年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計.doc

畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書設(shè)計（論文）題目： 年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計 學(xué)院： 專業(yè)： 班級： 晉藝 學(xué)生： 指導(dǎo)教師： 1設(shè)計（論文）的主要任務(wù)及目標(biāo)(1) 結(jié)合專業(yè)知識和工廠實習(xí)、分析選定合適的工藝參數(shù)。 (2) 進(jìn)行工藝計算和設(shè)備選型能力的訓(xùn)練。 (3) 進(jìn)行工程圖紙設(shè)計、繪制能力的訓(xùn)練。2設(shè)計（論文）的基本要求和內(nèi)容(1) 本車間產(chǎn)品特點及工藝流程。 (2) 主要設(shè)備物料、熱量衡算、結(jié)構(gòu)尺寸計算及輔助設(shè)備的選型計算。 (3) 參考資料3主要參考文獻(xiàn)1 謝克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化學(xué)工業(yè)出版社.2002.57 2 馮元琦.聯(lián)醇生產(chǎn).北京.化學(xué)工業(yè)出版社.1989.257268. 3 柴誠敬、張國亮?；ち黧w流動與傳熱。北京?；瘜W(xué)工業(yè)出版社。2000.525-5304進(jìn)度安排設(shè)計（論文）各階段名稱起 止 日 期 1收集有關(guān)資料2010-01-282010-02-11 2熟悉資料，確定方案2010-02-122010-02-26 3論文寫作2010-02-272010-03-19 4繪制設(shè)計圖紙2010-03-202010-04-03 5準(zhǔn)備答辯2010-4-10目錄摘要.1第1章 甲醇精餾的工藝原理2第1.1節(jié) 基本概念2第1.2節(jié) 甲醇精餾工藝3 1.2.1 甲醇精餾工藝原理31.2.2 主要設(shè)備和泵參數(shù)31.2.3膨脹節(jié)材料的選用6第2章 甲醇生產(chǎn)的工藝計算7第2.1節(jié) 甲醇生產(chǎn)的物料平衡計算7第2.2 節(jié) 生產(chǎn)甲醇所需原料氣量92.2.1生產(chǎn)甲醇所需原料氣量9第2.3節(jié) 聯(lián)醇生產(chǎn)的熱量平衡計算152.3.1甲醇合成塔的熱平衡計算152.3.2甲醇水冷器的熱量平衡計算18第2.4節(jié) 粗甲醇精餾物料及熱量計算212.4.1 預(yù)塔和主塔的物料平衡計算212.4.2 預(yù)塔和主塔的熱平衡計算25第3章 精餾塔的設(shè)計計算33第3.1節(jié) 精餾塔設(shè)計的依據(jù)及任務(wù)333.1.1設(shè)計的依據(jù)及來源333.1.2設(shè)計任務(wù)及要求33第3.2節(jié) 計算過程343.2.1塔型選擇343.2.2操作條件的確定343.2.2.1 操作壓力343.2.2.2進(jìn)料狀態(tài)353.2.2.3 加熱方式353.2.2.4 熱能利用35第3.3節(jié) 有關(guān)的工藝計算363.3.1 最小回流比及操作回流比的確定363.3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算373.3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量373.3.4熱能利用383.3.5 理論塔板層數(shù)的確定383.3.6全塔效率的估算393.3.7 實際塔板數(shù) 40第3.4節(jié) 精餾塔主題尺寸的計算403.4.1 精餾段與提餾段的體積流量403.4.1.1 精餾段403.4.1.2 提餾段42第3.5節(jié)塔徑的計算43第3.6節(jié) 塔高的計算45第3.7節(jié) 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定463.7.1 塔板尺寸463.7.2弓形降液管473.7.2.1 堰高473.7.2.2 降液管底隙高度h0473.7.3進(jìn)口堰高和受液盤473.7.4 浮閥數(shù)目及排列473.7.4.1浮閥數(shù)目483.7.4.2排列483.7.4.3校核49第3.8節(jié) 流體力學(xué)驗算493.8.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降) 493.8.1.1 干板阻力 493.8.1.2板上充氣液層阻力 493.8.1.3由表面張力引起的阻力 50第3.9節(jié) 漏液驗算50第3.10節(jié) 液泛驗算50第3.11節(jié) 霧沫夾帶驗算51第3.12節(jié) 操作性能負(fù)荷圖513.12.1霧沫夾帶上限線513.12.2液泛線523.12.3 液體負(fù)荷上限線523.12.4漏液線523.12.5 液相負(fù)荷下限線52第3.13節(jié) 操作性能負(fù)荷圖53第3.14節(jié) 各接管尺寸的確定543.14.1 進(jìn)料管543.14.2釜殘液出料管55第3.15節(jié) 回流液管55第3.16節(jié) 塔頂上升蒸汽管55第3.17節(jié) 水蒸汽進(jìn)口管56第4章 輔助設(shè)備的計算及選型57第4.1節(jié) 水冷排設(shè)計計算58第4.2節(jié) 水冷排的設(shè)計選型59第4.3節(jié) 預(yù)塔進(jìn)料泵的選型60參考文獻(xiàn)62附錄63致 謝64 年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設(shè)計摘要目前，我國的甲醇市場隨著國際市場的原油價格在變化，總體的趨勢是走高。