最新年产40万吨甲醇合成工艺设计

1、目录摘要1第1章甲醇精馏的工艺原理2第1.1节基本概念2第1.2节甲醇精馏工艺3甲醇精馏工艺原理3主要设备和泵参数3膨胀节材料的选用6第2章甲醇生产的工艺计算7第2.1节甲醇生产的物料平衡计算7第2.2节生产甲醇所需原料气量9生产甲醇所需原料气量9第2.3节联醇生产的热量平衡计算15甲醇合成塔的热平衡计算15甲醇水冷器的热量平衡计算18第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算21预塔和主塔的物料平衡计算21预塔和主塔的热平衡计算25第3章精馏塔的设计计算33设计的依据及来源33设计任务及要求33第3.2节计算过程34塔型选择34操作条件的确定34操作压力34进料状态 35加热方式35热能利用35第3

2、.3节有关的工艺计算36最小回流比及操作回流比的确定36塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算37全凝器冷凝介质的消耗量37热能利用38理论塔板层数的确定38全塔效率的估算39实际塔板数40第3.4节 精馏塔主题尺寸的计算40精馏段与提馏段的体积流量40精馏段40第3.5节塔径的计算43第3.6节塔高的计算45第3.7节塔板结构尺寸的确定463.7. 1塔板尺寸46弓形降液管47堰高 47降液管底隙高度h0 47进口堰高和受液盘47浮阀数目及排列47浮阀数目48排列 48校核 49第3.8节流体力学验算49气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）49 TOC o 1-5 h z 干板阻力49板上

3、充气液层阻力49由表面张力引起的阻力50第3.9节漏液验算50第3.10节液泛验算50第3.11节 雾沫夹带验算51雾沫夹带上限线51液泛线52液体负荷上限线52漏液线52液相负荷下限线52第3.13节操作性能负荷图53第3.14节 各接管尺寸的确定54进料管54釜残液出料管55第3.15节回流液管55第3.16节塔顶上升蒸汽管55第3.17节水蒸汽进口管56第4章 辅助设备的计算及选型57第4.1节水冷排设计计算58第4.2节 水冷排的设计选型59第4.3节 预塔进料泵的选型60参考文献62附录63致谢64年产40万吨甲醇合成工艺设计摘要目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体

4、的趋势 是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原*斗一一甲 醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择 最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的 重点。通过查阅资料最后采用中压法在265C合成400kt/a的粗甲醇，并应用 三塔精馏来对其进行精制。本设计说明书首先概述了甲醇的性质和发 展历史，并介绍了我国甲醇工业的发展；对合成和精馏工段进行了物 料和热量的工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细的设计计算，最后对水 冷排和预塔进料泵做了设计计算。在上述工作的基础之上，参考相关的资料和标准对合成工段的设备和 管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，

5、物料流程图， 工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图及管道布置图。关键词：设计；工艺；合成；第一章甲醇精馏的工艺原理第1.1节基本概念精馏是利用不同物质的挥发度不同，将液体混合物进行多次部分气化, 同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离到所要求组分的操 作过程。精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔的进料口连续加入塔 内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回流 入塔顶，成为回流液，其余作为馏出液（塔顶产品）连续采出。自加 料位置以上部分，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传 递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸气沿塔上 升，与下降的液体逆流接触并进行物质

6、传递，塔底连续排出部分液体 作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组份向液 相传递，而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，上 升蒸汽中轻组份的浓度逐渐提高，只要有足够的相间接触表面和足够 的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分，塔的上半部 完成了上升蒸气的精制（除去其中的重组份），因而成为精馏段。在 塔的加料口位置以下下降液体中的轻组份被蒸出，重组份被提浓，故 称之为提馏段。精馏塔的操作应当掌握三个平衡。物料平衡塔的总进料量（F）=塔顶馏出物量（D）+塔底排出物量（W）;某一组分（x）的总进料量（Fxfi）=塔顶采出量（Dxdi） +塔底 排出量（Wwi）物

7、料平衡的建立，是衡量精馏塔内操作的稳定程度，它表现在 他的能力大小和产品质量的好坏，一般应当根据入料量侣）而适当采 取馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才能保证精馏塔内操作条件稳 定，当塔的物料平衡被破坏时，精馏塔的温度、压力降都会发生大幅 度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率降低等问题，系统不 能正常运行。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡的操作是最频繁的 调节手段，操作时还必须同时考虑塔内的热量平衡。汽液平衡汽液平衡影响到甲醇产品的质量和精馏损失等，主要是通过 调节精馏塔的操作条件（温度、压力、负荷），来调整塔盘上面气液 接触的情况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济的效果。汽 液

