年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计

XX大学毕业设计题目年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计学号XXXX姓名XXX年级XXX学院XX学院系别材料科学与工程系专业XXXXXXX指导教师XXXX完成日期XXXX目录目录2一、设计任务书3二、概述5三生产方案6四、工艺论证7五、物料衡算9六、能量衡算16七、设备选型和工艺计算21八、合成车间的设计27九、安全生产设计28十、非工艺专业要求28十一、三废处理29十二、经济效益评价31十三、设计结果评析30十四、心得体会与致谢35十五、参考文献36附录图纸一、设计任务书（一）课程设计题目年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计（二）设计条件1原料来源天然气，海南天然气厂供2产品甲醇（一级）3生产能力3万T/A4热源条件加热剂天然气燃烧及生产过程的废热冷却剂循环水，进口温度30出口温度405生产时间全年连续生产330天，每天工作24小时，三班制。6生产厂址洋浦工业开发区7当场天候温度最高40，最低8，平均1825（三）设计任务1甲醇（工业一级）生产方法确定、工艺流程设计与论证2技术指标、工艺参数和操作条件确定与说明3工艺计算物料衡算、热量衡算（应用SI制）4生产设备设计计算与选型。重点合成塔和换热器设计计算与选型5设计结果汇总表（1）技术指标、工艺参数和操作条件汇总表（2）物料衡算汇总表（3）热量衡算汇总表（4）生产设备配置汇总表6设计绘图（计算机CAD绘制）（1）带控制点工艺原理流程图一张（A3）。（2）合成塔工艺条件图或结构尺寸图一份（A3）。（3）换热器结构示意简图一张（A3）。（4）生产车间平面、立面布置图一份（A3）。要求设计绘图图形、图标、图幅符合机械制图标准要求。7设计说明书编写内容包括设计任务书，目录，生产方案、工艺流程设计与论证，工艺技术参数、操作条件设计说明，工艺计算，生产设备设计与选型，设计结果汇总，环保措施或方案，经济效益估算，设计结果评析，参考文献，设计附表附图等。（四）设计进度与时间安排设计选题与准备阶段2007年11月12日2007年11月23日；设计实质进行阶段2008年2月27日2008年5月28日。1查阅文献，完成开题报告3周（071112071123）2文献检索、资料查阅3周（0822708317）3甲醇生产工艺流程设计选择与论证2周（0831808331）4工艺计算2周（084108414）5定型设备的选择与非定型设备的设计计算2周（0841508428）6甲醇生产车间设备布置2周（0842908512）7设计绘图1周（0851308519）8环保设计、经济效应估算、设计评析3天（0852008522）9编写设计说明书、核对校正、检查1周（0852308526）10答辩准备2天（0852708528）二、概述1甲醇，分子式CH3OH，又名木醇或木精，纯品为无色透明略带乙醇香气的挥发性液体，粗品刺鼻难闻。有毒，饮用后能使双目失明。相对密度07914D420，蒸气相对密度111空气1，熔点978，沸点647，闪点（开杯）16，自燃点473，折射率ND2013287，表面张力（25）4505MN/M，蒸气压（20）12265KPA，粘度（20）05945MPAS。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限为60365（体积比）。1923年德国BASF公司率先用合成气在高压下实现甲醇的工业化生产，直至1965年，其期间这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。于1966年后，随着甲醇工业化生产的发展，各种甲醇生产方法相继出现。1966年英国ICI公司开发了低压法工艺，接着又开发了中压法工艺。1971年德国的LURGI公司相继开发了适用于天然气渣油为原料的低压法工艺。由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器生产能力方面具有明显的优越性，所以从70年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。世界上典型的甲醇合成工艺主要有英国的ICI工艺、德国的LURGI工艺和日本的三菱瓦斯化学公司（MCC）工艺。目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，尤其是LPMEOHTM工艺，采用浆态反应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2/（COCO2）比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。我国甲醇工业化生产始于1957年。50年代末在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置。60年代建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺。70年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95千吨年低压法装置，采用英国ICI技术。1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200千吨年甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步。