年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上畢業(yè)設計（論文）任務書設計（論文）題目：       年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設計                                    

2、             學院：           專業(yè)：         班級：           晉藝       

3、60;     學生：            指導教師：               1設計（論文）的主要任務及目標(1) 結合專業(yè)知識和工廠實習、分析選定合適的工藝參數(shù)。  (2) 進行工藝計算和設備選型能力的訓練。  (3) 進行工程圖紙設計、繪制能力的訓練。2設計（論文）的基本要求和

4、內(nèi)容(1) 本車間產(chǎn)品特點及工藝流程。  (2) 主要設備物料、熱量衡算、結構尺寸計算及輔助設備的選型計算。  (3) 參考資料3主要參考文獻1 謝克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化學工業(yè)出版社.2002.57  2 馮元琦.聯(lián)醇生產(chǎn).北京.化學工業(yè)出版社.1989.257268.  3 柴誠敬、張國亮。化工流體流動與傳熱。北京?；瘜W工業(yè)出版社。2000.525-5304進度安排  設計（論文）各階段名稱 起  止  日  期    1 收集有關資料&#

5、160;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 繪制設計圖紙 2010-03-202010-04-03    5 準備答辯 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

6、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 預塔和主塔的物料平衡計算 212.4

7、.2 預塔和主塔的熱平衡計算 25第3章 精餾塔的設計計算 33第3.1節(jié) 精餾塔設計的依據(jù)及任務 333.1.1設計的依據(jù)及來源 333.1.2設計任務及要求 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)

8、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) 塔板結構尺寸的確定 463.7.1 塔板尺寸 463.7.

9、2弓形降液管 473.7.2.1 堰高 473.7.2.2 降液管底隙高度h0 473.7.3進口堰高和受液盤 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)

10、 液泛驗算 50第3.11節(jié) 霧沫夾帶驗算 51第3.12節(jié) 操作性能負荷圖 513.12.1霧沫夾帶上限線 513.12.2液泛線 523.12.3 液體負荷上限線 523.12.4漏液線 523.12.5 液相負荷下限線 52第3.13節(jié) 操作性能負荷圖 53第3.14節(jié) 各接管尺寸的確定 543.14.1 進料管 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) 水蒸汽進口管 56

11、第4章 輔助設備的計算及選型 57第4.1節(jié) 水冷排設計計算 58第4.2節(jié) 水冷排的設計選型 59第4.3節(jié) 預塔進料泵的選型 60參考文獻 62附錄 63致  謝 64   年產(chǎn)40萬噸甲醇精餾工藝設計摘要目前，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。隨著原油價格的進一步提升，作為有機化工基礎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，選擇最好的工藝利設備，同時選用最合適的操作方法就成為投資者關注的重點。通過查閱資料最后采用中壓法在265合成400kt

12、/a的粗甲醇，并應用三塔精餾來對其進行精制。本設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行了物料和熱量的工藝計算；對甲醇精餾塔做了詳細的設計計算，最后對水冷排和預塔進料泵做了設計計算。在上述工作的基礎之上，參考相關的資料和標準對合成工段的設備和管道進行了合理布局；并編制了甲醇合成設備一覽表，物料流程圖，工藝管道及儀表流程圖，設備平面布置圖及管道布置圖。關鍵詞：設計；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，將液體混合物進行多次部分

13、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行，料液由塔的進料口連續(xù)加入塔內(nèi)，塔頂設有冷凝器，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)交換的結果，上升蒸汽

14、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。精餾塔的操作應當掌握三個平衡。1.1.1物料平衡   塔的總進料量（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

15、和產(chǎn)品質(zhì)量的好壞，一般應當根據(jù)入料量（F）而適當采取餾出物量（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到經(jīng)濟的效果。汽液平衡是通過在每塊板上

16、氣液互相接觸進行傳質(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，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     熱量平衡是塔設計和操作的重要依據(jù)，當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