8、平衡是通过在每块板上气液互相接触进行传质和传热而实现的。汽 液平衡和物料及热量平衡密切相关，塔内温度、压力、物料量的变化 都将直接影响汽液平衡。热量平衡热量平衡是塔设计和操作的重要依据，当精馏塔在正常运行 时，塔内的温度和压力是稳定的，加入塔的热量和出塔的热量也是平 衡的。入塔热量包括进料及回流的流量与温度、再沸器蒸汽流量，而 出塔热量则包括塔顶、塔底出料的温度、流量、汽化热以及热损失等。 正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器的蒸汽量来调整塔的热量平衡。总之，精馏系统的操作就是要掌握好精馏塔的物料平衡和热量 平衡，并由此稳定好塔盘的汽液平衡，来达到产品质量合格，同时排 放废液中甲醇含量低、甲醇收

9、率高的目的。第1.2节甲醇精馏工艺甲醇精馏工艺来自甲醇合成工序的粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70 r，然后进入预 蒸馏塔精馏。塔顶出来的蒸汽温度为74.2 r，对应的压力为 0.13MPa(A)，先经过预塔冷凝器A在65C左右将其中的大部分甲醇冷 凝下来，冷凝下来的甲醇进预塔回流槽，未冷凝的气体则进入预塔冷 凝器B冷却至40C后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也进入预 塔回流槽，预塔回流槽的液体由预塔回流泵加压后作预蒸馏塔回流液， 由预塔冷凝器B出来的气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150C后去气柜。向萃取槽中补入除盐水作预蒸馏塔萃取剂。排 放槽出来的甲醇液由排放槽泵加压后送回收

10、塔。由除盐水和固体氢氧化钠在碱液槽中制备5%一10%的NaOH溶 液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有机酸，控 制预蒸馏塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。预蒸馏塔塔底排出液由加压塔进料泵加压后送往加压精馏塔 精馏，加压精馏塔操作压力约0.8MPa。塔顶甲醇蒸汽温度约128C， 至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一部分送往加压 精馏塔作回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后送精甲醇计量槽。加压精馏塔塔底排出液送往常压精馏塔。常压塔顶甲醇蒸汽温 度约66 C，经常压塔冷凝器冷却至40 C后进常压塔回流槽，由常压塔 回流泵加压后一部分作常压精馏塔回流液，另一部分送精甲醇计量

11、槽。 常压塔再沸器热源为加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽。常压精馏塔塔底排出 的含少量甲醇的废水由回收塔进料泵加压后送甲醇回收塔回收塔塔顶蒸汽经回收塔冷凝器冷却至40C后进回收塔回流槽，由回 收塔回流泵加压后一部分作回收塔回流液，另一部分送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇的废水一部分由废水泵加压后送部分氧化装 置，另一部分送入排放槽作洗涤水。各精馏塔再沸器热源为0.7MPa低压蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲 醇预热器作热源，然后去除盐水站。本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽 泵送至粗甲醇贮槽。这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇放净 液对环境造成污染。在生产过程中，常压塔顶会出现不凝气的积

12、累而影响塔的操 作，这可从常压塔顶的温度、压力的对应关系判断。这部分不凝气的 排放是通过常压塔冷凝器上的放空阀来实现的，排放气送放空总管高 点放空。预蒸馏塔和甲醇回收塔压力由PV-15501A和PV-15501B分程调节。阀 后不凝气通过放空总管高点放空。? ?加压精馏塔压力由调节阀PV15521控制。? 常压精馏塔压力由PV-15530A和PV-15530B分程调节。压力低于 -0.02MPaG时补氮气，压力高于0.015MPag阀门PV-15530B开启放空。 再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上的流量调节阀调节。塔底液位由塔 底出口管线上的液位调节阀调节。主要设备和泵参数主要设备参数和主要泵参

13、数分别见表1-1.表1-2.表1-1主要设备参数表?设备名称规格设计参数设计压力/MPa设计温度/C脱醚塔 DN1400 x23635 0.2 90加压精馏塔 DN150006567 0.8 150常压精馏塔 DN1800 x35917 0.2 110脱醚塔再沸器DN900 x3503管程:0.2;壳程:0.8管程:100 ;壳程：170加压塔再沸器DN1300 x4444管程:1.0;壳程:1.0管程:150 ;壳程:180常压塔再沸器DN1600 x4781管程:0.2;壳程:0.8管程：120 ;壳程:125脱醚塔冷凝器DN800 x4357管程:0.5;壳程:0.2管程:40;壳程:8

