【合成氨厂中联产甲醇生产的工艺设计16000字（论文）】

合成氨厂中联产甲醇生产的工艺设计摘要本设计采用的是在合成氨厂中甲醇生产的工艺设计。甲醇是基本有机原料之一。可以成为农药、医药的原料，可以用作重要的溶剂，在生活中的各个部门都能发挥着作用，促进了甲醇生产的发展和市场的需求，甲醇是我国不可或缺的有机原料。在合成氨的生产过程中，联产甲醇是在20世纪70年代，我国的工作技术人员结合国情自主研发的工艺技术，这个技术把合成氨的生产和甲醇的生产结合在了一起，充分的利用合成氨的产业发展合成甲醇，在中小合成氨厂的到了广泛的应用。从原先的以合成氨工艺副产为目的，发展到了现在以联醇生产作为合成氨进化手段的双甲净化工艺的阶段，再而发展到以甲醇为主导产品的广义联醇，为联醇生产技术增添了新活力。本设计秉承节能与经济一体，工艺简单容易操作，质量也得以保证作为前提，依据合成甲醇塔的工艺情况，结合其设计要求，对甲醇的性质用途出发，在合成氨厂中对联醇的工艺条件，催化剂的选择以及设备相关论证：从给定的任务出发，对整个生产过程进行物料衡算和热量衡算以及对部分设备的选型计算；运用CAD绘制甲醇的带控制点的工艺流程图以及设备布置图。关键字：联醇；合成氨；甲醇目录TOC\o"1-3"\h\u10467摘要 412066第一章总论 8185681.1绪论 8315701.2甲醇的物理化学性质 8126551.2.1甲醇的物理性质 83411.2.2甲醇的化学性质 11250531.3工业甲醇生产方法 1368591.4甲醇的用途 14160991.5国内外甲醇生产技术的进展 1527251.5.1我国甲醇生产工艺的进展 1520781第二章合成氨厂中联醇生产的工艺设计 16190382.1联醇生产工艺过程简介概述 16230052.2.联醇法生产的特点 17219752.3联醇生产工艺的要求 17203422.3.1甲醇生产的一般要求 1749002.3.2联醇生产的特殊要求 1827932.4联醇工艺的局限性 1876412.5联醇中甲醇合成的基本原理 19282262.6甲醇合成工艺条件 19147322.6.1合成反应温度的选择 19229222.6.2H2/CO比例 2035042.6.3空间速度的选择 20101912.6.4操作压力的选择 2174082.6.5造气组分的控制与调节 21321272.7联醇催化剂的特点 21155372.8联醇系统的主要的设备 22149582.8.1甲醇合成塔 2213676第三章设计计算 23136363.1物料衡算 23150923.1.1设计参数 23212893.1.2甲醇的生产总量 2391993.1.3进净醇塔气体流量及组分摩尔分率 25260763.1.4出塔气与循环气 26169023.1.5新鲜气组成及计算 27193683.1.6混合气的各组分流量 2821943.1.7物料衡算总表 29265743.2热量衡算 32240303.2.1甲醇合成塔 32325983.2.2废热锅炉的热量衡算Kg/h 3549053.2.3预热器的热量衡算 3795823.2.4水冷汽的热量衡算Kg/h 4087223.3主要设备计算 42316793.3.1废热锅炉的计算及选型 425363.3.2预热器的计算和选型 43282533.3.3水冷器的计算和选型 44162033.3.4甲醇中间槽 444156第四章生产安全及防护 458734.1三废处理 4592994.2甲醇生产防爆措施 4533194.3甲醇生产中的防火措施 462114.4甲醇蒸馏残液的回收处理 46112914.5废甲醇催化剂的回收 479500参考文献 48第一章总论1.1绪论当今社会，甲醇已成为最重要、应用十分广泛的化学基本有机化工原料之一，甲醇目前的深加工产品已达120种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有近30种，其中醋酸、甲醛、甲烷氯化物、二甲醚、甲胺、聚乙烯醇、甲酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲基叔丁基醚、碳酸二甲酯、二甲基甲酰胺、甲醇燃料等都是甲醇的主要深加工产品。近年来，我国甲醇工业的发展有了突飞猛进的趋势，在原料的路线、生产的规模、节能降低耗能、过程的控制与优化、产品市场与其他化工产品的联合生产等方面都有了新的突破与进展，我们国家是煤炭生产和消费巨大的国家，除了用煤直接气化生产甲醇外，还有炼焦工业采用洁净工艺和综合利用，更加深度的开发甲醇，在将来焦炉煤气将成为我国甲醇生产的新原料。目前，甲醇的消费已在其传统用途中排在前端，其化工用途低于其潜在的耗用量，渗透到了国民经济的各个部门和各个邻域之中。特别是随着改变能源的结构，甲醇成为未来主要燃料的候补燃料之一，甲醇需用量十分的巨大。毋庸置疑今后甲醇的发展速度将变得更加的迅速。1.2甲醇的物理化学性质1.2.1甲醇的物理性质甲醇分子式为CH3OH，相对分子质量为32.04。它是最简单的饱和脂肪醇。通常在常温常压下，甲醇是容易挥发和易燃的无色液体，它具有类似于酒精的气味。甲醇蒸气和空气可以形成爆炸混合物，爆炸极限的为(6.0%~36.5%)

(体积分数)。甲醇不与水形成共沸物，但能和水以任意比例互溶，因此可用精馏法来分离甲醇和水。甲醇具有很强的毒性，误饮能让人眼睛失明，严重的甚至会导致人的死亡。甲醇气体也可以通过呼吸道进入和与皮肤的直接接触等途径，导致人体中毒，甲醇气体在空气中的蒸气程度最高允许浓度为0.05mg/L。甲醇的物理常数见表1，热力学常数见表2，甲醇在不同压力下的沸点见表3，甲醇的蒸气压见表4。表1甲醇的物理常数性质数据性质数据沸点（101.3kPa）/℃64.5~64.7蒸汽压（20℃）/Pa12879熔点（℃）-97.8黏度（mPa.s，20℃）0.5945闪点（℃）8热导率/[J/（cm.S.K)]0.0209闭杯12表面张力(20℃)/(N/cm)0.000226开杯16折射率（20℃）1.3287相对密度（20℃）0.79体膨胀系数（K,20℃）0.00119自燃温度（℃）436腐蚀性常温无，铅，铝除外461爆炸上限（％）36.5性质数据性质数据临界压力（MPa）7.70燃烧热(kJ/mol)临界温度（℃）24025℃液体727.038液体比热容(20~25℃)/[J(g·℃)]2.51~2.5325℃气体742.738气体比热容(77℃)/[J(g·℃)]1.63生成热(kJ/mol)蒸发潜热(64.7℃)/(kJ/mol)35.29525℃液体238.798熔融热/(kJ/mol)3.16925℃气体201.385表2甲醇热力学常数表3甲醇在不同压力下的沸点压力/mmHg温度/℃压力/mmHg温度/℃压力/mmHg温度/℃压力/mmHg温度/℃1-4410021.228430186.510-16.220034.85112.540203.520-6.040049.910138.050214.0405.076064.720167.860224.0注:1mmHg=133.322Pa温度/℃蒸汽压/mmHg温度/℃蒸汽压/mmHg010203040506064.770809029.654.796.0160260.54066257609271341189710011012013014015016018020022024026213561475462428071103361302720089297874257359660表4甲醇的蒸汽压甲醇是一种强极性有机化合物，因为甲醇具有很强的溶解能力，所以能和多种有机溶液进行互溶，从而形成共沸物，其共沸物的生成，可以影响甲醇中有机杂质的消除，和以甲醇为原料的其他下游产品的合成精制。甲醇对气体(如CO2）的溶解力也很强，但需要注意的是甲醇不能与脂肪烃类化合物互溶。表5为甲醇和部分有机化合物形成共沸物的组成和共沸物的沸点。表5甲醇和部分有机化合物形成共沸物的组成和共沸物的沸点化合物沸点/℃共沸混合物沸点/℃甲醇含量/%丙酮乙酸乙酯甲酸乙酯甲酸丙酯二甲醚双甲氧基甲烷56.457.054.180.938.942.355.754.050.961.938.841.812.019.016.050.210.08.21.2.2甲醇的化学性质甲醇的化学性质较活泼，既具有醇类的典型反应，又能进行甲基化反应。甲醇分子由一个甲基与一个羟基组成，因为甲醇可以与很多物质发生反应，所以甲醇在工业上的应用有十的分广泛。以下具体介绍甲醇反应的类型有:氧化反应甲醇在以电解银为催化剂，在600~650°C的条件下可被空气氧化成甲醛。其反应是工业制备甲醛的重要方法。反应方程式为：CH3OH+0.5O2→