17、汽液平衡，來達到產(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)粗甲醇預熱器加熱至70，然后進入預蒸餾塔精餾。塔頂出來的蒸汽溫度為74.2，對應的壓力為0.13MPa(A)，先經(jīng)過預塔冷凝器A在65左右將其中的大部分甲醇冷凝下來，冷凝下來的甲醇進預塔回流槽，未冷凝的氣體則進入預塔冷凝器B冷卻至40后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也進入預塔回流槽，預塔回流槽的液體由預塔回流泵加壓后作預蒸餾塔回流液，由預塔冷凝器B出來的氣體去排放槽，不凝氣洗滌后經(jīng)不凝氣預熱器加熱至150后去氣柜。向萃取槽中補入除鹽水作預蒸餾塔

18、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，控制預蒸餾塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。    預蒸餾塔塔底排出液由加壓塔進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。

19、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熱器作熱源，然后去除鹽水站。 

20、   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)臏囟取毫Φ膶P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

21、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 主要設備和泵參數(shù)主要設備參數(shù)和主要泵參數(shù)分別見表1-1.表1-2.表1-1主要設備參數(shù)表? 設備名稱  規(guī)格  設計參數(shù)        設計壓力/MPa 設計溫度/    脫醚塔 DN1400x23635 0.2 90&#

22、160;   加壓精餾塔 DN 0.8 150    常壓精餾塔 DN1800x35917 0.2 110    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 DN

23、1600x4781 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

24、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 30 50 常壓 40    脫醚塔回流泵 30 50 0.12 80    加壓塔進料泵 30 100 常壓 78    加壓塔回流泵 30 60 0.7 122 &#

25、160;  常壓塔回流泵 30 64 0.13 62    殘液泵 10 50 0.15 109  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氣體溫度為1500C，壓力為0.7MPa，常壓塔再沸器出口管道甲醇氣體溫度為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，許多廠家認為只要是不銹鋼材料即可，其實，最佳的材料選用應當用316L不銹鋼材料。因為30

26、4不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要差些，而316L不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要好一些。   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。化工工藝計算是作為化工工藝過程的設計、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，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

27、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)量分數(shù))，原料液溫度：45設計要求：塔頂?shù)募状己坎恍∮?9%(質(zhì)量分數(shù))          塔底的甲醇含量不大于0

28、.5%(質(zhì)量分數(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）       

29、60;       5%產(chǎn)量分配為：合成氨60kt/a,181.8 t/d  7.60t/h粗甲醇t/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）參加反應理論耗氣量    根據(jù)反應方程式：1 H2 N2=NH3        則耗氫氣為：1 ×  =55764kmol/h=1247.424Nm3/h × 

30、=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30×106Pa,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1.6×106Pa、2.5。C時，氫氨混合氣中氨的平衡濃度

31、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     &

32、#160;H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小計    合成氨反應 12471.424 4157.26      16628.64    精煉損耗   332.61 245.08   8.75 586.44    液氨中溶解損耗 26.07 

33、24.32      50.39   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      H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小計    氨擴散損耗 54.37 18.12      72.49  &

34、#160; 惰性氣     100.78 67.19  167.966    合計醇后氣組成，% 12551.86471.7 4199.6623.99 332.611.9 245.081.4 100.780.57 67.190.38 8.750.05 17505.93100 2.2.1生產(chǎn)甲醇所需原料氣量（1）合成甲醇的化學反應主反應：CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol 

35、                   (2-2)副反應：2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol             (2-3)CO+3H2=CH4+H2O+115.69 KJ/mol       &

36、#160;          (2-4)4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol             (2-5)8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98 KJ/mol               (2-6)（2）

37、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 K

38、g/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

39、據(jù)反應式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反應（2-6）生成的反應水為：17.5280.4530.17170.273×30.127×8=15.07 kmol/h即在逆變換反應中生成15.07 kmol/h的CO和H2O（5）當壓力為10×106Pa，在30時，每1t粗甲醇中溶解反應氣組成如表2-2所示。表2-2 混合氣在粗甲醇中的溶解量 組分  CO CO2 H2 N2 CH4 （CH3）2O 小計    溶解量  N

40、m3/t 9.81 6.58 25.92 3.26 0.76 1.92 48.25      Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.97 24.364    組成， % 20.32 13.63 53.73 6.76 1.58 3.98 100 （6）粗甲

