浅谈甲醛生产工艺及节能优化设计

目录TOC\o"1-2"\h\z\u229661产品方案选择与生产规模 2240071.1设计背景 2137621.2甲醛性质、用途、生产状况 2266831.3甲醛生产工艺 2114601.4甲醛生产技术的要求 6270672物料衡算 8306732.1设计条件 842362.2物料流程简图 819422.3甲醛、甲醇物料衡算 9583能量衡算 17227083.1甲醇再沸器、蒸发器 17135703.2空气加热器 18102593.3混合气加热器 19192963.4氧化反应器热量热量衡算 19283283.5吸收塔热量衡算 2354334设备工艺计算 2521714.1反应器类型的确定 25289924.2氧化器设计 25186894.3设备一览表 33159984.4主要工艺管道计算及选型 3438325节能方案和安全控制技术改进 37218015.1甲醛生产工艺的能量分析 37154635.2甲醛生产中能耗消耗部位 37305135.3能量利用措施 38234155.4自控仪表及火灾报警安全措施 38322966技术经济初步评估 40161906.1产品甲醛及原料市场分析 40310856.2经济效益初步梳算 4210165结论 4418125参考文献 4527238附图1PFD图--原料净化工段 4716620附图2PFD图--氧化反应工段 4828061附图3PFD图--吸收工段 4914898附图4首页图 5029221附图5甲醛工艺流程图-净化工段 5128708附图6甲醛工艺流程图-反应工段 5218385附图7甲醛工艺流程图-吸收工段 5316954附图8甲醛装置一览表 5411105附图9甲醛装置图 574278附图10管道轴测图 6116519附图11车间三维图 621产品方案选择与生产规模1.1设计背景甲醛是是重要的化工原料,主要用于消毒防腐,有机合成、农药、橡胶和涂料等行业,且其衍生产品多种多样,市场需求量巨大.而由其自身性质决定甲醛不适合长途运输,一般为地域性消费,大至我国,小到我市,甲醛都有着很大的消费,我国甲醛生产单套能力小,生产能力不强,达不到市场需求,单石家庄而言,大如石家庄鑫丰科技有限公司生产能力尚不足20kt/a,生产能力急需提高.此次设计100kt/a甲醛生产即为缓解石家庄甲醛需求量,同时推广大生产能力装置,更具经济效益.1.2甲醛性质、用途、生产状况甲醛常温常压下是无色、有强烈刺激性气味的气体.在任意比例下能与水混溶.商品通常是以水溶液的形式,通常所见的福尔马林即为35～40%的甲醛水溶液,主要用作用作浸制生物标本,农业上用其稀溶液（0.1%～0.5%）进行浸种来消毒.液体久贮易混浊,形成三聚甲醛沉淀.甲醛广泛应用于化工、医药、染料和农业等行业中.其重大用途是生产脲醛、酚醛、聚甲醛和三聚氰胺等树脂的原料,也用于生产维尼纶、1,4—丁二醇、季戊四醇、乌洛托品和异戊二烯等化工产品和一些消毒防腐剂.随着甲醛合成工业的不断发展,甲醛的应用会更加广泛.我国是甲醛生产和消费大国,位居全球首位,全国甲醛厂家624余家,但总生产能力只有约28700kt/a,生产能力偏小,且有的地区装置还常年处于停工的状态,开工率仅有六成左右,但是下游树脂市场正在快速增长.未来全球需要新增甲醛产能才能满足市场的需求[1][2].1.3甲醛生产工艺甲醛水溶液从经济角度考虑不便于长距离运输,所以一般在其主消费市场附近设厂,进出口贸易和长途运输极少.甲醛工业生产历史较为长远,发展较为成熟,工艺种类也繁多,到目前工业生产主要有以下工艺：银催化剂法、铁钼催化剂法、甲缩醛氧化法、二甲醚氧化法、低碳烷烃直接氧化法[3].工业生产中90％以上的产品甲醛是由甲醇氧化制得,仅有是少量直接从烃类氧化和二甲醚氧化来制取,目前甲醇直接脱氢制甲醛技术尚不成熟,无法进行工业生产.以甲醇为原料生产甲醛的方法,按其所用催化剂和生产工艺的不同,主要可分为银法和铁钼法两种不同的工艺路线[4].1.3.1银法生产工艺银法生产工艺是在过量甲醇下,使用甲醇、空气和水蒸气三元混合气在银催化剂上进行脱氢氧化反应生成甲醛.反应温度一般在为600～700℃,视催化剂情况而定.由于此种方法甲醇浓度需要控制在爆炸浓度上限以避免生产过程中发生爆炸危险,故甲醇需要过量,其浓度在37％以上,也被成为甲醇过量法.银法单就催化剂使用银而言又可分为浮石载银和电解银两种方法.其工艺大致一致,但催化剂结构差别使两种工艺反应条件略有差别.电解银的反应温度相对浮石银要低,但浮石银的制备工序颇为繁杂,活性差,且劳动强度大,银耗相对电解银较高,银回收率低等缺点；而电解银制备和再生容易,转化率和选择性较高.虽然电解银对毒物更加敏感,但现在工艺去除毒物以达到要求.故工业上现用电解银法比较普遍.银法有工艺简单,投资省,调节能力强,产品中甲酸含量少等优点,相对铁钼法工艺甲醇转化率低,单耗较高,催化剂寿命短,对甲醇纯度要求高,成品中甲醇含量高,由于产品中水较多,适合生产低浓度甲醛[5].1.3.2铁钼法生产工艺铁铁钼法生产工艺是在过量空气下,使用甲醇气与空气混合为混合器,后经净化和预热,而后在320～380℃温度下在催化剂上进行氧化反应制取甲醛,此种方法的催化剂以铁～钼系最为常见,所以称之为“铁钼法生产工艺”,由于此种方法甲醇气浓度需要控制在爆炸浓度下限(7％以下),故氧醇比较大,也被称为空气过量法.铁钼法生产工艺的特点是生产能力较大,甲醇转化率较高,现状通常达到99%左右,甲醇单耗比较低,且不需要蒸馏装置就可以生产高浓度甲醛,甲醛成品中醇含量低,催化剂使用周期较长,适合高浓度甲醛生产.但其一次性投资大,电耗高,操作指标要求较高,催化剂昂贵且不能循环使用[6].1.3.3工艺比较甲醛工艺的经典的生产方是法银法,于1888年在德国首先实现工业化,接着在美国于1901年,日本于1912年也相继实现工业化生产.铁钼法工艺生产甲醛,是在三十年代初期开始发展,1952年实现工业化,随着1959年聚甲醛塑料工程的兴起而快速发展起来,由于铁钼法可直接生产高浓度甲醛作为聚甲醛的原料.因此,铁钼法工艺在当时新建厂中占据了很大比例.在铁钼法迅速发展的同时,银法也在不断加以自我改善.其工艺的崭新开端是电解银分子筛载银催化剂的出现,代替了浮石银,使得银法工艺有了新的发展.现代所采用的银法工艺,也是可以直接生产低醇甲醛,且甲醛浓度也可达50%左右,已直追铁钼法.虽然工业发达国家的甲醛生产工艺都同时兼有银法和铁钼法两种,但其侧重面是不一样的.欧美西方国家,由于聚甲醛塑料较为发达,采用铁钼法生产的厂家占据较多.美国铁钼法工艺生产的甲醛曾一度占总产量的80%以上.在近些年中,美国新建的甲醛装置全部用铁钼法,共有20多套.俄罗斯等东欧国家银法和铁钼法同时侧重.我国则是银法占有支配地位.现代社会,就全球而言,银法和铁钼法各有千秋,世界上各工业发达国家都同时采用银法和铁钼法两种工艺路线.且两种方法都在不断地加以改进和提高,可以说是在竞争中共存.这两中方法有各自的优缺点,银法投资较低,操作弹性大,技术简单,但单耗相对略高,催化剂使用寿命短；铁钼法反应温度较低,所以其副反应比较少,选择性比较高,甲醇单耗较低,甲醛浓度高,催化剂效率高,寿命较长,但投资较高高,操作安全措施要求高,操作弹性小,要求技术严格.我国在上世纪六十年代曾建有多套甲烷氧化法的生产甲醛的小型装置,由于转化率和收率及产品浓度低等诸多问题而相继停止生产.现我国工业甲醛都使用甲醇作为原料.使用工艺主要是银催化法及小部分铁钼催化法.