甲醇合成工段的工艺设计.doc

5000t/a甲醇合成工段工艺设计摘要 在查阅大量文献资料后，完成了年产5000吨甲醇合成工段工艺设计。针对本设计采用联醇工艺合成甲醇，对全工段的物料和能量进行了衡算，设计计算了主体设备-并流三套管甲醇合成塔。分析了以煤为原料合成甲醇的可行性和经济性，对合成甲醇工艺流程选择、整个工段的经济核算、厂房布置、环境安全等方面进行了阐述。关键词 甲醇合成；工艺设计；物料衡算；能量衡算；合成塔Synthesis Technology Design for Synthetic methanol of 5000t/aAbstract On the basis of reading a large amount of literature, the technology design for producing methanol of 5000t/a has carried out in this paper. In allusion to the combination methanol system of methanol synthesis used in this paper, not only the material balance and the energy balance of the whole synthesis section are calculated, but also the main furnace equipment three tube reactor of methanol synthesis are calculated. This paper analyzed the feasibility and economic significance, the methanol synthesizing process route is through gasification of coal, of which the main raw material is coal. Besides, the choice of technical process and economic accounting for all the synthesis section, layout, safety of environment and some other projects are discussed. Keywords methanol synthesis; technology design; material balance; energy balance; reactor1 绪 论1.1 甲醇合成的现状及趋势12甲醇是一种用途广泛的基本有机化工产品，在化工、医药、轻纺、国防等许多工业部门有着重要用途。在化工生产中，甲醇主要用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚 、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯等一系列有机产品。此外，甲醇还可作为清洁燃料代替汽油或与汽油掺混使用，以甲醇为原料的燃料电池即将投入商业运行，用甲醇制取微生物蛋白作为饲料乃至食品添加剂也有着巨大的市场潜力。当前, 我国化工企业经过入世后的冲击, 已经呈现以下发展趋势:生产规模合理化、产品结构多元化、联合生产普遍化、过程控制集成化、节能降耗经常化、综合效益最优化。作为我国基础化学工业之一的氮肥企业, 自20世纪80年代中期以来，通过新建大型氮肥装置, 中型氮肥厂节能技术改造和小氮肥品种结构调整等工作, 2000年, 氮肥产量已在1985年的基础上翻了一番, 居世界第一。但与发达国家相比, 我国氮肥工业还存在规模偏小、装备落后、产品单一、效益较差等许多问题。例如, 我国中型氮肥厂的吨氨平均能耗为61GJ / tNH3 , 最低为51GJ/tNH3 ,与国外先进的煤气化制氨工艺相比(41.03GJ/tNH3 ) 存在较大差距。为适应这种发展趋势, 走结构调整、产品多元化的道路势在必行。合成氨联产甲醇, 可以很好地拉长产业链。在世界基础有机化工原料中, 甲醇消费量仅次于乙烯、丙烯和苯, 是一种很重要的大宗化工产品。甲醇作为有机化工原料主要用来生产甲醛等有机化工产品。另一方面作为燃料及其添加剂, 甲醇是性能优良的能源和车用燃料, 其与异丁烯反应得到MTBE , 它是高辛烷值无铅汽油添加剂, 亦可用作溶剂。自1973年, 第1套生产能力为100 kt/ a 装置建成投产以来, MTBE已成为世界上仅次于甲醛的第二大甲醇消费大户。当前国内化肥供需总体平衡, 但平衡状况非常脆弱: 全国中小氮肥行业提供了氮肥供应总量的60 %以上, 而这些中小氮肥企业普遍以优质无烟块煤为原料, 采用落后的生产技术, 生产成本很高,由于目前煤价上涨, 使得这些企业经营状况目趋恶化, 同时国家对支农产品(化肥等) 进行限价, 取消化肥优惠电价, 使不少中小氮肥厂将难以生存。