6万吨甲醛生产

6 万 吨 甲 醛 生 产 化工工艺计算随着办公自动化的普及一般都采用计算机计算。但是甲醛生产由于选用条件和不确定因素的影响；特别是氧化、吸收的计算存在偏差。因此甲醛生产相关计算一般都通过理论计算并结合实际生产情况“套用”。本文介绍的计算是一般常规的基本计算方法。 一、流体输送的一般计算 1.1在化工生产过程中气体或液体（统称为流体），从一台设备输送到另一台设备的过程称之为流体输送。任何流体的输送与粘度有关，影响粘度的因素很多，它会给实际流体运动规律的数学描述及处理带来很大困难。故为了简化，往往先将其视为理想流体，找出运动规律后再加以修正。对于甲醛来说，液体甲醛的粘度Cp =0.5945mPa·S很小，几乎不起主导作用，可视作理想流体处理。 理想流体在流动时，任意截面上的位能、动能和静压能的总和（或总压头）是相等的。理想流体的机械守恒方程式称之为理想流体的伯努利方程，伯努利方程在化工生产中的应用很广。流体在输送时应考虑外加动力（He）和在流动时摩擦阻力损失Hf 伯努利方程式： 1.2流体输送的计算 按年产60000吨甲醛装置计，甲醇进料量：3.705t/h，折合成体积： 假设将20℃甲醇从贮槽送到高位槽：贮槽至泵入口高度Z1 = 0.5m, 高位槽设在三楼，液位距泵入口高度Z2 = 12m。流量按4.678 m³/ h计，管道总长50m，有10只弯头，4只截止阀，1只止逆阀。试计算管子直径d，阻力损失Hf，外加动力He，和选择合适的输送泵。 [解]： ① 管径 设甲醇管在内流速取：u = 1.0 m/s 选用 ：ø 57×3.5mm无缝钢管。 ② 系统的阻力 甲醇在20℃时的粘度为0.5945CP， 即µ=0.0005945pa.·s (kg/m·s) 。密度ρ为792kg/m3 在管内流动的雷诺数（Reynolds）准数 此流体属于湍流（Re＞4000） 查无缝钢管的绝对粗糙度 ε = 0.2mm 则摩擦系数： 阻力系数： ③ 局部阻力 查管线和阀体的局部阻力系统ξ值分别是： 90°弯头 ξ2 = 0.41 截止阀（全开） ξ3 = 6.4 止逆阀（摇板式） ξ4= 2.0 出口突然扩大 ξ5= 1.0 阻力损失： ④ 外加动力He 甲醇贮槽和高位槽均与大气连通，故p1 = p2 = 0，假设槽液面流速均为零，即u1= u2= 0,则代入伯努利方程式 －0.5＋He = 12＋2.86 He = 12＋2.86＋0.5 = 15.36 m ⑤ 离心泵选型 IS 50–32 -125 Q = 7.5 m3/h , H =22 m， n =2900 r/min , w = 2.2 KW 二、流体传热的一般计算 化工生产是在一定条件下实现的，其中一个极其重要的外界条件就是温度控制，为了维持一定的反应温度，就需要加热或冷却，这种供热或取走热量的过程，也就是热量传递过程，通常称为“传热过程”。 化工厂用于实现热量传热的设备，称之为换热器。甲醛生产中使用最普通的换热器有列管式换热器，板式换热器等，换热器主要计算传热面积。 2.1过热器换热面积的计算 按60000t/a甲醛装置物枓热量衡算，试计算空气、甲醇混合蒸发过热器的换热面积。 (1)过热器进料 根据物料衡算过热器进料量及热量如下： 表1蒸发器出料带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量(kJ) 甲醇 114.637 44.894 47 2.419E+05 水 6.056 33.890 47 9.646E+03 氮 167.636 29.290 47 2.308E+05 氧 45.624 29.460 47 6.317E+04 合 计 333.953 5.455E+05 (2) 过热器出料 表2过热器三元气带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量(kJ) 甲醇 114.637 47.739 110 6.020E+05 水 178.139 34.640 110 6.788E+05 氮 167.636 29.870 110 5.508E+05 氧 45.624 30.120 110 1.512E+05 合 计 506.036 1.983E+06 2.2过热器需要补充热量 配料蒸汽带入热量：6.557×105kJ (Cp = 34.64 kJ/kmol·℃) 则需要补充热量为： Q =（19.83－5.455－6.557）×105 = 7.818×105 KJ/h 至氧化器 因为管外为蒸汽管内为混合气，总传热系数推荐K值 200 kJ / m2·h·℃ ×1.1(系数) = 62.72 选用 ф1000，L = 3250，F = 67m2 卧式列管换热器一台。 三、物料衡算和热量衡算 化工生产的物料衡算是热量衡算、化工工艺计算及设备计算的基础，因此进行工艺设计时，首先要进行物料衡算。物料衡算的理论依据是质量守恒定律。热量衡算的理论是能量守恒定律。