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毕业设计说明书-甲醇生产_图文

内蒙古大学本科毕业设计说明书

110kt/a 粗甲醇合成、精馏工段工艺设计初步设计阶段

摘要
本次毕业设计项目为甲醇生产, 设计阶段为初步设计, 设计内容包括选择设计方案、 化工工艺计算、绘图和撰写毕业设计说明书,其中绘图包括甲醇合成、精馏工段物料流 程图,甲醇合成工段工艺管道及仪表流程图,粗甲醇精馏工段工艺管道及仪表流程图, 甲醇合成工段设备平面布置图,粗甲醇精馏工段设备平面布置图。化工工艺计算包括合 成工段物料衡算和热量衡算,精馏工段物料衡算和热量衡算。本次设计中采用的甲醇生 产方法为天然气制甲醇,使用的是三塔精馏装置。 甲醇是一种重要的有机化工原料,还是一种优良燃料可作能源,甲醇和汽油或其它 物质可混合成各种不同用途的工业用或民用的新型燃料。国内每年进口大量甲醇来满足 市场需求,市场价格趋向国际市场化。近年来,甲醇需求量增加,部份甲醇厂又因为种 种原因停产或减产,因此不能满足国内市场的需求。本次设计的实际意义在于设计出更 好的甲醇生产方案,能够投入到生产中,保证生产出更优质量的甲醇,效率更高的甲醇 生产装置,以解决供不应求的问题。

关键词:甲醇,合成,精馏,工艺计算

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110kt / a Crude methanol synthesis, distillation process design preliminary design stage
Author:Wang fang Tutor:Zhang xian ming

Abstract
This graduation project design for methanol production, design stage is the initial design, design elements include the selection of design schemes, chemical process calculation, drawing and writing the graduation design instruction, wherein the drawing, including synthesis of methanol distillation section material flow chart, the methanol synthesis process piping and instrument diagram, the crude methanol distillation process piping and instrument diagram map, methanol synthesis process equipment layout , the crude methanol distillation process equipment layout . Chemical process synthesis process including material balance and heat balance, distillation section material balance and heat balance. This design uses methanol production method for the production of methanol from natural gas, using a three-tower rectification device. Methanol is an important organic chemical raw materials, or an excellent fuel for energy, methanol and gasoline or other substances can be mixed into a variety of different uses of industrial or civil fuel. The annual import large quantities of methanol to meet market demand, the market trend of price of international market. In recent years, increased demand for methanol, methanol plant and in part because of various reasons production or output, thus can not meet the needs of the domestic market. The design of practical significance in designing better methanol production plan, can put into production, ensure the production of better quality and higher efficiency of methanol, methanol production device, in order to solve the problem of short supply.

Key words: methanol, synthesis, distillation, process calculation

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目录
1 总论 .................................................................... 1 1.1 概述 .............................................................. 5 1.1.1 甲醇的物化性质 ............................................... 5 1.1.2 甲醇用途 ..................................................... 5 1.1.3 甲醇生产方法及特点 ........................................... 6 1.2 甲醇在国内的发展的现状 ............................................ 6 1.2.1 甲醇在国内的市场需求及生产情况 ............................... 6 1.2.2 甲醇现在的生产试验情况 ....................................... 7 1.3 设计任务的依据 .................................................... 8 1.4 设计产品所需的主要设备 ............................................ 9 1.5 甲醇生产中有害物质排放及处理 ...................................... 9 2 甲醇生产方案确定 ....................................................... 11 2.1 甲醇生产方法简介 ................................................. 11 2.2 天然气制甲醇生产工艺简介 ......................................... 11 3 甲醇生产流程简述 ....................................................... 13 3.1 合成工艺流程简述 ................................................. 13 3.2 精馏工艺流程简述 ................................................. 13 4 工艺计算 ............................................................... 15 4.1 甲醇合成工段物料平衡计算 ......................................... 15 4.1.1 初始条件 .................................................... 16 4.1.2 物料平衡的基本关系式 ........................................ 18 4.1.3 系统中不同气体组成的确定 .................................... 22 4.2 甲醇合成工段热量平衡计算 ........................................ 335 4.2.2 甲醇水冷器的热量平衡计算 ................................... 373 4.3 粗甲醇精馏工段物料平衡计算 ....................................... 36 4.3.1 预塔的物料平衡 .............................................. 37 4.3.2 加压塔物料平衡计算 ......................................... 342 4.3.3 常压塔物料平衡计算 .......................................... 44

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4.4 粗甲醇精馏工段热量平衡计算 ....................................... 46 4.4.1 预塔全塔热平衡计算 .......................................... 47 4.4.2 预塔精馏段热量平衡计算 ...................................... 49 4.4.3 预塔提馏段热量平衡计算 ...................................... 46 4.4.4 加压塔全塔热平衡计算 ........................................ 50 4.4.5 加压塔精馏段热量平衡计算 .................................... 51 4.4.6 加压塔提馏段热量平衡计算 .................................... 52 4.4.7 常压塔全塔热平衡计算 ........................................ 52 4.4.8 常压塔精馏段热量平衡计算 .................................... 54 4.4.9 常压塔提馏段热量平衡计算 .................................... 54 5 主要设备介绍 ........................................................... 56 6 原材料消耗量 ........................................................... 54 7 设备布置论述 ........................................................... 55 7.1 设备布置的原则 ................................................... 55 7.2 甲醇合成、精馏工段设备布置 ....................................... 57 7.2.1 塔设备的布置 ............................................... 57 7.2.2 换热器的布置 ............................................... 57 7.2.3 泵的布置 ................................................... 58 8 环境保护与安全措施 ..................................................... 59 8.1 甲醇具有毒性 ..................................................... 59 8.2 甲醇的运输风险 ................................................... 59 8.3 化工三废处理 ..................................................... 60 9 设计体会和收获 ......................................................... 61 致谢 .................................................................... 62 参考文献 ................................................................ 63

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1 总论
1.1 概述 甲醇是一种重要的有机化工原料,主要用于生产甲醛。甲醇能和水以任意比相溶, 但不形成共沸物,能和多数常用的有机溶剂混溶,并形成恒沸点混合物。甲醇是一种优 良燃料可作能源,甲醇和汽油(柴油)或其它物质可混合成各种不同用途的工业用或民 用的新型燃料,甲醇和汽油混合可作为燃料用于运输业。 1.1.1 甲醇的物化性质 纯甲醇为无色透明略带酒精气味的易挥发液体, 甲醇分子式: 4O, CH 分子量 32.04, 沸点 64.5℃,熔点-97.8℃,和水相对密度 0.7915,闪点 12.22℃,自燃点 463.89℃。 甲醇能和水以任意比相溶,但不形成共沸物,能和多数常用的有机溶剂(乙醇、乙 醚、丙酮、苯等)混溶,并形成恒沸点混合物。甲醇能和一些盐如 CaCl2、MgCl2 等形成 结晶化合物,称为结晶醇如 CaCl2· 3OH、MgCl2· 3OH,和盐的结晶水合物类似, CH 6CH 甲醇遇热、 明火或氧化剂易着火。 遇明火会爆炸, 蒸汽与空气混合物爆炸下限 6%~36.5% (体积) 。燃烧时无烟,火焰呈蓝色。甲醇具有脂肪族伯醇的一般性质,连有羟基的碳原 子上的三个氢原子均可被一一氧化,或脱氢生成甲醛,再氧化成甲酸,甲酸氧化的最终产物 是二氧化碳和水。试剂甲醇常密封保存在棕色瓶中置于较冷处。 1.1.2 甲醇用途 甲醇是一种重要的有机化工原料,主要用于生产甲醛,消耗量要占到甲酵总产量的 一半。目前用甲醇合成二甲醚、乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醇是一种重要 的有机溶剂,其溶解性能优于乙醇,可用于调制油漆。一些无机盐如碘化钠、氯化钙、 硝酸铵、硫酸铜、硝酸银、氯化铵、氯化钠都或多或少地能溶于甲醇。作为一种良好的 萃取剂,甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离,还用于检验和测定硼。甲醇还可以 做防冻剂。甲醇经微生物发酵可生产甲醇蛋白,富含维生素和蛋白质,具有营养价值高 而成本低的优点,是颇有发展前景的饲料添加剂,能广泛用于牲畜、家禽、鱼类的饲养。

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1.1.3 甲醇生产方法及特点 本次设计项目甲醇生产的主要生产方法为天然气制甲醇。天然气是制造甲醇的主要 原料。天然气的主要组分是甲烷,还含有少量的其他烷烃、烯烃与氮气。以天然气生产甲 醇原料气有蒸汽转化、 催化部分氧化、 非催化部分氧化等方法,其中蒸汽转化法应用得最 广泛,它是在管式炉中常压或加压下进行的。 由于反应吸热必须从外部供热以保持所要求 的转化温度,一般是在管间燃烧某种燃料气来实现,转化用的蒸汽直接在装置上靠烟道气 和转化气的热量制取。 由于天然气蒸汽转化法制的合成气中,氢过量而一氧化碳与二氧化碳量不足,工业上 解决这个问题的方法一是采用添加二氧化碳的蒸汽转化法,以达到合适的配比,二氧化碳 可以外部供应,也可以由转化炉烟道气中回收。 另一种方法是以天然气为原料的二段转化 法,即在第一段转化中进行天然气的蒸汽转化,只有约 1/4 的甲烷进行反应,第二段进行天 然气的部分氧化,不仅所得合成气配比合适而且由于第二段反应温度提高到 800℃以上, 残留的甲烷量可以减少,增加了合成甲醇的有效气体组分。 天然气进入蒸汽转化炉前需进 行净化处理清除有害杂质,要求净化后气体含硫量小于 0.1mL/m3,转化后的气体经压缩 去合成工段合成甲醇。 1.2 甲醇在国内的发展的现状 1.2.1 甲醇在国内的市场需求及生产情况 目前,现有甲醇生产厂家 148 家,生产总量为 480 万吨,产量为 280 万吨,市场需 求 390 万吨。,预计 2005 甲醇需求量约 550 万吨。有 30 多家设备处于停产或半停产状 态,其中大多数是因为生产成本高、设备效益能力低等原因。1995 年以来,国内甲醇工 业发展迅速,生产所用原料由联醇法的合成气为主,向天然气和煤为主的方向发展,其 主要发展因素是新天然气田的开发,如新疆、四川、内蒙等。另外由于国内甲醇下游产 品的开发生产,如甲醛、烯烃、醋酸、甲酯系列、民用/汽车燃料等,以及西南化工研究 院和南化公司研究甲醇催化剂的开发生产。目前有多家以煤或天然气为原料的甲醇计画 在申报和筹备之中,其中有 6 个设备规模在 10 万公吨/年以上,最大的为 60 万公吨/年。 拟建装置总产能为 213 万公吨/年。 甲醇需求量与经济的总体发展密切相关。2001 年国

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内甲醇的需求量为 350 万公吨,主要应用于:甲醇衍生物占 69%、燃料占 7%、溶剂占 5%、医药占 6.5%、农药医药占 8.5%、其它占 4%。 国内每年进口大量甲醇来满足市场需求,市场价格趋向国际市场化。近年来,国内 甲醛、醋酸的消费市场增加,甲醇需求量相对应增加,部份甲醇厂又因为种种原因停产 或减产,因此不能满足国内市场的需求。 1.2.2 甲醇现在的生产试验情况 目前工业上几乎都是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇。典型的流 程包括原料气制造、原料气净化、甲醇合成、粗甲醇精馏等工序。天然气、石脑油、重 油、煤及其加工产品(焦炭、焦炉煤气)、乙炔尾气等均可作为生产甲醇合成气的原料。 天然气与石脑油的蒸汽转化需在结构复杂造价很高的转化炉中进行。转化炉设置有辐射 室与对流室,在高温,催化剂存在下进行烃类蒸汽转化反应。重油部分氧化需在高温气 化炉中进行。以固体燃料为原料时,可用间歇气化或连续气化制水煤气。间歇气化法以 空气、蒸汽为气化剂,将吹风、制气阶段分开进行,连续气化以氧气、蒸汽为气化剂, 过程连续进行。甲醇生产中所使用的多种催化剂,如天然气与石脑油蒸汽转化催化剂、 甲醇合成催化剂都易受硫化物毒害而失去活性,必须将硫化物除净。气体脱硫方法可分 为两类,一类是干法脱硫,一类是湿法脱硫。干法脱硫设备简单,但由于反应速率较慢, 设备比较庞大,湿法脱硫可分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类。 甲醇的合成是在高温、高压、催化剂存在下进行的,是典型的复合气-固相催化反 应过程。 随着甲醇合成催化剂技术的不断发展, 目前总的趋势是由高压向低、 中压发展。 粗甲醇中存在水分、高级醇、醚、酮等杂质,需要精制。精制过程包括精馏与化学处理。 化学处理主要用碱破坏在精馏过程中难以分离的杂质,并调节 PH。精馏主要是除去易 挥发组分,二甲醚、以及难以挥发的组分,如乙醇高级醇、水等。甲醇生产的总流程长, 工艺复杂, 根据不同原料与不同的净化方法可以演变为多种生产流程。 下面简述高压法、 中压法、低压法三种方法及区别 : (1)高压法 高压工艺流程一般指的是使用锌铬催化剂,在 300—400℃,30MPa 高温高压下合成 甲醇的过程。自从 1923 年第一次用这种方法合成甲醇成功后,差不多有 50 年的时间,