“银法”的占绝大多数,虽然铁钼法单耗相对银法较低,但设备系统庞大,耗能相对较大,关键设备还需进口,投资较大.且我国工人技术想对较落后发达国家,操作技术相对较难,因此我我国多采用银法工艺,因该法工艺已相当成熟,其主要设备是目前国内及世界最先进的,如新型氧化器,一体化甲醇过滤阻火器等,同时该法我国采用历史较长,有一批过硬的生产技术骨干,投资较少,产品生产期快.根据上述工艺特点比较,电解银催化剂活性高,甲醇转化率可达90%,选择性可达91%以上.而且由于银法工艺的改进,甲醇单耗上已经直追铁钼法,生产37%的甲醛,浓度相对较低,银法不用增加蒸馏装置,比较合适,我国银法历史较长,工艺相当成熟,操作技术可靠,因此,采用银法生产还是比较符合国情和当前利益的[7][8].而银法选择,伴随着单耗高和温控的问题,现通过温控调频罗茨风机,合理氧醇比降低单耗,使设计更为理想,更为合理.氧醇比太低可能会影响甲醇的转化率,太高则会产生大量副反应,由其工艺指标,一般控制在0.38～0.44之间,甲醇单耗与反应温度有很大关系.甲醛生产最佳温度在600～700℃的范围内,如果催化剂允许可以适当提高.但温度过高会使甲醇深度氧化,为防止这种现象,使用温控调频罗茨风机,通过减少空气鼓入来减少甲醇深度氧化.甲醛的尾气作为废热锅炉的燃料,以产生蒸汽,为装置提供能源,实现能源回收利用[9][10][11].电解银催化剂法和铁钼催化剂法的特点计量单位：见表项目银催化剂法铁钼催化剂法反应温度（℃）600～700320～380催化剂寿命（月）3～612～18收率（%）89～9191～94甲醇单耗(Kg/t)450～480420～470甲醛浓度（%）37～5537～55产品中甲醇含量（%）4～80.5～1.5产品中甲酸量（104）100～200200～300甲醛中混合气体中浓度（%）＞37＜7投资较低较高银法和铁钼法消耗比较比较项银法铁钼法催化剂电解银催化剂铁钼法氧化催化剂物料甲醇过量空气过量甲醇,吨0.450.42电,KWH3788冷却水,m340.740工艺水,m30.2--锅炉给水,吨0.320.44催化剂损失,克0.0270.006副产蒸汽：压力Pa320数量吨0.3150.69反应温度,℃600-700250~350压力,MPa0.10.1~0.5反应器型式绝热式固定床列管式固定床催化剂寿命3~8个月1.5年~2.5年甲醛浓度（wt%）40~5555~60甲醇浓度（wt%）1.0~1.30.5~1.0投资11~1.10催化剂敏感度敏感不敏感催化剂价格波动大波动小从冷态开车时间小时20~248停车后开车时间小时数小时≤1尾气处理大部分循环,小部分燃烧产生蒸汽大部分循环,小部分催化转化1.4甲醛生产技术的要求本设计的甲醛装置规模为10万吨/年(以37%溶液计),产品主要作为外销和下游产品的原料.并缓解原料甲醇销售压力.本次设计对甲醛生产技术的要求如下：1.4.1技术可靠、消耗指标低应选择在相似规模下良好应用业绩的可靠技术.目前甲醇稳定；但由于煤价的上涨,蒸汽价格也在不断上升,因此所选的工艺技术要求能做到甲醇单耗低,蒸汽量供应平衡.1.4.2低醇甲醛产品以甲醛为原料的下游产品,在生产要求脱除甲醛中的残余甲醇,为了为保证后期产品质量上升,减少后续甲醛净化加工装置的能耗及投资,同时也为了减少后续加工装置中含醇废水的处理所带来的消耗,要求产品甲醛溶液中甲醇含量不超过1.6wt%,同时也要求甲醛产品中甲酸的含量低于200PPm.1.4.3安全性由于甲醛可以和空气形成爆炸性混合物,故在设计、操作顺序及人员培训中需始终注意安全问题.工艺过程存在易燃气体和有毒气体,需设置报警系统和注意人员疏散通道设计.设计规范依据下列标准规范:（1）《建筑设计防火规范》（GB50016-2006）（2）《石油化工企业设计防火规范》（GB50160-2008）（3）《化工企业总图运输设计规范》（GB50489-2009）（4）《压力管道规范—工业管道》（GB/T20801-2006）（5）《工业金属管道设计规范》（GB50316-2000）（6）《危险场所电气安全防爆规范》（AQ3009-2007）（7）《生产经营单位安全生产事故应急预案编制导则》（AQ/T9002-2006）（8）《生产设备安全卫生设计总则》（GB5083-1999）（10）《生产过程安全卫生要求总则》（GB12801-2008）（11）《职业性接触毒物危害程度分级》（GBZ230-2010）（12）《工业建筑防腐蚀设计规范》（GB50046-2008）（13）《压力容器》(GB150.1-150.4-2011)（14）《压力管道规范》(GB/T20801-2006)（15）《流体输送用无缝钢管》(GB/T8163-2008)（16）《工业金属管道工程施工质量验收规范》(GB50184-2011)2物料衡算2.1设计条件按照选定的工艺流程,确定设计参数和条件.已知：空气为氧化剂,电解银为催化剂,固定气相氧化法,年开工7200h,相关数据见下表:表2.1原始数据表组份工业甲醇组成（质量分数）/%反应尾气组成（体积分数）/%甲醛溶液组成（质量分数）/%其他参数CH3OH99.0H2O1.0空气O2,N2,H2OO2210.2CO23.6CO0.4CH40.2H2O2H219.0HCHO0.05CH3OH0.15N277.1674.4HCHO37.0CH3OH1.6H2O1.8461.36HCOOH0.004氧醇比0.38配料浓度60%单耗CH3OH/37%HCHO0.450t/1t2.2物料流程简图甲醇氧化制甲醛的物料流程图如下所示: 图2.2甲醇氧化制甲醛的物料流程图2.3甲醛、甲醇物料衡算2.3.1反应原理甲醇氧化制甲醛的化学反应方程式：主反应：CH3OH+1/2O2=HCHO+H2O(1)CH3OH=HCHO+H2(2)H2+1/2O2=H2O(3)副反应：CH3OH+O2=CO+2H2O(4)CH3OH+2/3O2=CO2+2H2O(5)HCHO+1/2O2=HCOOH(6)HCOOH=CO+H2O(7)HCHO=CO+H2(8)HCHO+O2=CO2+H2O(9)CH3OH=C+H2O+H2(10)CH3OH+H2=CH4+H2O(11)2HCHO+H2O=CH3OH+HCOOH(12)该反应系统的物质数有10种,它们是CH3OH、HCHO、HCOOH、CO、CO2、CH4、H2、O2、H2O、N2,构成这些物质的元素有4种,因此该系统的独立反应数为10－4＝6,可选用反应以下反应作为该系统的独立反应,它们是：CH3OH+1/2O2=HCHO+H2O(1)CH3OH=HCHO+H2(2)CH3OH+2/3O2=CO2+2H2O(3)CH3OH+O2=CO+2H2O(4)CH3OH+H2=CH4+H2O(5)CH3OH+O2=HCOOH+H2O (6)2.3.2产品产量用其组成可知年开工为7200h,需要生产甲醛100kt,则每小时生产100000/7200=13888.89（kg）由工艺参数表可知,其中（按每小时算）：HCHO:13888.89×37%=5138.89（kg）=171.30（kmol）CH3OH:13888.89×1.6%=222.22（kg）=6.94（kmol）HCOOH:13888.89×0.04%=5.56kg)=0.12（kmol）H2O:13888.89×61.36%=8522.22(kg)=473.46（kmol）总摩尔数=171.30+6.94+0.12+473.46=651.82（kmol）2.3.3甲醇投入量：13888.89×0.450=6250.00kg=195.07kmol2.3.4空气消耗量：根据氧醇比求得：通入空气量：0.38×195.07×22.4/21%=7906.78m3=352.98kmol其中：O2=352.98×21%=74.13kmol=2372.04kgN2=352.98×77.16%=272.15kmol=7620.16kgH2O=352.98×1.84%=6.71kmol=107.31kg2.3.5吸收尾气排放量：总量：352.98×77.16%/74.4%=356.79（kmol）其中：CO2=356.79×3.6%=13.17(kmol)=579.41（kg）CO=356.79×0.4%=1.46（kmol）=40.97（kg）CH4=356.79×0.2%=0.73（kmol）=11.71（kg）O2=356.79×0.2%=0.73（kmol）=23.41（kg）H2=356.79×19%=69.50（kmol）=139.00（kg）H2O=356.79×2%=7.32(kmol)=131.68(kg)HCHO=356.79×0.05%=0.18(kmol)=8.42(kg)CH3OH=356.79×0.15%=0.55(kmol)=17.58(kg)N2=356.79×74.4%=272.15(kmol)=7620.16(kg)2.3.6数据校核①甲醛量：根据氧的衡算,计算出按反应（1）生成的甲醛量（氧气与甲醛为2比1）：[74.13-(13.17×3/2+1.46+0.73+0.12)]×2=104.13(kmol）根据尾气中H2量并结合反应式（5）,计算按反应式（2）生成的甲醛量：69.50+0.73=70.23(kmol)甲醛总生成量为：104.13+70.23=174.36(kmol)尾气带出的甲醛量：0.18(kmol)实际甲醛产量：174.36-0.18=174.18(kmol)折算成37%CH2O水溶液：174.18×30/37%=14122.70(kg)产品产量与设计要求基本一致.②甲醇量：根据氧的衡算：反应式（1）消耗甲醇104.13kmol反应式（2）消耗甲醇70.23kmol反应式（3）消耗甲醇13.17kmol反应式（4）消耗甲醇1.46kmol反应式（5）消耗甲醇0.73kmol反应式（6）消耗甲醇0.12kmol尾气中带走甲醇：0.55kmol产品中带走甲醇：6.94kmol甲醇总消耗量：104.13+70.13+13.17+1.46+0.73+0.12+0.55+6.94=197.33(kmol)=6214.56(kg)技术单耗：6214.56/13888.89=0.447t/t实物单耗：6214.56/(13888.89×99%)=0.45技术单耗<0.450合格.③水量衡算（按每小时计）：尾气中带出的水：7.32(kmol)=131.68(kg)产品中带出的水：473.46(kmol)=8522.22(kg)空气带入的水：6.71kmol=107.31kg原料甲醇带入的水:6314.56/99%×1%=3.54(kmol)=63.78(kg)反应生成的水：104.13+2×(13.17+1.46)+0.73+0.12=134.24(kmol)=2416.32(kg)按配料浓度60%计,应加入的配料水的蒸汽量：6314.56/60%-(6314.56+63.78+107.31)=4038.61(kg)=224.37(kmol)吸收塔加水量：(7.32+473.46)-(6.71+3.54+134.24+224.37)=111.92(kmol)2.3.7各主要单元物料衡算进出料计算情况如下：①甲醇蒸发器物料衡算进料：由上述计算可知:CH3OH：6314.56(kg)=197.33(kmol)H2O：184.5(kg)=10.25(kmol)出料：物料经过甲醇蒸发器用于甲醇蒸发,其组分没发生变化,所以为进料中各组分的含量.表2.1甲醇蒸发器物料衡算表进料出料物料名称质量/kg物质的量/kmol物料名称质量/kg物质的量/kmolCH3OH6314.56197.33CH3OH6314.56197.33H2O184.510.25H2O184.510.25合计6499.06207.85合计6499.06207.85②空气加热器物料衡算进料：O274.13(kmol)=2372.04(kg)N2272.15(kmol)=7620.16(kg)H2O6.71(kmol)=107.31(kg)出料：经过空气加热器只是将空气升温,其组分没发生变化,所以为进料中各组分的含量.表2.2空气加热器料衡算表进料出料物料名称质量,kg物质的量,kmol物料名称质量,kg物质的量,kmolH2O107.316.71H2O107.316.71O22372.0474.13O22372.0474.13N27620.16272.15N27620.16272.15③三元混合器物料衡算进料：CH3OH：197.33(kmol)=6314.56(kg)O274.13(kmol)=2372.04(kg)N2272.15(kmol)=7620.16(kg)H2O=10.25+6.71+224.37=241.33（kmol）=4343.94(kg)其中,甲醇为蒸发器出料组分,氧气为空气加热器出料组分,水为甲醇中水和空气中水和所配蒸汽的总和.出料：无化学反应,出料为进料总和.表2.3三元混合器物料衡算表进料出料物料名称质量,kg物质的量,kmol物料名称质量,kg物质的量,kmol1.原料气7427.96250.07三元气20650.70784.94其中含：CH3OH6314.56197.33其中：CH3OH6314.56197.33H2O305.2816.96H2O4343.94241.33O22372.0474.13O22372.0474.13N27620.16272.15N27620.16272.152.配料蒸气4038.66224.37－－－合计20650.70784.94合计20650.70784.94④氧化反应器物料衡算进料：进料气体即为三元混合器中的出料气体.出料：混合气体经过氧化反应器后,发生了上述的(1)～(12)反应,生成了HCHO、HCOOH、CO、H2O、CO、CO2、CO、CH4、H2等气体,各物料组分发生了很大变化.由上述计算可知： HCHO:174.36(kmol)=5230.80(kg)HCOOH:0.12(kmol)=5.52(kg)H2O:368.86(kmol)=6639.48(kg)O2:0.73(kmol)=23.36(kg)CH3OH:7.49(kmol)=239.68(kg)H2:69.50(kmol)=139(kg)N2:272.15(kmol)=7620.16(kg)CH4:0.73（kmol）=11.71（kg）CO:1.46（kmol）=40.97（kg）CO2:13.17(kmol)=579.41（kg）表2.4氧化反应器物料衡算进料出料物料名称质量,kg物质的量,kmol物料名称质量,kg物质的量,kmol三元气20650.70784.94转化气9206.75407.38其中：CH3OH6314.56197.33其中：HCHO5230.80174.36H2O4343.94241.33CH3OH239.687.49O22372.0474.13HCOOH5.520.12N27620.16272.15H2O6639.48368.86