化工设计甲醇合成工段工艺流程设计

化工设计甲醇合成工段工艺流程设计 年产量6000吨低压法冷激式甲醇合成工段工艺 流程设计 摘 要 甲醇是一种极重要的有机化工原料,也是一种燃料,是碳一化学的基础产品,在国 民经济中占有十分重要的地位。近年来,随着甲醇下属产品的开发,特别是甲醇燃料的 推广应用,甲醇的需求大幅度上升。为了满足经济发展对甲醇的需求,开展了此60000t/a 的甲醇项目。本设计采用联醇工艺合成甲醇,对全工段的物料和能量进行了衡算,设计 计算了主体设备-并流三套管甲醇合成塔。 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 了以煤为原料合成甲醇的可行性和经济 性,对合成甲醇工艺流程选择、整个工段的经济核算、厂房布置、环境安全等方面进行 了阐述。 关键词:甲醇 合成工艺 工艺计算 非定型设备 Abstract Methanol is a kind of extremely important organic industrial chemicals and a kind of fuel too, it is the basic products of the chemistry of carbon one. It is very important in national economy. In recent years, with the development of the products that are made from methanol, especially the popularization and application of the fuel of methanol, the demand for the methanol rises by a large margin. In order to satisfy economic development's demands for methanol , have launched the methanol project of this 60000t/a.In allusion to the combination methanol system of methanol synthesis used in this paper, not only the material balance and the energy balance of the whole synthesis section are calculated, but also the main furnace equipment –three tube reactor of methanol synthesis are calculated. This paper analyzed the 0 feasibility and economic significance, the methanol synthesizing process route is through gasification of coal, of which the main raw material is coal. Besides, the choice of technical process and economic accounting for all the synthesis section, layout, safety of environment and some other projects are discussed. Keywords: Methanol ;Synthesis process ;Process calculation ;Non-stereotyped equipment 第一章. 概 述 1.1甲醇的基本清况 甲醇是饱和醇中最简单的一元醇，俗称―木精‖、―木醇‖。甲醇是用途广泛的基本有机化工产品，在化工、医药、轻纺、国防等许多工业部门有着重要用途。在全球基本有机化工原料中，其消费量仅次于乙烯、丙烯和苯，畏惧第四位。近年来，随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又有了很多新的用途。在化工生产中，甲醇主要用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚 、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯等一系列有机产品。随着能源结构的改变，甲醇有成为未来主要燃料的发展趋势，其需求量十分巨大，在能源方面的消耗远远超过其在其他方面的用量。甲醇作为清洁燃料代替汽油或与汽油掺混使用，以甲醇为原料的燃料电池即将投入商业运行，用甲醇制取微生物蛋白作为饲料乃至食品添加剂也有着巨大的市场潜力。 1.2生产方法的概述 甲醇的生产应用大致经历如下几个过程: 20世纪30年代初期，几乎全部的甲醇都有木材蒸馏制的，由于每生产1Kg甲醇需要消耗60~80Kg木材，消耗大量木材，且产量低，制约了生产和应用开发，当时全世界甲醇产量仅为4.5万吨左右。 1923年，德国巴登苯胺-纯碱公司(BASF)的两位科学家Mittash和Schneider试验了用CO和H为原料、在300~400?的温度和30~50MPa的压力下、通过锌铬催化剂的2 催化作用成功的合成了甲醇，这比合成氨工业生产推迟了整整10年的时间。直到1965年，这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。 1966年英国ICI公司开发了低压法工艺，这是甲醇生产工艺上的一次重大变革，它是采用了高活性、高选择性铜系催化剂，不仅降低了合成压力(5MPa)和反应温度(200~300)，而且也提高了甲醇转化率、改善了粗甲醇质量、降低了原料消耗，同时由 1 于压力低，工艺设备的制造比高压设备容易得多，设备投资也较少，能耗约降低1,4，生产成本显著降低，表现出了优越性，也为甲醇的大规模生产创造了有利条件。 其后在低压法的基础上有进一步开发了中压法工艺，改进了单纯低压法时工艺设备和管路的体积庞大问 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 。1971年德国的Lurgi公司相继开发了适用天然气-渣油为原料的低压法工艺。 进入新世纪，由于能源危机、能源结构等问题，以煤为原料合成甲醇的工艺研究备受重视，特别是工业化生产甲醇和氨的联合生产工艺研究，具有强大的产业优势，生产技术出现大型化、复杂化、节能意识、经济性衡量指标更重视。 1.3国内外生产概括 国外甲醇生产技术主要以Haldor Topsøe公司、Kvaernere/Synetix 工艺技术、克虏伯-乌德公司、鲁奇公司、Synetix公司的技术最为典型。国际上 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 甲醇装置的生产规模为2500~3000t/d，在天然气丰富廉价地区投资建设的装置都在5000t/d的水平。目前甲醇装置建设正向大型化的规模经济发展。现行商业的甲醇合成工艺均为气相合成，存在合成效率低、能耗高等多种缺陷。在催化剂的研制、合成工艺路线开发商上，一直没有停止过。甲醇合成是放热反应过程，从热力学上看降低反应温度有利于反应朝生成甲醇方向移动，但实际生产中很难实现等温条件的操作，反应器出口气中甲醇的含量偏低，反应气的循环量大。 表1、全球主要地区甲醇消费构成 2001年 2002年 2003年 2004年 按用途分 940(31) 970(32) 1010(32) 1050(33) 甲醛 MTBE 830(28) 810(26) 780(25) 760(22) 470(16) 430(14) 340(11) 270(8) (其中美国) 270(9) 290(9) 300(10) 310(10) 醋酸 MMA 90(3) 90(3) 100(3) 100(3) 880(29) 900(29) 930(30) 970(30) 其他 3060(100) 3100(100) 3180(100) 需求合计 3020(100) 按地区分 920(30) 940(31) 990(32) 1040(33) 亚洲 1000(33) 1000(33) 980(31) 970(31) 北美 630(21) 640(21) 650(21) 670(21) 西欧 2 470(16) 480(16) 490(16) 500(16) 其他 3020(100) 3060(100) 3110(100) 3180(100) 需求合计 我国甲醇工业始于20世纪50年代，由原苏联援建的以煤为原料采用高压法锌铬催化剂合成甲醇技术。