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世界上合成甲醇生产都沿用这种方法,仅在设计上有某些细节不同,例如甲醇合成塔内 移热的方法有冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类,反应气体流动的方式有轴 向和径向或者二者兼有的混合型式,有副产蒸汽和不副产蒸汽的流程等。近几年来,我 国开发了 25-27MPa 压力下在铜基催化剂上合成甲醇的技术,出口气体中甲醇含量 4% 左右,反应温度 230-290℃。 (2)中压法 中压法是在低压法研究基础上进一步发展起来的,由于低压法操作压力低,导致设 备体积相当庞大,不利于甲醇生产的大型化。因此发展了压力为 10MPa 左右的甲醇合 成中压法。它能更有效地降低建厂费用和甲醇生产成本。例如 ICI 公司研究成功了 51-2 型铜基催化剂,其化学组成和活性与低压合成催化剂 51-1 型差不多,只是催化剂的晶 体结构不相同,制造成本比 51-1 型高贵。由于这种催化剂在较高压力下也能维持较长 的寿命,从而使 ICI 公司有可能将原有的 5MPa 的合成压力提高到 l0MPa,所用合成塔 与低压法相同也是四段冷激式,其流程和设备与低压法类似。 (3)低压法 ICl 低压甲醇法为英国 ICl 公司在 1966 年研究成功的甲醇生产方法。从而打破了甲 醇合成的高压法的垄断,这是甲醇生产工艺上的一次重大变革,它采用 51-1 型铜基催 化剂,合成压力 5MPa.ICl 法所用的合成塔为热壁多段冷激式,结构简单,每段催化剂 层上部装有菱形冷激气分配器,使冷激气均匀地进入催化剂层,用以调节塔内温度。低 压法合成塔的型式还有联邦德国 Lurgi 公司的管束型副产蒸汽合成塔及美国电动研究所 的三相甲醇合成系统。70 年代,我国轻工部四川维尼纶厂从法国 Speichim 公司引进了 一套以乙炔尾气为原料日产 300 吨低压甲醇装置(英国 ICI 专利技术)。80 年代,齐鲁石 化公司第二化肥厂引进了联邦德国 Lurge 公司的低压甲醇合成装置。 1.3 设计任务的依据 本次设计任务是由指导老师根据毕业实习内容所定,设计项目为甲醇生产,设计阶 段为初步设计。本次设计任务综合了大学四年所学的专业知识,充分体现了大学生的价 值,并提高综合运用所学知识的能力,进一步提升化工设计能力,为毕业之后工作奠定 了一定的基础,提升了个人能力。

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1.4 设计产品所需的主要设备 甲醇生产主要设备包括反应器、精馏塔、冷却换热设备、压缩机和泵、催化剂等五 类。其国产化前景分析如下: (1)反应器类 ①转化炉 是合成气制备工序的核心设备 ,其国产化情况也分三类:一是完全可立

足于国产化的技术且国内已有类似设备;二是可立足于国产化但国内尚无同类设备;三 是实现中小型的国产化 ,但大型化装置需进一步攻关。这三类方案均不需开发或引进技 术。 ②甲醇合成塔 建议采用华东理工大学和兰州设计院合作开发的甲醇合成塔型式 ,

即多段径向冷激型甲醇合成塔或绝热 - 管束型甲醇合成塔。 (2)精馏塔类 多为浮阀塔 ,国内已完全可自行设计制造。 均为普通的换热器 ,不需引进。

(3)冷却换热设备类 (4)压缩机类 (5)催化剂类

均为离心式 ,国内均能自行设计和制造。 均立足于国内自行生产的催化剂。

1.5 甲醇生产中有害物质排放及处理 甲醇生产过程中有毒害物质对环境的影响尤为重要,煤气中的一氧化碳是无色无味 气体,硫化氢是有臭鸡蛋气味的气体,而氨是有刺激性气味的气体,它们都是易燃易爆有毒 害物质,泄漏会严重污染大气,使人中毒。甲醇是无色易挥发的液体有机物,易燃易爆有毒, 泄漏会严重污染环境,对人体和视力有害。 甲醇有较强的毒性,对人体的神经系统和血液系统影响最大,它经消化道、呼吸道 或皮肤摄入都会产生毒性反应,甲醇蒸汽能损害人的呼吸道粘膜和视力。急性中毒症状 有:头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明,继而呼吸困难,最终导致呼吸中枢 麻痹而死亡。慢性中毒反应为:眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、视力减退、消化障碍。甲醇 摄入量超过 4 克就会出现中毒反应,误服一小杯超过 10 克就能造成双目失明,饮入量 大造成死亡。致死量为 30 毫升以上,甲醇在体内不易排出, 会发生蓄积,在体内氧化生 成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂,我国有关部门规定,空气中允许甲醇浓度

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为 5mg/m3,在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具,废水要处理后才能排放,允许含量 小于 200mg/L 甲醇中毒,通常可以用乙醇解毒法。其原理是,甲醇本身无毒,而代谢产物有毒, 因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一种酶,而这种 酶和乙醇更具亲和力。因此,甲醇中毒者,可以通过饮用烈性酒(酒精度通常在 60 度 以上)的方式来缓解甲醇代谢,进而使之排出体外。而甲醇已经代谢产生的甲酸,可以 通过服用小苏打(碳酸氢钠)的方式来中和。 如果发生泄露情况,应该迅速撤离泄漏污染区人员至安全区,并进行隔离,严格限 制出入,切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器,穿防静电工作服,不要直 接接触泄漏物。尽可能切断泄漏源,防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏, 用砂土或其它不燃材料吸附或吸收,也可以用大量水冲洗,洗水稀释后放入废水系统。 大量泄漏,构筑围堤或挖坑收容,用泡沫覆盖,降低蒸汽灾害。用防爆泵转移至槽车或 专用收集器内,回收或运至废物处理场所处置。

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2 甲醇生产方案确定
2.1 甲醇生产方法简介 现如今开发出来的制甲醇的方法有四种:天然气制甲醇的生产方法,煤、焦炭制 甲醇的生产方法,油制甲醇的生产方法和联醇生产方法。其中天然气制甲醇为本 次设计所选用甲醇生产方法。下面简要介绍一下天然气制甲醇的生产方法。 天然气是制造甲醇的主要原料。 天然气的主要组分是甲烷, 还含有少量的其他烷烃、 烯烃与氮气。以天然气生产甲醇原料气有蒸汽转化、催化部分氧化、非催化部分氧化等 方法,其中蒸汽转化法应用得最广泛, 它是在管式炉中常压或加压下进行的。 由于反应吸 热必须从外部供热以保持所要求的转化温度,一般是在管间燃烧某种燃料气来实现,转 化用的蒸汽直接在装置上靠烟道气和转化气的热量制取。由于天然气蒸汽转化法制的合 成气中,氢过量而一氧化碳与二氧化碳量不足,工业上解决这个问题的方法一是采用添 加二氧化碳的蒸汽转化法,以达到合适的配比,二氧化碳可以外部供应,也可以由转化 炉烟道气中回收。另一种方法是以天然气为原料的二段转化法,即在第一段转化中进行 天然气的蒸汽转化,只有约 1/4 的甲烷进行反应,第二段进行天然气的部分氧化,不仅所 得合成气配比合适而且由于第二段反应温度提高到 800℃以上,的甲烷量可以减少,增 加了合成甲醇的有效气体组分。天然气进入蒸汽转化炉前需进行净化处理清除有害杂 质,要求净化后气体含硫量小于 0.1mL/m3。转化后的气体经压缩去合成工段合成甲醇。 此方法耗能少,费用低,能源利用率高,污染小,原料较为廉价且储量高,所以为我本 次设计首选方案。 2.2 天然气制甲醇生产工艺简介 (1)合成工段 合成工段的主要设备有入塔气预热器、合成塔、甲醇水冷却器、甲醇分离器、甲醇 闪蒸罐。来自压缩工段的合成气,与循环气混合升压至7MPa后,首先经过合成塔进出 气换热器加热,进入合成塔,合成气进塔温度为225℃左右,在此,合成气进行甲醇合 成反应,放出的热量用于产生蒸汽。反应后的气体出塔温度为255℃,甲醇出口浓度为 55%左右。出合成塔的高温气体热量用于加热入塔合成气,然后经水冷至40℃左右,冷

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凝分离出粗甲醇。不凝的气体经驰放少量惰性气体后,大部分循环回合成气压缩机循环 段,与新鲜气混合再进合成塔。弛放气大部分返回至一段炉作燃料使用。ICI反应器属 等温型列管反应器,反应热靠管外沸腾的水很快移走,产生3.9MPa的饱和蒸汽。该蒸 汽降压后和转化工段产生的3.9MPa的饱和蒸汽一起过热到360℃,作为合成压缩机驱 动透平的动力,以及汽提塔的汽提蒸汽。 (2)精馏工段 精馏工段采用的三塔精馏装置,其精馏塔使用的类型是填料塔,其填料方式为规整 填料。预塔操作压力0.103MPa,粗甲醇送入预塔前须加热到沸点70℃,然后在塔内分 离成塔顶气和塔底液,塔顶气主要是含甲醇的轻馏分,塔底再沸器用合成气加热保持塔 底液在沸腾状态。由于预塔顶引出的轻馏分量甚少,可考虑将其直接送一段转化炉作燃 料。预塔后甲醇的蒸馏采用节能型蒸馏流程,即用两个串联的蒸馏塔实现甲醇的精馏, 一塔在0.61MPa运行,塔顶可获得120℃的甲醇馏出物,且作为二塔再沸器热源。塔顶 气冷凝后即成为高质量的甲醇产品,其产量约占总产量的55%。塔底液在142℃左右通 过上述料釜液换热器降温到约91℃入二塔,二塔操作压力为0.103MPa。常压精馏塔塔 底污水含甲醇≤0.1%。本流程将上述废水大部分作萃取水循环用于预塔,余量则送往 转化工段中的汽提塔经汽提处理后,作除盐水回收,从而实现了甲醇蒸馏过程中废水的 零排放。 其三塔精馏的运行特点有:蒸汽消耗低、操作弹性大、系统运行稳定、产品质量。 不足之处有:(1)在系统的运行过程中,常压精馏塔取出的残液未经冷却,直接排入 残液槽,残液温度高,达到110 ℃左右,残液蒸发影响工作环境。只要增设1台残液冷却 器就能解决这一不足。(2)精醇系统的蒸汽饱和器进口蒸汽自调阀调节不灵敏,调节幅度 大,引起系统蒸汽压力波动大,破坏系统热量平衡。通过修理或更换自调阀,保持系统 蒸汽压力的稳定。

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3 甲醇生产流程简述
3.1 合成工艺流程简述 合成气经合成气压缩机压缩与循环气混合,经循环段压缩到 7MPa 送合成环路。合 成气首先经过入塔气预热器加热,热源来自管程的出塔反应气,在进入合成塔(R0301), 合成气进塔温度为 225℃左右,在此,合成气在催化剂的作用下进行甲醇合成反应生成 甲醇,放出的大量反应热被催化剂层中的冷却水管移走,反应后的气体出塔温度为 255℃,出合成塔的高温气体热量进入入塔气预热器(E0301)管程加热入塔合成气。在预 热入塔气后再进入甲醇水冷却器(E0302)管程,被壳程的循环冷却水冷却至 40℃以下。 由于温度的降低,反应气中的甲醇、水及付产物被冷凝下来形成粗甲醇液滴,被分离出 来。分离粗甲醇后的反应气称循环气循环回合成气压缩机循环段,为防环路中隋性气体 累积, 排放部分循环气以降低环路中的隋性气, 排放的循环气称驰放气, 去回收氢装置。 经压缩后的循环气再和新鲜气混合进入合成塔反应。该混合气随后进入甲醇分离器 (V0301)中,粗甲醇被分离并集聚在二段高效分离器底部,通过液位控制阀送入甲醇闪 蒸罐(V0302)中,压力降至 0.5MPa。闪蒸后的粗甲醇靠自身压力压往粗甲醇中间贮槽或 送精馏预精馏塔(T0401)。弛放气大部分返回至一段炉作燃料使用或放空。 从合成塔(R0301)出来的过热冷却水进入合成汽包(V0303)以产生中压蒸汽,脱除过 热的冷却水再由热水循环泵(P0302A/B)打入合成塔冷却水管去移走催化剂层的反应热。 3.2 精馏工艺流程简述 本工序是将由合成工序产生的粗甲醇精馏制成纯度达 99.95%以上精甲醇的装置。 从合成工序得到的粗甲醇中含有多种不纯物,其中主要为水,其它为高醇、高烃、醚等。 本工序设 3 台精馏塔,通过精馏操作除去不纯物而得到符合国家标准 GB338-92 的精甲 醇。 精馏是将合成工序通过合成闪蒸罐0.5Mpa自身压力送来的32m3/h含80%CH3OH以 上粗甲醇,经过粗甲醇一、二级粗甲醇预热器(E0401﹑E0402)预热至75℃进入预精馏塔 (T0401) ,通过预精馏除去轻组分杂质,T0401塔釜温度由蒸汽再沸器(E0403B)和转化工 序送来的转化气RG再沸器(E0403A)预热至78℃时,塔顶气进入预塔回流冷凝器(E0404)