－－－CO2579.4113.17－－－CO40.971.46－－－CH411.710.73－－－O223.360.73－－－H2139.0069.50－－－N27620.16272.15合计9206.36348.87合计20530.09908.57⑤吸收塔物料衡算进料：物料经过氧化反应器反应生成的混合气体进入吸收塔不在发生化学反应,二塔尾端加入工艺水吸收甲醛故吸收塔进料为氧化反应器出料和工艺补水：HCHO:174.36(kmol)=5230.80(kg)HCOOH:0.12(kmol)=5.52(kg)H2O:480.78(kmol)=8654.04(kg)O2:0.73(kmol)=23.36(kg)CH3OH:7.49(kmol)=239.68(kg)H2:69.50(kmol)=139(kg)N2:272.15(kmol)=7620.16(kg)CH4:0.73（kmol）=11.71（kg）CO:1.46（kmol）=40.97（kg）CO2:13.17(kmol)=579.41（kg）出料：物料出料为甲醛成品溶液和尾气排出两部分,总量为吸收塔进料量.表2.4收塔物料衡算表进料出料物料名称质量,kg物质的量,kmol物料名称质量,kg物质的量,kmol1.转化气20530.09908.571.尾气8569.32365.79其中：HCHO5230.80174.36其中:CO2579.4113.17CH3OH239.687.49CO40.971.46HCOOH5.520.12CH411.710.73H2O6639.48368.86O223.410.73CO2579.4113.17H2139.0069.50CO40.971.46H2O131.687.32CH411.710.73HCHO5.400.18O223.360.73CH3OH17.580.55H2139.0069.50N27620.16272.15N27620.16272.152.产品采出13975.28654.72.塔顶加水2015.64111.92其中：HCHO5225.40174.18H2O2015.64111.92CH3OH222.086.940－－－H2O8522.28473.46－－－HCOOH5.520.12合计22545.731020.49合计22545.731020.493能量衡算由甲醇氧化或脱氢制备甲醛,其副反应都有吸热和放热.如果选择适当的甲醇与空气用量比,使吸热反应和放热反应的比例适当,就可控制反应温度.本设计数据来源于化学工业出版社2003年出版,中国石化集团上海工程有限公司编写的《化工工艺手册》；物性数据来自于刘光启主编由化学工业出版社2002年出版的《化学化工物性数据手册》,时间以为1h基准.3.1甲醇再沸器、蒸发器在甲醇蒸发器中无化学反应,只有相变热和显热.甲醇进料温度为20℃,蒸发温度为100℃[18].(1)原料甲醇带入的热量衡算见下表：表3.1.1原料甲醇带入的热量物料名称物质的量kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0779.262030.92H2O10.2575.294201.54合计205.32//32.46(2)相变热甲醇的相变热：3.523×104kJ/kmol水的相变热：4.024×104kJ/kmol则原料甲醇的相变热为：195.07×3.523×104+10.25×4.024×104=728.48×104(kJ)(3)原料甲醇气带出的热量见下表表3.1.2原料气带出的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0749.74110097.03H2O10.2533.911003.48合计205.32//100.51则需补充热量：100.51×104+728.48×104—32.46×104=796.53×104(kJ)蒸发器用过热蒸汽加热,蒸汽进口温度为120℃,出口温度为100℃.120℃过热水蒸气比热容为36.54kJ/kmol﹒℃.100℃水比热容为75.82kJ/kmol﹒℃,相变焓为4.060×104kJ/kmol,则：设需水量为G120×36.54G+4.060×104G-100×75.82G=796.53×104(kJ)G=212.96(kmol)=3.83×103(kg)3.2空气加热器在空气加热器中无化学反应,只有相变热和显热.空气进料温度为20℃,出料温度为100℃.(1)空气带入的热量衡算见下表：表3.2.1原料甲醇带入的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJN2272.1529.132015.86O274.1329.26204.34H2O6.7133.91200.46合计352.99//20.66(2)空气带出的热量见下表表3.2.2原料气带出的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJN2272.1529.5612096.54O274.1330.5412027.17H2O6.7136.541202.94合计352.99//126.65则需补充热量：126.65×104—20.66×104=105.99×104(kJ)蒸发器用过热蒸汽加热,蒸汽进口温度为120℃,出口温度为100℃.120℃过热水蒸气比热容为36.54kJ/kmol﹒℃.100℃水比热容为75.82kJ/kmol﹒℃,相变焓为4.060×104kJ/kmol,则：设需水量为G120×36.54G+4.060×104G-100×75.82G=126.65×104(kJ)G=33.85(kmol)=609.36×103(kg)3.3混合气加热器三元气混合器中按比例配入过热蒸汽,混合后出混合器进混合气加热器(1)混合气带入的热量衡算见下表：表3.3.1三元带出气的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0749.74110097.03H2O10.2533.911003.48N2272.1529.5612096.54O274.1330.5412027.17H2O231.0836.54120101.32合计782.68//325.53(2)混合气带出的热量衡算见下表：表3.3.2三元带出气的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0751.30120120.09H2O241.3336.54120105.82N2272.1529.5612096.54O274.1330.5412027.17合计782.68//349.62则需补充热量：349.62×104—325.53×104=24.09×104(kJ)蒸发器用过热蒸汽加热,蒸汽进口温度为120℃,出口温度为100℃.120℃过热水蒸气比热容为36.54kJ/kmol﹒℃.100℃水比热容为75.82kJ/kmol﹒℃,相变焓为4.060×104kJ/kmol,则：设需水量为G120×36.54G+4.060×104G-100×75.82G=24.09×104(kJ)G=6.44(kmol)=115.93×103(kg)3.4氧化反应器热量热量衡算(1)氧化反应器物料衡算表表3.4.1氧化器物料衡算表进料出料物料名称kg/hkoml/h物料名称kg/hkoml/h混合气20578.54