2000年，杭州林达公司开发了拥有完全自主知识产权的JW低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI、LURGI等国外少数公司所垄断的局面，并在2004年获得国家技术发明二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳化学的基础产品，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着甲醇下游产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，使甲醇的需求逐年大幅度上升。为了更好地满足经济发展对甲醇产品的需求，较好的利用天然气资源，选择“甲醇生产工艺设计”作为毕业设计课题，目的在于通过对该课题的设计，掌握和熟悉甲醇生产过程各环节，更好地开展甲醇生产方法研究和开发甲醇生产工艺，为资源利用、产品优化探索新途径。本设计选用的课题“30万T/A甲醇生产车间工艺初步设计”。依据“任务书”规定的设计内容，进行生产方案、工艺流程设计，工艺计算和生产设备设计等。本设计遵循“符合国情、技术先进、经济环保”的原则，在综合分析诸多甲醇生产方法的基础上，采用“以天然气为原料，经脱硫二段转化合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇”的技术路线；精甲醇的生产采用“三塔精馏工艺”。此外，即严格控制“三废”的排放、空气中甲醇的含量以及保证生产安全、环境卫生等方面参照国内外先进经验和方法。三、生产方案与工艺流程设计31生产方案确定在天然气经加热到380400时，进入填装有钴钼催化剂和氧化锌的脱硫罐中脱去硫化氢及有机硫，使硫含量降到05微克每克以下，接着原料气配入水蒸气后于400下进入转化炉的对流段，进一步预热到500520，然后进入装有镍催化剂的转化管，在管内继续被管外的燃烧气加热，进行转化反应。离开转化管底部的温度为800820，经吸收一些热量以后，使温度升到850860，并配入少量水蒸气，然后与450的红旗混合进入二段转化炉，在顶部燃烧区燃烧，放热，温度升到1200左右6。再通过催化剂床层继续转化并吸热，然后离开二段转化炉，即得所需合成气，合成气此时成分含量为CH4019，H26881，CO2707，CO2345，N2033，AR009。然后合成气经热量吸收后，被压缩到514MPA，加热为225后输入固定管板列管合成塔反应，合成塔出口甲醇浓度为304。出塔合成气与入塔气换热后进入甲醇冷却器。用水冷却至40以下以冷凝出甲醇。合成气于分离甲醇后循环使用。甲醇分离器出来的粗甲醇经过三塔精馏，产品纯度可达到999，即得合格的精甲醇产品。32工艺流程设计与论证经综合分析甲醇生产的各种工艺路线，本设计选用以天然气为原料，经脱硫二段转化合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇；精甲醇的生产采用“三塔精馏工艺”的技术路线。321工艺流程简图图1天然气甲醇的简单工艺流程工艺流程简述首先是采用凯洛格法气化工艺将原料天然气转化为合成气；原料天然气先用ZNO脱硫，再通过二段转化炉变为合成气；其次就是甲醇的合成，将合成气加压到514MPA，升温到225后输入列管式等温反应器中，在C302催化剂的作用下合成甲醇，再就是甲醇的精馏，本工艺采用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇7。322C302甲醇催化剂的主要特性催化剂的主要化学组成CUO50ZNO25NAL2O34，还添加少量助剂杂质NA2O100N/CM2。323甲醇精馏工艺流程1、工艺流程简图（）天然气脱硫天然气变为合成气甲醇合成甲醇精馏2、工艺流程简述来自甲醇合成装置的粗甲醇（40，04MPA），通过预塔进料泵，经粗甲醇预热器加热至65，进入预精馏塔，预塔再沸器用04MPA的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵作为该塔回流液。预精馏塔底部粗甲醇液经加压塔进料泵进入加压精馏塔，加压塔再沸器以13MPA低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（06MPA,122）经常压塔再沸器后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽，一部分精甲醇经加压塔回流泵,回到加压精馏塔作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器冷却后进入精甲醇计量槽中。加压精馏塔塔底釜液（06MPA，125）进入常压精馏塔，进一步精馏。常压塔再沸器以加压精馏塔塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔顶部排出精甲醇气（013MPA，67），经常压塔冷凝冷却器冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔，另一部分打到精甲醇计量槽内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵从精甲醇计量槽送至精甲醇贮罐装置。3、工艺说明（1）为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳等腐蚀设备，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。（2）甲醇精馏系统各塔排出的不凝气进入燃料气系统。（3）由常压精馏塔底部排出的精馏残液经废水冷却器冷却至40后，由废水泵送到生化处理装置。