本节以60000 t/a甲醛装置的物料衡算和热量衡算进行计算。 年产60000吨37% 甲醛计算 3.1计算依据 （1） 年产量 60000 吨 （2） 工作天数 300 天 （3） 甲醇单耗为： 444.651 kg/t 37 % 甲醛 （4） 尾气组成： 表3 尾气组成 名 称 体积分数％ 名 称 体积分数％ 名 称 体积分数％ H2 18.00 CO2 3.80 CO 0.60 O2 0.20 CH4 0.20 H2O 2.00 CH2O 0.02 CH3OH 0.10 N2 75.08 （5） 成品组成：甲醛：37 %； 甲醇：0.5 %； 甲酸：0.01 %； 水：62.49 % （6） 原料甲醇：甲醇：99 % 水：1 % （7） 空气量： 4866.575 Nm3/h 其中 O2： 21 % ；N2：77.16 % ；H2O：1.84 % （8） 反应式 CH3OH＋1/2 O2 = CH2O＋H2O –1.576 E+05 kJ/kmol ……1 CH3OH = CH2O＋H2 + 9.018 E+04 kJ/kmol…….2 CH3OH ＋O2 = CO＋2H2 O –3.930 E+05 kJ/kmol ……3 CH3OH＋3/2 O2 = CO2＋2H2O –6.751 E+05 kJ/kmol ……4 CH2O＋O2 = CHOOH＋H2 O –4.011 E+05 kJ/kmol ……5 CH3OH＋H2 = CH4＋H2O –1.210 E+05 kJ/kmol ……6 （9）甲醇蒸发器 甲醇进料温度：20 ℃ 空气进料温度：60 ℃ 蒸发温度： 47 ℃ （10）过热器 进料温度： 47 ℃ 出料温度： 110 ℃ 加热蒸汽压力： 4 kgf/cm2（表压） （11）氧化器： 反应室 进料温度： 110 ℃； 反应温度： 640 ℃ 急冷段 进料温度： 640 ℃； 出料温度： 160 ℃ （12）第一吸收塔： 塔底温度： 80 ℃ 塔顶温度： 50 ℃ 循环液浓度： 37 % （13）第二吸收塔： 塔底温度： 50 ℃ 塔顶温度： 40 ℃ 循环液浓度： 15 % （14）第三吸收塔： 塔底温度： 40 ℃ 塔顶温度： 30 ℃ 循环液浓度 ： 2 % 3.2物料衡算 （1）计算： ① 37% 甲醛 60000 t/a ÷ 7200h×1000kg/t = 8333.333 kg/h 其中 醛 8333.333×37.0 % = 3083.333 kg/h = 102.778 kmol/h 醇 8333.333×0.50 % = 41.667 kg/h = 1.302 kmol/h 酸 8333.333×0.01 % = 0.833 kg/h = 0.018 kmol/h 水 8333.333×62.49 % = 5207.500 kg/h = 289.306 kmol/h Σ： 8333.333 kg/h = 393.404 kmol/h ② 空气流量： 4866.575 Nm3 /h ( 标准状态) 其中 氧 4866.575×21 % = 1021.981 m3/h = 1459.972 kg/h = 45.624 kmol/h 水 4866.575×1.84 % = 89.545 m3/h = 71.956 kg/h = 3.998 kmol/h 氮 4866.575×77.16 % = 3755.049 m3/h = 4693.811 kg/h = 167.636 kmol/h Σ： 4866.575 m3/h =6225.740 kg/h = 217.258 kmol/h ③ 尾气流量： 4866.575×77.16 % ÷75.08 % = 5001.397 m3/h 其中二氧化碳 5001.397×3.80 % = 190.053 m3/h = 373.319 kg/h = 8.485 kmol/h 一氧化碳 5001.397×0.60 % = 30.008 m3/h = 37.510 kg/h = 1.340 kmol/h 甲烷 5001.397×0.20 % = 10.003 m3/h = 7.145 kg/h = 0.447 kmol/h 氧气 5001.397×0.20 % = 10.003 m3/h = 14.290 kg/h = 0.447 kmol/h 氢气 5001.397×18.0 % = 900.252 m3/h = 80.380 kg/h = 40.190kmol/h 水 5001.397×2.00 % = 100.028 m3/h = 80.380 kg/h = 4.466mol/h 甲醛 5001.397×0.02 % = 1.000 m3/h = 1.340 kg/h = 0.045 kmol/h 甲醇 5001.397×0.10 % = 5.001 m3/h = 7.145 kg/h = 0.223 kmol/h 氮气 5001.397×75.08 % = 3755.049 m3/h = 