隨著原油價格的進(jìn)一步提升，作為有機化工基礎(chǔ)原料甲醇的價格還會穩(wěn)步提高。國內(nèi)又有一批甲醇項目在籌建。這樣，選擇最好的工藝?yán)O(shè)備，同時選用最合適的操作方法就成為投資者關(guān)注的重點。通過查閱資料最后采用中壓法在265合成400kt/a的粗甲醇，并應(yīng)用三塔精餾來對其進(jìn)行精制。本設(shè)計說明書首先概述了甲醇的性質(zhì)和發(fā)展歷史，并介紹了我國甲醇工業(yè)的發(fā)展；對合成和精餾工段進(jìn)行了物料和熱量的工藝計算；對甲醇精餾塔做了詳細(xì)的設(shè)計計算，最后對水冷排和預(yù)塔進(jìn)料泵做了設(shè)計計算。在上述工作的基礎(chǔ)之上，參考相關(guān)的資料和標(biāo)準(zhǔn)對合成工段的設(shè)備和管道進(jìn)行了合理布局；并編制了甲醇合成設(shè)備一覽表，物料流程圖，工藝管道及儀表流程圖，設(shè)備平面布置圖及管道布置圖。關(guān)鍵詞：設(shè)計；工藝；合成；第一章 甲醇精餾的工藝原理第1.1節(jié) 基本概念精餾是利用不同物質(zhì)的揮發(fā)度不同，將液體混合物進(jìn)行多次部分氣化，同時又把產(chǎn)生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分離到所要求組分的操作過程。 精餾過程在精餾塔中進(jìn)行，料液由塔的進(jìn)料口連續(xù)加入塔內(nèi)，塔頂設(shè)有冷凝器，將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回流入塔頂，成為回流液，其余作為餾出液（塔頂產(chǎn)品）連續(xù)采出。自加料位置以上部分，上升蒸汽和回流液體之間進(jìn)行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞。塔底部裝有再沸器（蒸餾釜）以加熱液體產(chǎn)生蒸汽，蒸氣沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進(jìn)行物質(zhì)傳遞，塔底連續(xù)排出部分液體作為塔底產(chǎn)品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重組份向液相傳遞，而回流液中的輕組分向氣相傳遞。如此物質(zhì)交換的結(jié)果，上升蒸汽中輕組份的濃度逐漸提高，只要有足夠的相間接觸表面和足夠的液體回流量，到達(dá)塔頂?shù)恼羝麑⒊蔀楦呒兌鹊妮p組分，塔的上半部完成了上升蒸氣的精制（除去其中的重組份），因而成為精餾段。在塔的加料口位置以下下降液體中的輕組份被蒸出，重組份被提濃，故稱之為提餾段。精餾塔的操作應(yīng)當(dāng)掌握三個平衡。1.1.1物料平衡 塔的總進(jìn)料量（F）塔頂餾出物量（D）塔底排出物量（W）； 某一組分(x)的總進(jìn)料量（Fxfi）塔頂采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi） 物料平衡的建立，是衡量精餾塔內(nèi)操作的穩(wěn)定程度，它表現(xiàn)在他的能力大小和產(chǎn)品質(zhì)量的好壞，一般應(yīng)當(dāng)根據(jù)入料量（F）而適當(dāng)采取餾出物量（D），保持塔內(nèi)物料平衡，才能保證精餾塔內(nèi)操作條件穩(wěn)定，當(dāng)塔的物料平衡被破壞時，精餾塔的溫度、壓力降都會發(fā)生大幅度波動，嚴(yán)重時引起液泛、霧沫夾帶、傳質(zhì)效率降低等問題，系統(tǒng)不能正常運行。在粗甲醇精餾操作中，維持物料平衡的操作是最頻繁的調(diào)節(jié)手段，操作時還必須同時考慮塔內(nèi)的熱量平衡。1.1.2汽液平衡 汽液平衡影響到甲醇產(chǎn)品的質(zhì)量和精餾損失等，主要是通過調(diào)節(jié)精餾塔的操作條件（溫度、壓力、負(fù)荷），來調(diào)整塔盤上面氣液接觸的情況以及塔板間各組分氣相分壓平衡等來達(dá)到經(jīng)濟的效果。汽液平衡是通過在每塊板上氣液互相接觸進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱而實現(xiàn)的。汽液平衡和物料及熱量平衡密切相關(guān)，塔內(nèi)溫度、壓力、物料量的變化都將直接影響汽液平衡。1.1.3熱量平衡 熱量平衡是塔設(shè)計和操作的重要依據(jù)，當(dāng)精餾塔在正常運行時，塔內(nèi)的溫度和壓力是穩(wěn)定的，加入塔的熱量和出塔的熱量也是平衡的。入塔熱量包括進(jìn)料及回流的流量與溫度、再沸器蒸汽流量，而出塔熱量則包括塔頂、塔底出料的溫度、流量、汽化熱以及熱損失等。正常操作中，多用塔頂回流量、再沸器的蒸汽量來調(diào)整塔的熱量平衡。 總之，精餾系統(tǒng)的操作就是要掌握好精餾塔的物料平衡和熱量平衡，并由此穩(wěn)定好塔盤的汽液平衡，來達(dá)到產(chǎn)品質(zhì)量合格，同時排放廢液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。