年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计_

PAGE 年产20万吨甲醇生产车间工艺初步设计 题 目：年产20万吨甲醇生产车间工艺初步设计 学 号： 姓 名： 年 级： 学 院： 东营职业学院 系 别： 工业工程系 专 业： 石油化工生产技术 指导教师： 完成日期： 第一步、 设计任务书 第二步、总结 概述 第三步设计生产 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 第四步、 工艺论证 第五步 物料衡算 第六步、 能量衡算 第七步、 设备选型和工艺计算 第八步、 合成车间的设计 第九步九、安全生产设计十、 第十步非工艺专业要求 第十一步三废处理 第十二步、经济效益评价 第十三步、设计结果评析 第十四步、 心得体会 决胜全面小康心得体会学党史心得下载党史学习心得下载军训心得免费下载党史学习心得下载 与致谢 一、设计任务书 （一）课程设计题目 年产20万吨甲醇生产车间工艺初步设计 （二）设计条件 1 原料来源：天然气，海南天然气厂供 2 产品：甲醇（一级） 3生产能力：3万t/a 4 热源条件： 加热剂：天然气燃烧及生产过程的废热 冷却剂：循环水，进口温度≤30℃ 出口温度≤40℃ 5 生产时间：全年连续生产330天，每天工作24小时，三班制。 6 生产厂址：洋浦工业开发区 7 当场天候温度：最高40℃， 最低8℃，平均18—25℃ （三）设计任务 1．甲醇（工业一级）生产方法确定、工艺流程设计与论证 2．技术指标、工艺参数和操作条件确定与说明 3．工艺计算——物料衡算、热量衡算 （应用SI制） 4．生产设备设计计算与选型。 重点：合成塔和 换热器设计计算与选型 5．设计结果汇总表 （1）技术指标、工艺参数和操作条件汇总表 （2）物料衡算汇总表 （3）热量衡算汇总表 （4）生产设备配置汇总表 6．设计绘图（计算机CAD绘制） （1）带控制点工艺原理流程图一张（A3）。 （2）合成塔工艺条件图或结构尺寸图 一份（A3）。 （3） 换热器结构示意简图一张（A3）。 （4）生产车间平面、立面布置图一份（A3）。 要求：设计绘图：图形、图标、图幅符合《机械制图标准》要求。 7．设计说明书编写 内容包括：设计任务书，目录，生产方案、工艺流程设计与论证，工艺技术参数、操作条件设计说明，工艺计算，生产设备设计与选型，设计结果汇总，环保措施或方案，经济效益估算，设计结果评析，参考文献，设计附表附图等。 （四）设计进度与时间安排 设计选题与准备阶段：2012年3月1日--- 2012年4月23日； 设计实质进行阶段：2012年3月27日--- 2008年5月28日。 1. 查阅文献，完成开题报告 3周（07.11.12—07.11.23 ） 2. 文献检索、资料查阅 3周（08.2.27—08.3.17） 3. 甲醇生产工艺流程设计选择与论证 2周（08.3.18—08.3.31） 4.工艺计算 2周（08.4.1—08.4.14） 5. 定型设备的选择与非定型设备的设计计算 2周（08.4.15—08.4.28 ） 6．甲醇生产车间设备布置 2周（08.4.29—08.5.12 ） 7. 设计绘图 1周（08.5.13—08.5.19 ） 8. 环保设计、经济效应估算、设计评析 3天（08.5.20—08.5.22 ） 9. 编写设计说明书、核对校正、检查 1周（08.5.23—08.5.26 ） 10.答辩准备 2天（08.5.27—08.5.28 ） 二、概述[1] 甲醇，分子式CH3OH，又名木醇或木精，纯品为无色透明略带乙醇香气的挥发性液体，粗品刺鼻难闻。有毒，饮用后能使双目失明。相对密度0.7914(d420)，蒸气相对密度1.11(空气=1)，熔点-97.8℃，沸点64.7℃，闪点（开杯）16℃，自燃点473℃，折射率nD(20℃)1.3287，表面张力（25℃）45.05mN/m，蒸气压（20℃）12.265kPa，粘度（20℃）0.5945mPa•s。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限为6.0%～36.5%（体积比）。 1923年德国BASF公司率先用合成气在高压下实现甲醇的工业化生产，直至1965年，其期间这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。于1966年后，随着甲醇工业化生产的发展，各种甲醇生产方法相继出现。1966年英国ICI公司开发了低压法工艺，接着又开发了中压法工艺。1971年德国的Lurgi公司相继开发了适用于天然气—渣油为原料的低压法工艺。由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器生产能力方面具有明显的优越性，所以从70年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。世界上典型的甲醇合成工艺主要有英国的ICI工艺、德国的Lurgi工艺和日本的三菱瓦斯化学公司（MCC）工艺。目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，尤其是LPMEOHTM工艺，采用浆态反应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2/（CO＋CO2）比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。 我国甲醇工业化生产始于1957年。50年代末在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置。60年代建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺。70年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95千吨／年低压法装置，采用英国ICI技术。1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200千吨／年甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步。2000年，杭州林达公司开发了拥有完全自主知识产权的JW低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI、Lurgi等国外少数公司所垄断的局面，并在2004年获得国家技术发明二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。 甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳-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，随着甲醇下游产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，使甲醇的需求逐年大幅度上升。为了更好地满足经济发展对甲醇产品的需求，较好的利用天然气资源，选择“甲醇生产工艺设计”作为毕业设计课题，目的在于通过对该课题的设计，掌握和熟悉甲醇生产过程各环节，更好地开展甲醇生产方法研究和开发甲醇生产工艺，为资源利用、产品优化探索新途径。 本设计选用的课题：“30万t/a甲醇生产车间工艺初步设计”。依据“任务书”规定的设计内容，进行生产方案、工艺流程设计，工艺计算和生产设备设计等。本设计遵循：“符合国情、技术先进、经济环保”的原则，在综合分析诸多甲醇生产方法的基础上，采用“以天然气为原料，经脱硫-二段转化-合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇”的技术路线；精甲醇的生产采用：“三塔精馏工艺”。