年产20万吨煤制甲醇生产工艺设计样本

摘 要甲醇是一种极重要有机化工原料，也是一种燃料，是碳化学基本产品，在国民经20t/aGSP核心词：甲醇合成；气体精馏；工艺流程ABSTRACTMethanolisMethanolisakindofveryimportantorganicchemicalrawmaterials，isalsoakindofachemicalcarbonbasedthenationaleconomyoccupiesveryimportantposition.Inrecentthedevelopmentofmethanolsubordinatethepopularizationandapplicationofthemethanoldemandincreases.Inordertomeettheneedsofeconomicdevelopment，methanol，carriedoutthe00t/aofmethanolproject.Thedesignofthemaincontentisprocessdemonstration，andthematerialbalancecalculationscalculationsandheatbalanceThisdesignwiththesituationofadvancedadvancedtechnologyandareprotectioncoalforrawmaterials；UseofGSPgasificationprocessthegasification；NHDpurificationsynthesisgaspurification；Lowvoltageofmeantemperaturetubesynthesistowermethanolsynthesis；Threetowerdistillationprocessrefinedmethanol；Inadditiontostrictlycontrolthethe"threewastes"emissions，makefulluseofwasteheat，reducetheenergyconsumptionandensuresafetyandhealthandensuresafetyandhealthpersonnel.Keywords：methanolsynthesis；gasdistillation；processflow目 录概论 6概述 6设计目和意义 7设计根据 7设计指引思想 8原料煤规格 8工艺论证 9煤气化路线选取 9净化工艺方案选取 11合成甲醇工艺选取 12甲醇精馏 14工艺流程 18GSP气化工艺流程 18净化装置工艺流程 19甲醇合成工艺流程 25甲醇精馏工艺流程 26氨吸取制冷流程 27工艺计算 29物料衡算 29能量衡算 35重要设备工艺计算及选型 41甲醇合成塔设计 41水冷器工艺设计 43循环压缩机选型 46甲醇合成厂重要设备一览表 46三废解决 47甲醇生产对环境污染 47解决办法 47设计成果评价 48参照文献 49道谢 50总论概述甲醇性质甲醇俗称木醇、木精，英文名为methanol，分子式CHOH。是一种无色、透明、易332.040.7914(d20)，蒸气相41.11(空气（开杯折射率(20℃)1.3287，表面张力（25℃）45.05mN/m，蒸气压（20℃）12.265kPa，粘度（20℃）0.5945mPa·s。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其她有机溶剂混6.0％～36.5﹪（体积比。化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反映。甲醇用途甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇重要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药物、农药、炸药、香料、喷漆原料，当前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到注重。甲醇也是一种重要有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。作为一种良好萃取剂，甲醇在分析化学中可用于某些物质分离。甲醇还是一种很有前景清洁能源，甲醇燃料以其安全、便宜、燃烧充分，运用率高、环保众多长处，代替汽油已经成为车用燃料发展方向之一；此外富含维生素和蛋白质，具备营养价值高而成本低长处，用作饲料添加剂，有着辽阔应用前景。甲醇生产工艺发展1661R.体产物中发现甲醇，故甲醇俗称木精、木醇。在自然界只有某些树叶或果实中具有少量游离态甲醇，绝大多数以酯或醚形式存在。1857M·甲烷在碱性溶液中水解也制得了甲醇。19577095kt/aICI199512200kt/aJWICI、Lurgi甲醇生产原料合成甲醇工业生产是以固体（如煤、焦炭）、液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其他可燃性气体）为原料，经造气、净化（脱硫）配制成一定配比合成气。在不同催化剂存在下，选用不同工艺条件可单产甲醇（中、低压法），或与合成氨联产甲醇（联醇法），再精馏而得成品甲醇。设计目和意义由于国内石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避现实问题，谋求代替能源已成为国内经济发展核心。甲醇作为石油补充已成为现实，发展甲醇工业对国内经济发展具备重要战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（国内状况更是如此并且煤制甲醇合成技术很成熟。随着石油和天然气价格迅速上涨，煤制甲醇更加具备优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配备科学、安全环保”原则；结合甲醇性20万吨煤制甲醇生产车间。通过设计可以巩固、深化和扩大所学基本知识，培养分析解决问题能力；还可以培养创新精神，树立良好学术思想和工作作风。通过完毕设计，可以懂得甲醇用途；设计根据湖南工学院材料与化学工程系毕业设计选题《年产20万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计》任务书设计基本资料工艺流程资料参阅某化学工程公司甲醇合成厂工艺流程资料和参照由房鼎业主编《甲醇工学》。合成工段工艺参数参阅某化学工程公司甲醇合成厂工艺参数资料。详细数据为入塔压力5.14MPa，出塔压力4.9MPa，副产蒸汽压力3.9MPa，入塔温度225℃，出塔温度255℃。设计指引思想以设计任务书为基本，适应国内甲醇工业发展需要。加强理论联系实际，扩大知识面；培养独立思考、独立工作能力。整个设计应贯彻节约基建投资，充分注重技术进步，减少工程造价，节能环保等思想，设计生产高质量甲醇产品。原料煤规格原料煤元素分析为：C67.5%；H4.0%；O10.2%；N0.65%；S（可燃）1.73%；（不可燃0.34C（mg/k229F（mg/kg104Na（mg/k2180K（mg/k）292。工艺流程设计GSPNHD脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件原料气；第三步就是甲醇合成，将原料气5.14Mpa，加温到225℃后输入列管式等温反映器，在XNC-98合成甲醇，生成粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇。然后运用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。煤气化技术路线选取煤气化技术按气化反映器形式，气化工艺可分为移动床（固定床床三种。移动床气化采用一定粒度范畴碎煤（5mm～50mm）为原料，与气化剂逆流接触，炉内温度分布曲线浮现最高点，反映残渣从炉底排出，生成气中具有可观量挥发气。典型气化炉为鲁奇（Lurgi）炉。移动床气化，是当前世界上用于生产合成气重要办法之一。在大型煤制甲醇装置（1对原料煤黏结性有一定规定3）环境污染负荷大，治较麻理烦。2.1.1 流化床气化采用一定粒度分布细粒煤运动流化状态，床层中混合和传热都不久。因此气体构成和温度均匀，解决了固定床气化需用煤限制。生成煤气基本不含焦油，但飞灰量很大。发展较早且比较成熟是常压温克（Winkler）炉。（1）在常压或接近于常压下生产，生产强度低、能耗高、碳转化率只88%～90%（2）对煤气化活性规定高，仅适合于气化褐煤和高活性烟煤（3）大型使用经验；要在大型甲醇装置中推广，受一定限制。气流床气化气流床采用粉煤为原料，反映温度高，灰分是熔融状态。典型代表为GSP,Shell,Texaco气流床气化工艺。气流床气化长处诸多，它是针对流化床局限性开发。气流床气化具备如下特点：采用<0.2mm粉煤。1400～1600硫形态单一。3.5～6.5MPa，可大大节约合成气压缩功。90%，能耗低。气化强度大。Shell粉煤气化。从技术先进性、能耗、环保等方面考虑，对于大型甲醇煤气化应选用气流床气化为宜。从流程分，可分为冷激式流程和废热锅炉流程。前者在煤气离开气化炉后用激冷水直接冷却，它适合于制造氨气或氢气。由于这种流程易于和变换反映器配套，激冷中产生蒸汽可满足变换反映需要。后者热煤气是经辐射锅炉，再送往对流锅炉，产生高压蒸汽可用于发电或作热源。当前，惯用、技术较成熟气流床重要有干粉和水煤浆两种。COH2衬使用寿命长。35%~40%水入炉，因而氧耗比干粉20%;CO2量大，碳转化(CO+H2)含水量<8%等，虽然具备气流床煤气化共同长处，仍是美中局限性。通过比较可懂得大型甲醇煤气化应当优先考虑干粉煤气化。设计采用是GSP冷激shellTexacoGSPGSP2070GDR(原民主德国)开发并投入商业化运营大中型煤气化技术。与其她同类气化技术相比，该技术因采用了气化炉顶干粉加料与反映室周边水冷壁构造，因而在气化炉构造以及工艺流程上有其先进之处。GSP术重要特点如下：采用干粉煤(水份含量<2%)用氮气或一氧化碳输送，故操作十分安全。由于气化温度高，故对煤种适应性更为广泛，从较差褐煤、次烟煤、烟煤到石油焦均可使用，也可以两种煤掺混使用。对煤灰熔点合用范畴比其她气化工艺更宽，虽然是高水份、高灰分、高硫含量和高灰熔点煤种也能使用。1450～16000.1(CO+)体积分数高达90%以上。15%～20%空分装置投资和运营费用。25正常使用时维护量很少，运营周期长。只有一种联合喷嘴(开工喷嘴与生产喷嘴合二为一)化装置长周期运营提供了可靠保障。99%80%以上。对环境影响小，气化过程无废气排放。投资省，粗煤气成本较低。净化工艺方案选取净化工艺涉及；变换、脱硫脱碳、硫回收三个某些。变换工序Tos￠e以及国内以重油为原料全气量某些变换工艺。设计中变换工艺是一种全新设计，该工艺采用是某些气变换。该工艺简朴流程为：气化工段来水煤气一方面进入预变换炉，出炉后分为两某些：一某些进入另一变换炉，变换后通过多次换热和气液分离后去了脱硫系统；另一某些先进入有机硫水解槽脱硫，出来后气体又分为两某些，某些去调CO(1)工艺条件拟定：温度 设计中变换炉内装两段耐硫变换触媒，两段间配有煤气激冷管线，用持续换热式来减少温度，控制温度在393℃左右。预变换炉温度控制在240℃左右。压力 设计中是将气体压缩到3.8Mpa后送入变换炉压力对反映化学平衡没有影0.1～0.3Mpa0.5成正比，故加压操作可提高设备生产能力。当代甲醇装置采用加压变换可以节约压缩合成气能量，并可充分运用变换气中过剩蒸汽能量。最后变换率 最后变换率由合成甲醇原料气中氢碳比及一氧化碳和二氧化碳比例决定。当全气量通过变换工序时，此时规定最后变换率不太高，必要保证足量CO为合成甲醇原料；设计中采用是某些气量变换，别的气量不通过变换而直接去合成，这某些气体可以调节变换后甲醇合成原料气中CO含量，因此通过气体变换率达以上。催化剂粒度为了提高催化剂粒内有效因子，可以减少催化剂粒度，但相应地气6～10mm圆柱状，粒度￠5×5￠9×9mm。设计中采用催化剂粒度为￠9×9mm。NHDNHDNHDCHO(CHO)CH3 24 n 3n=2～8，250～280物理性质(25℃)：密度1.027kg/m3蒸汽压0.093Pa表面张力0.034N/m粘度4.3mPa.s比热2100J/(kg/K)导热系数0.18W/(m/K)冰点-22℃～-29℃闪点151℃燃点157℃应用性能：表1 各种气体在NHD溶剂中相对溶解度组分

