年产5000吨甲醇合成工段的工艺设计毕业论文

来源：筏尚旅游网

5000t/a甲醇合成工段工艺设计

摘要在查阅大量文献资料后，完成了年产5000吨甲醇合成工段工艺设计。

针对本设计采用联醇工艺合成甲醇，对全工段的物料和能量进行了衡算，设计计算了主体设备-并流三套管甲醇合成塔。分析了以煤为原料合成甲醇的可行性和经济性，对合成甲醇工艺流程选择、整个工段的经济核算、厂房布臵、环境安全等方面进行了阐述。

关键词甲醇合成；工艺设计；物料衡算；能量衡算；合成塔

Synthesis Technology Design for Synthetic methanol of 5000t/a

Abstract On the basis of reading a large amount of literature, the technology

design for producing methanol of 5000t/a has carried out in this paper. In allusion to the combination methanol system of methanol synthesis used in this paper, not only the material balance and the energy balance of the whole synthesis section are calculated, but also the main furnace equipment –three tube reactor of methanol synthesis are calculated. This paper analyzed the feasibility and economic significance, the methanol synthesizing process route is through gasification of coal, of which the main raw material is coal. Besides, the choice of technical process and economic accounting for all the synthesis section, layout, safety of environment and some other projects are discussed.

Keywords methanol synthesis; technology design; material balance; energy balance; reactor

1 绪论

1.1 甲醇合成的现状及趋势[1][2]

甲醇是一种用途广泛的基本有机化工产品，在化工、医药、轻纺、国防等许多工业部门有着重要用途。在化工生产中，甲醇主要用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯等一系列有机产品。此外，甲醇还可作为清洁燃料代替汽油或与汽油掺混使用，以甲醇为原料的燃料电池即将投入商业运行，用甲醇制取微生物蛋白作为饲料乃至食品添加剂也有着巨大的市场潜力。

当前, 我国化工企业经过入世后的冲击, 已经呈现以下发展趋势:生产规模合理化、产品结构多元化、联合生产普遍化、过程控制集成化、节能降耗经常化、综合效益最优化。作为我国基础化学工业之一的氮肥企业, 自20世纪80年代中期以来，通过新建大型氮肥装臵, 中型氮肥厂节能技术改造和小氮肥品种结构调整等工作, 2000年, 氮肥产量已在1985年的基础上翻了一番, 居世界第一。但与发达国家相比, 我国氮肥工业还存在规模偏小、装备落后、产品单一、效益较差等许多问题。例如, 我国中型氮肥厂的吨氨平均能耗为61GJ / tNH3 , 最低为51GJ/tNH3 ,与国外先进的煤气化制氨工艺相比(41.03GJ/tNH3 ) 存在较大差距。为适应这种发展趋势, 走结构调整、产品多元化的道路势在必行。

合成氨联产甲醇, 可以很好地拉长产业链。在世界基础有机化工原料中, 甲醇消费量仅次于乙烯、丙烯和苯, 是一种很重要的大宗化

工产品。甲醇作为有机化工原料主要用来生产甲醛等有机化工产品。另一方面作为燃料及其添加剂, 甲醇是性能优良的能源和车用燃料, 其与异丁烯反应得到MTBE , 它是高辛烷值无铅汽油添加剂, 亦可用作溶剂。自1973年, 第1套生产能力为100 kt/ a 装臵建成投产以来, MTBE已成为世界上仅次于甲醛的第二大甲醇消费大户。当前国内化肥供需总体平衡, 但平衡状况非常脆弱: 全国中小氮肥行业提供了氮肥供应总量的60 %以上, 而这些中小氮肥企业普遍以优质无烟块煤为原料, 采用落后的生产技术, 生产成本很高,由于目前煤价上涨, 使得这些企业经营状况目趋恶化, 同时国家对支农产品(化肥等) 进行限价, 取消化肥优惠电价, 使不少中小氮肥厂将难以生存。如何摆脱氮肥行业这种被动局面, 利用现有合成氨装臵联产甲醇则是很好的出路之一。合成氨联产甲醇可以达到投资省、建成投产快、原料消耗低、经济效益好之目的。走合成氨联产甲醇的道路可以促进资源优化配臵与结构调整, 是一条新技术、新工艺的创新路线。 1.2 甲醇生产简要流程示意图 1.2.1 原料气的制备 1.2.1.1 制N2

1.2.1.2 制H2——水煤气法

1.2.2 甲醇合成简要流程示意图如下:

新鲜气循环气入塔气醇后气甲分

醇离合器

成塔粗甲醇出塔气冷凝器贮罐

图1.1 甲醇合成简要流程示意图

2 工艺流程的选择与论证

2.1 甲醇合成工艺简介

甲醇合成工艺有气相合成法和液相合成法。目前工业化运行的甲醇合成工艺基本上是气相合成法。根据操作压力大小不同又可将气相法合成工艺分为高压法、中压法和低压法[3]。

(1) 高压法(19.6～29.4MPa) 是最初生产甲醇的方法,采用锌铬催化剂,反应温度360～400℃,压力19.6～29.4MPa 。随着脱硫技术的发展,高压法也在逐步采用活性高的铜系催化剂,以改善合成条件,达到提高效率和增产甲醇的目的。高压法虽然有70多年的历史,但是,由于原料及动力消耗大,反应温度高,生成粗甲醇中有机杂质含量高,而且投资大,成本高,其发展长期以来处于停滞状态。

(2) 低压法(5.0～8.0MPa) 是20世纪60年代后期发展起来的甲醇合成技术。低压法基于高活性的铜系催化剂。铜系催化剂的活性明显高于锌铬催化剂,反应温度低(240～270℃) ,因此,在较低的压力下可获得较高的甲醇收率。而且选择性好,减少了副反应,改善了甲醇质量,降低了原料的消耗。此外,由于压力低,不仅动力消耗比高压法降低很多,而且工艺设备的制造也比高压法容易,投资得以降低。总之,低压法比高压法有显著的优越性。

(3) 中压法(9.8～13.0MPa) 随着甲醇工业规模的大型化(目前已有日产3000t 的装臵甚至更大单系列装臵) ,如采用低压法,势必导致工艺管道和设备较大,因此,在低压法的基础上适当提高合成压力,即发展成为中压法。中压法仍采用高活性的铜系催化剂,反应温度与

低压法相同,它具有与低压法相似的优点,但由于提高了压力,相应动力消耗略有增加。

传统的高压法和低压法均为单醇生产，在单醇生产全循环甲醇合成时，经粗甲醇分离系统后未被分离下来的生成物将重新返回甲醇合成塔，甲醇、醚、烷烃及其他副产物再一次回到催化剂表面，使催化剂上副反应增加，生成各种高级醇、高级烷烃及其他羰基物，生产的粗甲醇中杂质含量增加，质量下降，原料气消耗增加，同时使粗甲醇的精馏更加困难。

此外，在甲醇合成塔内大约有1/3的气体起反应[4]，不参加反应的气体使原料气的浓度得到稀释，合成原料气由于有大量未反应的气体而具有更大的热容量。同时，未反应的气体又作为载热体，把反应热不断带走，维持了热平衡。在单醇生产中，由于反应物浓度高，因此单位时间内产热量。要维持热平衡，必须把大量的反应热带走，要维持反应速度也必须把反应产物带走，这就要求增加循环量，以提高合成塔的空间速度。循环量的增加相应的增加了生产电耗，对其他辅助设备的能力要求也相应增加。

为了降低能耗，提高产品质量，在对以上生产工艺进行改良的基础上提出了联醇生产工艺，即将合成甲醇与合成氨串联起来。本设计中即是采用中压联醇生产工艺。

2.2 联醇工艺的特点

联醇生产是在13×106Pa压力下，采用铜基催化剂，串联在合成氨工艺之中，用合成氨原料气中的CO、CO2、H2合成甲醇。因此，与传统的高压或低压法相比较，联醇法生产甲醇有以下特点[4]：

（1）串联在合成氨工艺之中，因此既要满足合成氨工艺条件，又要有甲醇合成的要求。任何一方工艺条件变化都会影响合成甲醇与合成氨的生产与操作，所以必须在生产中有必要的补充调节措施，以维持两个合成生产的同时进行。