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冷凝回流,未冷凝的气体进入预塔排气冷凝器(E0412)冷却至40℃进入预塔回流槽 (V0405),再经预精馏塔回流泵 (P0401A/B)送入预塔回流。塔釜液由加压塔进料泵 (P0402A/B)送入加压塔(T0402)进行加压精馏, 用转化来的中压蒸汽减压至低压蒸汽再沸 器(E0403B)和转化气再沸器(E0403A)进行升温至塔釜温度130℃,塔釜液通过自身压力 送入常压塔,塔顶通过冷凝/再沸器(E0406)冷却进入加压塔回流槽(V0402),从回流槽出 口经过加压塔甲醇冷却器(E0408)冷却分析合格后采出部分精甲醇去成品储罐, 其余经加 压塔回流冷却器(E0407)冷却后去加压塔回流。常压塔利用加压塔塔顶热源作为常压塔 (T0403)塔釜冷凝/再沸器(E0406)热源给常压塔塔釜加热至110℃进行常压精馏, 塔顶气通 过常压塔回流冷凝器(E0409)冷却至62℃进入常压塔回流槽(V0403),经过常压塔回流泵 (P0404A/B)出口,采取部分回流去常压塔和部分作为精甲醇产品通过常压塔甲醇冷却器 (E0410)冷却至40℃采出至成品储罐。在常压塔第五层填料采出口进行杂醇油部分采出, 经过杂醇油冷却器(E0411)冷却采出去杂醇油槽(V0406),经过杂醇油泵(P0406A/B)送入 杂醇油储罐。常压塔塔釜液经过粗甲醇一级预热器(E0401)冷却后去废液槽(V0409)。 为了中和粗甲醇中的有机酸等酸性组分,防止设备腐蚀。在预精馏塔进料口设置 加碱管线,将碱液槽(V0407)中的先配制好的8%的NaOH通过配碱泵(P0405A/B)加入预 塔,加碱量为粗甲醇总量的20%。 由转化工段来的转化气经给加压塔再沸器(E0405A)预热后,去转化气一级分离器 (V0404A)进行气液分离气体再去给预精馏塔再沸器(E0403A)加热。 转化气经给预精馏塔 再沸器(E0403A)加热后去转化气二级分离器(V0404B)进行气液分离气体返回转化工序, 一二级转化气分离器冷凝液去粗甲醇二级预热器(E0402),再经工艺凝液冷却器(E0413) 冷却后去循环水站。

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4 工艺计算
化工生产的工艺计算主要有物料衡算和热量衡算。化工工艺计算为化工工艺过程的 设计、工艺管路、设备的选择及生产管理、工艺条件选择的主要依据;对于平衡原料、 产品质量选择最佳工艺条件,确定操作控制指标,合理利用生产中的废料、废气、废热 都有重要作用。 物料衡算和热量衡算是以质量守恒、能量守恒和化学计量理论量为基础的,通常分 为理论的和实际的计算方法。理论的计算是遵循反应方程式和各组分的分子量,以求得 投入原料量可能生产的产品理量;而实际的平衡计算,除涉及理论计算量外,还必须考 虑生产的实际情况,如反应的效率、组分的过剩量、催化剂的转化率、收率及中间过程 的损耗等等,计算结果与实际生产比较接近。 工艺计算的基础数据,通常有如下几个来源: 1)工艺设计或生产提供的计算依据。如生产规模、生产条件、产品要求 等; 2)工业化试验提供的实验数据。如主、副反应方程式,催化过程的转化 率、原料的配比、化学反应条件及热量变化等。 3)标准状况和工作状况的物化数据。如各组分的密度、粘度、热容、沸 点、溶解度、蒸汽压及焓等;
4)计算中心必需的其他生产数据。如流、温度、压力等。

4.1 甲醇合成工段物料平衡计算 甲醇合成工段原则流程图,如图 4.1 所示

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图 4.1 甲醇合成工段原则流程图

合成甲醇的化学反应方程式 主反应 CO+2H2 副反应 2CO+4H2 CO+3H2 4CO+H2 CO2+H2 4.1.1 初始条件 (1)新鲜气中 H2、N2、CH4、CO、CO2 的百分组成,如表 4.1 所示。
表4.1 新鲜气的组成 气体组成 V% H2 67.20 N2 1.45 CH4 1.20 CO 27.15 CO2 3.00 合计 100.00

CH3OH

+102.37kJ/mol

(4.1)

(CH3)O+H2O CH4+H2O C4H9OH+3H2O CO+H2O

+ 200.39kJ/mol + 115.69kJ/mol + 49.62kJ/mol 42.92kJ/mol

(4.2) (4.3) (4.4) (4.5)

(2)水冷器中气体的平均组成,如表 4.2 所示。
表4.2 水冷器中气体的平均组成 气体组成 V% H2 68.85 N2 8.75 CH4 11.03 CO 9.39 CO2 1.98 合计 100.00

(3)甲醇分离器后粗甲醇的组成,如表 4.3 所示。

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表4.3 甲醇分离器后粗甲醇的组成 气体组成 Wt% 甲醇 93.55 二甲醚 0.20 异丁醇 0.03 水 6.22 合计 100.00

(4)由《化工工艺设计思考题习题集》第 10 页查出各种气体在液体甲醇中的溶解数 据,如表 4.4 所示。
表4.4 各种气体在甲醇中的溶解度 气体 Nm3/t 粗甲醇 H2 5.852 N2 1.285 CH4 3.825 CO 1.725 CO2 11.237 合成 23.924

(5)计算中所需各种基础数据 以 1 吨粗甲醇为计算基准,计算粗甲醇中各组分的含量。以计算甲醇为例,具体计 算步骤如下: 每小时粗甲醇的产量:
110000 ? 1000 kg/h ? 13888 . 889 330 ? 24

甲醇的质量流量: M=
110000. % ? ? 55 1000 93 ? 12993 . kg/h 06 330 ? 24

甲醇的摩尔流量: N=
12993 .06 ?406 kmol/h .03 32 406 . 03 ? % 89 % 100 . ? 30 454 . 69

甲醇的摩尔分数: C=

每顿粗甲醇中甲醇的质量: m=1000× 93.55%=935.50 kg/t 每吨粗甲醇中甲醇的体积: V=

935 .55 ? 22.4 ? 654 .85 Nm3/t 32

按上述步骤分别计算粗甲醇中各组分的组成,如表 4.5 所示。

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表4.5 粗甲醇中各组分的组成 组成 kg/h Wt% kmol/h mol% kg/t Nm3/t 甲醇 12993.06 93.55 406.03 89.30 935.50 654.85 二甲醚 27.78 0.200 0.604 0.133 2.000 0.974 异丁醇 4.17 0.030 0.056 0.012 0.300 0.091 水 863.89 6.22 47.99 10.56 62.20 77.40 合计 13888.89 100.00 454.69 100.00 1000.00 733.32

以 1 吨粗甲醇为计算基准,计算粗甲醇中溶解气体的含量。以计算氮气为例,具体 计算步骤如下: 氮气的摩尔流量: N=
1.285 ?13888 .889 ? 0.797 kmol/h 22.4

氮气的摩尔分数: C=

0.797 ?100 % ? 5.37% 14.83

氮气的质量流量: M=0.797× 28=22.31 kg/h 氮气的质量分数: x=

2231 ?100 % ? 5.52% 404 .03
表4.6 粗甲醇中溶解的各气体的含量

按上述步骤分别计算粗甲醇中溶解的各气体含量,如表 4.6 所示。

气体组成 kg/h Wt% kmol/h mol%

H2 7.26 1.80 3.63 24.46

N2 22.31 5.52 0.797 5.37

CH4 37.95 9.39 2.37 15.99

CO 29.95 7.41 1.07 7.21

CO2 306.56 75.88 6.97 46.97

合计 404.03 100.00 14.83 100.00

4.1.2 物料平衡的基本关系式 CO2 平衡: FkF = Vkkk + KP + Ku V (4.6)

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新鲜气中带入的 CO2 量应等于循环气中的 CO2 量、溶解在产物中的 CO2 量及参加 反应所消耗的 CO2 量之和。同理,可推得其它各元素的平衡方程: CH4 平衡: FmF + M = Vkmk + MP V H2O 平衡: = A + M + 3I + Ku W N2 平衡: FnF = Vknk + NP V CO 平衡: VF + Ku = Vkck + CP + L + 2A + M + 4I H2 平衡: FhF = Vkhk + HP + 2L + 4A + 8I + 3M + Ku V (4.7) (4.8) (4.9) (4.10) (4.11)

上述六个方程中有八个未知数,即 VF、Vk、nk、mk、M、Ku、cF、hF。利用惰性气 体中的含量 i 来建立两个尚缺的方程式。 nk + mk = i ck + hk + kk = 1 - i 联立解上述各方程,求得: 循环气中氮气含量 nk (4.12) (4.13)

nK = nF×

(1 ? 3i ? k k ) B ? (i ? k k ) D (cF ? hF ? 4mF ? 4nF ) B ? (nF ? mF ? k F ) D

(4.14)

循环气中甲烷含量 mk 驰放气量 Vk Vk =
D c ? hF ? 4mF ? 4nF nk ? F ? (1 ? 3i ? k k ) nF

(4.16)

新鲜气加入量 VF VF = Vk
nk N P ? nF nF

(4.17)

生成的甲烷量 M M = Vkmk + MP - VFmF 进行变换反应消耗的 CO2 量 Ku = W - (A + M + 3I) 新鲜气中 CO 的含量 cF (4.19) (4.18)

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cF =

ckVk ? ( K u ? C P ? L ? 2 A ? M ? 4 I ) VF

(4.20)

在这些方程中,两个辅助量 D 与 B 分别等于: D = CP + HP + 3L + 6A + 12I + 4MP - NP
k F ? mF - KP - W nF

cF ? hF ? 4mF nF

(4.21)

B = MP + A + 3I + NP 上述各式中的符号意义:

(4.22)

V—生成 1 吨粗甲醇的气体总容积,Nm3/t; N—氮量,Nm3/t; n—氮气含量,容积%; Ku—参加反应的 CO2 量,Nm3/t; K—CO2 量,Nm3/t; k—CO2 含量,容积%; M—甲烷的生成量,Nm3/t; m—甲烷含量,容积%; H—氢气量,Nm3/t; h—氢气含量,容积%; C—CO 量,Nm3/t; c—CO 含量,容积%; L—甲醇量,Nm3/t; A—二甲醚量,Nm3/t; I—异丁醇量,Nm3/t; W—生成水量,Nm3/t; i—循环气中 N2 的容积百分数; P—产物; k—循环气; F—新鲜气。 利用式(4.21)求 D:

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D = CP + HP + 3L + 6A + 12I + 4MP - NP

cF ? hF ? 4mF nF

= 1.725+5.825+3× 654.85+6× 0.974+12× 0.091+4× 3.8251.825×
0.2715 ? 0.6720 ? 4 ? 0.012 0.0145

= 1905.03 Nm3/t 利用式(4.22)求 B: B = MP + A + 3I + NP
k F ? mF - KP - W nF

= 3.825+0.974+3× 0.091+1.285 = -81.97

0.030 ? 0.012 ? 11.237 ? 77.40 0.0145

利用式(4-14)求循环气中氮气含量 nK :

nK = n F ×
=0.0145× =8.75

(1 ? 3i ? k k ) B ? (i ? k k ) D (cF ? hF ? 4mF ? 4nF ) B ? (nF ? mF ? k F ) D

(1 ? 3 ? 0.1978 ? 0.0198 ) ? (?81.97 ) ? (0.1978 ? 0.0198 ) ?1905 .03 (0.2715 ? 0.6720 ? 4 ? 0.0120 ? 4 ? 0.0145 ) ? (?81.97 ) ? (0.0145 ? 0.0120 ? 0.030 ) ?1905 .03

利用式(4-15)求循环气中甲烷含量 mK :

mK = i - nK = 0.1978 - 0.875 = 0.1103
利用式(4-16)求驰放气量 Vk : Vk =
D c ? hF ? 4mF ? 4nF nk ? F ? (1 ? 3i ? k k ) nF

=

1905 .03 0.2715 ? 0.6720 ? 4 ? 0.0120 ? 4 ? 0.0145 0.0875 ? ? (1 ? 3 ? 0.1978 ? 0.0198 ) 0.0145

=412.68 利用式(4-17)求新鲜气加入量 VF : VF = Vk
nk N P ? nF nF

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=412.68×

0.0875 1.285 =2522.56 Nm3/t ? 0.0145 0.0145

利用式(4-18)求生成的甲烷量 M: M = Vkmk + MP - VFmF =412.68× 0.1103+3.825-2522.56× 0.0120=19.89 Nm3/t 利用式(4-19)求进行逆变换反应消耗的 CO2 量 Ku : Ku = W - (A + M + 3I) =77.40-(0.974+19.89+3× 0.091)=56.27 Nm3/t 利用式(4-20)求新鲜气中 CO 的含量 cF :

cF =
=

ckVk ? ( K u ? C P ? L ? 2 A ? M ? 4 I ) VF

0.0939 ? 412 .68 ? (56.27 ? 1.725 ? 654 .85 ? 2 ? 0.974 ? 19.89 ? 4 ? 0.091) 2522 .56

=0.2621 经过验证,在误差允许范围内(<5%) ,各物料平衡。 4.1.3 系统中不同气体组成的确定 在以下计算中均以 1 吨粗甲醇为计算基准。 设合成塔出口气体混合物中甲醇的百分含量为 0.278,根据甲醇的百分含量确定合成 塔后气体容积与气体的物质的量: 气体容积 V3 = =
甲醇蒸汽的容积 合成塔出口气体混合物中甲醇百分含量

