沈陽化工大學科亞學院學士學位論文第一章概述沈陽化工大學科亞學院第一章文獻綜述1.1甲醇在國民經濟中的地位及作用隨著我國國民經濟不斷穩定的發展，不管是能源生產總量還是需求總量都在不斷增長。7O構逐步向多元化結構發展的時代。目前，人類己經面臨著石油及天然氣這一寶貴的化石能源在不斷的枯竭，根據我國提出的經濟可持續發展的戰略，需要合理有效地利用資源。“缺油、少氣、富煤”的客觀現實，意味著今后30年內，我國一次能源消費以煤為主的格局不會改變。但是我們如果還是沿用落后技術，把煤直接燃燒用于發電和其它工業目的，不斷擴大低效、高污染應用技術中煤的用量，則同樣是難以為繼的，同時對環境的污染將是難以估量的。因此，充分利用豐富的煤炭資源，大力發展潔凈煤技術和新一代煤化工技術是非常必要的，既對我國合理利用資源、有效利用能源和促進經濟可持續發展具有重要的現實近年來，我國甲醇市場非常紅火，甲醇價格持續上漲，甲醇生產裝置開工率不斷提高，各地甲醇新建項目陸續開工。一是甲醇傳統消費領域，如甲醛、醋酸等產品的產量穩步提升，對甲醇的需求量逐步增加；二是新的消費領域，如醇醚燃料、甲醇制烯烴等由于發展前景廣闊，也引發了國內對甲醇裝置的投資熱。我國甲醇生產以煤為要原料，產業結構不盡合理，裝置規模偏小，企業數目過多，原料路線和工藝技術五花八門。由于對醇醚燃料需求的高度期待，我國甲醇發展過熱，幾乎“遍地開花”。據報導，2000～2007年我國甲醇產能年均增長率為24.8%，2007年我國共有甲醇生產企業177家，總規模16002010年總產能達到每年萬噸。我國規劃中的甲醇產能已超過同期世界其他各國的總產能。煤基甲醇是資源消耗型產品，是低附加值產品，。1.2甲醇在國內外發展概況1.2.1國內甲醇的生產發展簡史建國前，國內基本沒有甲醇工業。第一個五年計劃時期，從蘇聯引進以煤為原料的高壓合成甲醇裝置。60年代在南京、淮南、北京等地建設了以煤炭和重油為原料的合成甲醇裝置。70年代以來，先后又在廣東、湖南、湖北等地建成甲醇裝置，并將上海等地原有的甲醇生產企業擴大了生產能力。隨著國民經濟和技術進步的需要，又分別從英國、西德引進了低壓合成甲醇裝置。據不完全統計，我國現在已有50多套合成甲醇生產裝置，形成50～60萬噸的年生產能力，其中30多套是合成氨聯產甲醇裝置，年生產能力約210～220kt；在建或緩建的生產能力約10多萬噸，總能力在70萬噸左右。1984年統計，全國甲醇產量為46萬噸，開工率為77%，當年使用量為43萬噸。1975～1987年的13年間，國內甲醇產量增長2.73倍，甲醇產量由1975年的13.7萬噸增長1987年的51.2萬噸。國內重點企業的甲醇裝置，分別采用煤焦、油、氣三種原料，據1987年不完全統計，不同原料和生產工藝的甲醇生產能力不同。甲醇生產工藝中聯產甲醇的生產能力，占總生產能力的27.7%，單產甲醇占72.3%。原料結構以油為原料的占55.2%，其中單產甲醇占97%；以煤焦為原料的占30%，其中聯產甲醇占87。國內甲醇進出口狀況表現良好，2001～2006年，國內進口總額逐年遞減，而出口總額基本處于逐年遞增狀況。

市場方面，2005年以來，國內甲醇市場走勢相當不錯，價格基本一路上漲，從元月份的1100元最高上漲到2100元。2005年，盡管甲醇價格有所回落，但仍維持在1900元的高位。2006年，甲醇市場行情是化工市場中的一道亮麗風景，全年主流價格在2500～3500元/噸的區間運行，最高上探至3950～4200元/噸，價格之高震幅之大為近十年之最。2007年國內甲醇市場容量繼續增加。2000～2006年，國內甲醇表觀需求量以約16.5％的速度遞增，以此推算，2007年全年甲醇表觀需求量將達到960萬噸左右。,j!U0G#D7s#C

事實證明，未來甲醇工業發展前景非常廣闊，按入世承諾，中國首先取消了成品油進口配額管理，允許外商獨資經營油品倉儲零售業務。隨后允許外商從事成品油批發業務，與世界經濟接軌。據此，在政策的引導下，市場和效益能極大促進甲醇工業的巨大發展。從國家經濟發展，能源戰略安全保障方面需要，全面推廣甲醇燃料條件已成熟，甲醇燃料的發展已到了關鍵時刻，甲醇燃料的快速發展已勢在必行！1.2.2國外甲醇的生產發展簡史1924年以前，甲醇生產是用木材為原料干餾而制得，當時世界甲醇產量約為4.5萬。1923年德國巴登苯胺-純堿公司（BadischeAnilinandFabrik—BASF）的兩位科學家米塔許（Mittash）和施奈德（Schneider）試驗了用一氧化碳和氫氣，在300～400的溫度和30～50MPa壓力下，通過鋅鉻催化劑的催化作用合成甲醇，并于當年首先實現了工業化生產，這比合成氨工業生產遲了約10年。在以后的幾年中，美國和歐洲的一些國家，如法國、意大利、英國等也實現了以特有選擇性的催化劑，使水煤氣合成甲醇。1927年美國商業溶劑公司（TheCommercialSolventCoorporation）在伊利諾斯州的波利亞城建成合成甲醇廠，年產能力近400噸甲醇，是用丁醇～丙酮廠的發酵氣（CO260%，H240%）為原料。二次世界大戰期間，瑞士的朗莎（Lonza）公司用電解氫和二氧化碳，采用鋅基催化劑合成甲醇，在工業上獲得成功，它使用的二氧化碳是生產硝酸鈣的副產品，經過脫除一氧化氮，再用煤還原成為一氧化碳。到20世紀40年代，隨著有機化學工業的發展，世界上工業發達的國家，在合成氨工業基礎上陸續建立了以褐煤及焦炭為原料的合成甲醇工廠。50年代，合成甲醇的原料開始采用天然氣和輕油裂解氣。由于三大合成材料的迅速發展，甲醇的需要量急劇增長，促使甲醇工業高速發展，甲醇產量增加了一倍多。從1960年到1969年，甲醇的發展速度更快，10年間世界甲醇產量增長2.72倍，世界甲醇產量由1960年236萬噸增長到1969年的643.7萬噸。2005年全球甲醇總產能為4117.5萬噸/a，其中北美364.6萬噸/a，南美1062.9萬噸/a，歐洲768.5萬噸/a，中東和北非890.9萬噸/a，亞太地區1030.6萬噸/a；世界甲醇需求量超過3320萬噸，供應量約為3410萬噸/年。1.3甲醇的主要性質1.3.1甲醇的物理性質無色、透明、高度揮發、易燃液體。略有酒精氣味。分子式CH3OH、分子量32.04、相對密度0.792(20/4℃)、熔點-97.8℃、沸點64.5℃、閃點12.22℃、自燃點463.89℃、蒸氣密度1.11、蒸氣壓13.33KPa(100mmHg21.2℃)。蒸氣與空氣混合物爆炸下限6.0~36.5%。能與水、乙醇、乙醚、苯、酮、鹵代烴和許多其他有機溶劑相混溶。遇熱、明火或氧化劑易著火。遇明火會爆炸，在空氣中甲醇蒸汽的爆炸極限6.0~36.5%(體積)。甲醇是最常用的有機溶劑之一。與水互溶且體積縮小,能與乙醇、乙酸等多種有機溶劑互溶甲醇為有毒化工產品。有顯著的麻醉作用對視神經危害最為嚴重,吸入濃的甲醇蒸汽時會出沉醉、頭痛、惡心、嘔吐、流淚、視力模糊和眼痛等,需要數日才能恢復,空氣中允許濃度為0.05mg/l,極限允許濃度在空氣中為2000ppm。甲醇的一般性質列于表1-1表1-1甲醇的一般性質性質數據性質數據密度g/ml（0℃)0.8100臨界壓力Pa79.54×105沸點℃64.5～64.7蒸汽壓Pa（20℃)1.2879×104熔點℃-97.8黏度Pa·s（20℃)5.945×10-4自燃點（空氣中℃)473膨脹系數（20℃)0.00119臨界溫度℃240爆炸性（空氣中）6.0～36.5%（Vol）蒸發潛熱kJ/mol（64.7℃）35.295腐蝕性除鉛、鋁外，常溫下無腐蝕性1.3.2甲醇的化學性質甲醇具有脂肪醇的化學性質，即可進行氧化、酯化、羰基化、氨化、脫水等反應。