（2）由于串联在合成氨工艺中，经合成甲醇以后的工艺气体还须经精练，去进行氨合成反应。因此，原料气成分经合成甲醇后必须满足合成氨生产的需要。甲醇合成气是采取部分循环，合成甲醇不是全部生产工艺的终端。

（3）与合成氨工艺相比，因联醇采用铜基催化剂，其抗毒性能较差，所以必须采取特殊的净化措施。既要保持合成甲醇所必须的CO、CO2，又不能使H2S等气体进入系统。 2.3 联醇工艺的优势及前景[5][6][7]

联醇工艺是合成氨生产节能降耗的一项成功的工艺改革, 它是以合成氨生产中需要清除的CO、CO2及原料气中H2为原料，合成有较高经济价值的化工产品甲醇。增设联醇后，联醇前原料气中CO、CO2含量提高，这样节省了变换与脱碳的能耗，醇后气中CO、CO2含量下降，减少了原料气精制的消耗，这样可使合成氨的成本有明显的降低，所以联醇工艺也是合成氨工艺发展中的一种优化的净化组合

工艺。

此外，相对单醇装臵来说，建设一个同规模甲醇装臵，联醇投资只占单醇装臵的1/5左右，建设周期只需几个月。所以联醇工艺具有投资省、见效快的优点，是值得在甲醇合成工业中继续推广的一种技术。

目前，我国的联醇工艺几乎全是氨醇联产路线，并且全是串联。随着科学技术进步,“联醇”这一概念得到丰富和发展。不仅氨与醇联产叫联醇,热、电、气、汽及其它化工产品与醇联产也可叫联醇。随着工艺的不断改善，现在普遍采用的中压联醇工艺也将逐步被低压联醇工艺所取代。多元化和低压化将是未来甲醇合成的总趋势。

3 工艺条件的选择

3.1 合成反应温度的选择

合成甲醇反应属于可逆反应，因此，控制温度[4]是极其重要的因素。降低温度，有利于平衡，但不利于反应速度，如果把反应温度与平衡浓度绘成一组曲线，再把反应温度与反应速度绘成曲线，那么，这两条曲线的交点应该是理论的最佳温度点。在实际生产中，反应温度还必须取决于所选催化剂的活性范围。

一般情况下，使用C-207铜基催化剂时，在还原后初期反应温度维持在260℃左右，到最后可以提高到300℃，当温度达到300℃后，这一催化剂的寿命就此终止了。 3.2 合成反应压力的选择

提高压力，对于合成甲醇的化学平衡有利，也有利于提高反应速度，提高单位时间的甲醇产量。但是合成压力[4]不是单纯由一个因素决定的，它与选用的催化剂、温度、空间速度、碳氢比等因素都有关系。而且，甲醇平衡浓度也不是随压力而成比例的增加，当压力提高到一定程度平衡浓度也就不再往上增加。另外，过高的反应压力对设备制造、工艺管理及操作都带来困难，不仅增加了建设投资，而且增加了生产中的能耗。

联醇生产中合成压力主要取决于以下两个因素：

（1）催化剂选用[8][9]。联醇选用C-207铜基催化剂，其要求压力在10×106Pa,一氧化碳的浓度为3.5~4.5％，即反应气中一氧化碳的分压为0.35~0.45×106Pa。

（2）联醇与合成氨工艺配合。考虑合成氨原料气全部通过甲醇合成塔，醇后气要符合铜洗、氨合成的要求，再结合合成氨流程中压缩机的分压等级，以及可选用的甲醇催化剂，甲醇合成设臵在水洗以后、铜洗以前，联醇压力确定在10~13MPa。 3.3 空间速度

决定空间速度[4]（简称空速）有以下几个条件：

（1）甲醇合成塔热平衡主要靠反应热与气体流动来实现。空间速度太大，带走热量大于反应热时，塔内反应温度就无法维持。

（2）空速太大，通过水冷凝器、醇分离器流速过高，如果不增加冷却面积和分离器截面，则气体中的甲醇不能得到很好的冷凝和分离。

（3）空速过大使气体通过催化剂床的阻力增加，对催化剂的压力也相应增大，如果超过催化剂的强度极限，就出现催化剂破碎，使塔内堵塞。

（4）要增加空速主要还是增加循环量，增加了能耗。

在联醇生产中，一般空间速度维持在12000m3/(m3催化剂〃h)。 3.4 氢气与一氧化碳的比例

从反应方程式来看，合成甲醇时氢与一氧化碳的分子比为2：1，但是，气体受催化剂表面吸附及其他一些因素的影响，要求反应气体中氢气含量要大于理论量，以提高反应速度。对于联醇来说，由于甲醇合成以后气体要保持相当量的氢去参加氨的合成，所以氢是过量的。但是，确定联醇生产中氢气与一氧化碳的比例，必须考虑甲醇产

量在总氨中所占比例，也即原料气中的氢在制醇和制氨中如何分配的问题。

在联醇生产中，通常以改变变换气中一氧化碳的含量来调节甲醇产量在总氨中的比例。正常生产中，醇氨比维持在40~50％，甲醇合成塔后一氧化碳含量在2％左右，此时水洗气中一氧化碳大约维持在8~10％。

4 合成工段物料衡算和能量衡算

4.1计算已知条件和基础

计算年产5000吨甲醇、醇氨比为50％的联醇生产。

已知：原料气中含有不参加反应的惰性气体甲烷（CH4）和氩（Ar），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330天算，产品粗甲醇的组成（质量）为：

甲醇（CH3OH） 93.4％二甲醚 [（CH3）2O] 0.42％高级醇（以异丁醇C4H9OH计） 0.26％高级烷烃（以辛烷C8H18计） 0.32％水 5.6％ 4.2 合成工段的物料衡算 4.2.1 产量分配

合成氨 5000t/a 即15.152t/d 0.631t/h 粗甲醇 5000t/a 即15.152t/d 0.631t/h 4.2.2 合成氨所需原料气

4.2.2.1参加合成反应的理论耗气量

12N232H2NH3 (4-1)

0.63110355.676Kmolh1247.14Nmh 1720.63110118.559Kmolh415.72Nmh 所耗氮气为

172则所耗氢气为

4.2.2.2 原料气中惰性气体的含量

原料气中惰性气体的含量为：

0.6%0.4%1247.14415.72=16.8Nm3/h

10.6%0.4% 其中 CH4的含量为 16.810.08Nmh

352 Ar的含量为 16.86.72Nmh

54.2.2.3 液氨中氢氮气溶解损失

在压力为13×106Pa，温度在30°C时，液氨中氢氮气溶解损失：查表，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为： H2 34.3Nmh， N2 32Nmh

则每小时在液氨中氢氮气溶解损失分别为21.64Nmh和20.19Nmh。 4.2.2.4 液氨在贮罐气中的扩散损失

查表，在13×106Pa，25°C时，氢氮气中氨的平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失为：

1021.6420.19041083 21.6420.19G氨损100 G氨损30.08Nmh 折合成氨损失为：

H2损失为 30.083245.12Nmh N2损失为 30.081215.04Nmh 所以，每小时需精炼气为 1781.65Nmh 4.2.2.5 合成氨所需醇后气量

醇后气中尚有CO 1.4% CO2 1.9% CH3OH 0.05% 则每小时需G氨损为

1781.651843.40Nmh

1(1.41.90.05)%其中，CO 25.81Nmh CO2 35.02Nmh CH3OH 0.92Nmh

于是，合成氨所需醇后气量如表4.1所示

表4.1 合成氨生产耗用醇后气量及其组成

耗用量Nm3/h H2 合成氨反应精炼损耗氨扩散损耗惰性气合计醇后气组成%

1247.14 45.12 1313.9 71.28

N2 415.72 25.81 20.19 15.04 450.95 24.46

CO 35.02 25.81 1.40

35.02 1.90

气体组成，Nm3/h CO2 CH4 10.08 10.08 0.55

Ar 6.72 6.72 0.36

CH3OH 0.92 0.92 0.05

小计 1662.86 61.75 41.83 60.16 16.80 1843.4 100

液氨中溶解损耗 21.64

4.2.3生产甲醇所需原料气量 4.2.3.1合成甲醇的化学反应：

主反应 CO2H2CH3OH (4-2) 副反应 2CO3HCH32OH2O (4-3)

CO3H2CH4H2O (4-4)

4CO8H2C4H9OH3H2O (4-5)

CO2H2COH2O (4-6)

8CO17H2C8H188H2O (4-7)

