <2>.提馏段平均温度：(105+124)=114.5℃入料压力：(0.13106-0.01106)=89.6kPa平均压力：(89.6103+0.13106)=109.8kPa表2-23提馏段内回流量物料质量流量：kg/h分子量：kg/kmol摩尔流量：kmol/h内回流48743.32321523.23标准状况下的体积：=1523.2322.4=34120.32Nm3/h操作状态下的体积：=34120.32=23292.9Nm3/h所以：气体负荷：Vm==6.47m3/s气体密度：==2.093kg/m3查得进料状态甲醇溶液温度124℃，含甲醇55.7%，密度为0.83t/m3。塔底含醇1%，可近似为纯水，105℃，0.13Mpa下水的密度为939.41kg/m3。所以：液体平均密度==893.21kg/m3则液体负荷Lm==0.01516m3/s2.3.2初估塔径本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT=0.35m，溢流堰高hc=0.05m。<1>.精馏段求操作负荷系数C精馏段功能参数：()=()=0.054塔板间有效高度H0=HT-HC=0.35-0.05=0.30m查斯密斯图《甲醇工学》化工工学出版社。得负荷系数：G=0.0515。又查得95.5℃时，甲醇的表面张力为：15.8710-5N/cm水的表面张力为：68.8710-5N/cm精馏段甲醇水溶液的平均组成为：甲醇：(0.9995+0.579)=0.7893wt则含水为：1-0.7893=0.2107wt所以表面张力：σ=0.789315.8710-5+0.210768.8710-5=27.0410-5N/cm所以：C===0.0485⑵.最大流速UmaxUmax=1.3C=1.30.0485=1.69m/sU适=0.7Umax=1.690.7=1.183m/s⑶．求塔径DD===2.39m<2>.提馏段求操作负荷系数C提馏段功能参数：（）=()=0.0484查斯密斯图得G=0.0524又得114.5℃时，甲醇表面张力为：14.1310-5N/cm水的表面张力为：57.0610-5N/cm提馏段甲醇水混合平均组成：甲醇：(0.01+0.579)=0.295水：1-0.295=0.705平均表面张力：=0.29514.1310-5+0.70557.0610-5=44.4010-5N/cm所以：C===0.0447求提馏段U’maxmax=1.3C=1.30.0447=1.199m/s适=0.7max=0.71.199=0.839m/s求塔径===2.93m对全塔，取塔径D=3000mm2.3.3理论板数的计算<1>.各点的甲醇摩尔分数，设加压塔后甲醇的甲醇摩尔人率为Xf。Xf==0.437精甲醇中甲醇的摩尔分率Xd。Xd==0.999残液中甲醇的摩尔分率Xw。Xw==0.0057<2>.处理能力F===102.93kmol/h精馏段物料量：D精=F=102.93=44.697kmol/h提馏段物料量：D提=F=102.93=55.185kmol/h<3>.平均挥发度：查得124℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=705.38Kpa水的饱和蒸汽压P*H2O=229.47Kpa105℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH=439.08Kpa水的饱和蒸汽压P*H2O=123.18Kpa由=得：124℃时，124℃==3.074105℃时，105℃==3.565平均挥发度：===3.310<4>.求最小理论塔板数Nm：因为：Xd=0.999，Xw=0.0057；Xd1=0.001 Xw1=0.9943；根椐芬斯克公式：Nm===10.06块<5>.求最小回流比各组分参数列表组分进料组成Xi,F釜液组成Xi,Di水0.5630.99433.565甲醇0.4370.00573.074用恩德伍德公式计算：=Rm+1=1-q因为：为露点进料所以：q=1=0=+用试差法求出：=3.254，代入：=Rm+1=+故：Rm=10.32操作回流比R=1.5Rm=1.510.30=15.45则==0.356<6>.求实际理论板数查吉利兰图得：=0.356则：=0.356所以：N16.17块<7>.计算板效率求平均相对挥发度与平均粘度的积(、)塔顶塔底平均温度为：(105+67)=86℃86℃时：=0.32510-3PaS=0.335410-3PaS则：=Xf+(1-Xf)=0.32510-30.437+0.335410-3(1-0.437)=0.330910-3PaS所以：=0.330910-33.310=1.097310-3PaS查板效率与关联图得：N=15.05板效率：E=49*=所以实际板数为：=34.85块2.3.4塔内件设计<1>.溢流堰设计塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度hc=0.05，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw=0.8D=0.83000=2400mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度howhow=E()(a)提馏段及精馏段计算结果如下：精馏段提馏段溢流强度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i==23.25i==22.74i=5-25适合要求适合要求求E，由(L/Lw2.5查图=6.25=6.12E=1.015E=1.011堰上液层高度howHow=1.01523.252/3How=1.01122.742/3由(a)计算=0.02348=0.02305堰高Hw=0.05-0.02348=0.02652Hw=0.02695圆整到Hw=0.027Hw=0.027<2>.