1、畢業設計（論文）任務書設計（論文）題目： 年產40萬噸甲醇精餾工藝設計 學院： 專業： 班級： 晉藝 學生： 指導教師： 1設計（論文）的主要任務及目標(1) 結合專業知識和工廠實習、分析選定合適的工藝參數。 (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）的基本要求和內容(1) 本車間產品特點及工藝流程。 (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.化學工業出版社.2002.57 2 馮元琦.聯醇生產.北京.化學工業出版社.1989.257268.

2、 3 柴誠敬、張國亮。化工流體流動與傳熱。北京。化學工業出版社。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 基本概念2第1.2節 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31.2.3膨脹節材料的選用6第2章 甲醇生產的工藝計算7第2

3、.1節 甲醇生產的物料平衡計算7第2.2 節 生產甲醇所需原料氣量92.2.1生產甲醇所需原料氣量9第2.3節 聯醇生產的熱量平衡計算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 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212.4.2 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 精餾塔設計的依據及任務333.1.1設計的依據及來源333.1.2設計任務及要求33第3.2節 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353.2.2.3 加

4、熱方式353.2.2.4 熱能利用35第3.3節 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 塔頂產品產量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算373.3.3 全凝器冷凝介質的消耗量373.3.4熱能利用383.3.5 理論塔板層數的確定383.3.6全塔效率的估算393.3.7 實際塔板數 40第3.4節 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節塔徑的計算43第3.6節 塔高的計算45第3.7節 塔板結構尺寸的確定463.7.1 塔板尺寸463.7.2弓形降液管473.7.2.1 堰高4

5、73.7.2.2 降液管底隙高度h0473.7.3進口堰高和受液盤473.7.4 浮閥數目及排列473.7.4.1浮閥數目483.7.4.2排列483.7.4.3校核49第3.8節 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 漏液驗算50第3.10節 液泛驗算50第3.11節 霧沫夾帶驗算51第3.12節 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

6、限線52第3.13節 操作性能負荷圖53第3.14節 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 回流液管55第3.16節 塔頂上升蒸汽管55第3.17節 水蒸汽進口管56第4章 輔助設備的計算及選型57第4.1節 水冷排設計計算58第4.2節 水冷排的設計選型59第4.3節 預塔進料泵的選型60參考文獻62附錄63致 謝64 年產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步提高。國內又有一批甲醇項目在籌建。這樣，選擇最好的工藝利設備，同

7、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/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和發展歷史，并介紹了我國甲醇工業的發展；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 基本概念精餾是利用不同物質的揮發度不同，將

8、液體混合物進行多次部分氣化，同時又把產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加入塔內，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（塔頂產品）連續采出。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傳遞。塔底部裝有再沸器（蒸餾釜）以加熱液體產生蒸汽，蒸氣沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進行物質傳遞，塔底連續排出部分液體作為塔底產品。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。如此物質交換的結果，上升蒸汽中輕組份的濃度逐漸提高，只

9、要有足夠的相間接觸表面和足夠的液體回流量，到達塔頂的蒸汽將成為高純度的輕組分，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，是衡量精餾塔內操作的穩定程度，它表現在他的能力大小和產品質量的好壞，一般應當根據入料量（f）而適當采取餾出物量（d），保持塔內物料平衡，才能保證精餾塔內操作條件穩定，當塔的

10、物料平衡被破壞時，精餾塔的溫度、壓力降都會發生大幅度波動，嚴重時引起液泛、霧沫夾帶、傳質效率降低等問題，系統不能正常運行。在粗甲醇精餾操作中，維持物料平衡的操作是最頻繁的調節手段，操作時還必須同時考慮塔內的熱量平衡。1.1.2汽液平衡 汽液平衡影響到甲醇產品的質量和精餾損失等，主要是通過調節精餾塔的操作條件（溫度、壓力、負荷），來調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濟的效果。汽液平衡是通過在每塊板上氣液互相接觸進行傳質和傳熱而實現的。汽液平衡和物料及熱量平衡密切相關，塔內溫度、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

