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1、 第四章 精甲醇生产工艺计算工艺计算作为化工工艺设计，工艺管道，设备的选择及生产管理，工艺条件选择的主要依据，对平衡原料，产品质量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用生产的废料，废气，废热都有重要作用。4.1 甲醇合成塔的物料能量衡算4.1.1 合成塔物料平衡计算已知：年产50000吨精甲醇，每年以300个工作日计算，损耗按0.3%计算。则年实际生产精甲醇50150吨。精甲醇中甲醇含量(wt)：99.95%粗甲醇组成(wt)：Lurgi低压合成工艺甲醇：93.89%轻组分以二甲醚(CH3)2O计：0.188%重组分以异丁醇C4H9OH计：0.026%水：5.896%所以：时产精甲醇：
2、Kg/h 时产粗甲醇：Kg/h根据粗甲醇组分，算得各组分的生成量为：甲醇： 6944.44 Kg/h 216.74kmol/h 4855.0 Nm3/h二甲醚：13.90 Kg/h 0.302kmol/h 6.77 Nm3/h异丁醇：1.92 Kg/h 0.026kmol/h 0.58 Nm3/h水： 432.4 Kg/h 24.02kmol/h 538.1 Nm3/h合成甲醇的化学反应为：、主反应：CO+2H2 CH3OH+102.37 KJ/mol 副反应：2CO+4H2 (CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol CO+3H2 CH4+H2O+115.69 KJ/mol 4CO+
3、8H2 C4H9OH+3H2O+49.62 KJ/mol CO2+H2 CO+ H2O-42.92 KJ/mol 生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷7.56 Nm3,即0.34kmol，故CH4每小时生成量为：7.567.39266=55.889 Nm3，即2.495kmol/h，39.920 Kg/h。忽略原料气带入份，根据、得反应生成的水的量为：24.02-0.302-0.00783-2.495=21.145kmol/h，即在CO逆变换中生成的H2O为21.145kmol/h，即473.648 Nm3/h。5.06Mpa，40时各组分在甲醇中的溶解度列表于表4-1表4-1 5.06Mpa
4、，40时气体在甲醇中的溶解度组分 H2 CO CO2 N2 CH4溶解度 Nm3/t甲醇 0 0.682 3.416 0.341 0.682 Nm3/h 0 1.008 5.501 0.504 1.008 甲醇生产技术及进展华东工学院出版社.1990据测定：35时液态甲醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每m3含37.14 g甲醇，假定溶解气全部释放，则甲醇扩散损失为：(1.008+5.501+0.504+1.008)=0.298kg/h即0.0093kmol/h，0.208Nm3/h。根据以上计算，则粗甲醇生产消耗物料列表4-2及生成物料列表4-3。 表4-2 甲醇生产消耗物料和生成物量及组
5、成消耗方式 单位反应生 Kmol/h成甲醇 Nm3/h反应生 Kmol/h成二甲醚 Nm3/h反应生 Kmol/h成甲烷 Nm3/h反应生 Kmol/h成异丁醇 Nm3/h反应CO2 Kmol/h逆变换 Nm3/h气体溶解 Nm3/h扩散损失 Nm3/h合计 Nm3/h消耗组成 %(v) 消耗物料 合计 CO H2 CO2 N2 消耗216.74 433.48 4855.0 9710 145650.604 1.208 13.54 27.08 40.62 2.495 4.9955.889 111.778 167.668 0.104 0.208 2.33 4.66 6.99（21.145） 21.