14、0常压塔冷凝器DN1000 x5136管程:0.57;壳程:0.2管程:50;壳程:100杂醇油冷却器DN250 x2447管程:0.5;壳程:0.18管程:50;壳程:100?表1-2主要泵参数表?泵名称 流量/(m3/h)扬程/m人口压力/Mpa使用温度/C粗醇泵30 50常压40脱醚塔回流泵30 50 0.12 80加压塔进料泵30 100常压78 加压塔回流泵30 60 0.7 122 常压塔回流泵30 64 0.13 62 残液泵 10 50 0.15 109 膨胀节材料的选用加压塔再沸器和常压塔再沸器的气体出口管均是高温甲醇蒸气，加压 塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1500C，压力

15、为0.7MPa，常压塔再沸器出口 管道甲醇气体温度为1150C，压力为0.16 MPa，两根管道需要加膨胀 节来克服管道的热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家认为只 要是不锈钢材料即可，其实，最佳的材料选用应当用316L不锈钢材料。 因为304不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇 气的耐腐蚀性能要好一些。第2章甲醇生产的工艺计算化工生产的工艺计算主要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算 是作为化工工艺过程的设计、工艺管路的选择及生产管理、工艺条件 选择的主要依据；对于平衡原料、产品产量，选择最佳工艺条件，确 定操作控制指标，合理利用手产中的废料，废气，废热都有重要作用

16、。 第2.1节甲醇生产的物料平衡计算甲醇生产中，原料气的量与组成在一定范围内是根据物料平衡计算和 生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮的比例等。在生 产过程中，也会产生不需要的或者有害的组分，如硫化物、二氧化碳、 甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有的还必须在生产过 程中测定。为了最终求得合成甲醇和合成氨所需要的总原料气量，保持反应及平 衡的组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、 合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨的全过 程达到平衡。计算年产400kt，醇氨比40%。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

17、300d。原料液甲醇含量：84%（质量分数）， 原料液温度：45 C设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%（质量分数）塔底的甲醇含量不大于0.5%（质量分数）产品粗甲醇的组成（质量为）：甲醇（CH30H）84%二甲醚（CH3） 2O）0.36%高级醇（C4H9OH）0.30%高级烷烃（C8H18）0.24%水(H20)5%产量分配为：合成氨 60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h粗甲醇 400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h计算实现合成氨产量计划所需要原料气(醇后气)的量：参加反应理论耗气量根据反应方程式：1 H2+ N2=NH3则耗氢气为：1 X =55764kmol

18、/h=1247.424Nm3/hX =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h原料气中惰性气含量为 (1247。424 + 4157.216) =167.966Nm3/h其中 CH4 为 100.78Nm3/h, Ar 为 67.19Nm3/h在压力为30X106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：查物性手册表7,在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H2 34.3Nm3/t; N2, 32Nm3/t。则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。液氨在贮罐气中的扩散损失查物性手册表，在1.6X106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨的

19、平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失(G氨损)为=Nm3/hG 氨损=36。24 Nm3/h醇后气中尚有 CO1.4%; CO21.9%; CH3OH 0.05%则每小时需要G醇后气为=17505.95 Nm3/h其中：CO2 2415.08 Nm3/h CO 332.61 Nm3/h CH3OH 8.75 Nm3/h于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表示第2.2节生产甲醇所需原料气量表2-1合成氨生成耗用醇后气量及其组成耗用量气体组成，Nm3/hH2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计 合成氨反应 12471.424 4157.26 16628.64精炼损耗一一332

20、.61 245.08 8.75 586.44液氨中溶解损耗26.07 24.32 50.39续表2-1合成氨生成耗用醇后气量及其组成耗用量 气体组成，Nm3/hH2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计 氨扩散损耗 54.37 18.12 72.49 惰性气一一一一100.78 67.19 167.966 合计醇后气组成，% 12551.86471.7 4199.6623.99 332.611.9 245.081.4 100.780.57 67.190.38 8.750.05 17505.93 100生产甲醇所需原料气量(1)合成甲醇的化学反应主反应：CO+2H2=CH3OH+1

21、02.37KJ/mol(2-2)副反应：2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39KJ/mol(2-3)CO+3H2=CH4+H2O+115.69KJ/mol4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98KJ/mol(2-6)(2)粗甲醇组分，算得组分的生成量5938.972Kg/h(2-4)(2-5)甲醇(CH3OH)4157.216 Nm3/h二甲醚(CH3) 2O)Nm3/h高级醇(C4H9OH)Nm3/h高级烷烃(C8H18)Nm3/h水(H2O)Kmol/h, 392.6 Nm3/h即 185.59 Kmo