甲醇裂解產生CO和H2，是制備CO和H2的重要化學方法。（1）氧化反應甲醇在電解銀催化劑上可被空氣氧化成甲醛,是重要的工業制備甲醛的方法：CH3OH+0.5O2→HCHO+H2O甲醇完全燃燒時氧化成CO和HO，放出大量的熱：CH3OH+O2→CO2+H2O+726.55kJ/mol（2）酯化反應甲醇和硝酸作用生成硝酸甲酯CH3OH+HNO3→CH3NO3+H2O（3）羰基化反應甲醇和光氣發生羰基化反應生成氯甲酸甲酯，進一步反應生成碳酸二甲酯：CH3OH+COCl2→CH3OCOCl+HClCH3OCOCl+CH3OH→（CH3O）2CO（4）胺化反應在壓力5～20Mpa,溫度370～420℃下，以活化氧化鋁或分子篩催化劑，甲醇和氨發生反應生成一甲胺二甲胺和三甲胺的混合物，經精餾分離可得一甲胺、二甲胺和三甲胺一甲胺、二甲胺和三甲胺產品。CH3OH+NH3→CH3NH2+H2O2CH3OH+NH3→(CH3)2NH+2H2O3CH3OH+NH3→(CH3)3+3H2O（5）脫水反應甲醇在高溫和酸性催化劑如ZSM-5，r-Al2O3作用下分子間脫水生成二甲醚：2CH3OH→(CH3)2O+H2O（6）裂解反應在銅催化劑上，甲醇可裂解成CO和H2：CH3OH→CO+H2（7）氯化反應甲醇和氯化氫在Zn/ZrO催化劑上發生氯化反應生成一氯甲烷：CH3OH+HCl→CH3Cl+H2O氯甲烷和氯化氫在CH3Cl2/ZrO2催化劑作用下進一步發生氧氯化反應生成二氯甲烷和三氯甲烷：CH3Cl2+HCl+0.5O2→CHCl3+H2OCH3OH+HCl+0.5O2→CH2Cl2+H2O（8）其他反應甲醇和苯在3.5MPa，350~380℃反應條件下，在催化劑的作用下可生成甲苯：CH3OH+C6H6→C6H5CH3+H2O220℃,20MPa下,甲醇在鈷催化劑的作用下發生同系化發反應生成乙醇:CH3OH+CO+H2→CH3CHOH+H2O1.4廠址選擇1.4.1廠址選擇原則廠址的選擇是十分重要的環節是工業布局的最終環節和工業基本建設的前期工作，也是項目可行性研究的組成部分。他根據工業地區布局和新建項目設計任務書的各項需求，由規劃設計部門共同承擔，在濕地踏勘及區域性技術經濟調查的基礎上，對各地建設條件分析評價并選擇若干個能基本滿足建廠要求的廠址方案定性與定量相結合的技術經濟綜合論證，從而確定最優的建設地點和具體廠址。廠址選擇通常分為兩個階段:⑴確定選址范圍和建廠地點。側重考慮廠址的外部區域經濟條件，包括：距離原材料、燃料動力基地和消費地的遠近；與各地聯系的交通運輸條件；當地的廠際生產協作條件；供水、排水及電源的保證程度；原有城鎮基礎和職工生活條件；有否可供工業進一步發展工業成組布局和城鎮發展的場地；是否與城鎮規劃及區域規劃相協調；土地使用費用、建筑材料來源及施工力量等。⑵確定廠址最后具體位置。主要考慮項目設計任務書和廠區總平面布置的有關要求及投資約束條件。包括：廠址場地條件，土地征用的數量、質量及處理難度，廠址下有無礦藏等；距離水源地的熱設施的工程量遠近和給排水的揚程；修建鐵路專用線與場外公路等交通設施的工程量與投資；供電、供熱設施的工程量及投資；距已有城鎮生活區域公共服務區設施的遠近；“三廢”排放對城鎮和周圍環境的影響及環保費用等。廠址已經選定，不僅對所在地區的經濟發展、城鎮建設和環境質量產生重要影響，而且直接關系到新建項目的基本建設和建廠速度，并長期影響企業的經營、管理等經濟效果。1.4.2本次設計所選廠址本次甲醇生產廠址選擇在黑龍江省大慶市讓胡路區馬鞍山，大慶市是中華人民共和國黑龍江省西部下轄的地級市。⑴地理概況：大慶市位于黑龍江省西部，松遼盆地中央坳陷區北部。市區地理位置北緯45°46'至46°55'，東經124°19'至125°12'之間，東與綏化地區相連，南與吉林省隔江（松花江）相望，西部、北部與齊齊哈爾市接壤。濱洲鐵路從市中心穿過，東南距哈爾濱市159公里，西北距齊齊哈爾市139公里。全市總面積21219平方公里，其中市區面積5107平方公里,截至2010年底市區建成區面積207平方公里為、大慶油田為中國第一大油田、大慶是世界第十大油田大慶油田所在地；是一座以石油、石化為支柱產業的的新興城市。⑵氣候條件：大慶光照充足，降水偏少，冬長嚴寒，夏秋涼爽。全市年平均氣溫4.2℃，最冷月平均氣溫－18.5℃，極端最低氣溫－39.2℃；最熱月平均氣溫23.3℃，極端最高氣溫39.8℃，年均無霜期143天；年均風速3.8m/s，年>16級風日數為30天；年降水427.5mm，年蒸發635mm，年干燥度為1.2，大陸度為78.9；年日照時數為2726小時，年太陽總輻射量491.4kJ/平方厘米。由于地處溫帶季風性氣候所以受溫帶和季風共同影響，大慶市年氣候變化多端，春夏秋冬四季，寒來暑往，周而復始的循環。冬季受大陸冷高壓控制影響，盛行偏北風，寒冷少雪，熱量嚴重匱乏；夏季受副熱帶海洋氣團影響，盛行偏南風，夏季前期干熱，后期降水集中且變率大，時有旱澇；春秋兩季為過渡季節，春季冷暖多變，干旱多風，風借旱情，旱助風威，水資源嚴重匱乏；秋季多寒潮，降溫急劇，春溫高于秋溫，春雨少于秋雨。大慶市氣候受大陸的影響遠甚于海洋，陸地因素在氣候形成中起決定作用，全市大陸度K在76.2～81.0之間（遠大于50），為典型的大陸性氣候。由于氣候的大陸性和季風交替共同影響，在春季的增溫和秋季的降溫過程中，溫度升降頻繁且劇烈；同時，由于晴天日數多，晝夜溫度變差大。年日照時數在2600至2900小時，生長期（五至九月）日照時數為1300至1350小時。年降水量在400至550毫米之間，生長期降水量一般在350至480毫米之間，占年降水量的85%以上。⑶大慶經濟發展狀況：十一五期間，經濟發展實現整體跨越。截至十一五計劃結束，大慶市地區生產總值由1400億元增長到2900億元，地方經濟增加值由310億元增長到1100億元，固定資產投資由302億元增長到1036億元，糧食總產由47.4億斤增長到101.1億斤，社會消費品零售總額由216.8億元增長到591億元，地方財政收入由70億元增長到175.5億元，主要指標都翻一番以上，實現歷史性突破。以原油持續4000萬噸穩產為標志，百年油田建設穩步推進；以120萬噸乙烯改擴建為標志，石化產業戰略升級；以沃爾沃汽車等產業龍頭項目引進為標志，地方工業突破發展；以建成百億斤糧食產能基地為標志，現代農業實現跨越；以北國之春夢幻城和新華08國際石油資訊中心開工建設為標志，服務業加快提升。地方經濟總量突破千億元，油與非油經濟比例由65:35調整到52:48，萬元GDP綜合能耗下降20%，發展方式不斷轉變，經濟結構持續優化。大慶綜合實力位列全國地級城市第21位大慶地區天然氣資源埋藏在700－1200米或更深的中淺層和深層地層中，呈礦床埋藏狀態。它與石油伴生，每噸原油含天然氣50－70立方米；它以甲烷為主，占64.5－91.3%，可直接作為生產化肥的原料；凝析油含量較高，每立方米含70－170克之多，工業價值極高。甲醇生產主要以大慶油田豐富的天然氣資源為原料。得天獨厚的原料優勢，現金的生產工藝，現代化的質量監測手段，嚴格的內部管理。高于國家標準的內控標準，為產品質量提供了可靠地保證。