654 .85 =23555.76 Nm3 0.0278 V 23555 .76 物质的量 n3 = 3 ? ? 1051 .60 kmol 22.4 22.4

式中 0.0278—甲醇合成塔出口气体中甲醇含量 根据在分离器中分离液态粗甲醇与溶解在其中的气体,确定分离器后气体的容积与 气体的物质的量: 气体容积 V9 = V6 + V10 = V3 - V7 -V8 = 23555.76 - 23.897 - 733.315= 22798.55 Nm3

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物质的量 n9 =

V 9 22798 .55 ? ? 1017 .79 kmol 22.4 22.4

式中 23.897—溶解于液态粗甲醇中的气体量,Nm3; 733.315—相当于 1 吨粗甲醇的气体量,Nm3; 在循环压缩机前,进行气体的防空,因而从系统中释放的驰放气量为 412.68Nm3, 来确定循环机压缩机前气体容积和气体的物质的量: 气体容积 V10 = V9 - Vk = 22798.55 - 412.68 = 22385.87 Nm3 物质的量 n10 =
V 10 22385 .87 ? ? 999 .37 kmol 22.4 22.4

合成塔进口处气体(混合气)的气体容积和物质的量: 气体容积 V2 = V1 + V10 = 2522.56 + 22385.87 = 26539.18 Nm3 物质的量 n2 =
V2 26539 .18 ? ? 1184 .78 kmol 22.4 22.4

水冷器出口气体容积和物质的量: 气体容积 V4 = V3 = 25186.54 Nm3 物质的量 n4 =
V 4 25186 .54 ? ? 1124 .40 kmol 22.4 22.4

甲醇分离器出口气体容积和物质的量: 气体容积 V5 = V7 + V8 = 23.897 + 733.315 = 757.24 Nm3 物质的量 n5 =
V 5 757 .24 ? ? 33 .81 kmol 22 .4 22 .4

计算在反应方程式(4-1)—(4-6)中所消耗的氢气量和二氧化碳量

VH 2 = 2L + 4A + 3M + 8I + Ku
=2× 654.85 + 4× 0.974 + 3× 19.89 + 8× 0.091 + 56.27 =1430.26 Nm3

nH 2 =

VH 2 22 .4

? 63 .85 kmol

VCO = 2A + M + L + 4I - Ku = 2× 0.974 + 19.89 + 654.85 + 4× 0.091 - 56.27 =620.78 Nm3

nCO =

VCO 620 .78 ? ? 27 .71 kmol 22 .4 22 .4

计算系统中不同点气体的组成。

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计算新鲜气的组成。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 生产 1 吨粗甲醇所需新鲜气中 CH4 的体积为 VCH4 = V1× 0.0120 = 2522.56× 0.0120 = 30.27 Nm3/t

nCH 4 =

30 .27 ? 1.35 kmol/t 22 .4

CH4 的摩尔流量: N=
30 .27 ? 13888 .89 ? 18 .77 kmol/h 22 .4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
18 .77 ? 100 % ? 1.20 % 1564 .09

CH4 的质量流量: M = 18.77× = 300.30 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
300 .30 ?100 % ? 1.77% 16992 .22
表4.7 新鲜气的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 1695.16 2102.13 12.37 1051.07 67.20 N2 36.58 635.02 3.74 22.68 1.45 CH4 30.27 300.30 1.77 18.77 1.20 CO 684.87 11890.18 69.97 424.65 27.15 CO2 75.68 2064.59 12.15 46.92 3.00 合计 2522.56 16992.22 100.00 1564.09 100.00

按上述步骤分别计算新鲜气中各组分的含量,如表 4.7 所示。

计算进合成塔的混合气的组成。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 生产 1 吨粗甲醇所需混合气中 CH4 的体积为 VCH4 = 0.1103V10 + 30.27 = 0.1103× 24016.62 + 30.27 = 2679.30 Nm3/t

nCH 4 =

VCH 4 22.4

?

2679 .30 ? 119 .61 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量:

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N=

2679 .30 ?13888 .89 ? 1661 .27 kmol/h 22.4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
1661 .27 ?100 % ? 10.10% 16455 .34

CH4 的质量流量: M = 1661.27× = 26580.40 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
26580 .40 ?100 % ? 17.44% 152386 .52
表4.8 进合塔混合气的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 18230.60 22607.39 14.84 11303.70 68.69 N2 2138.03 37118.60 24.36 1325.66 8.06 CH4 2679.30 26580.40 17.44 1661.27 10.10 CO 2940.03 51042.27 33.50 1822.94 11.08 CO2 551.21 15037.86 9.87 341.77 2.08 合计 26539.18 152386.52 100.00 16455.34 100.00

按上述步骤分别计算混合气中各组分的含量,如表 4.8 所示。

计算出合成塔进水冷器的气体组成。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 进水冷器的 CH4 量 = 进合成塔 CH4 量 + 生成的 CH4 量 = 2679.30 + 19.89 = 2699.19 Nm3/t

nCH 4 =

VCH 4 22.4

?

2699 .19 ? 120 .50 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量: N=
2699 .19 ?13888 .89 ? 1673 .61 kmol/h 22.4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
1673 .61 ?100 % ? 10.72% 15615 .75

CH4 的质量流量: M = 1673.61× = 26777.71 kg/h 16 CH4 的质量分数:

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x=

26777 .71 ?100 % ? 17.57% 152386 .52

按上述步骤分别计算出合成塔进水冷器的气体的组成。如表 4.9 所示

表4.9 进水冷器气体组成
组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 16800.34 20833.76 13.67 10416.88 66.71 N2 2138.03 37118.60 24.36 1325.66 8.49 CH4 2699.19 26777.71 17.57 1673.61 10.72 CO 2319.25 40264.81 26.42 1438.03 9.21 CO2 494.94 13502.75 8.86 306.88 1.97 CH3OH 654.85 12993.06 8.53 406.03 2.60 (CH3)2O 0.97 27.78 0.02 0.60 0.00 C4H9OH 0.09 4.17 0.00 0.06 0.00 H2O 77.40 863.89 0.57 47.99 0.31 合计 25185.08 152386.52 100.00 15615.75 100.00

有表 4.8 和表 4.9 列出合成塔的物料平衡表,如表 4.10 所示。

表4.10 进出合成塔物料平衡表 物料 组成 H2 N2 CH4 CO CO2 CH3OH (CH3)2O C4H9O 4.17 H H2O 合计 152386.52 100.00 16455.34 100.00 863.89 152386.52 0.57 100.00 47.99 15615.75 0.31 100.00 0.00 0.06 0.00 kg/h 22607.39 37118.60 26580.40 51042.27 15037.86 Wt% 14.84 24.36 17.44 33.50 9.87 进料 kmol/h 11303.70 1325.66 1661.27 1822.94 341.77 mol% 68.69 8.06 10.10 11.08 2.08 kg/h 20833.76 37118.60 26777.71 40264.81 13502.75 12993.06 27.78 Wt% 13.67 24.36 17.57 26.42 8.86 8.53 0.02 出料 kmol/h 10416.88 1325.66 1673.61 1438.03 306.88 406.03 0.60 mol% 66.71 8.49 10.72 9.21 1.97 2.60 0.00

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在水冷器内甲醇、二甲醚、异丁醇和水均被冷却为液体,列进、出水冷器的物料平 衡表,如表 4.11 所示。其中,出水冷器的物料平衡中甲醇、二甲醚、异丁醇和水均已被 冷却为液体。

表4.11 进、出水冷器的物料平衡表 物料 组成 H2(g) N2(g) CH4(g) CO(g) CO2(g) CH3OH(g) (CH3)2O(g) C4H9OH(g) H2O(g) 合计 CH3OH(l) (CH3)2O(l) C4H9OH(l) H2O(l) 合计 kg/h 20833.76 37118.60 26777.71 40264.81 13502.75 12993.06 27.78 4.17 863.89 152386.52 Wt% 13.67 24.36 17.57 26.42 8.86 8.53 0.02 0.00 0.57 100.00 进料 kmol/h 10416.88 1325.66 1673.61 1438.03 306.88 406.03 0.60 0.06 47.99 15615.75 mol% 66.71 8.49 10.72 9.21 1.97 2.60 0.00 0.00 0.31 100.00 138497.63 12993.06 27.78 4.17 863.89 13888.89 100.00 93.55 0.20 0.03 6.22 100.00 15161.06 406.03 0.60 0.06 47.99 454.69 100.00 89.30 0.13 0.01 10.56 100.00 kg/h 20833.76 37118.60 26777.71 40264.81 13502.75 Wt% 15.04 26.80 19.33 29.07 9.75 出料 kmol/h 10416.88 1325.66 1673.61 1438.03 306.88 mol% 68.71 8.74 11.04 9.49 2.02

计算进入粗甲醇中间贮槽的混合物的组成,以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 进入粗甲醇中间贮槽的 CH4 量: VCH4 = 3.825 Nm3/t

nCH 4 =

VCH 4 22.4

?

3.825 ? 0.17 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量:

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N=

3.825 ? 13888 .89 ? 2.37 kmol/h 22 .4 ? 1000

CH4 的摩尔分数: c=
2.372 ? 100 % ? 0.505 % 469 .52

CH4 的质量流量: M = 2.37× = 37.95 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
37.95 ?100 % ? 0.265 % 14292 .91
表4.12 进粗甲醇中间贮槽混合物的组成 组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 5.85 7.26 0.051 3.63 0.773 N2 1.29 22.31 0.156 0.80 0.170 CH4 3.83 37.95 0.265 2.37 0.505 CO 1.73 29.95 0.210 1.07 0.228 CO2 11.24 306.56 2.14 6.97 1.48 CH3OH 654.85 12993.06 90.91 406.03 86.48 (CH3)2O 0.974 27.78 0.194 0.604 0.129 C4H9OH 0.091 4.17 0.029 0.056 0.012 H2O 77.40 863.89 6.04 47.99 10.22 合计 757.24 14292.91 100.00 469.52 100.00

按上述步骤分别计算进粗甲醇中间贮槽混合物的组成,如表 4.12 所示。

计算甲醇分离器出口气体的组成,以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 甲醇分离器出口气体的体积: V9 = 进水冷器 CH4 量 - 甲醇中溶解 CH4 量 = 2699.19 - 3.825 = 2695.37 Nm3/t

n9 =

V9 2695 .37 ? ? 120 .33 kmol/t 22 .4 22 .4

CH4 的摩尔流量: N=
2695 .37 ?13888 .89 ? 1671 .24 kmol/h 22.4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
1671 .24 ?100 % ? 11.03% 15146 .23

CH4 的质量流量: M = 1671.24× = 26739.76 kg/h 16

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CH4 的质量分数: x=
26739 .76 ?100 % ? 19.36% 138093 .60

按上述步骤分别计算甲醇分离器出口气体的组成,如表 4.13 所示。

表4.13 甲醇分离器出口气体组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 16794.49 20826.50 15.08 10413.25 68.75 N2 2136.75 37096.29 26.86 1324.87 8.75 CH4 2695.37 26739.76 19.36 1671.24 11.03 CO 2317.53 40234.86 29.14 1436.96 9.49 CO2 483.70 13196.18 9.56 299.91 1.98 合计 24427.83 138093.60 100.00 15146.23 100.00

将表 4.12 和表 4.13 综合得到进、出甲醇分离器的物料平衡表,如表 4.14 所示。

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表4.14 进出甲醇分离器的物料平衡表 物料 进料 出水冷器的混合物 kg/h H2 N2 CH4 CO CO2 CH3OH (CH3)2 O C4H9O H H2O 合计 20833.76 37118.60 26777.71 40264.81 13502.75 12993.06 27.78 4.17 863.89 152386.52 Wt% 13.67 24.36 17.57 26.42 8.86 8.53 0.018 0.003 0.567 100.00 kmol/h 10416.88 1325.66 1673.61 1438.03 306.88 406.03 0.604 0.056 47.99 15615.75 mol% 66.71 8.49 10.72 9.21 1.97 2.60 0.0039 0.0004 0.307 100.00 138093.60 100.00 15146.23 100.00 kg/h 20826.50 37096.29 26739.76 40234.86 13196.18 甲醇分离器后气体的组成 Wt% 15.08 26.86 19.36 29.14 9.56 kmol/h 10413.25 1324.87 1671.24 1436.96 299.91 mol% 68.75 8.75 11.03 9.49 1.98 kg/h 7.26 22.31 37.95 29.95 306.56 12993.06 27.78 4.17 863.89 14292.91 出料 进粗甲醇中间贮槽的混合物 Wt% 0.051 0.156 0.265 0.210 2.14 90.91 0.194 0.029 6.04 100.00 kmol/h 3.63 0.797 2.37 1.07 6.97 406.03 0.604 0.056 47.99 469.52 mol% 0.773 0.170 0.505 0.228 1.48 86.48 0.129 0.012 10.22 100.00

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计算循环气的组成。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 循环气中 CH4 的体积: VCH4 = 0.1103× 10 = 0.1103× V 24016.62 = 2649.03 Nm3/t nCH4 =

VCH 4 22.4

?