HCHO+

H2O；甲醛氧化为甲酸:：HCHO+0.5O2→

HCOOH

甲醇在Cu-ZnAl2O3催化剂发生部分氧化:CH3OH+0.5O2→

2H2

+CO2

甲醇完全氧化成CO2和H2O,并放出大量热:CH3OH+1.5O2→

CO2+2H2O氨化反应在370~420℃，5~20MPa压力下，将甲醇与氨以一定比例混合，催化剂为活性氧化铝进行反应，可得到甲胺(一甲胺、二甲胺、三甲胺混合物)。

CH3OH+NH3→

CH3NH2

+H2O

2CH3OH+NH3→

(CH3)2NH+

2H2O

3CH3OH+NH3→

(CH3)3N+3H2O酯化反应甲醇与多种有机酸和无机酸发生酯化反应。甲醇和硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯，再由硫酸氢甲酯经减压蒸馏生成甲基化试剂硫酸二甲酯:

CH3OH+H2SO4→

CH3OSO3H+

H2O

2CH3OSO3H→

(CH3)2SO4+

H2SO4甲醇和甲酸反应生成甲酸甲酯:HCOOH

+CH3OH→

HCOOCH3+

H2O羰基化反应

在压力65MPa，温度250℃的条件下，以碘化钴作催化剂，甲醇和CO发生羰基化反应生成醋酸或醋酐:2CH3OH+2CO→(CH4CO)2O+H2O

CH3OH+CO→

CH3COOH在压力3MPa温度130℃作催化剂的条件下，甲醇和CO、

O2发生氧化羧基化反应生成碳酸二甲酯:2CH3OH+C0+0.502→(CH3O)2CO+H2O在碱催化利作用下，甲醇和co2发生羰基化反应生成碳酸二甲酯:2CH3OH+CO2→(CH3O)2CO+

H2O脱水反应

甲醇在高温和酸性催化剂作用下，分子间脱水生成甲醚:

2CH3OH→CH3OCH3+

H2O裂解反应

在铜催化剂上，甲醇可裂解为CO和H2:

CH3OH→CO+2H2氯化反应

甲醇和氯化氢在ZnO/ZrO催化剂上发生氯化反应生成一氯甲烷:

CH3OH+

HCI→CH3Cl+

H2O其他反应

甲醇和异丁烯在酸性离子交换树脂的催化作用下生成甲基叔丁基醚(MTBE):

CH3OH+CH2→

C(CH3)2→CH3OC(CH3)3

在220℃，20MPa的条件下，甲醇在钴催化剂的作用下，发生同系化反应，生成乙醇:

CH3OH+CO+2H2→CH3CH2OH+

H2O

在240~

300°C，1.8MPa

的条件下，甲醇和乙醇在Cu/Zn/Al/Zr催化作用下生成醋酸甲酯:

CH3OH+C2H5OH→CH3COOCH3+

H2

在750℃下，甲醇在Ag/ZSM-5催化剂作用下生成芳烃:

6CH3OH→C6H6

+

6H2O+3H2

甲醇和CS2在α-Al2O3催化剂作用下生成二甲基硫醚，进一步氧化成二甲基亚砜:

4CH3OH+CS2

→2(CH3)2S+CO2

+2H2O

3(CH3)2S+

2HNO3→3(CH3)2SO+2NO+

H2O1.3工业甲醇生产方法生产甲醇的方法有多种，用木材或木质素干馏法制甲醇的方法、氯甲烷水解生成甲醇法和因为其自身的条件缺陷都没有在工业上得到的应用。但是甲烷部分氧化法这种制甲醇的方法的优点也很显著，工艺流程相对比较简单，建设投资也很节省，国外在甲烷部分氧化法制甲醇的方法这方面的研究一直没有中断，应该是一个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。典型的流程包括原料气制造、原料气净化、甲醇合成、粗甲醇精馏等工序。

天然气、石脑油、重油、煤及其加工产品(焦炭、焦炉煤气)、乙炔尾气等均可作为生产甲醇合成气的原料。天然气与石脑油的蒸气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，催化剂存在下进行烃类蒸气转化反应。重油部分氧化需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、甲醇合成催化剂都易受硫化物毒害而失去活性，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。1.4甲醇的用途目前，甲醇的消费已高于其传统的用途，化工用途也被潜在的耗用量远远超过，各个角度渗透影响着整个国民经济。特别是随着能源结构的改变，人民群众的思想观念的改变，绿色生态和节能减耗的思想观念下，甲醇作为清洁能源或汽油的添加剂等，需用量十分巨大。目前生产醋酸的最具竞争力的方法是采用羰基化法生产醋酸。其中是以甲醇作为原料。再加上是醋酸消费约占全球甲醇需求的7%，所以其需求量很大。涂料、胶黏剂和纺织品等方面的需求是醋酸纤维、醋酸乙烯和醋酐等，而醋酸恰好可用来生产醋酸纤维、醋酸乙烯和醋酐等两者有着密切的关系。主要用来生产丙烯酸板材、表面涂料和模塑树脂等的甲基丙烯酸甲酯。其需求占全球甲醇需求的2%