（4）由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中。精甲醇贮槽为两台30000M3的固定贮罐，贮存量按15天产量计。五、物料衡算51工艺技术参数511合成工段的工艺参数23参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺参数资料。具体数据为入塔压力514MPA，出塔压力49MPA，副产品蒸汽压力39MPA，入塔温度225，出塔温度255。年产300000吨甲醇，年开工日为330天，日产为90909吨，建设期为2年。512产品质量标准本产品（精甲醇）执行国家GB33892标准，具体指标见表14表1产品指标指标项目优等品一等品合格品色度（铂钴），号510密度（200C），G/CM30791079207910793640655沮度范围00C,101325PN,0C沸程（包括646010C）,0C081015高锰酸钾试验，MIN503020水溶性试验澄清水分含量，0100150001500030005酸度（以HCOOH计），或碱度（以NH3计），000020000800015羰基化合物含量（以CH2O计），00020005001蒸发残渣含量，000100030005513原料天然气规格5原料天然气的成份分析为VCH49793、C2H6071、C3H8004、CO2074、N2056其他杂质002。52精馏工段工厂设计为年产精甲醇30万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为3789吨，即3789T/H。通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到999，符合精甲醇国家一级标准。三塔精馏工艺中甲醇的收率达97。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量3789/0973906T/H。由粗甲醇的组成通过计算可得下表表2粗甲醇组成组分百分比产量甲醇9340122025KMOL/H即273336M3/H二甲醚042381KMOL/H即855M3/H高级醇（以异丁醇计）026147KMOL/H即3291M3/H高级烷烃（以辛烷计）032117KMOL/H即2628M3/H水5613008KMOL/H即291354M3/H粗甲醇1004182T/H注设计中的体积都为标准状态下的体积计算方法粗甲醇3906/093404182T/H二甲醚4182100004217564KG/H即381KMOL/H855M3/H高级醇（以异丁醇计）4182100002610872KG/H即147KMOL/H,3291M3/H高级烷烃（以辛烷计）4182100003213383KG/H即117KMOL/H2628M3/H水4182100056234192KG/H即13008KMOL/H291354M3/H图2合成物料流程图53合成工段出塔气入塔气粗甲醇出分离器气体循环气弛放气新鲜气531合成塔中发生的化学反应主反应CO2H2CH3OH1CO23H2CH3OHH2O2副反应2CO4H2（CH3O）2H2O3CO3H2CH4H2O44CO8H2C4H9OH3H2O5CO2H2H2OCO68CO17H2C8H188H2O7532工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生152M3（标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为285KMOL/H，6357M3/H。533由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为130082853811473117810959KMOL/H由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5，所以计算中忽略反应（2）。则反应（6）中由二氧化碳反应生成了10959KMOL/H，即245481M3/H的水和一氧化碳。534粗甲醇中气体溶解量查表5MPA、40时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表表3每吨粗甲醇中合成气溶解情况气体H2COCO2N2ARCH4溶解量（M3/T粗甲醇）436408157780036502431680CO418208153408M3/H即153KMOL/HCO24182778032526M3/H即1452KMOL/HN2418203651527M3/H即069KMOL/则粗甲醇中的溶解气体量为H24182436418250M3/H即816KMOL/HAR418202431017M3/H即015KMOL/HCH4418216807023M3/H即315KMOL/H535粗甲醇中甲醇扩散损失40时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014G的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失G（1825325263408152710177023）0037014237KG/H即074KMOL/H，1658M3/H536合成反应中各气体的消耗和生成情况表4弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189表5合成反应中消耗原料情况消耗原料气组分消耗项单位COCO2H2N2AR反应（1）M3/H24878794975758反应（3）M3/H171034200反应（4）M3/H635719071反应（5）M3/H1316126