甲醇合成工段设计

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摘要

（

目前生产甲醇的主要原料是煤和天然气，甲醇的生产工艺过程分为合成气（氢和一氧化碳)的制造、甲醇的合成和精制3部分。用煤和焦炭制甲醇的工艺路线包括燃料的气化、气体的脱硫、变换、脱碳及甲醇合成与精制。本文设计了甲醇的合成和精馏工艺，设计中采用低压法中的I.C.I法合成甲醇，采用双效法三塔粗甲醇精馏工艺来对粗甲醇进行精馏。

低压甲醇合成工艺流程是指采用低温、低压和高活性铜基催化剂，在5MPa左右压力下，由合成气合成甲醇的工艺流程。本设计采用ICI法合成甲醇，催化剂为铜基催化剂，其活性组分是Cu和ZnO，该催化剂的活性高。合成反应的温度较低，在（230-270℃），操作压力较低（5-10MPa），广泛用于甲醇合成。

本设计中精馏工艺采用双效法三塔粗甲醇精馏工艺，与双塔精馏相比三塔精馏可以提高甲醇的质量和收率，并且可以降低蒸汽消耗。本设计中计算了甲醇生产过程中的合成工段和精馏工段，对其进行了物料衡算和热量衡算，并对甲醇水冷器进行了设备选型计算。在设计过程中绘制了合成和精馏工段的设备一览表和物料流程图，并绘制了合成工段的P I D图、设备布置图和管道布置图。 关键词：甲醇 I.C.I低压法 双效法三塔粗甲醇精馏

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Abstract

Currently the main raw material production of methanol was from coal and natural gas,

methanol production process was distinguished into three parts， such as the production of synthesis gas (hydrogen and carbon monoxide), synthesis and refining of methanol.

in the manufacture of methanol synthesis and coal and coke manufacturing process route were included methanol fuel gasification, gas desulfurization, transformation, decarburization and methanol synthesis and purification. This design for methanol synthesis and distillation process, the design of the ICI low pressure methanol synthesis, double-follow three towers to crude methanol distillation of crude methanol distillation.

Low-pressure methanol synthesis process was the use of low-temperature, low pressure and high activity copper-based catalyst, in 5MPa about pressure, synthesis gas from the methanol synthesis process. This design was used ICI methanol synthesis catalyst for the copper-based catalyst; the active component is Cu and ZnO, the catalyst of high activity. Reaction temperature was lower, at (230~270℃), low operating pressure (5-10Mpa), which widely used in methanol synthesis.

The design of double distillation process of crude methanol distillation process to follow three towers, distillation towers, which compared with three towers distillation of methanol can improve the quality and yield, and reduce steam consumption. The design

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calculations for methanol synthesis section in the production process and distillation steps, was the material balance and heat balance, and methanol and water coolers of the equipment sizing. In the design process to draw the synthesis and distillation section in the list of equipment and material flow, and was mapped the synthesis section in the PID diagrams, equipment layout and piping layout.

Keywords: methanol；ICI low pressure；Double distillation of crude methanol to follow Santa

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目录

绪论 ............................................................... 1 第一章 甲醇生产工艺介绍 ........................................... 2

1.1 甲醇的性质及用途 ........................................... 2

1.1.1 甲醇的物理和化学性质 ................................. 2 1.1.2 甲醇的用途 ........................................... 2 1.2 甲醇的生产方法 ............................................. 3

1.2.1天然气制甲醇的生产方法 ................................. 2 1.2.2 煤、焦炭制甲醇的生产方法 ............................. 3 1.2.3 联醇生产方法 .......................................... 4 1.3 甲醇的生产工艺 ............................................. 4

1.3.1 合成气的制造 ......................................... 4 1.3.2 甲醇的合成方法 ....................................... 6 1.3.2.1 气相甲醇合成工艺发展 ............................... 6 1.3.2.2 甲醇合成工艺的发展趋势 ............................. 8 1.3.3 甲醇的精馏 ........................................... 9 1.3.3.1 双塔精馏工艺流程 .................................... 9 1.3.3.2 三塔工艺流程 ........................................ 9 1.3.3.3 三塔精馏工艺的优点 ................................. 11 1.3.3.4 工艺运行控制要点及意义 ............................ 11