此外，即严格控制“三废”的排放、空气中甲醇的含量以及保证生产安全、环境卫生等方面参照国内外先进经验和方法。 三、生产方案与工艺流程设计 3.1生产方案确定 在天然气经加热到380℃—400℃时，进入填装有钴钼催化剂和氧化锌的脱硫罐中脱去硫化氢及有机硫，使硫含量降到0.5微克每克以下，接着原料气配入水蒸气后于400℃下进入转化炉的对流段，进一步预热到500℃—520℃，然后进入装有镍催化剂的转化管，在管内继续被管外的燃烧气加热，进行转化反应。离开转化管底部的温度为800℃—820℃，经吸收一些热量以后，使温度升到850℃—860℃，并配入少量水蒸气，然后与450℃的红旗混合进入二段转化炉，在顶部燃烧区燃烧，放热，温度升到1200℃左右[6]。再通过催化剂床层继续转化并吸热，然后离开二段转化炉，即得所需合成气，合成气此时成分含量为CH4 0.19%，H268.81%，CO27.07% ，CO23.45% ，N20.33% ，Ar0.09%。然后合成气经热量吸收后，被压缩到5.14Mpa，加热为225℃后输入固定管板列管合成塔反应，合成塔出口甲醇浓度为3.0—4%。出塔合成气与入塔气换热后进入甲醇冷却器。用水冷却至40℃以下以冷凝出甲醇。合成气于分离甲醇后循环使用。甲醇分离器出来的粗甲醇经过三塔精馏，产品纯度可达到99.9%，即得合格的精甲醇产品。 3-2工艺流程设计与论证 经综合分析甲醇生产的各种工艺路线，本设计选用：以天然气为原料，经脱硫-二段转化-合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇；精甲醇的生产采用“三塔精馏工艺”的技术路线。 3-2-1 工艺流程简图 图1天然气甲醇的简单工艺流程 工艺流程简述：首先是采用凯洛格法气化工艺将原料天然气转化为合成气；原料天然气先用ZnO脱硫，再通过二段转化炉变为合成气；其次就是甲醇的合成，将合成气加压到5.14Mpa，升温到225℃后输入列管式等温反应器中，在C302催化剂的作用下合成甲醇，再就是甲醇的精馏，本工艺采用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇「7」。 3-2-2 C302甲醇催化剂的主要特性： 催化剂的主要化学组成：CuO ≥50%.ZnO≥25%n . Al2O3≥ 4%，还添加少量助剂.杂质Na2O < 0. 2%；催化剂外形尺寸Ф5 mm × 5mm；堆密度1. 2—1.5kg/L；机械破碎强度>100N/cm2。 3-2-3甲醇精馏工艺流程 1、工艺流程简图： （？） 2、工艺流程简述： 来自甲醇合成装置的粗甲醇（40℃，0.4MPa），通过预塔进料泵，经粗甲醇预热器加热至65℃，进入预精馏塔，预塔再沸器用0.4MPa的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵作为该塔回流液。预精馏塔底部粗甲醇液经加压塔进料泵进入加压精馏塔，加压塔再沸器以1.3MPa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6MPa,122℃）经常压塔再沸器后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽，一部分精甲醇经加压塔回流泵, 回到加压精馏塔作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器冷却后进入精甲醇计量槽中。加压精馏塔塔底釜液（0.6MPa ，125℃）进入常压精馏塔，进一步精馏。常压塔再沸器以加压精馏塔塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔顶部排出精甲醇气（0.13MPa ，67℃），经常压塔冷凝冷却器冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔，另一部分打到精甲醇计量槽内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵从精甲醇计量槽送至精甲醇贮罐装置。 3、工艺说明： （1）为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳等腐蚀设备，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。 （2）甲醇精馏系统各塔排出的不凝气进入燃料气系统。 （3）由常压精馏塔底部排出的精馏残液经废水冷却器冷却至40℃后，由废水泵送到生化处理装置。 （4）由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中。精甲醇贮槽为两台30000m3的固定贮罐，贮存量按15天产量计。 五、物料衡算 5-1 工艺技术参数 5-1-1 合成工段的工艺参数[2][3] 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，副产品蒸汽压力3.9 MPa，入塔温度225℃，出塔温度255℃。年产300000吨甲醇，年开工日为330天，日产为909.09吨，建设期为2年。 5-1-2产品质量标准 本产品（精甲醇）执行国家GB338—92标准，具体指标见表1：[4] 表1 产品指标 项 目 指标 优等品 一等品 合格品 色度（铂—钴），号 ≤ 5 10 密度（200C），g/cm3 0.791—0.792 0.791—0.793 沮度范围(00C,101325Pn),0C 沸程（包括64.6±0.10C）,0C ≤ 64.0-65.5 0.8 1.0 1.5 高锰酸钾试验，min ≥ 50 30 20 水溶性试验 澄清 水分含量，% ≤ 0.10 0.15 酸度（以HCOOH计），% ≤ 或碱度（以NH3计），% ≤ 0.0015 0.003 0.005 0.0002 0.0008 0.0015 羰基化合物含量（以CH2O计），% ≤ 0.002 0.005 0.01 蒸发残渣含量，% ≤ 0.001 0.003 0.005 5-1-3 原料天然气规格[5] 原料天然气的成份分析为V% ：CH4 97.93、C2H6 0.71 、C3H8 0.04、 CO2 0.74 、N2 0.56 其他杂质0.02。 5-2 精馏工段 工厂设计为年产精甲醇30万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为37.89吨，即37.89 t/h。 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37.89 / 0.97=39.06t/h。