4693.811 kg/h = 167.636 kmol/h Σ： 5001.397 m3/h = 5295.319 kg/h = 223.277 kmol/h ④ 由反应方程可得各产物消耗的甲醇：根据氧的衡算得 反应（1）消耗的甲醇： 62.204 kmol/h 反应（2）消耗的甲醇： 40.636 kmol/h 反应（3）消耗的甲醇： 1.340 kmol/h 反应（4）消耗的甲醇： 8.485 kmol/h 反应（6）消耗的甲醇： 0.447 kmol/h 参加反应的甲醇Σ： 113.111 kmol/h 产品中甲醇含量： 1.302 kmol/h 尾气中甲醇含量： 0.223 kmol/h 总计甲醇投料(100％)： 114.637 kmol/h = 3668.372 kg/h 氧醇比： 0.398 产量(37％甲醛)： 8333.333 kg/h 甲醇实际投料量(99％)： 3705.427 kg/h 折合成(100％) 3668.372 kg/h 实物单耗： 444.651 kg/t 技术单耗： 440.205 kg/t （2）生产过程中水平衡的计算： 尾气带走的水： 4.466 kmol/h = 80.380 kg/h 产品中的含水量： 289.306 kmol/h = 5207.500 kg/h Σ： 293.771 kmol/h = 5287.880 kg/h 空气中的含水量： 3.998 kmol/h = 71.956 kg/h 甲醇中的含水量： 2.059 kmol/h = 37.054kg/h 反应（1）生成水： 62.204 kmol/h = 1119.676kg/h 反应（3）生成水： 2.679 kmol/h = 48.228 kg/h 反应（4）生成水： 16.969 kmol/h = 305.442kg/h 反应（5）生成水： 0.447 kmol/h = 8.038kg/h Σ： 88.355 kmol/h = 1590.394kg/h 三塔顶加水： 33.333 kmol/h = 600 kg/h 所以配料蒸汽为： 172.083 kmol/h = 3097.486kg/h （3）甲醛装置数据表 表4甲醛装置数据表 配料浓度 氧醇比 实物单耗 转化率 选择性 产率 54.22 % 0.398 444.651kg/t 98.67% 90.864 % 89.656% （4）工艺过程总物料进出总平衡表 表5物料总平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 甲醇 3705.427 116.695 甲醛 8333.333 393.404 醇 3668.372 114.637 醛 3083.333 102.778 水 37.054 2.059 醇 41.667 1.302 空气 6225.740 217.258 水 5207.500 289.306 氧 1459.972 45.624 酸 0.833 0.018 水 71.956 3.998 尾气 5295.319 223.279 氮 4693.811 167.636 二氧化碳 373.319 8.485 配料蒸汽 3097.486 172.083 一氧化碳 37.510 1.340 3#塔加水 600.000 33.333 甲烷 7.145 0.447 氧气 14.290 0.447 氢气 80.380 40.190 氮气 4693.811 167.636 水 80.380 4.466 甲醛 1.340 0.045 甲醇 7.145 0.223 合计 13628.652 539.369 合计 13628.652 616.683 （5）尾气组成 表6尾气组成表 名 称 二氧化碳 一氧化碳 甲烷 氧气 氢气 百分浓度 % 3.80 0.60 0.20 0.20 18 kmol/h 8.485 1.340 0.447 0.447 40.190 名 称 甲醇 氮气 甲醛 水 百分浓度 % 0.10 75.08 0.02 2.00 kmol/h 0.223 167.636 0.045 4.466 （6）吸收系统计算 设：1＃塔吸收甲醛量即为成品采出量（90％）：102.778 kmol/h×90％ =92.5 kmol/h ＝2775.00kg/h。其佘10.2778kmol/h：＝308.334kg/h进入2＃塔吸收。 2＃塔吸收甲醛量为其中的95%，即2＃塔吸收甲醛量为：10.2778×95％＝9.764 kmol/h＝292.917 kg/h。 