如何摆脱氮肥行业这种被动局面, 利用现有合成氨装置联产甲醇则是很好的出路之一。合成氨联产甲醇可以达到投资省、建成投产快、原料消耗低、经济效益好之目的。走合成氨联产甲醇的道路可以促进资源优化配置与结构调整, 是一条新技术、新工艺的创新路线。1.2 甲醇生产简要流程示意图1.2.1 原料气的制备1.2.1.1 制N21.2.1.2 制H2水煤气法1.2.2 甲醇合成简要流程示意图如下:分离器贮 罐冷凝器 新鲜气 循环气 入塔气 醇后气 甲醇合成塔 粗甲醇 出塔气 图1.1 甲醇合成简要流程示意图 2 工艺流程的选择与论证2.1 甲醇合成工艺简介甲醇合成工艺有气相合成法和液相合成法。目前工业化运行的甲醇合成工艺基本上是气相合成法。根据操作压力大小不同又可将气相法合成工艺分为高压法、中压法和低压法3。(1) 高压法(19.629.4MPa) 是最初生产甲醇的方法,采用锌铬催化剂,反应温度360400,压力19.629.4MPa 。随着脱硫技术的发展,高压法也在逐步采用活性高的铜系催化剂,以改善合成条件,达到提高效率和增产甲醇的目的。高压法虽然有70多年的历史,但是,由于原料及动力消耗大,反应温度高,生成粗甲醇中有机杂质含量高,而且投资大,成本高,其发展长期以来处于停滞状态。(2) 低压法(5.08.0MPa) 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系催化剂。铜系催化剂的活性明显高于锌铬催化剂,反应温度低(240270) ,因此,在较低的压力下可获得较高的甲醇收率。而且选择性好,减少了副反应,改善了甲醇质量,降低了原料的消耗。此外,由于压力低,不仅动力消耗比高压法降低很多,而且工艺设备的制造也比高压法容易,投资得以降低。总之,低压法比高压法有显著的优越性。(3) 中压法(9.813.0MPa) 随着甲醇工业规模的大型化(目前已有日产3000t 的装置甚至更大单系列装置) ,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系催化剂,反应温度与低压法相同,它具有与低压法相似的优点,但由于提高了压力,相应动力消耗略有增加。传统的高压法和低压法均为单醇生产，在单醇生产全循环甲醇合成时，经粗甲醇分离系统后未被分离下来的生成物将重新返回甲醇合成塔，甲醇、醚、烷烃及其他副产物再一次回到催化剂表面，使催化剂上副反应增加，生成各种高级醇、高级烷烃及其他羰基物，生产的粗甲醇中杂质含量增加，质量下降，原料气消耗增加，同时使粗甲醇的精馏更加困难。此外，在甲醇合成塔内大约有1/3的气体起反应4，不参加反应的气体使原料气的浓度得到稀释，合成原料气由于有大量未反应的气体而具有更大的热容量。同时，未反应的气体又作为载热体，把反应热不断带走，维持了热平衡。在单醇生产中，由于反应物浓度高，因此单位时间内产热量。要维持热平衡，必须把大量的反应热带走，要维持反应速度也必须把反应产物带走，这就要求增加循环量，以提高合成塔的空间速度。循环量的增加相应的增加了生产电耗，对其他辅助设备的能力要求也相应增加。为了降低能耗，提高产品质量，在对以上生产工艺进行改良的基础上提出了联醇生产工艺，即将合成甲醇与合成氨串联起来。本设计中即是采用中压联醇生产工艺。2.2 联醇工艺的特点联醇生产是在13106Pa压力下，采用铜基催化剂，串联在合成氨工艺之中，用合成氨原料气中的CO、CO2、H2合成甲醇。因此，与传统的高压或低压法相比较，联醇法生产甲醇有以下特点4：（1） 串联在合成氨工艺之中，因此既要满足合成氨工艺条件，又要有甲醇合成的要求。任何一方工艺条件变化都会影响合成甲醇与合成氨的生产与操作，所以必须在生产中有必要的补充调节措施，以维持两个合成生产的同时进行。（2） 由于串联在合成氨工艺中，经合成甲醇以后的工艺气体还须经精练，去进行氨合成反应。因此，原料气成分经合成甲醇后必须满足合成氨生产的需要。甲醇合成气是采取部分循环，合成甲醇不是全部生产工艺的终端。 （3）与合成氨工艺相比，因联醇采用铜基催化剂，其抗毒性能较差，所以必须采取特殊的净化措施。既要保持合成甲醇所必须的CO、CO2，又不能使H2S等气体进入系统。2.3 联醇工艺的优势及前景567 联醇工艺是合成氨生产节能降耗的一项成功的工艺改革, 它是以合成氨生产中需要清除的CO、CO2及原料气中H2为原料，合成有较高经济价值的化工产品甲醇。增设联醇后，联醇前原料气中CO、CO2含量提高，这样节省了变换与脱碳的能耗，醇后气中CO、CO2含量下降，减少了原料气精制的消耗，这样可使合成氨的成本有明显的降低，所以联醇工艺也是合成氨工艺发展中的一种优化的净化组合工艺。此外，相对单醇装置来说，建设一个同规模甲醇装置，联醇投资只占单醇装置的1/5左右，建设周期只需几个月。