~3%。可谓需求量大。甲醇也是是生产甲基丙烯酸甲酯、硫酸二甲酯、甲胺、甲醛、1,4-丁二醇等的原料。甲醛的用途是可用来生产胶黏剂，其主要是用于木材加工业的使用，用作木材加工的胶黏剂约占其消耗总量的80%。胶黏剂是有酚醛树脂胶黏剂、脲醛树脂胶黏剂等。其次是用作模涂料、塑料、纺织物及纸张等的处理剂。为了满足人们日益增加的生活要求，保护生态，开更加节能的新能源是非常重要的。其中甲醇可作为新一代的燃料。甲基叔丁基醚是高辛烷值无铅汽油添加剂，甲醇与异丁烯反应得到甲基叔丁基醚。:甲醇还可以被掺烧在汽油中(如MI5)或者直接被用作汽车燃料，甲醇是新一代的能源替代品。甲醉是高分子化工与精细化工的主要原料，甲醇作为基础原料可以制得的聚甲醛塑料。聚甲醛塑料是一种性能优良的工程塑料，它可替代金属使用，聚甲醛塑料在汽车工业及电器工业中有泛的应用。甲醇可以生产单细胞蛋白(甲醇蛋白)。由于我国饲养业对于蛋白质的需求量很大，甲醇在饲养业生产单细胞蛋白很有前途。转化率较高、发酵的速度很快、没有毒性、价格也便宜、而且它的生产不受地理位置的影响和气候条件的限制。以上种种为是甲醇蛋白的优点。其优势使得甲醇蛋白非常有发展的前途。1.5国内外甲醇生产技术的进展1.5.1我国甲醇生产工艺的进展我国甲醇合成工艺的进展的主要体现方面在于其多样性和先进性。多样性意味着在这工艺过程中，有单产、联产，原料路线，从天然气、石油产品向煤层气、煤炭、焦炉煤气等方向拓展；先进性是指更加合理的在工艺上、更加先进的催化剂、规模向着大型化趋向、计算机控制操作的实现、大幅下降生产成本和能源消耗。工艺发展过程的主要有高压合成工艺，中压“联醇”工艺，引进低压合成工艺，锌铬催化剂改用铜系催化剂，国产化低压工艺，大型化装置快速发展。高压合成工艺。在1957年，我国甲醇生产装置大体上都是采用了传统的高压法合成工艺。传统高压法合成工艺是在30~32MPa压力条件下，使用锌铬催化剂合成甲醇。其反应器出口气的甲醇含量在3%左右。之后我国开始了自主开发，我国自主研发的高压法合成工艺在25~27MPa压力条件下，使用铜系合成甲醇催化剂的技术，其反应的温度为230~

290°C，反应器出口气甲醇含量4%左右。中压“联醇”工艺。20世纪60年代末，我国自主开发了合成氨联产甲醇新工艺。合成氨联产甲醇工艺充分的利用了氨生产中需脱除的CO和CO2,借用合成系统的压力设备，在11~15MPa的条件下联产甲醇。这是我国自主开发创新的甲醇生产工艺。引进低压合成工艺。20世纪70年代末期，四川维尼纶厂引进美国1CI公司低压合成甲醇装置，于1997年年底投产，规模为9.5万吨，用天然气乙炔尾气制合成气生产甲醇，采用多段冷激式反应器。国产化低压工艺。20世纪80年代，南化集团研究院开发成功C301型铜系低压合成甲醇催化剂，西南化工研究设计院开发成功C302型铜系低压合成甲醇催化剂，西南化工研究设上计院还同时开发成功绝热等温混合型管壳式低压合成甲醇反应器及合成工艺，推动了我国大型化低压甲醇装置国产化的发展。大型化装置快速发展。进入21世纪，我国甲醇工业进人快速发展时期，以天然气为原料的甲醇装置建设跨人大型化时期。锌铬催化剂改用铜系催化剂。1980年，上海吴泾化工厂为了提高甲醇产量和甲醇质量，降低能耗，率先将“联醇”铜系催化剂用于高压法甲醇装置(8万吨/年，石脑油造气）。

1.5.2国外甲醇生产工艺的进展国外在一氧化碳加氢合成甲醉的放热特性研究方面得到了很大的研究成果。这些成果主要体现在了不断完善甲醇合成反应器，随着生产规模的大型化，能源消耗低，CO,CO2单程的转化率较高、碳综合转化率较高、热利用率较高、塔压的降小、催化剂的温差小、稳定可靠的操作、催化剂装卸也很方便、结构也简单等方向发展，沿着最佳热力学曲线和动力学进行反应，从而降低了甲醇生产的成本。甲醇的液相合成方法是Sherwin和Blum于1975年首先提出的。化学反应工程中典型的气液固三相反应。是由甲醇液相合成是把碳氢化合物的惰性油介质加人到反应器中，使催化剂分散在液相介质中，合成气要溶解并分散在惰性油介质中然后再开始反应，才可以达到催化剂表面，反应后的产物也要经历类似的过程才能移走。由于使用了热导率大的并且热熔高的石蜡类长链烃类化合物液相合成，在等温条件下使可以进行甲醇的合成反应。同时，催化剂的比表面积非常大均匀的分散在液相介质中，导致加速了反应过程，所以反应温度和压力也下降许多。因为目前的一氧化碳加氢合成甲醇工艺能耗较高，单程转化率也低。所以由甲烷直接氧化合成甲醇为理想的制甲醇方法，其技术非常具有潜力和产业未来发展的趋势。该工艺的关键是在于催化剂的选择性。报道说明，国外开发过甲醇收率为60%的甲烷选择氧化合成甲醇的方法，在2MPa和140℃左右的条件下，以环辛烷做溶剂，用铱做催化剂，甲烷氧化反应得到甲醇。选择性高的催化剂和相适合的反应器开发成功，甲烷直接氧化合成甲醇工艺将获得突破与发展。第二章合成氨厂中联醇生产的工艺设计2.1联醇生产工艺过程简介概述合成氨生产装置之中串联进了甲醇的合成装置，用合成氨的原料气中的CO、CO2和H2合成甲醇，目的是为了达到减轻精炼负荷。这种方法称为联醇生产技术法，它是我国自主开发的具有自主知识产权的合成氨生产工艺,是新型的配套工艺，体现装置的通用性和其灵活性，即满足市场对化工厂品的需求，又能顺应市场变化的规律。对于单纯的生产合成氨来说实现了节能降耗，提高其经济效益。2.2.联醇法生产的特点甲醇生产需要串联在合成氨装置上，所以装置的条件既要考虑到甲醇的合成也要注意氨合成。甲醇的合成和氨合成相互影响，相互关系。有着辩证统一的关系。要及时的调整，保证两个装置的有序进行。甲醇后的气体，还要经过合成氨反应，合成甲醇不是最后的步骤，所以甲醇合成气采用了部分循环进行的。降低脱碳和铜洗负荷。改变变化气中CO的含量，经过甲醇合成后的部分合成气进入合成氨的铜洗工段CO含量降低了，减轻负荷，降低了合成氨的操作费用。整体压缩功单耗降低，联醇比单氨成本降低。联醇催化剂和单醇催化剂相比，联醇催化剂更能接受毒物。联醇生产工艺采用的是铜基催化剂，铜基催化剂的抗毒性能低，所以就要采用一定的处理措施。2.3联醇生产工艺的要求联醇工艺与传统的单醇合成工艺有着差别，所以有除了一般甲醇生成的工艺要求以外，还有其特殊的要求。2.3.1甲醇生产的一般要求原料气进入反应器之前要做到吧主要的成分按照一定比例配比，还要清除对催化剂有害的物质，其中要注意设备，管道中的铁、镍所生成的羰基铁Fe（CO）5与羰基镍Ni（CO）4，以及溶解性的铁、镍化合物，防止碱性氧化物与碱金属随气体带人催化剂床。因为微量铁、镍化合物的带入会使CO和H2生成烷烃的反应增加、碱金属的带人会引起高级醇生成量增加，使合成的粗甲醇中杂质含量增加，有效气体消耗上升。入塔气体需要经过预热，是为了使整个整个催化剂床层可以均匀达到活化的温度。与此同时为了防止高温的情况下碳钢设备发生氢腐蚀的现象，所以要要求出塔的气体要经过冷却。采用塔内换热的方法，即提高了入塔气体的温度，也减低了出塔的气体温度。经合成反应生成的甲醇与未反应的H2、N2、CO、CO2等气体必须得到及时的分离，降低反应生成物的浓度，以利提高合成反应的速度。2.3.2联醇生产的特殊要求为提高催化剂利用效率，一部分气体经合成、分离，去铜洗进行精制，除去残存的CO、CO2后作为合成氨的原料气，而大部分气体用循环机进行循环，继续合成甲醇。由于联醇工艺是与合成氨生产串联，所以生产能力是以合成氨产量与甲醇产量之和即所谓“总氨”产量来代表。在“总氨”生产能力不变的情况下，甲醇生产能力用醇氨比（甲醇产量/总氨产量）来表示，醇氨比可以在一定范围内调整。一般说来，联醇生产中经常用改变CO在变换反应中的转化率，或在变换炉进、出口之间设置一条近路，来调节原料气中CO的含量，对醇氨比在一定范围内进行调节。联醇生产作为合成氨流程中一个环节，甲醇生产会影响合成氨及整个系统的生产，如催化剂的活性减退、甲醇合成塔的开停及操作条件变化等原因，造成铜洗气中CO+CO2的含量变化，使铜洗负荷产生波动，其至影响氨合成塔的正常生产；甲醇合成塔后的气液分离状况，会影响铜液组成；在甲醇生产不正常或事故状态下，要维持合成氨的生产等。2.4联醇工艺的局限性在联醇工艺中，甲醇合成过程是从属于合成氨工艺流程的，是服务于合成氨整体工艺的一种技术措施，因而甲醇合成过程的工艺条件是基于合成氨工艺流程考虑确定的，并非是甲醇合成过程的最佳工艺条件。例如为了适应合成氨整整体工艺，在联醇工艺中甲醇合成压力一般定在13~