1.5甲醇生產方法的對比、確定1.5.1國內外生產甲醇的主要技術甲醇合成生產技術十分成熟，工藝技術主要分三種：高壓甲醇合成（30MPa以上）、中壓甲醇合成（10～15MPa）和低壓甲醇合成（5～10MPa）。目前，單獨以產醇為的高壓法工藝因其動力消耗高、催化劑活性低以及產品質量差等原因除老合成氨系統轉產外,新上裝置已逐年減少甚至已被淘汰，而中壓法也決大多數出現聯醇工藝中，當今世界上最主要的、先進的、能耗低投資省的生產工藝歸屬于低壓合成，由于低壓法工藝較之前的高壓法工藝在能耗、裝置建設和單系列反應器生產能力大型化等方面具有明顯的優越性，所以，目前國內外新建裝置大多采用低壓法，根據單套裝置生產能力大小不同，其設計壓力主要集中在5～8MPa范圍內。當代甲醇生產技術以海爾德-托普索（HaldorTopsoe）公司、Kvaerner工藝技術/Synetix公司（英國ICI）、克虜伯-烏德公司、魯齊油氣化學（Lurgi）公司。⑴HaldorTopsoe公司工藝采用二步法轉化后續低壓合成從天然氣生產甲醇。該技術適用于較小規模也適用于很大規模（大于10000t/d）的裝置。原料脫硫后進入飽和器。天然氣與蒸汽的混合物預熱后進入一次轉化器，出來的氣體直接進入注氧的二次轉化器。一次轉化器相對較小，在3.5Mpa下操作。煙氣熱量預熱轉化器進料。過程氣體熱量用于發生高壓蒸汽、預熱鍋爐給水、預熱過程冷凝液（送至飽和器）和用于蒸餾塔重沸。冷卻后合成氣經一段壓縮后進入合成回路，合成回路有三臺絕熱反應器。回路反應熱用于加熱飽和器中水。粗甲醇分出后直接送去蒸餾（擁有三座蒸餾塔）。循環氣在少量馳放去除惰性化合物后壓縮返回。該工藝總能耗（包括制氧用能）約為29GJ/t。大型裝置總投資費用（包括制氧）約比常規蒸汽轉化法裝置低約10%。伊朗正在建設3030t/d大規模裝置，定了2002年投運。托普索公司正在建設一套新的甲醇裝置，部分基于CO2轉化。CO2轉化的優點在于可優化用于甲醇生產的合成氣組成。同時，CO2比天然氣易于轉化，從而可節約投資和能耗。然而只有當有大量相對較純的CO2可用和費用較低時，CO2轉化才是經濟的。已有一套100萬t/a甲醇裝置將建在伊朗BandarIman石化聯合裝置內，可望2002年開工。該裝置有825t/d過剩的CO2可資利用。其能耗預計比常規的蒸汽轉化低5%~10%。轉化部分（占投資60%）的CO2轉化器要小得多，而合成反應器（占投資10%~15%）稍大。生產甲醇的凈費用減少約4美元/t。三菱氣體化學公司和三菱重工公司提出一種流程，從轉化爐煙氣中回收CO2和利用轉化器中的CO2。根據這一概念，同規模的蒸汽轉化器，裝置能力可提高20%。CO2回收過程可使用三菱重工專有的受阻胺KS-1，作為單乙醇胺（MEA）吸收劑的替代品。采用KS-1所需能耗約為使用MEA的1/5。⑵克虜伯-伍德公司工藝伍德公司甲醇技術特點采用I.C.I低壓合成工藝及催化劑,日產2000甲醇裝置合成壓力為8.0MPa。合成塔:伍德公司采用改進的氣冷激式菱形反應器、等溫合成塔、冷管式合成塔。CASALE公司ARC合成塔(多層軸徑向合成塔),單系列生產能力最高可達3000MTPD。合成廢熱回收方式:預熱鍋爐給水,設備投資低。等溫合成塔:副產中壓蒸汽的管殼式合成塔,中壓蒸汽壓力為3.5～4.0MPa,單塔生產能力最高可達1200MTPD。設備投資高。冷管式合成塔:軸向、冷管間接換熱,單塔生產能力最高可達2000MTPD。設備投資低。可采用2塔、3塔精餾或4塔精餾,其比較如下:2塔精餾,甲醇回收率為98.5%,1噸甲醇耗1.2噸低壓蒸汽。3塔精餾,甲醇回收率為99%,1噸甲醇耗0.47噸低壓蒸汽。4塔精餾,設甲醇回收塔,甲醇回收率為99.5%,1噸甲醇耗0.45噸低壓蒸汽。⑶魯齊公司工藝Lurgi甲醇技術Lurgi公司的合成有自己的特色,即有自己的合成塔專利。其特點是合成塔為列管式,副產蒸汽,管內是Lurgi合成催化劑,管間是鍋爐水,副產3.5～4.0MPa的飽和中壓蒸汽。由于大規模裝置如2000MTPD的合成塔直徑太大,常采用兩個合成塔并聯。若規模更大,則采用列管式合成塔后再串一個冷管式或熱管式合成塔,同時還可采用兩個系列的合成塔并聯。Lurgi工藝的精餾采用三塔精餾或三塔精餾后再串一個回收塔。有時也采用兩塔精餾。三塔精餾流程的預精餾塔和加壓精餾塔的再沸器熱源來自轉化氣的余熱。因此,精餾消耗的低壓蒸汽很少。⑷Synetix公司工藝原料可為天然氣、石腦油、煤和石化排氣物流。采用低壓甲醇（LPM）合成工藝。LPM過程主要有三個部分：合成氣生產，甲醇合成和甲醇蒸餾。合成氣蒸汽轉化采用鎳基催化劑。合成氣離開甲烷--蒸汽轉化器典型條件為8800C和2.0MPa。合成回路由循環機、甲醇轉化器、熱回收和冷卻器及甲醇分離塔組成。甲醇合成采用銅基催化劑，操作條件為5.0～10.0MPa、200～2900C。總能耗為32GJ/t。3000t/d裝置投資費用為2.5～3億美元。己有58套裝置采用ICILPM工藝，二套在設計中。任何甲醇裝置都有轉化器，轉化器使用蒸汽藉裝填催化劑的管子在高溫高壓下使甲烷（占天然氣含量85%）轉化成合成氣。合成氣生產占甲醇裝置總投資的50%～60%。許多公司都在致力于包括合成氣生產在內的工藝過程的改進。現已取得一些重要進展。甲醇裝置也在向大型化發展。1989年，魯齊公司在南非建設的合成氣裝置，生產當量甲醇能力9000t/d，需用三個系列，每一系列都有各自的自熱轉化器和蒸汽轉化器。現在，同樣的裝置只需采用單一的蒸汽轉化器和單一的自熱式轉化器，裝置規模提高了二倍。大規模生產甲醇的可行性己在印度尼西亞2000t/d裝置上得以驗證。現已運轉3年之久。特立尼達2500t/d的裝置也于2000年開工。魯奇公司現計劃建設二套5000t/d的裝置：一套為特立尼達Atlas甲醇公司的裝置，定于2003年投產；另一套為伊朗國家石化公司在Pars經濟能源特區的裝置，定于2004年投產。兩套裝置均采用魯齊公司新的大型化甲醇工藝。該工藝中，合成氣由改進的魯齊聯合轉化技術生產。約10%的甲烷進料在裝有約180根管子的蒸汽轉化器中在低溫下被轉化，其余的進料在用氧操作的自熱式轉化器中在高壓下被轉化。由合成氣生產甲醇采用魯奇低壓甲醇（LPM）合成技術。聯合轉化器選用德國南方（SUD）化學公司高選擇性的銅基催化劑。任何的合成氣生成甲醇的轉化都要權衡反應動力學與反應熱動力學。在較高溫度下反應較快，在較低溫度下有利于平衡。高溫對催化劑也有害，并產生酮類等副產物，它們會形成共沸物，使蒸餾更為困難。魯奇公司的聯合轉化器較好地解決了這一問題的權衡。其水冷式發生蒸汽反應器僅含有催化劑總量的約1/3，有相對較高（2600C）的出口溫度，在此發生一半的轉化。催化劑的毒物（如硫）被催化劑所吸收。其余的轉化發生在氣冷式反應器，在較低溫度（220~2250C）下操作有利于平衡。這樣，2/3的催化劑既不在高熱情況下又不會中毒。這種聯合轉化器的循環比約為單一的發生蒸汽反應器的一半。使合成回路費用可節約40%，甲醇生產費用約為80美元/t，要低55美元/t。KPT公司采用不同方案設計了第一套大型化甲醇裝置，用改進的常規技術為特立尼達設計的5400t/d甲醇裝置定于2003年投運。該裝置采用不到900根管子的單系列轉化器。催化富氣（CRG）預轉化器使進料轉化成理想的混合物（CH4、H2、CO和CO2）供給主蒸汽轉化器。轉化時無需供氧。