6、145 21.145 （473.648） 473.648 473.648 473.6481.008 0 5.051 0.504 6.563 0.208 0 0.416 0.6245401.6 10327.2 479.115 0.504 16208.4 33.3 63.71 2.96 0.031 消耗方式 单位反应生 Kmol/h成甲醇 Nm3/h反应生 Kmol/h成二甲醚 Nm3/h 反应生 Kmol/h成甲烷 Nm3/h反应生 Kmol/h成异丁醇 Nm3/h反应CO2 Kmol/h逆变换 Nm3/h气体溶解 Nm3/h扩散损失 Nm3/h合计 Nm3/h生成质量 Kg/h生成组成 %(w
7、t) 生成物料 合计CH4 CH3OH C4H9OH (CH3)2O H2O 生成216.744855.04855.0 0.302 0.302 6.77 6.77 13.542.495 2.495 55.88955.889 111.7780.0780.581.7472.329 21.145473.648 473.6481.008 （0.208）0.20854.881 4855.208 0.58 6.77 538.1 5455.56944.71.92 13.90 432.4 7393 93.89 0.026 0.188 5.896 100设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%1，驰放气组成与
8、循环气相同。见表4-3。 表4-3驰放气组成组分 H2 CO CO2 CH4 N2 CH3OH H2OMol % 79.31 6.29 3.50 4.79 5.49 0.61 0.01 甲醇生产技术及进展华东工学院出版社.1990G新鲜气G消耗气+G驰放气所以：G新鲜气G消耗气+0.09 G新鲜气= 15261.11+0.09 G新鲜气 则 G新鲜气=16770.5 Nm3/h新鲜气组成见表4-4 表4-4甲醇合成新鲜气组成组分 H2 CO CO2 CH4 N2总计Nm3/h11558.235560.38556.7821.8050.9817748.17组成mol%65.1231.333.120
9、.120.29100测得：甲醇合成塔出塔气中含甲醇7.12%。根椐表4-2、表4-4，设出塔气量为G出塔。又知醇后气中含醇0.61%。所以有： =7.12% G醇后=G出塔-(G醇G副G扩)+GCH4 = G出塔-5400.61所以：G出塔74071.6Nm3/hG循环气= G出塔-(G醇G副G扩)+GCH4-G驰放气 =74071.6-5456.5+55.89-16770.50.09 =67161.6 Nm3/h甲醇生产循环气量及组成见表4-5 表4-5 甲醇生产循环气量及组成组分COCO2H2N2CH4CH3OHH2O合计流量：Nm3/h4224.52350.753265.73687.23
10、217388.616.7167140.4组 成%(V) 6.293.5079.315.494.790.610.01100G入塔= G循环气+G新鲜气= 67161.6+16770.5=83932.1 Nm3/h由表4-4及表4-5得到表4-6。 表4-6 甲醇生产入塔气流量及组成单位：Nm3/h组分COCO2H2N2CH4CH3OHH2O合计流量：Nm3/h9794.882904.1644683738.23238.8388.615.8883932.1组成(V)%11.673.4676.814.1173.860.4630.007100又由G出塔= G循环气-G消耗G生成据表4-2、4-6、得表4
11、-7。组分COCO2H2N2CH4入塔9794.882904.164468.253738.23238.8消耗5401.6478.710327.20.5041.008生成55.89出塔4392.32425.454141.13737.73293.7组成（V）%7.23.2772.235.044.44组分CH3OHH2OC4H9OH(CH3)2O合计入塔388.615.8883932.1消耗16209生成4855.21538.10.586.775456.5出塔5243.82543.980.586.7773785.4组成（V）%7.080.7340.00080.009100甲醇分离器出口气体和液体产品
12、的流量、组成见表4-8。 表4-8甲醇分离器出口气体组成、流量：单位：Nm3/h组分 CO CO2 H2 N2 CH4损失1.0085.051 00.5041.008出气 4391.2 2420.3 54141.1 3737.23292.6组成 (V)% 6.4 3.54 79.19 5.47 4.82出液组成 Mol%重量 Kg组成(wt)% 组分CH3OHC4H9OH(CH3)2OH2O合计损失 0.208 7.679出气 388.3 68371.7组成 (V)% 0.567 100出液4855.208 0.58 6.77538.1 5400.66组成 Mol% 89.90.011 0.1