22、l/h,20.823 Kg/h20.192 Kg/h14.513 Kg/h即 0.453 Kmol/h, 10.147即 0.273 Kmol/h, 6.115即 0.127 Kmol/h, 2.843315.5 Kg/h即 17.528（3）生产测提，按反应式（2-4）每生产1t粗甲醇的同时，CH4生成 量为7.56 Nm3/h；即0.34 KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小时生生成量 为 3.86Nm3/h,即 0.1717Kmol/t。（4）忽略由原料气带走的水分，根据反应式（2-3）、（2-4）、（2-5）、(2-7)，求得反应(2-6)生成的反应水为：17.5280.4530.1

23、7170.273X30.127X8=15.07 kmol/h即在逆变换反应中生成15.07 kmol/h的CO和H2O(5)当压力为10X106Pa,在30C时，每1t粗甲醇中溶解反应气组成如表2-2所示。表2-2混合气在粗甲醇中的溶解量组分 COCO2H2 N2CH4(CH3)2O小计溶解量 Nm3/t9.816.5825.923.260.76 1.9248.25Nm3/h4.9543.3213.091.6460.384 0.9724.364组成，%20.3213.6353.736.761.58 3.98100粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失根据测定，在35。C时液态甲醇中释放的CO、CO2、H

24、2等混合气中， 每含37.14g甲醇。假设经减压生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：(4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177)X0.03717=1.209Kg/h即 0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h式中0.06为二甲醚减压后的释放量。因为反应式(2-2)生成的二甲 醚有10.147 Nm3/h，其中有0.97 Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06 Nm3/h扩散进入气相（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h 时，带入甲醇为 17505.93 x 0.05%=8.75 Nm3/h

25、（8）综合表2-1和2-2,即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所 组成，列表2-3。表2-3进早醇合成塔新鲜气组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计合成甲醇消耗，Nm3/h 3905.247 340.888 8823.516 1.646 -3.64413071.297合成氨消耗，Nm3/h 332.61 245.08 12375.38 4199.656 100.78 67.19 17497.18新鲜气消耗,Nm3/h、4237.857 588.968 21375038 4201.302 97.136 67.19 30564.833新鲜气组成，% 13.86 1.92 69.9

26、3 13.74 0.32 0.21 100（9）变换气需要量如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2, N2的 损失，查化工热力学在压力2.5X106Pa, 30C。C, H2和N2在水中溶 解度为 0.427 Nm3/t 和 0.329 Nm3/t 水已知水洗塔的气水比为10,则每小时洗涤用水量为30564.833 Nm3/h。则H2, N2在水洗过程中的损耗为H2： 30264.833X0.427=13051.184 Nm3/hN2： 30564.833X0.329=1055.83 Nm3/h已知：变换气中CO2含量3变CO2）为：G 变 CO2=20872.38

27、Nm3/h于是，进水洗塔变换气流量与组成如表2-4所示。表2-4变换气流量及组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计流量,Nm3/h 4237.857 20644.508 34426.564 14257.132 97.136 67.19 73730.387组成，% 5.75 28 19.34 19.34 0.09 0.09 100（10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%,根据表2-3，设甲醇塔出塔 气量斯社3醇出塔）为G 醇出塔=146898.09 Nm3/hG 醇循环=1746898.0917505.934582.422+3.8523.394=1247.90.194 Nm3/

28、h故得循环气各组分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循环气量及其组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4流量，Nm3/h 2371.014 1747.063 88913.013 30561.119 686.646组成，% 1.9 1.4 71.25 24.49 0.05续表2-5甲醇塔循环气量及其组成组分CH4 Ar CH3OH小计流量，Nm3/h 686.646 449.245 62.395 124790.194组成，% 0.05 0.36 0.05 100449.245（11）甲醇合成塔玉塔气量的计算根据G入四醇塔二G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功

29、偈入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算因为G醇出塔二仔醇入塔一仔醇反应+仔醇一仔醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成表2-6甲醇合成塔入塔气量组分 CO CO2 H2 N2流量，Nm3/h 6608.871 233.031 91088.393 34762.421组成，% 4.85 1.71 66.9 25.53续表2-6甲醇合成塔入塔气量组分CH4 Ar CH3OH小计流量，Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028组成，% 0.58 0.38 0.046 100表2-7甲醇合成塔出