第1.2節(jié) 甲醇精餾工藝1.2.1 甲醇精餾工藝來自甲醇合成工序的粗甲醇經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器加熱至70，然后進(jìn)入預(yù)蒸餾塔精餾。塔頂出來的蒸汽溫度為74.2，對應(yīng)的壓力為0.13MPa(A)，先經(jīng)過預(yù)塔冷凝器A在65左右將其中的大部分甲醇冷凝下來，冷凝下來的甲醇進(jìn)預(yù)塔回流槽，未冷凝的氣體則進(jìn)入預(yù)塔冷凝器B冷卻至40后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也進(jìn)入預(yù)塔回流槽，預(yù)塔回流槽的液體由預(yù)塔回流泵加壓后作預(yù)蒸餾塔回流液，由預(yù)塔冷凝器B出來的氣體去排放槽，不凝氣洗滌后經(jīng)不凝氣預(yù)熱器加熱至150后去氣柜。向萃取槽中補入除鹽水作預(yù)蒸餾塔萃取劑。排放槽出來的甲醇液由排放槽泵加壓后送回收塔。 由除鹽水和固體氫氧化鈉在堿液槽中制備5%10%的NaOH溶液。堿液由堿液泵加壓后補入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有機酸，控制預(yù)蒸餾塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。 預(yù)蒸餾塔塔底排出液由加壓塔進(jìn)料泵加壓后送往加壓精餾塔精餾，加壓精餾塔操作壓力約0.8MPa。塔頂甲醇蒸汽溫度約128，至冷凝器/再沸器作熱源，冷凝液流入加壓塔回流槽，一部分送往加壓精餾塔作回流液，另一部分經(jīng)精甲醇冷卻器冷卻后送精甲醇計量槽。 加壓精餾塔塔底排出液送往常壓精餾塔。常壓塔頂甲醇蒸汽溫度約66，經(jīng)常壓塔冷凝器冷卻至40后進(jìn)常壓塔回流槽，由常壓塔回流泵加壓后一部分作常壓精餾塔回流液，另一部分送精甲醇計量槽。常壓塔再沸器熱源為加壓精餾塔塔頂甲醇蒸汽。常壓精餾塔塔底排出的含少量甲醇的廢水由回收塔進(jìn)料泵加壓后送甲醇回收塔回收塔塔頂蒸汽經(jīng)回收塔冷凝器冷卻至40后進(jìn)回收塔回流槽，由回收塔回流泵加壓后一部分作回收塔回流液，另一部分送雜醇油貯罐?；厥账缀倭考状嫉膹U水一部分由廢水泵加壓后送部分氧化裝置，另一部分送入排放槽作洗滌水。 各精餾塔再沸器熱源為0.7MPa低壓蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇預(yù)熱器作熱源，然后去除鹽水站。 本工序的含醇排凈液由封閉系統(tǒng)收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇貯槽。這樣可避免設(shè)備、管道在檢修時排出的含醇放凈液對環(huán)境造成污染。 在生產(chǎn)過程中，常壓塔頂會出現(xiàn)不凝氣的積累而影響塔的操作，這可從常壓塔頂?shù)臏囟?、壓力的對?yīng)關(guān)系判斷。這部分不凝氣的排放是通過常壓塔冷凝器上的放空閥來實現(xiàn)的，排放氣送放空總管高點放空。預(yù)蒸餾塔和甲醇回收塔壓力由PV-15501A和PV-15501B分程調(diào)節(jié)。閥后不凝氣通過放空總管高點放空。? ?加壓精餾塔壓力由調(diào)節(jié)閥PV15521控制。? 常壓精餾塔壓力由PV-15530A和PV-15530B分程調(diào)節(jié)。壓力低于-0.02MPaG時補氮氣，壓力高于0.015MPag閥門PV-15530B開啟放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管線上的流量調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)。塔底液位由塔底出口管線上的液位調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)。1.2.2 主要設(shè)備和泵參數(shù)主要設(shè)備參數(shù)和主要泵參數(shù)分別見表1-1.表1-2.表1-1主要設(shè)備參數(shù)表?設(shè)備名稱 規(guī)格 設(shè)計參數(shù) 設(shè)計壓力/MPa設(shè)計溫度/ 脫醚塔DN1400x236350.290 加壓精餾塔DN1500065670.8150 常壓精餾塔DN1800x359170.2110 脫醚塔再沸器DN900x3503管程:0.2;殼程:0.8管程:100;殼程:170 加壓塔再沸器DN1300x4444管程:1.0;殼程:1.0管程:150;殼程:180 常壓塔再沸器DN1600x4781管程:0.2;殼程:0.8管程:120;殼程:125 脫醚塔冷凝器DN800x4357管程:0.5;殼程:0.2管程:40;殼程:80 常壓塔冷凝器DN1000x5136管程:0.57;殼程:0.2管程:50;殼程:100 雜醇油冷卻器DN250x2447管程:0.5;殼程:0.18管程:50;殼程:100 ?表1-2 主要泵參數(shù)表?泵名稱流量/(m3/h)揚程/m人口壓力/Mpa使用溫度/ 粗醇泵3050常壓40 脫醚塔回流泵30500.1280 加壓塔進(jìn)料泵30100常壓78 加壓塔回流泵30600.7122 常壓塔回流泵30640.1362 殘液泵10500.15109 1.2.3膨脹節(jié)材料的選用加壓塔再沸器和常壓塔再沸器的氣體出口管均是高溫甲醇蒸氣，加壓塔再沸器出口管道甲醇?xì)怏w溫度為1500C，壓力為0.7MPa，常壓塔再沸器出口管道甲醇?xì)怏w溫度為1150C，壓力為0.16 MPa，兩根管道需要加膨脹節(jié)來克服管道的熱脹冷縮。