由粗甲醇的组成通过计算可得下表： 表2 粗甲醇组成 组分 百分比 产量 甲醇 93.40% 1220.25kmol/h 即 27333.6m3/h 二甲醚 0.42% 3.81 kmol/h 即 85.5 m3/h 高级醇（以异丁醇计） 0.26% 1.47kmol/h 即32.91 m3/h 高级烷烃（以辛烷计） 0.32% 1.17kmol/h 即26.28m3/h 水 5.6% 130.08kmol/h 即 2913.54 m3/h 粗甲醇 100% 41.82t/h 注：设计中的体积都为标准状态下的体积 计算方法：粗甲醇 =39.06 / 0.9340 = 41.82 t/h 二甲醚 = 41.82×1000×0.42% = 175.64 kg/h 即3.81 kmol/h 85.5 m3/h 高级醇（以异丁醇计）= 41.82×1000×0.26% = 108.72kg/h 即 1.47kmol/h , 32.91 m3/h 高级烷烃（以辛烷计）=41.82×1000×0.32% = 133.83 kg/h 即1.17kmol/h 26.28m3/h 水= 41.82×1000×5.6% = 2341.92 kg/h 即130.08kmol/h 2913.54 m3/h 图2合成物料流程图 5-3 合成工段 5-3-1 合成塔中发生的化学反应: 主反应 CO+2H2=CH3OH (1) CO2+3H2=CH3OH +H2O (2) 副反应 2CO+4H2=（CH3O）2+H2O (3) CO+3H2=CH4+H2O (4) 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O (5) CO2+H2=H2O+CO (6) 8CO+17H2=C8H18+8H2O (7) 5-3-2工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52 m3 （标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为2.85 kmol/h ，63.57 m3/h。 5-3-3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： 130.08－2.85－3.81－1.47×3－1.17×8 = 109.59 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（6）中由二氧化碳反应生成了109.59 kmol/h，即2454.81 m3/h的水和一氧化碳。 5-3-4 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3每吨粗甲醇中合成气溶解情况 气体 H2 CO CO2 N2 Ar CH4 溶解量（m3/t粗甲醇） 4.364 0.815 7.780 0.365 0.243 1.680 则粗甲醇中的溶解气体量为： H2 = 41.82×4.364 = 182.50 m3/h 即8.16kmol/h CO=41.82×0.815= 34.08 m3/h 即1.53kmol/h CO2 =41.82×7.780 = 325.26m3/h 即14.52kmol/h N2 =41.82×0.365 =15.27m3/h 即0.69kmol/ Ar =41.82×0.243 = 10.17m3/h 即0.15 kmol/h CH4 =41.82×1.680 = 70.23 m3/h 即3.15kmol/h 5.3.5 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37014g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 =（182.5+325.26+34.08+15.27+10.17+70.23）×0.037014=23.7kg/h 即 0.74 kmol/h，16.58 m3/h 5.3.6 合成反应中各气体的消耗和生成情况 表4 弛放气组成 气体 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 表5合成反应中消耗原料情况 消耗项 单位 消耗原料气组分 CO CO2 H2 N2 Ar 反应（1） m3/h 24878.79 49757.58 反应（3） m3/h 171.0 342.00 反应（4） m3/h 63.57 190.71 反应（5） m3/h 131.61 263.28 反应（6） m3/h 210.30 反应（7） m3/h （2454.81） 2454.81 2454.81 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6合成反应中生成物情况 生成项 单位 生成物组分 CH4 CH3OH （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 反应（1） m3/h 24878.79 反应（3） m3/h 85.50 85.50 反应（4） m3/h 63.57 63.57 反应（5） m3/h 32.91 98.70 反应（6） m3/h 26.28 210.30 反应（7） m3/h 2454.81 表7其他情况原料气消耗 消耗项 单位 消耗原料气组分 CO CO2 H2 N2 Ar CH4 粗甲醇中溶解 m3/h 34.08 325.26 182.50 15.27 10.17 70.23 扩散的甲醇 m3/h 16.56 33.15 弛放气 m3/h 9.16%×G 3.11%×G 81.20%×G 3.21%×G 0.82%×G 1.89%×G 驰放气中甲醇 m3/h 0.61%×G 1.22%×G 注：G 为驰放气的量，m3/h。 5.3.7 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 24878.79+171.00+63.57+131.61+210.30－2454.81+34.08+16.56+0.61%G+9.16%G =23051.1+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8新鲜气组成 组分 单位 CO CO2 H2 N2 Ar CH4 气量 m3/h 23051.1 +9.77%G 2780.07+ 3.11%G 53672.1+ 82.42%G 15.27+ 3.21%G 10.17+ 0.82%G 6.66+ 1.89%G 新鲜气 m3/h 79534.08+1.0183G 新鲜气中惰性气体（N2 + Ar）百分比保持在0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变，（N2 + Ar）=25.44+4.03%G， 则 79534.08+1.0183G=（25.44+4.03%G）/0.42% 解得 G = 8566.80m3/h， 即弛放气的量为8566.80 m3/h ，由G 可得到新鲜气的量88257.66 m3/h 由弛放气的组成可得出下表9和表10。 表9 弛放气组成 气体 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 气量m3/h 52.26 6956.22 784.71 266.46 274.98 70.29 161.88 表10 新鲜气组成(合成气) 气体 CH4 H2 CO CO2 N2 Ar 组成 0.19% 68.81% 27.07% 3.45% 0.33% 0.09% 气量m3/h 168.54 60731.58 23888.07 3046.53 290.25 80.43 5.3.8 循环气气量的确定 G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8 式中：G1 为出塔气气量 ； G 3 新鲜气气量 ；G4 循环气气量 ； G5 主反应生成气量； G6 副反应生成气量； G7 主反应消耗气量； G8 副反应消耗气量； G5= 24878.79+16.56+0.61%×8566.80=24947.60 G6= 85.50+85.50+63.57+63.57+32.91+98.7+26.28+210.30+2454.81+2454.81=5575.8 G7=24878.79+4976.58+16.56+33.12+0.61%×8566.80×3=74842.83 G8=171.00+342.00+63.57+190.71+131.61+263.28+210.30+446.91+2454.81+2454.81=6728.94 已知出塔气中甲醇含量为5.84%，则 （G 