13、25 9.96 100重量 Kg 6944.7 1.92 13.9432.4 7392.92组成(wt)% 93.940.026 0.188 5.58 100甲醇驰放气流量及组成见表4-9。 表4-9 甲醇驰放气流量及组成组成COCO2H2CH4CH3OHN2合计流量Nm3/h166.669.6875.475.63.04501209.4组成(V)%13.785.7572.46.250.254.13100粗甲醇贮罐气流量及组成见表4-10。 表4-10 贮罐气组成、流量组成COCO2H2CH4CH3OHN2合计流量Nm3/h 1.0085.05101.0080.2080.5047.679组成(V
14、) %13.1365.77013.132.716.56100由表4-2 、表4-10、可得表4-11。 表4-11甲醇生产物料平衡汇总表组分 新鲜气 入塔气 循环气流量组成流量组成流量组成Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)% CO5560.3831.339794.8811.674224.56.29CO2556.783.122904.13.462350.73.5 H211558.2365.1264468.2576.8153265.779.31 N250.980.293738.24.1173687.25.49CH421.800.123238.83.863217.04.79CH3O
15、H388.610.463388.610.61C4H9OH(CH3)2OH2O5.880.0076.710.01合计17748.1710083932.110067140.4100组分 出塔气 醇后气 流量组成流量组成 Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%CO 4392.27.24391.1 7.7CO22425.43.272420.33.5H2 54141.172.2354141.178.10N2 3737.75.043737.25.385CH4 3293.74.443292.64.75CH3OH 5243.827.08391.650.565C4H9OH 0.580.0008(CH3)2O 6.
16、770.009H2O 543.980.734很少合计 73785.410068374100根椐计算结果，可画出甲醇生产物流图，如：图4-1甲醇生产物流图 新鲜气 循环气 入塔气 驰放气甲醇合成塔分离塔 醇后气储罐气粗甲醇储罐冷凝器 出塔气 粗甲醇 图4-1甲醇生产物流图4.1.2 合成工段能量计算 1.合成能量计算已知：合成塔入塔气为220，出塔气为250，热损失以5%计，壳层走4MPa的沸水。查化工工艺设计手册得，4MPa下水的气化潜热为409.7kmol/kg，即1715.00kJ/kg，密度799.0kg/m3，水蒸气密度为19.18kg/m3，温度为250。入塔气热容见4-12。 表4
17、-125MPa，220下入塔气除(CH3OH)热容组分COCO2H2N2CH4合计流量：Nm3/h9794.882904.164468.255174.413238.885580.44比热：kJ/kmol30.1545.9529.3430.3547.05/热量：kJ/13183.75957.384441.97010.96802.9117396.7查得220时甲醇的焓值为42248.46kJ/kmol，流量为388.61Nm3。所以：Q入=42248.46+117396.7220 =732954.4+25827274 =26560228.2 kJ出塔气热容除(CH3OH)见表4-13。 表4-13
18、 5MPa，250下出塔气除(CH3OH)热容组分COCO2H2N2流量：Nm3/h4392.22425.454141.13737.7比热：kJ/kmol30.1346.5829.3930.41热量：kJ/5907.95043.571036.05074.3组分CH4C4H9OH(CH3)2OH2O合计流量：Nm3/h3293.70.586.77543.9868541.6比热：kJ/kmol48.39170.9795.8583.49/热量：kJ/7115.34.4328.972027.596237.9查得250时甲醇的焓值为46883.2kJ/kmol，流量为5243.82 Nm3/h。所以：Q
19、出=46883.2+96237.9250 =10975315.3+24059475 =135034790.3kJ由反应式得: Q反应=102.37+200.39+115.69+49.62+(-42.92) 1000 =(22187.78+60.56+288.666+1.28-907.5)1000 =21630780 kJ Q热损失=(Q入Q出) 5%=(26560228.2+21630780) 5% =2409550.41 kJ所以：壳程热水带走热量 Q传= Q入+Q反应-Q出-Q热损失 =26560228.2+21630780-35034790.3-2409550.41 =10746667.