328反应（6）M3/H21030反应（7）M3/H（245481）245481245481注括号内的为生成量；反应（1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量表6合成反应中生成物情况生成物组分生成项单位CH4CH3OH（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O反应（1）M3/H2487879反应（3）M3/H85508550反应（4）M3/H63576357反应（5）M3/H32919870反应（6）M3/H262821030反应（7）M3/H245481表7其他情况原料气消耗消耗原料气组分消耗项单位COCO2H2N2ARCH4粗甲醇中溶解M3/H34083252618250152710177023扩散的甲醇M3/H16563315弛放气M3/H916G311G8120G321G082G189G驰放气中甲醇M3/H061G122G注G为驰放气的量，M3/H。537新鲜气和弛放气气量的确定CO的各项消耗总和新鲜气中CO的量，即2487879171006357131612103024548134081656061G916G230511977G同理，原料气中其他各气体的量该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表表8新鲜气组成组分单位COCO2H2N2ARCH4气量M3/H230511977G278007311G5367218242G1527321G1017082G666189G新鲜气M3/H795340810183G新鲜气中惰性气体（N2AR）百分比保持在042，反应过程中惰性气体的量保持不变，（N2AR）2544403G，则795340810183G（2544403G）/042解得G856680M3/H，即弛放气的量为856680M3/H，由G可得到新鲜气的量8825766M3/H由弛放气的组成可得出下表9和表10。表9弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气量M3/H5226695622784712664627498702916188表10新鲜气组成合成气气体CH4H2COCO2N2AR组成01968812707345033009气量M3/H1685460731582388807304653290258043538循环气气量的确定G1G3G4G5G6G7G8式中G1为出塔气气量；G3新鲜气气量；G4循环气气量；G5主反应生成气量；G6副反应生成气量；G7主反应消耗气量；G8副反应消耗气量；G5248787916560618566802494760G68550855063576357329198726282103024548124548155758G724878794976581656331206185668037484283G8171003420063571907113161263282103044691245481245481672894已知出塔气中甲醇含量为584，则（G406185668006124878791656）/G100584解得G443492107M3/H循环气气量计算汇总见表11表11循环气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气量M3/H26530235315592398387713526041396098356637822000539循环比，CO及CO2单程转化率的确定循环比RG4/G343492107/8825766493CO单程转化率23017025226/2388807398387703620即362CO2单程转化率245481/304653135260401481即14815310入塔气和出塔气组成G1G3G4G5G6G7G847226882M3/H2108334KMOL/HG2G3G45231787M3/H233562KMOL/HG2为入塔气气量表12入塔气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成00679111218317272070160气M3/H2653024138875637268416572571425123364680838854量KMOL/H1332184771228449673986636211628138649表13出塔气组成气体H2COCO2N2ARCH3OH组成7629861293302077584气M3/H36029463406575613851331425123364682760063量KMOL/H1608459181506618366368116281123216气体CH4（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O组成179001800070006062气M3/H84521185532912628291228量KMOL/H3772838114711713002计算过程入塔气CO循环气中CO新鲜气中CO即238887939838776372684M3/H同理可得其他气体气量出塔气中CO入塔气中CO反应消耗的CO反应中生成的CO即63726842487879171006357131612103016560618566802454814065756M3/H同理得其他气体气量5311甲醇分离器出口气体组成的确定分离器出口气体组分循环气气体组分弛放气气体组分；则分离器出口气体中CO气量循环气中CO弛放气中CO3983868784714062348M3/H即181356KMOL/H；同理可算得其他气体的气量。