782.68合成气20530.09908.57CH3OH6242.24195.07HCHO5230.80174.36H2O4343.94241.33HCOOH5.520.12N27620.20272.15H2O6639.48368.86O22372.1674.13O223.360.73CH3OH239.687.49H213969.50N27620.16272.15CH411.710.73CO40.971.46CO2579.4113.17(2)反应热（反应温度为640℃）以物料衡算中的6个反应方程式为基准,所有反应物和产物均为气态,它们的反应热见表3.4表3.4.2反应放出的热量反应方程式物质的量/kmol反应热/105kJ/kmol热量/105kJCH3OH+1/2H2O→HCHO+H2O104.13-1.593-165.88CH3OH→HCHO+H270.23+0.906163.68CH3OH+3/2O2→CO2+2H2013.17-6.7290-88.63CH3OH+O2→CO+2H2O1.46-3.94-5.76CH3OH+H2→CH4+H2O0.73-1.2008-0.88CH3OH+O2→HCOOH+H2O0.12-4.5857-0.55合计189.84/-199.36即反应放出总热量为：199.36×105kJ(3)反应段热量衡算在反应器中,反应放出的热量一部分用于原料气升温,另一部分为热损失.反应总的放热量如上述计算：Q1=-20×107kJ原料从120℃升温到640℃吸收的热量：表3.4.3120℃原料气的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0751.30120120.09H2O241.3336.54120105.82N2272.1529.5612096.54O274.1330.5412027.17合计782.68//349.62表3.4.5640℃原料气的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJCH3OH195.0786.06650986.27H2O241.3339.60650571.46N2272.1531.82650485.60O274.1333.64650142.23合计782.68//2185.58则原料从120℃升温到640℃吸收的热量:Q2=2.18×107-3.49×106=1.83×107kJ热损失损失率为：(1.99-1.83)×107/1.99×107×100%=8.07%.处于8%～12%之间,符合工业实际.(3)余热回收段热量衡算合成气出催化床层的温度为640℃,即进余热回收段的合成气为640℃.各组分含量如上述物料衡算表出料所示.冷却水采用冷凝水罐中的95℃冷凝回水.出余热回收段的合成气热量：表3.4.6余热回收段带出热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJHCHO174.3641.63180130.65HCOOH0.1257.611800.12H2O368.8637.80180250.97O20.7331.801800.42CH3OH7.4955.731807.51H269.5028.8018036.03N2272.1529.81180146.03CH40.7344.091800.58CO174.3630.2718095.00CO20.1247.851800.10合计908.57//667.41则放出热量：2.18×107—667.41×104=1512.59×104(kJ)余热回收用95℃冷凝回水进行冷却,生成蒸汽温度为120℃.120℃过热水蒸气比热容为36.54kJ/kmol﹒℃.95℃水比热容为75.82kJ/kmol﹒℃,相变焓为4.060×104kJ/kmol,则：设需水量为G120×36.54G+4.060×104G-95×75.82G=1.51×107(kJ)G=404.52(kmol)=7.28×103(kg)产生的蒸汽可用过热器加热和配料,这两方面共需蒸汽量：（212.96+33.85+6.44）×18=4558.50（kg）,余下7280—4558.50=2721.50（kg）的蒸汽,即该甲醛装置蒸汽自给有余2721.50/1.39=1957.91（kg）/t(37%CH2O),这些多余的水蒸气可以外输或并入蒸汽总网.(4)急冷段热量衡算表3.4.7转化气带出的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃热量/104kJHCHO174.3635.018048.83HCOOH0.1249.78800.048H2O368.8636.4680107.59O20.7330.11800.18H269.5028.858016.04N2272.1529.388063.97CH40.7338.48800.22CO174.3629.518041.16CO20.1240.51800.039合计908.57//280.95则放出热量：667.41×104—280.95×104=386.46×104(kJ)急冷段用用冷凝水冷却,冷凝上水温度为25℃,出口温度为95℃进冷凝水罐.20℃冷水比热容为75.44kJ/kmol﹒℃.95℃水比热容为75.82kJ/kmol﹒℃,则：设需水量为G95×75.82G-25×75.44G=386.46×104(kJ)G=636.33(kmol)=1.14×104(kg)3.5吸收塔热量衡算(1)转化气带入的热量为：280.95×104kJ(2)塔顶加水带入的热量：加水量111.92kmol,温度20℃,cpm=75.44kJ/(kmol﹒℃)则带入热量为111.92×75.44×20=1.69×105(kJ)(3)相变热生成的产品气除尾气放出,余下的被吸收塔冷凝,其量为：CH2O：174.36—0.18=174.18（kmol）CH3OH:7.49-0.55=6.94（kmol）HCOOH：0.12（kmol）H2O：368.86—7.32=361.54（kmol）表3.5.1相变热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃CH2O174.181.56271.72CH3OH6.943.4023.60HCOOH0.122.270.27H2O361.544.151500.39合计542.78/1795.98则相变热为：1.80×107(kJ)(4)成品带出的热量：成品出料温度35℃,cp=90.80kJ/(kmol﹒℃).