41、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6.3

42、1t/h時，帶入甲醇為17505.93×0.05%=8.75 Nm3/h（8）綜合表2-1和2-2，即得進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進早醇合成塔新鮮氣組成 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小計    合成甲醇消耗，Nm3/h 3905.247 340.888 8823.516 1.646 -3.644  13071.297    合

43、成氨消耗，Nm3/h 332.61 245.08 12375.38 4199.656 100.78 67.19 17497.18    新鮮氣消耗，Nm3/h、 4237.857 588.968  4201.302 97.136 67.19 30564.833    新鮮氣組成，% 13.86 1.92 69.93 13.74 0.32 

44、0.21 100  （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，查化工熱力學在壓力2.5×106Pa, 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H2：30264.833×0.427=13051.184 Nm3/hN2：30564.833×0.329=1055.83 Nm3/h已知：變換氣中CO2含量（G變CO2）為： G變CO2=2

45、0872.38 Nm3/h于是，進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 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小計    流量，Nm3/h 4237.857 20644.508 34426.564 14257.132 97.136 67.19 73730.387    組成，% 5.75 28 19.34 19.3

46、4 0.09 0.09 100  （10）甲醇合成塔出塔氣中含甲醇2.88%, 根據(jù)表2-3，設甲醇塔出塔氣量斯社（G醇出塔）為 G醇出塔=.09 Nm3/hG醇循環(huán)=.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 CO CO2 H2 N2 CH4    流量，Nm3/h 237

47、1.014 1747.063 88913.013 30561.119 686.646    組成，% 1.9 1.4 71.25 24.49 0.05  續(xù)表2-5甲醇塔循環(huán)氣量及其組成 組分 CH4 Ar CH3OH 小計    流量，Nm3/h 686.646 449.245 62.395 .194    組成，%

48、 0.05 0.36 0.05 .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+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 CO CO2 H2 N2    流量，Nm3/h 6608.871

49、0;233.031 91088.393 34762.421    組成，% 4.85 1.71 66.9 25.53  續(xù)表2-6甲醇合成塔入塔氣量 組分 CH4 Ar CH3OH 小計    流量，Nm3/h 783.482 516.435 62.395 .028    組成，% 0.58 0.38 0.046

50、60;100  表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar    入塔氣流量，Nm3/h 6608.871 2333.031 91088.393 34762.421 783.482 516.435    合成反應消耗，Nm3/h 3900.293 337.568 8810.426    &#

51、160;  反應生成物，Nm3/h     3.85     出塔氣流量，Nm3/h 2708.578 1995.463 82277.967 34762.421 779.632 516.435    組成% 2.12 1.56 64.45 27.23 0.61 0.40  續(xù)表2-7甲醇合成塔出塔氣流量及組成 組分 C

52、H3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合計    入塔氣流量，Nm3/h 62.395     .028    合成反應消耗，Nm3/h      .28    反應生成物，Nm3/h 4165.966 6.115 10.147 2.843 369.91 4

53、558.831    出塔氫流量，Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843  .581    組成，% 3.31  0.008  0.29  （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 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 

54、0;  分離器損失氣量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384     出分離器氣體流量，Nm3/h 2713.624 1992.143 82264.877 34760.775 779.248 516.435    出分離器氣體組成，% 2.20 1.62 66.83 28.24 0.63 0.42 

55、0;  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 

56、;CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合計    分離器損失氣量，Nm3/h 0.847     24.004    出分離器氣體流量，Nm3/h 71.145  9.117   .364    出分離器氣體組成，% 0.06     100 

57、   出分離器液體量，Nm3/h 4157.216 6.15 10.147 2.843 369.91 4546.266    出分離器液體組成，% 91.44 0.13 0.22 0.062 8.14 100    出分離器液體重量，Kg/h 5938.88 31.30 20.84 14.47 297.25 6302.7.339 

58、;   出分離器液體組成，% 94.23 0.50 0.33 0.23 4.7 100  （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 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合計    施放氣流量， Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.61&

59、#160;24.004    組成，% 20.64 13.83 54.53 6.86 1.60 2.54 100 （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 H2 N2 CH4 Ar 合計    精煉氣流量，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 16915.85 