20世纪60年代上海吴泾化工厂先后自建了以焦炭和石脑油为原料的甲醇装置:同时南京化学工业公司研究院研制了联醇用中压铜基催化剂，推动了具有中国特设的合成氨联产甲醇工业的发展。我国的甲醇产能已接近世界的四分之一，成为世界第二大甲醇生产国和消费国，同时也是甲醇生产增长最快的国家，并将持续高速发展。我国在建和拟建的甲醇生产能力达到12Mt，平均生产规模超过600Kt/a，绝大部分是煤造气进行甲醇生产，规模化生产将给美化工产业带来可观的经济效益。 表2、近年我国的甲醇生产和消费组成 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2010 项目 (预计) 4.5 5.0 7.0 10.0 11.17 14.2 30 产能/Mt 3.2 2.9 4.4 5.36 7.62 10.78 16 产量/Mt 1.8 1.4 1.36 1.15 1.13 0.845 - 进口量/Mt 0.01 0.05 0.03 0.36 0.46 0.563 - 出口量/Mt 4.1 4.35 4.35 6.15 8.29 11.04 - 表观消费 量/Mt 第二章. 生产方法的选择 2.1甲醇合成工艺简介 甲醇合成工艺有气相合成法和液相合成法。目前工业化运行的甲醇合成工艺基本上是气相合成法。根据操作压力大小不同又可将气相法合成工艺分为高压法、中压法和低压法。 (1) 高压法(30,50MPa) 1923年德国BASF公司，采用锌铬催化剂,反应温度300,400?,压力19.6,29.4MPa 。随着脱硫技术的发展,高压法也在逐步采用活性高的 3 铜系催化剂,以改善合成条件,达到提高效率和增产甲醇的目的。高压法虽然有70多年的历史,但是,由于原料及动力消耗大,反应温度高,生成粗甲醇中有机杂质含量高,而且投资大,成本高,其发展长期以来处于停滞状态。 (2) 低压法(5.0,8.0MPa) 1966年英国ICI公司发展起来的甲醇合成技术。低压法基于高活性、高选择性的铜系催化剂。铜系催化剂的活性明显高于锌铬催化剂,反应温度低(200,300?) ,因此,在较低的压力下可获得较高的甲醇收率。而且选择性好,减少了副反应,改善了甲醇质量,降低了原料的消耗。此外,由于压力低,不仅动力消耗比高压法降低很多,而且工艺设备的制造也比高压法容易,投资得以降低。总之,低压法比高压法有显著的优越性。又如德国Lurgi公司开发的甲醇合成工艺， 工艺如图所示 图1、工艺流程简图 (3) 中压法(8~10MPa) 随着甲醇工业规模的大型化(目前已有日产2000t 的装置甚至更大单系列装置) ,如采用低压法,势必导致工艺管道和设备较大,因此,在低压法的基础上适当提高合成压力,即发展成为中压法。中压法仍采用高活性的铜系催化剂,反应温度与低压法相同,它具有与低压法相似的优点,转化率提高3%~5%，但由于提高了压力,相应动力消耗略有增加。 传统的高压法和低压法均为单醇生产，在单醇生产全循环甲醇合成时，经粗甲醇分 4 离系统后未被分离下来的生成物将重新返回甲醇合成塔，甲醇、醚、烷烃及其他副产物再一次回到催化剂表面，使催化剂上副反应增加，生成各种高级醇、高级烷烃及其他羰基物，生产的粗甲醇中杂质含量增加，质量下降，原料气消耗增加，同时使粗甲醇的精馏更加困难。 2.2现实生产中的制约因素 在甲醇合成塔内大约有1/3的气体起反应，不参加反应的气体使原料气的浓度得到稀释，合成原料气由于有大量未反应的气体而具有更大的热容量。同时，未反应的气体又作为载热体，把反应热不断带走，维持了热平衡。在单醇生产中，由于反应物浓度高，因此单位时间内产热量。要维持热平衡，必须把大量的反应热带走，要维持反应速度也必须把反应产物带走，这就 要求 对教师党员的评价套管和固井爆破片与爆破装置仓库管理基本要求三甲医院都需要复审吗 增加循环量，以提高合成塔的空间速度。循环量的增加相应的增加了生产电耗，对其他辅助设备的能力要求也相应增加。 为了降低能耗，提高产品质量，在对以上生产工艺进行改良的基础上提出了联醇生产工艺，即将合成甲醇与合成氨串联起来。本设计中即是采用低压联醇生产工艺。 2.3联醇工艺的特点及优势 联醇工艺在合成氨工艺串入甲醇生产，通过生产甲醇部分去除原料气中对合成氨工段有害的CO，同时得到甲醇。提高了原料利用率、丰富了企业的产品结构，技术理念符合国际化工行业―生产规模合理化、产品结构多元化、联合生产普遍化、综合效益最 6优化‖的发展趋势。联醇生产是在13×10Pa压力下，采用铜基催化剂，串联在合成氨工艺之中，用合成氨原料气中的CO、CO、H合成甲醇。因此，与传统的高压或低压法22 [4]相比较，联醇法生产甲醇有以下特点: (1)简化CO变换反映的流程 串联在合成氨工艺之中，因此既要满足合成氨工艺条件，又要有甲醇合成的要求。任何一方工艺条件变化都会影响合成甲醇与合成氨的生产与操作，所以必须在生产中有必要的补充调节措施，以维持两个合成生产的同时进行。 (2)明显降低变换过程中蒸气的消耗 由于串联在合成氨工艺中，经合成甲醇以后的工艺气体还须经精练，去进行氨合成反应。因此，原料气成分经合成甲醇后必须满足合成氨生产的需要。甲醇合成气是采取部分循环，合成甲醇不是全部生产工艺的终端。 (3)明显降低铜洗负荷的 与合成氨工艺相比，因联醇采用铜基催化剂，其抗毒性能较差，所以必须采取特殊的净化措施。既要保持合成甲醇所必须的CO、CO，又2不能使HS等气体进入系统。 2 5 (4)联产甲醇能耗降低明显，每吨氨节电50KW.h节省蒸汽0.4t，折和能耗为2000万KJ。 联醇工艺是合成氨生产节能降耗的一项成功的工艺改革, 它是以合成氨生产中需要清除的CO、CO及原料气中H为原料，合成有较高经济价值的化工产品甲醇。增设联22 醇后，联醇前原料气中CO、CO含量提高，这样节省了变换与脱碳的能耗，醇后气中2 CO、CO含量下降，减少了原料气精制的消耗，这样可使合成氨的成本有明显的降低，2 所以联醇工艺也是合成氨工艺发展中的一种优化的净化组合工艺。 我国的联醇工艺几乎全是氨醇联产路线，并且全是串联。随着科学技术进步,―联醇‖这一概念得到丰富和发展。不仅氨与醇联产叫联醇,热、电、气、汽及其它化工产品与醇联产也可叫联醇。随着工艺的不断改善，现在普遍采用的中压联醇工艺也将逐步被低压联醇工艺所取代。多元化和低压化将是未来甲醇合成的总趋势。 第三章. 工艺流程设计 3.1设计任务 本设计模拟工业化生产中，年产量6000吨的低压法冷激式甲醇合成工段工艺流程设计。 (1)工艺流程资料 参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺流程资料和参考由颜鑫主编的《新型联醇工艺与节能》等。 (2)合成工段的工艺参数 参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺参数资料。具体数据为入塔压力5.14MPa，出塔压力4.9 MPa，副产蒸汽压力3.9 MPa，入塔温度225?，出塔温度255?。 3.2合成工段的工艺条件 ?合成反应温度的选择 [4]合成甲醇反应属于可逆放热反应，控制温度是极其重要的因素。降低温度，有利于平衡，但不利于反应速度，如果把反应温度与平衡浓度绘成一组曲线，再把反应温度与反应速度绘成曲线，那么，这两条曲线的交点应该是理论的最佳温度点。在实际生产中，反应温度还必须取决于所选催化剂的活性范围。 一般情况下，使用C-207铜基催化剂时，在还原后初期反应温度维持在260?左右， 6 到最后可以提高到300?，当温度达到300?后，这一催化剂的寿命就此终止了。 ?合成反应压力的选择 提高压力，对于合成甲醇的化学平衡有利，也有利于提高反应速度，提高单位时间的甲醇产量。但是合成压力不是单纯由一个因素决定的，它与选用的催化剂、温度、空间速度、碳氢比等因素都有关系。而且，甲醇平衡浓度也不是随压力而成比例的增加，当压力提高到一定程度平衡浓度也就不再往上增加。另外，过高的反应压力对设备制造、工艺管理及操作都带来困难，不仅增加了建设投资，而且增加了生产中的能耗。 联醇生产中合成压力主要取决于以下两个因素: 6(1)催化剂选用。联醇选用C-207铜基催化剂，其要求压力在10×10Pa,一氧化碳 6的浓度为3.5~4.5,，即反应气中一氧化碳的分压为0.35~0.45×10Pa。 (2)联醇与合成氨工艺配合。考虑合成氨原料气全部通过甲醇合成塔，醇后气要符合铜洗、氨合成的要求，再结合合成氨流程中压缩机的分压等级，以及可选用的甲醇催化剂，甲醇合成设置在水洗以后、铜洗以前，联醇压力确定在10~13MPa。 ?空间速度 决定空间速度(简称空速)有以下几个条件: (1)甲醇合成塔热平衡主要靠反应热与气体流动来实现。空间速度太大，带走热量大于反应热时，塔内反应温度就无法维持。 (2)空速太大，通过水冷凝器、醇分离器流速过高，如果不增加冷却面积和分离器截面，则气体中的甲醇不能得到很好的冷凝和分离。 (3)空速过大使气体通过催化剂床的阻力增加，对催化剂的压力也相应增大，如果超过催化剂的强度极限，就出现催化剂破碎，使塔内堵塞。 (4)要增加空速主要还是增加循环量，增加了能耗。 33在联醇生产中，一般空间速度维持在12000m/(m催化剂?h)。 ?氢气与一氧化碳的比例 从反应方程式来看，合成甲醇时氢与一氧化碳的分子比为2:1，但是，气体受催化剂表面吸附及其他一些因素的影响，要求反应气体中氢气含量要大于理论量，以提高反应速度。对于联醇来说，由于甲醇合成以后气体要保持相当量的氢去参加氨的合成，所以氢是过量的。但是，确定联醇生产中氢气与一氧化碳的比例，必须考虑甲醇产量在总氨中所占比例，也即原料气中的氢在制醇和制氨中如何分配的问题。 在联醇生产中，通常以改变变换气中一氧化碳的含量来调节甲醇产量在总氨中的比 7 例。正常生产中，醇氨比维持在40~50,，甲醇合成塔后一氧化碳含量在2,左右，此时水洗气中一氧化碳大约维持在8~10,。 3.3甲醇合成简要流程示意图及相应的说明 图2、合成工段简图 A.甲醇原料气的制备 联醇生产制造原料气的原料与合成氨生产的原料完全相同，主要为固体(焦炭、无烟煤)液体(石脑油、重油、渣油)气体(天燃气、焦炉气、乙炔尾气、高炉气)等。 本设计以煤为原料制取原料气，在一定的高温条件下在煤气发生炉中通入空气、水蒸气或富氧空气-水蒸气混合气，经过一系列反应生产含有CO、CO2 、H2、N2及CH4等混合气的过程。 B.原料气的脱氯、脱硫 在半水煤气中均有不同程度的含有各种形式的硫化物和氯化物，都是联醇工艺高活性铜基催化剂的致命毒物，因此必须脱去。 C.原料气的变换 CO变换过程既是将原料气中大量的CO部分地转化为易于脱除的CO2的净化工程，也是制备合成甲醇和合成氨的原料气氢气的过程，主要作用是:?调整氢氮比 ?有机硫转化为无机硫 D.脱碳及精制 CO2对合成氨来说是致命的毒物，但对甲醇合成却不是坏事，反而在甲醇催化作用中 8 也能与氢合成甲醇。CO2催化加氢合成甲醇需要消耗大量的氢气和生成水，使氢氮比大幅降低，甚至使合成氨的氢氮比失调，因此联醇工艺必须除去大部分的CO2。 E.甲醇的合成 联醇工艺的重要目的有两个，一是生产甲醇，二是净化合成氨原料气，使醇后气中CO的量降低到0.1%~0.3%，以满足甲烷化或烃化的需要，或者达到降低铜洗负荷的作用， -6.确保合成氨精炼气中CO+CO2〈10×10 F.粗甲醇的精馏 粗甲醇精制主要是将粗甲醇中所有的杂质去除，制备符合质量标准要求的精甲醇。 本设计采用天然气为原料低压法(10MPa)直接合成甲醇的工艺方法。由配气站送来的约0.4MPa的天然气在常温下粗脱硫后送入压缩工段然后脱硫;由天然气压缩机压缩至2.2MPa送转化炉对流段，预热至380~400?C后去精脱硫工序。 脱硫净化后的天然气与冷凝液汽提废水后的蒸汽混合，水碳比约3:7，并预热至580?C后送入转化管。转化管安装于预烧式方箱转化炉内，转化管外用甲醇驰放气与天然气的混合燃料气加热，使转化管内的反应温度达到810~830?C，出炉转化气中残余甲烷约3%。转化气经转化气废热锅炉、脱盐水预热器回收热量后，用水冷却到40?C以下进入水分离器。转化气与冷凝液分离后，经新鲜合成气压缩机压缩至10MPa，再与循环气压缩机循环气混合进入甲醇合成工序。 合成气进甲醇合成塔，再充填C302催化剂的管内进行合成甲醇的反应。反应放出的热量被管外的沸水汽化而移走，保持合成塔内的反应温度在225~255?C，每合成1t甲醇约副产1.1~1.4t蒸汽。出合成塔的气体在换热器中与入塔气换热后，再经水冷却到40?C以下进入甲醇分离器，粗甲醇与反应尾气分离。大部分反应尾气经循环压缩机压缩后，再与新鲜合成气混合进入合成环路，小部分尾气为平衡合成环路中的H及其他惰性气体的累积而放空(这部分驰放气目前主要用作转化炉2 的燃料，也可用作提取H的原料)。 2 粗甲醇在闪蒸槽内减压至0.4MPa，闪蒸分离出一部分溶于甲醇的气体，然后送入精馏工序。粗甲醇预热后进入预精馏塔，同时加入少量NaOH溶液以中和其中的酸性物质，从塔顶蒸出低沸点组分。塔釜排出的预精馏后甲醇用泵打入主精馏塔，从主精馏塔塔顶蒸出精甲醇产品。 第四章. 工艺计算 4.1计算依据 ?生产规模:年产量为6000吨甲醇 9 ?年工作时间8000h ?计算基准:连续过程以Kg/h ?设计中的体积以标准状态计算 ?粗甲醇组成的组成:甲醇:二甲醚:高级醇:高级烃:水 =93.4:0.42:0.26:0.32:5.6 ?精甲醇的纯度可以达到99.9%，符合甲醇的国家一级标准 ?精馏工艺中甲醇的收率为97% 4.2物料衡算 4.2.1精馏工段 工厂设计为年产精甲醇6000吨，开工时间为每年8000h，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为7.5吨，即7.5 t/h。 精馏工段 通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家一级标准。三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量,0.75×0.99,/ 0.97=0.72t/h。由粗甲醇的组成通过计算可得下表: 表3、粗甲醇组成 组分 百分比 质量Kg/h 摩尔 体积量 3Kmol/h m/h 93.40% 720 22.5 504.0 甲醇 0.42% 3.24 0.0704 1.577 二甲醚 0.26% 2.0 0.027 0.605 高级醇(以异丁 醇计) 0.32% 2.47 0.0217 0.486 高级烷烃(以辛 烷计) 5.6% 43.29 2.405 53.872 水 100% 771Kg/h 粗甲醇 计算方法: 粗甲醇 =0.72/ 0.9340 = 0.771 t/h 3二甲醚 =771×0.42% = 3.24 kg/h 即0.0704 kmol/h ，1.5770 m/h 3高级醇(以异丁醇计)= 771×0.26% = 2.0kg/h 即0.027kmol/h ，0.605m/h 3高级烷烃(以辛烷计)=771×0.32% = 2.47 kg/h 即0.0217kmol/h，0.486m/h 10 3水 =771×5.6% = 43.29 kg/h 即2.405kmol/h，53.872m/h 入塔气 新鲜气 循环气弛放气 出分离器气体 粗甲醇出塔气 图3、合成物料流程图 4.2.2合成工段 4.2.2.1 合成塔中发生的反应: 主反应 CO+2H=CHOH (1) 23 CO+3H=CHOH +HO (2) 2232 副反应 2CO+4H=(CHO)+HO (3) 2322 CO+3H=CH+HO (4) 242 4CO+8H=CHOH+3HO (5) 2492 8CO+17H=CH+8HO (6) 218182 CO+H=CO+HO (7) 222 4.2.2.2 计算简化处理 3 工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52 m(标态)的甲烷， 3即设计中每小时甲烷产量为0.0523kmol/h ，1.172m/h。 由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应(3)、(4)、(5)、(6)得出反应(2)、(7)生成的水分为; 2.405-0.0523-0.0704-0.027×3-0.0217×8=2.0277 Kmol/h 由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以计算中忽略反应(2)。则反应(7) 11 3中二氧化碳生成了2.0277 Kmol/h，即45.42 m/h的水和一氧化碳。 4.2.2.3 粗甲醇中的溶解气体量 粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40?时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表: 表4、 1吨粗甲醇中合成气溶解情况 CO CO N Ar CH H气体 2224 34.364 0.815 7.780 0.365 0.243 1.680 溶解量(m/t粗甲醇) 3 CO= 0.771×0.815=0.628m/h 即0.0280kmol/h 则 粗甲醇中的溶解气体量为: 3= 0.771×4.364 = 3.365m/h 即0.510 kmol/h H2 3CO= 0.771×7.780 = 6.0m/h 即0.268kmol/h 2 3N=0.771×0.365= 0.281m/h 即0.0126kmol/ 2 3-3Ar = 0.771×0.243= 0.187m/h 即8.36×10 kmol/h 3CH= 0.771×1.68= 1.295 m/h 即0.0578kmol/h 4 4.2.2.4 粗甲醇中甲醇扩散损失 40?