所以联醇工艺具有投资省、见效快的优点，是值得在甲醇合成工业中继续推广的一种技术。目前，我国的联醇工艺几乎全是氨醇联产路线，并且全是串联。随着科学技术进步,“联醇”这一概念得到丰富和发展。不仅氨与醇联产叫联醇,热、电、气、汽及其它化工产品与醇联产也可叫联醇。随着工艺的不断改善，现在普遍采用的中压联醇工艺也将逐步被低压联醇工艺所取代。多元化和低压化将是未来甲醇合成的总趋势。3 工艺条件的选择3.1 合成反应温度的选择合成甲醇反应属于可逆反应，因此，控制温度4是极其重要的因素。降低温度，有利于平衡，但不利于反应速度，如果把反应温度与平衡浓度绘成一组曲线，再把反应温度与反应速度绘成曲线，那么，这两条曲线的交点应该是理论的最佳温度点。在实际生产中，反应温度还必须取决于所选催化剂的活性范围。一般情况下，使用C-207铜基催化剂时，在还原后初期反应温度维持在260左右，到最后可以提高到300，当温度达到300后，这一催化剂的寿命就此终止了。3.2 合成反应压力的选择提高压力，对于合成甲醇的化学平衡有利，也有利于提高反应速度，提高单位时间的甲醇产量。但是合成压力4不是单纯由一个因素决定的，它与选用的催化剂、温度、空间速度、碳氢比等因素都有关系。而且，甲醇平衡浓度也不是随压力而成比例的增加，当压力提高到一定程度平衡浓度也就不再往上增加。另外，过高的反应压力对设备制造、工艺管理及操作都带来困难，不仅增加了建设投资，而且增加了生产中的能耗。联醇生产中合成压力主要取决于以下两个因素：（1） 催化剂选用89。联醇选用C-207铜基催化剂，其要求压力在10106Pa,一氧化碳的浓度为3.54.5，即反应气中一氧化碳的分压为0.350.45106Pa。（2） 联醇与合成氨工艺配合。考虑合成氨原料气全部通过甲醇合成塔，醇后气要符合铜洗、氨合成的要求，再结合合成氨流程中压缩机的分压等级，以及可选用的甲醇催化剂，甲醇合成设置在水洗以后、铜洗以前，联醇压力确定在1013MPa。3.3 空间速度 决定空间速度4（简称空速）有以下几个条件：（1）甲醇合成塔热平衡主要靠反应热与气体流动来实现。空间速度太大，带走热量大于反应热时，塔内反应温度就无法维持。（2）空速太大，通过水冷凝器、醇分离器流速过高，如果不增加冷却面积和分离器截面，则气体中的甲醇不能得到很好的冷凝和分离。（3）空速过大使气体通过催化剂床的阻力增加，对催化剂的压力也相应增大，如果超过催化剂的强度极限，就出现催化剂破碎，使塔内堵塞。（4）要增加空速主要还是增加循环量，增加了能耗。在联醇生产中，一般空间速度维持在12000m3/(m3催化剂h)。3.4 氢气与一氧化碳的比例从反应方程式来看，合成甲醇时氢与一氧化碳的分子比为2：1，但是，气体受催化剂表面吸附及其他一些因素的影响，要求反应气体中氢气含量要大于理论量，以提高反应速度。对于联醇来说，由于甲醇合成以后气体要保持相当量的氢去参加氨的合成，所以氢是过量的。但是，确定联醇生产中氢气与一氧化碳的比例，必须考虑甲醇产量在总氨中所占比例，也即原料气中的氢在制醇和制氨中如何分配的问题。在联醇生产中，通常以改变变换气中一氧化碳的含量来调节甲醇产量在总氨中的比例。正常生产中，醇氨比维持在4050，甲醇合成塔后一氧化碳含量在2左右，此时水洗气中一氧化碳大约维持在810。4 合成工段物料衡算和能量衡算4.1计算已知条件和基础 计算年产5000吨甲醇、醇氨比为50的联醇生产。已知：原料气中含有不参加反应的惰性气体甲烷（CH4）和氩（Ar），在合成塔后排放，CH4、Ar分别占合成气的0.6和0.4，年工作日按330天算，产品粗甲醇的组成（质量）为：甲醇 （CH3OH） 93.4二甲醚 （CH3）2O 0.42高级醇 （以异丁醇C4H9OH计） 0.26高级烷烃（以辛烷C8H18计） 0.32水 5.64.2 合成工段的物料衡算4.2.1 产量分配 合成氨 5000t/a 即15.152t/d 0.631t/h 粗甲醇 5000t/a 即15.152t/d 0.631t/h4.2.2 合成氨所需原料气4.2.2.1参加合成反应的理论耗气量 (4-1)则所耗氢气为 所耗氮气为 4.2.2.2 原料气中惰性气体的含量原料气中惰性气体的含量为： =16.8Nm3/h 其中 的含量为 的含量为 4.2.2.3 液氨中氢氮气溶解损失在压力为13106Pa，温度在30C时，液氨中氢氮气溶解损失： 查表，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为： ， 则每小时在液氨中氢氮气溶解损失分别为和。