3＃塔吸收的甲醛量为：10.2778－9.764＝0.514 kmol/h，设3＃塔内甲醛浓度为：2％则3＃塔进入2＃塔的甲醛量为：0.514 kmol/h×30／2％＝770.833 kg/h （7） 单体设备的物料进出量 ① 蒸发器 表7蒸发器物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 甲醇 3705.427 116.695 原料气 9931.166 333.953 甲醇 3668.372 114.637 甲醇 3668.372 114.637 水 37.054 2.059 水 109.010 6.056 空气 6225.740 217.258 氧 1459.972 45.624 氧 1459.972 45.624 氮 4693.811 167.636 水 71.956 3.998 氮 4693.811 167.636 合 计 9931.166 333.953 合 计 9931.166 333.953 ② 过热器 表8过热器物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 原料气 9931.166 333.953 三元气 13028.652 506.036 甲醇 3668.372 114.637 甲醇 3668.372 114.637 水 109.010 6.056 水 3206.496 178.139 氧 1459.972 45.624 氧 1459.972 45.624 氮 4693.811 167.636 氮 4693.811 167.636 配料蒸汽 3097.486 172.083 合 计 13028.652 506.036 合 计 13028.652 506.036 ③ 氧化器 表9氧化器物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 三元气 13028.652 506.036 转化气 13028.652 583.347 甲醇 3668.372 114.637 甲醛 3084.673 102.822 水 3206.496 178.139 醇 48.812 1.525 氧 1459.972 45.624 酸 0.833 0.018 氮 4693.811 167.636 水 4687.880 260.438 二氧化碳 373.319 8.485 一氧化碳 37.510 1.340 甲烷 7.145 0.447 氧气 14.290 0.447 氢气 80.380 40.190 氮气 4693.811 167.636 合 计 13028.652 506.036 合 计 13028.652 583.347 ④ 1# 吸收塔 表10、1#吸收塔物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 转化气 13028.652 583.347 成品 8333.333 393.404 甲醛 3084.673 102.822 甲醛 3083.333 102.778 醇 48.812 1.525 醇 41.667 1.302 水 4687.880 260.438 水 5207.500 289.306 酸 0.833 0.018 酸 0.833 0.018 二氧化碳 373.319 8.485 去2#塔气相 6750.874 296.276 一氧化碳 37.510 1.340 甲醛 309.673 10.322 甲烷 7.145 0.447 醇 48.812 1.525 氧气 14.290 0.447 水 1185.935 65.885 氢气 80.380 40.190 二氧化碳 373.319 8.485 氮气 4693.811 167.636 一氧化碳 37.510 1.340 来自2#塔液体 2055.556 106.333 甲烷 7.145 0.447 甲醛 308.333 10.278 氧气 14.290 0.447 醇 41.667 1.302 氢气 80.380 40.190 水 1705.556 94.753 氮气 4693.811 167.636 合 计 15084.208 689.680 合 计 15084.208 689.680 ⑤ 2# 吸收塔 表11 2# 吸收塔物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 来自1#塔气相 6750.874 296.276 去1#塔液体 2055.556 106.333 甲醛 309.673 10.322 甲醛 308.333 10.278 醇 48.812 1.525 醇 41.667 1.302 水 1185.935 65.885 水 1705.556 94.753 二氧化碳 373.319 8.485 去3#塔气相 5466.152 232.425 一氧化碳 37.510 1.340 甲醛 16.756 0.559 甲烷 7.145 0.447 醇 7.145 0.223 氧气 14.290 0.447 水 235.796 13.100 氢气 80.380 40.190 二氧化碳 373.319 8.485 氮气 4693.811 167.636 一氧化碳 37.510 1.340 来自3#塔液体 770.833 42.481 甲烷 7.145 0.447 甲醛 15.444 