时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37.14g的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失 G =(3.365+0.628+6.0+0.281+0.187+1.295)×0.03714=0.4366kg/h 3即 0.0136kmol/h，0.3056m/h 4.2.2.5 合成反应中各气体的消耗和生成情况 表5、弛放气组成 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32224 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 组成 表6、 合成反应中消耗原料情况 消耗项 单位 消耗原料气组分 CO CO H N Ar 222 3m/h 504 1008 反应(1) 3m/h 3.154 6.308 反应(3) 3m/h 0.0523 0.1569 反应(4) 3m/h 2.42 4.84 反应(5) 12 3/h 3.888 8.262 m反应(6) 3m/h 45.42 45.42 反应(7) (45.42) 注:括号内的为生成量;反应(1)项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量 表7、合成反应中生成物情况 生成项 单位 生成物组分 CH CHOH HOH CH HO C(CHO)4349181823 2 3m/h 504 反应(1) 3m/h 1.5770 1.577 反应(3) 30.0523 m/h 0.0523 反应(4) 3m/h 0.605 1.815 反应(5) 3m/h 0.486 3.888 反应(6) 3m/h 45.42 反应(7) 表8、 其他情况原料气消耗 消耗项 单位 消耗原料气组分 CO CO H N Ar CH 2224 3m/h 0.628 6.0 3.365 0.281 0.187 1.295 粗甲醇中溶 解 3m/h 0.3056 0.6112 扩散的甲醇 3m/h 9.16% 3.11%81.20%3.21% 0.82% 1.89% 弛放气 ×G ×G ×G ×G ×G ×G 3m/h 0.61% 1.22% 驰放气中甲 ×G ×G 醇 13 3注:G为驰放气的量，m/h。 4.2.2.6 新鲜气和弛放气气量的确定 CO的各项消耗总和 = 新鲜气中CO的量，即 504+1.577×2+0.0523+0.605×4+0.486×8+0.61%G+9.16%G =570.60+9.77%G 同理 原料气中其他各气体的量=该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表: 表9、新鲜气组成 CO CO H N Ar CH 组分 单位 2224 3m/h 570.60+951.42+ 1076.96+ 0.281+ 0.187+ 1.243+ 气量 .77%G 3.11%G 82.42%G 3.21%G 0.82%G 1.89%G 3m/h 1700.691+1.0122G 新鲜气 新鲜气中惰性气体(N+ Ar)百分比保持在0.42%，反应过程中惰性气体的量保持2 不变，(N+ Ar)=0.468+4.03%G，则 2 1700.691+1.0122G=(16.96+4.03%G)/0.42% 333解得 G=185.16m/h，即弛放气的量为5711.20m/h，由G可得到新鲜气的量1888.11m/h 由弛放气的组成可得出下表 表10、 弛放气组成 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32224 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 组成 31.13 151.50 16.96 5.758 5.94 1.518 2.354 气量m/h 表11、 新鲜气组成 CH H CO CO N Ar 气体 4222 0.19% 68.81% 27.07% 3.45% 0.33% 0.09% 组成 33.587 1299.2 511.11 65.14 6.23 2.843 气量m/h 4.2.2.7 循环气气量的确定 G =G+G+G+G,G,G1 345678 14 式中:G 为出塔气气量 ; G新鲜气气量; G 循环气气量 ; 1 3 4 G主反应生成气量; G副反应生成气量; 5 6 G主反应消耗气量; G副反应消耗气量; 7 8 3G= 504+0.3056+0.61%×185.16=505.435 m/h 5 3G= 1.577×2+0.0523×2+0.605×4+0.486×9+45.42×2=100.893 m/h 6 3G=504×3+0.3056+0.6112+0.61%×185.16×3=1516.30 m/h 7 3G=1.577×6+0.0523×4+0.605×12+0.486×25+45.42×2=119.92 m/h 8 已知出塔气中甲醇含量为5.84%，则 (G×0.61%+185.16×0.61%+504.0+0.3056)/ G=0.0584 41 3解得G=8705.844m/h 4 表12、循环气组成 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32 2 2 4 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 组成 53.10 7123.12 797.455 270.75 279.45 71.39 110.58 气量 3m/h 4.2.2.8 循环比，CO及 CO单程转化率的确定 2 循环比R= GG=8705.844/1888.11=4.61 4/ 3 CO单程转化率:469.565/(511.11+797.455)=0.3588 即 35.88% CO单程转化率:45.42/(270.75+65.14)=0.1352 即 13.52% 2 4.2.2.9 入塔气和出塔气组成 3G =G+G+G+G,G,G=9564.062m/h=426.97kmol/h 1 345678 3G= G+G =10593.954m/h=472.94 kmol/h (G为入塔气气量) 2342 表13、 入塔气组成 G2=10593.954 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32 2 2 4 0.05% 79.50% 12.35% 3.17% 2.70% 0.70% 1.08% 组成 53.10 8422.32 1308.56 335.89 285.68 74.233 114.167 体积 3m/h 2.37 376.0 58.42 15.00 12.754 3.314 5.10 摩尔量 15 kmol/h 表14、 出塔气组成G1=9564.062 CO CO N Ar CH OH H 气体 2 2 2 3 76.81% 8.77% 3.04% 2.987% 0.776% 5.84% 组成 37346.46 839.0 290.47 285.68 74.233 558.53 体积m/h 328.0 37.455 12.97 12.754 3.314 24.93 摩尔量 kmol/h CH HOH CH HO C气体 (CHO)4 49181823 2 1.194% 0.0165% 0.006320.0051% 0.55% 组成 % 3 114.22 1.577 0.605 0.486 52.7523 体积m/h 5.10 0.0704 0.027 0.0217 2.355 摩尔量 kmol/h 计算过程: 入塔气CO=循环气中CO+新鲜气中CO 3即797.455+511.11=1308.565 m/h 同理可得其他气体气量; 出塔气中CO=入塔气中CO,反应消耗的CO+反应中生成的CO 即1308.565,504.00,3.154,0.0523,2.42,3.888, 30.3056-185.16×0.61%+45.42=839.0 m/h 。 同理可得其它气体量 4.2.2.10 甲醇分离器出口气体组成的确定 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 3气量=循环气中CO+弛放气中CO=797.455+16.96=814.415m/h 即 36.36kmol/h ;同理 可算的其他气体的气量。 