15MPa，目前大甲醇工艺中的甲醉合威为采用低压法，即理想的拽操作压力为5~

8MPa。而高操作压力意味着高能耗。联醇工艺的优势是建立在中、小合成氨装置这一特殊系统之基础上的，如采用相同工艺流程将其与大型合成氨系统联合。则这些优势将不复存在，甚至在技术上存在某些劣势。传统的中、小合成氨技术与联醇工艺是相辅相成的匹配技术，两者的有机结合可以弥补各自的技术缺陷。然而联醇工艺与先进的大氮肥和大甲醇工艺相比，无论如何，前者只能属于在无奈之中采取的工艺优化措施之举，在工艺技术上还远谈不上具备先进性和整体竞争力。

另外，联醇工艺中甲醇合成装置合适的进料组成CO浓度为3%~5%，即使甲醇合成有效成分CO完全转化成甲醇产品，在最终产品分布中，甲醇所占的比例也只有10%~20%。生产实践表明，如果醇氨比超出以上范围，通常会对合成氨生产过程带来不利影响。由此可见，联醇工艺在解决中、小合成氨企业的产品结构调整问题方面存在明显的局限性，如欲从根本上解决产品结构调整问题，清华大学王金福教授提出了联氨工艺的新理念。2.5联醇中甲醇合成的基本原理原理方程CO+2H2→CH3OH+QCO2+3H2→CH3OH+H2O+Q由于反应条件和所用催化剂不同，可能发生如下副反应：CO+3H2→CH4+H2O+Q2CO+4H2→CH3OCH3+H2O+QCO2+H2→CO+H2O+Q4CO+8H2→C4H9OH+3H2O+QnCO+2nH2→（CH2）n+nH2O+Q2.6甲醇合成工艺条件2.6.1合成反应温度的选择温度的选择要兼顾热力学的化学平衡和动力学的化学反应速率两者的统一。甲醇合成反应是放热反应，温度降低，热力学上是有利于提高化学平衡转化率，动力学角度来看，温度降低，却导致反应速率下降。催化剂的活性温度。过低或过高的反应温度对甲醇合成都是不适宜的。同一反应在不同的催化剂上反应物的分子所需的活化能不同。当温度太小达不到催化剂的活性温度，反应就不能发生;温度过高容易增加了副反应的概率，并且还消耗了原料气，再加上反应过于激烈，温度难以控制，很容易造成催化剂的烧结、熔化，进而失活。

（3）操作温度的高低还取决于合成的压力、气体的组成、空间速度、催化剂性能以及设备结构特性等多种因素。

目前联醇法生产甲醇大体上选用的是铜基催化剂，比原来使用的的锌铬基催化剂活性高。反应温度显著降低，即使到催化剂使用后期也不超过300°C，催化剂床层热点温度在245~315°C。在这样的温度条件下操作，副产物较少。因此，在粗醇中甲酸、高级醇、高级烃、二甲醚、醛、酮等不纯物可以降到最低限度。2.6.2H2/CO比例由甲醇合成的反应方程式可以看出，氢和一氧化碳摩尔比H2:CO=2:

1，但是在实际生产过程中，如果按其化学计量比2:

1的比例投料，合成甲醇时的转化率是相当低的。经实验证实，过量的H2对甲醇合成是有利的，这主要是由于CO的吸附速率比H2要快得多。为了使吸附相中的H2:CO比例达到化学计算量，在铜基催化剂上H2

:

CO比率应达到10:1。联醇生产甲醇的H2

:

CO比值的控制，既要从甲醇的合成来考虑，又要从合成氨的角度来考虑。合成是串联在合成氨之前，不同的醇氨比所消耗的氢、一氧化碳的量不同，造气的气体组成要适应不同的醇氨比的要求，因此，造气的组分要根据不同的醇氨比作相应的调整，例如醇氨比由0逐渐提高到0.8时，造气的气体组分(CO+H2)/N2由3.2相应地提高到5.5，其中氮含量由22%降低到14%才能满足要求。所以在联醇工艺中，保持氢气过量的情况下，稍微改变CO的配比就能保证合成甲醇时CO的转化率，这是联醇工艺的优势所在。2.6.3空间速度的选择在一定范围内的甲醇产量与空间速度成正比。在一定的范围内适当的提高空间速度对CO的转化是有利的，采用高的空间速度有利于甲醇的合成反应。在联醇的生产中，空间速度的大小还与热量平衡有关。只有当移热和放热的速率相平衡时，才能维持反应的温度。空间速度太大，带走的热量多，若大于放热速率则反应温度就会降低，反应温度就无法维持。反之，空间速度太小，带走的热量小于放热速率就会导致反应温度的上升，使反应也无法进行。空间速度太大的时候，通过水冷凝器、甲醇分离器流速过高，气体中的甲醇不能得到很好的冷凝和分离。空间速度太大的时候，通过催化床的阻力增加，导致对催化剂的压力也相应增大，可能就会出现催化剂破碎，造成塔内堵塞。2.6.4操作压力的选择增加操作压力对甲醇合成反应的化学平衡有好处，也可以提高反应速度，提高单位时间内甲醇的产量。操作压力的选择与选用的催化剂，温度，空间速度，碳氢比，能量消耗等因素有关。联醇生产中甲醇合成是串联在合氨工艺中的，甲醇合成压力必须与整个合氨工艺的压力是相互匹配的。甲醇合成压力高于脱碳，与铜洗相同，但是少于甲烷化或氰化，合成氨压力。2.6.5造气组分的控制与调节在联醇生产甲醇中催化剂采用的是铜基催化剂，串联在合成氨工艺中,操作的压力为10~13MPa。原料气中有效气体的含量不仅要满足合成甲醇的工艺需求，同时要满足合成氨的工艺要求。单合成氨时，氢、氮的理论配比为3