20、5 kJ又：Q传=G热水r热水所以:G热水=6266.3 kg/h即时产蒸气：=326.71 m32.冷凝器能量计算 查手册得，粗甲醇中各组分的物理常数如表4-14 表4-14 粗甲醇中各组分的物理常数组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O汽化热KJ/Kg1117.93531.75577.812260.98液体比热容KJ/(Kg)2.272.6382.5964.187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=GHr 式中 G-冷凝液体流量；Kg/h Hr-组分的汽化热；KJ/Kg根据表4-8数据计算得出塔各组分及冷凝放热量如表4-15表
21、4-15出塔气在冷凝器冷凝放热量组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O合计冷凝量Nm3/h4855.36.771.92543.985407.97 Kg/h6944.813.90 1.92432.47393.03放热量KJ/h77637987388.71106.8977643.68749937.1 (2)进冷凝器气体总热量 Q=Q= =35034790.3KJ/h 式中-进冷凝器各组分摩尔流量；Kmol/h -各气体组分比热容；J/(mol) -出合成塔气体温度；(3)冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显热 = 式中 -冷凝器出口气体各组分摩尔流量；Kmol/h -出口气体各组分比热容；J
22、/(mol) -冷凝器出口气体温度； 根据表4-8各组分的流量及热熔，计算冷凝器出口气体显热，见表4-16. 表4-16 冷凝器出口气体组分的显热组分COCO2H2N2CH4CH3OH合计比热容J/(mol)34.4238.6029.0229.0636.6844.21气量Nm3/h4392.22425.454141.13737.73293.7391.6568381 Kmol/h196.1108.32417166.914717.53052.8热量KJ/(h)6749.84180.470141.34850.15392773.792087.3因冷凝器气体出口温度为40,所以出口气体热量为 = 920
23、87.338 = 3683492 KJ/h(4) 冷凝器出口液体带走热量=式中 -冷凝器出口液体各组分摩尔流量；Kmol/h -出口液体各组分比热容；J/(mol) -冷凝器出口液体温度；根据表4-14和表4-15，计算冷凝液体带走热量，列表4-17 表4-17 冷凝器出口液体热量组分CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O合计液体比热容KJ/(Kg)2.272.6382.5694.187流量 Kg/h6944.813.901.92432.47393.03热量 KJ/(h)18889.936.674.931810.4620742.0因冷凝器液体出口温度为40 ，故液体带走热量：=20742.
24、040=829680KJ/h于是，冷却水带走热量： =35034790.39371170.8（3683492829680）=39892788.8KJ/h则冷凝器热平衡如下表 表4-18冷凝器的热平衡热量气体显热液体带热冷却水带热合计带入热量 KJ/h35034790.39371170.844405961.1带出热量 KJ/h368349282968039892788.844405961.1（5）冷凝器用水量 已知条件：进冷凝器的冷却水温度26，出冷凝器的冷却水温度为40 则：冷凝器需冷却水量为 Kg/h=680.56t/h4.2脱硫工段的简单计算4.2.1进脱硫塔物料组成 表4-19 进脱硫塔
25、物料组成组分CH4C2H6C3H8C4H10N2合计mol%92.94.70.60.31.0100查消耗定额，生产每吨甲醇消耗工艺天然气925m3则年消耗天然气量为 46250000m3天消耗量为 154166.7m3小时消耗量为 6882.4m3气体的总摩尔流量为 6882.4/22.4=307.25Kmol/hCH4的摩尔流量为 307.250.929=285.4Kmol/hC2H6的摩尔流量为 307.250.047=14.44Kmol/hC3H8的摩尔流量为 307.250.006=1.84Kmol/hC4H10的摩尔流量为 307.250.003=0.92Kmol/hN2的摩尔流量为
26、 307.250.01=3.07Kmol/h4.2.2进脱硫塔物料组成出脱硫塔的物料组成和进脱硫塔的组成相同，经脱硫后，出口气中硫化物的含量降低到0.1ppm4.3转化工段的能量物料衡算转化工段分为两段转化法。一段转化炉气体的入口温度为510，出口温度为822，转化气中的烷烃含量约为10%。二段转化炉的进口温度为822，出口温度为1003，该炉的作用是使未转化的烷烃发生部分氧化反应，出口气中甲烷的含量0.3%4.3.1计算依据（1）进一段转化炉的干气组成见表 4-20 表4-20 进转化炉干气组成组分CH4C2H6C3H8C4H10N2合计mol%92.94.70.60.31.0100Kmol