離開主轉化器的合成氣用SynetixLPM工藝在KPT蒸汽發生反應器中催化轉化為甲醇。在相對較低壓力下操作，可降低能耗和投資費用。⑸日本東洋工程公司（TEC）基于用于甲醇合成轉化器的MRF-Z反應器設計了5000t/d甲醇裝置。合成氣直接進入管式反應器的管程，并徑向透過催化劑進入多孔外管。這一設計使壓降僅為0.05MPa，而常規系統為0.5MPa。催化劑床層中插入的熱交換器用于取走反應熱。該反應器可節能7%~8%。TEC現正在設計10000t/d的甲醇合成裝置，采用二臺TEC專有的熱交換器式轉化器（TAF--XS）、一臺吹氧二次轉化器和二臺MRF-Z反應器。預計新的工藝流程對于10000t/d的裝置可使建造費用減少到6億美元，而使用MRF-Z反應器的5000t/d裝置為4億美元，常規的2500t/d裝置為3億美元。KPT公司還與BP公司聯合開發了緊湊式轉化器。另一項創新是甲醇回路的循環。常規的反應器必須將未反應氣體循環至反應器。而Kvaerner公司提出將未反應氣體送入膜法分離器，氣體被分成富氫成分，用作轉化爐燃料，貧氫成分返回進入轉化爐轉化管。這一設計使甲醇合成反應器可比常規反應器操作在較低壓力下，從而允許反應器和管道使用造價較低的材質。福斯特-惠勒國際公司（FWI）提出的膜法在甲烷生產甲醇過程中的應用也有其特點。據稱，投資費用可比常規方法低25%~40%，生產費用低25~50美元/t。天然氣價格若為50美分/百萬BTU，則FWI公司Starchem工藝的甲醇生產費用為3.5美元/百萬BTU，節約的主要原因是該工藝省去天然氣蒸汽轉化。H2、CO2和N2組成的合成氣由天然氣部分氧化來制取。采用50%的富氧空氣來代替純氧用于部分氧化還可帶來節約。富氧空氣由來自裝置透平壓縮機被抽出的空氣通過膜法來產生，避免了昂貴的致冷制氧裝置。甲醇合成由串聯的4~6個反應器來完成，無循環。布局比需要并列設置的常規甲醇裝置更為經濟。⑹目前，國內自主開發的塔型主要有林達公司的均溫塔，在國內均占有較高的市場份額，已經形成競爭發展的態勢。已投產的最大裝置規模已達到或接近20萬噸/年。而30—100萬噸/年更大規模裝置也在設計建設中杭州林達公司在甲醇合成塔將原料氣加熱和反應過程中移熱結合，反應器和換熱器結合連續移熱，同時達到縮小設備體積和減少催化劑層溫差的作用，實現達到“均溫、高效、易大型化”的目標。該低壓均溫型甲醇塔是不同于現有國內外甲醇塔的全新反應器結構，為國內外首創，經PCT國際檢索、初步審查和國家實審，授予發明專利權，具多項獨特的創新技術。其關鍵部分是發明了獨特的大小二種彎頭的雙U形管冷管膽結構作為換熱元件。小彎頭U形管套在大彎頭U形管內構成一對雙U形管，雙U形管中大小彎頭U形管反向排列套裝，氣體在每二根相鄰冷管內上下流動，方向均為逆流，達到觸媒層等溫均溫反應目的，溫差低達10℃。開發了全自由伸縮復合密封結構，環管位于催化劑上方的自由空間，雙U形管位于催化劑層中冷管沒有焊接點，結構可靠。另一種型式為具上下雙環管的低壓均溫型甲醇塔，冷管膽有上環管和下環管，上環管連結進氣管和下行冷管，下環管連結下行冷管和上行冷管。。⑺南京國昌GC型軸徑向絕熱合成塔，第一套5萬噸/年裝置用于久泰，設計采用內徑Φ1800、四層軸向、一層徑向、共五層絕熱催化劑床結構，初第四五段催化床采用層間換熱器外，其余各段之間采用冷激調節溫度。裝填國產C306催化劑，操作最高壓力為5.3MPa，實際產能可達7.5萬t/a。GC低壓軸徑向甲醇合成塔·隨后開發塔徑，二層軸向、二層徑向、四層絕熱塔型合成塔，采用兩段橫插式層間換熱結構。·2005年4月用于久泰能源15萬t/a甲醇裝置，實際生產能力達16萬t/a。·該塔的特點是操作彈性大，調節靈活方便，催化劑壽命長，設備高徑比大、易運輸、造價低。·缺點：副產蒸汽品位低，氣產量小GC低壓徑向水冷板甲醇合成塔·GC型水冷折流板徑向甲醇合成塔催化劑床層中間設置板式水冷換熱器，使氣流徑向折流繞行，錯流傳熱提高了水冷板的換熱效率·采用板式換熱器，比圓管型水冷結構換熱面積大，水側流動阻力和傳熱阻力降低。1.5.2國內外生產甲醇主要技術比較表1-2國內外生產甲醇主要技術比較生產技術優點缺點Topsoe工藝使用高活性、小顆粒催化劑，所以床層阻力降低（0.05-0.1MPA）、塔直徑和壁厚減小（高徑比可達14:1）、空氣和出口氣中甲醇濃度（6%）顯著提高。ICI工藝結構簡單、催化劑裝卸容易、易于放大；投資省。催化劑床層溫差較大（軸向~70℃。徑向~23℃）、單程轉化率較低（僅為15-20%）、循環倍率較高（約6~10），出塔氣中甲醇含量低3-4%，雜質較多（溫度不穩定副反應多）。不能回收高位能反應熱，只能副產低壓蒸汽。操作費用高，開工需設開工加熱爐。Lurgi（魯奇）工藝催化劑床層溫差較小、單程轉化率較高（可達50%）、循環倍率較低（約為4.5）、催化劑使用壽命較長（4~5年）、熱能利用合理；出塔甲醇含量一般5-7%，副反應少，甲醇質量好。結構復雜、制作較困難、材料要求高、放大較困難、催化劑裝填系數低。日本TEC公司合成塔MRF反應器有以下特點：氣體徑向流動，流道短，空速小，因此壓降很小，約為軸向反應器的十分之一。床層與冷管之間的傳熱效率也很高，每噸甲醇能產生1噸多（在給水預熱的條件下）。單程轉化率高，循環氣量小。反應過程按最佳溫度線進行。結構復雜，制造難度大；副產的蒸汽壓力比管殼式塔副產蒸汽壓力低，蒸汽利用困難；爐水在雙套管內強制循環，循環泵功率較大，泵維修的工作量較大。杭州林達均溫型（JW）甲醇合成塔合成催化劑裝填系數大，有利于縮小合成塔尺寸，投資低，結構簡單可靠（U型管），易大型化可發揮催化劑活性，提高甲醇合成率和催化劑生產強度，減小副產物量，提高產品質量，延長催化劑壽命。國昌GC軸徑向合成塔GC低壓軸徑向甲醇合成塔操作彈性大，調節靈活方便，催化劑壽命長，設備高徑比大、易運輸、造價低。副產蒸汽品位低，氣產量小GC低壓徑向水冷板甲醇合成塔換熱面積大，水側流動阻力和傳熱阻力降低。1.5.3本設計采用的方法甲醇合成生產技術十分成熟，工藝技術主要分三種：高壓甲醇合成（30MPa以上）、中壓甲醇合成（10～15MPa）和低壓甲醇合成（5～10MPa）高壓法（19.6~29.4MPa）是最初生產甲醇的方法，采用鋅鉻催化劑，反應溫度360℃~400℃，壓力19.6~29.4MPa。高壓法由于原料和動力消耗大，反應溫度高，生成粗甲醇中有機雜質含量高，而且投資大，其發展長期以來處于停頓狀態。低壓法（5.0~8.0MPa）是20世紀60年代后期發展起來的甲醇合成技術。低壓法基于高活性的銅系催化劑，其活性明顯高于鋅鉻催化劑，反應溫度低（240-270℃）。在較低壓力下可獲得較高的甲醇收率，且選擇性好，減少了副反應，改善了甲醇質量，降低了原料的消耗。此外，由于壓力低，動力消耗降低，很多工藝設備制造容易。中壓法（9.8~12.0MPa）隨著甲醇工業的大型化，如采用低壓法勢必導致工藝管道和設備較大，因此在低壓法的基礎上適當提高合成壓力，即發展成為中壓法。中壓法仍采用高活性的銅系催化劑，反應溫度與低壓法相同，但由于提高了壓力，相應的動力消耗略有增加。本設計所采用的合成方法比較以優缺點，以投資成本、生產成本、產品收率為依據，選擇低壓法為生產甲醇的工藝，用CO和H2在加熱壓力下，在催化劑作用下合成甲醇，其主要反應式為：CO+H2→CH3本設計以天然氣為原料合成甲醇，天然氣的主要組分是甲烷,還含有少量的其他烷烴、烯烴與氮氣.