:

1，而实际控制在(CO+

H2)

/N2=3.2~3.4,其中N2含量为21%~23%，(CO+

H2)含量为68%~70%。2.7联醇催化剂的特点联醇铜基催化剂的催化活性差别变化很大，在催化制使用的早期阶段，其合成反应活跃，催化活性很好，释放大量的反应热。在催化剂使用中后期，催化活性会下降，CO转化速度会下降，醇氨比下降，合成反应会处于一种抑制的状态，导致反应热难以维持催化剂的热量平衡，有的甚至还要开启电加热器来维持催化床温度的稳定。甲醇合成塔设计中联醇催化剂还原是其一个特殊要求。除了催化剂还原在工艺上要设计一套完整的方案外，而且在合成塔设计上要使催化床轴向和径向各部位都能得到充分还原。联醇铜基催化剂是以铜、锌、铝的氧化物粉末压制而成，金属氧化物的导热和强度较差。联醇催化剂收缩率一般是8%左右，所以催化剂需要尽可能的装填均匀密实，尤其是上部带绝热层的内件，更加的需要装填密实，不然的话绝热层就不能充分发挥作用，导致热量平衡不能实现，过早带电炉生产。在低压单醇工艺中，甲醇有效气体在合成器中含量相当高，通常规模都较大，气体净化严格，选用活性温度低的高铜催化剂。2.8联醇系统的主要的设备甲醇合成主要的设备有甲醇合成塔，水冷凝器，甲醇分离器，滤油器，循环压缩机，粗甲醇槽等。联醇的装置是以合成氨工艺为基础，利用合成氨的设备进行的技术改造，所以其结构形式就与合成氨的同类设别比较相似。2.8.1甲醇合成塔甲醇合成反应是放热反应，是可逆的。反应产生的反应热效应大，为了保持反应的速度在一个较高的范围，需要移走这些反应产生的热量。所以甲醇合成塔的选择至关重要。甲醇合成塔有所谓心脏之称。在较高的压力，温度再加上有催化剂的条件下，合成塔内CO，CO2与H2合成甲醇。甲醇合成塔的类型很多，按照冷却介质种类分类，可分为自热式和外冷式的甲醇合成塔；按照操作方式可分为连续换热式和多段换热式两大类；按照反应气流动方式可分为轴向式径向式和轴径向式。甲醇合成塔基本结构主要由外筒，内件构成。外筒是一高压容器，基本上是由多层钢板卷焊而成，还有的是用扁平绕带绕制而成。合成塔内件主要是催化剂筐，有的还包括换热器。内件的核心是催化剂筐，催化剂框是催化剂合成反应条件的组合件。它直接影响合成塔的产量和消耗定额。催化剂筐里面还安装了冷管，目的是为了移出甲醇合成时候产生的热量。这种换热方式称之为冷管型连续换热装置。冷管的结构一般是有并流双套管、并流三套管、单管并流、单管折流等。换热器一般在塔的下部。但是大直径的合成塔为了便利，会把换热器放在合成塔的外部或者上部。换热器的作用是回收合成气反应的热量和提高冷原料气的温度。塔内换热器的类型有列管式，螺旋版式，波纹版式等多种形式。设计计算3.1物料衡算图1甲醇流程图3.1.1设计参数年产10万吨甲醇。一年按照330天的操作计算。产品粗甲醇的质量组成：CH3OH：（96.9%）；H2O：（3.1%）（其它杂质忽略不计）。出净醇塔烯醇水为1234.2kg/h，其质量组成为甲醇19%，水81%。醇后气流量：47224Nm3/h，摩尔分率：CH3OH：0.02%，H2：71.27%N2：23.8%，CO：3.82%CO2：0.34%，CH4：0.75%。甲醇合成塔出塔气中含甲醇体积比为4.42%，生产测得CH4的生产在计算中忽略不计。甲醇中间槽气体溶解损失及驰放气中甲醇扩散损失忽略不计。其它数据以工厂实际收集为准。3.1.2甲醇的生产总量根据粗甲醇的质量组成（CH3OH：96.9%；H2O：3.1%.），算得甲醇中间槽的各组分含量（一年按330计算），年产粗甲醇为10万吨。甲醇年产量：100000吨/年×96.9%=96900吨/年=12234.84kg/h=382.33kmol/h=8565.76Nm3/h水：100000吨/年×3.1%=3100吨/年=391.41kg/h=21.75kmol/h=487.2Nm3/h表6甲醇合成塔产品组成组分甲醇水合计质量分率%96.13.9100摩尔产量kmol/h382.3321.75404.08流量Nm3/h8565.76487.29052.96根据醇后气的流量及各组分的摩尔分率求各组分的流量。CH3OH醇后气=47224Nm3/h×0.02%=9.44Nm3/hH2醇后气=47224Nm3/h×71.27%=33656.54Nm3/hN2醇后气=47224Nm3/h×23.8%=11239.31Nm3/hCO醇后气=47224Nm3/h×3.82%=1803.97Nm3/hCO2醇后气=47224Nm3/h×0.34%=160.56Nm3/hCH4醇后气=47224Nm3/×0.75%=354.18Nm3/h表7醇后气组成组分名称CH3OHH2N2COCO2CH4合计流量（Nm3/h）9.4433656.5411239.311803.97160.56354.182472224摩尔产量kmol/h0.42150.52501.7580.37.1715.81756.2摩尔比率%0.0271.2723.83.820.340.75100根据稀醇水的质量流量以及各组分的质量组成求各组分的流量已知出净醇塔稀醇水为1234.2kg/h。其质量组成：甲醇：19%，水：81%。求得CH3OH稀醇水=1234.2×19%=234.5kg/h=7.33koml/h=164.19Nm3/h水=1234.2×81%=999.7kg/h=55.54kmol/h=1244.07Nm3/h求粗甲醇总产量=8565.76+9.44+164.19=8739.39Nm3/h3.1.3进净醇塔气体流量及组分摩尔分率图净醇塔气体流向图CH3OH净醇塔=CH3OH醇后气+CH3OH稀醇水=9.44+164.19=173.63Nm3/hH2净醇塔=33656.54Nm3/h;N2净醇塔=11239.31Nm3/h;CO净醇塔=1803.97Nm3/h;CO2净醇塔=160.56Nm3/hCH4净醇塔=354.18Nm3/h表8净醇塔的出塔气量及组成组分名称CH3OHH2N2COCO2CH4合计流量（Nm3/h）173.6333656.5411239.311803.961803.96354.1847388.18摩尔比率%（%）0.3771.0223.723.810.340.741003.1.4出塔气与循环气图甲醇分离器气体流向图循环中甲醇含量＝（醇后气甲醇含量+烯醇水中甲醇含量）/（醇后气量+烯醇水中甲醇含量）＝（9.4+164.15）/（47224+164.15）＝0.37%设出塔气量为XNm3/h,循环气量为YNm3/h，则4.42%X=47224+164.19+8565.76+Y解 X=210294.59（Nm3/h）Y=154340.64（Nm3/h）求得循环气中各组分流量：CH3OH循环气=154340.64×0.0037=571.06Nm3/hH2循环气=154340.64×0.7102=109612.72Nm3/hN2循环气=154340.64×0.2372=36609.60Nm3/hCO循环气=154340.64×0.0381=5880.38Nm3/hCO2循环气=154340.64×0.0034=524.76Nm3/hCH4循环气=154340.64-571.06-109612.72-36609.60-5880.38-524.76=1142.12Nm3/h表9循环气各组分流量及摩尔分率表组分名称CH3OHH2N2COCO2CH4合计流量（Nm3/h）571.06109612.7236609.605880.38524.761142.12154340.64摩尔比率%0.3771.0223.723.810.340.74100求得出塔气各组分流量：CH3OH出塔气=8565.76+164.19+571.06+9.44=9310.45Nm3/hH2出塔气=109612.72+33656.54=143269.22 Nm3/hN2出塔气=36609.60+11239.31=47848.91Nm3/hCO出塔气=5880.38+1803.97=7684.35Nm3/hCO2出塔气=524.76+160.56=685.32Nm3/hCH4出塔气=1142.12+354.18=1496.3Nm3/h表10出塔气各组分流量及摩尔分率表组分名称CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率%（%）4.4267.9722.703.650.320.710.231003.1.5新鲜气组成及计算1）新鲜气各组分的摩尔比率CH3OH：0.02%，H2：71.27%N2：23.8%，CO：3.82%CO2：0.34%，CH4：0.75%。CH4忽略不计。醇后气流量47224Nm3/h。