则成品甲醛带出的热量为：174.18×90.80×35=5.54×105(kJ)成品中水带出热量为：361.54×75.20×35=9.52×105(kJ)成品中甲醇带出热量为：6.94×82.31×35=2.00×104(kJ)成品中甲酸带出热量为：0.12×99.91×35=4.20×102(kJ)成品带出的热量为：5.54×105+9.52×105+2.00×104+4.20×102=1.53×106(kJ)(5)尾气（温度25℃）带出的热量表3.5.2尾气带出的热量物料名称物质的量/kmolCpm/kJ/(kmol﹒℃)T/℃物料名称CH2O0.1834.9725157.37CH3OH0.5544.0225605.28H2O7.3233.51256132.33CO213.1738.112512547.72CO1.4629.29251069.09CH40.7335.2025642.40O20.7329.3025534.73H269.5029.292550891.38N2272.1529.1725198465.39合计365.79//271045.66则吸收工段共需移走热量：（280.95+16.90+1800—153—27.10）×104=1917.75×104(kJ)设热损失为8%：实际需移走热量为：1917.75×104×(1-0.08)=1764.33×104(kJ)设冷却水进口温度为20℃,出口温度为60℃,共需冷水量为：吸收塔中塔液用冷凝水冷却,冷凝上水温度为20℃,出口温度为60℃冷凝回水.20℃冷水比热容为75.44kJ/kmol﹒℃.60℃水比热容为75.29kJ/kmol﹒℃,则：设需水量为G60×75.29G-20×75.44G=1764.33×104(kJ)G=586.43(kmol)=1.05×105(kg)4设备工艺计算4.1反应器类型的确定确定并选择工业上氧化反应器的结构和类型,需要掌握工业反应器需要达到的要求,然后根据反应工程中的理论知识,选择出合理的类型反应器.固定床反应器是气—固催化反应的典型设备,按操作和床层温度分布的不同可分为绝热式、等温式和非绝热非等温三种类型.常用的固定床反应器下部设有多孔板,板上放置固体催化剂颗粒.气体自反应器顶部通入,流经催化剂床层反应后自反应器底部引出.催化剂颗粒保持静止状态.反应器的直径较大,设备为简单的筒体式.合成甲醛的反应器有很多类型,但是由于合成甲醛的反应是一个放热反应,反应热效应较大,为使反应始终处于较高的速度,必须及时移走反应热量,按照不同的移热方式,反应器可分为等温固定床列管式和绝热冷激型多段式两大类.由于等温固定床列管式反应器温度便于控制,目前采用较多.所以工艺采用等温固定床列管式反应器,这种反应器的优点是采用管束式合成塔,这种合成塔的温度几乎是恒定的,反应温度恒定的好处一是有效抑制了副反应；二是催化剂的使用寿命相对长.4.2氧化器设计甲醇氧化脱氢生成甲醛的反应都在氧化器中进行,氧化器是甲醛生产工艺的核心设备.氧化器设计制作的好坏,直接影响成品质量、原料消耗和氧化器的使用寿命.本次氧化塔采用银催化法并采取上段为氧化段,中段为余热回收急冷段,下段为气体冷却段的三段式设计[15][16].4.2.1氧化器盖氧化器盖下部用法兰与触媒室法兰相连.三元气体从入口管进入,由于锥形罩的阻挡,气体分两路呈弧形进入盖与锥形罩的夹层,在向上从锥形罩的顶口流向锥形罩的内部空间.锥形罩的作用是使气体分布均匀.同时,如果三元气中夹带冷凝液时,也可在此沉降并气化.氧化器盖顶有一视镜,以便观察触媒层的亮度和床层是否均匀一致.外加一保温套层,形成保温夹层,保持顶盖内的温度,从而消除了因三元混合气中的冷凝夜对催化剂的影响.4.2.2氧化段设计根据物料衡算得到反应器进出气体的数量,用空间速度或接触时间数据来计算催化剂的用量.空间速度（简称空速）定义为单位时间内通过单位体积催化剂的进料量,即：St=VG/VR式中:St空速,h-1,根据现场生产数据取,to=0.03（s）,St=120000(h-1)VG气体体积流量,m3/hVR催化剂体积,即所求催化剂用量,m3进料三元气体的体积流量为：VG=V(O2)+V(N2)+V(H2O)+V（CH3OH）=17583.33（m3/h）；St=17583.33/VR=120000；VR=0.146（m3）4.2.3催化剂床层高度及直径计算催化剂厚度为10-50mm,设计取30mm氧化器盖的法兰下部与急冷段上管板之间为触媒室.催化剂层理论截面积：则内径：圆整到2.5m实际截面积：4.2.4反应床层阻力降计算进气压力为101kPa,反应温度为650℃,由物料衡算结果有：气体体积：V=(nRT)/p=68810.31(m3/h)流速u=V/A=68810.31/(4.91×3600)=1.0(m/s)密度=m/VR=9204.7/26214=0.35(kg/m3)质量流量G=9204.7/3600=2.56（kg/s）进了气体组成性质如下:表4.2.4氧化气进料三元气体组成物料名称质量流量/kg/h摩尔流率/kmol/h摩尔分数/yi/%组分黏度/cPCH3OH6242.24195.0724.930.030H2O4343.94241.3330.830.045O22372.1674.139.470.040N27620.20272.1534.770.033合计20578.54782.68100——压力降计算公式：QUOTE=0.0359cP 式中:△P气体通过床层的压力降,Pa；G质量流速,kg/s;气体密度,kg/m3;dP催化剂颗粒直径,m,现有催化剂颗粒直径取3mm；催化剂孔隙率,当dP=3mm时,约为0.44；气体粘度,cPg重力加速度,9.81m/m2h催化剂床层总高度,m代入数据计算得：△P=21525(pa)4.2.5筒体壁厚选取查《压力容器》GB150.1-150.4-2011[21]不锈钢0Cr18Ni9Ti的在650℃下A=[σ]t=42MPa,取腐蚀裕量C2=1.0mm.采用双面焊,局部无损伤,焊接头系数φ=0.85.筒体内的设计压力为0.25Mpa.查《压力容器》GB150.1-150.4-2011：钢板偏差为C1=0.8mm,则：δn=δ+C1+C2=8.79+1.0+0.8=10.59mm选取壁厚为11mm.4.2.6预热回收急冷段设计(1)急冷段体积流量气体的平均相对分子质量为：M=ΣMixi=23.21kg/kmol.根据ρ=PM/RT,算得定性温度650℃下各物质的密度：总质量流量:m=20530.09kg/h则(2)急冷段热负荷合成气出氧化炉段所带总热量为:Q=2.18×107(kJ/h)(3)急冷段传热温差管程壳程对流传热,管程由640℃降至180℃,壳程由95℃冷凝水升至120℃水蒸气.(4)急冷段传热面积参考工业生产,取总传热系数K=641.25w/(m2.℃)理论换热面积:(5)换热管规格选用φ25×2mm的不锈钢管(6)列管布置由上计算得传热面积A=216.25m2进口温度：640℃出口温度：180℃余热回收段选用固定列管式,列管采用φ25×2mm不锈钢d0=25-2×2=21mm则需列管子总长L总=A/πdm=216.25/(3.14×0.021)=3279.50m取列管长L=2500mm则列管数n=L总/L=3279.50/2.5=1312根按等边三角形排列,查《化工设备机械基础》表7—4得n=1421根管长包括焊接预留各2mm和管板厚度56mm.则实际换热面积：A=πndmL=3.14×1421×0.021×(2.5-0.002×2-0.056×2)=223.38m2设计裕量:传热面积符合要求.(8)管程流动阻力管程压力其中,—分别是直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降Ft—结构校正因数,无因次.φ25mm×2.5mm的管子,Ft=1.4Ns—串联的壳程数；Np—管程数.直管压强降计算表4.2.6410℃时的气体粘度和导热系数物质粘度导热系×103(W/m.K)平均比热J/kg.KCH2O0.020352.911701.33CO20.030245.60985.91H2O0.023857.062058.33H20.015226.114590O20.037254.62965.625N20.031151.141091.79由于其他组分含量非常低,将其忽略.