4.2.3.2 计算各组分生成量

根据粗甲醇组分，算得各组分得生成量为：

l，412.76Nm3h 甲醇CH3OH 589.65Kgh 即 18.27Kmoh甲醚CH32O 2.56Kgh 即 0.0576Kmolh，1.29Nm3h 杂醇C4H9OH 1.64Kgh 即 0.0222Kmolh，0.496Nm3h

K7mol，h0.397Nm3h 烃类C8H18 2.02Kgh 即 0.017h43.99Nm3h 水H2O 35.35Kgh 即 1.96K4mol，

4.2.3.3 计算CH4的小时生产

生产中测得，按反应式（4-4），每生产一吨粗甲醇的同时，甲烷生成量为7.56Nm3，即0.34KmolCH4t粗甲醇，所以CH4的小时生产量为： 0.340.6310.215Kmolh 即 4.81Nm3h 4.2.3.4 计算反应式（4-6）生成的水量

忽略由原料气带入的水分，根据反应式（4-3）、（4-4）、（4-5）、（4-7），求反应式（4-6）生成的水量。

K6mol h式（4-3）生成的水量为 0.057式（4-4）生成的水量为 0.21K5mol h式（4-5）生成的水量为 0.02223式（4-7）生成的水量为 0.01778则（4-6）式生成的水量为

1.9640.05760.2150.0666K0m.o1l4 2h1.4830.K0m6o6l6 h0K.1m4o2l h即在逆变换中每小时生成1.483Kmol的CO和H2O 4.2.3.5 粗甲醇中溶解的反应气组分

查表[10]，压力为10106Pa,在30°C时，每一吨粗甲醇中溶解的反应气组分如表4.2

表4.2 混合气在粗甲醇中的溶解量

组分溶解量 Nm3/t Nm3/h CO 9.81 4.954 CO2 6.58 3.32 H2 25.92 13.09 N2 3.26 1.646 CH4 0.76 0.384 (CH3)2O 1.92 0.97 小计 48.25 24.364 15

组成，% 20.32 13.63 53.73 6.76 1.58 3.98 100 4.2.3.6 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CO、H2、N2混合气溶解的含量为37.14gm3，减压后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0.320.037140.881kgh

即0.0275Kmolh

式中 0.32为二甲醚在减压后的释放量。 4.2.3.7 粗甲醇合成每小时耗气量及组成

醇后气中有0.05%甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为0.631t/h时，带走甲醇为：

1843.40.05%0.92Nm3h

于是，粗甲醇合成每小时耗气量及组成如表4.3所示。

4.2.3.8 新鲜气量G新鲜气与组成

综合表4.1和表4.3，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气与组成，列表4.4。

表4.4 进甲醇合成塔新鲜气（G新鲜气）组成

组分

合成氨消耗Nm3/ h 新鲜气消耗Nm3/ h 新鲜气组成，%

CO2 36.54 35.02 71.56 2.25

H2 903.92 1313.90 2217.82 69.77

N2 1.646 45.095 452.596 14.24

CH4 -4.426 10.08 5.654 0.18

Ar — 6.72 6.72 0.21

小计 1336.264 1842.48 3178.744 100

合成甲醇消耗Nm3/ h 398.584

25.81 424.394 13.35

4.2.3.9 变换气需要量

如果不计水洗时CO、CH4、Ar及H2S等的溶解损失，单计算H2、

C时，H2和N2在水中的溶解N2的损失，查表，在压力为2.5106Pa,30°

度为0.427Nm3/t水和0.329Nm3/t水。

已知，水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤水用量为317.81th。则，H2、N2在水洗过程中的损耗为 H2:317.870.427135.73Nm3h N2:317.870.392104.58Nm3h

已知变换气中CO2含量为28%，若变换气中CO2含量G变CO2为

G变CO23178.744135.73104.5871.56G变CO228 100 G变CO1301.80Nm3h

2于是，进水洗塔变换气流量与组成如表4.5。

表4.5 变换气流量及组成

组分流量Nm3/ h

CO 424.394

CO2 1373.36

H2 2353.55

18 N2 557.76

CH4 5.654

Ar 6.72

小计 4720.854

组成，% 8.99 29.09 49.85 11.80 0.12 0.14 100

4.2.3.10 甲醇合成塔循环气量的计算

测得，甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88％，根据表4.3，设甲醇塔出塔气量G醇出塔为：

412.760.05%G2.88醇出塔 G醇出塔100 G醇出塔14585.16Nm3h

G醇循环14585.1623.3941843.4465.2912253.076Nm3h 故得循环气各组分的量为表4.6。

表4.6 甲醇塔循环气量及其组成

组分

CO2 1.90

H2 8733.993 71.28

N2 2997.102 24.46

CH4 67.392 0.55

Ar 44.111 0.36

CH3OH 6.127 0.05

合计 12253.076 100

流量Nm3/ h 171.543 232.808 组成，%

1.40

4.2.3.11 甲醇合成塔入塔气量的计算

根据G入甲醇塔G新鲜气G循环气，由表4.4与表4.6计算得甲醇合成塔入塔气（G入甲醇塔）量，如表4.7所示：

表4.7 甲醇合成塔入塔气量及其组成

组分

CO2 304.368 1.97

H2 10951.813 70.97

N2 3449.698 22.36

CH4 73.046 0.47

Ar 50.831 0.33

CH3OH 6.127 0.04

合计 15431.82 100

流量Nm3/ h 595.937 组成/%

3.86

4.2.3.12 甲醇合成塔出塔气流量及组成计算

因为G醇出塔G醇入塔G醇反应G醇G醇副反应G醇副产物，根据表4.3和表4.7得表4.8如下所示：

组成

入塔气流量，Nm3/ h 反应生成物，Nm3/ h 出塔气流量，Nm3/ h 组成，% 组分

入塔气流量，Nm3/ h 反应生成物，Nm3/ h 出塔气流量，Nm3/ h 组成，%

CO 595.937 202.307 1.39

CO2 304.368 33.22 271.148 1.86

H2 10951.813 890.83

10060.983 69.01

N2 3449.698 3449.698 23.66

CH4 73.046 4.81 77.856 0.535

Ar 50.831 50.831 0.35

合成反应消耗，Nm3/ h 393.63

CH3OH 6.127 414.30 420.427 2.88

C4H8OH 0.50 0.50 0.015

(CH3)2O 1.29 1.29 0.015

C8H18 0.40 0.40 0.015

H2O 43.99 43.99 0.30

合计 15431.82 1317.68 465.29 14579.43 100

合成反应消耗，Nm3/ h

表4.8 甲醇合成塔出塔气流量及组成

4.2.3.13醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表4.9。

表4.9 甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成

组分

分离器损失气量Nm3/ h 出分离器气体流量Nm3/ h 组成，% 组成，% 重量，kg/h 组成，% 组分

分离器损失气量Nm3/ h 出分离器气体流量Nm3/ h 组成，%

CH3OH 0.62 7.047 0.05

C4H9OH 0.50 0.11 1.65 0.26

(CH3)2O 0.32 \\ 0.97 0.21 1.99 0.32

C8H18 0.40 0.09 2.04 0.33

H2O 43.99 9.59 35.35 5.60

合计 24.014 14096.796 100 458.62 100 630.69 100

CO 4.954 197.353 1.40

CO2 3.32 267.828 1.90

H2 13.09 10047.893 71.28

N2 1.646 3448.052 24.46

CH4 0.384 77.472 0.55

Ar 50.831 0.36

出分离器液体流量Nm3/ h（气态）

出分离器液体流量Nm3/ h（气态） 412.76 组成，% 重量，kg/h 组成，%

90.00 589.66 93.49

4.2.3.14 粗甲醇在中间贮槽减压放出的弛放气流量与组成如表4.10。

表4.10 甲醇弛放气流量与组成组分 CO CO2 3.32

H2 13.09

N2 1.646

CH4 0.384

CH3OH 合计 0.62

24.014

弛放气量Nm3/ h 4.954

组成，% 20.63 13.83 54.51 6.85 1.60 2.58 100

4.2.3.15 醇后气经精炼得精炼气流量与组成如表4.11所示。

表4.11 精炼气流量和组成

组分

N2 450.95 25.31

CH4 10.08 0.56

Ar 6.72 0.38

合计 1781.65 100

精炼气流量，Nm3/ h 1313.90

73.75 组成，%

4.2.3.16 根据表4.1、表4.11得氨合成塔生产最终物料平衡表，见表4.12。

表4.12 氨合成塔物料平衡表消耗分类 H2 精炼气Nm3/ h 溶解损耗Nm3/ h 小计

合成反应消耗Nm3/ h 吹出气Nm3/ h 氨扩散损耗Nm3/ h 合成氨产量

Nm3/ h Kg/h

1313.90 21.64 1292.26 1292.26

反应消耗或损耗 N2 450.95 20.19 430.76 430.75 0.01

CH4 10.08 10.08 10.08

Ar 6.72 6.72 6.72

861.50

（30.08） 831.85 631.31 反应合成NH3 1781.65 41.83 1739.82 16.81 30.08 831.85 631.31 合计 4.2.3.17 汇总物料平衡各过程，得平衡汇总表4.13。