27、/h285.414.441.840.923.07307.25（2）进转化炉干气体总量 307.25Kmol/h 水碳比 3.7 蒸汽总量 307.253.7=1136.81Kmol/h 气体总量 1444.08Kmol/h（3）一段转化炉入口温度510，出口温度822，转化气中CH4含量大约为10%.出口气体满查参考资料当T=822时 =0.941354.3.2一段转化炉物料衡算分别表示转化炉出口气中H2 、 CO2 、CO的Kmol数表示转化炉出口气中水蒸气的Kmol数表示反应掉的水蒸气的Kmol数V表示干气的Kmol数下面根据元素平衡进行物料衡算C 平衡285.4+14.442+1.843
28、+0.924=+0.1V整理得 323.48=+0.1V H2 平衡2285.4+314.44+41.84+50.92+1136.81=+20.1V+(1136.81-)整理得 626.08=+0.2V- O2 平衡0.51136.81=0.51136.81-0.5+0.5+整理得 =+2总干气量为 V=+0.1V+整理得 V=+0.1V+3.07 - =V-326.55 + =1.2V-952.55- =323.48-0.1V+代入 =1.3V-1276.03 2-代入得 =1599.51-1.4V出转化炉的工艺蒸气量为 =1136.81-=2089.36-1.2V因为 =0.94135所以
29、 整理得 V2-10214V+9747353.9=0解得 V=1065.45Kmol/h 将V代入式解得=738.9 Kmol/h =326.0Kmol/h =109.06Kmol/h =107.88Kmol/h =810.82Kmol/h 总湿气=1876.27Kmol/h 表4-21一段转化炉出塔干气的组成组分N2H2COCO2CH4合计%（mol）0.2969.3410.1310.2410100Kmol/h3.07738.9107.88109.06106.551065.554.3.3二段转化炉的物料计算 二段转化炉是在转化气中加入氧气，使部分气体氧化燃烧，放出热量，把气体温度提高到100
30、3，在镍催化剂上继续转化反应，二段转化炉出口气体中甲烷含量可以降低到0.3%左右。进二段转化炉的干气组成见表4-22 表4-22 进二段转化炉干气组成组分N2H2COCO2CH4合计%（mol）0.2969.3410.1310.2410100Kmol/h3.07738.9107.88109.06106.551065.55出二段转化炉的干气组成见表4-23 表4-23 出二段转化炉干气组成组分N2H2COCO2CH4合计%（mol）0.2573.6915.4010.360.3100Kmol/h3.07922.21192.69129.613.761251.464.3.4转化工段能量计算1.一段转化
31、炉的热负荷 热量衡算以统一基准焓为计算基准。数据查化工类毕业设计指导书 基准温度取为25。 表4-24一段转化炉入口统一基准焓（510）组分Kmol/hhi kcal/KmolHi kcal/hCH4285.4-12218.6-3487188.44C2H614.44-10764.0-155432.16C3H81.84-11192.2-20593.65C4H100.94-12335.2-11595.09N23.073469.210350.44307.25-3664158.90H2O1136.81-53633.0-60970530.731444.08-64634689.63表4-25 一段转化炉出
32、口气的统一基准焓（822）组分Kmol/hhi kcal/KmolHi kcal/hCH4106.55-7054.2-751625.01H2738.95635.64164144.84CO107.88-20476.1-2208961.69CO2109.06-84812.2-9249618.53N23.075876.218039.931065.55-8028020.46H2O810.82-50610.8-41036248.861876.25-49064269.322.转化管的热负荷 =-49064269.32+64634689.63 =15570420.31kcal/h =65193349.84kJ/h3.二段转化炉的出口热负荷 表4-26二段转化炉出口气统一基准焓（1003）组分Kmol/hhi kcal/KmolHi kcal/hCH43.76-3655.20-13743.55H2922.216973.506431031.44CO192.69-19002.22-3661537.77CO2129.61-92373.90-11972581.18N23.077329.4822501.50H2O933.38-48741.20-45494061.26合计2184.72-54688390.824.废热锅炉热负荷计算由