表15、分离器出口气体组成 16 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32 2 2 4 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 组成 54.23 7274.62 814.415 276.51 285.39 72.908 112.934 体积 3m/h 2.42 324.76 36.36 12.34 12.74 3.255 5.042 摩尔量 kmol/h 4.3能量衡算 4.3.1煤发电量 每吨煤发电1200 kw.h 0.65×1200×26.04=20311.20(kw.h)/h 4.3.2合成工段 4.3.2.1 合成塔的热平衡计算 (1)计算公式 全塔热平衡方程式为:?Q + ?Qr = ?Q+ ?Q+ Q (1) 12 3式中: Q——入塔气各气体组分焓，kJ/h; 1 Qr ——合成反应和副反应的反应热，kJ/h; Q—— 出塔气各气体组分焓，kJ/h; 2 Q——合成塔热损失，kJ/h; 3 Q——沸腾水吸收热量，kJ/h。 ?Q=?(G1×Cm1×Tm1) (2) 1 3式中:G——入塔气各组分流量，m/h; 1 3Cm ——入塔各组分的比热容，kJ/(m.k); 1 Tm——入塔气体温度，k; 1 ?Q=?(G×Cm2×Tm2) (3) 22 3式中:G——出塔气各组分流量m/h; 2 3Cm ——出塔各组分的热容，kJ/(m.k); 2 Tm—— 出塔气体温度，k; 2 ?Qr= Qr +Qr +Qr+ Qr+ Qr +Qr+ Qr(4) 1234567 式中:Qr、Qr 、Qr、 Qr、 Qr 、Qr、——分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、123456 辛烷的生成热，kJ/h; 17 Qr——二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/h 7 Qr=Gr×?H (5) 式中:Gr——各组分生成量，kmol/h; ? H——生成反应的热量变化，kJ/mol (2)入塔热量计算 通过计算可以得到5.14Mpa，225?时各入塔气气体的热容，根据入塔气各气体组分量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表: 表16、 甲醇合成塔入塔热量 CHOH H CO CO N Ar CH 气体 32 2 2 4 67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82 热容kJ/ (kmol.k) 2.37 376.0 58.42 15.00 12.754 3.314 5.10 气量 kmol /h 158.885 11107.04 1745.59 662.7 375.86 83.38 238.782 入塔热量 kJ/(h.k) 入塔热量合计为14372.237 kJ/(h.k) 所以 ?Q=14372.237×498.15=7159530.0 KJ/h 1 (3)塔内反应热的计算 忽略甲醇合成塔中的反应(2)生成的热量，按反应(1) (3) (4) (5) (6) (7)生成的热量如下表: 表17、 甲醇合成塔内反应热 OH ( CH )O CHOH CH1 CH CO CH气体 33 2 4988 4 102.37 49.62 200.39 957.98 115.69 生成热 ,42.92 kJ/mol 22.50 0.0704 0.0270 0.0217 2.405 2.0277 生成量 kmol /h 2303.325 3.493 5.41 20.788 278.23 -87.03 反应热 kJ/h 反应热合计=2524.216 kJ/h (4) 塔出口气体总热量计算 表18、 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量 H CO CO N Ar CHOH 气体 2 2 2 3 18 29.56 30.01 45.04 29.61 25.16 72.05 热容kJ/ (kmol.k) 328.0 37.455 12.97 12.754 3.314 24.93 气量 kmol/h 9695.68 1124.02 1796.20 58.37 377.65 83.38 出塔热量kJ/ (h.k) (CH)O CHOH CH CH HO 气体 合计 3249418182 48.14 18.03 19.23 101.73 36.25 热容kJ/ (kmol.k) 5.10 0.0704 0.027 0.0217 2.355 气量 kmol/h 13996.00 245.5 1.27 0.5192 2.208 85.37 出塔热量kJ/ (h.k) 出塔气体温度255?即528.15k Q=13996.0×528.15=7391987.4kJ/h 2 (5)全塔热量损失的确定 全塔热损失为4%,即Q=(?Q + ?Qr)×4%=(7159530.0+2524.216) 31 ×4%=286482.17 kJ/h (6)沸腾水吸收热量的确定 由公式(1)可得Q=?Q + ?Qr ,? Q,?Q=2032728.0kJ/h 12 34.3.2.2 入塔气换热器的热量计算 (1)入换热器的被加热气体热量的确定 表19、入换热器被加热气体各组分热容和显热 CHOH H CO CO N Ar CH 气体 32 2 2 4 95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66 热容kJ/ (kmol.k) 2.37 376.0 58.42 15.00 12.754 3.314 5.10 气量kmol /h 10998.0 202.266 227.21 1720.0 577.05 375.86 83.446 热量kJ/(h.k) 19 合计:入换热器的被加热气体热量为14183.832J/(h.k)，入口温度为40?， 14183.832×313.15=4441667.0 kJ/h (2)出换热器的被加热气体热量的确定 出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即7159530.0 KJ/h (3)入换热器的热气体热量的确定 入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即7391979.395kJ/h (4)出换热器的热气体热量的确定 被加热气体吸收的热量=出换热器的被加热气体显热,入换热器的被加热气体显热=7159530.0-4441667.0=2717863.0 KJ/h ，所以 出换热器的加热气体显热量=入换热器的加热气体显热,被加热气体吸收的热量 =7391979.395,2717863.00 =4674116.40 KJ/h (5) 出换热器的加热气体的温度的确定 假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为 4674116.40/13995.98=333.96k 即 60.9? 4.3.2.3 水冷器热量的计算 (1)水冷器热平衡方程 Q+Q=Q+Q+Q12345 式中:Q——入换热器气体显热，KJ/h; 1 Q——气体冷凝放热，KJ/h; 2 Q——出水冷器气体显热，KJ/h; 3 Q——粗甲醇液体显热，KJ/h; 4 Q——冷却水吸热，KJ/h。 5 (2)水冷器入口气体显热的确定 水冷器入口气体的显热=入塔气换热器出口加热气体的显热，即4674116.40 KJ/h (3)水冷器出口气体显热的确定 表19、水冷器出口气体各组分热容和热量 OH H CO CO N Ar CH CH气体 32 2 2 4 95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66 热容kJ/ (kmol.k) 2.42 324.76 36.36 12.34 12.74 3.255 5.042 气量kmol /h 1070.438 232.0 9499.23 474.72 375.48 81.96 199.966 热量kJ/ (h.k) 20 合计:水冷器出口气体显热11933.794KJ/(h.k);出口温度40?