但在膨脹節(jié)材料選用時，許多廠家認(rèn)為只要是不銹鋼材料即可，其實，最佳的材料選用應(yīng)當(dāng)用316L不銹鋼材料。因為304不銹鋼對甲醇?xì)獾哪透g性能要差些，而316L不銹鋼對甲醇?xì)獾哪透g性能要好一些。 第2章 甲醇生產(chǎn)的工藝計算化工生產(chǎn)的工藝計算主要有物料平衡和熱量平衡計算?；すに囉嬎闶亲鳛榛すに囘^程的設(shè)計、工藝管路的選擇及生產(chǎn)管理、工藝條件選擇的主要依據(jù)；對于平衡原料、產(chǎn)品產(chǎn)量，選擇最佳工藝條件，確定操作控制指標(biāo)，合理利用手產(chǎn)中的廢料，廢氣，廢熱都有重要作用。第2.1節(jié) 甲醇生產(chǎn)的物料平衡計算甲醇生產(chǎn)中，原料氣的量與組成在一定范圍內(nèi)是根據(jù)物料平衡計算和生產(chǎn)實際進(jìn)行調(diào)節(jié)整，如原料氣中氫、一氧化碳、氮的比例等。在生產(chǎn)過程中，也會產(chǎn)生不需要的或者有害的組分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氬氣等，這些組分有些可通過計算得外，有的還必須在生產(chǎn)過程中測定。為了最終求得合成甲醇和合成氨所需要的總原料氣量，保持反應(yīng)及平衡的組分比例，聯(lián)醇工藝從原料氣制造開始，經(jīng)脫衡、變換、脫碳、合成甲醇、銅洗耳恭聽至合成氨，使原料氣制造到最后合成氨的全過程達(dá)到平衡。計算年產(chǎn)400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分別占合成氣的0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，原料液溫度：45設(shè)計要求：塔頂?shù)募状己坎恍∮?9%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底的甲醇含量不大于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))產(chǎn)品粗甲醇的組成（質(zhì)量為）：甲醇（CH3OH） 84%二甲醚（CH3）2O） 0.36%高級醇（C4H9OH） 0.30%高級烷烴（C8H18） 0.24%水（H2O） 5%產(chǎn)量分配為：合成氨60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h計算實現(xiàn)合成氨產(chǎn)量計劃所需要原料氣（醇后氣）的量：（1）參加反應(yīng)理論耗氣量 根據(jù)反應(yīng)方程式：1 H2 N2=NH3則耗氫氣為：1 =55764kmol/h=1247.424Nm3/h =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h（2）原料氣中惰性氣含量為 （1247。4244157.216）=167.966Nm3/h其中CH4為100.78Nm3/h, Ar為67.19Nm3/h（3）在壓力為30106Pa,溫度為30。C。液氨中氫氮氣溶解損失：查物性手冊表7，在上述狀況下液氨中氫氮氣溶解量分別為：H2 34.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。則每小時在液氮中氫氮氯溶解損失分別為：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。（4）液氨在貯罐氣中的擴散損失查物性手冊表，在1.6106Pa、2.5。C時，氫氨混合氣中氨的平衡濃度為41.83%，則貯罐氣中氨損失（G氨損）為 = Nm3/hG氨損=36。24 Nm3/h（5）醇后氣中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH 0.05%則每小時需要G醇后氣為=17505.95 Nm3/h其中：CO2 2415.08 Nm3/h CO 332.61 Nm3/h CH3OH 8.75 Nm3/h于是，生產(chǎn)合成氨所需醇后氣量如表2-1表示第2.2 節(jié) 生產(chǎn)甲醇所需原料氣量 表2-1 合成氨生成耗用醇后氣量及其組成耗用量 氣體組成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小計 合成氨反應(yīng)12471.4244157.2616628.64 精煉損耗332.61245.088.75586.44 液氨中溶解損耗26.0724.3250.39 續(xù)表2-1 合成氨生成耗用醇后氣量及其組成耗用量 氣體組成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小計 氨擴散損耗54.3718.1272.49 惰性氣100.7867.19167.966 合計醇后氣組成，%12551.86471.74199.6623.99332.611.9245.081.4100.780.5767.190.388.750.0517505.931002.2.1生產(chǎn)甲醇所需原料氣量（1）合成甲醇的化學(xué)反應(yīng)主反應(yīng)：CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol (2-2)副反應(yīng)：2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol (2-3)CO+3H2=CH4+H2O+115.69 KJ/mol (2-4)4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol (2-5)8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98 KJ/mol (2-6)（2）粗甲醇組分，算得組分的生成量甲醇（CH3OH） 5938.972Kg/h 即185.59 Kmol/h，4157.216 Nm3/h二甲醚（CH3）2O） 20.823 Kg/h 即 0.453 Kmol/h，10.147 Nm3/h高級醇（C4H9OH） 20.192 Kg/h 即0.273 Kmol/h，6.115 Nm3/h高級烷烴（C8H18） 14.513 Kg/h 即0.127 Kmol/h，2.843 Nm3/h水（H2O） 315.5 Kg/h 即 17.528 Kmol/h，392.6 Nm3/h（3）生產(chǎn)測提，按反應(yīng)式（2-4）每生產(chǎn)1t粗甲醇的同時，CH4生成量為7.56 Nm3/h；即0.34 KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小時生生成量為3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。（4）忽略由原料氣帶走的水分，根據(jù)反應(yīng)式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反應(yīng)（2-6）生成的反應(yīng)水為：17.5280.4530.17170.27330.1278=15.07 kmol/h即在逆變換反應(yīng)中生成15.07 kmol/h的CO和H2O（5）當(dāng)壓力為10106Pa，在30時，每1t粗甲醇中溶解反應(yīng)氣組成如表2-2所示。表2-2 混合氣在粗甲醇中的溶解量組分COCO2H2N2CH4（CH3）2O小計 溶解量 Nm3/t9.816.5825.923.260.761.9248.25 Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.9724.364 組成，%20.3213.6353.736.761.583.98100（6）粗甲醇弛放氣中甲醇的擴散損失根據(jù)測定，在35。C時液態(tài)甲醇中釋放的CO、CO2、H2等混合氣中，每含37.14g甲醇。假設(shè)經(jīng)減壓生液相中溶解的氣體除二甲醚外全部釋放出來，則甲醇擴散損失G醇擴散為：（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）0.03717=1.209Kg/h即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h式中0.06為二甲醚減壓后的釋放量。因為反應(yīng)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餾，只有0.06 Nm3/h擴散進(jìn)入氣相（7）醇后氣中有0.05甲醇隨氣體帶入銅洗，合成氨產(chǎn)量為6.31t/h時，帶入甲醇為17505.930.05%=8.75 Nm3/h（8）綜合表2-1和2-2，即得進(jìn)入甲醇合成塔之新鮮氣量G新鮮氣所組成，列表2-3。表2-3進(jìn)早醇合成塔新鮮氣組成組分COCO2H2N2CH4Ar小計 合成甲醇消耗，Nm3/h3905.247340.8888823.5161.646-3.64413071.297 合成氨消耗，Nm3/h332.61245.0812375.384199.656100.7867.1917497.18 新鮮氣消耗，Nm3/h、4237.857588.968213750384201.30297.13667.1930564.833 新鮮氣組成，%13.861.9269.9313.740.320.21100 （9）變換氣需要量如果不計在水洗時CO、CH4、Ar及H2S等溶解損失，單計算H2，N2的損失，查化工熱力學(xué)在壓力2.5106Pa, 30。C, H2和N2在水中溶解度為0.427 Nm3/t和0.329 Nm3/t水已知水洗塔的氣水比為10，則每小時洗滌用水量為30564.833 Nm3/h。則H2，N2在水洗過程中的損耗為H2：30264.8330.427=13051.184 Nm3/hN2：30564.8330.329=1055.83 Nm3/h已知：變換氣中CO2含量（G變CO2）為：G變CO2=20872.38 Nm3/h于是，進(jìn)水洗塔變換氣流量與組成如表2-4所示。