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1、-年产40万吨甲醇精馏工艺设计-第 27 页毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 年产40万吨甲醇精馏工艺设计 学院： 专业： 班级： 晋艺 学生： 指导教师： 1设计（论文）的主要任务及目标(1) 结合专业知识和工厂实习、分析选定合适的工艺参数。 (2) 进行工艺计算和设备选型能力的训练。 (3) 进行工程图纸设计、绘制能力的训练。2设计（论文）的基本要求和内容(1) 本车间产品特点及工艺流程。 (2) 主要设备物料、热量衡算、结构尺寸计算及辅助设备的选型计算。 (3) 参考资料4进度安排设计（论文）各阶段名称起 止 日 期 1收集有关资料2010-01-282010-02-11 2熟悉
2、资料，确定方案2010-02-122010-02-26 3论文写作2010-02-272010-03-19 4绘制设计图纸2010-03-202010-04-03 5准备答辩2010-4-10年产40万吨甲醇精馏工艺设计摘要目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。通过查阅资料最后采用中压法在265合成400kt/a的粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计说明书首先概述了甲醇的性质和发展历史
3、，并介绍了我国甲醇工业的发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量的工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细的设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。在上述工作的基础之上，参考相关的资料和标准对合成工段的设备和管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图及管道布置图。关键词：设计；工艺；合成；第2章 甲醇生产的工艺计算化工生产的工艺计算主要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算是作为化工工艺过程的设计、工艺管路的选择及生产管理、工艺条件选择的主要依据；对于平衡原料、产品产量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用手产中的废料，废气，废热都有重
4、要作用。第2.1节 甲醇生产的物料平衡计算甲醇生产中，原料气的量与组成在一定范围内是根据物料平衡计算和生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮的比例等。在生产过程中，也会产生不需要的或者有害的组分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有的还必须在生产过程中测定。为了最终求得合成甲醇和合成氨所需要的总原料气量，保持反应及平衡的组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨的全过程达到平衡。计算年产400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分别占合成气的0.6%和0.4%，年工作日按300d。
5、原料液甲醇含量：84%(质量分数)，原料液温度：45设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%(质量分数) 塔底的甲醇含量不大于0.5%(质量分数)产品粗甲醇的组成（质量为）：甲醇（CH3OH） 84%二甲醚（CH3）2O） 0.36%高级醇（C4H9OH） 0.30%高级烷烃（C8H18） 0.24%水（H2O） 5%产量分配为：合成氨60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h计算实现合成氨产量计划所需要原料气（醇后气）的量：（1）参加反应理论耗气量 根据反应方程式：1 H2 N2=NH3则耗氢气为：1 =55764kmol/h=1
6、247.424Nm3/h =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h（2）原料气中惰性气含量为 （1247。4244157.216）=167.966Nm3/h其中CH4为100.78Nm3/h, Ar为67.19Nm3/h（3）在压力为30106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：查物性手册表7，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H2 34.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。（4）液氨在贮罐气中的扩散损失查物性手册表，在1.6106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨的平衡浓度为41.8
7、3%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为 = Nm3/hG氨损=36。24 Nm3/h（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH 0.05%则每小时需要G醇后气为=17505.95 Nm3/h其中：CO2 2415.08 Nm3/h CO 332.61 Nm3/h CH3OH 8.75 Nm3/h于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表示第2.2 节 生产甲醇所需原料气量 表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成耗用量 气体组成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小计 合成氨反应12471.4244157.2616628.64 精炼损耗332.61245.088.75