4.2.2.4 液氨在贮罐气中的扩散损失查表，在13106Pa，25C时，氢氮气中氨的平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失为： 折合成氨损失为： 损失为 损失为 所以，每小时需精炼气为 4.2.2.5 合成氨所需醇后气量醇后气中尚有CO 1.4% 1.9% 0.05%则每小时需为 其中，CO 于是，合成氨所需醇后气量如表4.1所示耗用量Nm3/h气体组成，Nm3/hH2N2COCO2CH4ArCH3OH小 计合成氨反应1247.14415.721662.86精炼损耗25.8135.020.9261.75液氨中溶解损耗21.6420.1941.83氨扩散损耗45.1215.0460.16惰性气10.086.7216.80合计1313.9450.9525.8135.0210.086.720.921843.4醇后气组成%71.2824.461.401.900.550.360.05100表4.1 合成氨生产耗用醇后气量及其组成4.2.3生产甲醇所需原料气量4.2.3.1合成甲醇的化学反应： 主反应 (4-2) 副反应 (4-3) (4-4) (4-5) (4-6) (4-7)4.2.3.2 计算各组分生成量根据粗甲醇组分，算得各组分得生成量为：甲醇 即 ， 甲醚 即 ，杂醇 即 ，烃类 即 ，水 即 ， 4.2.3.3 计算的小时生产生产中测得，按反应式（4-4），每生产一吨粗甲醇的同时，甲烷生成量为7.56，即粗甲醇，所以的小时生产量为： 即 4.2.3.4 计算反应式（4-6）生成的水量忽略由原料气带入的水分，根据反应式（4-3）、（4-4）、（4-5）、（4-7），求反应式（4-6）生成的水量。式（4-3）生成的水量为 式（4-4）生成的水量为 式（4-5）生成的水量为 式（4-7）生成的水量为 则（4-6）式生成的水量为 即在逆变换中每小时生成的和4.2.3.5 粗甲醇中溶解的反应气组分查表10，压力为在30C时，每一吨粗甲醇中溶解的反应气组分如表4.2表4.2 混合气在粗甲醇中的溶解量组 分COCO2H2N2CH4(CH3)2O小 计溶解量Nm3/t9.816.5825.923.260.761.9248.25Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.9724.364组成，%20.3213.6353.736.761.583.981004.2.3.6 粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失：根据测定，在35C时液态甲醇中、混合气溶解的含量为，减压后液相中溶解的气体除二甲醚外全部释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为 即式中 0.32为二甲醚在减压后的释放量。4.2.3.7 粗甲醇合成每小时耗气量及组成 醇后气中有0.05%甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为0.631t/h时，带走甲醇为： 于是，粗甲醇合成每小时耗气量及组成如表4.3所示。4.2.3.8 新鲜气量G新鲜气与组成综合表4.1和表4.3，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气与组成，列表4.4。表4.4 进甲醇合成塔新鲜气（G新鲜气）组成组 分COCO2H2N2CH4Ar小计合成甲醇消耗Nm3/ h398.58436.54903.921.646-4.426 1336.264合成氨消耗Nm3/ h25.8135.021313.9045.09510.086.721842.48新鲜气消耗Nm3/ h424.39471.562217.82452.5965.6546.723178.744新鲜气组成，%13.352.2569.7714.240.180.211004.2.3.9 变换气需要量 如果不计水洗时、及等的溶解损失，单计算、的损失，查表，在压力为30C时，和在水中的溶解度为0.427Nm3/t水和0.329Nm3/t水。已知，水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤水用量为。则，、在水洗过程中的损耗为 已知变换气中含量为28%，若变换气中含量为 于是，进水洗塔变换气流量与组成如表4.5。表4.5 变换气流量及组成组 分COCO2H2N2CH4Ar小计流量Nm3/ h424.3941373.362353.55557.765.6546.724720.854组成，%8.9929.0949.8511.800.120.141004.2.3.10 甲醇合成塔循环气量的计算 测得，甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88，根据表4.3，设甲醇塔出塔气量为： 故得循环气各组分的量为表4.6。