30、塔气流量及组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar入塔气流量，Nm3/h 6608.871 2333.031 91088.393 34762.421 783.482 516.435合成反应消耗，Nm3/h 3900.293 337.568 8810.426 反应生成物，Nm3/h 3.85 出塔气流量，Nm3/h 2708.578 1995.463 82277.967 34762.421 779.632 516.435组成 2.12 1.56 64.45 27.23 0.61 0.40续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成组分 CH3OH C4H9OH (CH3) 2O C8H18 H2

31、O 合计 入塔气流量，Nm3/h 62.395 136455.028合成反应消耗，Nm3/h 136048.28反应生成物，Nm3/h4165.9666.11510.1472.843369.914558.831出塔氢流量，Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369091127665.581组成，% 3.310.008 0.29 醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar分离器损失气量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 出分离器气体流量，N

32、m3/h 2713.624 1992.143 82264.877 34760.775 779.248 516.435出分离器气体组成，% 2.20 1.62 66.83 28.24 0.63 0.42出分离器液体量，Nm3/h 出分离器液体组成，% 出分离器液体重量，Kg/h 出分离器液体组成，% 续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分 CH3OH C4H9OH (CH3) 2O C8H18 H2O 合计分离器损失气量，Nm3/h 0.847 24.004出分离器气体流量，Nm3/h 71.145 9.117 123097.364出分离器气体组成，% 0.06 100出分离器液体

33、量，Nm3/h 4157.216 6.15 10.147 2.843 369.91 4546.266出分离器液体组成， 91.44 0.13 0.22 0.062 8.14 100出分离器液体重量，Kg/h 5938.88 31.30 20.84 14.47 297.25 6302.7.339 出分离器液体组成，% 94.23 0.50 0.33 0.23 4.7 100（14）粗甲醇在中间储槽减压放出的弛放气流量与组成如表2-9 表2-9甲醇施放气流量与组成组分 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合计施放气流量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384

34、 0.61 24.004组成，% 20.64 13.83 54.53 6.86 1.60 2.54 100（15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。表2-10精炼气流量组成组分H2 N2 CH4 Ar合计精炼气流量，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 16915.85组成 74.20 24.83 0.57 0.40 100.00（16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11 表2-11氨合成塔物料平衡表消耗分类H2 N2 CH4 Ar反应生成NH3合计 精炼气，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67

35、.19 溶液损耗，Nm3/h 26.07 24.32 小计 1252.794 4175.34 97.136 67.19 合成反应消耗，Nm3/h 12525.794 4175.34 8349.18 吹出气，Nm3/h 0.75 97.134 67.19 165.076氨扩散损耗，Nm3/h36.24 36.24合成氨产量，Nm3/h8312.94 8312.94合成氨产量，kg/g 6308.928 6308.928粗甲醇的精馏几乎全部是物理过程，其物料平衡计算与上述订算方法 有一定的差别。第2.3节联醇生产的热量平衡计算物料平衡计算之后，可以根据各段的物料量，进行热平衡计算。热平 衡计算可以

36、为生产过程提供热能的供需量、如热交换的换热面积、热 介质或冷介质的消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料 和能量的消耗定额，计算产品成本和结济效益。通过热量或能量平衡 计算，可以各个还节中找出不合理的损耗，以此作为实现高产。低耗 的重要手段落。生产过程中主要是输入和输出的热量和能量，能量或热量的转换是基 于能量守衡定律。在一个封闭的体系中，各种能量之总和将维持不变。 热平衡是以物料平衡为基础，在连续生产过程中是以单位时间来计算 的，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、 从外界输入的热量和随反应物、化学产物带出的热量以及设备、器壁 散失热量等都一一考虑在内进行计算。

37、年产60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的热量平衡计算根据以上提供条件和计算结果。工艺条件：（1）进塔气体温度平均按时40r计算；（2）冷凝器气体 出口温度与液体温度相等，都为38C；（3）冷却水温度为32，）令 却回水为45C ; （4）系统热损失为5%。甲醇合成塔的热平衡计算全塔热平衡方程式+ =（2-7）式中：。入塔气一入塔气体组分热量，kJ/h;Q一合成反应和副反应的反应热，kJ/h;G出塔一了合成塔各组分，包括反应物、生成物 流量，Nm3/h;Gm入一各组分的比热容，kJ/ Nm3 ;T m入一出塔气体温度，。CQ损失一合成塔热损失，kJ/h又:(2-8) 式中G入塔气体各组分流量，Nm3/