8、586.44 液氨中溶解损耗26.0724.3250.39 续表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成耗用量 气体组成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小计 氨扩散损耗54.3718.1272.49 惰性气100.7867.19167.966 合计醇后气组成，%12551.86471.74199.6623.99332.611.9245.081.4100.780.5767.190.388.750.0517505.93100表2-2 混合气在粗甲醇中的溶解量组分COCO2H2N2CH4（CH3）2O小计 溶解量 Nm3/t9.816.5825.923.260.761.9248.2
9、5 Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.9724.364 组成，%20.3213.6353.736.761.583.98100（6）粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失根据测定，在35。C时液态甲醇中释放的CO、CO2、H2等混合气中，每含37.14g甲醇。假设经减压生液相中溶解的气体除二甲醚外全部释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：（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为二甲醚减压后的释放量。因为反应式（2-2）生成的二甲醚有10.147 Nm3/
10、h,其中有0.97 Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06 Nm3/h扩散进入气相（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h时，带入甲醇为17505.930.05%=8.75 Nm3/h（8）综合表2-1和2-2，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所组成，列表2-3。表2-3进早醇合成塔新鲜气组成组分COCO2H2N2CH4Ar小计 合成甲醇消耗，Nm3/h3905.247340.8888823.5161.646-3.64413071.297 合成氨消耗，Nm3/h332.61245.0812375.384199.656100.7867.1917497.18
11、 新鲜气消耗，Nm3/h、4237.857588.968213750384201.30297.13667.1930564.833 新鲜气组成，%13.861.9269.9313.740.320.21100 （9）变换气需要量如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2，N2的损失，查化工热力学在压力2.5106Pa, 30。C, H2和N2在水中溶解度为0.427 Nm3/t和0.329 Nm3/t水已知水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833 Nm3/h。则H2，N2在水洗过程中的损耗为H2：30264.8330.427=13051.184 Nm3/h
12、N2：30564.8330.329=1055.83 Nm3/h已知：变换气中CO2含量（G变CO2）为：G变CO2=20872.38 Nm3/h于是，进水洗塔变换气流量与组成如表2-4所示。表2-4变换气流量及组成组分COCO2H2N2CH4Ar小计 流量，Nm3/h4237.85720644.50834426.56414257.13297.13667.1973730.387 组成，%5.752819.3419.340.090.09100 （11）甲醇合成塔玉塔气量的计算根据G入四醇塔=G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）（1
13、2）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算因为G醇出塔=G醇入塔G醇反应+G醇G醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成表2-6甲醇合成塔入塔气量组分COCO2H2N2 流量，Nm3/h6608.871233.03191088.39334762.421 组成，%4.851.7166.925.53 续表2-6甲醇合成塔入塔气量组分CH4ArCH3OH小计 流量，Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 组成，%0.580.380.046100 表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成组分COCO2H2N2CH4Ar 入塔气流量，Nm3/h
14、6608.8712333.03191088.39334762.421783.482516.435 合成反应消耗，Nm3/h3900.293337.5688810.426 反应生成物，Nm3/h3.85 出塔气流量，Nm3/h2708.5781995.46382277.96734762.421779.632516.435 组成%2.121.5664.4527.230.610.40 续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合计 入塔气流量，Nm3/h62.395136455.028 合成反应消耗，Nm3/h136048.28 反应生成物，Nm3/