4×0.61%+8566.80×0.61%+24878.79+16.56）/ G1=0.0584 解得G4= 434921.07m3/h 循环气气量计算汇总见表11 表11 循环气组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 气量m3/h 2653.02 353155.92 39838.77 13526.04 13960.98 3566.37 8220.00 5.3.9 循环比， CO及 CO2单程转化率的确定 循环比R= G4/G 3 =434921.07/88257.66=4.93 CO单程转化率：(23017.02+52.26)/(23888.07+39838.77)=0.3620 即 36.2% CO2单程转化率：2454.81/(3046.53+13526.04)=0.1481 即 14.81% 5.3.10 入塔气和出塔气组成 G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8=472268.82m3/h ;21083.34 kmol/h G2= G3+G4 =523178.7m3/h ;23356.2 kmol/h G2 为入塔气气量 表12 入塔气组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.06% 79.11% 12.18% 3.17% 2.72% 0.70% 1.60% 气m3/h 2653.02 413887.5 63726.84 16572.57 14251.23 3646.80 8388.54 量 kmol/h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 386.49 表13 出塔气组成 气体 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH 组成 76.29% 8.61% 2.93% 3.02% 0.77% 5.84% 气m3/h 360294.63 40657.56 13851.33 14251.23 3646.8 27600.63 量 kmol/h 16084.59 1815.06 618.36 636.81 162.81 1232.16 气体 CH4 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 组成 1.79% 0.018% 0.007% 0.006% 0.62% 气m3/h 8452.11 85.5 32.91 26.28 2912.28 量 kmol/h 377.28 3.81 1.47 1.17 130.02 计算过程：入塔气CO=循环气中CO+新鲜气中CO 即23888.79+39838.77=63726.84 m3/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 63726.84－24878.79－171.00－63.57－131.61－210.30－16.56－0.61%×8566.80+2454.81=40657.56 m3/h 同理得其他气体气量 5.3.11 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气量=循环气中CO + 弛放气中CO = 39838.68+784.71=40623.48 m3/h 即 1813.56kmol/h ；同理可算得其他气体的气量。 表14 分离器出口气体组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.61% 81.82% 9.16% 3.11% 3.21% 0.82% 1.89% 气m3/h 2705.46 360112.02 40623.75 13792.80 14235.66 3636.87 8381.85 量kmol/h 120.78 16076.43 1813.56 615.75 635.52 162.36 374.19 表15 入塔气组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 0.06% 79.11% 12.18% 3.17% 2.72% 0.70% 1.60% 气m3/h 2653.02 413887.5 63726.84 16572.57 14251.23 3646.80 8388.54 量 kmol/h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 386.49 5.4 原料计算 合成气总含C量 a=13.32+2844.96+739.86+386.49=3984.63kmol/h 每立方米天然气中C含量 ： b= （ ）=0.044461kmol/m3 则每小时天然气用量 C=a/b≈8.96×104m3/h 燃料用天然气 8.7×103 m3/h，总用量9.83×104 m3/h 六、能量衡算 6.1合成工段热衡算 6.1-1 合成塔的热平衡计算 计算公式 全塔热平衡方程式为：∑Q1 + ∑Qr = ∑ Q2 + ∑Q3+ Q （1） 式中： Q1——入塔气各气体组分焓，kJ/h； Qr ——合成反应和副反应的反应热，kJ/h； Q2 —— 出塔气各气体组分焓，kJ/h； Q3 ——合成塔热损失，kJ/h； Q——沸腾水吸收热量，kJ/h。 ∑Q1=∑（G1×Cm1×Tm1） （2） 式中： G1——入塔气各组分流量，m3/h； Cm1 ——入塔各组分的比热容，kJ/（m3.k）； Tm1——入塔气体温度，k； ∑Q2=∑（G2×Cm2×Tm2） （3） 式中： G2——出塔气各组分流量m3/h； Cm2 ——出塔各组分的热容，kJ/（m3.k）； Tm2—— 出塔气体温度，k； ∑Qr= Qr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr7 （4） 式中： Qr1、Qr2 、Qr3、 Qr4、 Qr5 、Qr6、——分别为甲醇、甲烷、二甲醚、异丁醇、辛烷、水的生成热，kJ/h； Qr7——二氧化碳逆变反应的反应热，kJ/h 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 6.1.2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 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容kJ/（kmol.k）67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82 气量kmol /h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 62.81 374.49 入塔热量kJ/（h.k）895.98 545814.12 85010.88 32687.01 18749.1 4096.29 17533.62 入塔热量合计为704784.00 kJ/（h.k） 所以∑Q1=704784.00×498.15＝3.511×108 kJ/h 6.1.3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 气体 CH3OH ( CH3 )2O C4H9OH C8H18 CH4 CO 生成热kJ/mol 102.37 49.62 200.39 957.98 115.69 －42.92 生成量kmol /h 1220.25 3.81 1.47 1.14 130.08 109.59 反应热kJ/h 124916992.5 189052.20 