以天然氣生產甲醇原料氣有蒸汽轉化、催化部分氧化、非催化部分氧化等方法,其中蒸汽轉化法應用得最廣泛,它是在管式爐中常壓或加壓下進行的.由于反應吸熱必須從外部供熱以保持所要求的轉化溫度,一般是在管間燃燒某種燃料氣來實現,轉化用的蒸汽直接在裝置上靠煙道氣和轉化氣的熱量制取。由于天然氣蒸汽轉化法制的合成氣中,氫過量而一氧化碳與二氧化碳量不足,工業上解決這個問題的方法一是采用添加二氧化碳的蒸汽轉化法,以達到合適的配比,二氧化碳可以外部供應,也可以由轉化爐煙道氣中回收.另一種方法是以天然氣為原料的二段轉化法,即在第一段轉化中進行天然氣的蒸汽轉化,只有約1/4的甲烷進行反應,第二段進行天然氣的部分氧化,不僅所得合成氣配比合適而且由于第二段反應溫度提高到800℃以上,殘留的甲烷量可以減少,增加了合成甲醇的有效氣體組分。天然氣進入蒸汽轉化爐前需進行凈化處理清除有害雜質,要求凈化后氣體含硫量小于0.1mL/m3.轉化后的氣體經壓縮去合成工段合成甲醇所以本設計以天然氣為原料，采用魯奇低壓法合成甲醇。1.6產品指標表1-3GB338－2004(工業上)項目指標優等品一等品合格品色度/Hazen單位（鉑-鈷色號）≤510密度（）/(g/cm)0.791～0.7920.792～0.793沸程（0℃,101.3kPa,在64.0℃～65.5范圍內，包括64.6+0.1℃）/℃≤0.81.01.5高錳酸鉀試驗/min≥503020水混溶性試驗通過試驗（1+3）通過試驗（1+9）水的質量分數／％≤0.100.15酸的質量分數（以HCOOH計）／％≤或堿的質量分數（以NH：計）／％≤0.00150.0030.0050.00020.00080.0015碳基化合物的質量分數（以HCOOH計）／％≤0.0020.0050.010蒸發殘渣的質量分數／％≤0.0010.0030.005硫酸洗滌試驗／Hazen單位（鉑鉆色號）≤50乙醇的質量分數／％≤供需雙方協商－沈陽化工大學科亞學學士學位論文第二章工藝流程設計第二章工藝流程設計2.1工藝原理在220℃～270℃的溫度及5MPa的壓力下，，和在銅系催化劑和三氧化二鋁為載體下可按下列方程式轉化成甲醇[-21.68千卡/分子][-11.83千卡/分子]適當的控制反應過程，幾乎完全抑制了可以導致甲醇中不希望有的雜質的副反應，粗甲醇總雜質（除水外）低于0.2%（重量）,反應熱大多用于發生高壓蒸汽。為使甲醇合成的反應過程適應最佳溫度曲線的要求，以達到較高的產量。所以要采取措施移走反應熱。根據移走反應熱的方式不同，甲醇合成塔可分為連續換熱式與多段換熱式兩種，國內常用內冷管型甲醇管殼型甲醇合成塔為連續換熱式反應器；合成塔及冷激型甲醇合成塔為多段換熱式反應器。2.1.1工藝條件溫度：從化學平衡考慮，溫度提高，對平衡不利；從動力學考慮，溫度提高，反應速率加快。因而，反應存在最佳溫度。銅基催化劑甲醇合成的使用溫度范圍為220~270℃；壓力：從化學平衡考慮，壓力提高，對平衡有利；從動力學考慮，壓力提高，反應速率加快。因而，提高壓力對反應有利。低壓甲醇的合成，合成壓力一般為4～6MPa,本設計選用5MPa。空速:在甲醇生產中，氣體一次通過合成塔僅能得到3％～6％的甲醇新鮮氣的甲醇合成率不高，因此新鮮空氣必須循環使用。如果采用較高的空速，催化劑的生產強度雖可以提高，但增大了預熱所需面積，出塔氣熱能利用價值降低，增大了循環氣體通過設備的壓力降及動力消耗，并且由于氣體中反應產物的濃度降低，增加了分離反應產物的費用。另外，空速增大到一定程度后，催化床溫度降不能維持。在甲醇合成生產中，空速一般控制在10000～30000h-1之間。氫碳比：甲醇由一氧化碳、二氧化碳與氫反應生成，反應式如下：CO+2H2≒CH3OHCO2+3H2≒CH3OH+H2O從反應式可以看出，氫與一氧化碳合成甲醇的物質的量比為2，與二氧化碳合成甲醇的物質的量比為3，當一氧化碳與二氧化碳都有時，對原料氣中氫碳比有以下兩種表示方式?=＝2.05～2.15或M=＝2.0～2.05不同原料采用不同工藝所制得原料氣組成往往偏離上述f值或M值，例如，用天然氣為原料采用蒸汽轉化法所得的粗原料氣氫氣過多，這就需要在轉化后加入二氧化碳調節合理的氫碳比。惰性氣體：甲醇原料氣的主要組分是CO、CO2與H2，其中還含有少量的CH4或N2等其他組分。循環氣中的惰性氣增多會降低CO、CO2、H2的有效分壓，對甲醇的合成反應不利。而且增加了壓縮機動力消耗。但在系統中又不能排放過多，因會引起過多的有效氣體的損失。一般控制的原則：在催化劑使用初期活性較好，或著是合成塔的負荷較輕、操作壓力較低時，可將循環氣中的惰性氣體含量控制在20％～25％左右；反之則控制在15％～20％左右。控制循環氣中惰性氣體含量的主要方法是排放粗甲醇分離器后氣體。2.1.2精餾將液體混合物進行多次部分汽化，同時又把產生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分離為所要求組分的操作過程稱為精餾。對于一次汽化和一次冷凝來說，由于液體混合物中所含組分費電不同，當其在一定溫度下部分汽化時，因低沸點物易于汽化，故它在氣相中的濃度較液相高，而液相中高沸點物的濃度較氣相高。這就改變了氣液兩相的組成。當對部分汽化所得的蒸汽進行部分冷凝時，因高沸點物易于冷凝，使冷凝液中高沸點物的濃度較氣相高，而未冷凝氣中低沸點物的濃度比冷凝液中要高。這樣經過一次部分氣化和部分冷凝，使混合液中通過各組分濃度的改變得到了初步分離。如果多次這樣進行下去，將最終在液相中留下基本上是高沸點的組分，在氣相中留下的基本上是低沸點組分。由此可見，部分氣化和部分冷凝，都使氣液相的組成發生了變化，多次部分氣化和多次部分冷凝同時進行，就可以將混合物分離為純的或比較純的組分。粗甲醇精餾流程是根據對產品甲醇不同的質量要求而定的，一般可分為單塔、雙塔以及三塔流程。如果為燃料級甲醇時可采用較簡單的單塔流程，如果要想獲得質量高的甲醇時常采用雙塔流程，從節能的觀點出發還可采用三塔流程。一般單塔流程已經很少用到，本次設計采用雙塔流程。雙塔流程是最為普遍采用的甲醇精餾方式，第一塔為預精餾塔，第二塔為主精餾塔，二塔再沸器的熱源均來自循環壓縮機驅動透平排除的低壓蒸汽。預精餾塔用以分離輕組分和溶解的氣體，如H2、CO、CO2。塔頂去除的氣體包括不凝性氣體、輕組分、水蒸氣以及甲醇。經過冷凝，大部分水分和甲醇回流入塔，同時從冷凝器抽一小部分冷凝液以減少揮發性較低的輕組分。進入主精餾塔后，進一步把高沸點的重餾分雜質脫除，主要是水、異丁基油等。從塔頂或側線采出，經精餾甲醇冷卻器冷卻至常溫后，就可得到純度在99.9%以上的符合國家指標的精甲醇產品。2.2工藝流程低壓工藝流程是指采用低溫、低壓和高活性銅基催化劑，在5MPa左右壓力下，由合成氣合成甲醇的工藝流程，如圖2-1所示。圖2-1甲醇合成反應流程示意框圖設計采用ASPENPLUS模擬不僅方便而且還更準確，這也是未來設計的發展方向，告別從前人工計算的繁瑣，以及檢驗時某一個數據的更改往往造成一系列數據的更改，避免不必要的麻煩。2.2.1工藝流程簡述設計采用低壓魯奇法進行甲醇合成工藝模擬。原料氣經過過濾除雜等單元操作后，進入一級壓縮機壓縮，之后與未反應的循環氣混合后進入二級壓縮機壓縮，保證出口壓力5Mpa左右。物料進入反應器時保證溫度在210℃左右，為了合理運用熱能，這里采用了原料和產品換熱的方式保證進入反應器的原料溫度，反應器出口溫度經換熱后并不滿足工藝要求，這時還需要繼續冷卻然后進行閃蒸，這時放出一小部分馳放氣，防止不凝氣的積累，另一大部分作為循環氣。