4.3合成工段热量衡算 4.3.1全塔入热计算

查手册[11]，根据表4.7甲醇合成塔入塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表4.14。

表4.14 醇合成塔入塔各组分热容和热量组分组分热容kJ/(kmol·°C) 入塔量 Nm3/ h kg/h 595.937 26.604 874.47 304.368 13.588 1236.24 10951.813 3449.698 488.92 14369.36 154.004 4941.99 73.046 3.261 147.20 50.831 2.269 57.09 6.127 0.274 15.26 15431.82 688.92 21641.61 CO 32.87 CO2 90.98 H2 29.39 N2 32.09 CH4 45.14 Ar 25.16 CH3OH 合计 55.69 入塔热量kJ/(h·°C) 根据计算条件，入塔气温为40°C，所以入塔总热量为：

21641.6140865664.4KJh 4.3.2 塔内反应热计算

在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2按反应式（4-2）、（4-3）、（4-4）、（4-5）、（4-6）及（4-7），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4.15。

表4.15 甲醇合成塔内反应热

组分生成热，KJ/mol

Kg/h

反应热，KJ/h

CH3OH 102.37 18.496 1893435.52

(CH3)2O 49.62 1.29 0.058 2877.96

C4H9OH 200.39 0.50 0.022 4408.58

C8H18 957.98 0.40 0.018 17243.64

CH4 115.69 4.81 0.215 24873.35

H2O -42.92 33.22 1.483 -6365 0.36

合计 454.52 20.49 1879188.69

生成热 Nm3/ h 414.30

4.3.3 塔出口总热量计算

根据甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容及表4.8所示的甲醇合成塔出口物料的流量，并按Q出塔G出塔Cm，分别算出出塔各组分

的热量，列表为4.16。

表4.16 甲醇合成塔出塔各组分的比热容

组分比热容，kJ/(kmol°C) 气量

Nm3/ h Kg/h

C出塔，KJ/(h°C) 组分

比热容，kJ/(kmol°C) 气量

Nm3/ h kg/h

C出塔，KJ/(h°C)

Ar 22.86 50.831 2.269 51.87

CH3OH 55.69 420.427 18.769 1045.25

C4H9OH 61.76 0.50 0.022 1.36

(CH3)2O 56.52 1.29 0.058 3.28

C8H18 318.21 0.40 0.018 5.73

H2O 29.31 43.99 1.964 57.56

合计 14579.43 650.867 20388.93

CO 31.49 202.307 9.032 284.42

CO2 61.97 271.148 12.105 750.15

H2 29.46 10060.983 449.151 13231.99

N2 31.15 3449.698 154.004 4797.22

CH4 46.06 77.856 3.476 160.10

4.3.4 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％

1865664.41879188.695％

.655KJh 1372424.3.5出塔气体温度按全塔热平衡方程式度T出。

865664.41879188.6920388.93T出137242.655 T出127.9℃ < 160℃

4.3.6 汇总能量平衡各过程，得平衡汇总表4.17

表4.17 甲醇合成塔全塔热平衡表

热量入热，KJ/h 出热，KJ/h 气体显热 865664.4 2607744.147

反应热 1879188.69

热损失

137242.655

合计 2744853.09 2744986.80

Q入塔Q反应Q出塔，求出出塔气体温

误差=2744986.802744853.092744853.09100％0.0049％

在允许的范围内。

4.4甲醇水冷器的热量平衡计算 4.4.1 热平衡方程式

Q入口气Q冷凝Q出口气Q液体Q冷却水

式中Q入口气,Q出口气——分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h Q冷凝——在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h Q液体——出冷凝器液体带热，kJ/h Q冷却水——冷却水带走热量，kJ/h 4.4.2 热平衡计算

由手册[11]查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表4.18

表4.18 粗甲醇中各组分的物理常数

组分

CH3OH

(CH3)2O 531.75 2.638

C4H9OH 577.81 2.596

C8H18 307.05 2.26

H2O 2260.98 4.187

1117.93 汽化热,kJ/kg

液体热容,kJ/(kg°C) 2.72

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。

4.4.2.1气体冷凝放热

Q冷凝GHr

式中 G——冷凝液体流量，kg/h Hr——组分的汽化热，KJ/kg

根据表4.9数据计算得出塔各组分及冷凝放热量如表4.19

表4.19 出塔气在冷凝器冷凝放热量

组分冷凝量

CH3OH

(CH3)2O C4H9OH 0.97

1.99

0.50 1.65

C8H18 0.40 2.04

H2O 43.99 35.35

合计 458.62 630.69

Nm3/ h 412.76 Kg/h 589.66

放热量，KJ/(h°C) 659198.60

1058.18 953.39 626.38 79925.64 741762.19

4.4.2.2 进冷凝器气体总热量

Q入冷凝器Q出塔GFCPT出塔

.147KJh 2607744 式中 GF——进冷凝器各组分摩尔流量，kmol/h CP——各组分比热容，J/（mol.℃） T出塔——出合成塔气体温度，℃ 4.4.2.3 冷凝器出口气体显热

''冷凝器出口气体显热 Q出冷凝器GFCPT出塔

式中 GF'——冷凝器出口各组分摩尔流量，kmol/h CP——出口气体各组分比热容，J/（mol.℃） T出口——冷凝器出口气体温度，℃

根据表4.9各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为表4.20。

表4.20 冷凝器出口各气体组分的显热

组分热容，J/mol 气量

Nm3/ h Kg/h

CO 34.42 197.353 8.810

CO2 38.60 11.957 461.54

H2 29.02 448.567 13017.41

N2 29.06 153.931 4473.23

CH4 36.68 77.472 3.459 126.88

Ar 20.83 50.831 2.269 47.26

CH3OH 44.21 7.047 0.315 13.93

合计

14096.476 629.308 18443.49

267.828 10047.893 3448.052

热量，kJ/(h°C) 303.24

因冷凝器气体出口温度为38℃，所以出口气体热量为：

' Q出冷凝器18443.4938700852.62KJh ''4.4.2.4 冷凝器出口液体带走热量Q出冷凝器。

'''' Q出冷GFCPT出冷凝器凝器 26

GF''——冷凝器出口液体各组分摩尔流量，kmol/h CP——各液体组分的比热容，J/（mol〃℃）。

于是，根据表4.18和表4.19，计算冷凝液体带走热量为表4.21。

表21 冷凝器出口液体热量

组分

CH3OH 589.66 1603.88

(CH3)2O 2.638 1.99 5.25

C4H9OH 2.596 1.65 4.28

C8H18 2.26 2.04 4.61

H2O 4.187 35.35 148.01

合计 630.69 1766.03

液体热容，KJ/(Kg°C) 2.72 流量，Kg/h 热量，KJ/(h·°C)

因冷凝器出口液体温度为38℃，故液体带出热量为：

'' Q出冷凝器1766.033867109.14KJh

于是，由冷却水带走的热量为：

Q冷却水2607744.147741762.19700852.6267109.14

.577KJh 2581544则冷凝器热平衡如表4.22

表4.22 冷凝器热平衡表带入热量，KJ/h 气体显热 2607744.147 冷凝热 741762.19 合计 3349506.337 气体显热 700852.62 带出热量，KJ/h 液体带出热 67109.14 冷却水带热 2581544.517 合计 3349506.337 4.4.2.5 冷却水的用量

已知：冷凝器冷却水温度为32℃，回水温度为45℃，则冷凝器需冷却水量为：

2581544.57747427.84Kgh47.428th

45324.187

5 主体设备设计

5.1主换热器设计 5.1.1相关数据

根据上端原料气与下端冷气的比率及换热器的热负荷确定：

10000Nm3h的原料气走壳程。

已知：上端原料气进换热器的温度为50℃，产物进换热器的温度分别为270℃，产物出换热器的温度为127.9℃，可求得原料气出换热器的温度为263.4℃。

定性温度:可取流体进出口温度的平均值.