15、h4165.9666.11510.1472.843369.914558.831 出塔氢流量，Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369091127665.581 组成，%3.310.0080.29（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成组分COCO2H2N2CH4Ar 分离器损失气量，Nm3/h4.9543.3213.091.6460.384 出分离器气体流量，Nm3/h2713.6241992.14382264.87734760.775779.248516.435 00 （14）粗甲醇在中间储槽减压放出的
16、弛放气流量与组成如表2-9表2-9 甲醇施放气流量与组成组分COCO2H2N2CH4CH3OH合计 施放气流量， Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.6124.004 组成，%20.6413.8354.536.861.602.54100（15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。表2-10 精炼气流量组成组分H2N2CH4Ar合计 精炼气流量，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.1916915.85 组成%74.2024.830.570.40100.00（16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11表2-11 氨合成
17、塔物料平衡表消耗分类H2N2CH4Ar反应生成NH3合计 精炼气，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.19 溶液损耗，Nm3/h26.0724.32 小计1252.7944175.3497.13667.19 合成反应消耗，Nm3/h12525.7944175.348349.18 吹出气，Nm3/h0.7597.13467.19165.076 氨扩散损耗，Nm3/h36.2436.24 合成氨产量，Nm3/h8312.948312.94 合成氨产量，kg/g6308.9286308.928 Q损失合成塔热损失，kJ/h又： （2-8）式中 G入塔气体各组分流量，Nm3/h
18、。又 （2-9） 式中 Qr1、Qr2、Qr3、 Qr4、Qr5分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h；Qr6二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。而 =G 式中 Gr各组分的生成量，生成反应的热量变化kJ/ m3或kJ/mol。B. 全塔入热计算查物性手册，压力为10106Pa，根据表2-7甲醇合成塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12根据计算条件，入塔气温为40。C，所以入塔总热量为192197.65540=7687906.2kJ/h 表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分COCO2H2N2 比热容kJ（ kmol。C）32.8790.9829.39
19、32.99 入塔量 Nm3/h66608.8712333.03191088.39334762.421 Kmol/h295.039104.1534066.4471551.894 入塔热量，kJ/(h。C)9697.9329475.84011951.87751196.983续表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量组分CH4ArCH3OH合计 比热容kJ（ kmol。C）45.1425.1655.69 入搭量 Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 Kmol/h34.97723.0552.7856078.349 入塔热量，kJ/(h。C)1578.862580
20、.064155.097192197.655C.塔内反应热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2 按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）及（2-7），生成甲醇，二甲醚，异丁醇 ，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表2-13所示D.塔出口总热量计算查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲醇 合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔Cm入，分别算出出塔各组分的热量，列表为2-14。表2-13甲醇合成塔内反应热组分CH3OH（CH3）2OC4H9OH 生成热，kJ/h102.3749.62200.39 生成量 Nm3/h4157.21
21、610.1476.115 Kmol/h185.590.4530.273 反应生成热，kJ/h18998848.322477.8654706.47 续表2-13甲醇合成塔内反应热组分C8H18CH4CO合计 生成热，kJ/h957.98115.69-42.92 生成量 Nm3/h2.8433.85337.5684517.739 Kmol/h0.1270.17215.07201.68 反应生成热，kJ/h121663.4619898.68646804.418570790.37表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分COCO2H2N2CH4Ar 比热容，kJ（ kmol。C）31.4961
22、.9731.1531.1546.0622.86 气量 Nm3/h2708.5781995.46334762.42134762.421779.632516.432 Kmol/h120.91989.0831551.8931551.89334.80523.055 出塔热量，kJ（h。C）3807.7395520.47348341.46748341.4671603.118527.037 续表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O合计 比热容，kJ（ kmol。C）55.6961.7656.52318.2129.31 气量 Nm3/h4228