第二章 甲醇合成的工艺计算 ....................................... 13

2.1 甲醇合成工艺计算 ........................................... 14

2.1.1 循环气中氮气的含量的计算 ............................ 15 2.1.2 弛放气及新鲜气加入量计算 ............................ 15 2.1.3 甲烷生成量的计算 .................................... 16 2.1.4 进行逆变换消耗二氧化碳量的计算 ...................... 16 2.2 进合成塔气体量及组成的计算 ................................. 17 2.3 出合成塔气体量及组成的计算 ................................ 18 2.4 弛放气的量及组成的计算 .................................... 19 2.5 甲醇水冷器的物料衡算 ...................................... 20

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2.6 甲醇合成过程中的热量衡算 .................................. 20 第三章 粗甲醇精馏的工艺计算 ...................................... 24

3.1 精馏塔一的物料和热量衡算 .................................. 24

3.1.1 进料量的计算 ........................................ 24 3.1.2出料量的计算 .......................................... 25 3.1.3 精馏塔一全塔热量平衡计算 ............................ 25 3.1.3.1带入热量的计算 ...................................... 25 3.1.3.2带出热量的计算 ...................................... 26 3.2 精馏塔二的物料和热量衡算 .................................. 27

3.2.1第二精馏特的物料衡算 .................................. 27 3.2.2第二精馏塔热量平衡计算 ................................ 28 3.3 第三精馏塔计算 ............................................ 29

3.3.1第三精馏塔的物料衡算 .................................. 30 3.3.2第三精馏塔热量平衡计算 ................................ 30

第四章 水冷器的设备选型计算 ..................................... 31

4.1 水冷器的选型计算 ........................................... 31 4.2 水冷器的压力核算 .......................................... 33 第五章 车间布置要点 ............................................ 35

5.1 工艺及流程的要求 .......................................... 35 5.2 环境保护、防火及其它安全生产的要求 ........................ 35 5.3 方便操作 .................................................. 35 5.4 便于安装和维修 ............................................ 35 5.5 经济合理的要求 ........................................... 36 5.6 道路和操作通道宽度 ........................................ 36 5.7 操作平台 .................................................. 36 5.8 管道 ...................................................... 37 5.9 管沟和污水井 .............................................. 37 第六章 甲醇生产工程中的废水处理 ................................ 39

6.1 甲醇废水处理现状 .......................................... 39

6.1.1 物化处理法 .......................................... 39 6.1.2 化学处理法 .......................................... 40

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6.1.3 生物处理法 .......................................... 40 6.2 膜法生物组合处理工艺及原理 ................................ 40 结论 .............................................................. 42 参考文献 .......................................................... 43 谢辞 .............................................................. 43

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绪论

甲醇用途广泛，它的下游产品多达几百种。近些年来，甲醇生产发展很快，技术不断提高，生产规模逐年扩大，生产工艺逐步成熟，各项技术指标不断完善，特别是近年来甲醇汽、柴油的开发和应用，使其作为代用燃料，从技术性、经济性上具有了很强的竞争力。预计到2015年达到7200wt/a，供应能力大于市场需求，竞争将会加剧，一些不具竞争力的小装置或原料价格较高地区的甲醇装置将关闭。根据未来甲醇装置建设趋势，世界甲醇的生产中心正在向南美、沙特、伊朗和我国转移；同时这些国家和地区甲醇产品的目标市场主要是针对亚太地区和我国。

近年来由于世界各国环保意识的加强，特别是美国国会于1990年11月15日通过清洁空气法修正案以后，甲醇的身价备增，全球甲醇的需求增长加快。甲醇属低附加值化工产品。低成本是该类产品竞争的核心，也是生产企业采取的重要竞争战略，是企业安身立命的关键。

甲醇生产过程比较简单，原料来源多样，合成甲醇可采用石脑油、减压渣油、煤和天然气为原料，在天然气丰富的地区，前几种原料的生产成本均无法与天然气竞争。我国煤炭资源丰富，以煤为原料制取甲醇合成原料气是甲醇生产的最好选择，尤其是在内蒙古地区煤的储量相当大，因此本设计采用煤为原料制甲醇。