表4.6 甲醇塔循环气量及其组成组分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合计流量Nm3/ h171.543232.8088733.9932997.10267.39244.1116.12712253.076组成，%1.401.9071.2824.460.550.360.051004.2.3.11 甲醇合成塔入塔气量的计算 根据，由表4.4与表4.6计算得甲醇合成塔入塔气（）量，如表4.7所示：表4.7 甲醇合成塔入塔气量及其组成组 分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合 计流量Nm3/ h595.937304.36810951.8133449.69873.04650.8316.12715431.82组成/%3.861.9770.9722.360.470.330.041004.2.3.12 甲醇合成塔出塔气流量及组成计算 因为，根据表4.3和表4.7得表4.8如下所示：表4.8 甲醇合成塔出塔气流量及组成组成COCO2H2N2CH4Ar入塔气流量，Nm3/ h595.937304.36810951.8133449.69873.04650.831合成反应消耗，Nm3/ h393.6333.22890.83反应生成物，Nm3/ h4.81出塔气流量，Nm3/ h202.307271.14810060.9833449.69877.85650.831组成，%1.391.8669.0123.660.5350.35组分CH3OHC4H8OH(CH3)2OC8H18H2O合计入塔气流量，Nm3/ h6.12715431.82合成反应消耗，Nm3/ h1317.68反应生成物，Nm3/ h414.300.501.290.4043.99465.29出塔气流量，Nm3/ h420.4270.501.290.4043.9914579.43组成，%2.880.0150.0150.0150.301004.2.3.13醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表4.9。表4.9 甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分COCO2H2N2CH4Ar分离器损失气量Nm3/ h4.9543.3213.091.6460.384出分离器气体流量Nm3/ h197.353267.82810047.8933448.05277.47250.831组成，%1.401.9071.2824.460.550.36出分离器液体流量Nm3/ h（气态）组成，%重量，kg/h组成，%组分CH3OHC4H9OH(CH3)2OC8H18H2O合计分离器损失气量Nm3/ h0.6224.014出分离器气体流量Nm3/ h7.0470.3214096.796组成，%0.05100出分离器液体流量Nm3/ h（气态）412.760.500.970.4043.99458.62组成，%90.000.110.210.099.59100重量，kg/h589.661.651.992.0435.35630.69组成，%93.490.260.320.335.601004.2.3.14 粗甲醇在中间贮槽减压放出的弛放气流量与组成如表4.10。表4.10 甲醇弛放气流量与组成组分COCO2H2N2CH4CH3OH合计弛放气量Nm3/ h4.9543.3213.091.6460.3840.6224.014组成，%20.6313.8354.516.851.602.581004.2.3.15 醇后气经精炼得精炼气流量与组成如表4.11所示。表4.11 精炼气流量和组成组分H2N2CH4Ar合计精炼气流量，Nm3/ h1313.90450.9510.086.721781.65组成，%73.7525.310.560.381004.2.3.16 根据表4.1、表4.11得氨合成塔生产最终物料平衡表，见表4.12。表4.12 氨合成塔物料平衡表消 耗 分 类反应消耗或损耗反应合成NH3合 计H2N2CH4Ar精炼气Nm3/ h1313.90450.9510.086.721781.65溶解损耗Nm3/ h21.6420.1941.83小计1292.26430.7610.086.721739.82合成反应消耗Nm3/ h1292.26430.75861.50吹出气Nm3/ h0.0110.086.7216.81氨扩散损耗Nm3/ h（30.08）30.08合成氨产量Nm3/ h831.85831.85Kg/h631.31631.314.2.3.17 汇总物料平衡各过程，得平衡汇总表4.13。4.3合成工段热量衡算4.3.1全塔入热计算 查手册11，根据表4.7甲醇合成塔入塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表4.14。