CO+2H2→CH3OH+102.5KJ/mol在反应中，已知出塔气中甲醇的生成量为9310.45Nm3/h，则CO的消耗量为9310.45Nm3/h，H2的消耗量=18620.9Nm3/h。CO2+H2→CO+H20-42.9kJ/mol已知甲醇中间槽中H2O的流量为487.2Nm3/h，则CO的生成量为487.2Nm3/h，CO2的消耗量为487.2Nm3/h，H2的消耗量为487.2Nm3/h。反应所消耗与生成气体量如下表所示：表11反应所消耗及生成气体中流量表反应消耗量（Nm3/h）反应生成量（Nm3/h）COCO2H2CH3OHCO主反应9310.45\18620.99310.45\副反应\487.2487.2\487.2合计9310.45487.219108.19310.45487.2H2=33656.54+19108.1=52764.64Nm3/h，N2=11239.31Nm3/h，CO=1803.96+9310.45-487.2=10627.21Nm3/h，CO2=160.56+487.2=647.76Nm3/h，CH4=Nm3/h组分名称H2N2COCO2CH4合计流量（Nm3/h）52764.6411239.3110627.21647.76354.1875633.1摩尔比率（%）69.7614.8614.050.860.47100表12新鲜气各组分流量及摩尔分率表3.1.6混合气的各组分流量混合气=新鲜气+循环气CH3OH混合气=571.06Nm3/h，H2混合气52764.64+109612.72=162377.36Nm3/h，N2混合气=11239.31+36609.60=47848.91Nm3/h，CO混合气=10627.21+5880.38=16507.59Nm3/h，CO2混合气=647.76+524.76=1172.52Nm3/h，CH4混合气=1142.12=1496.3Nm3/h，表13混合气各组分流量及摩尔分率表组分名称CH3OHH2N2COCO2CH4合计流量（Nm3/h）571.06162377.3647848.9116507.591172.521496.3229973.74摩尔比率（%）0.2370.6120.817.180.520.651003.1.7物料衡算总表表1410万吨/年粗甲醇的物料衡算总表CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计新鲜气流量（Nm3/h）\52764.6411239.3110627.21647.76354.18\75633.1摩尔比率(%)\69.7614.8614.050.860.47\100循环气流量（Nm3/h）571.06109612.7236609.605880.38524.761142.12\154340.64摩尔比率%）0.3771.0223.723.810.340.74\100进滤油器混合气体流量（Nm3/h）571.06162377.3647848.9116507.591172.521496.3\229973.74摩尔比率（%）0.2370.6120.827.180.520.65\100进合成塔气体流量（Nm3/h）571.06162377.3647848.9116507.591172.521496.3\229973.74摩尔比率（%）0.2370.6120.817.180.520.65\100出合成塔气体流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率（%）4.4267.9722.703.650.320.710.23100进废热锅炉气体流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率（%）4.4267.9722.703.650.320.710.23100CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计进预热器气体流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率(%)4.4267.9722.703.650.320.710.23100进水冷器物料流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率（%）4.4267.9722.703.650.320.710.23100进分离器物料流量（Nm3/h）9310.45143269.2247848.917684.35685.321496.3487.2210781.75摩尔比率（%）4.4267.9722.703.650.320.710.23100进甲醇中间槽物料流量（Nm3/h）8565.76\\\\\487.29052.96摩尔比率（%）94.62\\\\\5.38100进净醇塔气体流量（Nm3/h）173.6333656.5411239.311803.961803.96354.18\47388.18摩尔比率%）0.3771.0223.723.810.340.74\100稀醇水物料流量（Nm3/h）164.19/////1244.07140.26摩尔比率（%）11.66/////88.34100续表1续表2CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计醇后气流量（Nm3/h）9.4433656.5411239.311803.96160.56354.18\47224摩尔比率（%）0.0271.2723.83.820.340.75\3.2热量衡算3.2.1甲醇合成塔图3甲醇合成塔热量图工艺条件：进塔的温度：T1=95℃；出塔的温度T2=190℃；塔压力P1=9.4MPa；出塔压力P2=9.0MPa。计算公式：ΣQ入塔气+ΣQr=ΣQ出塔气+ΣQ热损失Q入塔气—入塔各气体组分热量；KJ/hQr—合成反应和副反应的反应热；KJ/hQ出塔气—出塔各气体组分分热量；KJ/hQ热损失—合成塔热损失；KJ/h1.全塔入塔气的计算：计算常压下,368.2K理想气体多项方程式:Ceq\o(\s\up12(id),\s\do4(pm))=a+bT+cT2+dT3查<<华工工艺过程计算>>及<<物理化学>>物性数据表,各组分的比热容如下表所示表15入塔各组分比热容组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4合计比热容KJ/kmol﹒kkJ/(kmol·K)52.176.9429.4529.2140.3839.45218.426入塔气量409.0688403.88278255470.041856.501199.72124597.02kmol/hh18.263946.401242.19244.2082.88586.745526.16摩尔比率%（％）0.0470.9522.334.391.490.47100PC(MPa)7.951.33.43.57.384.64\TC(K)513.233.3126132.9304.2190.7\Ceq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=52.17×0.0004+6.94×0.7095+29.45×0.2233+29.21×0.0439+40.38×0.0149+39.45×0.0047=13.59KJ/Kmol·KPcm=7.95×0.0004+1.3×0.7095+3.4×0.2233+3.5×0.0439+7.38×0.0149+4.64×0.0047=1.97MPaTcm=513.2×0.0004+33.3×0.7095+126×0.2233+132.9×0.0439+304.2×0.0149+190.7×0.0047=63.23K当P=9.4mPa,T=368.2K时Pr=P/Pcm=9.4/1.97=4.7Tr=T/Tcm=368.2/63.23=5.8查<<化工工艺过程计算>>图4-2得ΔCpm=0.07J/Kmol·K混合气体Cpm=Ceq\o(\s\up12(o),\s\do4(pm))+ΔCpm=13.59+0.07=13.66J/Kmol·KΣQ入塔气=nCpmT入=5562.16×13.66×368.2=27975506.68KJ/h2.塔内反应热表16甲醇合成塔内反应热项目╲组分CH3OHCH4CO合计生成热KJ/mol﹒k102.3749.62-42.92/反应热KJ/h150893388931.6-509460.414588809.2生成热量Nm3/h3301.74.0265.83571.5Kmol/h147.40.1811.87159.453.