【合成氨厂中联醇生产的工艺设计13000字（论文）】

合成氨厂中联醇生产的工艺设计目录TOC\o"1-2"\h\u31648合成氨厂中联醇生产的工艺设计 124931第一章总论 134921.1绪论 1236021.2甲醇的物理化学性质 2293811.3工业甲醇生产方法 8296401.4甲醇的用途 8591.5国内外甲醇生产技术的进展 921340第二章合成氨厂中联醇生产的工艺设计 10152952.1联醇生产工艺过程简介概述 10152872.2联醇法生产的特点 11135942.3联醇生产工艺的要求 11120282.4联醇中甲醇合成的基本原理 12228802.5甲醇合成工艺条件 1229575第三章计算部分 15298963.1物料衡算 15283703.2热量衡算 26128∑Q冷凝器—在出口温度下气体冷凝放热；KJ/h 3683263.3主要设备计算 371010第四章生产安全及防护 3918314.1三废处理 39197894.2甲醇生产防爆措施 40171424.3甲醇生产中的防火措施 4190524.4甲醇蒸馏残液的回收处理 41125374.5废甲醇催化剂的回收 41第一章总论1.1绪论如今，甲醇的使用的产品已经进入生活中的方方面面，是应用十分广泛的基本化学有机原料，一次性甲醇加工的产品也有了数量与质量的变化，深加工的甲醇产品目前已经达到了一百多种。我们国家的消费巨大，应用也是广泛的，生产的工艺也很多种多样，生产甲醇除了直接用煤气化法，还更加的有深度的研究与发展甲醇的工艺，比如炼焦工业和节能降耗的洁净工艺的综合联产作用。这几年来，甲醇生产越来越规模化、以节能降耗为指标的生产、生产过程的控制和优化和与其他化工产品相互联合的生产方式等发展的优点与趋势更加的奠定了甲醇生产在我国的地位。改革开发到如今，为了满足人们日益增长的生活需求。绿色节能观念深深烙印在人们的心中，甲醇即将转化为未来主要燃料的候补原料之一。而且甲醇的需求量也非常的大。毋庸置疑，在今后甲醇的发展速度也会变得更加的快速。1.2甲醇的物理化学性质1.2.1甲醇的物理性质甲醇是最简单的脂肪醇，其分子式为CH3OH。在自然的条件下呈现是无色，闻起来就会有一股和酒精很相似的味道。容易挥发和易燃是他的物理性质。甲醇有毒，误饮严重的甚至会导致人的死亡。当甲醇变成气体时体积分数超过36.5%时，甲醇蒸汽与空气混合就会爆炸。甲醇的气体会通过呼吸道和与皮肤直接的接触也会让人中毒。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甲醇的蒸汽压甲醇因为本身具备很强的有机水溶性,所以它通常能与很多种不同类型的有机化学溶液相互作用以并进行化学交换。甲醇是一种非常具有强化学极性的无色有机化合物。表5甲醇和有机化合物形成共沸物的组成和沸点化合物沸点/℃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能够与多种物质发生化学反应，化学性质也很活泼，一个甲基和一个羟基共同构成了一个甲醇的分子。所以对于甲醇既可以进行甲基化反应又可以是进行醇类的反应。以下具体介绍甲醇反应的类型有:氧化反应氧化反应法是工业生产中制备甲醛主要的方法。在600~650°C的环境条件下，在电解银催化剂下，甲醇被空气氧化成低浓度的甲醛。其氧化反应方程式为：CH3OH+0.5O2→

2HCHO+

H2O；甲醛可以进一步氧化生成甲酸。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350~430℃的温度条件下,5~20MPa的压力下,活性氧化铝可以作为催化剂,甲醇和氨混合进行反应可得到甲胺。CH3OH+NH3→

CH3NH2

+H2O

2CH3OH+NH3→

(CH3)2NH+

2H2O

3CH3OH+NH3→

(CH3)3N+3H2O酯化反应甲醇可以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的温度130℃作催化剂的条件下，甲醇和CO、