2649 .03 ? 118 .26 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量: N=
2649 .03 ?13888 .89 ? 1642 .51 kmol/h 22.4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
1642 .51 ?100 % ? 11.03% 14891 .26

CH4 的质量流量: M = 1642.51× = 26280.09 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
26280 .09 ?100 % ? 19.41% 135394 .29
表4.15 循环气的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 16535.44 20505.26 15.14 10252.63 68.85 N2 2101.45 36483.58 26.95 1302.99 8.75 CH4 2649.03 26280.09 19.41 1642.51 11.03 CO 2255.16 39152.09 28.92 1398.29 9.39 CO2 475.53 12973.26 9.58 294.85 1.98 合计 24016.62 135394.29 100.00 14891.26 100.00

按上述步骤分别计算循环气的组成,如表 4.15 所示。

计算甲醇分离器的放空气体的组成。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 1 吨粗甲醇中不溶解的 CH4 的体积: V VCH 4 = V9 - 0.1103× 10 = 2695.37 - 0.1103× 24016.62 = 46.34 Nm3/t

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nCH 4 =

VCH 4 22.4

?

46.34 ? 2.07 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量: N=
46 .34 ? 13888 .89 ? 28 .73 kmol/h 22 .4 ? 1000

CH4 的摩尔分数: c=
28.73 ?100 % ? 11.27% 14891 .26

CH4 的质量流量: M = 28.73× = 459.67 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
459 .67 ?100 % ? 17.03% 2699 .31
表4.16 甲醇分离器放空气体的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 259.05 321.24 11.90 160.62 63.00 N2 35.29 612.71 22.70 21.88 8.58 CH4 46.34 459.67 17.03 28.73 11.27 CO 62.37 1082.77 40.11 38.67 15.17 CO2 8.17 222.92 8.26 5.07 1.99 合计 411.21 2699.31 100.00 254.97 100.00

按上述步骤分别计算甲醇分离器防空气体的组成,如表 4.16 所示。

驰放气的组成与溶解气的组成相同,如表 4.17 所示。
表4.17 驰放气的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% H2 5.85 7.26 1.80 3.63 24.46 N2 1.29 22.31 5.52 0.797 5.37 CH4 3.83 37.95 9.39 2.37 15.99 CO 1.73 29.95 7.41 1.07 7.21 CO2 11.24 306.56 75.88 6.97 46.97 合计 23.92 404.03 100.00 14.83 100.00

计算出粗甲醇中间贮槽的混合物的组成。以计算甲醇为例,具体计算步骤如下: 1 吨粗甲醇中甲醇的体积:

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VCH 4 = 654.85 Nm3/t
nC H 4 =
VCH 4 22.4 ? 654 .85 ? 29.23 kmol/t 22.4

CH4 的摩尔流量: N=
654 .85 ?13888 .89 ? 406 .03 kmol/h 22.4 ?1000

CH4 的摩尔分数: c=
406 .03 ? 100 % ? 89 .30 % 454 .69

CH4 的质量流量: M = 406.03× = 12993.06 kg/h 16 CH4 的质量分数: x=
12993 .06 ?100 % ? 93.55% 13888 .89
表4.18 出粗甲醇中间贮槽的混合物的组成 气体组成 Nm3/t kg/h Wt% kmol/h mol% CH3OH 654.85 12993.06 93.55 406.03 89.30 (CH3)2O 0.974 27.78 0.200 0.604 0.133 C4H9OH 0.091 4.17 0.030 0.056 0.012 H2O 77.40 863.89 6.22 47.99 10.56 合计 733.32 13888.89 100.00 454.69 100.00

按上述步骤分别计算出粗甲醇中间贮槽的混合物的组成,如表 4.18 所示。

将表 4.12 和表 4.18 综合得到进、 出粗甲醇中间贮槽的物料平衡表, 如表 4.19 所示。

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表4.19 粗甲醇中间贮槽物料平衡表 物料 进料 进粗甲醇贮槽混合物 kg/h H2 N2 CH4 CO CO2 CH3OH (CH3)2O C4H9OH H2O 合计 7.26 22.31 37.95 29.95 306.56 12993.06 27.78 4.17 863.89 14292.91 Wt% 0.051 0.156 0.265 0.210 2.14 90.91 0.194 0.029 6.04 100.00 kmol/h 3.63 0.797 2.37 1.07 6.97 406.03 0.604 0.056 47.99 469.52 mol% 0.773 0.170 0.505 0.228 1.48 86.48 0.129 0.012 10.22 100.00 404.03 100.00 14.83 100.00 kg/h 7.26 22.31 37.95 29.95 306.56 Wt% 1.80 5.52 9.39 7.41 75.88 驰放气 kmol/h 3.63 0.797 2.37 1.07 6.97 mol% 24.46 5.37 15.99 7.21 46.97 12993.06 27.78 4.17 863.89 13888.89 93.55 0.200 0.030 6.22 100.00 406.03 0.604 0.056 47.99 454.69 89.30 0.133 0.012 10.56 100.00 kg/h 出料 去精馏工段的组分 Wt% kmol/h mol%

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4.2 甲醇合成工段热量平衡计算 工艺条件: (1)进塔气体温度平均按 225℃计算; (2)冷凝器气体出口温度与液体温度相等,都为 40℃; (3)冷却水温度为 25℃,冷却回水温度为 38℃; (4)系统热损失为 5%。 4.2.1 甲醇合成塔的热平衡计算 (1)全塔热平衡方程式 ∑Q 入塔气+∑Qr=∑(G 出塔× mλ× mλ)+∑Q 热损失 C T 式中 Q 入塔气 —入塔各气体组分热量,kJ/h; Qr —合成反应和副反应的反应热,kJ/h; G 出塔 —出合成塔各组分包括反应物、生成物流量,Nm3/h; Cmλ —各组分的热容,kJ/Nm3· ℃; Tmλ —出塔气体温度,℃; Q 热损失 —合成塔热损失,kJ/h; ∑Q 入塔气=∑ (G 入塔气× mλ× mλ) C T =∑G 入塔气× Pλ C 式中 G 入塔气 —入塔气体各组分流量,Nm3/h; ∑Qr = Qr1 +Qr2 + Qr3 + Qr4 + Qr5 式中 Qr1、Qr2、Qr3、Qr4 分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷的生成热,kJ/h; Qr5 —二氧化碳逆变换反应的反应热,kJ/h; Qr = Gr×ΔH (4.26) 式中 Gr —各组分的生成量,Nm3/h; ΔH —生成反应的热量变化,kJ/Nm3 或 kJ/mol; (2)全塔入热计算 查《氮肥工艺设计手册理化数据》 ,压力为 5MPa 时,合成塔入塔各组分的热容, 如表 4.20 所示。 (4.25) (4.24) (4.23)

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表4.20 甲醇合成塔入塔各组分的热容 组分 ℃ 热容 kJ/kmol· H2 28.99 N2 29.24 CH4 33.85 CO 29.10 CO2 36.29

利用式(4.24)计算入塔热量。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 36.29 = 56241.20 kJ/h· ℃ QCH 4 = GCH 4 ×C P = 1661.27× 按上述步骤分别计算各组分的入塔热量,如表 4.21 所示。
表4.21 各组分入塔热量 组分 kJ/kmol· ℃ kmol/h kJ/h· ℃ H2 28.99 11303.70 327726.84 N2 29.24 1325.66 38763.32 CH4 33.85 1661.27 56241.20 CO 29.10 1822.94 53045.34 CO2 36.29 341.77 12403.18 16455.34 488179.9 合计

计算条件中入塔气温度为 225℃,所以入塔的总热量为 488179.9× 225 = 109840471.73 kJ/h (3)塔内反应热计算 在甲醇合成塔内,CO、CO2、H2 分别按反应方程式(4.1)(4.2)(4.3)(4.4) 、 、 、 、 (4.5)进行反应,生成甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷,二氧化碳还原成一氧化碳和水。 计算塔内反应热。计算甲醇为例,具体步骤如下: Qr = Gr×ΔH = 406.03×102.37×1000 = 41565596.79 kJ/h 按上述步骤分别计算各组分的塔内反应热,如表 4.22 所示。
表4.22 甲醇合成塔内反应热 组分 kJ/mol kmol/h kJ/h CH3OH 102.37 406.03 41565596.79 (CH3)2O 200.39 0.60 121008.45 C4H9OH 49.62 0.06 2793.92 CH4 115.69 12.33 1426711.37 CO -42.92 34.89 -1497429.48 453.91 41618681.06 合计

(4)塔出口总热量计算 查《氮肥工艺设计手册理化数据》甲醇合成塔出口状态下各组分的热容,并根据表 4-9 中甲醇合成塔出口物料流量,依据公式

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C 出塔 =G× mλ C 分别算出各组分比热容。以计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: 33.83 = 56617.15 kJ/h· ℃ CCH 4 = 1673.61× 按上述步骤分别计算甲醇合成塔各组分的比热容,如表 4-23 所示。
表4-23 甲醇合成塔出塔各组分比热容
组分 kJ/mol· ℃ kmol/h kJ/h· ℃ H2 28.99 10416.88 302010.59 N2 29.23 1325.66 38750.38 CH4 33.83 1673.61 56617.15 CO 29.09 1438.03 41829.01 CO2 36.23 306.88 11117.71 CH3OH 51.30 406.03 20828.54 (CH3)2O 63.21 0.60 38.17

(4.27)

C4H9OH 51.08 0.06 2.88

H2O 32.21 47.99 1546.11

合计

15615.75 472740.53

(5)全塔热损失 计算条件中已经给出全塔热损失为 5%,因此损失掉的热量为 Q 热损失 =(Q 入塔 + Q 反应热)× 5% =(109840471.73 + 41618681.06)× 5% = 7572957.64 kJ/h (6)根据合成塔反应操作需要,规定合成塔出塔气温度为 255℃。按全塔热平衡方程 式(4-24) ,求循环水带出热量。
Q ? 109840471 .73 ? 41618681 .06 ? 120548834 .60 ? 7572957 .64

? 23337361 kJ/h
综合以上数据,得出全塔的热平衡表,如表 4.24 所示。
表4.24 甲醇合成塔全塔热平衡表 热量 入热,kJ/h 出热,kJ/h 气体显热 109840471.73 反应热 41618681.06 7572957.64 23337361 热损失 循环水带出热量 合计 151459152.79 151459152.79

120548834.60

4.2.2 甲醇水冷器的热量平衡计算 (1)热平衡方程式 Q 入口气 + Q 冷凝 = Q 出口气 + Q 液体 + Q 冷却水 式中 Q 入口气 —在出口温度下气体冷凝放热,kJ/h; (4.28)

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Q 液体 —出冷凝器液体带热,kJ/h; Q 冷却水 —冷却水带走热量,kJ/h。 (2)热平衡计算 查《氮肥工艺设计手册理化数据》得粗甲醇各组分的物理常数,如表 4.25 所示。
表4.25 粗甲醇中各组分的物理常数 组分 汽化热,kJ/kg ℃ 液体热容,kJ/kg· CH3OH 1129.68 2.63 (CH3)2O 366.10 2.73 C4H9OH 628.02 2.88 H2O 2260.98 4.60

有相变的物质在低于费点时全部冷凝,扩散于气相中的组分忽略不计。 1.气体冷凝放热 Q 冷凝 = G×ΔHr 式中 G —冷凝液体流量,kg/h; ΔHr —组分的汽化热,kJ/h。
表4.26 出塔气在冷凝器内冷凝放热量 组分 冷凝量,kg/h 放热量,kJ/h CH3OH 12993.06 14677995.00 (CH3)2O 27.78 10169.44 C4H9OH 4.17 2616.75 H2O 863.89 1953235.50 合计 13888.89 16644016.69

(4.29)

依据表 4.9 中的数据计算出塔各组分及冷凝放热量,以计算甲醇为例,具体计算步 骤如下: Q 甲醇 = 12993.06× 1129.68 = 14677995.00 kJ/h 按上述步骤分别计算出塔各组分及冷凝放热量,如表 4.26 所示。 2.进冷凝器气体总热量 Q 入冷凝器 = Q 出塔 = ∑(GF× P)× 出塔 C T 式中 GF —进冷凝器各组分摩尔流量,kmol/h; CP —各气体组分热容,J/mol; T 出塔 —出合成塔气体温度,℃。 Q 入冷凝器 = Q 出塔 = 120548834.60 kJ/h 3.冷凝器出口气体显热 Q? T 出冷凝器 = ∑(G?× P)× 出口 F C (4.31) (4.30)

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式中 G? —冷凝器出口气体组分摩尔流量,kmol/h; F CP —出口气体各组分热容,kJ/mol· ℃; T 出口 —冷凝器出口气体温度,℃。 依据表 4.9 各组分的组成及表 4.20 中各组分的热容,计算冷凝器出口气体显热,以 计算 CH4 为例,具体计算步骤如下: G?× P = 1673.61× 34.32 = 57440.29 kJ/h· ℃ F C 按上述步骤分别计算冷凝器出口气体显热,如表 4.27 所示。
表4.27 冷凝器出口气体显热 组分 热容,J/mol 气量,kmol/h ℃ 热量,kJ/h· H2 29.00 10416.88 302106.63 N2 29.42 1325.66 39006.87 CH4 34.32 1673.61 57440.29 CO 29.31 1438.03 42144.53 CO2 37.48 306.88 11500.37 15161.06 452198.68 合计