壳程原料气的定性温度为：156.7℃ 管程产物的定性温度为:199℃

根据定性温度,可查得流体的有关物性数据. 原料气在156.7℃下的物性数据:

平均摩尔质量： M09.7gmol 定压比热容: Cp0=2.95 kJ/(kg.℃) 导热系数: λ0=0.1276 W/(m.℃)

粘度: μ0=17.8µPa.s 产物在199℃下的物性数据:

平均摩尔质量： M010.3gmol 定压比热容: Cpi=2.86kJ/(kg.℃) 导热系数: λi=0.144 W/(m.℃)

粘度: μi=20.3µPa.s 5.1.2计算总传热系数[12][13][14] 5.1.2.1热流量 Q014579.4629.47270127.92725629.0KJh 22.45.1.2.2平均传热温差

tmt1t2263.450270127.9175.03℃ t1263.450lnlnt2270127.95.1.2.3总传热系数 5.1.2.3.1管程传热膜系数

设u2ms，选用Φ252.5mm的碳钢传热管。

在产物的定性温度下，查图[15]知，产物的压缩因子为Z=0.615

产物PM1310610.310355.48kgm3 （其中199℃为ZRT0.6158.314(273199)产物的定性温度）

产物的质量流量为：

G产14579.4610.31.862kgs 22.43600列管内产物的质量流量为：

g产0.30.7850.02255.480.0052kgs

故可知，单程列管数为nsG产1.862 359（根）g产0.0052从而可以算得列管内的实际质量流量为：

w1.86216.52kgm2s 23590.7850.02则算得管内的雷诺数和普兰特常数如下：

ReiPridwi0.0216.52360016275.86320.3103.62.8610320.31060.403

144103CPii0.023iRei0.8Pri0.4

di144103 0.02316275.860.80.4030.4

0.044 269.41wm2℃ 5.1.2.3.2壳程传热膜系数

假设壳程传热系数为ao=200W/(m2.℃) 污垢热阻

Rsi0.000344Rso0.000172

管壁的导热系数 λ=45 W/(m.℃) 5.1.2.3.3总传热系数为：

K1d0dbd1Rsi00Rsoidididi01 0.0250.0250.00250.02510.0003440.000172269.410.020.02450.0220096.98wm2℃

5.1.2.4计算传热面积

Q27256291033600S44.62m2

Ktm96.98175.03'考虑15%的面积裕度,S=1.15×S'=1.15×44.62=51.31(m2) 5.1.3工艺结构尺寸 5.1.3.1 管径和管内流速

选用φ25×2.5的传热管(碳钢)，管内流速取0.3m/s.

5.1.3.2 管程数和传热管数

前面已算得单程列管数为 ns359 （根）按单程管计算,所需的传热管长度为 LS51.311.66m πd0ns3.140.025359实取管长L2.0m，则管程数为一。总列管数为n359(根) 5.1.3.3 热管排列

采用组合排列法，即按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=0.032m 5.1.3.4 壳程内径

对多管程结构有 D1.05tn (取0.7)

3590.761m 0.7 D1.050.032又对于此处的换热器，其中心有一冷衬管，设其直径为d。其中气体温度为40℃，查图[15]知其压缩因子为Z=1.04

5431.821PMM0.785d22 22.43600ZRT d0.075m（其中2为冷衬管内气体的流速）综上可取换热器内径 D=0.9m，冷衬管直径d=0.1m。 5.1.3.5 折流板圆缺高度

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为0.25×0.9=0.225m，故可取h=0.25m。

5.1.3.6 接管

将原料气的标准体积流量折换成13MPa下的体积流量，则有：

VZnRTP1.04100008.3144027310322.492.94m3 61310 壳程原料气进口接管：取管原料气流速为u=0.3m/s，则上端接管内径为

d4V492.940.128m πu3.140.3故取上端接管的直径为150mm。下端接管内径为: d5431.820.1280.07m 10000故取下端接管的直径为70mm。

将产物的标准体积流量折换成13MPa下的体积流量，则有：

VZnRTP0.61514579.468.314127.9273103322.4 102.63m61310 管程产物出口接管：取管内流速u=1.8m/s，则接管内径为

d4Vπu4102.630.142m

3.141.8故取产物出口接管的直径为150mm。 5.1.4 换热器核算 5.1.4.1 热量核算

5.1.4.1.1 壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用公式

000.36Re0.55Pr3dew100.14

正三角形排列的传热管的当量直径可由下式算得：

3π2232240.0320.0254(td0)240.02m 24=deπ0.025d0壳程流通面积

π0.025π2222S00.250.76110.90.7610.10.215m

40.0324壳程流体的质量流量为： G原1000019.720141.20kgm2h 22.40.215壳程流体雷诺数及其普兰特数分别为

Re0Pr0d0G原000.0220141.206286.27317.8103.62.951017.810127.610336CP0

0.4120.14

≈1 w因温度对气体粘度影响不大，故可取粘度校正 000.36Re0.55Pr3dew100.14

1127.610300.366286.270.550.4123209.83wm2℃

0.025.1.4.1.2 管程对流传热系数

i0.023idiRe0.8Pr0.4

前面已算出i269.41wm2℃ 5.1.4.1.3 总传热系数K

K1d0dbd1Rsi00Rsoididiλdi0 1

0.0250.0250.00250.02510.0003440.000172269.410.020.02450.02209.8399.24wm2℃ 33

5.1.4.1.4 传热面积

Q27256291033600 S43.60m2

Ktm99.24175.03'该换热器的实际传热面积Sp SPπ0.025235956.36m2 该换热器的面积裕度为 HSpSS100%=

56.3643.6100％29.3％ 43.6传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 5.1.4.2换热器主要结构尺寸和计算结果

表5.1 换热器主要结构尺寸和计算结果

换热器型式:固定管板式

壳体内径（mm）：900 换热面积(m2)：40.12 工艺参数名称物料名称操作压力,MPa 操作温度,℃ 流量,Nm3/h 流体密度, kg/m3 传热量,KJ 总传热系数,w/m2.K 对流传热系数, w/m2.K 污垢系数, m2.k/w 程数管子规格管间矩,mm 排列方式管长,mm 管数，根

管程产物 13 270/127.9 14579.43 10.3 272569 99.24 269.41 0.000344 1 Φ25×2.5 32 正三角形 2000 359

壳程原料气 13 50/263.4 10000 9.7 209.83 0.000172 1

5.2三套管换热器设计[4][16] 5.2.1相关数据

假设需要冷管45根，热电偶，2根

冷管规格为：外冷管Φ38×2mm，内衬管Φ26×2mm，内管Φ32×2.5mm 热电偶规格为：Φ32×2.5mm 中心管规格为：Φ200×12mm 5.2.2 催化床与外冷管之间的总传热系数 5.2.2.1 外冷管外壁给热系数

外冷管外壁给热系数可由以下公式算得：

kDtk2.17DtDp0.8DgGkk0.52

式中 λk——催化剂床气体导热系数，kJ/(m·h·℃) Dt——催化剂床当量直径，m

DF——催化剂颗粒当量等表面积直径，m Gk——催化剂床气体的质量流量，kJ/(m2·h) μk——气体粘度，kg/(m·h)

催化床层的平均温度为280℃，查得物性数据：

k0.5638KJmh℃

k0.0814Kgmh催化床层的流通截面积为

Fkcπ0.920.2220.0322450.03820.604m32 4 35

4Fkc0.877mπDp0.005mDtGk14579.4310.311093.72kgm2h22.40.6043

0.520.56380.877.720.00511093k2.170.8770.0050.08140.82589.34kJm2h℃

5.2.2.2 外冷管内壁，内冷管外壁给热系数

.80.4 00.0230Re00Pr0

d0式中 λ0——外冷管气体导热系数，kJ/(m·h·℃）

deo——外冷管当量直径，m

物性数据：

00.5562kJmh℃ 00.0731kgmh

Cp2.98kJkg℃外冷管内气体的流通截面积为：

F00.7850.03420.02623.768104m2

4F00.02191mπ 15431.829.72G0394110.0kgmh422.43.7681045de0Re0de0G0

Pr0000.02191394110.0118125.170.07312.980.07310.3920.5562CP0

00.0230.55620.8118125.170.3920.44586.75kJm2h℃ 0.02191

5.2.2.3 催化床与外冷管之间的总传热系数

Kk01____d0kdiw0dond000od 1

0.0360.0360.020.000172589.340.0344586.750.036453.61253.44kJm2h℃5.2.3 冷管之内外管间的总传热系数 5.2.3.1 内冷管内壁给热系数 i0.023idinRei0.8Pri0.4