O2发生氧化羧基化反应而形成碳酸二甲酯: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工业甲醇生产方法目前生产甲醇的方法有多种，用木材或木质素干馏的方法、氯甲烷水解的方法因其自身条件缺陷都未能够在工业上实现相当广泛的应用。但是甲烷部分氧化法这种新型制甲醇的方式和技术优点也很显著，工艺和流程相对比较简单，建设成本和投资也非常节省，国外对于甲烷部分氧化法制甲醇的技术和方式方法的研究一直未能完全中断，应该说这是一种很好的有利于工业和技术发展的制取甲醇的技术和方法。煤及其他石油加工用的商品(例如焦炭、焦炉煤气)都已经可以作为生产甲醇气的主要燃油来源。天然气和其他石脑油之间的各种蒸汽蒸气转化反应，通常需要在一个结构复杂、造价极高的蒸汽转化反应炉中才能完成。在各种高温，催化剂的作用存在下可以进行各种烃类蒸气的化学转化和热反应。而且重油锅炉部件的加热氧化必须在高度高温的高氧气化重油锅炉中进行才能正常进行。以某种固体燃料作为原料时，可能会采用的是间歇式高压气化或者是连续式高压气化而后形成的高压制水煤气。甲醇在我国工业生产中所应用，需要广泛使用多种化学催化剂，气体化学脱硫的应用方法主要分类可以将其大致划分为两类，一类主要采用干法进行脱硫，一类则主要采用湿式方法进行脱硫。干法脱硫设备处理装置虽然设备简便，但由于其化学反应速度相对缓慢，设备相对庞大。湿法直接脱硫主要可以分为三种，物理脱硫吸收法、化学脱硫吸收混合法和直接脱硫氧化吸收法。1.4甲醇的用途目前，甲醇的使用率和消费量己高于其他传统用途，化工产品的用途也被潜在的消耗量远远地超过，各个方面的角度都在渗透和影响整个我们的国民经济。特别重要的是随着我国能源结构的转型和改变，人民群众思想观念的转变，绿色生态和节约低碳减耗的发展思想观下，甲醇被广泛地作为一种清洁利用的能源或者是汽油中所必须的添加剂。市场上最具竞争力的生产醋酸方式就是甲醇作为原料用醋酸的羰基化法。再加上是醋酸的消费大约占目前世界对甲醇市场需求的7%，所以其需求量很大。涂料、胶黏剂和其他纺织品等各个方面的加工需要品都是包括醋酸聚酯纤维、醋酸聚氯乙烯和乙酰醋酐等，而其中醋酸恰好就是能够被广泛用来用于制造各种醋酸聚酯纤维、醋酸乙烯和醋酐等两者有着密切的关系。甲基丙烯酸甲酯其需求量大约为全世界甲醇总需求量的2%~3%。可谓需求量大。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。甲醇也同样可以被用作掺杂化合物烧在助燃汽油中(如MI5)或者直接被广泛地应用作柴油汽车辅助燃料，甲醇将发展成为新能源一代再生能源的主要燃料替代品。甲醉作为高分子化工与精细化学生产的主要原材料，甲醇则以作为其基础原材料就可以生产出聚甲醛类塑料。聚甲醛塑料它是一种耐热和强度都较好的工程塑料，它完全可以直接取代其他金属而被使用，聚甲醛塑料已经在汽车工业及家用电器等行业中具备了广泛的应用。甲醇能够生产单细胞蛋白(甲醇蛋白)。使用甲醇生产单细胞蛋白在饲养业是非常具有市场潜力的。转化率相对较高、发酵速度也很快、没有任何毒性、而且它的产品不受环境和地理位置及气候环境条件等因素的限定。以上种种为是甲醇蛋白的优点。它的优点使甲醇蛋白很有发展前途。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目前我国对于甲醇合成技术的研究与进展主要表现在于它们的多样性以及先进性。多样性也就意味着在这一种工艺流程中，它具有了单产、联产，原料生产路线。高压合成工艺。我国的甲醇制造设备和装置大体上都是改变了传统的高压方法进行合成。传统的高压法合成甲醇的工艺是指在30~32MPa的压力条件下，使用锌铬催化剂进行合成甲醇。其反应器进口空气中的甲醇浓度约为3%。在此之后，由于我国进行了自主研究和开发采用了创新研发的低压法甲醇合成工艺，在25~27MPa的压力条件下，其反应的环境温度一般为230~290℃，反应器的出口空气中甲醇的含量4%左右。中压“联醇”工艺。中压“联醇”工艺。1960年以后，我国技术人员在党和政府的支持下开始自主设计研制开发出一种合成氨联产应用甲醇的新材料技术。合成氨联产产生甲醇的这种制备生产工艺充分合理利用了合成生产氨中所需要被完全脱除的部分CO和一个CO2，借用合成系统的压力设备，在11~15MPa的条件下联产甲醇。这是一种由我国企业自主研制和创新的甲醇制造生产技术。引进低压合成工艺。1970年后，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。大型化装置快速发展。进入21世纪，我国的甲醇产品加工已经步入了迅猛发展的新阶段，以天然气为原料的甲醇装置建设跨人大型化时期。1.5.3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。这些研究成果主要表现为了不断完善的甲醇合成反应器，随着其生产工业规模的扩大和企业经营管理的逐步扩大，稳定可靠性好、好操作催化剂的装卸也很方便、结构也简单等多个方向的发展，在最好的热力学曲线与动力学上进行了反应，减少了甲醇制备的生产成本。第一种利用甲醇液相结合的方法，是由Sherwin和Blum于1975年首先提出的。化学反应工程中最典型的气液固三相反应。是由甲醇合成，主要是把碳氢化合物的惰性介质添加入到反应器中，使得催化剂在液相介质中被分散，反应后产物需要经过类似的反应过程后才能被转移。由于使用了一种热导率较大的且电化学熔点较高的石蜡类长链烷烃类化合物进行液相合成，在一定等温环境下使得其直接进行甲醇合成。同时，催化剂的比表面积极大均匀地分散在各种液相介质中，导致其加速反应的过程，所以这个反应的温度与压力都会有很大的下降许多。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的生产设备装置之中是串联出进了甲醇的合成设备，用合成氨的原料气中的CO、CO2和H2合成甲醇，目的就是为了能够达到降低精炼的负荷。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。甲醇的合成和氨的合成是相互作用的，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。合成甲醇不是最后的步骤，所以对甲醇的合成空气主要采用了一个部分的循环方式来进行。联醇生产采用的是铜基催化剂，联醇催化剂和单醇催化剂相比，联醇催化剂更能接受毒物。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在进入该反应器之前一定要做到把化学成分按照规定的比例进行配比，还要清除任何对于催化剂有害的物质，其中还需要注意设备，管道中的铁、镍所产生的羰基铁Fe（CO）5与羰基镍Ni（CO）4，防止碱性氧化物与碱性金属伴随着气体而移动到催化剂临床。碱性金属中的携带也会直接引起高级醇的生成量增加，使得合成出来的粗甲醇中有机杂质的含量大大增加，有效气体的消耗率也大大提高。入塔中的气体之所以需要预热，是为了能够使整个催化剂床层都能均匀地达到活化的温度。与此同时为了有效地防止在高温情况下碳钢装置中的气体发生氧化和氢腐蚀现象，所以需要严格地规定出塔时的气体需要进行冷却。2.3.2联醇生产的特殊要求由于这种联醇的生产工艺主要是与其他合成氨的生产相互串联，因此其生产能力主要是以其他合成氨的产量与甲醇的生产量之和也就是我们所谓"总氨"的生产量之和来加以代表。在"总氨"的生产能力保持不变的前提下，甲醇的生产能力可以使用醇氨比(单位产品总质量/单位氨产量)表示，醇氨比也可以在规定的时间内进行调整。一般说来，联醇在生产中通过改变CO在各种自然转化剂反应中的含量，或者在各种自然转化剂的进、出口之间通过设置一条接近路，来调节原料空气中CO的含量，对醇氨比在一定温度范围内也进行了调节。联醇的正常生产工艺过程处理作为甲醇合成氨的生产流程处理中的一个重要环节，甲醇的正常生产处理过程也可能会直接严重影响所得到甲醇合成氨和整个系统的正常生产。2.4联醇中甲醇合成的基本原理原理方程CO+2H2→CH3OH+QCO2+3H2→CH3OH+H2O+Q由于反应的条件和使用所采取的催化剂不同,可能会发生一系列如下的副反应：CO+3H2→CH4+H2O+Q2CO+4H2→CH3OCH3+H2O+QCO2+H2→CO+H2O+Q4CO+8H2→C4H9OH+3H2O+QnCO+2nH2→（CH2）n+nH2O+Q2.5甲醇合成工艺条件2.5.1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。甲醇的合成反应主要是一种放热性的反应,温度会大大降低,在动力学上就是有助于大大提高甲醇的化学平衡转化率,从动力学的角度看,温度的降低,却直接导致了反应的速率降低。催化剂的活性温度。过低或者是过高的反应温度都是不宜进行甲醇的合成。相同的反应物在不同的催化剂上，反应物中各种分子需要的活化度可以不一样。当温度过小达不到催化剂的活性温度，反应就无法正常发生；温度过高容易导致增加副反应的几率，并且还会大量消耗原料气再加上反应过于激烈，温度难以控制。