CO CH

COS HS CHSH CS HO2 3 2 2 3 4 2 2相对溶解度 1.3 2.8 6.7 100 233 892 2270 2400 73300NHD甲醇生产规定净化气含硫量低，NHD溶剂脱硫(涉及无机硫和有机硫)溶解度大，对二氧化碳选取性好，并且，NHD脱硫后串联NHD脱碳，仍是脱硫过程延续。NHD脱硫脱碳甲醇装置生产数据表白，经 NHD法净化后，净化气总硫体积分数不大于再设立精脱硫装置总硫体积分数可不大于满足甲醇生产规定综上所述，NHD法脱硫脱碳净化工艺是一种高效节能物理吸取办法。且在国内某些装置上己成功应用，有一定生产和管理经验，本着节约投资、采用国内先进成熟净化技术这一原则，设计采用了NHD脱硫脱碳净化工艺。合成甲醇工艺选取（ICILurgi低压工艺高压工艺。甲醇合成工艺中最重要工序是甲醇合成，其核心技术是合成甲醇催化剂和反映器，设计采用用是低压合成工艺。甲醇合成塔选取当前，国内外大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：冷激式合成塔：这是最早低压甲醇合成塔，是用进塔冷气冷激来带走反映热。该塔构造简朴，也适于大型化。但碳转化率低，出塔甲醇浓度低，循环量大，能耗高，又不能副产蒸汽，现已经基本被裁减。U型管式。由于逆流式与合成反映放热不相适应，即床层出口处温差最大，但这时反映放热最小，而在床层上部U形冷0.4MPa水管式合成塔：将床层内传热管由管内走冷气改为走沸腾水。这样可较大地提高传热系数，更好地移走反映热，缩小传热面积，多装催化剂，同步可副产2.5Mpa—4.0MPa中压蒸汽，是大型化较抱负塔型。（壳程)3.0MPa～4.0MPa中压蒸汽。固定管板列管合成塔虽t时，往往需要并联两个。这种塔型是造价最高一种，也是装卸催化剂较难一种。随着合成压力增高，塔径加大，管板厚度也增长。管板处催化剂属于绝热段;管板下面尚有一段逆传热段，这种合成塔由于列管需用特种不锈钢，因而是造价非常高一种。多床内换热式合成塔：这种合成塔由大型氨合成塔发展而来。日前各工程公司氨合成塔均采用二床(四床)内换热式合成塔。针对甲醇合成特点采用四床（或五床)内换热式合成塔。各床层是绝热反映，在各床出口将热量移走。这种塔型构造简朴，造价低，不需特种合金钢，转化率高，适合于大型或超大型装置，但反映热不能所有直接副产中压蒸汽。典型塔型有Casale四床卧式内换热合成塔和中华人民共和国成达公司四床内换热式合成塔。合成塔选用原则普通为：反映能在接近最佳温度曲线条件下进行，床层阻力小，需要消耗动力低，合成反映反映热运用率高，操作控制以便，技术易得，装置投资要底等。综上所述和借鉴大型甲醇合成公司经验（大型装置不适当选用激冷式和冷管式设计选用固定管板列管合成塔。这种塔内甲醇合成反映接近最佳温度操作线，反映热运用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内外使用较多，具备丰富管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计是年产20万吨甲醇合成塔，塔塔径和管板厚度不会很大，费用也不会很高，因此本设计采用了固定管板列管合成塔。催化剂选用甲醇合成催化剂通过长时间研究开发和工业实践，广泛使用合成甲醇催化剂重要有两大系列：一种是以氧化铜为主体铜基催化剂，一种是以氧化锌为主体锌基催化剂。锌基催化剂机械强度好.耐热性好，对毒物敏感性小，操作适当温度为 350～400℃，压力为25～32MPa(寿命为2～3年)；铜基催化剂具备良好低温活性，较高选取性，通惯用于低、中压流程耐热性较差对硫氯及其化合物敏感易中毒操作适当温度为220～270℃，压力为5～15MPa(普通寿命为2～3年)通过操作条件对比分析可知使用铜基催化剂可大幅度节约投资费用和操作费用，减少成本。XNC-98XNC-98,物与氢合成甲醇，具备低温活性高、热稳定性好特点。惯用操作温度200～290℃,操作5.0～10.0MPa。催化剂活性和寿命：在该催化剂质量检查规定活性检测条件下，其活性为：230℃时：催化剂时空收率≥1.20kg/(L.h)250℃时：催化剂时空收率≥1.55kg/(L.h)在正常状况下，使用寿命为2年以上。综上所述，催化剂活性、选取性和使用寿命等重要技术经济指标均适合，因此本设计选用四川天一科技股份有限公司研制XNC-98型催化剂。粗甲醇精馏酮、酯、烷烃、有机酸等几十种有机杂质。由于甲醇作为有机化工基本原料，用它加工产品种类诸多，因而对甲醇纯度均有一定规定。甲醇纯度直接影响下游产品质量、消耗、安全生产及生产过程中所用催化剂寿命。因此粗甲醇必要提纯。精馏原理精馏是将沸点不同组分所构成混合液，在精馏塔中，同步多次某些气化和多次某些冷凝，使其分离成纯态组分过程。其分离原理如下：对于由沸点不同组分构成混合液，加热到一定温度，使其某些气化，并将气相与液相分离。因低沸点组分易于气化，则所得气相中低沸点组分含量高于液相中含量，而液相中高沸点组分含量，较气相中高。若将气相混合蒸汽再某些冷凝下来，将冷凝液再加热到一定温度，使其某些气化，并将气相与液相分离，则所得气相冷凝液中低沸点组分又高于原气相冷凝液。如此重复，低沸点组分不断提高。到最后制得接近纯态低沸点组分。精馏工艺和精馏塔选取甲醇精馏按工艺重要分为三种：双塔精馏工艺技术、带有高锰酸钾反映精馏工艺技术和三塔精馏工艺技术。双塔精馏工艺甲醇水国内中、小甲醇厂大某些都选用双塔精馏工艺老式主、预精馏塔几乎都选用板式90%452中脱除轻馏分，重要是二甲醚；后进入主精馏塔，进一步把高沸点重馏分杂质脱除，重要是水、异丁基油等。从塔顶或侧线采出。经精馏甲醇冷却器冷却至常温后，就可99.9%甲醇水1预精馏塔 2主精馏塔图1 甲醇双塔工艺流程三塔精馏工艺近年来，许多公司原有甲醇双塔精馏装置己不能满足公司需要。随着生产强化，不但消耗大幅度上升，并且残液中甲醇含量也大大超过了工艺指标。对公司达标排放甲醇粗甲醇釜液甲醇甲醇粗甲醇釜液甲醇1预精馏塔 2加压精馏塔 3常压精馏图2 三塔工艺流程双塔与三塔精馏技术比较工艺流程 三塔精馏与双塔精馏在流程上区别在于三塔精馏采用了2台主精馏(其中1台是加压塔)和1台常压塔，较双塔流程多1台加压塔。