塔出口温度的计算合成塔出塔各组分的比热容(常压下,463.2K)甲醇:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=18.40+101.56×10-3×463.2-26.68×10-6×(463.2)2=59.72KJ/Kmol·K水:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=29.16+14.49×10-3×463.2-2.022×10-6463.22=35.44KJ/Kmol·K甲烷:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=14.32+74.66×10-3×463.2-17.43×10-6×463.22=41.16KJ/Kmol·K氮气:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=27.32+6.226×10-3×463.2-0.9502×10-6×463.22=30.0KJ/Kmol·K一氧化碳:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=26.537+7.6831×10-3×463.2-1.172×10-6×463.22=29.85KJ/Kmol·K二氧化碳:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=26.75+42.258×10-3×463.2-14.25×10-6×463.22=43.26KJ/Kmol·K氢气:Ceq\o(\s\up6(id),\s\do2(pm))=6.953-0.046×10-3×463.2+0.096×10-6×463.22-0.21×10-9×463.23=6.93KJ/Kmol·K表17出塔气比热容表组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计比热容kJ/(kmol·K)59.726.9330.029.8543.2641.1635.44\出塔气量Nm3/h35522.5480952.7278252158.71590.7624.94351.9149026.48kmol/h332.493613.961242.296.471.027.915.715399.66摩尔比率（％）3.168.923.81.971.420.510.3100PC(MPa)5.271.33.43.57.384.6422.12\Tc(K)55033.3126132.9304.2190.7647.4\Pcm=0.031×5.27+0.689×1.3+0.238×3.4+0.0197×3.5+0.0142×7.38+0.0051×4.64+0.003×22.12=2.13MPaTcm=0.031×550+0.689×33.3+0.238×126+0.0197×132.9+0.0142×304.2+0.0051×190.7+0.003×647.4=79.83KCeq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=0.031×59.72+0.689×6.93+0.238×30+0.0197×29.85+0.0142×43.26+0.0051×41.16+0.003×35.44=15.28KJ/Kmol·K当P=9.4mPa,T=463.2K时;Pr=P/Pcm=9.4/2.13=4.41;Tr=T/Tcm=463.2/79.83=5.80查<<化工工艺过程计算>>得:ΔCpm=0.062J/mol·K混合气体Cpm=Ceq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))+ΔCpm=15.28+0.062=15.34KJ/Kmol·KΣQ出塔气=nCpmT出=5399.66×15.34×463.2=38367219.33KJ/h44.合成塔热损失计算按全塔热平衡方程式:ΣQ入塔气+ΣQr=ΣQ出塔气+ΣQ热损失27975506.68+14588809.2=38367219.33+ΣQ热损失ΣQ热损失=X%(ΣQ入塔气+ΣQr)=X%(27975506.68+14588809.2)=4197096.55KJ/h∴X=9.8表18甲醇合成塔全塔热平衡表热量气体热反应热热损失合计入热KJ/h27975506.6814588809.2\42564315.88出热KJ/h38367219.33\4197096.5542564315.883.2.2废热锅炉的热量衡算Kg/h图4废热锅炉热量图工艺条件：1.入废热锅炉的气体温度T1=190℃；出口温度T2=163℃2.压力P1=9.0MPa；P2=9.0MPa；气流量3770.1Kmol/h3.废热锅炉水的温度t1=100℃；出口饱和水蒸汽的温度t2=151.7℃1.计算公式∑Q放=∑Q吸热损失忽略不计式中:Q吸——物质在废热锅炉中所吸收的热量，kJ/h；Q放——物质在废热锅炉中所释放的热量，kJ/h;进废热锅炉气体热量计算Q进废热锅炉=Q出塔气=38367219.33kJh3.出废热锅炉气体的热量衡算经气体摩尔定压热容与温度的关系式计算得P=0.1MPa，T1=110+273.15=383.15K时各组分的比热容如下表所示表19常压下出废热锅炉气体各组分比热容表组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4H2O合计比 热 容kJ/(kmol·K)58.2728.7529.929.7242.7244.0734.42\出气量Nm3/h3723.757262.919115.73066.6269.6623.4389.6784451.57kmol/h166.22556.4853.4136.912.027.817.403770.1摩尔比率（％）4.4269.3622.293.240.220.340.13100PC(MPa)7.951.33.43.57.384.6422.12\TC(K)513.233.3126133304.2190.7647.4\Pcm=0.0442×7.95+0.6936×1.3+0.2229×3.4+0.0324×3.5+0.0022×7.38+0.0034×4.64+0.0013×22.12=2.19MPaTcm=0.0442×513.2+0.6936×33.3+0.2229×126+0.0324×133+0.0022×304.2+0.0034×190.7+0.0013×647.4=80.33KCeq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=58.27×0.0442+28.75×0.6936+29.9×0.2229+29.72×0.0324+42.72×0.0022+44.07×0.0034+34.42×0.0013=30.43kJ/Kmol·K当P=9.0+8.9/2＝8.9MPa，T=444.65K时Pr=P/PCM=9.0/2.19=4.11Tr=T/TCM=444.65/80.33＝5.54查《化工工艺过程计算》得△CPM=0.14KJ/Kmol·K混合气体CPM＝CP0M+△CPM＝30.43+0.14＝30.57kJ/Kmol·KQ放＝∑n入CPM（t进-t出）=3770.1×30.57×（190-163）＝4264322.41KJ/h废热锅炉的蒸汽量查水和水蒸气表，在P＝0.5MPa下，100℃时的焓h1＝418.68KJ/Kg，在P＝0.5MPa下，151.7℃时饱和水蒸气的焓h2＝2752.8KJ/Kg根据Q吸＝Q放G蒸汽（h2-h1）＝4264322.41KJ/hG蒸汽＝4264322.41/（2752.8-418.68）=1826.95Kg/h3.2.3预热器的热量衡算图5预热器热量图工艺条件：进预热器气体温度T1=153℃；出预热器的气体温度T2=79℃；压力P1=8.9MPa；P2=8.8MPa；主线进预热器温度t1=30℃出预热器温度t2=140℃忽略热损失。1.