反应气的平均粘度代入数据得=0.0479管内实际流速：雷诺数由化工原理(上册)表1-2查得管壁绝对粗糙度相对粗糙度ε/di=0.3/21=0.014,由(上册)图1-25查得摩擦系数λ=0.054则:总压强降4.2.7冷却段设计(1)气体体积流量气体的平均相对分子质量为：M=ΣMixi=23.21kg/kmol.根据ρ=PM/RT,算得定性温度180℃下各物质的密度：总质量流量:m=20530.09kg/h则(2)热负荷总热量为Q=667.41×104kJ/h(3)传热温差管程壳程对流传热,管程由180℃降至80℃,壳程由20℃升至95℃(4)传热面积计算参考工业生产,取总传热系数K=651.34w/(m2.℃)换热面积(5)列管布置列管总长L总=A/πdm=73.52/(3.14×0.021)=1114.95m列管长度L=L总/n=1114.95/1421=0.78m圆整取900mm实际传热面积A实=πndmL=3.14×1421×0.021×(0.9-0.002×2-0.056×2)=75.46m2设计裕量:传热面积符合要求.(6)管程流动阻力管程压力其中,—分别是直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降Ft—结构校正因数,无因次.φ25mm×2.5mm的管子,Ft=1.4Ns—串联的壳程数Np—管程数直管压强降计算:表3.7.5.1135℃时的气体粘度和导热系数物质粘度mPa.S×103导热系×103(W/m.K)CH2O13.121.88CO219.8825.02H2O13.3628.00H210.46235.07O226.2755.18N221.9633.01反应气的平均粘度:代入数据得=0.0252管内实际流速雷诺数由化工原理(上册)表1-2查得管壁绝对粗糙度ε=0.3mm,相对粗糙度ε/di=0.3/21=0.014由化工原理(上册)图1-25查得摩擦系数λ=0.052则总压强降：表3.7.5.2氧化反应器规格一览表序号项目数据1列管式反应器入口温度120℃2列管式反应器出口温度80℃3反应压力1大气压4原料甲醇的量195.07kmol/h5原料氧气的量74.13kmol/h6原料水蒸气的量241.33kmol/h7催化剂床层高度3m8塔径2.5m9催化剂用量300kg10列管根数1492根11列管规格Φ25×2mm12管子排列方式三角形排列4.3设备一览表通过工艺计算,将甲醛生产各工段的主要设备明细列于表4.18中[17].表4.3主要设备一览表序号设备名称规格型号材料数量1空气过滤器Φ2000×2000×2000V=8m330412甲醇过滤器Φ1000×1000V=0.8m330413甲醇再沸器Φ900×4300V=3m330414甲醇蒸发器Φ1490×5000V=6m330415空气加热器Φ1500×2500V=4.5m330416三元气混合器Φ800×2500V=1.5m330417三元气加热器Φ3600×2200V=22m330418三元气过滤器Φ3600×2200V=22m330419蒸汽分配器Φ500×3600V=0.7m3304110氧化器Φ2500×7000V=40m3催化剂：8目、12目、24目、30目、40目300kg内部换热规格：Φ32×2L=3400mm、1492根304111蒸汽过滤器Φ1000×1000V=0.8m3304212一塔吸收塔Φ2600×13500填料层：36,层高：9m304113二塔吸收塔Φ2400×15300填料层：36,层高：9m3041141#蒸发冷5260×3190×5000V=83m33041152#蒸发冷3190×3190×5000V=50m33041163#蒸发冷3190×3190×5000V=50m33042台17锅炉及水泵Q=10m3/hH=40m3042台16一#循环泵Q=400m3/hH=32m3042台19二#循环泵Q=200m3/hH=32m3042台20三#循环泵Q=100m3/hH=32m3042台21罗茨风机V=10920m3/h24Sh—28304122空气稳压管Φ1200×1600V=2m330414.4主要工艺管道计算及选型4.4.1空气管道(空气稳压罐→三元气混合器）[20]：空气流量为7906.98m3/h换算成实际状态下的气流量Qa取罗茨鼓风机出口温度为常温；压力为0.05MPa计入10%的气散量为：Qb=Qa×(1＋10%)=7906.98×1.1=8697.67m3/h=2.42m3/s取空气吸入管道的流速u=12m/s由V=π/4D2u计算D即0.785D2×16=2.42=>D=0.439m=439mm依据《流体输送用无缝钢管》[23]GB/T8163-2008,选DN=450mm,φ466×8mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管4.4.2甲醇液体管道(甲醇过滤器→蒸发器)：甲醇液体流量为195.07kmol/h=0.00218m3/s取u=1.5m/s由V=π/4D2u计算D即0.785D2×1.5=2.18=>D=0.065m=65mm依据《流体输送用无缝钢管》GB/T8163-2008,选DN=65mm,φ76×4mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管4.4.3甲醇蒸汽管道（蒸发器→混合器）：甲醇蒸汽量：195.07kmol/h=1.21m3/s取管道内气体的流速为u=12m/s由V=π/4D2u计算D即0.785D2×12=1.21=>D=0.253m=253mm依据《流体输送用无缝钢管》GB/T8163-2008,选DN=250mm,φ273×5mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管4.4.4三元气混合气体管道（混合器→氧化器）：此段流程之间为成套设备,管子自带.4.4.5合成气管道（氧化器→塔底）：产品气体流量为1068.42kmol/h温度为100℃；压力为795mmHg(绝)则：V=1068.42×(273＋80)/273×760/795×22.4/3600=4.23m3/s取管道内气体的流速为u=14m/s由V=p/4D2u计算D即0.785D2×14=4.23=>D=0.583m=583mm依据《流体输送用无缝钢管》GB/T8163-2008,选φ610×6mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管4.4.6尾气管道（二塔顶部→尾气锅炉）：出塔气体流量为365.79kmol/h则：V=365.79×(273＋42)/273×760/785×22.4/3600=1.141m3/s取管道内气体的流速为u=12m/s由V=π/4D2u计算D即0.785D2×12=1.141=>D=0.348m=348mm依据《流体输送用无缝钢管》GB/T8163-2008,选φ410×6mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管.4.4.7产品甲醛管道（一塔底→产品中间罐）：产品流量为651.64kmol/h则：Vs=651.64×(273＋32)/273×760/775×22.4/3600=0.825m3/s取u=1.2m/s由Vs=p/4D2u计算D即0.785D2×12=0.825=>D=0.06m=60mm据《流体输送用无缝钢管》GB/T8163-2008,选φ76×4mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管.