冷凝器气体出口温度为 40℃,则出口气体热量为 Q? 40 = 18087947.36 kJ/h 出冷凝器 = 452198.68× 4.冷凝器出口液体带走热量 Q"出冷凝器 = ∑(G"F× P)× 出口 C T 式中 G"F —冷凝器出口液体各组分的质量流量,kJ/h; CP —各液体组分的热容,kJ/kg· ℃。 按上述步骤分别计算冷凝液体中各组分带出的热量,如表 4.28 所示。
表4.28 冷凝器出口液体热量 组分 ℃ 液体热容,kJ/kg· 流量,kg/h ℃ 热量,kJ/h· CH3OH 2.63 12993.06 34171.74 (CH3)2O 2.73 27.78 75.83 C4H9OH 2.88 4.17 12.00 H2O 4.60 863.89 3973.89 13888.89 38233.46 合计

(4.32)

冷凝器出口液体温度为 40℃,则液体带出热量为 Q"出冷凝器 = 38233.46× =1529338.33 kJ/h 40 由此,可得冷却水带出热量 Q 冷却水 = 143886195.15 + 16644016.69 - (18087947.36 + 1529338.33) = 117575565.61 kJ/h

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冷凝器热平衡表,如表 4.29 所示。
表4.29 冷凝器热平衡表 热量 入热,kJ/h 出热,kJ/h 气体显热 143886195.15 18087947.36 冷凝热 16644016.69 1529338.33 140912926.15 液体带热 冷却水带热 合计 160530211.84 160530211.84

5.冷凝器用水量 冷凝器冷却水温度为 25℃,冷却回水温度为 38℃。 冷凝器需冷却水量为 M 冷却水 =
140912926. 15 ? 2356403 .45 kg/h = 2356.40 t/h (38 - 25) ? 4.60

4.3 粗甲醇精馏工段物料平衡计算 粗甲醇精馏工段原则流程图,如图 4.2 所示。

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图 4.2 粗甲醇精馏工段原则流程图

4.3.1 预塔的物料平衡 (1)进料 A.粗甲醇:13888.89 kg/h。 根据以上计算入预塔粗甲醇组成,如表 4.30 所示。
表4.30 入预塔粗甲醇的组成 组成 kg/h % 甲醇 12993.06 93.55 二甲醚 27.78 0.200 异丁醇 4.17 0.030 水 863.89 6.22 合计 13888.89 100.00

B.碱液: 据资料, 碱液浓度为 8%时, 每顿粗甲醇消耗 0.1kg 的 NaOH。 则消耗 NaOH: 0.1× 13888.89 = 1.39 kg/h 换成 8%为: 1.39

8%

? 17 .36 kg/h

C.软水:据资料记载。软水加入量为精甲醇的 20%计,则需补加软水: 12993.06× 20% - 17.36× (1-8%)=2582.64 kg/h 综合得出预塔入料组成,如表 4.31 所示。

表4.31 预塔入料组成表(kg/h) 组成 粗甲醇 碱液 冷凝水 合计 12993.06 27.78 4.17 2582.64 3446.53 17.36 甲醇 12993.06 二甲醚 27.78 异丁醇 4.17 水 863.89 17.36 碱液 合计 13888.89 17.36 2582.64 16488.89

根据以上计算预塔进料及组成,如表 4.31 所示。 (2)出料 A.塔底。甲醇:12993.06 kg/h B.塔底水。粗甲醇含水:863.89 kg/h 碱液带水:15.97 kg/h

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补加软水:2582.64 kg/h 合计:3462.50 kg/h C.塔底异丁醇及高沸物:4.17 kg/h D.塔顶二甲醚及低沸物:27.78 kg/h 根据以上计算预塔出料及组成,如表 4.32 所示。
表4.32 预塔出料组成表(kg/h) 组成 塔顶 塔底 合计 12993.06 12993.06 27.78 甲醇 二甲醚 27.78 4.17 4.17 2582.64 2582.64 17.36 17.36 异丁醇 水 碱液 合计 27.78 15597.22 15625.00

由预塔入料组成表 4.31 和预塔出料组成表 4.32 综合得出预塔物料平衡表, 如表 4.33 所示。
表4.33 预塔物料平衡表(kg/h) 进料 物料 粗甲醇 甲醇 二甲醚 异丁醇 水 碱液 合计 13888.89 12993.06 27.78 4.17 863.89 17.36 17.36 2582.64 2582.64 碱液 冷凝液 合计 12993.06 27.78 4.17 3446.53 17.36 16488.89 27.78 4.17 2582.64 17.36 15597.22 塔顶 塔底 12993.06 合计 12993.06 27.78 4.17 2582.64 17.36 15625.00 出料

4.3.2 加压塔物料平衡计算 (1)进料 加压塔。预后粗甲醇:16461.11 kg/h 根据以上计算得加压塔进料及组成,如表 4.34 所示。

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表4.34 压塔进料组成 组成 粗甲醇 碱液 冷凝水 合计 12993.06 4.17 2582.64 3446.53 17.36 甲醇 12993.06 异丁醇 4.17 水 863.89 17.36 碱液 合计 13861.11 17.36 2582.64 16461.11

(2)出料 加压塔和常压塔的采出量之比为 2 :1。 加压塔:塔顶:12993.06× = 8662.04 kg/h 2/3 塔釜:7799.07 kg/h 根据以上计算得加压塔出料及组成,如表 4.35 所示。
表4.35 加压塔出料组成表(kg/h) 组成 塔顶 塔底 合计 甲醇 8657.71 4335.35 12993.06 水 4.33 3446.53 3450.86 17.36 17.36 4.17 4.17 碱液 异丁醇 合计 8662.04 7803.41 16465.44

由加压塔入料组成表 4.34 和加压塔出料组成表 4.35 综合得出加压塔物料平衡表, 如表 4.36 所示。
表4.36 加压塔物料平衡表(kg/h) 进料 物料 粗甲醇 甲醇 水 碱液 异丁醇 合计 4.17 13861.11 2582.64 17.36 12993.06 863.89 2582.64 17.36 冷凝水 碱液 合计 12993.06 3446.53 17.36 4.17 16461.11 8662.04 塔顶 8657.71 4.33 塔底 4335.35 3446.53 17.36 4.17 7803.41 合计 12993.06 3450.86 17.36 4.17 16465.44 出料

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4.3.3 常压塔物料平衡计算 (1)进料 加压塔塔釜出料 其中 :甲醇 水+碱液 异丁醇 7803.41kg/h,327.97kmol/h 4335.35kg/h,135.48kmol/h 3446.53kg/h,191.43kmol/h 4.17kg/h, 0.06kmol/h

根据以上计算得常压塔入料及组成,如表 4.37 所示。
表4.37 常压塔进料组成 组成 粗甲醇 碱液 冷凝水 合计 4335.35 4.17 2582.64 3446.53 17.36 甲醇 4335.35 异丁醇 4.17 水 863.89 17.36 碱液 合计 5203.41 17.36 2582.64 7803.41

(2)出料 1.求各点的甲醇摩尔分数 预后甲醇中甲醇摩尔分数
xF ? 135 .48 ?100 % ? 41.31% 327 .97 0.9995 / 32 ?100 % ? 99.91% 0.9995 / 32 ? 0.0005 / 18 0.01 / 32 ?1 0 0 ? 0.5 6 5 % % 0.01 / 32 ? 0.99 / 18

精甲醇中的甲醇摩尔分数
xD ?

残液中的甲醇摩尔分数
xW ?

处理能力

F ? 135.48 ? 191.43 ? 0.06 ? 327.97 kmol/h
塔底残液中含甲醇 0.00565, 精甲醇采出液中含甲醇 0.9991, 进料液中含甲醇 0.4131. 根据
FxF ? Dx D ? WxW ;

F=D+W



327.97 ? 0.4137 ? D ? 0.9991 ? W ? 0.00565

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327 .97 ? 0.06 ? D ? W

解得

D = 134.51 kmol/h;D = 4302.63kg/h W = 193.40kmol/h;W = 3496.50kg/h

2.求塔顶及塔底组成 残液中甲醇含量为:
3496 .50 ?1% ? 34.97 kg/h

残液中碱液含量为 17.36 kg/h; 残液中水含量为:
3496 .50 ? 34.97 ?17.36 ? 3444 .17 kg/h

塔顶采出的精甲醇中 甲醇含量为:
4302 .63 ? 0.9995 ? 4300 .48 kg/h

水含量为:
4302 .63 ? 0.0005 ? 2.15 kg/h

侧线采出异丁基油 4.17 kg/h 主塔塔顶微量气体放空,由于含量较少,计算中可将其略去。综合上述数据得主塔 物料平衡表,如表 4.38 所示。
表4.38 常压塔出料组成表(kg/h) 组成 塔顶 塔底 侧线采出 合计 4300.91 3480.87 17.36 甲醇 4300.50 0.41 水 2.15 3478.72 17.36 4.17 4.17 碱液 异丁醇 合计 4302.65 3496.50 4.17 7803.31

由常压塔入料组成表 4.37 和常压塔出料组成表 4.38 综合得出常压塔物料平衡表, 如表 4.39 所示。

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表4.39 常压塔物料平衡表(kg/h) 进料 物料 粗甲醇 甲醇 水 碱液 异丁醇 合计 4.17 5203.41 2582.64 17.36 冷凝水 碱液 合计 塔顶 塔底 异丁醇 4335.35 863.89 2582.64 17.36 4335.35 3446.53 17.36 4.17 7803.41 4302.65 3496.50 4300.50 2.15 0.41 3478.72 17.36 4.17 4.17 4300.91 3480.87 17.36 4.17 7803.31 出料 侧线采出 合计

4.4 粗甲醇精馏工段热量平衡计算 根据粗甲醇精馏工段物料衡算的结果,做出预塔、加压塔、常压塔的热量衡算。 精馏操作条件: (1)回流比 预塔:全回流 加压塔:2:1(回流量 常压塔:4:1(回流量 (2)温度 预塔入料:75℃; 预塔塔底:78℃; 预塔顶温:72℃; 预塔回流:60℃; 除盐水:70℃; 碱液:75℃ 查 《氮肥工艺设计手册理化数据》 得粗甲醇中主要组分的物理常数, 如表 4.40 所示。 加压塔入料:114℃; 加压塔塔底:130℃; 加压塔顶温:122℃; 加压塔回流:117℃; 常压塔入料:90℃ 常压塔塔底:102℃ 常压塔顶温:65℃ 常压塔回流:62℃ 异丁基油采出:85℃ 常压塔入料量) 加压塔入料量)

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表 4.40 粗甲醇中主要组分的物理常数 组分 温度℃ 60 62 65 70 72 75 78 85 90 102 114 117 122 130 2.49 2.58 2.68 2.70 2.74 2.81 2.73 2.77 3.93 2.59 2.64 2.70 3.52 2.35 2.37 2.40 2.53 2.54 CH3OH kJ/kg· ℃ 2.26 2.28 2.30 2.49 2.51 1.58 3.14 3.14 3.27 3.35 H2O kJ/kg· ℃ (CH3)2O kJ/kg· ℃ C4H9OH kJ/kg· ℃

4.4.1 预塔全塔热平衡计算 (1)带入热量 Q 入热 = Q 粗甲醇 + Q 软水 + Q 回流液 + Q 加热蒸汽 预塔入热情况,如表 4.41 所示。

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表4.41 预塔带入热量 入热项目 组分 流量,kg/h 温度,℃ 比热或焓, 1280.38 kJ/kg· ℃ 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 35566.11 2313215.54 163828.48 981.25 453431.50 3292.37 1885515.36 1885515.36 Q Q 2.37 2.53 3.14 2.51 2.53 2.26 2115.36 二甲醚 27.78 甲醇 12993.06 75 粗甲醇 水 863.89 75 异丁醇 4.17 75 水 2582.64 70 软水 碱液 17.36 75 回流液 甲醇 13888.89 60 加热蒸汽 水

2513591.38

456723.87

Q 入热 = Q 粗甲醇 + Q 软水 + Q 回流液 + Q 加热蒸汽 = 2513591.38 + 456723.87 + 1885515.36 + Q 加热蒸汽 = 4855830.61 + Q 加热蒸汽 (2)带出热量 Q 出热 = Q 二甲醚 + Q 预后甲醇 + Q 热损失 预塔出热情况,如表 4.42 所示。
表4.42 预塔带出热量 出热部位 组分 流量,kg/h 液体比热或焓 1.58 kJ/kg· ℃ 气体冷凝热 523.38 kJ/kg 温度,℃ 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 72 17690.06 60 17552182.02 78 2428671.19 78 686515.86 3116207.55 78 1020.50 1034303.98 1034303.98 1128.00 2.26 2.40 2.54 3.14 二甲醚 27.78 塔顶 回流液 13888.89 甲醇 12993.06 塔底预后粗甲醇 水 3463.89 异丁醇 4.17 热损失 以5%计算

17569872.08

Q 出热 = Q 二甲醚 + Q 预后甲醇 + Q 热损失 = 17569872.08 + 3116207.55 + 1034303.98 = 21720383.61 kJ/h

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Q 入热 = Q 出热 4855830.61 + Q 加热蒸汽 = 21720383.61 Q 加热蒸汽 = 21720383.61 - 4855830.61 = 16864553.00 kJ/h 则需 0.49MPa 的蒸汽(不计蒸汽冷凝水潜热)为:
16864553.0 0 ? 7972 .43 kg/h 2115.36

综合表 4-41 和表 4-42 得预塔全塔热平衡表,如表 4.43 所示。
表4.43 预塔全塔热平衡表 带入热量,kJ/h 塔侧粗甲醇入热 塔顶加入冷凝液及碱液 塔顶回流液 加热蒸汽 总入热 2513591.38 456723.87 1885515.36 16864553.00 21720383.61 总出热 21720383.61 带出热量,kJ/h 塔顶二甲醚及回流液甲醇蒸汽 塔底预后粗甲醇 热损失 17569872.08 3116207.55 1034303.98