剩下的液體部分繼續閃蒸，氣體部分送入燃燒爐燃燒或者做其他處理。液體部分經換熱后送入預精餾塔進行蒸餾，主要目的是塔頂分離出甲酸甲酯等輕組分，甲醇等重組分被送入主精餾塔進行精餾，塔頂采出甲醇，經過冷凝后存入產品儲罐，側線還可能采出其它醇。工業上，甲醇的分離精制的流程可分為單塔、雙塔及三塔流程。此次設計要獲得質量較高的甲醇，所以采用雙塔流程。2.3工藝操作參數確定ASPENPLUS模擬過程主要是模型的選取，綜合操作條件部分的內容，下面將設計中的主要設備參數列表如下。序號設備位號設備名稱模型操作條件及設計參數1C201A一級壓縮機等熵出口壓力：3.5Mpa2M201A混合器原料：循環氣大約1：2左右（體積）3C201B二級壓縮機等熵出口壓力：5.4Mpa4M201B分離器分離率：0.095E301入塔器預熱器雙物流管式，熱物流出口溫度118℃6R301甲醇合成反應器按化學計量組成溫度：230℃壓力：5.15Mpa反應：CO+2H2→CH4O，CO轉化率：34.8%CO2+3H2→CH4O+H2O，CO2轉化率：12.09%2CO+2H2→C2H4O2，CO轉化率：0.055%2CO+4H2→C2H6O+H2O，CO轉化率：0.058%7E302甲醇水冷器溫度：40℃壓力：5.1Mpa8V301甲醇分離器壓力：5.0Mpa9V302閃蒸罐溫度：40℃壓力：0.5Mpa10E401粗甲醇預熱器溫度：60℃壓力：0.17Mpa11T401預蒸餾塔校核型塔頂冷凝器壓力：0.16Mpa塔壓降：0.03Mpa塔板數：塔頂與進料的比值0.0115，回流比：60，進料板位置：5，出口壓力：0.17MPa12P401主塔進料泵出口壓力：0.27Mpa13T402主蒸餾塔校核型塔頂冷凝器壓力：0.26MPa，塔壓降：0.03MPa，塔板數：17，塔頂與進料比值：0.0118，回流比：50，進料板位置：9，出口壓力：0.27MPa14E402產品冷卻器溫度：40℃，壓力：0.27Mpa2.4主要設備主要設備包括反應器、精餾塔、冷卻換熱設備、壓縮機和泵、催化劑等五類。⑴反應器類①轉化爐是合成氣制備工序的核心設備,其國產化情況也分三類:一是完全可立足于國產化的技術且國內已有類似設備;二是可立足于國產化但國內尚無同類設備;三是實現中小型的國產化,但大型化裝置需進一步攻關。這三類方案均不需開發或引進技術。②甲醇合成塔建議采用華東理工大學和蘭州設計院合作開發的甲醇合成塔型式,即多段徑向冷激型甲醇合成塔或絕熱-管束型甲醇合成塔。⑵精餾塔類多為浮閥塔,國內已完全可自行設計制造。⑶冷卻換熱設備類均為普通的換熱器,不需引進。⑷壓縮機類均為離心式,國內均能自行設計和制造。⑸催化劑類均立足于國內自行生產的催化劑。2.4.1合成塔的選擇甲醇合成塔的類型很多，由于甲醇合成反應時一個可逆放熱反應，反應熱效應大，為使反應始終處于小高的速度下，必須及時移走這些熱量，因此，按不同的移熱方法，可分為冷管型連續換熱式和冷繳型多段換熱式兩大類：按反應氣流動的方式有軸向和徑向，或者二者兼有的混合型。甲醇合成塔主要由外筒、內件和電加熱器三部分組成。外筒是一個高壓容器，一般由多層鋼板卷焊而成繞帶統制而成。內件是由催化劑筐好換熱器兩部分組成。2.4.2精餾塔的選擇精餾塔是粗甲醇精餾工序的關鍵設備，它直接制約著生產裝置的產品質量、消耗、生產能力及對環境的影響。所以要根據企業的實際條件選擇合適的高效精餾塔。目前常用的精餾塔主要有四種塔型：泡罩塔，浮閥塔，填料塔和新型垂直篩板塔。其各自結構及特點如下：⑴泡罩塔泡罩塔十多層板式塔，每層塔板上裝有一個活多個炮罩。該類型塔塔板效率高，操作彈性大，塔阻力小，但單位面積的生產能力低，設備體積大，結構復雜，投資較大。該塔已經逐漸被其他塔代替。⑵浮閥塔浮閥塔的塔板結構與泡罩相似，致使浮閥代替了泡罩及其伸氣管。該類型塔板效率高，操作彈性大，操作適應性強，單位面積生產能力大，造價較低。但浮閥易損壞，維修費用高，安裝要求高。目前該塔仍被廣泛使用，但有使用逐漸減少的趨勢。⑶填料塔填料塔是在塔內裝填新型高效填料，如不銹鋼網波紋填料，每米填料相當5塊以上的理論板。塔總高一般為浮閥塔的一半。該塔生產能力大，壓降小，分離效果好，結果簡單，維修量極小，相對投資較小，是目前使用較多的塔型之一。⑷新型垂直篩板新型垂直篩板的傳質單元，是由塔板開有升氣孔及罩年產5萬噸天然氣制甲醇生產工藝初步設計7于其上的帽罩組成。該塔傳質效率高，傳質空間利用率好，處理能力大，操作彈性大，結構簡單可靠，投資小，板液面梯度小，液面橫向混合好無流動傳質死區。綜合比較上面四種塔，可以知道填料塔和新型垂直篩板性質更加優越，同時考慮到新型垂直篩板是一種新型塔，目前使用很少，技術難得，而填料塔使用較普遍，技術非常成熟，所以設計選用了浮閥塔。沈陽化工大學科亞學院第三章物能衡算第三章物能衡算3.1衡算依據1．設計任務：年產5.2萬噸甲醇2．開工率：280天3．甲醇的純度（摩爾）：99.9%4．原料氣與循環氣的比值：1：3.5左右（摩爾）5．原料氣組成：表3-1原料氣組成(mol%)組分COCO2H2CH4N2ArH2O含量14.006312.730667.55274.99080.42780.02350.26836．原料氣進料流量：1300kmol/h7．原料氣進料溫度：40℃8．原料氣進料壓力：2.7Mpa3.2全流程物能衡算沈陽化工大學科亞學院第三章物能衡算3.2.1ASPENPLUS物能衡算流程圖表3-2主要物流能衡算結果表A13456摩爾質量摩爾質量摩爾質量摩爾質量摩爾質量流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率Kmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hCO182.0810.140065100.186850.33062873446.09890.0777345212495.4077009890.0777345212495.4077009890.0777345212495.4077035240.055459888132.885750.11749885CO2165.4970.127307283.525080.47216753793.6861096650.50463623793.6861096650.50463623793.6861096650.50463623697.72830.1332723230706.88460.44363388H2878.1850.675521770.315780.114763883686.33480.642358687431.208640.107359313686.33480.642358687431.208640.107359313686.33480.642358687431.208640.107359313087.18500.589679826223.394590.08991171CH464.8800.049901040.860690.06747565710.32300.1237766411395.54170.16463237710.32300.1237766411395.54170.16463237710.32300.1237766411395.54170.16463237710.25710.1356654