这样，在同等生产件下，减少了主精馏塔负荷，并没常压塔运用加压塔塔顶蒸汽冷凝热作为加热源，因此三塔精馏既节约蒸汽，又节约冷却水。蒸汽消耗 在消耗方面,由于常压塔加压塔蒸汽冷凝热作为加热源因此三塔精馏蒸汽消耗相比双塔精馏要低。产品质量 三塔精馏与双塔精馏在产品质量上最大不同是三塔精馏制取精甲醇中乙醇含量低普通不大于50×10-6,而双塔精馏制取精甲醇中乙醇含量为×10-6，三塔精馏制取精甲醇纯度可达99.99%，具有有机杂质相对较少。设备投资 三塔精馏流程较双塔精馏流程要复杂，因此在投资方面，同等规模塔精设备投资要比双塔精馏高出20%～30%。操作方面 由于双塔精馏具备流程简朴,运营稳定特点,因此在操作上较三塔精要以便简朴。通过上述比较可知，虽然三塔精馏技术一次性投入要比双塔精馏高但是从能源消耗、精甲醇质量上都要优于双塔精馏，因此设计采用三塔精馏工艺。精馏塔选取精馏塔是粗甲醇精馏工序核心设备，它直接制约着生产装置产品质量、消耗、生产能力及对环境影响。当前惯用精馏塔重要有四种塔型：泡罩塔，浮阀塔，填料塔和新型垂直筛板塔。其各自构造及特点如下：泡罩塔泡罩塔十多层板式塔，每层塔板上装有一种活各种炮罩。该类型塔塔板效率高，操作弹性大，塔阻力小，但单位面积生产能力低，设备体积大，构造复杂，投资较大。该塔已经逐渐被其她塔代替。浮阀塔 浮阀塔塔板构造与泡罩相似，致使浮阀代替了泡罩及其伸气管。该类型塔板效率高，操作弹性大，操作适应性强，单位面积生产能力大，造价较低。但浮阀易损坏，维修费用高，安装规定高。当前该塔仍被广泛使用，但有使用逐渐减少趋势填料塔填料塔是在塔内装填新型高效填料，如不锈钢网波纹填料，每米填料相称5块以上理论板。塔总高普通为浮阀塔一半。该塔生产能力大，压降小，分离效果好，成果简朴，维修量极小，相对投资较小，是当前使用较多塔型之一。新型垂直筛板新型垂直筛板传质单元，是由塔板开有升气孔及罩于其上帽罩构成。该塔传质效率高，传质空间运用率好，解决能力大，操作弹性大，构造简朴可靠，投资小，板液面梯度小，液面横向混合好无流动传质死区。综上所述，填料塔使用较普遍，技术非常成熟，因此设计选用了填料塔。生产工艺参数65℃，40℃，0.87pH8；加压塔：塔底釜液压强0.6Mpa125℃，0.6Mpa122℃，0.13Mpa67℃。工艺流程GSPGSP气化工艺过程也重要是由给料系统、气化炉、粗煤气洗涤系统构成。即备煤、气化、除渣三某些构成。0.5在高温(14001600℃)、高压（4.0MPa)COH2为重要成分热粗煤气。气化原料中矿物形成熔渣。热粗煤气和熔渣通过反映室底部排渣口进入下部激冷室。冷却粗煤气进入分离器（V1002，从分离器出来气体分为两某些：一某些进入变换炉R1002，气体出来后进入换热器（E100，出来气体和此外一某些气体混合后进入水解器，气体出来后入分离器V100V1004段；而从分离器V1002）下分离出液体进入分离器（V100V1003过冷却器（E1002）后，重要为H2S去硫回收系统；从V1003下分离液体去污水解决系统，解决后水和从E1002，E1003，V1004出来冷液一起返回气化炉冷激室。气化炉冷激室里渣粒固化成玻璃状，通过锁斗系统排出。污水解决过程是先送入减压闪蒸槽，闪蒸后液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩，再去过滤。氧蒸汽原煤蒸汽氧蒸汽原煤蒸汽硫回收冷却水系统去净化污水处理图3 GSP气化工艺流程净化装置工艺流程变换3.8MPa(A)2161.43（）和中温换热器（E）温度升高至240℃进入预变换炉（R）后提成两某些：一某些进入变换炉（R，变换炉内装两段耐硫变换触媒，二段间配有煤气激冷管线，出变换炉变CO6.0（干393（332℃，与旁路调节水解气混合进入变换气第一废热锅炉（，生产1.4MPa(A饱和蒸汽，使208℃进入变换气第二废热锅炉，产生0.5MPa(A)低压蒸汽，出口变换气温度约为197℃左右，进入第一水分离器（V，分离出冷凝液去冷凝液闪蒸槽，变换气去脱硫再沸器及氨吸取制冷再沸器。自氨吸取制冷系统返回变换气，145℃，进入锅炉给水加热器）后温度降至142℃，再进入第二水分离器分离出冷凝液去冷凝液汽提塔（T，分离后变换气进入脱盐水加热器Ⅰ（，加热来35℃，进入第三水分离器，分离出冷凝液去冷凝液汽提塔，分离后变换气去脱硫系统。另一某些水煤气进入有机硫水解槽（R）240℃水煤气提成两某些，一COCO19%（干基）左右。另一某E213（0.5MPa(A)低压蒸汽，出口水煤气温度降至170℃，进入第四水分离器（V，分离出冷凝液后进（153（进入第六水分离器V，分离出冷凝液后进入脱盐水加热器Ⅱ（35℃，进入第七水分离器，分离出冷凝液后煤气（发电气）NHD脱硫脱碳工段。803.57MP（（，230℃，然后去发电系统发电用。由第一水分离器、第四水分离器）脱硫系统冷凝液进入冷凝液闪蒸槽（，闪蒸出闪蒸气进入冷凝液汽提塔（，冷凝液由闪蒸槽底部排出直接送至气化工段。由第三水分离器、第七水分离器）分离出冷凝液进入冷凝液汽提塔上部由第二水分离器（、第五水分离器（、第六水分离器（）分离出冷凝液进入冷凝液汽提塔中部汽提塔采用垂直筛板塔冷凝液闪蒸槽闪蒸出闪蒸进入冷凝液汽提塔底部，低压蒸汽进入塔底部进行汽提冷凝液，塔操作压力为 0.4～0.5MPa(A)。从塔底排出冷凝液送至气化工段，塔顶排出解析气，送至气化系统火炬。98℃后分两股，一股脱盐水去热电站，另一股进入除氧器除氧；另一某些进入脱盐水加热器Ⅱ（E）与水煤气（发电气）换热温度升至98℃，进入除氧器除氧。除氧器用本工段产生低压蒸汽吹入除氧，除氧后锅炉给水由锅炉给水泵和高、低压给水0.65MPa(A)（E153℃后，一某些去变换气第二废热锅炉0.5MPa(A)低压蒸汽，另一某些去发电气废热锅炉产生0.5MPa(A)低压蒸汽；经高压锅炉给水泵升压到5.60MPa(A)合成系统；经低压锅炉给水泵升压到1.6MPa(A)进锅炉给水加热器（E，温度升至135℃，提成两某些，一某些去硫回收系统，另一某些去变换气第一废热锅炉（E）1.4MPa(A)蒸汽。0.5MPa(A)1.4MPa(A)汽一起送出本工段。蒸汽网 脱硫系统脱盐水火炬水煤气