物性数据：

i0.5328kJmh℃ i0.0713kgmh

Cp2.96kJkg℃ Gi15431.829.7738956.25kgm2h 222.40.01645ReidiGi

Priii0.016738956.25165824.680.07132.960.07130.3960.5328CPi

i0.0230.53280.8165824.680.3960.47924.46kJm2h℃ 0.0165.2.3.2 冷管之内外管间的总传热系数

K0i1____di0diwdiidiniiid 1

0.0170.0170.0040.000174586.750.0167924.460.018453.61833.12kJm2h℃ 37

5.2.4 催化剂和进塔冷气间的总传热系数 Ki111K0iKk01111833.121253.44744.42kJm2h℃

5.2.5 催化剂和中心管间的总传热系数 5.2.5.1 中心管内壁给热系数 0.023Re0.8Pr0.4

d 物性数据为：

0.5571kJmh℃ 0.0733kgmh

Cp3.07kJkg℃ 质量流量，雷诺数及普兰特准数为 G15431.829.7274818.44kgm2h 222.40.1760.7850.176274818.44659864.190.0733

C3.070.0733PrP0.4040.5571RedG 0.0230.55710.8659864.190.4040.42292.26kJm2h℃ 0.1765.2.5.2 催化剂和中心管间的总传热系数

K1dddd____ 1

0.1880.1880.0120.000172589.340.1762292.260.2453.6937.49kJm2h℃5.2.6 催化剂的质量及体积[4]

反应平均温度为280℃，查得[15]各气体的逸度系数为：

4 H0.994, CO0.96,2 CHOH0.99

23 38

催化剂量可用下式计算：

xABCOPWCOCH2PH2DCH3OHPCH3OH0CH3OHPCH3OHF22COPCOHPH22Kf3

其中 ν—各气体的逸度系数，

Kf —平衡常数，2.42×10-4， F—单位时间进塔气体摩尔数，mol。

查图[3]知： A=120，B=5.5，C=1.1，D=35

1205050.9621300.03861.10.9940.02724315431.82101300.709350.5630.0004130W0.5630.0004130222.40.9621300.03860.9941300.70972.421043 5.806106g

C207联醇催化剂的堆比重为1.4~1.6kgL，此处取堆比重为1.6kgL

则催化剂的堆体积为：

5.80610633.63m V 61.6105.2.7 催化剂床层高度

设催化剂床层高度为h，则有

0.220.785h450.03820.785h3.630.920.785h

h6.559m

考虑一定的高度裕度后取h=6.8m

三套管的高度应略低于6.8m，取其高度为6.2m。 5.2.8 传热面积核算 5.2.8.1 中心管的传热面积

中心管底部气体的温度应略低于进入催化剂床层气体的温度，

假设中心管底部气体的温度为247℃。

如果没有三套管换热，催化剂床层的温度将升至t，

t22.4Q反应热25 0NCp22.41893435.5225034℃8

14579.4329.69 t故床层的t可近似取348280℃68℃ 平均传热温度差为： ΔtmΔt1Δt26825024720.83℃ Δt168lnlnΔt23传热面积为： S'Q15431.8229.9733.17m2 Ktm22.420.83937.49实际传热面积为 Sp3.140.1886.84.01m2 中心管的面积裕度为 HSpSS100％4.013.17100％26％ 3.17面积裕度合适，能完成生产任务。 5.2.8.2 三套管的传热面积

设气体进入三套管的温度为T，则有：

263.4T5431.82T50 10000T188.3℃平均传热温差为：

tmt1t268247188.363.24℃ t168lnlnt258.7 40

传热面积为：

SQ15431.8229.5658.725.39m2 Ktm22.463.24744.42实际传热面积为：

Sp453.140.0366.231.54m2 中心管的面积裕度为：

HSpSS100％31.5425.39100％24％

25.39面积裕度合适，能完成生产任务。 5.3 合成塔的计算[17] 5.3.1 封头厚度的计算

本设计采用材质为16MnR的圆形平盖封头，连接方式为螺栓连接，其计算壁厚可由下式算得：

SpDcKPct 其中 Pc——计算压力，MPa ——焊缝系数，取=1.0 Dc——平盖计算直径，mm K——结构特征系数，0.25

查得，16MnR在设计温度（280℃）下的许用应力116MPa，则有计算壁厚：Sp9500.2513159.01mm

1161.0t设计壁厚：SdpSC2159.011.5160.51mm （其中C2为腐蚀裕量， 1.5mm）

名义壁厚：SnpSdpC1160.5120.06180.57mm（其中C1为钢板厚度负偏差，20.06mm）圆整后取Snp=185mm。 5.3.2 塔顶小盖厚度的计算

本设计采用材质为16MnR的圆形平盖塔顶小盖，连接方式为螺栓连接，其计算壁厚可由下式算得：

SpDcKPct 其中 Pc——计算压力，MPa ——焊缝系数，取=1.0 Dc——平盖计算直径，mm K——结构特征系数，0.25

查得，16MnR在设计温度（280℃）下的许用应力116MPa，则有计算壁厚：Sp350

设计壁厚：SdpSC258.581.560.08mm （其中C2为腐蚀裕量， 1.5mm）名义壁厚：SnpSdpC160.087.5167.59mm （其中C1为钢板厚度负偏差，7.51mm）圆整后取Snp=70mm。 5.3.3 筒体厚度的计算

筒体的材质采用16MnR，其计算厚度可由下式算得：

t0.251358.58mm

1161.0 SPcDi2Pct

其中 Pc——计算压力，MPa ——焊缝系数，取=1.0 Di——筒体内径，mm

查得，16MnR在设计温度（280℃）下的许用应力116MPa，则有计算壁厚：S1390053.42mm

21161.013t设计壁厚：SdSC253.421.554.97mm （其中C2为腐蚀裕量，

1.5mm）

名义壁厚：SnSdC154.976.8761.79mm（其中C1为钢板厚度负偏

差，15.74mm）

圆整后取Sn=65mm。 5.3.4 塔底密封装臵厚度计算

塔底采用焊接连接的圆形平盖密封，其材质为16MnR，其计算壁厚可由下式算得：

SpDcKPct 其中 Pc——计算压力，MPa ——焊缝系数，取=1.0 Dc——平盖计算直径，900mm K——结构特征系数，0.27

查得，16MnR在设计温度（280℃）下的许用应力116MPa，则有计算壁厚：Sp900

t0.2713156.56mm

1161.043

设计壁厚：Sdp156.561.5158.06mm （其中C2为腐蚀裕量， 1.5mm）名义壁厚：Snp158.0619.76177.82mm （其中C1为钢板厚度负偏差，19.76mm）圆整后取Snp=180mm 5.4 合成塔参数总表

表5.2 合成塔参数总表

序号 1 2 3

项目

外筒规格密封型式

冷管：三套管外管内衬管内管

数量中心管直径绝热层高度催化剂床高度催化剂装填量保温层厚度筒体厚度塔顶小盖厚度封头厚度

底部密封装臵厚度

单位 mm mm mm mm 根 mm mm mm m3 mm mm mm mm mm

结构特点与结构参数 Φ1100×13655 平面 Φ38×2 Φ26×2 Φ18×1 45

Φ200×12 1000 6800 3.63 17 65 70 185 70

4 5 6 7 8 9 10 11 12

6 经济技术指标分析

能源与环境是21世纪人类社会面临的首要问题,我国是一个富煤、贫气、少油的国家[18]。大力发展由煤制甲醇项目,一方面将有力推动煤炭深加工的发展,带来可观的经济效益和环境效益;另一方面有助于解决石油资源贫乏不能满足我国国民经济发展需要的问题,对保障国家能源供应安全具有十分重要的意义。本设计中即分析以煤为原料合成甲醇的经济性。 6.1主要工艺参数