表4.14 醇合成塔入塔各组分热容和热量组 分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合计组分热容kJ/(kmolC)32.8790.9829.3932.0945.1425.1655.69入塔量Nm3/ h595.937304.36810951.8133449.69873.04650.8316.12715431.82kg/h26.60413.588488.92154.0043.2612.2690.274688.92入塔热量kJ/(hC)874.471236.2414369.364941.99147.2057.0915.2621641.61根据计算条件，入塔气温为40C，所以入塔总热量为： 4.3.2 塔内反应热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2按反应式（4-2）、（4-3）、（4-4）、（4-5）、（4-6）及（4-7），生成甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表4.15。表4.15 甲醇合成塔内反应热组 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18CH4H2O合计生成热，KJ/mol102.3749.62200.39957.98115.69-42.92生成热Nm3/ h414.301.290.500.404.8133.22454.52Kg/h18.4960.0580.0220.0180.2151.48320.49反应热，KJ/h1893435.522877.964408.5817243.6424873.35-6365 0.361879188.694.3.3 塔出口总热量计算根据甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容及表4.8所示的甲醇合成塔出口物料的流量，并按，分别算出出塔各组分的热量，列表为4.16。表4.16 甲醇合成塔出塔各组分的比热容组 分COCO2H2N2CH4比热容，kJ/(kmolC)31.4961.9729.4631.1546.06气量Nm3/ h202.307271.14810060.9833449.69877.856Kg/h9.03212.105449.151154.0043.476C出塔，KJ/(hC)284.42750.1513231.994797.22160.10组分ArCH3OHC4H9OH(CH3)2OC8H18H2O合计比热容，kJ/(kmolC)22.8655.6961.7656.52318.2129.31气量Nm3/ h50.831420.4270.501.290.4043.9914579.43kg/h2.26918.7690.0220.0580.0181.964650.867C出塔，KJ/(hC)51.871045.251.363.285.7357.5620388.934.3.4 全塔热损失 计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为： 4.3.5出塔气体温度 按全塔热平衡方程式 ，求出出塔气体温度。 4.3.6 汇总能量平衡各过程，得平衡汇总表4.17表4.17 甲醇合成塔全塔热平衡表热 量气体显热反应热热损失合计入热，KJ/h865664.41879188.692744853.09出热，KJ/h2607744.147137242.6552744986.80误差=在允许的范围内。4.4甲醇水冷器的热量平衡计算4.4.1 热平衡方程式 式中分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h 在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h 出冷凝器液体带热，kJ/h 冷却水带走热量，kJ/h4.4.2 热平衡计算由手册11查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表4.18表4.18 粗甲醇中各组分的物理常数组 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O汽化热,kJ/kg1117.93531.75577.81307.052260.98液体热容,kJ/(kgC)2.722.6382.5962.264.187假设，有相变物质在低于沸点时全部冷凝，扩散于气相中的组分忽略不计。