0.515 氧气 14.290 0.447 水 755.417 41.968 氢气 80.380 40.190 氮气 4693.811 167.636 合 计 7521.708 338.758 合 计 7521.708 338.758 ⑥ 3# 吸收塔 表12 3# 吸收塔物料平衡表 进 料 出 料 物料名称 kg/h kmol/h 物料名称 kg/h kmol/h 来自2#塔气相 5466.152 232.425 去2#塔液体 770.833 42.481 甲醛 16.756 0.559 甲醛 15.417 0.514 醇 7.145 0.223 水 755.417 41.968 水 235.796 13.100 尾气 5295.319 223.277 二氧化碳 373.319 8.485 二氧化碳 373.319 8.485 一氧化碳 37.510 1.340 一氧化碳 37.510 1.340 甲烷 7.145 0.447 甲烷 7.145 0.447 氧气 14.290 0.447 氧气 14.290 0.447 氢气 80.380 40.190 氢气 80.380 40.190 氮气 4693.811 167.636 氮气 4693.811 167.636 三塔加水 600.000 33.333 水 80.380 4.466 甲醛 1.340 0.045 甲醇 7.145 0.223 合 计 6066.152 265.758 合 计 6066.152 265.758 3.3 热量衡算： (1) 蒸发器 ①原料甲醇和空气带入的热量 表13 蒸发器进料带入热量表 物料名称 kmol Cp t（℃） 热量kJ 甲醇 114.637 78.592 20 1.802E+05 水 2.059 75.078 20 3.091E+03 空气 氮 167.636 29.400 60 2.957E+05 氧 45.624 29.600 60 8.103E+04 水 3.998 34.050 60 8.167E+03 合 计 5.682E+05 ② 相变热 甲醇相变热： 3.749E+04 kJ/mol 水的相变热： 4.419E+04 kJ/mol 则原料甲醇的相变热量为： （114.637×3.749＋2.059×4.419）×104＝ 4.389E+06 kJ/h ③ 原料气带出的热量 表14 蒸发器出料带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醇 114.637 44.894 47 2.419E+05 水 6.056 33.890 47 9.646E+03 氮 167.636 29.290 47 2.308E+05 氧 45.624 29.460 47 6.317E+04 合 计 5.455E+05 则需补充热量： （43.89＋5.455－5.682）105＝ 43.663 E+05 设蒸发器用甲醛加热，甲醛进口温度80℃，出口温度65℃。传热系数k= 900kJ / (m2•℃.h) 。 T1=65℃，t1=80℃；T2=20 ℃，t2=47℃；Δt1=45℃，Δt2=33℃ 。 Δtm=39℃ Q = k ×A ×Δtm A =43.663×105／900×39＝124.396 m2 蒸发器换热段的传热面积取135.0m2 约需甲醛量：G =43.663×105／4.18×（80－65）×1000＝69.64 t／h， 三通调节阀控制流量55 % 甲醛加热管直径为：d = 122.21 mm，取整 ø159x4.5 mm (2).过热器： ① 原料气带入的热量： 5.455E+05 kJ ② 配料蒸汽带入的热量： 6.557E+05 kJ（Cp=34.64kJ/mol•℃） ③ 三元气带出的热量 表15 过热器三元气带出热量表 物 料 名 称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醇 114.637 47.739 110 6.020E+05 水 178.139 34.640 110 6.788E+05 氮 167.636 29.870 110 5.508E+05 氧 45.624 30.120 110 1.512E+05 合 计 1.983E+06 则需补充热量：(19.83－5.455－6.557)×105 ＝ 7.818E+05kJ。 采用4kgf/cm2蒸汽加热，蒸汽的汽化热：2144kJ/kg，需要补充蒸汽：364.646kg／h。加热蒸汽管直径（蒸汽过滤器阻力系数1.1）：d = 50.3×1.1＝55.4 mm，取整 ø76x4 mm。 (3).