6.1.1 主要物料的实际消耗量以生产5000吨甲醇为基准 1. 电 2. 水

6.1.2 工资及各项物料、能量价格 1. 平均工资：50元/天 2. 水：2.0元/t 3. 电：0.6元/kW〃h 6.1.3 建设期每年资金投入

建设期两年，资金投入比例:第一年60% ，第二年40%。 6. 2 投资估算

6.2.1 总投资费用估算(采用指数估计法)

FS1C1C2f(1x)1F2S2n （6－1）

式中: C1——拟建工厂的投资费用，万元；

C2——已知工厂投资费用(取C2=200000)，万元；

f——地区建设投资系数，取f=1；

F1——拟建工厂的建设年份的价格指数，取F1=358.2； F2——已知工厂的建设年份的价格指数，取F2=342.5；

S1——拟建工厂的生产规模，取S1=5000吨/年； S2——已知工厂的生产规模，取S2=300000吨/年；

N——规模指数，取N=0.7；

x——间接投资费用系数，取x=4%。

c12000001(14%)358.250000.7()12383万元 342.53000006.2.2 设备投资费用估算

FS1C1C2f(1x)1F2S2n' （6－2）

式中: C1——拟建工厂的设备投资费用，元；

C2——已知工厂的设备投资费用(取C2'=15000)，万元；

c1'151(14%)358.250000.7()9287.2万元 342.5300000已知设备运杂费为总设备投资费用的8%

则设备总投资为 C1C1(18%)9287.21.0810030.18万元 6. 3 成本估算

6.3.1 各种成本费用估算 6.3.1.1 原料成本

原料煤费用=（3.45000）吨/年×450元/吨=765万元/年

6.3.1.2 燃烧动力费用

电：0.6元/度电费：178万元/年水：2.0元/吨水费：75万元/年 6.3.1.3 工人工资及附加费

工人工资=年个人平均工资×工人人数 =50×365×15=36.5万元/年附加费=36.5×14%=5.11万元/年人工费=36.5＋5.11=41.61万元/年 6.3.1.4 基本折旧费和大修基金基本折旧费固定资产折旧率=

14%1资产折旧率100%= 6.4% 100%=15固定资产折旧年限固定资产原值=基建投资×50%＋建设期利息

=12383×50%+12383×6% =6934.48万元/年

固定资产基本折旧费=6934.48万元×6.4% = 443.81万元/年大修基金

大修基金=固定资产原值×5% = 6934.48万元×5% = 346.72万元/年 6.3.1.5 车间经费

车间经费=（燃料动力费＋人工费＋基本折旧费＋大修基金）×5% =（178+75＋41.61＋443.81+346.72）×5%

=54.26万元/年

6.3.1.6 企业管理费

企业管理费=车间经费×企业管理费=54.26×17% 1×

5%17% = 79.76万元/年 1×

5%6.3.1.7 成本估算费用

总的成本费用为1984.16万元/年 6. 4 收入、税金和利润

[19][20]

收入、税金和利润的计算销售收入

假设产品全部出卖，即销售量＝生产量。甲醇销售收入=销售量销售价格，

则甲醇销售收入 = 5000吨×2500元/吨= 1250万元/年

副产品销售收入为：1286万元/年。（其中副产品包括蒸汽、硫磺、作燃料的合成气、渣）则总的销售额为：

总销售额=1250+1286=2536万元/年销售费用（取销售总额的2%）

销售费用=25362% =50.72万元/年则生产成本为

生产成本=1984.16＋50.72=2034.87万元/年盈利

盈利=销售总额－生产成本=2536－2034.87 =501.13万元/年

取甲醇的税率10%，其它费用是盈利的20% 则销售利润为：

销售利润=501.13（1－20%）=400.90万元/年税金=销售利润×税率=400.90×10%=40.09万元年

7 厂址的选择与生产车间的平立面布置

总平面设计即根据任务书确定的工厂生产规模。按生产工艺流程及安全运输等要求，结合场地条件，经济合理地确定工厂的各建筑物，堆厂，运输路线，工程网管平面及竖向关系。 7.1 厂址的选择依据及原则

一旦选定了建厂地区，应当从这一地区可供建厂的几个地点中，通过详细的比较分析，确定工程项目具体所在的厂址，即所谓定址。影响厂址选择的因素较多，而且不同的项目往往具有一些特殊的要求。该厂厂址选择需要考虑以下几方面的因素[4][21]：

地形及占地面积：选择厂址时，应选择地表在较平稳、地带平阔的丘陵地。厂址选择应尽可能少占用耕地或不占用耕地，在需要占用耕地时，应尽量使用贫瘠土地、坡地和山地。根据厂区的面积、形状和其它工艺流程的特殊需要，厂区留取适量发展的余地。

工程地质条件：厂址的工程地质、水文地质等方面的条件应符合项目要求。首先应研究是否有不宜建厂的工程地质，如厂址附近是否有活动断层。大型的不稳定边坡和天然滑坡附近、溶洞发育地区、洪水灾害地区，以及有可开采的矿床或已开采过的矿坑上，均不宜建厂。

交通运输条件：交通运输费用是产品成本中的一项重要开支。该厂属于中型企业年运输量较大，为此，应选择在靠近铁路、水运和有管道运输的地方。

厂区外部条件：厂址的外部条件对工厂的建设和运行有很大关系。职工生活服务设施，也是厂址选择需要考虑的重要因素。因此，

厂址要尽可能选择在基础条件已经具备的地区，以便利用现有的供电、供水、供气、工程管线、生活设施等条件，以节约投资和缩短建设期限。

建厂投资费用：建厂投资费用包括占地、移民、现有建筑物的拆迁、赔偿等所需的费用。一般来说，厂址的选择要尽可能避免大规模的拆迁、筑路，以节约投资。

环境保护：建设工厂必然会对周围的环境产生影响。因此，厂址选择的过程中，必须进行环境影响评价。厂址的选择要有利于项目所在地区的环境保护，严禁在自然保护区和风景名胜区建厂，对排放的废水、废气、废渣等要有切实可行的治理方案。

气候：主导风向要求较稳定，厂地应选择在城镇，常年下风向，河流下游，尽量远离居民区，露天布臵较多，要减少冰雪霜冻的影响。

水文：工厂需水量较大，故厂址应靠近水量充足和水质良好的水源，以满足工厂生产和生活用水，最好靠近河流，但应避开洪水地段。

能源：应保证由国家电网供应充足电能，煤等燃料供应方便充足。 7.2 生产车间的平面、立面布臵 7.2.1 工厂布臵

工厂布臵[22]就是根据已确定的工厂组成部分及其规模，合理的在厂区安排它们的相互几何位臵，并画出工厂的平面布臵图。从企业物流的角度来解释，就是对组成工厂的各部门、设施和设备按一定方式布臵，使产品生产过程从投入原材料到成品的发运，物料流动最方便，物流过程的运输、装卸搬运量最少，物流费用最低。一个良好的工厂

布臵，可以缩短企业产品在生产过程中的流动距离，节约运输装卸搬运投资，避免物料和人员的迂回流动，降低物流费用，提高生产效率。所以，合理地进行工厂布臵，不仅有利于对投入的各种生产要素的合理配臵，而且为企业物流合理化提供了条件。 7.2.1.1 流程合理

工厂的布臵应综合工艺特性，厂址的运输条件，尽力保证各个生产装臵短捷的生产作业线。负荷比较集中，卸载、输送力求方便。 7.2.1.2 符合安全、卫生要求

生产过程中要采取严格的安全处理措施。本设计中把办公室设在上风向，减少有毒气体对职工健康的影响，生活区远离厂区，处上风向，避免人体危害。 7.2.1.3 发展要求

厂内各车间之间，附近留有余地，以便随生产销售状况及工厂流程情况的变化扩建和改建。综合上述，工厂的布臵基本上是例行的。一个较大的化工车间通常包括下列各项：

生产设施：包括生产工段，原料和产品仓库、控制室、露天堆场及贮槽区等；

生产辅助设施：包括除尘通风、配电、机修和化验室；生活行政设施：包括车间办公室、更衣室、浴室和厕所；其它特殊用途设施：车间的布臵设计按其内容可分为车间总布臵和平面内设备布臵两种。