38、h。又(2-9)式中Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5-分别为甲醇、二甲醚、异 丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h;Qr6一二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。而二GX式中Gr各组分的生成量，生成反应的热量变化kJ/ m3或kJ/molo全塔入热计算查物性手册，压力为10X106Pa,根据表2-7甲醇合成塔气各组分量， 算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12根据计算条件，入塔气温为40o C,所以入塔总热量为 192197.655X40=7687906.2kJ/h表2-12甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分 CO CO2 H2 N2比热容 kJ ( kmol o C)32.87 90.9

39、8 29.39 32.99入塔量 Nm3/h 66608.871 2333.031 91088.393 34762.421Kmol/h 295.039 104.153 4066.447 1551.894入塔热量，kJ/(h oC) 9697.932 9475.840 11951.877 51196.983续表2-12甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分CH4 Ar CH3OH合计比热容 kJ （ kmol o C）45.14 25.16 55.69 入搭量Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028Kmol/h 34.977 23.055 2.785 607

40、8.349入塔热量，kJ/（h oC） 1578.862 580.064 155.097 192197.655塔内反应热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、 （2-5）、（2-6）及（2-7），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2-13所示塔出口总热量计算查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲 醇合成塔出口物料的流量，并按Q出塔二G出塔X Cm入，分别算出出 塔各组分的热量，列表为2-14o表2-13甲醇合成塔内反应热组分 CH3OH(CH3) 2O C4H9OH生成热，kJ/

41、h 102.37 49.62 200.39生成量 Nm3/h 4157.216 10.147 6.115Kmol/h 185.59 0.453 0.273反应生成热，kJ/h 18998848.3 22477.86 54706.47续表2-13甲醇合成塔内反应热组分C8H18 CH4 CO合计生成热，kJ/h 957.98 115.69 -42.92 生成量 Nm3/h 2.843 3.85 337.568 4517.739Kmol/h 0.127 0.172 15.07 201.68反应生成热，kJ/h 121663.46 19898.68 646804.4 18570790.37表2-14

42、甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar比热容，kJ ( kmol 。C)31.49 61.97 31.15 31.15 46.06 22.86气量 Nm3/h 2708.578 1995.463 34762.421 34762.421 779.632 516.432Kmol/h 120.919 89.083 1551.893 1551.893 34.805 23.055出塔热量，kJ (h 。C)3807.739 5520.473 48341.467 48341.467 1603.118 527.037续表2-14甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分

43、CH3OH C4H9OH (CH3) 2O C8H18 H2O 合计比热容，kJ ( kmol 。C)55.69 61.76 56.52 318.21 29.31 气量 Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369.91 127657.981Kmol/h 188.766 0.273 0.453 0.127 16.51 5699.017出塔热量，kJ （h 。C）10512.378 16.860 25.604 40.413 483.908 179089.201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Q 热损失二（Q 入塔 +。反应）X5%= （76

44、87906.2 + 18570790.37） X5%1312934.829 kJ/h按全塔热平衡方程式，求出出塔气体温度T出7687906.2 + 18570790.37=179089.201 XT 出 + 1312934.829T 出=139.30。C于是，得表2-15表2-15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/h 7687906.02 18570790.37 26258696.57出热，kJ/h 24945761.74 1312934.829 26258696.57甲醇水冷器的热量平衡计算A.热平衡方程式Q入口气+ Q冷凝=。出口气+ Q液体+ Q冷却水式中，Q

45、入口气、Q出口气一分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h；Q冷凝一在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h；Q液体一出冷凝器液体带热，kJ/h；Q冷却水一冷却水带下走热量，kJ/h。2.热平衡计算由物性手册查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表216。表2-16粗甲醇中各组分的物理常数组分 CH3OH(CH3) 2O C4H9OH C8H18 H2O气化热，kJ/h 1177.93 531.75 577.81 307.05 2260.98液体比热容，kJ (h - o C)2.72 2.638 2.596 2.26 4.187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气体)令凝放

46、热Q冷凝二GX根椐表4-17数氢计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17进令器气体总热量Q 入冷凝器二Q 出塔二 XT 出塔=2900033.612 kg/h(2-10)式中GF一进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h;CP各气体组分比热容，kJ ( kmol o C);T出塔一出合成塔气体温度，。C;表2-17出塔气在冷凝器冷凝放热组分 CH3OH(CH3)2O C4H9OH冷凝器Nm3/h 4157.216 10.147 6.15Kmol/h 5938.88 20.837 20.317放热量，kg/h 6639252.118 11080.075 11739.366组分C8H18 H2O合计冷