211394.48350.16462038N25.56140.00427155.7941680.0100996361.39820.010698881719.977110.0248486561.39820.010698881719.977110.0248486561.39820.010698881719.977110.0248486561.39230.011726471719.811780.02484676AR0.3050.00012.20410.000793.36200.00058134.3060.001943.36200.00058134.3060.001943.36200.00058134.3060.001943.36170.00064134.2940.00194CH4O000030.6750.00534982.9170.0142030.6750.00534982.9170.0142030.6750.00534982.9170.01420281.8730.053849031.840.13048H2O3.48790.0026862.83549510.004073426.74640.00117558121.537830.001755866.74640.00117558121.537830.001755866.74640.00117558121.537830.001755860.026764480.019641851852.550120.02676448C2H6O0000.330628730.01091.9045e-060.50352237.2744e-060.01091.9045e-060.50352237.2744e-060.01091.9045e-060.50352237.2744e-069.3379e-052.6798e-056.463400739.3379e-05METHY-010.11227831.9565e-056.742599559.7411e-050.11227831.9565e-056.742599559.7411e-050.11227831.9565e-056.742599559.7411e-050.234952834.4878e-0514.1095190.00020384流量Kmol/h13005738.748395738.748395738.748395235.35814Kg/h15425.722269218.110169218.110169218.110169216.7266Cum/h1261.448584374.004864374.004864374.004864298.09444046.069081546.069081546.0690815230壓力Mpa3.55.15氣相分率11111液相分率00000焓值KJ/kmol-69538.714-73037.099-73037.099-73037.099-77437.738KJ/kg-5860.3628-6055.3738-5913.6118-5636.2999-5857.1723GJ/h-90.400329-419.14153-409.32903-390.13403-405.41429熵值KJ/kmol-K-9016.268-21841.878-20532.218--12592.861-17959.119KJ/kg-K-759.84439-1810.8706-1702.2891-1044.0513-1358.3771密度Kmol/cum1.030561231.312012351.717539211.350111191.21806495Kg/cum12.228577915.824881820.71615816.284412416.1040499表3-2主要物流能衡算結果表B7891011摩爾質量摩爾質量摩爾質量摩爾質量流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率Kmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hCO290.352360.05545988132.88570.1174988290.352360.05545988132.88570.1174988290.128530.05948008126.61630.137477026.1115680.0594800731.395460.1374770264.016960.05948007395.22080.1374770CO2697.728330.133272330706.8840.4436338697.728330.133272330706.8840.4436338690.316880.141523730380.7070.513947162.128519026370.5139471628.18830.141523727646.4410.5139470H23087.18500.58967986223.39450.08991173087.18500.58967986223.39450.08991173085.87770.63264436220.75910.1052359277.728990.6326443559.868320.10523592808.14970.63264445660.89280.1052359CH4710.257050.135665411394.4830.1646203710.257050.135665411394.4830.1646203709.277640.145410911378.7710.192493463.834988008940.1924934645.442610.145410910354.6810.1924934N261.3922930.01172641719.81170.024846761.3922930.01172641719.81170.024846761.3591160.01257941718.88230.02907815.52232040.0125794154.699410.029078155.8367950.01257941564.18290.0290781AR3.36172070.0006421134.294010.00194013.36172070.0006421134.294010.00194013.35883480.0006886134.178730.00226980.30229510.000688612.0760850.00226983.05653960.0006886122.102640.0022698CH4O281.873920.05384049031.84920.1304865281.873920.05384049031.84920.130486533.7097250.00691091080.13240.01827243.03387520.006910997.2119160.018272430.6757670.0069109982.917830.0182724H2O102.832150.01964181852.55010.0267644102.832150.01964181852.55010.02676443.58074720.000734064.5081640.00109120.32226720.00073405.80573480.00109