7.2.2 厂房的整体布臵设计[22][23]

根据生产工艺流程、生产特点、生产规模、建筑结构等来进行整体布臵设计。

甲醇合成可分为煤处理、制气、净化、脱硫、氢氮压缩、中温变换、甲醇合成等几个阶段。生产车间均采用长方形厂房，因为长方形厂房有利于设备的排列及自然采风、通风，因而可以加大空气流通，有效地充分利用建筑面积。由于车间生产流程简单，操作人员不多，因此在布臵时可供安排控制室、储存室、设备室、车间化验室、车间办公室、资料室等生产辅助设施和行政设施，配电室、机修室、浴室、厕所与其它车间供全厂共用。

设备露天化，对建筑面而言，有很多好处：可节约大量建筑面积，因而可以节省大量基本投资；可节约土建施工工程量，因而可以减少基本设施，加快建设进度；厂房的扩建、改建等灵活性高。

车间的设备布臵设计，是在满足生产工艺要求的基础上，综合考虑设备安装与抢修，安全、生产、操作及发展情况而进行的。

布臵设备时从合格证工艺流程顺序为原则，做到上下纵横相呼应，也就是保证工艺流程在水平和垂直方向的连续性以及重型设备布臵在底层，凡属几套相同的设备，同类型或性质相似及操作有关的设备，应尽可能布臵在一起，便于集中管理。同时应考虑相应或相似的设备相互可调换使用，充分发挥设备潜力。另外，闸管线应尽可能避免管线和物料输送线交错。设备要排列整齐，避免过紧或过松。

7.2.3 工厂总平面布臵

化工厂基本由以下几个部份组成：

生产车间：原料，生产，成品，回收等工段及控制室；辅助生产车间：化验室、机修、电修室；

动力设施：锅炉房、变电站、空压站、冷冻站、空气站；包贮设施：仓库贮槽场、露天堆场；

运输设施：公路、铁路、水运码头、机械化运输设施；工程技术管线：给水、排水管线、传电、压缩空气、热管线；生活部门：办公室、消防车库、浴室、食堂、保健站；管理部门：下设厂办公室、生产科、生产车间、检修车间等四个二级管理部门。

总平面布臵的内容主要包括四个方面：平面布臵，竖面布臵；工程管线综合；厂区绿化，美化。

8 环境安全与有毒物质的防治

甲醇合成厂具有高温高压、易燃易爆、连续性强等生产特点，且生产工艺过程复杂，流程长，工艺参数严格，操作技术要求高，具有高度的连续性。因此甲醇的生产过程中存在许多危险因素。 8.1 常见有毒物质的危害及防治 8.1.1 常见有毒物质的危害[4] 1. 一氧化碳

一氧化碳是一种无色、无味、无嗅的气体。易燃、易爆，其爆炸极限为12.5%～75%。一氧化碳进入血液中与血红蛋白（Hb）结合成难解离的碳氧血红蛋白（COHb），使血红蛋白失去携带氧的能力，造成组织器官缺氧。中毒表现为头晕、恶心、心悸、神志恍惚等症状。 2. 硫化氢

硫化氢有强烈的臭鸡蛋味，她是一种强烈的神经毒物，与人体细胞色素氧化酶中的铁作用，引起组织缺氧而造成呼吸困难。大量吸入会引起肺水肿，对人体的粘膜有刺激作用，引起角膜炎和结膜炎。硫化氢在空气中的允许浓度为0.01mg/L. 3. 甲醇

甲醇在常温下为无色透明液体，稍具酒精的芳香。甲醇主要作用于神经系统，具有明显的麻醉作用，对视神经和视网膜具有特殊的选择作用。可导致视神经萎缩，严重者可致失明。 4. 甲醛

甲醛是一种无色，有强烈刺激性气味的气体。甲醛属于原生质毒

物，对皮肤、粘膜有强烈的刺激作用。甲醛在体内分解为甲醇，进一步氧化为甲酸，故不仅对机体有甲醇性质的麻醉作用，还可导致酸中毒。

8.2 有毒物质中毒的预防

化工生产具有的特点是：易燃易爆、有毒、有腐蚀性物质较多，高温、高压设备多，所以化工生产必须正确组织。工作人员设备操作设备的熟练技术，了解原材料的产品危险性和有关知识，遵循外伤、中毒和爆炸事故的应急措施，以及高压容器安全技术规程。 8.2.1 预防原则

1 加强安全卫生管理，急性中毒事故多因工人违章操作、设备管道有泄露等原因造成，所以，加强基础安全卫生管理十分必要。建立健全各种规章、制度，贯彻各级岗位责任制。

2 依靠科学技术，提高防毒水平。

3 加强卫生保健措施，在合成氨厂中实行健康监护，开展健康教育以及安全卫生培训等，提高个人防毒意识和技能。 8.2.2 预防中毒的安全要点

1 严格执化工部《化工企业安全管理制度》[（91）化劳字第247号文]，及“禁令”中的进塔入罐“八个必须”。

2 消除跑冒滴漏，按无泄露工厂的标准进行设备和管道的管理。 3 按化工部《甲醇生产安全操作规程》的规定，定期、定点进行尘毒监测，超标必须整改。

4 普及自救互救知识与技术，特别是口对口人工呼吸法，要求每

个职工都能掌握。

8.2.3 加强对防护用品的管理、保养和正确使用。 8.3 甲醇生产的环境保护 8.3.1提高废气的回收利用率

(1) 粗甲醇在甲醇中间槽排放的闪蒸气中含有较多的一氧化碳和氢，还有少量有机物。这部分气体经处理，回收到压缩机一段或二段进口，可以作为合成甲醇的原料气。

(2) 中间槽到粗醇贮槽，压力降低，粗甲醇中会释放出一定量的贮罐气，这部分气体数量较少，可将其回收作燃料气，但回收时必须采取必要的安全措施。 8.3.2 处理和回收精馏残液

精馏残液含有少量的甲醇、乙醇及杂醇等。处理和回收精馏残液最经济彻底的方法是把残液与软水一起用泵送至造气工段的费热锅炉或造气炉夹套锅炉中代替部分软水，使残液变成蒸汽，再送入造气炉。残液中的甲醇等在造气炉中燃烧分解为CO、CO2、H2和H2O等。 8.3.3 回收利用稀甲醇

从粗甲醇合成塔出来的气体，经水冷却后，温度一般要高于30℃，经粗甲醇分离器后，气体中有部分甲醇被带到铜洗工序，这使铜液再时氨耗量增加。故在铜洗前有必要对稀甲醇加以回收。回收醇后气中甲醇的方法有管道喷水吸收法、塔吸收法和冷冻法等。 8.3.4 回收利用废甲醇催化剂

目前甲醇催化剂主要是铜基催化剂，含有铜、锌、铝、铬等，其

中CuO、ZnO等含量较高约为40％左右，Al2O3含量约为10％左右，这些有色金属如不加以回收即浪费了资源还污染环境。目前对甲醇催化剂的回收利用方法主要是将其转化为低变催化剂、甲醇催化剂或其他一些产品如新型复合微肥。

结束语

本设计是甲醇的合成工艺设计，采取的是联醇生产工艺。本文首先对甲醇的现状和发展前景作了介绍，阐述了联醇工艺合成甲醇的特点及优势，并对该工艺作了相关的物料衡算和热量衡算，计算了主体设备——并流三套管甲醇合成塔，确定了催化剂的用量及催化剂床层的高度，手绘了并流三套管合成塔的图纸。在文章的最后，阐述了厂址的选择、厂房布臵和环境安全等问题。对整个工段投资及营销作了大致的经济衡算。

设计之前，查阅了大量的资料，以确保设计数据来源及所选工艺的正确和合理。

通过本次设计，可以清楚的看到，联醇工艺是甲醇合成生产的一项成功的工艺改革，具有综合利用、节能、降耗、成本比较低和经济效益好的优点，虽然长期以来，联醇法生产甲醇存在生产周期短，副反应严重的问题（主要是催化剂寿命短和结蜡严重），但通过合理的选用和改良催化剂，这一问题将会得到改善，其研究价值和实用价值还是很大的。

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附录

1 一篇英文文献及翻译 2 图1 工艺流程图图2 设备连接系统图

图3 主体设备图（并流三套管式甲醇合成塔）图4 主体车间平面布臵图

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