47、凝器 Nm3/h 2.843 369.91 4546.266Kmol/h 14.469 297.249 6291.752放热量，kg/h 4442.706 672074.044 7338588.309冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显Q、出冷凝=XT出口(2-11)式中GF一冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h;CP一出口气体各组分比热容，kJ( kmol。C);T出口一冷凝器出口气体温度，。C。根据表(8-7)各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表 为 2-18。表2-18冷凝器出口各气体组分的显热组分 CO CO2 H2 N2比热容，J( kmol - o C)34.42 3

48、8.60 29.02 29.06气量 Nm3/h 2703.62 1992.143 8226.877 34760.775Kmol/h 120.700 88.935 367.27 1551.820热量，kJ ( kmol oC)4154.494 3432.891 10658.75 45095.890续表2-18冷凝器出口各气体组分的显热组分CH4 Ar CH3OH合计比热容，J ( kmol - o C)36.68 20.83 44.21 气量 Nm3/h 779.248 516.435 71.145 49050.213Kmol/h 34.788 9.663 3.176 2189.742热量，k

49、J ( kmol - o C)1276.024 201.280 13.92 76316.674因冷凝器气体出口温度38o C,所以出口气体热量为Q出)令凝器=76136.674X38=2900033.612 kg/h冷凝器出口液体带走热量Q、出冷凝器Q、出冷凝器二式中GF一冷凝器出口液体各组分的摩尔流量，Kmol/h;CP各液体组分的比热容，J ( kmol。C);于是，根据表2-16各表2-17，计算冷凝液体带走热量为表2-19因冷凝器出口液体温度为38o C,故液体带出热量；Q 出冷凝器=17538.716X38=666471.208 kJ/h于是，由冷却水带走热量；Q 令却水=24945

50、761.74 + 7338588.309 一 (2900033.612 + 666471.208)=28717845.23 kJ/h组分 CH3OH(CH3) 2O C4H9OH C8H18 H2O 合计液体比热容，kJ/(kg。C) 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187 流量，kg/h 5938.88 20.837 20.317 14.469 297.249 6291.722热量，kJ (h 。C)16153.754 54.968 52.743 32.670 1244.581 17538.716则冷凝器热平衡如表2-20表2-20冷凝热平衡表带入热量，kJ/h带出热量，kJ

51、/h气体显热冷凝热合计气体显热液体带热冷却水带热合计24945761.74 7338588.309 17607173.431 2900033.612 666471.208 28717845.23 32284350.05冷凝器用水量已知：冷凝器冷却水温度为32。回水温度为45。C则冷凝器冷却水量为527600.91 kg/h=527.6t/h第2.4节粗甲醇精馏物料及热量计算预塔和主塔的物料平衡计算根据第一节的条件测得：粗甲醇的密度0.87g/ml,PH值8,初馏值采出量20 l/h。a.预塔物料平衡计算A.进料粗甲醇，6310kg/h.根据第一节的计算结果，每小时进入预塔的物料如表2 -21表

52、2-21入预塔粗甲醇及组成组 分甲醇水低沸物高沸物油溶物合计流量kg/h,组成，w% 5938.8894.23297.250.50 20.840.33 31.300.23 04.474.7 6302.739100碱液，加入碱液浓度为2%的NaOH，进料粗甲醇PH值需从6提高到8查手册7:0.1N 的氢氧化钠溶液：（OH） -=1.34X10-3mol/L0.1N的NaOH换算成百分含量：=0.4%pH 值从 6 提高到 8, OH-需 H+量为：16-6 -10-8=0.00099mol/m3需2%的NaOH （密度以1g/ml计）为=0.00148m3/m3 粗甲醇则需每小时加入碱液量为=0

53、.923L/h初馏物已知：初馏物采出量为20l/h；密度0.79g/ml，其中97.93%为甲醇，2.07%为油性杂质；初馏物加水20l/h。则：初馏物采出量为0.79X20=15.8kg/h。其中 甲醇为 15.8X97.93=15.473 kg/h油溶性杂质为 15.8X2.07=0.327 kg/h油容性杂质再油水分离器中被分离掉，所以预塔初馏物回收量为： 15.473+20=35.473kg/h冷凝水：操作控制预塔底甲醇密度为0.87g/ml，按甲醇一水二元组 成查得在密度0.87是甲醇水溶解液的含醇量为70%，从密度0.81（含 醇93.4%）提到0.87，则粗甲醇中含水：=70%x