294573.30 1120836.60 15048955.20 －4703602.80 反应热合计∑Q1=1.369×108 kJ/h 6.1.4 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 气体 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH 热容kJ/（kmol.K） 29.56 30.01 45.04 29.61 25.16 72.05 气量 kmol/h 16084.59 1815.06 618.36 636.21 162.81 1232.16 出塔热量kJ/（h.k） 475460.49 54469.95 27850.92 18834.63 162.81 1232.16 气体 CH4 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 合计 热容kJ/（kmol.K） 48.14 18.03 19.23 101.73 36.25 气量 kmol/h 377.28 3.81 1.47 1.14 130.02 出塔热量kJ/（h.k）18162.27 68.70 28.29 115.98 4713.24 692575.98 出塔气体温度255℃即528.15k Q2=692575.98×528.15＝3.658×108kJ/h 6.1.5全塔热量损失的确定 全塔热损失为4%,即Q3=(∑Q1 + ∑Qr)×4%=(3.511×108+1.369×108) ×4%=1.95×107 kJ/h 6.1.6沸腾水吸收热量的确定 由公式(1)可得Q=∑Q1 + ∑Qr －∑ Q2 - ∑Q3=1.027×108kJ/h 表19 全塔热平衡表 气体 气体显热 反应热 损失热 蒸汽吸收热 合计 入塔气体kJ/h 3.511×108 1.369 ×108 4.880×108 出塔气体kJ/h3.658×108 1.95×107 1.027×108 4.880×108 6.2 入塔气换热器的热量计算 6.2.1入换热器的被加热气体热量的确定 表20入换热器被加热气体各组分热容和显热 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66 气量kmol /h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 374.49 热量kJ/（h.k） 1276.98 540455.76 83755.62 28462.41 18749.1 4096.29 14852.28 合计：入换热器的被加热气体热量为691648.44 kJ/（h.k），入口温度为40℃， 691648.44×313.15=2.166×108 kJ/h 6.2.2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3.511 ×108kJ/h 6.2.3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3.658×108kJ/h 6.2.4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=3.511×108－2.166×108=1.345 ×108kJ/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=3.658×108－1.345×108=2.313×108kJ/h 6.2.5 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 2.313×108/6.916×105=333.95k 即 60.8℃ 6.3 水冷器热量的计算 6.3.1 水冷器热平衡方程 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 式中：Q1——入换热器气体显热，KJ/h； Q2——气体冷凝放热，KJ/h； Q3——出水冷器气体显热，KJ/h； Q4——粗甲醇液体显热，KJ/h； Q5——冷却水吸热，KJ/h。 6.3.2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2.313×108kJ/h 6.3.3水冷器出口气体显热的确定 表21水冷器出口气体各组分热容和热量 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66 气量kmol /h 120.78 16076.43 1813.56 615.75 635.52 162.36 120.78 热量kJ/（h.k）11579.19 470235.57 53391.21 23687.91 18728.76 4084.98 14840.37 合计：水冷器出口气体显热596547.99 kJ/（h.k）；出口温度40℃， 出口气体显热=596547.99×313.15＝1.868×108 kJ/h 6.3.4 出水冷器的粗甲醇液体热量的确定 表22粗甲醇中液体组分气化热和液体热容 组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 气化热KJ/kg 531.75 577.81 307.05 2260.98 1117.93 液体比热容KJ/(kg.℃) 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72 表23出塔气在水冷器中冷凝放热量 组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 冷凝量kg /h 175.65 108.72 133.83 2341.92 39060 放热量KJ/h 93401.88 62819.49 41092.50 5295034.29 43666345.8 合计：水冷器中冷凝放热量为4.92×107KJ/h 表24粗甲醇中各组分液体显热 组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 液体比热容KJ/(kg.℃) 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72 热量KJ/（h .℃） 463.35 282.24 302.46 9805.62 106243.20 合计：粗甲醇中各组分液体显热=117096.87 KJ/（h .℃），粗甲醇温度40℃ 即313.15k ，117096.87×313.15＝3.67×107KJ/h 6.3.5 水冷器冷却水吸热的确定 由水冷器热平衡方程可得 Q5 = Q1+Q2－Q3－Q4 即Q5 =2.313×108+4.92×107－3.67×107－1.868×108=5.70×107 KJ/h 6.3.6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.℃) =9.07×105 kg/h 即 907t/h 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453.5t/h，吸收热量为2.85×107 KJ/h，既7.91×107 w 。 七、设备工艺计算与选型 本设备设计以“甲醇合成塔”的设计为例，说明明设备设计选型过程和步骤。 7.1甲醇合成塔的设计[8] 7.1.1 传热面积的确定 合成塔选用列管式合成塔，传热量为1.027×108J/h，合成塔内的总传热系数取为300W/（m2.℃）。 