降液管设计Lw=2400mm，=0.8查阅《代工原理》(下)天津科学技术出版社，得到：=0.2，=0.15Wd降液管弓形宽度mAf降液管弓形面积m2AT塔截面积m2Wd=0.23.000=0.6mAT=D2=3.14(3.000)2=7.065m2Af=7.0650.15=1.0598m2降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停锱时间t，一般大于5S，即：t=精馏段：t==23.93>5S提馏段：t==24.47>5S故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：H0=，取=0.2m/s则：精馏段：H0==0.0323m提馏段：H0==0.0316m<3>.塔板布置及浮阀数目与排列：取阀孔动能因子F0=13.5,计算如下：精馏段提馏段U0=U0==9.307U0==9.311每层浮阀数N=N=N==433=527取边缘高度Wl=0.08m泡沫区宽度Ws=0.20m考虑到塔的直较大，必须采用分块式塔盘，取=85mm，按=95mm，=85mm以等腰三角形顺排。排得阀数为530个，按N=530个重新换算F，计算结果如下：精馏段提馏段U0==9.297m/s=9.304m/sF0=U09.297=13.499.304=13.46阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：==8.04%2.3.5塔板流体力学验算<1>.气相通过浮阀塔的压降Hp=Hc+Hl+H干板阻力精馏段提馏段Uoc=1.825Uoc==6.987m/sUoc==6.207m/s因为U0>UocU0>UocHc=5.34Hc=5.34Hc=5.34=0.069=0.055⑵.板上充气液层阻力。取充气系数0=0.5hl=1hL=0.50.05=0.025⑶液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。所以hp=hc+hL对精馏段：hp=0.025+0.069=0.094m水柱对提馏段：hp=0.025+0.055=0.080m水柱<2>渣塔为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高度。Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hp=0.094m水柱提馏段hp=0.080m水柱B、液体通过降液管的压头损失。因为不设进口堰：精馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0026m水柱提馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0025m水柱C、板上液层高度：hL=0.05m所以Hd=hp+hL+hd精馏段：Hd=0.05+0.094+0.0026=0.1466m提馏段：Hd=0.05+0.080+0.0025=0.1325m取=0.5选定HT=0.35hw=0.027则：（HT+hw）=0.5（0.35+0.027）=0.1885所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。<3>雾沫夹带。板上液体流经长度:ZL=D-2Wd=1.0-20.14=0.72板上泛液面积：Ab=AT-2Af=0.785-20.0620=0.661m2ev=0.157(又因为，所以对于精馏段则提馏段则因此没有雾沫夹带2.3.6塔板负荷性能<!>.雾沫夹带线泛点率=对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点率=80%计算：精馏段：=0.8化简得：0.054Vs+2.88Ls=2.596由上可知，雾沫夹带线为直线。<2>.液泛线(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(HT+HW)=5.34+0.153()2+(1+0)[HW+E()1/3]因塔板结构一定，物系一定，则HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：精馏段：0.1885=即：0.148=提馏段：即：0.148此即常压塔的泛点率。<3>.液相负荷上限液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。由=有：L=则精馏段：Ln(max)==0.07419提馏段：Lm(max)==0.07419<4>.漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷由F0=U0＝5，得U0＝由V=d0NU0=所以：精馏段：Vn(min)=0.0412=2.41m3/S提馏段：Vm(min)=0.0412=2.42m3/S<5>.液相负荷下限取板上液层高度how=0.025m，作为液相负荷下限条件。L(min)=()3/2精馏段：Ln(min)=()3/2=0.0170m3/s提馏段：Lm(min)=()3/2=0.0171m3/s2.3.7常压塔主要尺寸确定<1>.壁厚选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10mm<2>.封头采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即：Sn=10mmhi=1000=750mm，h0=60mm<3>.裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10mm，内径等于塔内径D=2600mm，高度为3m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。<4>.塔高设计塔釜高取Hb=3m，塔顶高为1.2m，顶接管高为350mm，板间距为350mm，开7个人孔，人孔处板间距为700mm。塔高=3000+(750+60)+35350+1200+350+3000+7007=25510mm<5>.接管设计⑴.塔顶甲醇蒸汽出口管由前面计算可知：塔顶甲醇蒸汽流量为6583.6571kg/h，温度75℃，则体积流量为：V===24786.79m3/h蒸汽流速，取u=20m/s则出口管面积S==0.3443m2所以：出口管径d1==0.6622m即取d1=663mm⑵.回流液进口管已知回流液温度为40℃，甲醇液体流量为63960.896kg/h查表知:40℃=772.21kg/m3所以：其体积流量V==82.83m3/h取液体流速u=1.5m/s则回流液入口管径d2===0.1398m=139.8mm即取d2=140mm⑶.塔底出料管因塔底含醇1%，可近似为水，查表知0.13MPa，105℃下水的密度为954.7kg/m3，而塔底出料流量为27751.34kg/h，仍取流速为1.5m/s。则出口管径：d3==0.0828m取出口管径d3=90mm。⑷.进料管进料状态为124℃，0.67MPa，甲醇9259.914kg/h，水6730.31kg/h，查得此状态下水的密度为939.85kg/m3，而醇的比重0.690，即甲醇的密度为：＝939.850.69＝1.105m3/h所以：进料体积流量为：V==20.594m3/h进料管流速取为u=1.5m/s，则进料管径：d4==0.0697m即取d4=70mm⑸.再沸器蒸汽入口管由前面计算可知：再沸器蒸汽流量为23817.5kg/h，温度为105℃。则体积流量为：V===41040.14m3/h蒸汽流速取u=10m/s，则入口管积S==0.57m2所以：入口管径d5==0.8521m即取d5=853mm2.3.8辅助设备甲醇合成反应器是甲醇合成生产的核心设备，由于合成反应为可逆放热反应，故要求反应器设计能迅速移走反应热。目前世界上使用最多的是I.C.I公司的多段冷激炉和Lurgi公司的副产蒸汽管壳型合成塔。本设计选用Lurgi管壳型反应器。图②该反应器外型像一个列管式换热器，催化剂填装于管内，管外为4MPa的沸水。反应气流经反应管，放出的热量通过管壁传给沸腾水，使其汽化，转变为同温度蒸汽。其特点为床层温度平稳能准确，灵敏的控制反应温度以较高位能回收反应热出口甲醇含量较高设备紧凑，开工方便可避免石蜡等副产物生成避免羰基化合物生成压降小，所需外部能量少3.主设备图及工艺流程图主设备塔(精馏塔)见图③工艺流程图见图④参考文献[1]赵国方编著《化工工艺设计概论》原子能出版社，1990[2]天津大学物理化学教研室《物理化学》（上、下）高等教育出版社，1991[3]刁玉玮等编《化工设备机械基础》大连理工大学出版社，1992[4]杨福升等编《甲醇生产工艺与操作》石油化学工业出版社，1974[5]天津大学化工原理教研室《化工原理》（上、下）天津科学技术出版社，1994[6]天津大学等合编《基本有机化工分离工程》化学工业出版社，1995[7]房鼎业等编《甲醇生产技术及进展》华东化工学院出版社，1990[8]冯元琦主编《联醇生产》第二版，化学工业出版社，1994[9]上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组《化工设备图集》（Ⅳ，塔类），上海科技出版社，1974[10]宋维端等编《甲醇工学》化学工业出版社，1991[11]国家医药管理局上海医药设计院编《化工工艺设计手册》第二版(上、下)化学工业出版社，1996

结束语大学四年的日子马上就要过去了，我们迎来了大学中最后的一堂课——毕业设计，这也是在大学中最关键的一堂课，是我们通过大学四年的学习，总结所学课程的一次机会，也是对我们把理论知识用于实际生产的一次综合检测。通过毕业设计训练使自己进一步巩固加深所学的基础理论、基本技能和专业知识，使之系统化、综合化；在毕业设计中培养了自己独立工作、独立思考并运用已学的知识解决实际工程技术问题的能力，特别是获取新知识的能力；加强了对计算、绘图、实验方法、数据处理、编辑设计文件、使用规范化手册等最基本的工作实践能力的培养；训练了树立具有符合国情和生产实际的正确的设计思想和观与他人合作的工作作风。但是由于时间短、工艺复杂，加上首次进行这样的大型设计，经验不足且水平有限，在本次设计中，缺点、错误在所难免，敬请各位老师指正。我相信通过本次设计，这将是我以后在工作中的重要经验，在本次设计过程中，得到了各位指导教师及多位同学的热心帮助，在此表示谢意。同时还要感谢院、系各老师四年来的孜孜教导。基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统的MMC卡文件系统研制基于单片机的时控和计数系统性能优化的研究基于单片机和CPLD的粗光栅位移测量系统研究单片机控制的后备式方波UPS提升高职学生单片机应用能力的探究基于单片机控制的自动低频减载装置研究基于单片机控制的水下焊接电源的研究基于单片机的多通道数据采集系统基于uPSD3234单片机的氚表面污染测量仪的研制基于单片机的红外测油仪的研究96系列单片机仿真器研究与设计基于单片机的单晶金刚石刀具刃磨设备的数控改造基于单片机的温度智能控制系统的设计与实现基于MSP430单片机的电梯门机控制器的研制基于单片机的气体测漏仪的研究基于三菱M16C/6N系列单片机的CAN/USB协议转换器基于单片机和DSP的变压器油色谱在线监测技术研究基于单片机的膛壁温度报警系统设计基于AVR单片机的低压无功补偿控制器的设计基于单片机船舶电力推进电机监测系统基于单片机网络的振动信号的采集系统HYPERLINK"/det