54、=2551.905kg/h实际需要加入冷凝水为 2551.905 - 297.25 - 20 - 1.153=2233.502kg/h于是预塔总进料量表2-22。物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小 计 粗甲醇 碱液 冷凝液 初馏物 合计 5938.88 15.437 5954.353 268.4 2233.502 20 2550.8 1.15320.84 31.3014.4714.47 6302.7391.1532233.50235.4378572.867出料塔底甲醇粗甲醇含醇 5938.88kg/h初馏物含醇15.473kg/h塔底水合计5954.353kg/h粗甲醇含水碱液

55、（包括NaOH）297.25kg/h1.153kg/h初馏物含水预塔加水20 kg/h2233.502kg/h计2551.905kg/h塔底乙醇及高沸点组分31.30kg/h。烷烃及油溶性组分14.47kg/h。其中：塔底出料14.143kg/h;初馏物采出0.327kg/h。塔顶二甲醚及低沸点组分20.84kg/h。预塔出料量如表2-16.b.主塔的物料平衡计算A.进料脱出轻馏分的预后甲醇8537.381 kg/h。其中：甲醇5938.88 kg/h；水25kg/h；1.15NaON3 kg/h；烷烃及油溶性组分14.143 kg/h表2-23预塔出料流量及其组成物料量，kg/h甲醇水NaO

56、H低沸物高沸物油溶物小计塔顶塔底侧线合计一5938.8815.4735954.353 2551.9051.15320.8420.8431.30一14.1430.32714.47 20.848537.38115.88574.021B.出料塔底残夜其中：NaON 1.153kg/h乙醇及高沸点组分 31.30kg/h烷烃及油溶性组分14.143kg/h水 2551.905kg/h甲醇 18.318kg/h合计2616.819kg/h残夜排放温度为110C是，残夜中甲醇含量为0.7%，所以:X=18.318kg/h表2-24精馏塔全塔物料平衡如表物料入料主塔入料口主塔采出口料塔底合计甲醇水高沸物油溶

57、物NaOH合计 5938.882551.90531.3014.1431.1535920.5625920.562 18.3182551.9053.3014.1431.1532616.819 5938.882551.9053.301.2931.1538537.381采出精甲醇5920.562kg/h.于是，精馏全塔物料平衡如表2-24所示。预塔和主塔的热平衡计算根据计算结果，做出预塔、主塔的热平衡计算。精馏操作条件：回流比 预塔1/1（回流量/预塔入料量）；主塔2/1（回流量/主塔入料量）。温度预塔入料70C； 主塔入料84C；预塔塔底 78C； 主塔塔底 110P；初馏物采出64C ;冷凝水 6

58、5 C ;预塔回流64C ;主塔回 TOC o 1-5 h z 流 65C;预塔塔顶70 C。粗甲醇中主要组分的物理常数如表2-25。表2-25粗甲醇中主要组分的物理常数名称组分汽甲醇化热，甲醇kl/kg二甲醚水乙醇焓,kl/kg二甲醚状态与条件物理常数 60C1117.63 65 C1046.75 78C307.05 1280.38续表2-25粗甲醇中主要组分的物理常数名称组分液辛烷体 比甲醇热 容，二甲醚 kl/ (kgC)乙醇辛烷水状态与条件物理常数 307.05 2.68 2.64 78 C3.22 70C4.187在粗甲醇所含高级醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表杂醇。a.预塔的热平衡

59、计算预塔全塔热平衡计算带入热量：=+ + + ,见表2-26.于是=151169.98+319036.69+86626.18+ =1926832.85+带出热量：=+ + + +，见表2-27。于是二6174506.82+1667178.07+19027.54+393036.07=8253757.50kl/kg因 二故 1926832.85+ =8253757.50=6326924.65表2-26预塔带入热量入热项目组分二甲醚粗甲醇甲水醇乙醇烷烃 加热蒸汽水 流量，kg/h沮宣 op温度， C比热容，kl/(kgC) 热焓kl/kg 热量，kl/h 17.171280.3821984.12 4

60、771.023702.68895043.91 2044.72704.187599286.98 12.12703.222731.85 13.132.312123.122118.62续表2-26预塔带入热量入热项目组分 软水水NaOH回流液甲醇加热蒸汽水流量，kg/h温度，比热容，kl/(kg。热焓kl/kg热量，kl/h 1171.2674.1870.923704.187270.52 5050.5642.6886626.18 2118.62以甲醇为计算式例：Q = 4771.023X70X2.68 = 895043.91 kl/h 以二甲醚为计算式例：Q= 17.17X (2.64X70 + 5