11、據，當精餾塔在正常運行時，塔內的溫度和壓力是穩定的，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整塔的熱量平衡。 總之，精餾系統的操作就是要掌握好精餾塔的物料平衡和熱量平衡，并由此穩定好塔盤的汽液平衡，來達到產品質量合格，同時排放廢液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。第1.2節 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

12、)，先經過預塔冷凝器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

13、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

14、油貯罐。回收塔塔底含少量甲醇的廢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。 本工序的含醇排凈液由封閉系統收集于地下槽中，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境造成污染。 在生產過程中，常壓塔頂會出現不凝氣的積累而影響塔的操作，這可從常壓塔頂的溫度、壓力的對應關系判斷。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分程調節。閥后不凝氣通過放空總

15、管高點放空。? ?加壓精餾塔壓力由調節閥pv15521控制。? 常壓精餾塔壓力由pv-15530a和pv-15530b分程調節。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節閥調節。塔底液位由塔底出口管線上的液位調節閥調節。1.2.2 主要設備和泵參數主要設備參數和主要泵參數分別見表1-1.表1-2.表1-1主要設備參數表?設備名稱 規格 設計參數 設計壓力/mpa設計溫度/ 脫醚塔dn1400x236350.290 加壓精餾塔dn1500065670.8150 常壓精餾塔dn1800x359170.211

16、0 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 主要泵參數表?泵名稱流量/(m3/h)揚程/m人口壓力/mpa使用

17、溫度/ 粗醇泵3050常壓40 脫醚塔回流泵30500.1280 加壓塔進料泵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來克服管道的熱脹冷縮。但在膨脹節材料選用時，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304不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要差些

18、，而316l不銹鋼對甲醇氣的耐腐蝕性能要好一些。 第2章 甲醇生產的工藝計算化工生產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管理、工藝條件選擇的主要依據；對于平衡原料、產品產量，選擇最佳工藝條件，確定操作控制指標，合理利用手產中的廢料，廢氣，廢熱都有重要作用。第2.1節 甲醇生產的物料平衡計算甲醇生產中，原料氣的量與組成在一定范圍內是根據物料平衡計算和生產實際進行調節整，如原料氣中氫、一氧化碳、氮的比例等。在生產過程中，也會產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，有的還必須在生產過程中測

19、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，聯醇工藝從原料氣制造開始，經脫衡、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%(質量分數)，原料液溫度：45設計要求：塔頂的甲醇含量不小于99%(質量分數) 塔底的甲醇含量不大于0.5%(質量分數)產品粗甲醇的組成（質量為）：甲醇（ch3oh） 84%二甲醚（ch3）2o） 0.36%高級醇（c4h9oh） 0.30%高級烷烴（c8h18） 0

20、.24%水（h2o） 5%產量分配為：合成氨60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h計算實現合成氨產量計劃所需要原料氣（醇后氣）的量：（1）參加反應理論耗氣量 根據反應方程式：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

21、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

22、.75 nm3/h于是，生產合成氨所需醇后氣量如表2-1表示第2.2 節 生產甲醇所需原料氣量 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

23、.86471.74199.6623.99332.611.9245.081.4100.780.5767.190.388.750.0517505.931002.2.1生產甲醇所需原料氣量（1）合成甲醇的化學反應主反應：co+2h2=ch3oh+102.37kj/mol (2-2)副反應：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，

24、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）生產測提，按反應式（2-4）每生產1t粗甲醇的同時，ch4生成量為7.56 nm3/h

25、；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：17.5280.4530.17170.27330.1278=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10106pa，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coco2h2n2ch4（ch3）2o小計 溶解量 nm3/t9.816.5825.923.260.7

26、61.9248.25 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測定，在35。c時液態甲醇中釋放的co、co2、h2等混合氣中，每含37.14g甲醇。假設經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

27、.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/h332.61245.0812375.384199.656100.7867.1

28、917497.18 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.