123.25847470.000734058.7023340.0010912C2H6O0.14029812.6798e-06.46340079.3379e-00.14029812.6798e-16.46340079.3379e-10.01201072.4624e-10.55332319.3605e-10.00108092.4624e-10.04979909.3605e-10.01092972.4623e-10.50352239.3605e-1METHY-010.23495284.4878e-114.1095190.00020380.23495284.4878e-114.1095190.00020380.12338312.5295e-17.40947040.00012530.01110442.5295e-10.66685230.00012530.11227832.5295e-16.74259950.0001253流量Kmol/h5235.358145235.358144877.7446438.9970144438.74839Kg/h69216.726669216.726659112.5195320.1267153792.388Cum/h3392.277842517.199452554.474229.902662324.57115126.49641740404040壓力Mpa5.155.1555氣相分率10.93155231111液相分率00.06844768001焓值KJ/kmol-81104.15586536.632-74348.835-74348.835-74348.811KJ/kg-6134.48976545.387--6134.9886-6134.9886-6134.9882GJ/h-424.6093-453.05026-362.65463-32.638917-330.01566熵值KJ/kmol-K-26110.66941349.058-29030.49529030.495-29030.487KJ/kg-K-1974.9374--3127.5262-2395.4881-2395.4881-2395.4881密度Kmol/cum1.543316442.079834461.90949081.90949081.9094913Kg/cum20.404203327.497513823.140779323.140779323.1407793表3-2主要物流能衡算結果表C1213141516摩爾質量摩爾質量摩爾質量摩爾質量流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率流量分率Kmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hKmol/hKg/hCO0.22382540.00062586.26943930.00062040.01236703.5249e-050.34640643.5012e-00.21145830.03127015.923032960.028171690.01236703.5249e-050.34640643.5012e-03.4872e-751.054e-779.7679e-741.0604e-7CO27.41145590.02072476326.1766920.03228123.45980190.0098611152.2651920.01538973.95165390.5843638173.91150.827174523.45980190.0098611152.2651920.01538971.1122e-53.3616e-54.8947e-55.3137e-5H21.307332750.00365572.63542590.00026080.03869330.00011020.078001187.8837e-01.26863930.187604232.557424760.01216380.03869330.00011020.078001187.8837e-05.1549e-81.5581e-81.0392e-81.1281e-8CH40.979407080.0027387315.7123920.00155500.09515230.00027121.526506460.00015420.88425470.130762014.1858860.067472270.09515230.00027121.526506460.00015426.3647e-71.9237e-771.0211e-71.1085e-7N20.03317699.2773e-050.929402569.1982e-00.00130123.7088e-060.03645193.6843e-10.03187570.00471370.892950570.00424710.00130123.7088e-060.03645193.6843e-17.0046e-82.1171e-881.9622e-82.1302e-8AR0.00288588.0699e-10.11528571.141e-050.00017685.0407e-10.007064947.1407e-10.00270900.00040060.10822080.00051470.00017685.0407e-10.007064947.1407e-12.836e-838.5718e-81.1329e-81.2299e-8CH4O248.164190.69394517951.71680.78697085247.7939530.706265027939.85340.802495010.370243550.054750911.8634030.0564258247.7939530.706265027939.85340.80249501231.518240.69976537418.34450.8053343H2O99.2514100.277538171788.04190.1769601499.2113480.28277321787.32020.18064760.04006270.00592440.72174230.003432899.2113480.28277321787.32020.180647699.2038820.29984431787.18570.1940166C2H6O0.12828740.00035875.91007750.00058490.12815910.00036525.90416870.00059670.00012821.8967e-10.0059082.8104e-00.12815910.00036525.90416870.00059670.12691390.00038355.84680320.0006347METHY-010.11156970.00031196.700048590.00066300.11027780.00031436.62246790.00066930.00129180.00019100.07758060.00036890.11027780.00031436.62246790.00219386.6309e-10.13174661.4302e-1流量Kmol/h357.613548350.8512316.76231766350.851231330.851231Kg/h10104.