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℃，催化剂床层热点温度在245~315℃。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。2.5.2H2/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，这主要是因为CO对甲醇的吸附速度远远快于H2。为了能够使吸附物质对其中的H2:CO比例以达到一定的化学计算测量，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。2.5.3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，才能保证反应的稳定性。空间的放热速度过大，会带走的能量多，若放热的速率大于，则反应的温度就不会降低，则反应的温度也就无法保持。反应温度就无法维持。反之，空间速度太过于小，所以带去的热量如果小于放热的速率也会导致反应温度上升，使得反应也不能正常进行。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。2.5.4操作压力的选择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。2.5.5造气组分的控制与调节在联醇的生产甲醇中催化剂主要采用的是铜基催化剂，串联在合成氨的工艺之中，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%。第三章计算部分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2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CH3OHHH2N2COCO2CH4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3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/kmol102.3749.62-42.92/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=0.062KJ/kmol·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/h4.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=38367219.33KJ/h3.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=29.60KJ/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/kmol·K∑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℃→153℃冷气体t151.7℃→100℃△tm38.3℃→53℃所以△tm=(△t2-△t1)/ln（△t2/△t1）=（53-38.3）/ln（53/38.3）=45.3℃P=(T2-t1)/(T1-t1)=(151.7-100)/(190-100)=0.57R=(T1-T2)/(t2-t1)=(190-153)/(151.7-100)=0.72查《化工原理》图4—13（a）得φ△tm=0.83△tm，=φ△tm×△tm=0.83×45.3＝37.6℃对于低压锅炉，估计K≈2100（kJ/(m3·h·℃)）S估计＝Q/K估计×△tm＝4132010.7/2100*37.6＝52.3m2由于TM-tm＝(190+153)/2—（100+151.7）/2=