， 出口气体显热=11933.794×313.15=3737067.5 KJ/h (4) 出水冷器的粗甲醇液体热量的确定 表20、粗甲醇中液体组分气化热和液体热容 HOH CH HO CHOH C组分 (CH)O 49181823 32 531.75 577.81 307.05 2260.98 1117.93 气化热 KJ/kg 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72 液体比热容 KJ/(kg.?) 表21、出塔气在水冷器中冷凝放热量 HOH CH HO CHOH C组分 (CH)O 4918182332 3.24 2.0 2.47 43.29 720.0 冷凝量kg /h 1722.87 1155.62 758.413 97877.824 804909.6 放热量KJ/h 合计:水冷器中冷凝放热量为906424.327 KJ/h 表22、 粗甲醇中各组分液体显热 HOH CH HO CHOH C组分 (CH)O 4918182332 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72 液体比热容 KJ/(kg.?) 8.547 5.192 5.5822 181.255 1958.4 热量KJ/ (h .?) 合计:粗甲醇中各组分液体显热=2159.00KJ/(h .?)，粗甲醇温度40?， 即313.15k ， Q=2159.0×313.15=676083.33KJ/h 3 (5) 水冷器冷却水吸热的确定 由水冷器热平衡方程可得 Q= Q+Q,Q,Q 5 1234 即 Q=4674116.40+906424.327-676083.33-3737067.5 5 =1167390.0 KJ/h (6)冷却水用量的确定 入口冷却水温度20?，出口冷却水温度35?，平均比热容4.187 KJ/(kg.?) 1167390.0/((35,20)×4.187)=18587.5312kg/h 即18.5875t/h 21 流程中并用了两个相同的水冷器，所以每个水冷器用水量为9.2938t/h，吸收热量为583695.0 KJ/h，既162.1375 w 。 第五章. 主要设备的计算和选型 5.1甲醇合成塔的设计 (1)传热面积的确定 传热温差为10?，传热量为51640482.0kJ/h，合成塔内的总传热系数取为289.78W/ 2(m.?)。 由公式Q = kA?Tm 得 A = Q/(K?Tm)=51640482.0/(3.6×289.78×10)=4950? (2)催化剂用量的确定 333 入塔气空速10000m/(m.h)，入塔气量10593.954m/h，所以， 3催化剂体积为10593.954/10000=1.06m。 (3)传热管数的确定 传热管选用Ф32×2.5 ，长度900mm的钢管，材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢。 由公式A =3.14×d×L×n 得 n = A/(3.14×d×L)=4950/(3.14×9×0.027)=49其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为37根。 (4)合成塔壳体直径的确定 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)+2L i 式中:a = 40 0.50.5 b = 1.1×n = 1.1×649= 28.0 L = 125mm 所以 D=40×(28.0-1)+2×125=1330.92 圆整后取为1350 mm i (5)合成塔壳体厚度的确定 壳体材料选用13MNiMoNbR钢，计算壁后的公式为: tS=PcD/(2[σ]Ф-Pc) i 式中:Pc——5.14Mpa ; D=1350mm; i Ф=0.85 t [σ] =190Mpa(取壳体温度为50?) 22 S=1350×5.14/(2×190×0.85-5.14)=21.83m 取C=1mm ;C=1mm，原整后取S=24mm 21 (6)合成塔封头的确定 上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相同。 封头内径为1350+2×24=1398，原整后取1400 t由封头厚度计算公式: S=PcD/(2[σ]Ф-0.5Pc) i 式中:Pc——5.14Mpa ; D=1400mm; i Ф=0.85 t [σ]=190Mpa(取壳体温度为50?) S=1400×5.14/(2×190×0.85-0.5×5.14)=22.46mm 取C=1mm ;C=1mm，原整后取S=25mm，所以封头为DN1400×25。 21 (7)管子拉脱力的计算 a 在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力 q=pf/(3.14×do×L) p 2222式中:f=0.866a-(3.14/4)×do=0.866×40-(3.14/4)×32=581.35 P=5.14MPa L=100mmδ 表23、设备列表 项目 管子 壳体 00Cr18Ni5Mo3Si2 13MNiMoNbR 材质 -6-617.42×10 12.25×10,/(1/?) 66E/MPa 0.180×10 0.186×10 Ф32×2.5×9000 Ф25×1400×25 尺寸 637 管子数 40 管间距/mm 10 管壳壁温差/? 管子与管壁连接方式 开槽胀接 L=100 胀接长度 q=5.14×581.35/(3.14×32×100)=0.30MPa p b 温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力q t 22 q=σ(d-d)/(4×d×L ) tt0i0 式中:σ=a E(tt-ts)/(1+A/A) tts 23 22222A=3.14/4×(do-di)n=3.14/4×(32-27)×637=147513.275m t 2As=3.14×D×Sn=3.14×1350×24=985646.00 mm -66σ=17.42×10×0.180×10×10/(1+1930872.35/985646.00)=12.80 t 22q=10.60×(32-27)/(4×32×100)=0.24 t 已知 Tt,Ts，p,p ts Tt、Ts分别为管壁温度和壳壁温度;p为管程压力4.9 Mpa;p为壳程压力 0.74 Mpa，ts 所以可知q与q的作用力同向，则合拉力q=0.54,[q]，因此，拉脱力在许用范围内。 tp 8)折流板的确定 ( 折流板为弓形 h=3/4Di=3/4×1400=1050mm，折流板数量为5，间距取500mm 折流板最小厚度为22mm，材料为Q235-A钢。拉杆Ф12，共12根，材料Q235-AF钢;定距管Ф25×2.5。 (9)管板的确定 管板直径1350，厚度100mm，管板通过焊接在筒体和封头之间。 (10) 支座的确定 支座采用裙座，裙座Di=1600mm裙座厚度δs=3.0mm、基础环厚度δr=10.8mm，基地脚螺栓公称直径M27，数量为8个。 5.2水冷器的工艺设计 (1) 传热面积的确定 两股流体的进出口温度为:热 60.8?40? 冷 35 ? 20 ? 故传热推动力: ?Tm = ((60.8,35),(40,20))/?((60.8,35)/(40,20))=22.78? 2总传热系数为K=890.57W/(m.?) 2 由公式Q=AK ?Tm 可得 A=Q/(K?Tm)=5274663.12/(22.78×890.57)=260 m(2)管子数n的确定 设计选用Ф25×2.5的无缝钢管，材质20号钢，管长6m，由公式A=3.14dLn n=A/(3.14dL)=260/(3.14×0.02×6)=690根，其中安排拉杆需要减少4根，实际管数为686根。 (3)管子的排列方式，管间距的确定 设计采用正三角形排列，取管间距为a=32mm 。 (4) 壳体直径的确定 壳体直径; D=a(b-1)+2L i 式中:D——换热器内径，mm; i 24 b——正六角形对角线上的管子数查有关表取为29; L——最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取L=2do 所以，D=32×(29-1)+2×2×25=996mm ，取D=1000mm ii (5)壳体厚度的计算 壳体材料选用20R钢，计算壁后的公式为: tS=PcD/(2[σ]Ф-Pc) i 式中:Pc——计算压力，取Pc为4.9×1.1=5.39Mpa; D=1000mm; i Ф=0.85 t[σ] =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=28mm 21 (6)换热器封头的确定 上下封头均采用标准椭圆形封头，封头为DN1000×28。