23、.3616.11510.1472.843369.91127657.981 Kmol/h188.7660.2730.4530.12716.515699.017 出塔热量，kJ（h。C）10512.37816.86025.60440.413483.908179089.201E.全塔热损失计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为Q热损失=（Q入塔Q反应）5% =（7687906.218570790.37）5%1312934.829 kJ/h按全塔热平衡方程式 ，求出出塔气体温度T出7687906.218570790.37=179089.201T出1312934.829T出=139.30。C于
24、是，得表2-15表2-15 甲醇合成塔全塔热平衡表热量气体显热反应热热损失合计 入热，kJ/h7687906.0218570790.3726258696.57 出热，kJ/h24945761.741312934.82926258696.57表2-16粗甲醇中各组分的物理常数组分CH3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18H2O 气化热，kJ/h1177.93531.75577.81307.052260.98 液体比热容，kJ（h。C）2.722.6382.5962.264.187假设，有相变物质在低于沸点时全部冷凝，扩散于气相中的组分忽略不计（1）气体冷凝放热Q冷凝=G 根椐表4-17 数氢
25、计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17（2）进冷器气体总热量Q入冷凝器=Q出塔= T出塔=2900033.612 kg/h （2-10）式中 GF进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h；CP各气体组分比热容，kJ（ kmol。C）；T出塔出合成塔气体温度，。C；表2-17出塔气在冷凝器冷凝放热组分CH3OH（CH3）2OC4H9OH 冷凝器 Nm3/h4157.21610.1476.15 Kmol/h5938.8820.83720.317 放热量，kg/h6639252.11811080.07511739.366 组分C8H18H2O合计 冷凝器 Nm3/h2.843369.914546.26
26、6 Kmol/h14.469297.2496291.752 放热量，kg/h4442.706672074.0447338588.309（3）冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显 Q、出冷凝= T出口 （2-11）式中 GF冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h； CP出口气体各组分比热容，kJ（ kmol。C）； T出口冷凝器出口气体温度，。C。根据表（8-7）各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为2-18。表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热组分COCO2H2N2 比热容，J（ kmol。C）34.4238.6029.0229.06 气量 Nm3/h2703.621992.14
27、38226.87734760.775 Kmol/h120.70088.935367.271551.820 热量，kJ（ kmol。C）4154.4943432.89110658.7545095.890 续表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热组分CH4ArCH3OH合计 比热容，J（ kmol。C）36.6820.8344.21 气量 Nm3/h779.248516.43571.14549050.213 Kmol/h34.7889.6633.1762189.742 热量，kJ（ kmol。C）1276.024201.28013.9276316.674 因冷凝器气体出口温度38。C，所以出口气体
28、热量为Q出冷凝器=76136.67438=2900033.612/h（4）冷凝器出口液体带走热量Q出冷凝器Q出冷凝器= 式中 GF冷凝器出口液体各组分的摩尔流量，Kmol/h； CP各液体组分的比热容， J（ kmol。C）；于是，根据表2-16各表2-17，计算冷凝液体带走热量为表2-19因冷凝器出口液体温度为38。C，故液体带出热量；Q出冷凝器=17538.71638=666471.208 kJ/h于是，由冷却水带走热量；Q冷却水=24945761.747338588.309(2900033.612666471.208)=28717845.23 kJ/h表2-19 冷凝器出口液体流量组分C
29、H3OH（CH3）2OC4H9OHC8H18H2O合计 液体比热容，kJ/(。C)2.722.6382.5962.264.187 流量，/h5938.8820.83720.31714.469297.2496291.722 热量，kJ（h。C）16153.75454.96852.74332.6701244.58117538.716 出料塔底甲醇 粗甲醇含醇 5938.88kg/h 初馏物含醇 15.473kg/h 合计 5954.353kg/h塔底水 粗甲醇含水 297.25kg/h 碱液（包括NaOH） 1.153kg/h 初馏物含水 20 kg/h 预塔加水 2233.502kg/h 合计