4.4.2.1气体冷凝放热 式中 冷凝液体流量，kg/h 组分的汽化热，KJ/kg根据表4.9数据计算得出塔各组分及冷凝放热量如表4.19表4.19 出塔气在冷凝器冷凝放热量组 分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O合计冷凝量Nm3/ h412.760.970.500.4043.99458.62Kg/h589.661.991.652.0435.35630.69放热量，KJ/(hC)659198.601058.18953.39626.3879925.64741762.194.4.2.2 进冷凝器气体总热量 式中 GF进冷凝器各组分摩尔流量，kmol/h CP各组分比热容，J/（mol.） T出塔出合成塔气体温度，4.4.2.3 冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显热 式中 GF冷凝器出口各组分摩尔流量，kmol/h CP出口气体各组分比热容，J/（mol.） T出口冷凝器出口气体温度， 根据表4.9各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为表4.20。表4.20 冷凝器出口各气体组分的显热组分COCO2H2N2CH4ArCH3OH合计热容，J/mol34.4238.6029.0229.0636.6820.8344.21气量Nm3/ h197.353267.82810047.8933448.05277.47250.8317.04714096.476Kg/h8.81011.957448.567153.9313.4592.2690.315629.308热量，kJ/(hC)303.24461.5413017.414473.23126.8847.2613.9318443.49因冷凝器气体出口温度为38，所以出口气体热量为： 4.4.2.4 冷凝器出口液体带走热量。 GF冷凝器出口液体各组分摩尔流量，kmol/h CP各液体组分的比热容，J/（mol）。于是，根据表4.18和表4.19，计算冷凝液体带走热量为表4.21。表21 冷凝器出口液体热量组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18H2O合计液体热容，KJ/(KgC)2.722.6382.5962.264.187流量，Kg/h589.661.991.652.0435.35630.69热量，KJ/(hC)1603.885.254.284.61148.011766.03因冷凝器出口液体温度为38，故液体带出热量为： 于是，由冷却水带走的热量为： 则冷凝器热平衡如表4.22表4.22 冷凝器热平衡表带入热量，KJ/h带出热量，KJ/h气体显热冷凝热合计气体显热液体带出热冷却水带热合计2607744.147741762.193349506.337700852.6267109.142581544.5173349506.3374.4.2.5 冷却水的用量已知：冷凝器冷却水温度为32，回水温度为45，则冷凝器需冷却水量为： 5 主体设备设计5.1主换热器设计5.1.1相关数据 根据上端原料气与下端冷气的比率及换热器的热负荷确定：的原料气走壳程。 已知：上端原料气进换热器的温度为50，产物进换热器的温度分别为270，产物出换热器的温度为127.9，可求得原料气出换热器的温度为263.4。定性温度:可取流体进出口温度的平均值.壳程原料气的定性温度为：156.7管程产物的定性温度为:199根据定性温度,可查得流体的有关物性数据.原料气在156.7下的物性数据: 平均摩尔质量： 定压比热容: Cp0=2.95 kJ/(kg.) 导热系数: 0=0.1276 W/(m.)粘度: 0=17.8Pa.s产物在199下的物性数据: 平均摩尔质量： 定压比热容: Cpi=2.86kJ/(kg.) 导热系数: i=0.144 W/(m.) 粘度: i=20.3Pa.s5.1.2计算总传热系数1213145.1.2.1热流量 5.1.2.2平均传热温差 5.1.2.3总传热系数5.1.2.3.1管程传热膜系数设，选用的碳钢传热管。在产物的定性温度下，查图15知，产物的压缩因子为Z=0.615 （其中199为产物的定性温度）产物的质量流量为：列管内产物的质量流量为：故可知，单程列管数为从而可以算得列管内的实际质量流量为：则算得管内的雷诺数和普兰特常数如下： 5.1.2.3.2壳程传热膜系数假设壳程传热系数为ao=200W/(m2.)污垢热阻管壁的导热系数 =45 W/(m.)5.1.2.3.3总传热系数为： 5.1.2.4计算传热面积考虑15%的面积裕度,S=1.15S=1.1544.62=51.315.1.3工艺结构尺寸5.1.3.1 管径和管内流速 选用252.5的传热管(碳钢)，管内流速取0.3m/s.5.1.3.2 管程数和传热管数 前面已算得单程列管数为 按单程管计算,所需的传热管长度为 实取管长，则管程数为一。总列管数为5.1.3.3 热管排列 采用组合排列法，即按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=0.032m5.1.3.4 壳程内径 对多管程结构有 又对于此处的换热器，其中心有一冷