锅炉补给水

脱盐水

脱硫脱碳系统 图4 变换工艺流程NHD来自变换及燃气热回收系统煤气（36℃，3.7MPa(A)，含H2S1.18%）与燃气脱硫塔（T3004）14.9℃进入燃气脱硫塔（T3004）NHDH2SCO2、COS、H2H2SE3001A，B换热，温度由8.530R3001H2S气体，然后在精脱硫槽预热器E300880R3002AB，精脱硫槽上部装水解催化剂，下部装精脱硫剂，精脱硫后气体（H2S+COS<20ppm）返回到燃气热回收系统。从变换工段过来变换气（36℃，3.7MPa(A)，含H2S0.98%）与脱硫脱碳闪蒸气及NHD18.9塔（T3001）0NHDH2SCO2、COS、H216.45H2S+COS<80ppm，CO233.9%，经脱硫气分离器（V3002）NHDNHD脱碳。变换气脱硫塔底排出约20.5℃NHD富液和燃气脱硫塔14.1NHD富液一起由富液泵（P3003A,B）4.5Mpa(G)I（E30050I（E3003130（T300采用甲醇驰放气（40℃，4.6MPa(A)）作为气提气进入浓缩塔下部，塔顶出来气提气中CO2H2及少量H2SCOS3.6Mpa(G)I（E3004）40NHD脱硫入口以回收高压H2NHD富液由脱硫水力透平（HT3001）入脱硫高压闪蒸槽V30041.3MPa(A，出口闪蒸气去脱碳闪压机。从脱硫高压闪蒸槽底出来富含2S、CO2闪蒸液进入再生塔T3003，再生塔底部由变换气煮沸器（E3007）NHD147℃NHD4.1Mpa(G（E3002I0.6Mpa(G（M3001A,IIINHD23.6I冷却至0℃，然后将出氨冷器I贫液分为两某些，一某些贫液直接进入燃气脱硫塔（T300NHDH2SCO2I4.25Mpa(G)（T300。出再生塔（T3003）填料段再气愤经塔上部旋流板，用塔顶回流40℃冷凝液洗涤106分离掉酸性气中夹带水分，使酸性气中含H2S>25%，进入硫回收工段。来自脱硫工段脱硫气（16.453.55Mpa(A)、CO2、34%COS＋H2S<80ppm）进入脱碳塔下塔，气体自下而上与从下塔顶部而来NHD溶剂逆流QH-1CO2H2SCOS（CO2<4%(V)直接进入脱碳塔上塔底I（E4002）0℃NHD贫液逆相接触，从上塔顶出来净化CO2约2～3%(VCOS和2S<5ppm温度1.12℃经净化气分离（V400）除去少量雾沫夹带 NHD后，进入气-气换热器（E4001A，温度升至30℃，压力3.47MPa(A80℃，经水解槽（R3001）水解后，在水解气冷却器（E4005）40℃，进到精脱硫槽（R3002A，B）精脱硫，得到符合甲醇合成所需净化气体CO2：2～3，COS2S<0.1ppm，送入合成甲醇工段。CO2、H2SCOSNHD贫液从脱碳塔（T4001）上塔底部出来后返回NHDNHD贫液温度为CO2由于CO2NHD14.13.52Mpa(A)。富液进入水力透平回收静压能，压力降至1.3MPa(A)后进入脱碳高压闪蒸槽V400CO22吸出来，此气体即谓脱碳高压闪蒸气。高压闪蒸气和来自脱硫工段脱硫高压闪蒸气混合后进入闪蒸气压缩机（C4001A，3.7Mpa(A40℃与变换气混合，经气体换热器从脱碳高压闪蒸槽底部出来溶液，减压进入低压闪蒸槽（V400NHD实CO20.55CO2气，CO2脱碳气体换热器（E4001B）回收冷量后放空。低压闪蒸槽（V4005）底部出来富液自流进入气提塔（T4002）塔内有五层QH-1CO2被气提出来，排至大气。从气提塔底出来贫液经氨冷器（E4003）冷却到-5℃，由脱碳贫液泵（P4001A，B）提压至3.9Mpa(A)进入脱碳塔下塔上部。系统中各排液、导淋回收NHD溶液，经排液总管送入溶剂系统贮槽内。甲醇合成甲醇合成硫回收燃气热回收图5 NHD脱硫脱碳工艺流程硫回收来自脱硫工段酸性气经酸性气分水罐（V6001）分离掉酸性水，进入酸性气燃烧炉（F6001）950℃左右。炉内H2SH2SSO2SO2H2S克劳斯发应生成单质硫。炉膛内发生化学反映如下：H2S+3/2O2→SO2+H2O+Q1H2S+1/2SO2→H2O+3/4S2+Q2燃烧后从炉内出来混合气提成三股，一股去一级高温掺合阀（TV6001，一股去二级高温掺合阀（TV6002）,另一股经加氢预热器（E6003）与加氢工艺气体换热冷却810℃，再通过废热锅炉330℃，然后进入一级冷凝器却到150℃分离出液硫，同步冷凝器壳程产生0.3MPa（G）低压蒸汽。从一级冷凝器150℃气体与酸性气燃烧炉出口一级高温掺合阀热270Claus其中重要反映：