表14分离器出口气体组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气M3/H27054636011202406237513792801423566363687838185量KMOL/H12078160764318135661575635521623637419表15入塔气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成00679111218317272070160气M3/H2653024138875637268416572571425123364680838854量KMOL/H133218477122844967398663621162813864954原料计算合成气总含C量A13322844967398638649398463KMOL/H每立方米天然气中C含量B（）10014976097412073514609370044461KMOL/M3则每小时天然气用量CA/B896104M3/H燃料用天然气87103M3/H，总用量983104M3/H六、能量衡算61合成工段热衡算611合成塔的热平衡计算计算公式全塔热平衡方程式为Q1QRQ2Q3Q（1）式中Q1入塔气各气体组分焓，KJ/H；QR合成反应和副反应的反应热，KJ/H；Q2出塔气各气体组分焓，KJ/H；Q3合成塔热损失，KJ/H；Q沸腾水吸收热量，KJ/H。Q1（G1CM1TM1）（2）式中G1入塔气各组分流量，M3/H；CM1入塔各组分的比热容，KJ/（M3K）；TM1入塔气体温度，K；Q2（G2CM2TM2）（3）式中G2出塔气各组分流量M3/H；CM2出塔各组分的热容，KJ/（M3K）；TM2出塔气体温度，K；QRQR1QR2QR3QR4QR5QR6QR7（4）式中QR1、QR2、QR3、QR4、QR5、QR6、分别为甲醇、甲烷、二甲醚、异丁醇、辛烷、水的生成热，KJ/H；QR7二氧化碳逆变反应的反应热，KJ/HQRGRH（5）式中GR各组分生成量，KMOL/H；H生成反应的热量变化，KJ/MOL612入塔热量计算通过计算可以得到514MPA，225时各入塔气气体的热容，根据入塔气各气体组分量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表表16甲醇合成塔入塔热量气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4热容KJ/（KMOLK）6704295429884418294725164682气量KMOL/H133218477122844967398663621628137449入塔热量KJ/（HK）8959854581412850108832687011874914096291753362入塔热量合计为70478400KJ/（HK）所以Q170478400498153511108KJ/H613塔内反应热的计算忽略甲醇合成塔中的反应2生成的热量,按反应1、3、4、5、6、7、生成的热量如下表表17甲醇合成塔内反应热气体CH3OHCH32OC4H9OHC8H18CH4CO生成热KJ/MOL1023749622003995798115694292生成量KMOL/H1220253811471141300810959反应热KJ/H124916992518905220294573301120836601504895520470360280反应热合计Q11369108KJ/H614塔出口气体总热量计算表18甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量气体H2COCO2N2ARCH3OH热容KJ/（KMOLK）295630014504296125167205气量KMOL/H1608459181506618366362116281123216出塔热量KJ/（HK）4754604954469952785092188346316281123216气体CH4（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O合计热容KJ/（KMOLK）481418031923101733625气量KMOL/H3772838114711413002出塔热量KJ/（HK）1816227687028291159847132469257598出塔气体温度255即52815KQ269257598528153658108KJ/H615全塔热量损失的确定全塔热损失为4,即Q3Q1QR4351110813691084195107KJ/H616沸腾水吸收热量的确定由公式1可得QQ1QRQ2Q31027108KJ/H表19全塔热平衡表气体气体显热反应热损失热蒸汽吸收热合计入塔气体KJ/H351110813691084880108出塔气体KJ/H36581081951071027108488010862入塔气换热器的热量计算621入换热器的被加热气体热量的确定表20入换热器被加热气体各组分热容和显热气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4热容KJ/（KMOLK）9587292529443847294725183966气量KMOL/H1332184771228449673986636211628137449热量KJ/（HK）12769854045576837556228462411874914096291485228合计入换热器的被加热气体热量为69164844KJ/（HK），入口温度为40，69164844313152166108KJ/H622出换热器的被加热气体热量的确定出换热器的被