29、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%, 根據表2-3，設甲醇塔出塔氣量斯社（g醇出塔）為g醇出塔=146898.09 nm3/hg醇

30、循環=1746898.0917505.934582.422+3.8523.394 =1247.90.194 nm3/h故得循環氣各組分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循環氣量及其組成組分coco2h2n2ch4 流量，nm3/h2371.0141747.06388913.01330561.119686.646 組成，%1.91.471.2524.490.05 續表2-5甲醇塔循環氣量及其組成組分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g入四醇塔

31、=g新鮮氣+g循環氣，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醇副產物，根據（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，%0.580.3

32、80.046100 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 合成反應消耗，nm3/h3900.293337.5688810.426 反應生成物，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

33、，nm3/h62.395136455.028 合成反應消耗，nm3/h136048.28 反應生成物，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/h2713.6241992.1

34、4382264.87734760.775779.248516.435 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，% 續表2-8甲醇分離器出口氣體和液體產品流量與組成組分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/h4157.2166.1510.1472.843369.9145

35、46.266 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）醇后氣經精煉氣流量與組成如表2-10所

36、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）根據表2-1，表2-10得氨合成塔生產最終平衡，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 合成反應消耗，nm3/h12525.7944175.348349.18 吹出

37、氣，nm3/h0.7597.13467.19165.076 氨擴散損耗，nm3/h36.2436.24 合成氨產量，nm3/h8312.948312.94 合成氨產量，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 聯醇生產的熱量平衡計算物料平衡計算之后，可以根據各段的物料量，進行熱平衡計算。熱平衡計算可以為生產過程提供熱能的供需量、如熱交換的換熱面積、熱介質或冷介質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，可以各個還節中找出不合理的損耗，以此作

38、為實現高產。低耗的重要手段落。生產過程中主要是輸入和輸出的熱量和能量，能量或熱量的轉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，在連續生產過程中是以單位時間來計算的，把裝置或過程中所發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反應物、化學產物帶出的熱量以及設備、器壁散失熱量等都一一考慮在內進行計算。年產60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的熱量平衡計算根據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）系統熱損失為5%

39、。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； 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的反應熱，kj/h。而 =g 式中 gr各組分的生成量，生成反應的熱量變化kj/ m3

40、或kj/mol。b. 全塔入熱計算查物性手冊，壓力為10106pa，根據表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)9697.9329475.84

41、011951.87751196.983續表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.塔內反應熱計算在甲醇合成塔內，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

42、氧化碳和水，產生的熱量如表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下各組分的比熱容，根據表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甲醇合成塔內反應熱組分ch3oh（ch3）2oc4h9oh 生成熱，kj/h102.3749.62200.39 生成量 nm3/h4157.21610.1476.115 kmol/h185.590.4530.273 反應生成熱，kj/h18998848.322477.8654706.47 續表2-13甲醇合成塔內反應熱組分c8h18ch4co合計 生成熱，kj/h957.9

43、8115.69-42.92 生成量 nm3/h2.8433.85337.5684517.739 kmol/h0.1270.17215.07201.68 反應生成熱，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/h120.91989.0831551.8931551.893

44、34.80523.055 出塔熱量，kj（h。c）3807.7395520.47348341.46748341.4671603.118527.037 續表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）10512.37816.86025.60440.4

45、13483.908179089.201e.全塔熱損失計算條件已經給出全塔熱損失為5%，因此損失熱量為q熱損失=（q入塔q反應）5% =（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熱熱損失合計 入熱，kj/h7687906.0218570790.3726258696.57 出熱，kj/h24945761.741312934.8292625869

46、6.572.3.2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如表216 。表2-16粗甲醇中各組分的物理常數組分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

47、假設，有相變物質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=2900033.612 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組分ch3oh（ch3）2oc4h9oh 冷凝器 nm3/h4157.21610.1476.15 kmol/h5938.8820.83720.317 放熱量，kg/h6639252.11811

48、080.07511739.366 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

49、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（ k

50、mol。c）1276.024201.28013.9276316.674 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=76136.67438=2900033.612/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=17538.71638=666471.208 kj/h于是，由冷卻水帶走熱量；q冷卻水=24945761.747338588.309(2900033.612666471.208)=28717845.23 kj/h表2-19 冷凝器出口液體流量組分ch3o