表2-4變換氣流量及組成組分COCO2H2N2CH4Ar小計 流量，Nm3/h4237.85720644.50834426.56414257.13297.13667.1973730.387 組成，%5.752819.3419.340.090.09100 （10）甲醇合成塔出塔氣中含甲醇2.88%, 根據(jù)表2-3，設(shè)甲醇塔出塔氣量斯社（G醇出塔）為G醇出塔=146898.09 Nm3/hG醇循環(huán)=1746898.0917505.934582.422+3.8523.394 =1247.90.194 Nm3/h故得循環(huán)氣各組分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循環(huán)氣量及其組成組分COCO2H2N2CH4 流量，Nm3/h2371.0141747.06388913.01330561.119686.646 組成，%1.91.471.2524.490.05 續(xù)表2-5甲醇塔循環(huán)氣量及其組成組分CH4ArCH3OH小計 流量，Nm3/h686.646449.24562.395124790.194 組成，%0.050.360.05100449.245（11）甲醇合成塔玉塔氣量的計算根據(jù)G入四醇塔=G新鮮氣+G循環(huán)氣，由表（2-3）和表（2-5）計算得甲醇合成塔入塔氣功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔氣流量能組成計算因為G醇出塔=G醇入塔G醇反應(yīng)+G醇G醇副產(chǎn)物，根據(jù)（2-6），表2-1，表2-2得表2-7為甲醇合成塔流量及組成及組成表2-6甲醇合成塔入塔氣量組分COCO2H2N2 流量，Nm3/h6608.871233.03191088.39334762.421 組成，%4.851.7166.925.53 續(xù)表2-6甲醇合成塔入塔氣量組分CH4ArCH3OH小計 流量，Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 組成，%0.580.380.046100 表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成組分COCO2H2N2CH4Ar 入塔氣流量，Nm3/h6608.8712333.03191088.39334762.421783.482516.435 合成反應(yīng)消耗，Nm3/h3900.293337.5688810.426 反應(yīng)生成物，Nm3/h3.85 出塔氣流量，Nm3/h2708.5781995.46382277.96734762.421779.632516.435 組成%2.121.5664.4527.230.610.40 續(xù)表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計 入塔氣流量，Nm3/h62.395136455.028 合成反應(yīng)消耗，Nm3/h136048.28 反應(yīng)生成物，Nm3/h4165.9666.11510.1472.843369.914558.831 出塔氫流量，Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369091127665.581 組成，%3.310.0080.29（13）醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成如表2-8所示。表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成組分COCO2H2N2CH4Ar 分離器損失氣量，Nm3/h4.9543.3213.091.6460.384 出分離器氣體流量，Nm3/h2713.6241992.14382264.87734760.775779.248516.435 出分離器氣體組成，%2.201.6266.8328.240.630.42 出分離器液體量，Nm3/h 出分離器液體組成，% 出分離器液體重量，Kg/h 出分離器液體組成，% 續(xù)表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產(chǎn)品流量與組成組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計 分離器損失氣量，Nm3/h0.84724.004 出分離器氣體流量，Nm3/h71.1459.117123097.364 出分離器氣體組成，%0.06100 出分離器液體量，Nm3/h4157.2166.1510.1472.843369.914546.266 出分離器液體組成，%91.440.130.220.0628.14100 出分離器液體重量，Kg/h5938.8831.3020.8414.47297.256302.7.339 出分離器液體組成，%94.230.500.330.234.7100 （14）粗甲醇在中間儲槽減壓放出的弛放氣流量與組成如表2-9表2-9 甲醇施放氣流量與組成組分COCO2H2N2CH4CH3OH合計 施放氣流量， Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.6124.004 組成，%20.6413.8354.536.861.602.54100（15）醇后氣經(jīng)精煉氣流量與組成如表2-10所示。表2-10 精煉氣流量組成組分H2N2CH4Ar合計 精煉氣流量，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.1916915.85 組成%74.2024.830.570.40100.00（16）根據(jù)表2-1，表2-10得氨合成塔生產(chǎn)最終平衡，見表2-11表2-11 氨合成塔物料平衡表消耗分類H2N2CH4Ar反應(yīng)生成NH3合計 精煉氣，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.19 溶液損耗，Nm3/h26.0724.32 小計1252.7944175.3497.13667.19 合成反應(yīng)消耗，Nm3/h12525.7944175.348349.18 吹出氣，Nm3/h0.7597.13467.19165.076 氨擴散損耗，Nm3/h36.2436.24 合成氨產(chǎn)量，Nm3/h8312.948312.94 合成氨產(chǎn)量，kg/g6308.9286308.928粗甲醇的精餾幾乎全部是物理過程，其物料平衡計算與上述訂算方法有一定的差別。