材料选用20 R钢。 (7) 容器法兰的选择 材料选用16MnR钢，跟据JB4703-2000标准，选用PN6.4Mpa，DN1000mm的 长颈对焊法兰。 (8)管子拉脱力的计算 a 在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力 qp=pf/(3.14×d×L) o 2222式中:f=0.866a-(3.14/4)×d=0.866×32-(3.14/4)×25=396 0 P=0.74 L=50 表24、冷凝器 项目 管子 壳体 材质 20钢 20R钢 -6-611.8×10 11.8×10,/(1/?) 66E/MPa 0.21×10 0.21×10 Ф25×2.5×6000 Ф700×20 尺寸 690 管子数 32 管间距/mm 18 管壳壁温差/? 管子与管壁连接方式 开槽胀接 L=50 胀接长度 25 qp=0.74×396/(3.14×25×50)=0.075MPa 温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力qt 22 qt=σt(do-di)/(4×do×L ) 式中:σt=a E(tt-ts)/(1+At/As) 22222At=3.14/4×(do-di)n=3.14/4×(25-20)×690=121871.25mm 2As=3.14×D×Sn=3.14×1000×20=62800 mm -66σt=11.8×10×0.21×10×18/(1+121871.25/62800)=15.17 22qt=15.17×(25-20)/(4×25×50)=0.68 已知 Tt,Ts，pt,ps (9)折流板的设计。Tt、Ts分别为管壁温度和壳壁温度;p为管程压力4.9 Mpa;tp为壳程压力0.74 Mpa，所以可知qt与qp的作用力同向，则合拉力q=0.755,[q] s =4.0Mpa 因此，拉脱力在许用范围内。 折流板为弓形，h=3/4×1000=750mm，折流板间距取400mm;最小厚度为10mm。 材料为Q235-A钢;拉杆选用Ф12，共四根，材料为Q235-AF钢。 (10)开空补强 换热器封头和壳体上的接管都需要补强，在开空外面焊接上一块与容器壁材料和厚 度都相同的，即20mm厚的20R钢板。 (11)支座 选用型号JB/4712-92 鞍座 BI 1000 F 。 表25.详细情况 1000 60 筒体 内径(mm) 数目 列管 28 400 壁厚(mm) 管长 1000 Ф25×2.5 封头 半径(mm) 尺寸 (mm) (椭球型) 28 厚度(mm) Ф25 1500 尺寸(mm) 间距 (mm) 拉杆 折流板 5 数目 26 4 750 数目 高度(mm) 5.3循环压缩机的选型 设计中选用的循环气压缩机为离心压缩机，离心压缩机具有以下的特点:流量大而均匀，体积小，运转平稳，容易调节，维护方便。在现代化大型合成氨工业和石油化工 3企业中多采用离心压缩机，其压强可达几十万MPa，流量可达几十万m/h。 3通过物料计算可以知道设计中压缩机排气量为348785.82 m/h;排气压力为5.14 MPa。通过对压缩机输送介质)排气压力和排气量的考虑，设计最终选用的是沈阳鼓风机厂设计的BCL456+2BCL407离心压缩机。 该离心压缩机组已经成功的运用于青海石油管理局格尔木炼油厂的年产10万吨甲醇装置中。该离心压缩机是在引进技术的基础上，采用自行开发的多项科研成果研制完成的。压缩机由二缸三段十三级叶轮组成，压缩机缸体为垂直部分结构，其内部与气体接触处均为不锈钢。支撑轴承采用可倾式轴承，上推轴承采用金斯伯雷轴承，来提高机组的抗振性能及稳定性能。轴端密封采用德国西太平洋公司研制的干气密封，严格防止其气体外漏。机组为独立的气路系统，润滑油系统采用强制供油，并配有先进的独立的自控和保安装置，确保机组的安全运行。通过实际运行证明，该机组主要技术性能指标达到国际先进水平。 5.4气化炉的选型 由于设计采用的的为GSP气化工艺。目前,GSP工艺已采用和可以设计后采用的气化炉规格有3种(见下表)。规格为130MW、投煤量720td的中型气化炉已经工业化,后两种是可以设计后采用的规格。 表26、 GSP气化炉的规格 项目 中型 大型 特大型 130 400 800 规格/MV 720 2200 4400 投煤量/(t/d) 2000 2900 3650 气化炉内径 mm 3500 5250 6700 气化路高度 mm 由物料计算已经知道，每小时需要用煤56.10t，则每天用煤量为1346.40t。所以设计 27 选用的气化炉为规格为130MW、投煤量720td的中型气化炉。 5.5甲醇合成厂的主要设备一览表 表27、厂设备一览表 序流程名称 规格或型号 数材料 备注 号 号 量 1 R1001 13CrMo44 气化炉 ,2900mm 1 2 R2001 13CrMo44 变换炉 ,4000mm 2 3 J0401 BCL456+2BCL407 3 压缩机 1台 备用 4 T0401 13MNiMoNbR 原料气精滤塔 ,1000mm 0 5 T0401 20R 原料气脱硫塔 ,1000mm 1 6 T0402 甲醇合成塔器 ,2000mm 2 7 T0401 13MNiMoNbR 加压精馏塔 ,2200×20000 3 8 T0401 13CrMo44 甲醇回收塔 ,3200×24000 4 9 T0401 13MNiMoNbR 常压精馏塔 ,4000×28000 5 10 E0401 13CrMo44 换热器 ,3200×28000 1 311 V040V=20000 m 2 精甲醇贮罐 3 注:以上装置配备参照东方化肥厂甲醇生产装置 28 第六章. 合成车间设计 6.1厂房的整体布置设计 根据生产工艺流程)生产特点)生产规模和建筑结构等来进行整体布置设计。 (1)由于塔不太高高，可采用单层厂房，但设备不多，因此采用单层厂房与多排设备相结合的方式。 (2)由于合成车间流程简单，操作人数不多，因此在布置时可只安排控制室，厕所等生产辅助设施和行政设施，至于配电室)机修室)化验室可以与其他车间共用，在此不做考虑。 (3)根据车间设备情况，厂房采用8.6×6米的柱网，厂房宽度也采用6米(一跨)厂房分为1层，每层高度为4米。 6.2合成车间设备布置的设计 车间设备布置的设计，是在满足生产工艺要求的基础上，综合考虑设备安装与检修、安全生产、操作及发展情况来进行的。 (1)采用流程式布置，甲醇膨胀槽和压缩机放、换热器排放在一边，把甲醇原料气 的过滤、脱硫塔和甲醇合成塔放在另一边，甲醇贮槽安装在室外，精馏的操作流程 安排在下一车间。 (2)甲醇膨胀槽和压缩机安排在一边，主要考虑到它们笨重、体积大小等问题; (3)为了便于流体流动甲醇分离器安装在甲醇膨胀槽的顶上，水冷器安装在甲醇分离器顶上。 第七章. 安全生产及环境保护 甲醇合成厂具有高温高压、易燃易爆、连续性强等生产特点，且生产工艺过程复杂，流程长，工艺参数严格，操作技术要求高，具有高度的连续性。因此甲醇的生产过程中存在许多危险因素。 7.1 常见有毒物质的危害及防治 7.1.1 常见有毒物质的危害 29 1. 一氧化碳 一氧化碳是一种无色、无味、无嗅的气体。易燃、易爆，其爆炸极限为12.5%,75%。一氧化碳进入血液中与血红蛋白(Hb)结合成难解离的碳氧血红蛋白(COHb)，使血红蛋白失去携带氧的能力，造成组织器官缺氧。中毒表现为头晕、恶心、心悸、神志恍惚等症状。空气中允许CO浓度《30mg/m3. 2. 硫化氢 硫化氢有强烈的臭鸡蛋味，她是一种强烈的神经毒物，与人体细胞色素氧化酶中的铁作用，引起组织缺氧而造成呼吸困难。大量吸入会引起肺水肿，对人体的粘膜有刺激作用，引起角膜炎和结膜炎。硫化氢在空气中的允许浓度为0.01mg/L. 3. 甲醇 甲醇在常温下为无色透明液体，稍具酒精的芳香。甲醇主要作用于神经系统，具有明显的麻醉作用，对视神经和视网膜具有特殊的选择作用。可导致视神经萎缩，严重者可致失明。蒸汽在空气中最高允许浓度为0.05mg/L。 4.甲醛 甲醛是一种无色，有强烈刺激性气味的气体。甲醛属于原生质毒物，对皮肤、粘膜有强烈的刺激作用。甲醛在体内分解为甲醇，进一步氧化为甲酸，故不仅对机体有甲醇性质的麻醉作用，还可导致酸中毒。 7.2 有毒物质中毒的预防 化工生产具有的特点是:易燃易爆、有毒、有腐蚀性物质较多，高温、高压设备多，所以化工生产必须正确组织。工作人员设备操作设备的熟练技术，了解原材料的产品危险性和有关知识，遵循外伤、中毒和爆炸事故的应急措施，以及高压容器安全技术规程。 7.2.1 预防原则 1 加强安全卫生管理，急性中毒事故多因工人违章操作、设备管道有泄露等原因造成，所以，加强基础安全卫生管理十分必要。建立健全各种规章、制度，贯彻各级岗位责任制。 