4.4.2 预塔精馏段热量平衡计算 设预塔精馏段内回流量为 g 内,预塔精馏段热平衡表,如表 4.44 所示。
表4.44 预塔精馏段热量平衡表 带入热量,kJ/h 粗甲醇入热 塔底供热 加入软水 内回流 总入热 2513591.38 16864553.00 456723.87 g 内× 2.35× 72 19834868.26+169.2g 内 总出热 3133897.61 +1268.24g 内 二甲醚 预后甲醇 内回流 带入热量,kJ/h 17690.06 3116207.55 g 内× 72+1099.04) (2.35×

Q 总入热 = Q 总出热 19834868.26+169.2g 内 = 3133897.61 +1268.24g 内 g 内 = 15195.96 kg/h 预塔精馏段总热量为: 19834868.26 + 169.2 × 15195.96 = 22406025.12 kJ/h

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4.4.3 预塔提馏段热量平衡计算 设预塔提馏段内回流量为 g‘内,预塔提馏段热平衡表,如表 4.45 所示。
表4.45 预塔提馏段热平衡表 带入热量,kJ/h 粗甲醇入热 加入软水 塔底加热 内回流 总入热 2513591.38 456723.87 16864553.00 g? × 78 内 2.40× 19834868.26+187.2g? 内 总出热 3116207.55 + 1262.51g? 内 预后甲醇 内回流 带入热量,kJ/h 3116207.55 g? × 78+1075.31) 内 (2.40×

Q’总入热 = Q‘总出热 19834868.26 + 187.2g? = 3116207.55 + 1262.51g? 内 内 g? = 15547.76 kJ/h 内 预塔提馏段总热量为: 19834868.26 + 187.2 × 15547.76 = 22745408.74 kJ/h 4.4.4 加压塔全塔热平衡计算 (1)带入热量,如表 4.46 所示。
表4.46 加压塔全塔带入热量 物料 组分 流量,kg/h 温度,℃ ℃ 比热容,kJ/kg· 汽化热,kJ/kg 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 3966501.28 1065180.55 5033353.84 1672.00 8782038.20 8782038.20 甲醇 12993.06 114 2.68 加压塔入料 水+碱液 3463.89 114 2.70 异丁醇 4.17 114 3.52 回流液 甲醇 27777.78 117 2.70 2115.36 Q 加热蒸汽 Q 加热蒸汽 加热蒸汽 水 G 加热蒸汽

(2)带出热量,如表 4.47 所示。

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表4.47 加压塔全塔带出热量 物料 组分 流量,kg/h 温度,℃ ℃ 比热容,kJ/kg· 汽化热,kJ/kg 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 精甲醇采出 甲醇 8653.38 122.00 2.74 971.87 11305690.95 1444.00 1583058.96 1248118.41 2833306.12 2128.75 水 4.33 122.00 2.73 甲醇 4335.35 130.00 2.81 塔底 水+碱液 3463.89 130.00 2.77 异丁醇 4.17 130.00 3.93 回流液 甲醇 32922.22 117.00 2.70 997.56 43250363.67 43250363.67 2869540.24 2869540.24 热损失 以5%计

11307134.94

Q 总入热 = Q 总出热 5033353.84 + 8782038.20 + Q 加热蒸汽 = 11307134.94 + 2833306.12 + 43250363.67 + 2869540.24 Q 加热蒸汽 = 46444952.94 kJ/h 则需 0.49MPa 的蒸汽(不计蒸汽冷凝水潜热)为:
46444952.9 4 ? 21956 .05 kg/h 2115.36

综合表 4.46 和表 4.47 得加压塔全塔热平衡表,如表 4.48 所示。
表4.48 加压塔全塔热平衡表 带入热量,kJ/h 入料 5033354 回流 8782038 加热蒸汽 46444953 总入热 60260345 精甲醇采出 11307135 塔底 2833306 带入热量,kJ/h 回流液 43250365 热损失 2869540 总出热 60260345

4.4.5 加压塔精馏段热量平衡计算

表4.49 加压塔精馏段热平衡表 带入热量,kJ/h 预后甲醇 塔底供热 内回流 3966501 46444953 g 内× 2.74× 122 采出精甲醇 内回流 带入热量,kJ/h 11307135 g 内× 122+971.87) (2.74×

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总入热

50411454 .22+334.28g 内

总出热

11307134.94 + 1306.15g 内

设加压塔内回流量为 g 内,加压塔精馏段热平衡表,如表 4.49 所示。 Q 总入热 = Q 总出热 50411454 .22+334.28g 内 = 11307134.94 +1306.15g 内 g 内 = 40236.16 kg/h 加压塔精馏段总热量为: 50411454 .22 + 334.28 × 40236.16 = 63861598.62 kJ/h 4.4.6 加压塔提馏段热量平衡计算 设加压塔提馏段内回流量为 g? ,加压塔提馏段的热平衡表,如表 4.50 所示。 内
表4.50 加压塔提馏段热平衡表 带入热量,kJ/h 预后甲醇 塔底供热 内回流 总入热 1066853 46444953 g? × 130 内 2.81× 47511805.49+365.3g? 内 总出热 2833306.12 + 1324.99g? 内 塔底 内回流 带入热量,kJ/h 2833306 g? × 130+959.69) 内 (2.81×

Q’总入热 = Q‘总出热 47511805.49+365.3g? = 2833306.12 + 1324.99g? 内 内 g? = 46555.14 kJ/h 内 加压塔提馏段总热量为: 47511805.49 + 365.3 × 46555.14 = 64518397.02 kJ/h 4.4.7 常压塔全塔热平衡计算 (1)带入热量,如表 4.51 所示。

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表4.51 常压塔全塔带入热量 物料 组分 流量,kg/h 温度,℃ ℃ 比热容,kJ/kg· 汽化热,kJ/kg 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 970847.37 205536.55 1177640.17 1256.25 2948476.67 2948476.67 甲醇 4335.35 90 2.49 常压塔入料 水+碱液 881.25 90 2.591 异丁醇 4.17 90 3.350 回流液 甲醇 20883.06 62 2.28 2115.36 Q 加热蒸汽 Q 加热蒸汽 加热蒸汽 水 G 加热蒸汽

(2)带出热量,如表 4.52 所示。
表4.52 常压塔全塔带出热量 物料 组分 流量,kg/h 温度,℃ ℃ 比热容,kJ/kg· 汽化热,kJ/kg 热量,kJ/h 总热量,kJ/h 646325.12 349.86 570.32 934047.31 1158.13 1158.13 精甲醇采出 甲醇 4324.53 65 2.30 水 2.16 65 2.488 甲醇 2.17 102 2.58 残液 水+碱液 3463.89 102 2.644 侧线采出 异丁醇 4.17 85 3.270 回流液 甲醇 31187.64 62 2.28 1128.00 39583034.17 39583034.17 2058274.25 2058274.25 热损失 以5%计

646674.97

934617.63

Q 总入热 = Q 总出热 1177640.17 + 2948476.67 + Q 加热蒸汽 = 646674.97 + 934617.63 + 1158.13 + 39583034.17 + 2058274.25 Q 加热蒸汽 = 39097642.30 kJ/h 则需 0.49MPa 的蒸汽(不计蒸汽冷凝水潜热)为:
39097642.3 0 ? 18482 .74 kg/h 2115.36

综合表 4.51 和表 4.52 得常压塔全塔热平衡表,如表 4.53 所示。

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表4.53 常压塔全塔热平衡表 带入热量,kJ/h 入料 1177640 回流 2948477 加热蒸汽 39097642 总入热 43223759 精甲醇采出 646675 残液 934618 带入热量,kJ/h 侧线采出 1158 回流液 39583034 热损失 2058274 总出热 43223759

当预塔为全回流时,加压塔回流比为 2:1 时,常压塔回流比为 4:1 时,每生产 1 吨精甲醇耗蒸汽为:
7972 .43 ? 21956 .05 ? 18482 .74 ? 3.73 吨 8653 .38 ? 4324 .53

4.4.8 常压塔精馏段热量平衡计算 设常压塔内回流量为 g 内,常压塔精馏段热平衡表,如表 4.54 所示。
表4-54 常压塔精馏段热平衡表 带入热量,kJ/h 预后甲醇 塔底供热 内回流 总入热 970847.4 39097642 g 内× 2.30× 65 40068489.68+149.5g 内 总出热 646674.97 + 1253.71g 内 采出精甲醇 内回流 带入热量,kJ/h 646675 g 内× 65+1104.21) (2.30×

Q 总入热 = Q 总出热 40068489.68+149.5g 内 = 646674.97 + 1253.71g 内 g 内 = 35701.37 kg/h 常压塔精馏段总热量为: 40068489.68 + 149.5× 35701.37 = 45405845.16 kJ/h 4.4.9 常压塔提馏段热量平衡计算 设常压塔提馏段内回流量为 g? ,常压塔提馏段的热平衡表,如表 4.55 所示。 内

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表4.55 常压塔提馏段热平衡表 带入热量,kJ/h 预后甲醇 塔底供热 内回流 总入热 206792.8 39097642 g? × 102 内 2.58× 39304435.10+263.16g? 内 总出热 934617.63 + 1286.25g? 内 残液 内回流 带入热量,kJ/h 934617.6 g? × 102+1023.09) 内 (2.58×

Q’总入热 = Q‘总出热 39304435.10+263.16g? = 934617.63 + 1286.25g? 内 内 g? = 37503.85 kJ/h 内 常压塔提馏段总热量为: 39304435.10 + 263.16 × 37503.85 = 49173949.19 kJ/h

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5 主要设备介绍
1.合成塔 本次设计使用的是立式水冷甲醇 合成塔,此类合成塔移热能力强,反 应器管内件通过锅炉水强制循环与催 化剂层换热,提高了循环水流速,管 内边界层厚度减薄,有利于提高传热 系数。高蒸汽产率和高能量利用,副 产 2.0MPa(G)以上中压蒸汽。 气体分布 均匀,气体在塔内呈轴向流动,通气 截面相等,流速变化小,催化剂使用 效率高,催化剂用量小。催化剂层温 差小,空时产率高,同等能力下催化 剂用量小。粗醇副产物少。循环比小,
图 5.1 合成塔

合成塔及系统阻力小,循环机动力消

耗和换热器负荷降低,设备投资及运行成本下降。管外装催化剂,装填系数可达 70%, 设备紧凑,同等能力下设备投资省。 入塔气预热器为列管式换热器,其主要由壳体、管束、折流板、管板和封头等部件 组成。管束安装在壳体内,两端固定在管板上。封头用螺栓与壳体两端的法兰相连。它 的主要优点是单位体积所具有的传热面积大、结构紧凑、传热效果好。结构坚固,而且 可以选用的结构材料范围广,故适应性强、操作弹性较大。 列管换热器主要特点:1.耐腐蚀性:聚丙烯具有优良的耐化学品性,对于无机化 合物,不论酸,碱、盐溶液,除强氧化性物料外,几乎直到 100℃都对其无破坏作用, 对几乎所有溶剂在室温下均不溶解,一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。 2.耐温性:聚丙烯塑料熔点为 164-174℃,因此一般使用温度可达 110-125℃。3.无毒 性:不结垢,不污染介质,也可用于食品工业。具有:耐腐蚀性能好,耐温高、导热好、 体轻、占地面积小,无毒性,不结垢,安装维修方便,应用面 4.重量轻:对设备安装 维修极为方便。

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2.精馏塔

填料塔是以塔内的 填 料作为气 液两相间接触构件的 传质设备。填 料塔的塔身是一直立式圆筒,底部 装有填料支承板,填料以乱堆或整 砌的方式放置在支承板上。填料的 上方安装填料压板,以防被上升气 流吹动。液体从塔顶经液体分布器 喷淋到填料上,并沿填料表面流下。 气体从塔底送入,经气体分布装置 (小直径塔一般不设气体分布装 置)分布后,与液体呈逆流连续通 过填料层的空隙,在填料表面上,
图 5.2 精馏塔

气液两相密切接触进行传质。填料

塔属于连续接触式气液传质设备,两相组成沿塔高连续变化,在正常操作状态下, 气相为连续相,液相为分散相。 当液体沿填料层向下流动时,有逐渐向塔壁集中的趋势,使得塔壁附近的液 流量逐渐增大,这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均, 从而使传质效率下降。因此,当填料层较高时,需要进行分段,中间设置再分布 装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分,上层填料流下的 液体经液体收集器收集后,送到液体再分布器,经重新分布后喷淋到下层填料上。 填料塔具有生产能力大,分离效率高,压降小,持液量小,操作弹性大等优点。 填料塔也有一些不足之处,如填料造价高;当液体负荷较小时不能有效地润湿填 料表面,使传质效率降低;不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料;对侧线进 料和出料等复杂精馏不太适合等。

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6 原材料消耗量
表6.1原材料消耗表 名称 H2 CH4 CO CO2 消耗量(kg) 每小时 2102.13 300.3 11890.18 2064.59 每年 16648869.60 2378376.00 94170225.60 16351552.80