30、2551.905kg/h塔底乙醇及高沸点组分31.30kg/h。烷烃及油溶性组分14.47kg/h。 其中：塔底出料 14.143kg/h； 初馏物采出 0.327kg/h。塔顶二甲醚及低沸点组分20.84kg/h。预塔出料量如表2-16.b. 主塔的物料平衡计算A.进料脱出轻馏分的预后甲醇 8537.381 kg/h。其中：甲醇 5938.88 kg/h； 水 2551.905 kg/h； NaON 1.153 kg/h； 乙醇及高沸点组分 31.30 kg/h 烷烃及油溶性组分 14.143 kg/h表2-23 预塔出料流量及其组成物料量，kg/h甲醇水NaOH低沸物高沸物油溶物小计 塔顶
31、塔底侧线合计5938.8815.4735954.3532551.9052551.9051.1531.15320.8420.8431.3031.3014.1430.32714.4720.848537.38115.88574.021 B.出料塔底残夜其中： NaON1.153kg/h 乙醇及高沸点组分 31.30kg/h 烷烃及油溶性组分 14.143kg/h 水2551.905kg/h 甲醇18.318kg/h 合计 2616.819kg/h残夜排放温度为110是，残夜中甲醇含量为0.7%，所以: = X=18.318kg/h 表2-24精馏塔全塔物料平衡如表物料入 料主塔入料口 出主塔采出口料
32、塔底合计 甲醇水高沸物油溶物NaOH合计5938.882551.90531.3014.1431.1538537.3815920.5625920.56218.3182551.9053.3014.1431.1532616.8195938.882551.9053.301.2931.1538537.381续表2-25 粗甲醇中主要组分的物理常数 名 称组 分 液 辛烷体 比 甲醇热 容，二甲醚kl/（kg）乙醇辛烷水 状态与条件物理常数307.052.682.64783.22702.264.187在粗甲醇所含高级醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表杂醇。a.预塔的热平衡计算预塔全塔热平衡计算带入热量： =
33、 + + + ,见表2-26.于是 =151169.98+319036.69+86626.18+ =1926832.85+ 带出热量： = + + + + ，见表2-27。于是 =6174506.82+1667178.07+19027.54+393036.07=8253757.50kl/kg因 = 故 1926832.85+ =8253757.50 =6326924.65表 2-26 预塔带入热量入热项目组分二甲醚粗甲醇甲水醇乙醇烷烃加热蒸汽水 流量，kg/h温度，比热容，kl/(kg)热焓kl/kg热量，kl/h17.171280.3821984.124771.023702.68895043
34、.912044.72704.187599286.9812.12703.222731.8513.13702.312123.122118.62 续表 2-26 预塔带入热量入热项目组分 软水水NaOH回流液甲醇加热蒸汽水 流量，kg/h温度，比热容，kl/(kg)热焓kl/kg热量，kl/h1171.267654.187318766.170.923704.187270.525050.5642.6886626.182118.62以甲醇为计算式例：Q4771.023702.68895043.91 kl/h以二甲醚为计算式例：Q17.17（2.6470523.38）12159.45 kl/h汇总表2-2
35、6和表2-27，得预塔全塔热平衡如表2-28.则需.035Pa的蒸汽（不计蒸汽冷凝水潜热）为 2986.34 kg/h表2-27预塔带出热量出热项目组分塔二甲醚顶回流甲醇甲醇水乙醇烷烃 流量，kg/h比热容，kl/(kg)气体冷凝热，kl/kg温度，热量，kl/h17.172.64523.387012159.455050.52.681046.7564.76162347.3734755.552.6878994100.172044.724.187783044.0612.123.22782256.9112.8032.26782256.91续表2-27预塔带出热量出热项目组分甲醇水乙醇烷烃甲醇烷烃损失
36、热以5%计 流量，kg/h比热容，kl/(kg)气体冷凝热，kl/kg温度，热量，kl/h4755.552.6878994100.1720444.187783044.0612.123.22782256.9112.8032.26782256.9115.4732.681046.7564.718879.320.3272.26307.0564.7148.22393036.07总入热1521169.986326924.65319036.692.68658167131.32+174.2 二甲醚预后甲醇初馏物内回流总出热12159.451667448.59（加NaOH）19027.54（2.6865+111
37、7.53）168635.58+1291.73 根据 得 8167131.32+174.2 168635.58+1291.73 5788.21 kl/h预塔精馏段总热量为9175437.50 kl/h.C.预塔提馏段热量平衡设预塔提留段内回流量为 （kl/h），则列出提馏段热平衡计算表2-30。表2-30预塔提馏段热平衡计算表带入热量，kl/h带出热量，kl/h 粗甲醇入热塔底供热加热软水内回流总入热1521169.986326924.65319036.692.68748167131.32+198.32 预后甲醇初馏物内回流总出热1667448.5919027.54（2.6874+1046.75
38、）1686476.13+1245.07 2. 主塔热平衡计算A.主塔全塔热平衡计算带入热量：根据表2-30预塔出热及计算条件列表2-31.带出热量：根据计算条件列表2-32.根据 得 1795476.31+1705452.84+ 825874.187+953613.904+12359886.63+706968.736 11345414.31 kg/h则，需压力为0.35MPa的蒸汽为 根据计算列出精馏塔全塔热平衡表2-31。 根据计算条件，当预塔回流比为1，主塔回流比为2时，每生产1t精甲醇耗蒸汽为：表2-31 主塔全塔带入热量计算表入热项目组分主甲醇塔水入乙醇料烷烃回流液甲醇加热蒸汽水 流量，kg/h 温度，比热容，kl/(kg?)汽化热，kl/kg热量，kl/h总热量，kl