2H2S+SO2→3/2S2+2H2O+Q反映后气体进入二级冷凝器（E600，冷却到150℃分离出液硫，同步冷凝器壳程产（TV6002）220Claus转化器（R6001）发生催化转化反映，然后进入三级冷凝器（E6007）冷却到150℃分离出液硫，同步冷凝器壳程产生0.3MPa（G）低压蒸汽。三级冷凝器（E6007）出口气体进入尾气分液罐（V6005）进一步分离出气体中夹带液硫，从尾气分液罐（V6005）Claus尾气。从一、二、三级冷凝器（E6005，E6006，E6007）和尾气分液罐中冷凝下来液硫都进入液硫封（V6004A，B）,然后由液硫封（V6004A，B）自流流入液硫贮罐V6007，再用液硫泵P6002AB）将液硫输送到液硫高位罐V600，由（V6009）Claus300℃进入加氢反映器反映，将除H2S以外硫化物几乎所有转化为H2S，反映器出口气体进入蒸E600160（T60036（T600）急冷后气体去吸取塔（T6002）与从塔顶下来NHD贫液逆向接触，气体中所含大某些H2S和某些CO2被贫液吸取下来，从吸取塔（T6002）顶出来尾气进入尾气焚烧炉（F6002SSO2气经尾气废锅（E6009）300℃，通过烟囱（X6001）高空排放。急冷塔（T6001）底急冷水用急冷水循环泵（P6011A，B）加压打入急冷水冷却器（E6016）冷却到36℃进入急冷塔上部，自上而下冷却从急冷塔下部而来气体。吸H2SCO2NHD富液自吸取塔底由富液泵（P6012A，B）NHD贫液通过贫富液换热器Ⅰ（E6012）和贫富液换热器Ⅱ（E6013）换热后升温到135℃进入再生塔再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器加热，使富液中H2SCO2107冷却至40℃，再经再气愤分离器（V6014）除去水，然后返回酸性气燃烧炉再次进行Claus转化；分离出来水则经回流水泵（P6014A，B）打回再生塔。受热解析出H2S和CO2NHD贫液与吸取塔（T6002）出来富液换热、循环水冷却、氨冷器冷却降温到0℃进入吸取塔(T6002)再去进行吸取。造粒本装置接受到从变换工段送来中压锅炉给水在废热锅炉（E6004）蒸汽送入管网；从变换过来低压锅炉给水在各级冷凝器（E600，E6006，E600、蒸汽发生器（E6008）和尾气废锅（E6009）0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。造粒甲醇合成工艺流程