60、   組成% 74.20 24.83 0.57 0.40 100.00 （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 H2 N2 CH4 Ar 反應生成NH3 合計    精煉氣，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19      溶

61、液損耗，Nm3/h 26.07 24.32        小計 1252.794 4175.34 97.136 67.19      合成反應消耗，Nm3/h 12525.794 4175.34   8349.18     吹出氣，Nm3/h  0.75 97.134 67.19 

62、; 165.076    氨擴散損耗，Nm3/h     36.24 36.24    合成氨產(chǎn)量，Nm3/h     8312.94 8312.94    合成氨產(chǎn)量，kg/g     6308.928 6308.928 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)

63、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，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)生的化學反應的熱效應、物理變化的熱效應、從外界輸入的熱量和隨

64、反應物、化學產(chǎn)物帶出的熱量以及設備、器壁散失熱量等都一一考慮在內(nèi)進行計算。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果。工藝條件：（1）進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

65、量，kJ/h；          Q合成反應和副反應的反應熱，kJ/h；          G出塔了合成塔各組分，包括反應物、生成物流量，Nm3/h；          Gm入各組分的比熱容，kJ/ Nm3·；         

66、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            

67、60;         （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的反應熱，KJ/h。而                         =G&#

68、215; 式中  Gr各組分的生成量， 生成反應的熱量變化kJ/ m3或kJ/mol。B. 全塔入熱計算查物性手冊，壓力為10×106Pa，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.655×40=.2kJ/h 表2-12 甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量 組 分 CO CO2 H2 N2    比熱容kJ（ kmol·。C） 32.87 90.98 

69、;29.39 32.99    入塔量  Nm3/h 66608.871 2333.031 91088.393 34762.421      Kmol/h 295.039 104.153 4066.447 1551.894    入塔熱量，kJ/(h·。C) 9697.932 9475.840 11951.877 51196.983

70、60;續(xù)表2-12 甲醇合成塔入塔各組分的比熱容和熱量 組分 CH4 Ar CH3OH 合計    比熱容kJ（ kmol·。C） 45.14 25.16 55.69     入搭量  Nm3/h 783.482 516.435 62.395 .028      Kmol/h 34.977 23.055 2.

71、785 6078.349    入塔熱量，kJ/(h·。C) 1578.862 580.064 155.097 .655 C.塔內(nèi)反應熱計算在甲醇合成塔內(nèi)，CO、CO2、H2 按反應式（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

72、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)反應熱 組分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH    生成熱，kJ/h 102.37 49.62 200.39    生成量  Nm3/h 4157.216 10.147 6.115      Kmol/h 185.59 0.453 0.273   

73、反應生成熱，kJ/h .3 22477.86 54706.47  續(xù)表2-13甲醇合成塔內(nèi)反應熱 組分 C8H18 CH4 CO 合計    生成熱，kJ/h 957.98 115.69 -42.92     生成量  Nm3/h 2.843 3.85 337.568 4517.739      Kmol/h

74、 0.127 0.172 15.07 201.68    反應生成熱，kJ/h .46 19898.68 .4 .37 表2-14 甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量 組分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar    比熱容，kJ（ kmol·。C） 31.49 61.97 31.15 31.15 46.06

75、0;22.86    氣量  Nm3/h 2708.578 1995.463 34762.421 34762.421 779.632 516.432      Kmol/h 120.919 89.083 1551.893 1551.893 34.805 23.055    出塔熱量，kJ（h·。C） 3807.739 5520.

76、473 48341.467 48341.467 1603.118 527.037  續(xù)表2-14 甲醇合成塔出塔各組分的比熱容和熱量 組分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合計    比熱容，kJ（ kmol·。C） 55.69 61.76 56.52 318.21 29.31     氣量  Nm3/h&#

77、160;4228.361 6.115 10.147 2.843 369.91 .981      Kmol/h 188.766 0.273 0.453 0.127 16.51 5699.017    出塔熱量，kJ（h·。C） 10512.378 16.860 25.604 40.413 483.908 .201 E.全塔熱損失