2 依靠科学技术，提高防毒水平。 3 加强卫生保健措施，在合成氨厂中实行健康监护，开展健康教育以及安全卫生培训等，提高个人防毒意识和技能。 7.2.2 预防中毒的安全要点 1 严格执化工部《化工企业安全 管理制度 档案管理制度下载食品安全管理制度下载三类维修管理制度下载财务管理制度免费下载安全设施管理制度下载 》[(91)化劳字第247号文]，及―禁令‖中的进塔入罐―八个必须‖。 2 消除跑冒滴漏，按无泄露工厂的标准进行设备和管道的管理。 30 3 按化工部《甲醇生产安全操作规程》的规定，定期、定点进行尘毒监测，超标必须整改。 4 普及自救互救知识与技术，特别是口对口人工呼吸法，要求每个职工都能掌握。 7.2.3 加强对防护用品的管理、保养和正确使用。 三废排放标准:?厂房空气中含甲醇,50mg/m3 ?甲醇残液耗氧量COD?100mg/L ?甲醇残液PH6-9 ?甲醇残液NH3?15mg/L. 7.3 甲醇生产的环境保护 7.3.1提高废气的回收利用率 (1) 粗甲醇在甲醇中间槽排放的闪蒸气中含有较多的一氧化碳和氢，还有少量有机物。这部分气体经处理，回收到压缩机一段或二段进口，可以作为合成甲醇的原料气。 (2) 中间槽到粗醇贮槽，压力降低，粗甲醇中会释放出一定量的贮罐气，这部分气体数量较少，可将其回收作燃料气，但回收时必须采取必要的安全措施。 7.3.2 处理和回收精馏残液 精馏残液含有少量的甲醇、乙醇及杂醇等。处理和回收精馏残液最经济彻底的方法是把残液与软水一起用泵送至造气工段的费热锅炉或造气炉夹套锅炉中代替部分软水，使残液变成蒸汽，再送入造气炉。残液中的甲醇等在造气炉中燃烧分解为CO、CO、2H和HO等。 22 7.3.3 回收利用稀甲醇 从粗甲醇合成塔出来的气体，经水冷却后，温度一般要高于30?，经粗甲醇分离器后，气体中有部分甲醇被带到铜洗工序，这使铜液再时氨耗量增加。故在铜洗前有必要对稀甲醇加以回收。回收醇后气中甲醇的方法有管道喷水吸收法、塔吸收法和冷冻法等。 7.3.4 回收利用废甲醇催化剂 目前甲醇催化剂主要是铜基催化剂，含有铜、锌、铝、铬等，其中CuO、ZnO等含量较高约为40,左右，AlO含量约为10,左右，这些有色金属如不加以回收即浪费了23 资源还污染环境。目前对甲醇催化剂的回收利用方法主要是将其转化为低变催化剂、甲醇催化剂或其他一些产品如新型复合微肥。 31 第八章. 经济技术指标分析 能源与环境是21世纪人类社会面临的首要问题,我国是一个富煤、贫气、少油的国 家。大力发展由煤制甲醇项目,一方面将有力推动煤炭深加工的发展,带来可观的经济效 益和环境效益;另一方面有助于解决石油资源贫乏不能满足我国国民经济发展需要的问 题,对保障国家能源供应安全具有十分重要的意义。本设计中即分析以煤为原料合成甲醇 的经济性。 8.1主要工艺参数 8.1.1 主要物料的实际消耗量 以生产6000吨甲醇为基准 1. 电 2. 水 8.1.2 工资及各项物料、能量价格 1. 平均工资:50元/天 2. 水:2.0元/t 3. 电:0.6元/kW?h 8.1.3 建设期每年资金投入 建设期两年，资金投入比例:第一年60% ，第二年40%。 8.2 投资估算 8.2.1 总投资费用估算(采用指数估计法) n,,FS11,,C,Cf(1，x) 12,,FS22,, C式中: ——拟建工厂的投资费用，万元; 1 C——已知工厂投资费用(取C=200000)，万元; 22 ff——地区建设投资系数，取=1; FF——拟建工厂的建设年份的价格指数，取=358.2; 11 FF——已知工厂的建设年份的价格指数，取=342.5; 22 32 SS——拟建工厂的生产规模，取=5000吨/年; 11 SS——已知工厂的生产规模，取=300000吨/年; 22 ——规模指数，取=0.7; NN xx——间接投资费用系数，取=4%。 358.250000.7万元 c,，，，，，,2000001(14%)()123831342.53000008.2.2 设备投资费用估算 'n,,FS,,11,, C,Cf，x(1)12,,FS,,22 ,式中: C——拟建工厂的设备投资费用，元; 1 ,'C——已知工厂的设备投资费用(取=15000)，万元; C22 358.250000.7万元 c'151(14%)()9287.2,，，，，，,1342.5300000 已知设备运杂费为总设备投资费用的8% ,,CC,，,，,(18%)9287.21.0810030.18则设备总投资为 万元 11 8.3 成本估算 8.3.1 各种成本费用估算 8.3.1.1 原料成本 ，原料煤费用=(3.45000)吨/年×450元/吨=765万元/年 8.3.1.2 燃烧动力费用 电:0.6元/度 电费:178万元/年 水:2.0元/吨 水费:75万元/年 8.3.1.3 工人工资及附加费 工人工资=年个人平均工资×工人人数 =50×365×15=36.5万元/年 附加费=36.5×14%=5.11万元/年 人工费=36.5，5.11=41.61万元/年 8.3.1.4 基本折旧费和大修基金 基本折旧费 33 1,资产折旧率1,4%，100%固定资产折旧率=== 6.4% ，100%固定资产折旧年限15固定资产原值=基建投资×50%，建设期利息 =12383×50%+12383×6% =6934.48万元/年 固定资产基本折旧费=6934.48万元×6.4% = 443.81万元/年 大修基金 大修基金=固定资产原值×5% = 6934.48万元×5% = 346.72万元/年 8.3.1.5 车间经费 车间经费=(燃料动力费，人工费，基本折旧费，大修基金)×5% =(178+75，41.61，443.81+346.72)×5% =54.26万元/年 8.3.1.6 企业管理费 1,,企业管理费=车间经费××7% ，1,,5%,, 1,,企业管理费=54.26××7% = 79.76万元/年 ，1,,5%,, 8.3.1.7 成本估算费用 总的成本费用为1984.16万元/年 8.4 收入、税金和利润 收入、税金和利润的计算 销售收入 假设产品全部出卖，即销售量,生产量。 ，甲醇销售收入=销售量销售价格， 则甲醇销售收入 = 5000吨×2500元/吨= 1250万元/年 副产品销售收入为:1286万元/年。(其中副产品包括蒸汽、硫磺、作 燃料的合成气、渣) 则总的销售额为: 总销售额=1250+1286=2536万元/年 销售费用(取销售总额的2%) ，销售费用=25362% =50.72万元/年 34 则生产成本为 生产成本=1984.16，50.72=2034.87万元/年 盈利 盈利=销售总额,生产成本=2536,2034.87 =501.13万元/年 取甲醇的税率10%，其它费用是盈利的20% 则销售利润为: ，销售利润=501.13(1,20%)=400.90万元/年 ×税率=400.90×10%=40.09万元年 税金=销售利润 35 参考文献: [1] 肖瑞华，白金锋.煤化学产品工艺学[M]. 北京:冶金工业出版社，2003 [2] 冯元琦.甲醇生产操作问答[M]. 北京:化学工业出版社，2000 [3] 颜鑫，舒均杰，孔渝华.新型联醇工艺与节能[M].北京:化学工业出版社2009 [4] 王静康.化工设计[M].北京:化学工业出版社，1995 [5] 陈声宗. 化工设计[M]. 北京: 化学工业出版社，2001 [6] 谭天恩，窦梅，周华明. 化工原理[M]. 北京: 化学工业出版社，2009 [7] 朱炳辰.化学反应工程[M].北京:化学工业出版社，2006.12 [8] 习玉玮，王立业，喻健良.[M].大连:大连理工大学出版社，2006.12 [9] 历玉鸣.化工仪表及自动化[M]. 北京:化学工业出版社，2006.5 [10] 林俊杰. 甲醇合成工艺的现状及其技术特点研究[[J]Science,Technology Information.2011年第 25 期 [11] 肖海成，李影辉，徐显明，郭继宁，张忠涛，孔繁华.甲醇合成反应器概述[J].云南化工 2002 年8月第29卷第4期 [12] George A.Olah , Alain Goeppert , G.K.Surya Prakash 著,胡金波译.Beyond Oil and Gas :The Methanol Economy [M].北京:化学工业出版社，2007 [13] MA Hong fang，YING Wei yong，FANG Ding ye .Study on methanol synthesis from coal—based syngas[J] Journal Of Coal Science &Engineering Vl0L15 No.1 Mar(2009 PP 98-103 36