表4.7.7主要工艺管道汇总计量单位：见表管道名称管道规格管道材质管道走向甲醇液体管道φ76×4mm1Cr18Ni9Ti甲醇过滤器→蒸发器甲醇气体管道φ273×5mm1Cr18Ni9Ti蒸发器→混合器空气管道φ463×6mm1Cr18Ni9Ti空气过滤器→蒸发器合成气管道φ610×6mm1Cr18Ni9Ti反应器→一塔底一塔顶出气管φ463×6mm1Cr18Ni9Ti一塔顶→二塔底尾气管φ410×6mm1Cr18Ni9Ti二塔顶→尾气处理车间配料蒸汽管[22]φ157×3.5mm1Cr18Ni9Ti--冷凝水管道DN80mm1Cr18Ni9Ti--5节能方案和安全控制技术改进5.1甲醛生产工艺的能量分析甲醛生产的主要化学反应如下：CH3OH→HCHO+H2△H=87193kJ/molCH3OH+1/2H2O→HCHO+H2O△H=-159111kJ/mol甲醛生产过程可以回收和利用的能源来自以下2个部分：1.由物料衡算与能量衡算可知,整个甲醛生产是放热过程,每生产1t37%甲醛,反应生成热约114GJ,使反应后的气体温度上升至640℃左右.回收利用这部分热量是甲醛生产过程中节能的关键一环.2.甲醛生产的尾气含有19%H2和少量CO,CH4气体.该尾气的热值经测算为2.3×106kJ/M3,可以燃烧利用其热能.5.2甲醛生产中能耗消耗部位5.2.1甲醇蒸发器在此甲醇液体从室外温度被加热升温达100℃左右而蒸发.温差和相变需要很大热能,因此这里是甲醛生产过程中较大能量消耗单元.5.2.2空气加热器在此空气从室外温度被加热到100℃,需要蒸汽加热.5.2.3混合气加热器为保证进入甲醛氧化器中的气体中不含甲醇液滴（该液滴如进入氧化器的催化剂中,将导致甲醇转化率降低）,必须使甲醇蒸汽过热至120℃,因此这里需要一部分加热蒸汽加热升温混合气.5.2.4反应器甲醇反应生成甲醛放出大量热量,为了控制反应温度,加入一定量的配料蒸汽.该蒸汽除了能降低反应温度外,还可以缩小甲醛在空气中的爆炸极限,使反应安全.由上述内容可以看出,合理利用甲醛生产中释放的反应热和尾气燃烧热,提供给需要热耗的设备装置,是能量合理回收利用的关键.5.3能量利用措施5.3.1甲醛氧化器余热回收和冷却段的能量利用.为合理利用甲醛氧化器中甲醛氧化释放的反应热,采取分段吸收的方法：A.将反应气体温度由640℃降至180℃再降至80℃,该段能量用95℃软水吸收副产0.4Mpa饱和蒸汽,.由上述热量衡算得知,废热锅炉产生0.4Mpa饱和蒸汽除系统自用外,还有383.34kg/h的蒸汽外输.B.甲醛氧化器的下段用来预热软水,此段称之为冷却段.反应气体温度由180℃冷却到80℃.由热量衡算可知,冷却段气体温度由180℃降至80℃,该部分热量可将20℃软水加热至95℃,再通入冷凝水罐进行热水分配.为节省占地,减小氧化器体积,余热回收段与冷却段均采用列管式换热器,并与氧化器合为一体,气体走管程,冷却介质走壳程.5.3.2尾气热量利用.甲醛生产中产生的尾气经测算热值为2311.125kJ/m3,直接排放尾气会污染环境和浪费能源,将其通入尾气锅炉可产生蒸汽供外网使用.5.4自控仪表及火灾报警安全措施5.4.1自控水平与主要控制方案本设计范围包括对甲醛装置的压力、温度、液位、流量等参数的检测以及可燃、有毒气体报警系统设计,主要采用DCS对生产装置各项参数进行集中控制,与生产相关公用工程的重要参数引入DCS监控.DCS系统具有较高的稳定性、可靠性和安全性,自动化程度比较高.从而保持了装置的安全运行,同时可获得稳定高质量的产品,简化了操作,提高了操作的效率,DCS系统安装在控制室.为确保每个生产装置的可靠运行,设计系列自动控制及报警联锁系统,联锁接点由DCS控制系统输出至相应的电气联锁回路.甲醛装置设置固定式可燃和有毒气体检测器,罐区设置固定式可燃气体检测器,实现对可燃及有毒气体的不间断监测,气体检测信号引入分别引入可燃和有毒气体检测报警控制器.一旦泄漏,气体浓度越限,报警器发出声光报警,提醒操作人员采取相应的措施.表5.4.1.1主要工艺生产过程自动控制一览表序号安全控制要求重点监控参数采用的控制方案1甲醇蒸发器E0101气相温度控制蒸发器温度甲醇蒸发器温度控制通过调节甲醛进口调节阀进行控制.2氧化器R0101温度控制氧化器温度氧化器温度控制通过调节甲醛进口调节阀进行控制.3甲醇蒸发器E0101出料温度控制甲醇蒸发器出料温度甲醇蒸发器出料温度控制TIC0104通过调节蒸汽进口调节阀TV0104进行控制.41#塔换热器温度控制换热器温度换热器温度控制TIC0120通过调节循环水出口调节阀TV0120进行控制.5蒸汽分配器V0107入口0.4MPa蒸汽压力控制蒸汽分配器入口压力蒸汽分配器入口压力控制PIC0114通过调节蒸汽总管进气调节阀PV0114进行控制6蒸汽过滤器V0112进口流量控制进口流量进口流量控制FIC0106通过调节蒸汽进口调节阀FV0106进行控制7进料混合器V0203甲醛进口流量控制甲醛进口流量甲醛进口流量控制FIC0201通过调节甲醛进料调节阀FV0201进行控制91#吸收塔T0101塔釜液位控制塔釜液位塔釜液位控制LIC0109通过调节甲醛出口调节阀LV0109进行控制102#吸收塔T0102塔釜液位控制塔釜液位塔釜液位控制LIC0112通过调节甲醛出口调节阀LV0112进行控制蒸发器液位槽V0104液位控制高低限报警,低限联锁停风机C0101.表5.4.1.2生产过程报警联锁一览表(一)联锁位号LICAS0104名称磁翻柱液位计描述蒸发器液位槽V0104液位调节、高低限报警、低限联锁起因液位低限联锁值≤800mm动作联锁停空气风机C0101氧化器R0101温度显示控制联锁,高限联锁停风机C0101.表5.4.1.3生产过程报警联锁一览表(二)联锁位号TICS0105名称K型热电偶描述氧化器R0101温度显示控制联锁起因温度超高联锁值≥700°C动作联锁停空气风机C01015.4.2气体检测报警系统根据生产工艺条件可知,甲醛装置设备或管道法兰接口处可能存在可燃或有毒气体的泄漏.泄漏的可燃介质为甲醇、氢气,氢气密度小于空气,甲醇与甲缩醛相对密度大于空气；泄漏的有毒介质为甲醛、一氧化碳,甲醛密度大于空气,一氧化碳密度小于空气.根据《石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》（GB50493-2009）,在这些可能泄漏区设置可燃及有毒气体检测器.释放源处于露天或敞开式厂房布置的设备区域内,可燃气体检测器安装位置距任一释放源不宜大于15m,有毒气体检测位置距释放源的距离不宜大于2m；检测比空气轻的可燃和有毒气体,当释放源处于露天或敞开式厂房的设备区内,通风良好,根据现场调查和引进装置均不设检测器.检测比重大于空气的可燃气体检测器,其安装高度应距地坪（或楼地板）0.3m~0.6m.检测比重大于空气的有毒气体的检测器,应靠近泄漏点,其安装高度应距地坪（或楼地板）0.3~0.6m.可燃及有毒气体检测器信号分别引至控制室可燃和有毒气体检测报警主机.气体检测报警控制器壁挂于控制室墙上,安装高度距地面或楼板+1.5m.6技术经济初步评估6.1产品甲醛及原料市场分析6.1.1