加热气体显热入合成塔气体的显热，即3511108KJ/H623入换热器的热气体热量的确定入换热器的加热气体显热出合成塔气体的显热，即3658108KJ/H624出换热器的热气体热量的确定被加热气体吸收的热量出换热器的被加热气体显热入换热器的被加热气体显热351110821661081345108KJ/H，所以出换热器的加热气体显热量入换热器的加热气体显热被加热气体吸收的热量365810813451082313108KJ/H625出换热器的加热气体的温度的确定假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为2313108/691610533395K即60863水冷器热量的计算631水冷器热平衡方程Q1Q2Q3Q4Q5式中Q1入换热器气体显热，KJ/H；Q2气体冷凝放热，KJ/H；Q3出水冷器气体显热，KJ/H；Q4粗甲醇液体显热，KJ/H；Q5冷却水吸热，KJ/H。632水冷器入口气体显热的确定水冷器入口气体的显热入塔气换热器出口加热气体的显热，即2313108KJ/H633水冷器出口气体显热的确定表21水冷器出口气体各组分热容和热量气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4热容KJ/（KMOLK）9587292529443847294725183966气量KMOL/H12078160764318135661575635521623612078热量KJ/（HK）1157919470235575339121236879118728764084981484037合计水冷器出口气体显热59654799KJ/（HK）；出口温度40，出口气体显热59654799313151868108KJ/H634出水冷器的粗甲醇液体热量的确定表22粗甲醇中液体组分气化热和液体热容组分（CH3O）2C4H9OHC18H18H2OCH3OH气化热KJ/KG531755778130705226098111793液体比热容KJ/KG263825962264187272表23出塔气在水冷器中冷凝放热量组分（CH3O）2C4H9OHC18H18H2OCH3OH冷凝量KG/H17565108721338323419239060放热量KJ/H934018862819494109250529503429436663458合计水冷器中冷凝放热量为492107KJ/H表24粗甲醇中各组分液体显热组分（CH3O）2C4H9OHC18H18H2OCH3OH液体比热容KJ/KG263825962264187272热量KJ/（H）46335282243024698056210624320合计粗甲醇中各组分液体显热11709687KJ/（H），粗甲醇温度40即31315K，1170968731315367107KJ/H635水冷器冷却水吸热的确定由水冷器热平衡方程可得Q5Q1Q2Q3Q4即Q523131084921073671071868108570107KJ/H636冷却水用量的确定入口冷却水温度20，出口冷却水温度35，平均比热容4187KJ/KG907105KG/H即907T/H18742035流程中并用了两个相同的水冷器，所以每个水冷器用水量为4535T/H，吸收热量为285107KJ/H，既791107W。七、设备工艺计算与选型本设备设计以“甲醇合成塔”的设计为例，说明明设备设计选型过程和步骤。71甲醇合成塔的设计8711传热面积的确定合成塔选用列管式合成塔，传热量为1027108J/H，合成塔内的总传热系数取为300W/（M2）。由公式QKATM得AQ/（KTM）1027108/（30036）95092（）712催化剂用量的确定入塔气空速12000H1，入塔气量522987873M3/H，所以催化剂体积为522987873/1200043581（M3）713传热管数的确定传热管选用3225，长度12000MM的钢管，材质为00CR18NI5MO3SI2钢。由公式S314DLN得NS/（314DL）95092/（314120027）9347其中因要安排拉杆需要减少32根，实际管数为9315根。714合成塔壳体直径的确定合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距A40MM，壳体直径DIA（B1）2L式中A40B11N05119315051062L125MM所以DI40（10621）21254457原整后取为4600715合成塔壳体厚度的确定壳体材料选用13MNIMONBR钢，壁厚的计算公式为SPCDI/（2TPC）式中PC5MPA；DI4600MM；085250190MPA（取壳体温度为50）S46005/（21900855）7232MM取C22MM；C1025MM，原整后取S75MM，复验75645025故，最终取C1025MM，故S75MM。716合成塔封头的确定上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相同。由封头厚度计算公式SPCDI/（4TPC）式中PC55MPA；DI4600MM；10260190MPA（取壳体温度为50）S460055/（41901055）3354MM取C22MM；C1025MM，原整后取S36MM，复验366216025故，最终取C1025MM，故S36MM。实际制造中取厚度和筒体相同即75MM，所以封头为DN460075。717接管的确定入塔气和出塔气接管都采用35022的钢管，配用法兰WNFF35063HG20595。入塔沸腾水和出塔蒸汽接管采用25018的钢管，配用法兰为WNFF25063HG20595。人孔选用标准圆形公称直径DN450MM的人孔。卸催化剂口接管DN600，裙座人孔DN600。