78、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）×5% =（.2.37）×5%.829 kJ/h按全塔熱平衡方程式 ，求出出塔氣體溫度T出.2.37=.201×T出.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 反應熱 熱損失 合計    入熱，kJ/h .02 .37  .57    出熱，kJ/h .74  

79、;.829 .57 2.3.2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；       

80、0;   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）2O C4H9OH C8H18 H2O    氣化熱，kJ/h 1177.93 531.75 577.81 307.05 2260.98    液體比熱容，kJ（h·。C） 2.72 2.638

81、60;2.596 2.26 4.187 假設，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）進冷器氣體總熱量Q入冷凝器=Q出塔= ×T出塔=.612 kg/h       （2-10）式中   GF進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&#

82、160;組分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH    冷凝器  Nm3/h 4157.216 10.147 6.15      Kmol/h 5938.88 20.837 20.317    放熱量，kg/h .118 11080.075 11739.366    組分 C8H18 H2O 合計

83、60;   冷凝器  Nm3/h 2.843 369.91 4546.266      Kmol/h 14.469 297.249 6291.752    放熱量，kg/h 4442.706 .044 .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    

84、0;             （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

85、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 CO CO2 H2 N2    比熱容，J（ kmol·。C） 34.42 38.60 29.02 29.06    氣量  Nm3/h 2703.62 1992.143 8226.877 34760.775      Kmol/h 

86、;120.700 88.935 367.27 1551.820    熱量，kJ（ kmol·。C） 4154.494 3432.891 10658.75 45095.890  續(xù)表2-18 冷凝器出口各氣體組分的顯熱 組分 CH4 Ar CH3OH 合計    比熱容，J（ kmol·。C） 36.68 20.83 44.21  

87、60;  氣量  Nm3/h 779.248 516.435 71.145 49050.213      Kmol/h 34.788 9.663 3.176 2189.742    熱量，kJ（ kmol·。C） 1276.024 201.280 13.92 76316.674  因冷凝器氣體出口溫度38。C，所以出口氣體熱量為Q出冷凝器=76136.674

88、×38=.612/h（4）冷凝器出口液體帶走熱量Q出冷凝器Q出冷凝器= 式中  GF冷凝器出口液體各組分的摩爾流量，Kmol/h；      CP各液體組分的比熱容， J（ kmol·。C）；于是，根據(jù)表2-16各表2-17，計算冷凝液體帶走熱量為表2-19因冷凝器出口液體溫度為38。C，故液體帶出熱量；Q出冷凝器=17538.716×38=.208 kJ/h于是，由冷卻水帶走熱量；Q冷卻水=.74.309(.612.208)=.23 kJ/h表2-19 冷凝器出口液體流量 組分 CH

89、3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O 合計    液體比熱容，kJ/(·。C) 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187     流量，/h 5938.88 20.837 20.317 14.469 297.249 6291.722    熱量，kJ（h·。C） 16153.

90、754 54.968 52.743 32.670 1244.581 17538.716  則冷凝器熱平衡如表2-20表2-20冷凝熱平衡表 帶入熱量，kJ/h 帶出熱量，kJ/h    氣體顯熱 冷凝熱 合計 氣體顯熱 液體帶熱 冷卻水帶熱 合計    .74 .309 .431 .612 .208 .23 .05  （5）冷凝

91、器用水量已知：冷凝器冷卻水溫度為32。C，回水溫度為45。C則冷凝器冷卻水量為  .91 /h=527.6t/h第2.4節(jié) 粗甲醇精餾物料及熱量計算2.4.1 預塔和主塔的物料平衡計算根據(jù)第一節(jié)的條件測得：粗甲醇的密度  0.87g/ml,PH值8，初餾值采出量20 l/h。a. 預塔物料平衡計算A.進料 粗甲醇，6310kg/h.根據(jù)第一節(jié)的計算結果，每小時進入預塔的物料如表221表221入預塔粗甲醇及組成 組    分 甲醇 水 低沸物 高沸物 油溶物 合計    流量kg/h，組成，w% 5938.8894.23           297.250.50 20.840.33 31.300.23 04.474.7 6302.739100  堿液，加入堿液濃度為2%的NaOH，進料粗甲醇PH值需從6提高到8查手冊7：