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1、毕业设计：年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计汇编（完整版）资料(可以直接使用，可编辑 优秀版资料，欢迎下载）海 南 大 学毕 业 设 计题 目：年产30万吨甲醇生产车间工艺初步设计 学 号： XXXX 姓 名： XXX 年 级： XXX 学 院： 材料与化工学院 系 别： 材料科学与工程系 专 业： 材料科学与工程 指导教师： XXXX 完成日期： XXXX 目录目录 2一、 设计任务书3二、 概述5三 生产方案6四、 工艺论证7五、 物料衡算9六、 能量衡算16七、 设备选型和工艺计算21八、 合成车间的设计27九、安全生产设计28十、非工艺专业要求28十一、三废处理29十二、经济效益评价
2、31十三、设计结果评析30十四、心得体会与致谢35十五、参考文献36附录图纸一、设计任务书（一）课程设计题目年产30万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/a4 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405 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1825（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
3、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
4、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：2007年11月12日- 2007年11月23日；设计实质进行阶段：2008年2月27日- 2008年5月28日。1. 查阅文献，完成开题报告 3周（2. 文献检索、资料查阅 3周（3. 甲醇生产工艺流程设计选择与论证 2周（4.工艺计算 2周（5.定型设备的选择与非定型设备的设计计算 2周（6甲醇生产车间设备布置 2周（7. 设计绘图 1周（8. 环保设计、经济效应估算、设计评析 3天（9. 编写设计说明书、核对校正、检查 1周（10.答辩准备 2天（ 二、概述
5、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）0.5945mPas。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
6、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
7、应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2/（COCO2）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
8、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
9、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380400时，进入填装有钴钼催化剂和氧化锌的脱硫罐中脱
10、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500520，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800820，经吸收一些热量以后，使温度升到850860，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
11、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3.04%。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 工艺流程简图天然气脱硫天然气变为合成气甲醇合成甲醇精馏图1天然气甲醇的简单工艺流程工艺流程简述：首
12、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%.ZnO25%n . Al2O3 4%，还添加少量助剂.杂质Na2O 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
13、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。
14、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
15、 工艺技术参数5-1-1 合成工段的工艺参数23 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GB33892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 510密度（200C），g/cm30.7910.7920.7910.793沮度范围(00C,101325Pn),0C沸程（包括64.60.10C）,0C 0.
16、81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水溶性试验澄清水分含量，% 0.100.15酸度（以HCOOH计），% 或碱度（以NH3计），% 0.00150.0030.0050.00020.00080.0015羰基化合物含量（以CH2O计），% 0.0020.0050.01蒸发残渣含量，% 0.0010.0030.0055-1-3 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
17、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%130.08kmo
18、l/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 = 41.8210000.42% = 175.64 kg/h 即3.81 kmol/h 85.5 m3/h高级醇（以异丁醇计）= 41.8210000.26% = 108.72kg/h 即 1.47kmol/h , 32.91 m3/h高级烷烃（以辛烷计）=41.8210000.32% = 133.83 kg/h 即1.17kmol/h 26.28m3/h水= 41.8210005.6% = 2341.92 kg/
19、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
20、-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：130.082.853.811.4731.178 = 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H2COCO2N2ArC
21、H4溶解量（m3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680则粗甲醇中的溶解气体量为： H2 = 41.824.364 = 182.50 m3/h 即8.16kmol/h CO=41.820.815= 34.08 m3/h 即1.53kmol/hCO2 =41.827.780 = 325.26m3/h 即14.52kmol/hN2 =41.820.365 =15.27m3/h 即0.69kmol/Ar =41.820.243 = 10.17m3/h 即0.15 kmol/hCH4 =41.821.680 = 70.23 m3/h 即3.15kmol/h5.3.5 粗
22、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/h5.3.6 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CH3OHH2COCO2N2ArCH4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COCO2H2N2Ar反应（1）m3/h24878.79
23、49757.58反应（3）m3/h171.0342.00反应（4）m3/h63.57190.71反应（5）m3/h131.61263.28反应（6）m3/h210.30反应（7）m3/h（2454.81）2454.812454.81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CH4CH3OH（CH3O）2C4H9OH C18H18H2O反应（1）m3/h24878.79反应（3）m3/h85.5085.50反应（4）m3/h63.5763.57反应（5）m3/h32.9198.70反应（6）m3/h26.28210.3
24、0反应（7）m3/h2454.81表7其他情况原料气消耗消耗项单位消耗原料气组分COCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶解m3/h34.08325.26182.5015.2710.1770.23扩散的甲醇m3/h16.5633.15弛放气m3/h9.16%G3.11%G81.20%G3.21%G0.82%G1.89%G驰放气中甲醇m3/h0.61%G1.22%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+210.302454.81+34.08+16.56+0.61%
25、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COCO2H2N2ArCH4气量m3/h23051.1+9.77%G2780.07+3.11%G53672.1+82.42%G15.27+3.21%G10.17+0.82%G6.66+1.89%G新鲜气m3/h79534.08+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%
26、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CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h52.266956.22784.71266.46274.9870.29161.88表10 新鲜气组成(合成气)气体CH4H2COCO2N2Ar组成0.19%68.81%27.07%3.45%0.33%0.09%气量m3/h168.5460731.5823888.07304
27、6.53290.2580.435.3.8 循环气气量的确定G1 =G 3+G4+G5+G6G7G8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=24947.60G6= 85.50+85.50+63.57+63.57+32.91+98.7+26.28+210.30+2454.81+2454.81=5575.8G7=24878.79+4976.58+16.56+33.12+0.61%8566.803=74842.83G
28、8=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 40.61%+8566.800.61%+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CH3OHH 2COCO2N2Ar CH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h2653.02353155.9239838.7713526.0413960.983566
29、.378220.005.3.9 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=4.93CO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+G6G7G8=472268.82m3/h ;21083.34 kmol/hG2= G3+G4 =523178.7m3/h ;23356.2 kmol/h G2 为入塔气气量表
30、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 4065
31、7.56 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
32、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 63726.8424878.79171.0063.57131.61210.3016.560.61%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
33、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 14
34、251.23 3646.80 8388.54量 kmol/h 13.32 18477.12 2844.96 739.86 636.21 162.81 386.495.4 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/b8.96104m3/h燃料用天然气 8.7103 m3/h，总用量9.83104 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
35、 （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=（G1Cm1Tm1） （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=（G2Cm2Tm2） （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、
36、 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=GrH （5）式中： Gr各组分生成量，kmol/h；H生成反应的热量变化，kJ/mol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
37、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=704784.00498.153.511108 kJ/h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=1.369108 kJ/h 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 CH