计算公式Q放=Q放式中：Q吸——物质在预热器中所吸收的热量，kJ/h；Q放——物质在预热器中所释放的热量，kJ/h;1、常压下389.15K时，出废热锅炉的各组分的比热容甲醇：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=18.40+101.56×10-3×389.15-26.68×10-6×389.152=53.88kJ/Kmol·K水：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=29.16+14.49×10-3×389.15-2.022×10-6×389.152=34.22kJ/Kmol·K甲烷：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=14.15+75.496×10-3×389.15-17.99×10-6×389.152=40.74kJ/Kmol·K氮气：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=27.32+6.226×10-3×389.15-0.9502×10-6×389.152=29.60J/Kmol·K一氧化碳：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=26.537+7.683×10-3×389.15-1.172×106×389.152=29.27kJ/Kmol·K二氧化碳：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=26.75+42.258×10-3×389.15-14.25×10-6×389.152=41.04kJ/Kmol·K氢气：CEQ\o(\s\up5(id),\s\do2(pm))=26.88+4.347×10-3×389.15-0.3265×10-6×389.152=28.52kJ/Kmol·K表20常压下预热器气体各组分比热容表组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4合计比 热 容kJ/(kmol·K)53.8828.5229.6029.2741.0440.74\气体流量Nm3/h3723.757262.919115.73066.6269.6623.484061.9kmol/h166.22556.4853.4136.912.027.83752.7摩尔比率（％）4.4268.1322.753.650.330.72100PC(MPa)7.951.33.43.57.384.59\TC(K)513.233.2126133304.4190.6\Pcm=7.95×0.0442+1.3×0.6813+3.4×0.2275+3.5×0.0365+7.38×0.0033+4.59×0.0072=2.19MPaTcm=513.2×0.0442+33.2×0.6813+126×0.2275+133×0.0365+304.4×0.0033+190.6×0.0072=81.19kCeq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=53.88×0.0442+28.52×0.6813+29.6×0.2275+29.27×0.0365+41.04×0.0033+40.74×0.0072=30.04kJ/Kmol·K当P=9.0+8.9/2＝8.85MPa，T=389.15K时Pr=P/PCM=8.85/2.19=4.04Tr=T/TCM=389.15/81.19＝4.79查《化工工艺过程计算》得△CPM=0.3KJ/Kmol·K混合气体CPM＝CP0M+△CPM＝30.04+0.3＝30.34kJ/Kmol·KQ吸＝∑n入CPM（T进-T出）=3752.7×30.34×（153-79）＝8425411.93KJ/h预热器主线的气体流量经气体摩尔定压热容与温度的关系式计算得P=0.1MPa，T1=（30+75）/2+273.15=325.65K时各组分的比热容如下表所示表21常压下预热器主线气体各组分比热容表组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4合计比 热 容kJ/(kmol·K)51.3528.4429.4329.1440.0638.82\气体流量Nm3/h72.739520.311639.04018.6284.5369.655904.7kmol/h3.21764.3519.6179.412.716.52495.7摩尔比率（％）4.4268.1322.753.650.330.72100PC(MPa)7.951.33.43.57.384.59\TC(K)513.233.2126133304.4190.6\Pcm=7.95×0.0442+1.3×0.6813+3.4×0.2275+3.5×0.0365+7.38×0.0033+4.59×0.0072=2.19MPaTcm=513.2×0.0442+33.2×0.6813+126×0.2275+133×0.0365+304.4×0.0033+190.6×0.0072=81.19kCeq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=51.35×0.0442+28.44×0.6813+29.43×0.2275+29.14×0.0365+40.06×0.0033+38.82×0.0072=29.82kJ/Kmol·K当P=9.0+8.9/2＝8.85MPa，T=358.15K时Pr=P/PCM=8.85/2.19=4.04Tr=T/TCM=358.15/82.19＝4.79查《化工工艺过程计算》得△CPM=0.38KJ/Kmol·K混合气体CPM＝CP0M+△CPM＝29.82+0.38＝30.2kJ/Kmol·KQ放＝∑n主CPM（t出-t进）=∑n主×3020×（140-30）又因为Q放＝Q吸,所以∑n主＝8425411.93/30.2×110＝2536.25Kmol/h主线气量摩尔分率＝主线气量/总进气量＝2536.25/3752.7＝67.58％表22预热器平衡表带入热量KJ/h带出热量KJ/h8425411.938425411.933.2.4水冷汽的热量衡算Kg/h图6水冷器热量图工艺条件：1进水冷器气体温度T1=79℃；出水冷器的气体温度T2=38℃；2进出口压力P1=8.8MpaP2=8.7Mpa3冷却水进口温度t1=30℃出口温度t2=45℃4水冷器气量168891.71Nm3/h计算公式∑Q入口量+∑Q冷凝器=∑Q出口气+∑Q液体+∑Q冷却水式中∑Q入口量—入口热入热量；KJ/h∑Q冷凝器—在出口温度下气体冷凝放热；KJ/h∑Q出口气—出口带走热量；KJ/h∑Q液体—出口液体带走热量；KJ/h∑Q冷却水—冷却水带走的热量；KJ/h表23常压下水冷器气体各组分比热容表组分项目CH3OHH2N2COCO2CH4合计比热容kJ/(kmol·K)50.8628.3729.3929.1039.8638.45\气体流量Nm3/h3723.757262.919115.73066.6269.6623.484061.9kmol/h166.22556.4853.4136.912.027.83752.7摩尔比率（％）4.4267.9622.753.650.330.72100PC(MPa)7.951.33.43.57.384.59\TC(K)513.233.2126133304.4190.6\Pcm=7.95×0.0442+1.3×0.6813+3.4×0.2275+3.5×0.0365+7.38×0.0033+4.59×0.0072=2.19MPaTcm=513.2×0.0442+33.2×0.6813+126×0.2275+133×0.0365+304.4×0.0033+190.6×0.0072=81.19kCeq\o(\s\up6(o),\s\do2(pm))=51.86×0.0442+28.37×0.6813+29.39×0.2275+29.1×0.0365+39.86×0.0033+38.45×0.0072=29.77kJ/Kmol·K当P=8.8Mpa，T=352.15K时Pr=P/PCM=8.8/2.19=4.04Tr=T/TCM=352.15/82.61=4.79查《化工工艺过程计算》得△CPM=0.5KJ/Kmol·K混合气体Cpm=CP0M+△CPM=29.77+0.5=30.27KJ/KmolK∑Q入口气=∑nCPMT进口=2960.6×30.27×352.15=31558754.03KJ/h3.3主要设备计算3.3.1废热锅炉的计算及选型工艺条件：（管程）气体进口温度T1＝190℃出口温度T2＝153℃（壳程）进锅炉给水温度t1＝100℃出废热锅炉水蒸气的温度t2＝151.7℃热负荷Q=4264322.41KJ/hG水＝1826.95KJ/h初步确定换热面积两流体间的均匀传热温度差：△tm，＝φ△tm×△tm逆流：热气体T190