由公式 Q = kA△Tm 得 A = Q/（K△Tm）=1.027×108 /（300×36）=9509.2（㎡） 7.1.2催化剂用量的确定 入塔气空速12000h-1，入塔气量5229878.73m3/h，所以催化剂体积为5229878.73/12000=435.81（m3） 7.1.3传热管数的确定 传热管选用Ф32×2.5 ，长度12000mm的钢管，材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢。 由公式 S =3.14×d×L×n 得 n = S/（3.14×d×L）=9509.2/（3.14×12×0.027）=9347 其中因要安排拉杆需要减少32根，实际管数为9315根。 7.1.4 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 ： Di=a（b-1）+2L 式中：a = 40 b = 1.1×n0.5 = 1.1×93150.5 = 106.2 L = 125mm 所以 Di=40×（106.2-1）+2×125=4457 原整后取为4600 7.1.5 合成塔壳体厚度的确定 壳体 材料 关于××同志的政审材料调查表环保先进个人材料国家普通话测试材料农民专业合作社注销四查四问剖析材料 选用13MNiMoNbR钢，壁厚的计算公式为： S=PcDi/（2「σ」tФ-Pc） 式中：Pc——5Mpa ； Di=4600mm；Ф=0.85 「σ」250=190Mpa（取壳体温度为50℃） S=4600×5/（2×190×0.85-5）=72.32mm 取C2=2mm ；C1=0.25mm，原整后取S=75mm，复验75×6%=4.5〉0.25 故，最终取C1=0.25mm，故S=75mm。 7.1.6 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。由封头厚度计算公式： S=PcDi/（4「σ」tФ-Pc） 式中：Pc——5.5Mpa ； Di=4600mm； Ф=1.0 「σ」260 =190Mpa（取壳体温度为50℃） S=4600×5.5/（4×190×1.0-5.5）=33.54mm 取C2=2mm ；C1=0.25mm，原整后取S=36mm，复验36×6%=2.16〉0.25 故，最终取C1=0.25mm，故S=36mm 。 实际制造中取厚度和筒体相同即75mm，所以封头为DN4600×75。 7.1.7 接管的确定 入塔气和出塔气接管都采用Ф350×22的钢管，配用法兰 WN-FF 350-6.3 HG20595。 入塔沸腾水和出塔蒸汽接管采用Ф250×18的钢管，配用法兰为WN-FF 250-6.3 HG20595。 人孔选用标准圆形公称直径DN450mm的人孔。 卸催化剂口接管DN600，裙座人孔DN600。 所有的开孔进行等面积补强，在开孔外面焊接上一块与容器材料和厚度都相同的20R钢板。 7.1.8 折流板的确定 折流板为弓形 h=3/4Di=3/4×4600=3450mm，折流板数量为5，间距取2000mm 折流板最小厚度为22mm，材料为Q235-A钢。拉杆Ф16，共32根，材料Q235-AF钢；定距管Ф25×2.5。 7.1.9 管板的确定 管板直径4600，厚度100mm，管板通过焊接在筒体和封头之间。 7.1.10 支座的确定 支座采用裙座，裙座座体厚度为75mm，基础环内径4000mm，外径4850mm，基础环厚度为20mm，地脚螺栓公称直径M30，数量为24个。 7.1.11 合成塔设计结果汇总表 表24 合成塔设计汇总表 筒体 内径(mm) 4600 折流板 数目 5 壁厚(mm) 75 间距(mm) 2000 封头 （半球型） 半径(mm) 2300 高度(mm) 750 壁厚(mm) 75 列管 管长 12000 拉杆 尺寸(mm) Ф16 数目 9315 数目 32 尺寸(mm) Ф32×2.5 7.2 水冷器的设计[9] 7.2.1 传热面积的确定 两股流体的进出口温度为：热流体（出换热器气） 60.8→40℃ 冷流体 （循环水） 35 ← 20 ℃ ？ 故传热推动力： △Tm = =22.78℃ 取总传热系数为：K=900W/（m2.℃） 由换热器传热速率公式：Q=AK △Tm 可得 A=Q/（K△Tm）=7911994.68/（22.78×900）=386m2 7.2.2 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7.5m，由公式A=3.14dLn n=A/（3.14dL）=386/（3.14×0.02×7.5）=820根，其中安排拉杆需要减少8根，实际管数为812根。 7.2.3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 。 7.2.4 壳体直径的确定 壳体直径； Di=a（b-1）+2L 式中：Di——换热器内径，mm； 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，Di=32×（29-1）+2×2×25=996mm ，取Di=1000mm 换热器为卧式，一般要求6〈 L/Di〈 10 ，7500/1000=7.5 ，所以满足要求。 7.2.5 壳体厚度的计算 壳体材料选用20R钢，壁厚的计算公式为： S=PcDi/（2「σ」tФ-Pc） 式中：Pc——计算压力，取Pc为4.9×1.1=5.39Mpa ； Di=1000mm；Ф=0.85 「σ」50=132Mpa（取壳体温度为50℃） S=1000×5.39/（2×132×0.85-5.39）=24.61mm 取C2=2mm ；C1=0.25mm，圆整后取S=28mm，复验28×6%=1.68 〉0.25 故，最终取C1=0.25mm 故壳体厚度：S=28mm 7.2.6换热器封头的确定 上下封头均采用标准椭球形封头，封头为DN1000×28。曲面高度h1=250mm，直边高度h2=40mm，材料选用20 R钢。 7.2.7 容器法兰的选择 材料选用16MnR钢，根据JB4703-2000标准，选用PN6.4Mpa，DN1000mm的榫槽密封面长颈对焊法兰。 7.2.8折流板的设计 折流板为弓形，h=3/4×1000=750mm，折流板间距取1500mm；最小厚度为10mm。折流板外径994mm，折流板开孔直径为Ф25.80+0.41，材料为Q235-A钢；拉杆选用Ф16，共8根，材料为Q235-AF钢。 7.2.9 开孔补强 换热器封头和壳体上的接管都需要补强，在开孔外面焊接上一块与容器壁材料和厚度都相同的，即28mm厚的20R钢板。 7.2.10支座 选用型号JB/4712-92 鞍座 BI 700 F 。 7.2.11 水冷器设计结果汇总 表25 水冷器设计汇总表 筒体 内径(mm) 1000 折流板 数目 5 壁厚(mm) 28 间距(mm) 1500 封头 （椭球型） 半径(mm) 500 高度(mm) 750 高度(mm) 250 直边高度(mm) 40 列管 管长 7500 拉杆 尺寸(mm) Ф16 数目 721 数目 8 尺寸(mm) Ф25×2.5 7.3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m3/h。 通过物料计算可以知道设计中压缩机排气量为523178.73 m3/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。 7.4 精馏塔的选型和控制[11] 精馏塔是用来实现分离混合物的传质过程设备，在化工、炼油厂中出现得最多。 本设计精甲醇的生产选取用“三塔精馏”工艺，Ⅰ塔常压；Ⅱ塔加压，Ⅲ塔常压。 7.4.1 常压塔 在常压塔精馏过程中，一般对塔顶压力的要求都不高，因此不比设置压力控制系统，可在冷凝器或回流罐上设置一段连通大气的管道来平衡压力，以保持塔内压力接近于环境压力。 