第2.3節(jié) 聯(lián)醇生產(chǎn)的熱量平衡計算物料平衡計算之后，可以根據(jù)各段的物料量，進(jìn)行熱平衡計算。熱平衡計算可以為生產(chǎn)過程提供熱能的供需量、如熱交換的換熱面積、熱介質(zhì)或冷介質(zhì)的消耗量設(shè)備能源消耗等，從而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定額，計算產(chǎn)品成本和結(jié)濟效益。通過熱量或能量平衡計算，可以各個還節(jié)中找出不合理的損耗，以此作為實現(xiàn)高產(chǎn)。低耗的重要手段落。生產(chǎn)過程中主要是輸入和輸出的熱量和能量，能量或熱量的轉(zhuǎn)換是基于能量守衡定律。在一個封閉的體系中，各種能量之總和將維持不變。熱平衡是以物料平衡為基礎(chǔ)，在連續(xù)生產(chǎn)過程中是以單位時間來計算的，把裝置或過程中所發(fā)生的化學(xué)反應(yīng)的熱效應(yīng)、物理變化的熱效應(yīng)、從外界輸入的熱量和隨反應(yīng)物、化學(xué)產(chǎn)物帶出的熱量以及設(shè)備、器壁散失熱量等都一一考慮在內(nèi)進(jìn)行計算。年產(chǎn)60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的熱量平衡計算根據(jù)以上提供條件和計算結(jié)果。工藝條件：（1）進(jìn)塔氣體溫度平均按時40計算；（2）冷凝器氣體出口溫度與液體溫度相等，都為38；（3）冷卻水溫度為32，冷卻回水為45；（4）系統(tǒng)熱損失為5%。2.3.1甲醇合成塔的熱平衡計算A.全塔熱平衡方程式+ = （2-7） 式中：Q入塔氣入塔氣體組分熱量，kJ/h； Q合成反應(yīng)和副反應(yīng)的反應(yīng)熱，kJ/h； G出塔了合成塔各組分，包括反應(yīng)物、生成物流量，Nm3/h； Gm入各組分的比熱容，kJ/ Nm3； T m入出塔氣體溫度，。C Q損失合成塔熱損失，kJ/h又： （2-8）式中 G入塔氣體各組分流量，Nm3/h。又 （2-9） 式中 Qr1、Qr2、Qr3、 Qr4、Qr5分別為甲醇、二甲醚、異丁醇、甲烷、辛烷的生成熱，KJ/h；Qr6二氧化碳逆變換反應(yīng)的反應(yīng)熱，KJ/h。而 =G 式中 Gr各組分的生成量，生成反應(yīng)的熱量變化kJ/ m3或kJ/mol。B. 全塔入熱計算查物性手冊，壓力為10106Pa，根據(jù)表2-7甲醇合成塔氣各組分量，算得甲醇合成塔入塔熱量如表2-12根據(jù)計算條件，入塔氣溫為40。C，所以入塔總熱量為192197.65540=7687906.2kJ/h 表2-12 甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量組分COCO2H2N2 比熱容kJ（ kmol。C）32.8790.9829.3932.99 入塔量 Nm3/h66608.8712333.03191088.39334762.421 Kmol/h295.039104.1534066.4471551.894 入塔熱量，kJ/(h。C)9697.9329475.84011951.87751196.983續(xù)表2-12 甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量組分CH4ArCH3OH合計 比熱容kJ（ kmol。C）45.1425.1655.69 入搭量 Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 Kmol/h34.97723.0552.7856078.349 入塔熱量，kJ/(h。C)1578.862580.064155.097192197.655C.塔內(nèi)反應(yīng)熱計算在甲醇合成塔內(nèi)，CO、CO2、H2 按反應(yīng)式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）及（2-7），生成甲醇，二甲醚，異丁醇 ，甲烷及辛烷，二氧化碳還原成一氧化碳和水，產(chǎn)生的熱量如表2-13所示D.塔出口總熱量計算查物性手冊得甲醇合成塔出口狀態(tài)下各組分的比熱容，根據(jù)表2-8甲醇 合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔Cm入，分別算出出塔各組分的熱量，列表為2-14。表2-13甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)熱組分CH3OH（CH3）2OC4H9OH 生成熱，kJ/h102.3749.62200.39 生成量 Nm3/h4157.21610.1476.115 Kmol/h185.590.4530.273 反應(yīng)生成熱，kJ/h18998848.322477.8654706.47 續(xù)表2-13甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)熱組分C8H18CH4CO合計 生成熱，kJ/h957.98115.69-42.92 生成量 Nm3/h2.8433.85337.5684517.739 Kmol/h0.1270.17215.07201.68 反應(yīng)生成熱，kJ/h121663.4619898.68646804.418570790.37表2-14 甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量組分COCO2H2N2CH4Ar 比熱容，kJ（ kmol。