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7 设备布置论述
7.1 设备布置的原则 (1)要满足生产工艺要求 在布置设备时,设备的平面位置和高低位置,应符合工艺流程和工艺条件的要求。 可以根据实际地形和厂房建筑结构的特点,因地制宜合理布置。一般来说,凡计量设备 应布置在最高层,主要设备如反应釜等应布置在中层,储槽、传动设备(如压缩机、冷 冻机、泵、离心机等)布置在底层。这样可减少厂房的荷载和振动,降低造价。 同类型的设备或操作性质相似的有关设备,尽可能布置在一起,有效地利用车间建 筑面积,便于管理、操作和维修。如塔体集中布置在塔架上,热交换器,泵成组布置在 一处等。 (2)要符合经济原则 要考虑设备及附属设备所占的位置、设备与设备之间或设备与建筑物间的安全距 离,设备布置时还应适当留有余地,以备今后的发展; 要充分利用高位差,节省动力; 中小型化工厂的设备布置,除了气温较低的地区采用室内布置外,一般都可采用室 内露天联合布置方案。化工部于 1981 年 5 月发出《关于化工厂设计采用联合、露天布 置的原则规定》 ,要求各设计、研究、设备制造和生产等台关单位,尽量吸取国内外先 进经验,针对不同情况,采取有效措施,最大限度地实现化工厂的联合、露天设备布置。 露天布置有以下优点: 1)减少建筑面积、节约建筑材料,降低工程造价,节约基本建设投资; 2)节约土建施工工程量,可以使基建进度提前; 3)有利于化工生产的防火、防爆和防毒,可节约通风设备及动力消耗; 4)有火灾或爆炸危险设备,露天布置可降低厂房耐火等级,降低厂房造价; 5)对厂房改建扩建灵活性大; 不允许有显著温度变化,不能受大气影响的一些设备如反应罐、各种机械传动的设 备、装有精密度极高仪表的设备及其他应该布置在室内的设备,则应布置在室内。 (3)要符合安全生产要求

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化工生产中,易燃、易爆、有毒的物品较多。布置设备时、应将加热炉、明火设备、 产生有毒气体的设备布置在下风处,并使加热炉、明火设备与易燃、易爆设备按规范保 持一定的间距。传动设备要有安装防护装置的位置。对于噪音大的设备宜采用封闭式隔 间。 对于生产腐蚀性介质的设备.除设备基础防护外,还须考虑设备附近的墙、校等的 防腐蚀性措施及工人操作安全。例如氮肥厂的合成、精练、变换等车间(内装有压缩机、 鼓风机、水泵等)与控制室是隔离的,其目的是考虑安全.防止有毒及爆炸性气体泄漏, 损害人身安全。另外,操作平台上没有栏杆.也是不安全的,应给以重视。 (4)便于安装和检修 设备要排列整齐,避免过挤过松,要充分考虑工人的操作和交通便利。出入要有适 当的位置和必要的运输通道。 塔和立式设备的人孔,应对着空场地或检修通道而布置在同一方向。卧式容器的人 孔则应布置在一条线上等。 必须考虑设备如何运入或搬出车间,对于运入或搬出次数较多时、宜设大门(大门 宽度比最大设备宽 0.5m);对于外形尺寸特大的设备,可设安装洞即在外墙预留洞口, 待设备运人之后,再行砌封。 有些设备例如反应釜、塔式设备等安装时一半在楼下,一半在楼上,可从楼板上安 装孔,厂房比较短时,吊装孔设在靠山墙的一端。厂房长度超过 36m 时,吊装孔应设在 厂房中央。在底层吊装孔附近要有大门,使需要吊装的设备由此进出。吊装孔不宜开得 过大,一般控制在 2.7m 以内。 设备应尽可能避免布置在窗前,以免影响采光和开窗,如必须布置在窗前时,设备 与墙问的净距应大于 600mm。 应考虑安装临时起重运输设备的场所及预埋吊钩,以便悬挂起重葫芦,拆卸及检修 设备。如在厂房内设置永久性的起重运输设备,则需考虑起重运输设备本身的高度,并 使设备起吊运输高度大于运输途中最高设备的高度。 (5)要有良好的操作条件 设备布置时,要考虑采光条件,工人应背光操作,另外还要考虑通风。通风措施应 根据生产过程中有害物质,易燃、易爆气体的浓度相爆炸极限及厂房的温度而决定。此 外,还应考虑厂房的卫生条件。

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7.2 甲醇合成、精馏工段设备布置 7.2.1 塔设备的布置 (1)大型塔设备多数露天布置,裙座直接安装于基础上。 (2)多个塔可按流程成排布置, 也可根据具体条件布置, 应尽可能处于一条中心线上。 其附属设备的框架及接管安排于一侧,另一侧的空间供安装塔用。 (3)塔与塔的净距一般为 2m 左右。塔群与管廊或塔群与框架的净距离一般为 1.5m 左右,如果希望布置紧凑。则以塔的基础与管廊或框架的地下基础不碰为原则。 (4)塔上设置公用操作平台,互相连接既便于操作又起到结构上互相加强的作用。平 台应与框架相通, 平台宽度原则上不小于 1.2m。 最下层平台高度应高出地面 2.1m 以上, 以便通行。最上层平台最好围绕逐个塔设置、这样较安全。上下层平台距离最大为 8m, 超过 8m 应设中间平台;二层平台间设直爬梯,直爬梯距离地面 2.5m 以上的梯子应设 保护围栏。 (5)塔身上每个人孔处需设置操作平台,以便检修塔板用。塔的四周应有巡回通道。 (6)塔的四周应分几个区进行布置。配管区也称操作区,专门布置各种管道、阀门、 仪表。通道区设置走廊、楼梯、人孔等,也可布置安全阀或吊装设备。 (7)塔的人孔应尽可能朝同一方向,人孔的中心高度一般距平台面不高于 1.5m。 (8)塔顶冷凝器回流罐,中小型生产都置于塔顶靠重力回流,这样蒸汽上升管管线较 短。对于大型塔如安装在塔顶,会增加结构设计的困难,宜布置于低处,用泵回流。 (9)确定塔的管口方位时,需首先确定人孔的方位及位置、然后根据塔盘位置,明确 奇数板与偶数板的降液管位置,再从上到下依次确定各管口的位置和方位。回流管口应 设在距离降液板最远的位置。 7.2.2 换热器的布置 (1)多台换热器、通常是按流程成组安装,多组换热器应排列成行,既便于配管和节 约清管检修用地,又保持整齐美观。 (2)换热器可重叠布置相互支承,但最多不宜超过三层。 (3)换热器与换热器,换热器与其他设备之间至少要留出 1m 水平距离,位置受限制

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时,最少也不得小于 0.6m。 (4)固定管板式换热器周围要留有清除管内污垢的空地, 浮头式换热器考虑抽出管束 位置。 (5)换热器布置高度要满足工艺配管的要求,并留有适当余地。 7.2.3 泵的布置 (1)集中布置的泵应排列成一直线,泵的头部集中于—侧,也可背靠背地排成两排。 驱动设备面向通道。 (2)泵与泵的间距视泵的大小而定。一般不宜小于 0.7m,双排泵之间的间距不宜小 于 2m,泵与墙间的间距至少为 1.2m,有利于通行。泵类安装检修所需要的间距参考有 关资料。 (3)成排布置的泵,其配管与阀门应排成—条直线。避免管道跨越泵及电动机。 (4)泵应布置在高出地面 150mm 的基础上,多台泵置于同一基础上时,基础必须有 坡度以便泄漏物流出,基础四周要考虑排液沟及冲洗用的排水沟。 (5)不经常操作的泵可露天布置,但电机厂要设防雨具,所有配电及仪表设施均应采 用户外式的,天冷地区要考虑防冻措施。 (6)重量较大的泵和电机应设检修用的起吊设备、建筑物高度要留出必要的空间。

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8 环境保护与安全措施
8.1 甲醇具有毒性 甲醇是一种最基本的有机化工产品,近年来甲醇工业得到迅猛地发展。在甲 醇生产过程中,所采用的原料和所产出的产品大多数都是易燃易爆有毒有害物质, 同时产生大量的废水,废气和废渣,如果对甲醇生产过程不加严格控制,将会对周 围环境造成严重污染,所以甲醇生产对环境的污染问题越来越受到人们的关注,必 须采取有效措施进行控制。 甲醇中毒,通常可以用乙醇解毒法。其原理是,甲醇本身无毒,而代谢产物 有毒, 因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一 种酶, 而这种酶和乙醇更具亲和力。 因此, 甲醇中毒者, 可以通过饮用烈性酒 (酒 精度通常在 60 度以上)的方式来缓解甲醇代谢,进而使之排出体外。而甲醇已 经代谢产生的甲酸,可以通过服用小苏打(碳酸氢钠)的方式来中和。 如果发生泄露情况,应该迅速撤离泄漏污染区人员至安全区,并进行隔离, 严格限制出入,切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器,穿防静电工 作服,不要直接接触泄漏物。尽可能切断泄漏源,防止流入下水道、排洪沟等限 制性空间。 小量泄漏, 用砂土或其它不燃材料吸附或吸收, 也可以用大量水冲洗, 洗水稀释后放入废水系统。大量泄漏,构筑围堤或挖坑收容,用泡沫覆盖,降低 蒸汽灾害。 用防爆泵转移至槽车或专用收集器内, 回收或运至废物处理场所处置。 8.2 甲醇的运输风险 甲醇存在一定的运输风险, 产地到消费地运输方式是火车。国际甲醇产品主 要运输方式有船运或管道。 中国能源基地的分布以内陆居多,因此大部分在建拟 建甲醇装置都在蒙、陕、豫、晋等西部地区,外运到主要消费地是以铁路为主。 中国铁路运力相当紧张, 在未来相当长的时间内运力不会有根本性提高。铁路运 费呈上涨态势,2006 年 4 月 10 日起,铁路运费平均上涨 0.44 分/(吨公里),涨幅 达 5%。甲醇的特性要求使用专用槽车,空返且运力浪费,使铁路运输的紧张程 度进一步加剧。 由于甲醇产品的价格决定了运输成本占的比重较大, 达到 15%~ 30%。国内运输的紧张状况使内地甲醇到沿海地区的稳定性、灵活性不够,不能

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及时根据顾客的需求进行调整。 8.3 化工三废处理 (1)废气 甲醇装置废气排放点为一段转化炉烟气囱排出烟道气,其主要成分为CO2, O2 ,N2 ,对大气无毒害物质,环境无控制指标; (2)废水 主要排出废水为甲醇精馏塔塔底废水和转化酸性冷凝液, 废水可送至除盐水 再处理后用作锅炉给水,产生的废气进入转化炉回收利用,做到无污水排放: (3)废渣 主要是旧触媒更换排出, 旧触媒多为贵金属成分,需要送回催化剂厂回收处 理。

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9 设计体会和收获
毕业设计阶段已经接近尾声,这个学习整个过程都在为毕业设计作准备及努 力去完成。先是进行了 21 天的毕业实习,返校之后首先做了开题报告,然后辅 导老师下达毕业设计任务书。 接下来我们先进行工艺计算,用了将近三个星期的 时间,完成了所有合成及精馏工段的工艺计算,并通过了老师的校核。接下来就 进入了绘图阶段,总共要绘五张图,包括甲醇合成、精馏工段物料流程图,甲醇 合成工段工艺管道及仪表流程图,粗甲醇精馏工段工艺管道及仪表流程图,甲醇 合成工段设备平面布置图,粗甲醇精馏工段设备平面布置图。绘图用了将近 40 天, 这个过程是最为漫长也是最辛苦的阶段, 不过最后我们仍然都全部按时完成, 在这期间我们遇到了很多问题, 都需要我们自己去查阅书籍及化工设计标准,还 有老师为我们提供的资料。 在老师检验后又会错误百出,又进入了一个艰辛的修 改工作,最终给老师交了最满意的答卷。绘图阶段最为重要,因为它结合了很多 知识,非常需要我们的综合理解及运用知识的能力,也是考验我们的一个阶段, 从中也认识到了我们的学识深浅,认识到了自己的不足,知道还有很多东西需要 我们去探索和学习,以后在工作中除了要做好本分工作外,更要勤加思考,多看 多学,努力来充实自己,让自己不至于落后,再给自己创造财富的同时更要去探 索知识的巅峰。

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致谢
历经两个月的毕业设计任务已经按时完成了,这两个月真的下了不少的辛 苦,在做设计任务时也遇到了很多的难题,但我们都一一解决了,这些都要归功 于我们的辅导老师,三位辅导老师和我们一样辛苦,每天按时来到设计教师,检 查我们的设计进度, 然后看看我们有什么不能独立解决的问题,和我们一起讨论 并解决,使我们能够顺利按时的完成设计任务。 三位辅导老师在这学期开学首先和我们一起下场进行并顺利完成了毕业实 习,历经 21 天的实习,而且是三月天气,还较寒冷,老师和我们每天都奋战在 实习现场,并与我们共同讨论,及时为我们解决问题,让我们在实习现场学到了 很多知识,为我们的毕业设计奠定了基础,老师们功不可没。 在这里,首先要感谢我们的辅导老师,为了能够让我们顺利毕业,你们付出 了太多, 老师你们辛苦了。 其次要感谢为我们提供实习地点的苏里格天然气化工 有限公司,没有你们的支持,我们的毕业任务也将不能按时完成。最后,要感谢 为我们的毕业设计做出贡献的校领导及老师们,谢谢你们四年培育之恩,让我们 成为了一名合格优秀的大学毕业生。

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参考文献
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