7.4.2加压塔 加压塔超做过程中，压力控制非常重要，他不仅会影响到产品质量还关系到设备和生产的安全。加压塔控制方案的确定，不仅与塔顶馏出物的状态是气相还是液相密切相关，而且还和塔顶馏出物中不凝性气体量的多少有关。 7.5甲醇合成厂的主要设备一览表 表26 主要设备表 序号 流程号 名称 规格或型号 数量 材料 备注 2 R1002A，B 氧化锌脱硫塔 Ф3600×30000 2 13CrMo44钢 3 E1001 辅助锅炉 1 20R钢 4 R1003 一段转化炉 1 13CrMo44钢 5 R1004 二段转化炉 Ф4000mm 1 13CrMo44钢 6 E1002A，B 第一废热锅炉 F=80 m2 2 20R钢 7 E1003 第二废热锅炉 F=50 m2 1 20R钢 8 C2001 压缩机 BCL456+2BCL407 2 9 R2001 合成塔 DN=4600m F=9509.2m2 1 13MNiMoNbR钢 1台备用 10 E2002 水冷器 DN=700mm F=386 m2 2 20R钢 11 V2001 甲醇分离器 Ф2200mm 2 13CrMo44钢 12 V2002A，B 甲醇膨胀槽 Ф5200 2 13CrMo44钢 13 E2001 入塔气预热器 F=5400m2 1 13MNiMoNbR钢 14 T3001 预精馏塔 Ф3200×24000 1 13CrMo44钢 15 T3002 加压精馏塔 Ф4000×28000 1 13MNiMoNbR钢 16 T3003 常压精馏塔 Ф3200×28000 1 13CrMo44钢 17 V3001 精甲醇贮罐 V=30000 m3 2 八、合成车间布置设计[10] 8.1厂房的整体布置设计 根据生产工艺流程﹑产品特性、生产规模和建筑结构等来进行整体布置设计。 （1）由于塔较高，因此不宜采用单层厂房，但设备不多，因此采用单层厂房与多层厂房相结合的方式。 （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，洗手间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6×6米的柱网，厂房宽度也采用6米（一跨）厂房分为4层，高度分别为6米，4米，4米，3.5米。 厂房的整体布置图见—— 8.2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。 8.2.1 采用流程式布置，甲醇膨胀槽和压缩机放在最底层，把甲醇分离器放在第二层，甲醇水冷器安装在第三层，入塔换热器安装在最高层。 8.2.2 甲醇膨胀槽和压缩机安排在最低层，主要考虑到它们笨重； 8.2.3 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。 合成车间设备布置图见—— 九、安全生产设施[11，12] 安全生产的概念贯穿于整个化工装置建设中，除了安装、 施工 文明施工目标施工进度表下载283施工进度表下载施工现场晴雨表下载施工日志模板免费下载 、超做中要考虑之外；设计过程中的周密考虑能消除安全隐患，使事故瞬时降低到最小。 在设计中，流程上要考虑的安全因素主要是避免设备和管道内截止的压力超过允许的超做压力而造成灾难性事故的发生。一般利用安全泄压装置来及时排放管道内的介质，使管道内截止的压力迅速下降。设备及管道中采用的安全泄压装置主要有爆破片和安全阀，或在管道上加安全水封和安全放空管。 9.1安全阀的设置 安全阀是一中自动阀门，他不借助任何外力而是利用介质本身的力来排出一定数量的流体，以防止系统内压力超过预定的安全值。当压力恢复正常后，阀门再自行关闭组织截止继续流出。 9.2高压管路的设计 高压管路在设计时要注意管道材料的选择，管道与管道之间的连接形式，仪表的安装，双阀的设置，以及中、低压管道系统的连接等。高压段法兰为35号钢。为了防止介质泄漏，在高压管道设计中，当必须设置阀门时，无论其管径大小，一般均需设置双阀；双阀的安装一概紧密相连，以减少管件又便于操作。 十、公用工程设施 10.1 水﹑电供应 水主要来自附近的自来水厂和地下水；电来自供电公司的电网，无需工厂自己发电。 10.2原料与产品的运输﹑装卸和贮存 由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中。精甲醇贮槽为两台30000m3的固定贮罐，贮存量按15天产量计。 10.3自控仪表系统 本设计采用一次仪表现场分散，二次仪表就地或部分集中控制方式。拟采用DCS控制系统，一次仪表采用电III型，DCS系统设六个工作站，其中甲醇生产系统（包括脱硫、变换、甲醇合成及甲醇精馏）四个工作站，公用工程两个工作站（水处理、锅炉工作站一个，总调度室工作站一个）。生产过程中主要工艺参数，工艺过程控制，工艺流程图等集中在各个工作站由DCS系统显示和控制，次要的参数及设定值，不需经常调整的参数，可采用就地显示和调节。 十一、“三废”处理方案与思路 10.1甲醇生产对环境的污染 10.1.1废气 甲醇生产过程产生的废气主要有： （1）甲醇膨胀槽出来的膨胀气，其中含有较多的一氧化碳和有机毒物。 （2）精馏时预塔顶排放出的不凝气体。 （3）其他如精馏塔顶还有少量含醇不凝性气体等。 （4）锅炉排放烟气，烟气中含粉尘。 （5）供煤系统中的煤的输送、破碎、筛分、干燥等过程中产生的粉尘。 10.1.2废水 甲醇生产过程产生的废水主要有： （1）甲醇分离器排放的油水，各输送泵填料的漏液。 （2）精馏塔底排放的残液，这是甲醇生产中对水源污染最严重的废水。 （3）气化工段气液分离出来的含煤水。 10.2处理方法 10.2.1废气处理 甲醇精馏系统各塔排放的不凝性气体送去燃料气系统作燃料；甲醇膨胀槽排放的膨胀气也送去燃料气系统；脱硫工段的酸性气体送往回收系统进行回收。 10.2.2废水处理 由常压精馏塔底部排出的精馏残液（废水）通常采用的方法：废水经冷却器冷却后，由废水泵送到生化处理装置处理。本设计拟采用西南化工研究院和第三化工设计院联合开发的“厌氧法”工业废水处理工艺，其流程见图3所示： 图3含醇废水厌氧处理流程图 1-隔油槽；2-泵；3-初沉器；4-配水冷却器；5-水封槽； 6-UASB反应器；8-沙滤器；9-竖沉器 工艺原理：甲醇残液进入隔油槽分离除去其中烷烃类甲醇油，并根据水质组分补充磷钾等营养物质，用泵输入初沉器，沉淀分离废水中的机械杂质及其他沉淀物。然后进配冷却器，使废水COD浓度维持在15000mg/L，并将水温调整为18-38℃。从UASB反应器低部进入，在此与活性污泥自流搅拌混合，向上流动。在反应器上部的三相分离器，将反应产生的沼气、活性污泥和处理水分开，沼气由塔侧出来经流量调节后进入水封回收。活性污泥则经三相分离器回流在反应器内，小量随水带出，进入竖沉器后排放。由于废水中COD浓度高时厌氧法反应效果好，所以进水基本不加稀释，而在处理后根据分析加水稀释排放。 由气化过程中从V1003下分离的液体去污水处理系统（污水的处理过程是先送入 减压闪蒸槽，闪蒸后的液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩，再去过滤。 十二、经济效益估算[11] 本设计所作的经济效益分析仅为估算，其中的参数选用是2002年的标准，可能不准确，但借此可大致能略显“生产甲醇产品”不仅具有一定的社会效益，经济效益也是较大的。 12.1投资估算 表27 投资表 序号 项目 单位装置投资，万元 1 房屋，建筑物 4950 2 机器设备及安装 19000 3 运输设备 500 4 电子设备及安装 150 5 流动资金 3000 6 合计 27600 12.2劳动人员的确定 劳工定员分为管理人员、技术人员、生产工人。 管理人员为白班制；生产车间班组人员为三班制。 