所有的开孔进行等面积补强，在开孔外面焊接上一块与容器材料和厚度都相同的20R钢板。718折流板的确定折流板为弓形H3/4DI3/446003450MM，折流板数量为5，间距取2000MM折流板最小厚度为22MM，材料为Q235A钢。拉杆16，共32根，材料Q235AF钢；定距管2525。719管板的确定管板直径4600，厚度100MM，管板通过焊接在筒体和封头之间。7110支座的确定支座采用裙座，裙座座体厚度为75MM，基础环内径4000MM，外径4850MM，基础环厚度为20MM，地脚螺栓公称直径M30，数量为24个。7111合成塔设计结果汇总表表24合成塔设计汇总表内径MM4600数目5筒体壁厚MM75间距MM2000半径MM2300折流板高度MM750封头（半球型）壁厚MM75管长12000尺寸MM16数目9315拉杆数目32列管尺寸MM322572水冷器的设计9721传热面积的确定两股流体的进出口温度为热流体（出换热器气）60840冷流体（循环水）3520故传热推动力TM22782043586LN取总传热系数为K900W/（M2）由换热器传热速率公式QAKTM可得AQ/（KTM）791199468/（2278900）386M2722管子数N的确定设计选用2525的无缝钢管，材质20号钢，管长75M，由公式A314DLNNA/（314DL）386/（31400275）820根，其中安排拉杆需要减少8根，实际管数为812根。723管子的排列方式，管间距的确定设计采用正三角形排列，取管间距为A32MM。724壳体直径的确定壳体直径；DIA（B1）2L式中DI换热器内径，MM；B正六角形对角线上的管子数查有关表取为29；L最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取L2DO所以，DI32（291）2225996MM，取DI1000MM换热器为卧式，一般要求6L/DI10，7500/100075，所以满足要求。725壳体厚度的计算壳体材料选用20R钢，壁厚的计算公式为SPCDI/（2TPC）式中PC计算压力，取PC为4911539MPA；DI1000MM；08550132MPA（取壳体温度为50）S1000539/（2132085539）2461MM取C22MM；C1025MM，圆整后取S28MM，复验286168025故，最终取C1025MM故壳体厚度S28MM726换热器封头的确定上下封头均采用标准椭球形封头，封头为DN100028。曲面高度H1250MM，直边高度H240MM，材料选用20R钢。727容器法兰的选择材料选用16MNR钢，根据JB47032000标准，选用PN64MPA，DN1000MM的榫槽密封面长颈对焊法兰。728折流板的设计折流板为弓形，H3/41000750MM，折流板间距取1500MM；最小厚度为10MM。折流板外径994MM，折流板开孔直径为2580041，材料为Q235A钢；拉杆选用16，共8根，材料为Q235AF钢。729开孔补强换热器封头和壳体上的接管都需要补强，在开孔外面焊接上一块与容器壁材料和厚度都相同的，即28MM厚的20R钢板。7210支座选用型号JB/471292鞍座BI700F。7211水冷器设计结果汇总表25水冷器设计汇总表内径MM1000数目5筒体壁厚MM28间距MM1500半径MM500高度MM250折流板高度MM750封头（椭球型）直边高度MM40管长7500尺寸MM16数目721拉杆数目8列管尺寸MM252573循环压缩机的选型设计中选用的循环气压缩机为离心压缩机，离心压缩机具有以下的特点流量大而均匀，体积小，运转平稳，容易调节，维护方便。在现代化大型合成氨工业和石油化工企业中多采用离心压缩机，其压强可达几十万MPA，流量可达几十万M3/H。通过物料计算可以知道设计中压缩机排气量为52317873M3/H；排气压力为514MPA。通过对压缩机输送介质排气压力和排气量的考虑，设计最终选用的是沈阳鼓风机厂设计的BCL4562BCL407离心压缩机。该离心压缩机是在引进技术的基础上，采用自行开发的多项科研成果研制完成的。压缩机由二缸三段十三级叶轮组成，压缩机缸体为垂直部分结构，其内部与气体接触处均为不锈钢。支撑轴承采用可倾式轴承，上推轴承采用金斯伯雷轴承，来提高机组的抗振性能及稳定性能。轴端密封采用德国西太平洋公司研制的干气密封，严格防止其气体外漏。机组为独立的气路系统，润滑油系统采用强制供油，并配有先进的独立的自控和保安装置，确保机组的安全运行。通过实际运行证明，该机组主要技术性能指标达到国际先进水平。74精馏塔的选型和控制11精馏塔是用来实现分离混合物的传质过程设备，在化工、炼油厂中出现得最多。本设计精甲醇的生产选取用“三塔精馏”工艺，塔常压；塔加压，塔常压。741常压塔在常压塔精馏过程中，一般对塔顶压力的要求都不高，因此不比设置压力控制系统，可在冷凝器或回流罐上设置一段连通大气的管道来平衡压力，以保持塔内压力接近于环境压力。742加压塔加压塔超做过程中，压力控制非常重要，他不仅会影响到产品质量还关系到设备和生产的安全。加压塔控制方案的确定，不仅与塔顶馏出物的状态是气相还是液相密切相关，而且还和塔顶馏出物中不凝性气体量的多少有关。