图6 硫回收工艺流程5.14MPa（E700225内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反映：CO+2H2=CH3OH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反映器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。反映放出大量热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（3.9MPa饱和蒸汽也可通过副产蒸汽压力来调节。甲醇合成塔R7001）出来合成气2554.9MPa，经入塔气预热器甲醇水冷器E7002，进入甲醇分离器V700，粗甲醇在此被分离。分离出粗（V7000.4MPa继续进行合成反映。胀气去燃料气系统。合格锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。汽包（V7001）排污，经排污膨胀槽（V7006）膨胀减压后就地排放。新鲜气新鲜气蒸汽弛放气图7 合成工艺流程甲醇精馏工艺流程来自甲醇合成装置粗甲醇（40℃，0.4MPa，通过预塔进料泵P8002A,，经粗65℃，进入预精馏塔T8001，预塔再沸器E8004）0.4MPa低压蒸汽加热，低沸点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P8004A，）进入加压精馏塔（T800，加压塔再沸器（E800）1.3MPa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6MPa，122℃）经常压塔再沸器E8007A，）后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽（V800，一某些精甲醇经加压塔回流泵（P8005A，B，回到加压精馏塔（T800）作为回流液，另一某些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T800）塔底釜液0.6MPa125℃）进入常压精馏塔T8003，进一步精馏。常压塔再沸器（E8007A，B）以加压精馏塔（T8002）塔顶出来甲醇气作为热源。T800（0.13MPa67℃（E800）T800B）内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵（P8008A，B）从精甲醇计量槽（V8007A，B）罐区装置。为防止粗甲醇中具有甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵（P8002A，B）后粗甲醇溶液中配入适量烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液PH值。甲醇精馏系统各塔排出不凝气去燃料气系统。40由废水泵（P8007A，B）送到生化解决装置。由甲醇精馏来精甲醇贮存到精甲醇贮槽（V9101A，B）10000m315天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵P9101A,车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。126台汽车鹤管，依照精甲醇泵能力，至少有三台槽车同步装料。二甲醚二甲醚图8 精馏工艺流程氨吸取制冷流程由净化装置NHD脱硫脱碳工段）及醋酸装置来气氨-10.22MPaA，进入本装置，通过冷器（E2503）23.8℃进入吸取器（R2501AB、R2502A（E2502B（47℃（37℃。其吸取反映热由冷却水带出。浓氨水由氨水泵（P2501A、B）加压，经溶液热换热器，与来自精馏塔塔釜稀氨水（140℃）换热，升到114℃，进入精馏塔（T2501A、B）中部进行精馏。蒸出气氨经塔顶回流冷凝器，进入氨冷凝器E2504～16.9℃送到顾客。NHD脱硫工段变换气182℃，进入本工段再沸器E2501）冷凝液分离器（V2504A，B）后返回到变换甲烷工段，为精馏氨水提供热源。由精馏塔出来氨水，经（立式）膜式再沸器，蒸出气氨及稀氨水混合液，返回到精馏塔。稀氨水由塔底出来进入溶液热互换器。整个装置形成气氨吸取，浓氨水精馏，冷凝液氨循环系统，为顾客提供冷量。却器，分别移出氨反映热和冷凝热。工艺计算物料衡算精馏工段2033025.2525.25t/h。精馏工段通过三塔高效精馏工艺，精甲醇纯度可达到99.9%，三塔精馏工艺中甲醇收率达97%25.25/0.97=26.03t/h下表：表2 粗甲醇构成组分 比例 产量甲醇 93.40% 813.50kmol/h 即二甲醚0.42%2.53kmol/h即57.00m3/h高档醇（以异丁醇计）0.26%0.98kmol/h即21.94m3/h高档烷烃（以辛烷计）0.32%0.78kmol/h即17.52m3/h水5.6%86.72kmol/h即1942.36m3/h粗甲醇100%28.87t/h注；设计中体积都为原则状态下计算办法:粗甲醇=26.03/0.9340=27.87t/h二甲醚=27.87×0.42%=117.05kg/h即2.53kmol/h，57.00m3/h高档醇（以异丁醇计）=27.87×0.26%=72.48kg/h0.98kmol/h，21.94m3/h高档烷烃（以辛烷计）=27.87×0.32%=89.22kg/h0.78kmol/h，17.52m3/h水=27.87×5.6%=1561.28kg/h86.72kmol/h，1942.36m3/h合成工段合成塔中发生反映:2 主反映CO+2H=CHOH （2 2 （CO+3H=CHOH+H2 （2 3 22 3 2 副反映2CO+4H=（CHO）+H2 3 2 （）CO+3H=CH+HO 4（）2 4 24CO+8H=CHOH+3HO （5）2 49 2（）8CO+17H=CH+8HO 6（）2 1818 22 CO2+H=CO+HO （2 粗甲醇合成工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52m3（标态）甲烷，即设计中每小时甲烷产量为1.90kmol/h，42.38m3/h。由于甲醇入塔气中水含量很少，忽视入塔气带入水。由反映（3（4（5（6）得出反映2（7）生成水分为；86.72－1.90－2.54－0.98×3－0.78×8=73.06kmol/h5，因此计算中忽视反映（2。则反映（7）中73.06kmol/h1636.54m3/h水和一氧化碳。粗甲醇中溶解气体量粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40℃时，每一吨粗甲醇中溶解其她构成如下表：表3 吨粗甲醇中合成气溶解状况气体 H2

CO CO N2 2

Ar CH4溶解量（m3/t粗甲醇）

0.815

7.780

0.365

0.243

1.680则粗甲醇中溶解气体量为：H2=28.87×4.364=121.64m3/h 即5.44kmol/hCO=28.87×4.364=22.72m3/h 即1.02kmol/hCO2=28.87×4.364=216.84m3/h 即9.68kmol/hN2=28.87×4.364=10.18m3/h 0.46kmol/hAr=28.87×4.364=6.78m3/h 即0.30kmol/hCH4=28.87×4.364=46.82m3/h 即2.10kmol/h粗甲醇中甲醇扩散损失40℃时,液体甲醇中释放溶解气中,每立方米具有37014g甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其她气体所有释放出，则甲醇扩散损失G=（121.64+22.72+216.84+10.18+6.78+46.82）×0.03714=15.80kg/h即0.50kmol/h，11.04m3/h合成反映中各气体消耗和生成状况表4 弛放气构成气体 CHOH3构成

H281.82%

CO9.16%

CO23.11%

N23.21%

Ar0.82%

CH41.89%表5 合成反映中消耗原料状况消耗项 单位

消耗原料气组分CO CO H2 2

N Ar2反映（1）m3/h16585.8633171.72反映（3）m3/h114.00228.00反映（4）m3/h42.38127.14反映（5）m3/h87.74175.52反映（6）m3/h140.20297.50反映（7）m3/h（1636.54）1636.541636.54注：括号内为生成量；反映（1）项不涉及扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗原料气量表6 合成反映中生成物状况生成项 单位 生成物组分CHCHOH（CHO）CHOHCHHO反映（1）m3/h16585.86反映（3）m3/h57.0057.00CHCHOH（CHO）CHOHCHHO反映（1）m3/h16585.86反映（3）m3/h57.0057.00反映（4）m3/h42.3842.38反映（5）m3/h21.9465.80反映（6）m3/h17.52140.20反映（7）m3/h1636.54表7 其她状况原料气消耗消耗项 单位 消耗原料气组分粗甲醇中溶解扩散甲醇弛放气

m3/hm3/hm3/h

CO22.7211.049.16%×G

CO2216.843.11%×G

H2121.6422.1081.20%×G

N210.183.21%×G

Ar6.780.82%×G

CH446.821.89%×G驰放气中甲醇 m3/h

0.61%×G

1.22%×G注：G为驰放气量，m3/h。新鲜气和弛放气气量拟定CO各项消耗总和=CO量，即16585.86+114.00+42.38+87.74+140.20－1636.54+22.72+11.04+0.61%G+9.16%G=15367.40+9.77%G同理，原料气中其她各气体量=该气体各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表：表8 新鲜气构成组分 单位

CO CO H2 2

N Ar CH2 4气量

15367.40 +9.77%G

35780.54+82.42%G

10.18+3.21%G

6.78+0.82%G

4.44+1.89%G新鲜气 m3/h 53022.72+1.0183G（N22（N+Ar）=16.96+4.03%G，则2253022.72+1.0183G=（16.96+4.03%G）/0.42%解得G=5711.20m3/h，即弛放气量为5711.20m3/h，由G可得到新鲜气量58838.44m3/h由弛放气构成可得出下表表9 弛放气构成气体 CH3