氧化器 ① 三元气带入的热量： 1.983E+06 kJ ② 反应热 表16 氧化器反应热表 反应 kmol kJ/kmol 热量kJ 反应-1 62.204 －1.576E+05 －9.803E+06 反应-2 40.636 ＋9.018E+04 ＋3.665E+06 反应-3 1.340 －3.930E+05 －0.527E+06 反应-4 8.485 －6.751E+05 －5.728E+06 反应-5 0.018 －4.011E+05 －0.007E+06 反应-6 0.447 －1.210E+05 －0.054E+06 合 计 －12.454E+06 反应放出的总热量： －12.454E+06kJ ③ 冷凝热 转化气经冷却段后温度降至160℃，由于转化气为非理想性气体。假设其冷凝量占产量的12% 8333.333 kg/h×12% = 1000 kg/h 其中：甲醛占30% 1000 kg/h×30 % = 300 kg/h = 10.000 kmol/h 水占 70% 1000 kg/h×70 % = 700 kg/h = 38.889 kmol/h 表17 氧化器冷凝热表 物料名称 kmol 相变热kJ/kmol 热量kJ 甲醛 10.000 6.196E+04 0.6196E+06 水 38.889 4.135E+04 1.6081E+06 合 计 2.228E+06 冷凝放出的总热量：2.228E+06 kJ ④ 急冷段转化气带出的热量 表18 氧化器急冷段转化气带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 102.822 40.865 160 6.723E+05 醇 1.525 54.394 160 1.327E+04 酸 0.018 54.394 160 1.567E+02 水 260.438 35.082 160 1.462E+06 二氧化碳 8.485 42.471 160 5.766E+04 一氧化碳 1.340 29.502 160 6.325E+03 甲烷 0.447 43.131 160 3.084E+03 氧气 0.447 28.918 160 2.068E+03 氢气 40.190 28.484 160 1.832E+05 氮气 167.636 29.352 160 7.873E+05 合 计 3.187E+06 氧化急冷段多余的热量：（1.983＋12.454＋2.228－3.187）×106＝13.478E+06kJ 设热损失15 %，则有11.456E+06kJ的余热可利用。 设进系统软水温度为20℃，热焓是83.92 kJ/kg 表压为4kgf/cm2的水蒸汽热焓为2748.108 kJ/kg，产生蒸汽量 4300.109 kg 上升蒸汽管直径为：d =199.57×1.2（阻力系数）＝239.484 mm，工艺上配置二根ø159×4mm管线。 所产生的蒸汽可供过热器加热和配料蒸汽；合计用量3462.132kg。 余下837.977kg 可供其它设备加热、保温或外送。 (4) 1# 吸收塔 ① 转化气带入的热量：3.187E+06 kJ ② 相变热 表19 1#吸收塔相变热表 物料名称 Kmol 相变热kJ/kmol 热量kJ 甲醛 92.778 6.196E+04 5.749E+06 醇 1.302 3.320E+04 4.323E+04 水 250.417 4.135E+04 1.035E+07 酸 0.018 3.320E+04 5.976E+02 合 计 1.615E+07 ③ 成品带出的热量 成品出料温度80℃， Cp = 3.1 kJ/kg•℃， 则成品带出的热量2.067E+06kJ ④ 1#塔顶气相带出的热量 表20 1#吸收塔顶气相带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 10.322 36.664 50 1.892E+04 醇 1.525 46.987 50 3.583E+03 水 65.885 34.153 50 1.125E+05 二氧化碳 8.485 38.859 50 1.649E+04 一氧化碳 1.340 29.226 50 1.958E+03 甲烷 0.447 37.793 50 8.446E+02 氧气 0.447 28.440 50 6.356E+02 氢气 40.190 27.746 50 5.576E+04 氮气 167.636 29.178 50 2.446E+05 合 计 4.553E+05 ⑤ 2#塔液体带入的热量 表21 2# 塔带入热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 10.278 36.664 50 1.884E+04 醇 1.302 46.987 50 3.059E+03 水 94.753 34.153 50 1.618E+05 合 计 　 　 　 1.837E+05 1# 吸收塔需要移出的热量： [（3.187＋16.15＋0.1837）－（2.067＋0.4553）]×106 ＝ 1.700E+07kJ 冷却水进口温度30℃，出口温度38℃ 冷却水用量：W = 508.373 m3/h 冷却水管直径为：d =268.247mm，取整 ø159×4mm×2 (5) 2# 吸收塔 ① 1# 塔气相带入的热量4.553E+05kJ ② 相变热 表22 2# 塔相变热表 原料气 kmol 相变热kJ/kmol 热量kJ 甲醛 10.278 6.196E+04 6.368E+05 醇 1.302 3.320E+04 4.323E+04 水 94.753 4.135E+04 3.918E+06 合 计 4.598E+06 ③ 2#塔液体带出的热量：1.837E+05kJ ④ 2#塔顶气相带出的热量 表23 2# 塔顶带出热量表 物料名称 Kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 0.559 35.569 40 7.953E+02 醇 0.223 44.022 40 3.927E+02 水 13.100 33.804 40 1.771E+04 二氧化碳 8.485 37.794 40 1.283E+04 一氧化碳 1.340 29.196 40 1.565E+03 甲烷 0.447 36.383 40 6.505E+02 氧气 0.447 28.335 40 5.066E+02 氢气 40.190 26.908 40 4.326E+04 氮气 167.636 29.173 40 1.956E+05 合 计 2.733E+05 ⑤ 3# 塔液体带入的热量 表24 3#塔液体带入热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 0.515 35.569 40 7.327E+02 水 41.968 33.804 40 5.675E+04 合 计 5.748E+04 2# 吸收塔放出的热量： [（4.553＋45.98＋0.5748）－（1.837＋2.733）]×106＝4.654E+06 kJ。 冷却水进口温度30℃，出口温度38℃ 冷却水用量：W =139.042m3/h 冷却水管直径为：d =140.287mm，取整 ø159x4mm (6) 3# 吸收塔 ① 2# 塔气相带入的热量 2.733E+05kJ ② 相变热 表25 3# 塔相变热表 合计 kmol 相变热kJ/kmol 热量kJ 甲醛 0.514 6.196E+04 3.185E+04 水 41.968 4.135E+04 1.735E+06 合 计 1.767E+06 ③ 3#塔液体带出的热量 5.748E+04 kJ ④ 尾气相带出的热量 表26 3# 塔顶尾气带出热量表 物料名称 kmol kJ/kmol•℃ t（℃） 热量kJ 甲醛 0.045 34.970 30 4.721E+01 醇 0.223 44.020 30 2.945E+02 水 4.466 33.510 30 4.490E+03 二氧化碳 8.485 38.110 30 9.701E+03 一氧化碳 1.340 29.290 30 1.177E+03 甲烷 0.447 35.200 30 4.720E+02 氧气 0.447 29.300 30 3.929E+02 氢气 40.190 29.290 30 3.531E+04 氮气 167.636 29.170 30 1.467E+05 合 计 1.986E+05 ⑤ 三塔加水带入的热量 加水量 33.333kmol，温度20℃，Cp=75.240kJ/kmol•℃，则带入的热量5.016E+04kJ。 3# 吸收塔放出的热量： [（2.733＋17.67＋0.5016）－（0.5748＋1.986）]×105＝18.344E+05 kJ。 3# 吸收塔采用深井水冷却，进口温度15℃，出口温度22℃。 深井水用量：W = 62.654 m3/h 水管直径为：d = 94.2 mm，取整 ø108×4mm (7) 成品冷却 1# 塔成品温度80℃ ，成品出料温度40℃，需要放出热量 1.033E+06kJ 冷却水进口温度30℃，出口温度38℃ 冷却水用量： W = 30.891 m3/h 冷却水管直径为： d = 66.124 mm，取整 ø76×4mm (8) 冷却水总用量： Σ：= 678.306 m3/h 冷却进水总管直径为： d =282.856 mm ，取整 ø325×6mm 四、设备选型 按年产60000吨甲醛装置设备选型 （1）甲醇贮槽 甲醇每天用量111.1641m3。甲醇贮槽选用立式圆柱形锥顶平底贮槽ø5000×7500 V=147m3 2台 （2）甲醇高位槽 甲醇高位槽折合成体积容量：V=3.705/0.8 =4.63 m3。甲醇高位槽选用立式圆柱形平底平顶贮槽ø2000×2500 V=7.85m3 1台 （3）罗茨风机 空气量 4866.579Nm3/h。罗茨风机选用 L73WD型 ：Q=110m3/min ，n=580r/min ，N=150KW P= 60Kpa 2台，配变频器調控。 （4）蒸发器 据热量衡算得知蒸发器加热面积取：A=135 m2。