表28 生产岗位定员 序 部 门 管理人员 技术人员 生产工人 1 厂部 16 1 0 2 脱硫车间 2 2 25 3 合成车间 2 2 15 4 精馏车间 3 2 15 5 动力车间 2 2 32 6 维修车间 3 2 24 7 综合楼 2 2 12 8 综合仓库 2 0 3 小计 合计 32 17 126 总计：175个人 12.3生产成本估算 12.3.1计算数据 （1）原料，副产品的单价和公用工程单价 表29 原料，副产品的单价和公用工程单价 种类 单位 价格，元 天然气 m3 0.70 回收硫 kg 2.30 辅助材料 /t（甲醇） 7.50 表30 公用工程价格 种类 单位 价格，元 冷却水 m3 0.5 工业水 t 0.8 锅炉补给水 t 5.0 电 Kw.h 0.80 （2）折旧费﹑人工费﹑维修费﹑管理费用依据 人工费=工资+附加费（工人175人，年平均工资25000元） 折旧费=每吨甲醇生产折旧费×年产甲醇量（每吨甲醇生产折旧费取85.3元） 年维修费=固定资产原值×3%（固定资产原值24600万元） 废水处理费=每吨甲醇废水处理费×年产甲醇量（每吨甲醇废水处理费100.8元） 12.3.2生产成本计算 （1）天然气费用=0.7×700×30=14700万元； （2）用电费用=0.8×450×30=10800万元； （3）工业水费用=0.8×410×30=9840万元； （4）冷却水费用=0.5×50×30=750万元； （5）锅炉补水费用=5×1×30=50万元； （6）回收硫收入=-2.30×2×30=-138万元； （7）人工费用=25000×175+（25000×175）×10%=481.25万元； （8）专利费用=3.2×30=96万元； （9）折旧=85.3×30=2559万元； （10）维修费=24600×3%=738万元； （11）废水处理费用=100.8×30=3240万元； （12）销售费=13×30=390万元； （13）辅助材料费=7.5×30=225万元； 产品生产 总成本 = 43615.25 万元 表31 各项成本表 序号 项目 单位 数量 单价/（元/单位） 单位成本/（元/t甲醇） 总成本 （万元/年） 1 总天然气费 m3/t（甲醇） 700 0.7 490 14700 2 用电费 kw.h//t（甲醇） 450 0.8 360 10800 3 工业水费 t/t（甲醇） 410 0.8 328 9840 4 冷却水费 m3/t（甲醇） 50 0.5 25 750 5 锅炉补给水费 t/t（甲醇） 1 5 5 150 6 回收硫费 kg/t（甲醇） －2 2.30 －4.60 －138 7 人工费 16.04 481.25 8 专利费 3.2 96 9 折旧费 85.3 2559 10 维修费 24.6 738 11 废水处理费 100.8 3240 12 销售费 13.00 390 13 辅助材料费 7.5 225 14 产品成本 11453.84 43615.25 12.4总销售收入 12.4.1价格的确定 国内价格情况：2003年以来，中国甲醇一直上涨，涨幅在50元至200元之间，目前价格较高的市场为华东、华南地区，高达2600元／吨。西北、西南地区平均在2200元／吨左右。我国甲醇价格上涨的原因之一是受国际价格大幅上涨的影响，我国有40％以上的甲醉来源于国外进口。 国际市场价格情况：目前美国甲醇价格已达296美元／吨（的合人民币2448元／吨）；欧洲甲醇价格已达250美元／吨（约合人民币2068元／吨）；亚洲甲醇价格在230—240美元／吨(CFR亚洲)之间（约合人民币1902-1985元/吨）。 甲醇价格的确定：鉴于上述国内及国际甲醇市场价格的情况，本项目甲醇价格确定为1950元／吨。 12.4.2年销售总收入 年产销甲醇30万吨，每吨售价1950元，年总销售收入为58500万元。 12.5年利润总额 （1）所得税前利润：14884.75万元／年 （2）所得税后利润：所得税率以20％计，所得税后利润为11907.8万元/年（年所得税2976.95万元） 12.6投资回收期 总投资=27600万元；建设期2年；两年后每年净收入11907.8万元；静态投资回收期=27600/11907.8=2.32年 12.7综合技术经济指标 表32 技术经济指标表 序号 指标名称 单位 数量 备注 1 项目总投资 固定资产投资 流动资金 万元 万元 万元 27600 24600 3000 2 年产品产量 万吨 30 3 年总销售收入 万元 58500 4 年总成本 万元 43615.25 5 年所得税金 万元 2976.95 6 年所得税前利润 万元 14884.75 7 年所得税后利润 万元 11907.8 8 投资回收期（静态） 年 4.32 含建设期2年 十三、设计结果评析 上述“甲醇生产工艺”设计过程，依据“设计任务”的要求，遵照化工通用工程的设计方法、设计步骤和设计原则，参照成功经验和典型生产工艺流程，并比较国内外系列科研成果和文献资料的查询、检索、分析，比较成功的完成“30万t/a甲醇生产车间工艺初步设计”任务。虽然有些内容可能不太切合实际,也可能存在太多的不足，但从设计的整体结果来看，该生产工艺流程“设计”的基本合理,符合我们原先的设计初衷,基本上能满足甲醇生产要求,较好地达到了预期的设计效果。文中选用的计算公式、设计参数正确，计算数据可靠，设备的选用能满足生产任务，各项指标符合生产实际，设计结果对实际生产过程具有一定的指导意义。 十四、心得 体会 针灸治疗溃疡性结肠炎昆山之路icu常用仪器的管理名人广告失败案例两会精神体会 与致谢 通过这次毕业设计,我各方面的能力都得到了锻炼和提高。比如,提高了综合运用知识的能力，查找资料和收集资料的能力也得到了较大提高,不但对化工专业知识有了更多的了解而且进一步巩固了所学专业知识。通过该课题的设计训练，让我基本掌握化工通用工程设计的基本程序和方法，为承担全程的化工工程设计打下良好的基础；学会了全面思考问题，达到了巩固、扩展以及综合运用所学知识解决实际问题的目的。 在设计过程中我还学会了运用CAD软件进行工程制图,这些都将使我终身受益。 本次设计能够顺利完成离不开化工系“设计指导小组”对我的帮助和张德拉等老师对我的悉心指导,借此表达我的衷心感谢！同时我还要衷心的感谢四年来艰辛培育我们、给我们知识和智慧的“材料与化工学院”特别是“材料工程系”的全体老师！衷心的感谢四年来不离不弃、相互帮助和关照的同窗好友。 既将走出校门，我将。。。。 十五、参考文献 [1] 王延吉.化工产品手册.第四版.有机化工原料.化学工业出版社.54. [2] 汪寿建.天然气的综合利用技术.第1版.化学工业出版社,2003. [3] 宋维端，房鼎业.甲醇工学.第1版.化学工业出版社,1991. [4] 王延吉.化工产品手册.第四版.有机化工原料.化学工业出版社.55. [5] 薛荣书,谭世语.化工工艺学.第二版.重庆大学出版社.238-239. [6] 吴志泉,涂晋林.工业化学.华东理工大学出版社.35-36. [7] 王永全.甲醇精馏技术简述「J」.化肥设计,2004,42(5):22～25. [8] 梁红涛，最新化工生产工艺设计与化工产品检测技术手册.银声音像出版社,2004. [9] 刁玉玮等.化工设备机械基础.第5版.大连理工大学出版社,2003. [10]刘道德等.化工厂的设计和改造.第二版.中南大学出版社,2005. [11]娄爱娟等.化工设计. 第1版.华东理工大学出版社,2002. [12]柴诚敬等.化工原理. 第1版.天津大学出版社,2003. � EMBED AutoCAD.Drawing.16 ��� 甲醇精馏 甲醇合成 天然气变为合成气 天然气脱硫 PAGE 24 _1244549331.unknown _1246259000.unknown _1246259486.unknown _1208894891.dwg _1244549075.unknown _1205682451.dwg