H CO CO N2 2

Ar CH4构成

81.82%

9.16%

3.11%

3.21%

0.82%

1.89%

34.84

4637.48 523.14 177.64

46.86

107.92表10 新鲜气构成气体 CH4

H CO CO N Ar2 2 2构成

68.81%

27.07%

3.45%

0.33%

0.09%

112.36

40487.72

15925.38

193.50

53.62

— G=G+G+G+G G— 1 3 4 5 6 7 8式中：G1为出塔气气量；G3新鲜气气量；G4循环气气量；G5主反映生成气量；G6副反映生成气量；G7主反映消耗气量；G8副反映消耗气量；G5=16585.86+11.04+0.61%×5711.20=16631.74m3/hG6=57.00+57.00+42.38+42.38+21.94+65.80+17.52+140.20+1636.54+1636.54=3717.30m3/hG7=16585.86+3317.72+11.04+22.08+0.61%×5711.20×3=49895.22m3/hG8=114.00+228.00+42.38+127.14+87.74+175.48+140.20+297.94+1636.54+1636.54=4485.96m3/h已知出塔气中甲醇含量为5.84%，则（G4×0.61%+5711.20×0.61%+16585.86+11.04）/G1=0.0584解得G4=289947.38m3/h表11 循环气构成气体 CHOH H

CO CO

N Ar CH3 2 2 2 4构成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h1768.68235437.2826559.189017.369037.322377.585480.00循环比，COCO2循环比R=G4/G3=289947.38/58838.44=4.93CO单程转化率：(15344.68+69.68)/(15925.38+26559.18)=0.3620即36.2%CO2单程转化率：1636.54/(2031.02+9017.36)=0.1481即14.81%入塔气和出塔气构成G1=G3+G4+G5+G6－G7－G8=314845.88m3/h=14055.62kmol/hG2=G3+G4=348785.80m3/h=15570.80kmol/hG2为入塔气气量表12 入塔气构成气体 CHOH

CO CO N

Ar CH3 2 2 2 4构成 0.06% 79.11% 12.18% 3.17% 2.72% 0.70% 1.60%气m3/h 1768.68 275924.5642484.5611048.38 9500.82 2431.20 5592.36量kmol/h 8.88 12318.08 1896.64 493.24 424.14 108.54 257.66表13 出塔气构成气体构成气m3/h量kmol/hH276.29%240196.4210723.06CO8.61%27105.041210.04CO22.93%9234.22412.24N23.02%9500.82424.14CHOH35.84%18400.42821.44CH41.79%5634.74251.52Ar0.77%2431.20108.54HO20.62%1941.5286.68计算过程:入塔气CO=循环气中CO+新鲜气中CO即15925.38+26559.18=42484.56m3/h同理可得其她气体气量;出塔气中CO=入塔气中CO－反映消耗CO+反映中生成CO即42484.56－16585.86－114.00－42.38－87.74－140.20－11.04－5711.20×0.61%+1636.54=27105.04m3/h同理可得其他气体量甲醇分离器出口气体构成拟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CO=26559.18+523.14=27082.32m3/h即1209.04kmol/h；同理可算其她气体气量。表14 分离器出口气体构成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4构成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气m3/h1803.64240074.6827082.509195.209490.442424.585587.90量kmol/h 80.52 10717.62 1209.04 410.50 423.68 108.24 249.46能量衡算煤发电量1200kw.h0.65×1200×26.04=20311.20（kw.h）/h合成工段合成塔热平衡计算计算公式全塔热平衡方程式为：∑Q1+∑Qr=∑Q2式中： Q1——入塔气各气体组分焓，kJ/h；Qr——合成反映和副反映反映热，kJ/h；Q2——出塔气各气体组分焓，kJ/h；Q3——合成塔热损失，kJ/h；Q——沸腾水吸取热量，kJ/h。∑Q1=∑（G1×Cm1×Tm1） （2）式中：G——入塔气各组分流量，m3/h；1C——入塔各组分比热容，kJ/（m3.k；m1T——入塔气体温度，k；m12∑Q=∑（G×C×T） （3）22 m2 m2式中：Gm3/h；2Cm，kJ/（m3.k；2Tm——出塔气体温度，k；2∑Qr=Qr1+Qr2+Qr3+Qr4+Qr5+Qr6+Qr7 （4）2 式中：Qr、Qr、Qr、Qr、Qr、2 1 3 4 6烷生成热，kJ/h；Qr7——二氧化碳逆变反映反映热，kJ/hQr=Gr×△H （5）式中：Gr——各组分生成量，kmol/h；△H——生成反映热量变化，kJ/mol入塔热量计算量，算甲醇合成塔入塔热量如下表：表15 甲醇合成塔入塔热量气体 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4热容kJ/（kmol.k）67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82气量kmol/h 8.88 12318.08 1896.64 493.24 424.14 108.54 249.66入塔热量k/h.）595.32 363876.08 56673.92 21791.34 12499.40 2731.86 11689.08入塔热量共计为479856.00kJ/（h.k）因此∑Q1=479856.00×498.15=.40kJ/h忽视甲醇合成塔反映(2)生成热量，按反映(1)(3)(4)(5)(6)(7)生成热量如下表:表16 甲醇合成塔内反映热气体CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8H18CH4CO生成热kJ/mol102.3749.62200.39957.98115.69－42.92生成量kmol/h813.502.540.980.7686.7273.04反映热kJ/h83277995.00126034.80196382.20747224.4010032636.80－3135735.20反映热共计=91244538.00kJ/h表17 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量气体H2COCO2N2ArCHOH3CH4（CHO）3 2CHOH

热容29.5630.0145.0429.6125.1672.0548.1418.0319.23

气量10723.061210.04412.24424.14108.54821.44251.522.540.98

出塔热量/kJ/（h.k）316973.6636313.3018567.2812556.42108.54821.4412108.1845.8018.8649CH 101.73

0.76

77.321818HO2

36.25

86.68

3142.16共计255℃528.15kQ=461717.32×528.15=.28kJ/h2全塔热量损失拟定

461717.32全塔热损失为4%,即Q3=(∑Q1+∑Qr)×4%=(.40+91244538.00)×4%=13012132.18kJ/h沸腾水吸取热量拟定1由公式(1)Q=∑Q+∑Qr－∑Q－∑Q=68435174.94kJ/h12 3入塔气换热器热量计算入换热器被加热气体热量拟定表18入换热器被加热气体各组分热容和显热气体 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66气量kmol/h 8.88 12318.08 1896.64 493.24 424.14 108.54 249.66热量k/h.）851.32 360303.84 55837.08 18874.94 12499.40 2730.86 9901.52461098.96kJ/（h.k461098.96×313.15=.32kJ/h出换热器被加热气体热量拟定 出换热器被加热气体显热 =入合成塔气体显热即.40kJ/h入换热器热气体热量拟定 入换热器加热气体显热=出合成塔气体显热，即.28kJ/h出换热器热气体热量拟定 被加热气体吸取热量=出换热器被加热气体显热－入换器被加热气体热=.40－.32=89665627.08kJ/h，因此出换热器加热气体显热量 =入换热器加热气体显热－被加热气体吸取热量 =.28－89665627.08=.20kJ/h出换热器加热气体温度拟定 假设出换热器加热气体各组分热容与出塔时相似，则口温度为.20/461717.32=333.95k即60.8℃水冷器热量计算水冷器热平衡方程