75甲醇合成厂的主要设备一览表表26主要设备表序号流程号名称规格或型号数量材料备注2R1002A，B氧化锌脱硫塔360030000213CRMO44钢3E1001辅助锅炉120R钢4R1003一段转化炉113CRMO44钢5R1004二段转化炉4000MM113CRMO44钢6E1002A，B第一废热锅炉F80M2220R钢7E1003第二废热锅炉F50M2120R钢8C2001压缩机BCL4562BCL40729R2001合成塔DN4600MF95092M2113MNIMONBR钢1台备用10E2002水冷器DN700MMF386M2220R钢11V2001甲醇分离器2200MM213CRMO44钢12V2002A，B甲醇膨胀槽5200213CRMO44钢13E2001入塔气预热器F5400M2113MNIMONBR钢14T3001预精馏塔320024000113CRMO44钢15T3002加压精馏塔400028000113MNIMONBR钢16T3003常压精馏塔320028000113CRMO44钢17V3001精甲醇贮罐V30000M32八、合成车间布置设计1081厂房的整体布置设计根据生产工艺流程产品特性、生产规模和建筑结构等来进行整体布置设计。（1）由于塔较高，因此不宜采用单层厂房，但设备不多，因此采用单层厂房与多层厂房相结合的方式。（2）由于合成车间流程简单，操作人数不多，因此在布置时可只安排控制室，洗手间等生产辅助设施和行政设施，至于配电室机修室化验室可以与其他车间共用，在此不做考虑。（3）根据车间设备情况，厂房采用66米的柱网，厂房宽度也采用6米（一跨）厂房分为4层，高度分别为6米，4米，4米，35米。厂房的整体布置图见82合成车间设备布置的设计车间设备布置的设计，是在满足生产工艺要求的基础上，综合考虑设备安装与检修安全生产操作及发展情况来进行的。821采用流程式布置，甲醇膨胀槽和压缩机放在最底层，把甲醇分离器放在第二层，甲醇水冷器安装在第三层，入塔换热器安装在最高层。822甲醇膨胀槽和压缩机安排在最低层，主要考虑到它们笨重；823为了便于流体流动甲醇分离器安装在甲醇膨胀槽的顶上，水冷器安装在甲醇分离器顶上。合成车间设备布置图见九、安全生产设施11，12安全生产的概念贯穿于整个化工装置建设中，除了安装、施工、超做中要考虑之外；设计过程中的周密考虑能消除安全隐患，使事故瞬时降低到最小。在设计中，流程上要考虑的安全因素主要是避免设备和管道内截止的压力超过允许的超做压力而造成灾难性事故的发生。一般利用安全泄压装置来及时排放管道内的介质，使管道内截止的压力迅速下降。设备及管道中采用的安全泄压装置主要有爆破片和安全阀，或在管道上加安全水封和安全放空管。91安全阀的设置安全阀是一中自动阀门，他不借助任何外力而是利用介质本身的力来排出一定数量的流体，以防止系统内压力超过预定的安全值。当压力恢复正常后，阀门再自行关闭组织截止继续流出。92高压管路的设计高压管路在设计时要注意管道材料的选择，管道与管道之间的连接形式，仪表的安装，双阀的设置，以及中、低压管道系统的连接等。高压段法兰为35号钢。为了防止介质泄漏，在高压管道设计中，当必须设置阀门时，无论其管径大小，一般均需设置双阀；双阀的安装一概紧密相连，以减少管件又便于操作。十、公用工程设施101水电供应水主要来自附近的自来水厂和地下水；电来自供电公司的电网，无需工厂自己发电。102原料与产品的运输装卸和贮存由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中。精甲醇贮槽为两台30000M3的固定贮罐，贮存量按15天产量计。103自控仪表系统本设计采用一次仪表现场分散，二次仪表就地或部分集中控制方式。拟采用DCS控制系统，一次仪表采用电III型，DCS系统设六个工作站，其中甲醇生产系统（包括脱硫、变换、甲醇合成及甲醇精馏）四个工作站，公用工程两个工作站（水处理、锅炉工作站一个，总调度室工作站一个）。生产过程中主要工艺参数，工艺过程控制，工艺流程图等集中在各个工作站由DCS系统显示和控制，次要的参数及设定值，不需经常调整的参数，可采用就地显示和调节。十一、“三废”处理方案与思路101甲醇生产对环境的污染1011废气甲醇生产过程产生的废气主要有（1）甲醇膨胀槽出来的膨胀气，其中含有较多的一氧化碳和有机毒物。（2）精馏时预塔顶排放出的不凝气体。（3）其他如精馏塔顶还有少量含醇不凝性气体等。（4）锅炉排放烟气，烟气中含粉尘。（5）供煤系统中的煤的输送、破碎、筛分、干燥等过程中产生的粉尘。1012废水甲醇生产过程产生的废水主要有（1）甲醇分离器排放的油水，各输送泵填料的漏液。（2）精馏塔底排放的残液，这是甲醇生产中对水源污染最严重的废水。（3）气化工段气液分离出来的含煤水。102处理方法1021废气处理甲醇精馏系统各塔排放的不凝性气体送去燃料气系统作燃料；甲醇膨胀槽排放的膨胀气也送去燃料气系统；脱硫工段的酸性气体送往回收系统进行回收。1022废水处理由常压精馏塔底部排出的精馏残液（废水）通常采用的方法废水经冷却器冷却后，由废水泵送到生化处理装置处理。本设计拟采用西南化工研究院和第三化工设计院联合开发的“厌氧法”工业废水处理工艺，其流程见图3所示稀释水排污污泥回收排放处理排放水废水补充营养液冷却配水沼气回收图3含醇废水厌氧处理流程图1隔油槽；2泵；3初沉器；4配水冷却器；5水封槽；6UASB反应器；8沙滤器；9竖沉器工艺原理甲醇残液进入隔油槽分离除去其中烷烃类甲醇油，并根据水质组分补充磷钾等营养物质，用泵输入初沉器，沉淀分离废水中的机械杂质及其他沉淀物。然后进配冷却器，使废水COD浓度维持在15000MG/L，并将水温调整为1838。从UASB反应器低部进入，在此与活性污泥自流搅拌混合，向上流动。在反应器上部的三相分离器，将反应产生的沼气、活性污泥和处理水分开，沼气由塔侧出来经流量调节后进入水封回收。活性污泥则经三相分离器回流在反应器内，小量随水带出，进入竖沉器后排放。由于废水中COD浓度高时厌氧法反应效果好，所以进水基本不加稀释，而在处理后根据分析加水稀释排放。由气化过程中从V1003下分离的液体去污水处理系统（污水的处理过程是先送入减压闪蒸槽，闪蒸后的液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩，再去过滤。十二、