蒸发器选用立式带封头圆柱形设备，下段设加热段。 ø2400×5196 V=13.3m3 A列=165m2 A盘=10m2 1台 （5）过热器 第十五章第二节流体传热的计算（加热面积：A = 58.58m2 ）过热器选用卧式换热器 ø1000 L=3250mm ，F = 67㎡1台 （6）氧化器 T1= 640 ℃，t1= 160℃；T2=20℃，t2= 151.8℃；Δt1=620℃，Δt2=8.2℃。 Δt1-Δt2 = 611.8℃ ，Δt1/Δt2=75.61℃ ln（Δt1/Δt2）=4.326 ,Δtm=141.438 ℃ 传热系数k=100W/(m2•℃) = 360kJ/(m2•℃) ， 废热锅炉面积A=238m2 空速=200000(h)-1， V=11335.196m3/h， h=0.02m， s=2.834m2，r=1899.983mm 选用氧化器触媒室直径为 Ф2000×8000～9550mm， 废热锅炉面积A = 238×1.15 = 274m2 ，1台。 （7）吸收塔冷却器 吸收塔冷却器根据需要带出的热量和循环液带出的热量，以及当地水温、水质条件选用。 1# 塔冷却器选用 BR1.0型，板式换热器 F= 150m2 2台 2# 塔冷却器选用 BR1.0型，板式换热器 F= 150m2 1台 3# 塔冷却器选用 BR0.5型，板式换热器 F =50 m2 1台 有的工艺选用甲醛加热蒸发甲醇或者生产低醇高浓度甲醛，则1# 塔冷却器选用F= 150m2 1台 ，2# 塔冷却器选用F= 200m2 1台，3#塔冷却器选用F =100m2 1台 （8）成品冷却器 成品冷却器选用 BR0.5型，板式换热器 F=25～30 m2 1台 （9）吸收塔 根据第四章第四节甲醛气体吸收1# 塔塔径为：ø2000×12500／18000 mm，2# 塔塔径为：ø1800×16500／18000 mm， （10）离心通风机 燃烧时需要空气量Q=2585.722m3/h。选用离心通风机4-72-6型Q=6840～12700m³/h，n=1450r/min，P=80～116 mmH20 ，N=4KW，配变频器調节。 五、影响生产常见因素的计算 评价甲醛生产装置的性能有四个方面，即转化率、选择性、产率和消耗定额：转化率是描述银催化剂活性，选择性是反映主反应和副反应的比例，产率是综合转化率和选择性全面定量的描述，而消耗定额是实际生产投入和采出的综合反映。 5.1 转化率、选择性、产率（收率）和消耗定额的计算 5.1.1转化率 转化率表示参加反应的原料数量占进入反应器原料的百分比。它说明原料的转化程度，转化率愈大，参与反应的原料愈多。 5.1.2 选择性 选择性表示实际所得的产物量与反应消耗的原料量计算所得产物的理论量之比。 5.1.3 产率 产率是表示转化为目的产物的原料量与进入反应器的原料量之比，也就是转化率和选择性的乘积。 5.1.4 消耗定额 消耗定额是指投入实际投入的甲醇量与采出37 % 甲醛量之比。 5.2 甲醇理论消耗的计算 甲醇氧化、脱氢生产甲醛的过程中，若无其它副反应生成，则理论上甲醇消耗为： CH3OH+1/2O2 = CH2O + H2O CH3OH = CH2O + H2 从二个主反应可知，每生成1kmol的甲醛消耗甲醇量均为1kmol，因此甲醇理论消耗=1kmol (100%)甲醇/1kmol(100％)甲醛 = 32/30 kg/kg = 1.067 kg(100%)甲醇/kg(100%)甲醛，折成37%甲醛水溶液消耗：1.067×37 % = 394.67 kg(100%)甲醇 /kg(37%) 甲醛 5.3 甲醛尾气中CO2、CO含量变化对于甲醇消耗的影响 甲醛生产过程中除了氧化、脱氢反应外还伴随着CO2、CO等副反应产生，这些副反应都要消耗一定量的甲醇，因此在生产过程中严格控制反应温度和配比、尽量减少副反应的发生。生产过程中CO2、CO含量升高，对甲醇消耗增加多少呢？ 假设尾气中原来CO2 3.8% + CO 0.6%=4.4%若含量增加到5.4%，则尾气中增量为： 223.277 kmol/h ×（5.4 －4.4）% = 2.23 kmol/h 甲醇消耗也增加2.23kmol/h×32＝71. 43 kg/h, 也就是说每生成1吨37 % 的甲醛，副反应增加1% 多消耗甲醇量：71.43 kg/ 8.33t = 8.575 kg(100％)甲醇/t(37％)甲醛。 5.4 CO2含量的变化对氧温的影响 从甲醇氧化反应时得知、生成CO2的反应热为氧化反应的4.28倍，因此副反应CO2增多，势必造成氧温上升。 假设尾气中CO2含量从3.8 %增加到4.0 %,氧温会上升多少？ 尾气量223.277 kmol × (4.0－3.8) % = 0.44655 kmol 生成CO2放出反应热6.7451×105kJ/kmol 则反应时多放出热量：0.44655 kmol×6.751×105kJ/kmol = 3.014×105kJ