Q1+Q2=Q3+Q4+Q5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。水冷器入口气体显热拟定水冷器入口气体显热=入塔气换热器出口加热气体显热，即77095185.10kJ/h水冷器出口气体显热拟定表19 水冷器出口气体各组分热容和热量气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/（kmol.k）95.8729.2529.4438.4729.4725.1839.66气量kmol/h 80.5210717.621209.04410.50423.68108.2480.52热量7719.46313490.3835595.1415791.9412485.842722.329893.58397698.66kJ/h.；出口温度4℃，出口气体显热=397698.66×313.15=.38kJ/h出水冷器粗甲醇液体热量拟定表20 粗甲醇中液体组分气化热和液体热容组分 （CH3O） CHOH CH HO CHOH2 49 1818 2 气化热2 49 1818 2 液体比热容KJ/(kg.℃)2.638 2.596 2.26 4.187 2.72表21 出塔气在水冷器中冷凝放热量组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OHkg/h117.1072.4889.221561.2826040.00KJ/h62267.9241879.6627395.003530022.8629110897.2032772462.64KJ/h表22 粗甲醇中各组分液体显热组分 （CH3O） CHOH CH HO CHOH2 49 1818 2 液体比热容KJ/(kg2 49 1818 2 热量KJ/（h.℃） 308.90 188.16 201.64 6537.08 70828.80共计：粗甲醇中各组分液体显热=78064.58KJ/（h.℃40313.15k，Q3=78064.58×313.15=24445922.02KJ/h水冷器冷却水吸热拟定由水冷器热平衡方程可得 Q5=Q1+Q2－Q3－Q4即 Q5=.20+32772462.64－24445922.02－.38=37977574.44KJ/h冷却水用量拟定20℃，35℃，4.187KJ/(kg.℃)37977574.44/（35－20）×4.187）=604690.30kg/h即604.70t/h。18988787.22KJ/h5274663.12w重要设备计算和选型甲醇合成塔设计传热面积拟定10℃68435174.94kJ/h289.78W/（m2.℃。由公式Q=kA△Tm得A=Q/（K△Tm）=68435174.94/（3.6×289.78×10）=6362㎡催化剂用量拟定1h-13486585.82m3/h，3486585.82/1=290.55m3。传热管数拟定传热管选用Ф32×2.59000mm00Cr18Ni5Mo3Si2A=3.14×d×L×n得n=A/（3.14×d×L）=6362/（3.14×9×0.027）=8338128326合成塔壳体直径拟定合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm，壳体直径：D=a（b-1）+2Li式中：a=40b=1.1×n0.5=1.1×83380.5=100.44L=125mm因此 D=40×（100.44-1）+2×125=4227.80 圆整后取为4300mmi合成塔壳体厚度拟定13MNiMoNbRS=PcD/（2[σ]tФ-Pc）i式中：Pc——5.14Mpa；D=4300mm；iФ=0.85[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）S=4300×5.14/（2×190×0.85-5.14）=69.53mmC=1mm；C=1mm，S=73mm2 1合成塔封头拟定上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相似。封头内径为4300+2×73=4446，原整后取4500由封头厚度计算公式： S=PcD/（2[σ]tФ-0.5Pc）i式中：Pc——5.14Mpa D=4500mm Ф=0.85 [σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）iS=4500×5.14/（2×190×0.85-0.5×5.14）=72.18mmC=1mm；C=1mm，S=76mm，DN4500×76。2 1管子拉脱力计算a、在操作压力下，每平方米胀接周边所产生力q=pf/（3.14×do×L）p式中：f=0.866a2-（3.14/4）×do2=0.866×402-（3.14/4）×322=581.35P=5.14MPaL=100mmδ表23项目管子壳体材质00Cr18Ni5Mo3Si213MNiMoNbRａ/（1/℃）17.42×10-612.25×10-6E/MPa0.180×1060.186×106尺寸Ф32×2.5×9000Ф254300×73管子数8338管间距/mm40管壳壁温差/℃10管子与管壁连接方式开槽胀接胀接长度L=100q=5.14×581.35/（3.14×32×100）=0.30MPapb、温差应力导致每平方米胀接周边上拉脱力qtq=σ（d2-d2）/（4×d×L）t t 0 i 0式中：σ=aE（tt-ts）/（1+A/A）t t sA=3.14/4×（do2-di2）n=3.14/4×（322-272）×8338=1930872.35mm2tAs=3.14×D×Sn=3.14×4300×73=985646.00mm2σ=17.42×10-6×0.180×106×10/（1+1930872.35/985646.00）=10.60tq=10.60×（322-272）/（4×32×100）=0.24tt 已知Tt＞Ts，pt t TtTs和0.74Mpa，qqt t p折流板拟定折流板为弓形h=3/4Di=3/4×4300=3225mm，折流板数量为5，间距取1500mm22mm，Q235-AФ12，12Q235-AF定距管Ф25×2.5。管板拟定4300，100mm，支座拟定支座采用裙座，裙座座体厚度为50mm，基本环内径4000mm，外径4500mm，基地脚螺栓公称直径M30，数量为6个。水冷器工艺设计传热面积拟定两股流体进出口温度为：热 60.8→40℃冷 35←20℃故传热推动力：△Tm（60.8－35）－（40－20）/㏑K=890.57W/（m2.℃）由公式Q=AK△Tm可得A=Q/（K△Tm）=5274663.12/（22.78×890.57）=260m2n设计选用Ф25×2.5206m，A=3.14dLnn=A/（3.14dL）=260/（3.14×0.02×6）=6904管数为686根。管子排列方式，管间距拟定设计采用正三角形排列，取管间距为a=32mm。壳体直径拟定壳体直径；D=a（b-1）+2Li式中：D——换热器内径，mm；ib——正六角形对角线上管子数查关于表取为29；L——最外层管子中心到壳壁边沿距离，取L=2do因此，D=32×（29-1）+2×2×25=996mmD=1000mmi i壳体厚度计算壳体材料选用20R钢，计算壁后公式为：S=PcD/（2[σ]i式中：Pc——计算压力，取Pc为4.9×1.1=5.39Mpa；D=1000mm；Ф=0.85i[σ]t=132Mpa（取壳体温度为50℃）S=1000×5.39/（2×132×0.85-5.39）=24.61mm取 C=1mm；C=1mm，原整后取S=28mm2 1换热器封头拟定上下封头均采用原则椭圆形封头，封头为DN1000×28。材料选用20R钢。容器法兰选取16MnRJB4703-PN6.4Mpa，DN1000mm管子拉脱力计算a 在操作压力下，每平方米胀接周边所产生力qp=pf/（3.14×d×L）o式中：f=0.866a2-（3.14/4）×d2=0.866×322-（3.14/4）×252=3960P=0.74 L=50表24项目管子壳体材质20钢20R钢ａ/（1/℃）11.8×10-611.8×10-6E/MPa0.21×1060.21×106尺寸Ф25×2.5×6000Ф700×20管子数690管间距/mm32管壳壁温差/℃18管子与管壁连接方式开槽胀接胀接长度L=50qp=0.74×396/（3.14×25×50）=0.075MPaqb温差应力导致每平方米胀接周边上拉脱力qtt=σt（do2-di2）/（4×do×L）q式中：σt=aE（tt-ts）/（1+At/As）At=3.14/4×（do2-di2）n=3.14/4×（252-202）×69