C）31.4961.9731.1531.1546.0622.86 氣量 Nm3/h2708.5781995.46334762.42134762.421779.632516.432 Kmol/h120.91989.0831551.8931551.89334.80523.055 出塔熱量，kJ（h。C）3807.7395520.47348341.46748341.4671603.118527.037 續(xù)表2-14 甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量組分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合計 比熱容，kJ（ kmol。C）55.6961.7656.52318.2129.31 氣量 Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369.91127657.981 Kmol/h188.7660.2730.4530.12716.515699.017 出塔熱量，kJ（h。C）10512.37816.86025.60440.413483.908179089.201E.全塔熱損失計算條件已經(jīng)給出全塔熱損失為5%，因此損失熱量為Q熱損失=（Q入塔Q反應(yīng)）5% =（7687906.218570790.37）5%1312934.829 kJ/h按全塔熱平衡方程式 ，求出出塔氣體溫度T出7687906.218570790.37=179089.201T出1312934.829T出=139.30。C于是，得表2-15表2-15 甲醇合成塔全塔熱平衡表熱量氣體顯熱反應(yīng)熱熱損失合計 入熱，kJ/h7687906.0218570790.3726258696.57 出熱，kJ/h24945761.741312934.82926258696.572.3.2甲醇水冷器的熱量平衡計算A.熱平衡方程式Q入口氣Q冷凝=Q出口氣Q液體Q冷卻水式中，Q入口氣、Q 出口氣分別為冷凝器進(jìn)口與出口氣體顯熱，kJ/h； Q冷凝在出口溫度下氣體冷凝放熱，kJ/h； Q 液體出冷凝器液體帶熱，kJ/h； Q冷卻水冷卻水帶下走熱量，kJ/h。2. 熱平衡計算由物性手冊查得，粗甲醇中各組分的物理常數(shù)如表216 。表2-16粗甲醇中各組分的物理常數(shù)組分CH3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18H2O 氣化熱，kJ/h1177.93531.75577.81307.052260.98 液體比熱容，kJ（h。C）2.722.6382.5962.264.187假設(shè)，有相變物質(zhì)在低于沸點時全部冷凝，擴散于氣相中的組分忽略不計（1）氣體冷凝放熱Q冷凝=G 根椐表4-17 數(shù)氫計算得出塔各組分及冷凝放熱量如表2-17（2）進(jìn)冷器氣體總熱量Q入冷凝器=Q出塔= T出塔=2900033.612 kg/h （2-10）式中 GF進(jìn)冷凝器各組分摩爾流量，Kmol/h；CP各氣體組分比熱容，kJ（ kmol。C）；T出塔出合成塔氣體溫度，。C；表2-17出塔氣在冷凝器冷凝放熱組分CH3OH（CH3）2OC4H9OH 冷凝器 Nm3/h4157.21610.1476.15 Kmol/h5938.8820.83720.317 放熱量，kg/h6639252.11811080.07511739.366 組分C8H18H2O合計 冷凝器 Nm3/h2.843369.914546.266 Kmol/h14.469297.2496291.752 放熱量，kg/h4442.706672074.0447338588.309（3）冷凝器出口氣體顯熱冷凝器出口氣體顯 Q、出冷凝= T出口 （2-11）式中 GF冷凝器出口氣體組分摩爾流量，Kmol/h； CP出口氣體各組分比熱容，kJ（ kmol。C）； T出口冷凝器出口氣體溫度，。C。根據(jù)表（8-7）各組分的流量及熱容，計算冷凝器出口氣體顯熱，列表為2-18。表2-18 冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分COCO2H2N2 比熱容，J（ kmol。C）34.4238.6029.0229.06 氣量 Nm3/h2703.621992.1438226.87734760.775 Kmol/h120.70088.935367.271551.820 熱量，kJ（ kmol。C）4154.4943432.89110658.7545095.890 續(xù)表2-18 冷凝器出口各氣體組分的顯熱組分CH4ArCH3OH合計 比熱容，J（ kmol。C）36.6820.8344.21 氣量 Nm3/h779.248516.43571.14549050.213 Kmol/h34.7889.6633.1762189.742 熱量，kJ（ kmol。C）1276.024201.28013.9276316.674 因冷凝器