甲醇合成的方法有高压法和低压法，因高压法的能耗大，高压法(19.6~29.4 MPa)是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度360~400℃。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来改善合成条件以增产提效。高压法虽有70多年的历史，但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，且投资大，成本高，长期以来发展处于停滞状态。ICI低压法这是目前工业上广泛采用的合成甲醇的方法。其工艺过程为：脱硫、转化、压缩、合成、精馏。特点：在采用不同原料时开车简单，操作可靠，并且不同生产能力的工厂均能使用离心式压缩机，产品纯度高，能充分利用反应热。因此采用ICI低压法合成甲醇。 三塔精馏的产品产品质量高，双塔精馏生产的精甲醇产品中乙醇和有机物杂质含量只能控制在一定范围，根据粗甲醇质量的不同，精甲醇中乙醇的含量约为100～600 mg/kg；三塔精馏生产的精甲醇质量一般能够达到美国AA 级标准，其中的乙醇质量分数只有8.0×10-5左右。并且三塔精馏与两塔精馏相比节能降耗，蒸汽和循环水消耗低。

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第一章 甲醇生产工艺介绍

甲醇是C1化学的支柱产品，是重要的化工原料。通过甲醇甲基化可以生产甲胺、甲酸甲酯等产品；甲醇羰基化可以生产乙酸、甲酸甲酯、甲酸二甲脂等；甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇等；甲醇可以生产农药、医药、塑料、合成纤维；甲醇发酵可以生产甲醇蛋白质的饲料添加剂；甲醇还是清洁燃料，可以用于发电和汽车燃料。

1.1 甲醇的性质及用途

1.1.1 甲醇的物理和化学性质

甲醇是一种无色、易燃、易挥发的有毒液体，常温下对金属无腐蚀性，略有酒精气味。分子量32.04，相对密度0.792（20.4℃)，熔点-97.8℃，沸点64.5℃，燃烧热725.76kJ/mol，闪点12.22℃，蒸气压13.33kPa（100mmHg 21.2℃)，自燃点463.89℃，能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶，但是不与石油醚混溶，遇热、明火或氧化剂易燃烧。挥发途中也会使物体油漆表面遭腐蚀。甲醇燃烧时无烟，火焰呈蓝色【1】。

1.1.2 甲醇的用途

甲醇可以制取甲基化剂，甲醇与氯气、氢气混合催化反应生成一、二、三氯甲烷，直至四氯化碳。一氯甲烷可用作有机硅化合物和含氟树脂的原料，又是重要的甲基化剂，用于生产甲基纤纤维素、季胺化学品等。二氯甲烷用于去漆剂、气雾剂、医药原料及硅片生产。三氯甲烷可生产HCFC-22作制冷剂，或进一步加工生产四氟乙烯等产品，可用作有机溶剂、萃取剂，还可用作染料和药物的中间体等。四氯甲烷可用行生产F-11、F-12等。甲醇氨化制甲胺将甲醇与氨按一定比例混合，在370 ~ 420℃、5.0~20.0MPa压力下，以活性氧化铝为催化剂进行合成，制得一甲胺、二甲胺、三甲胺的混合物，再经精馏可得一、二或三甲胺产品。一、二、三甲胺用于农药、医药、染料方面或用作有机原料中间体。

甲醇可以用做制甲基叔丁基醚（MTBE）。甲醇可以羰基化制醋酸。甲醇酯化可生产各种酯类化合物。甲醇还可以制二甲醚。甲醇的一个重要用途是用作燃料，甲醇掺烧汽油，在北美和西欧已合法化，在我国，四川省已出台M15的地方标准，山西省全甲醇汽车已研制成功，并在山西省全面试点。全甲醇汽车开始批量，计划在山西和安徽省推广使用。

1.2 甲醇的生产方法

1.2.1天然气制甲醇的生产方法

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天然气是制造甲醇的主要原料之一。天然气的主要组分是甲烷，还含有少量的其他烷烃、烯烃与氮气。以天然气生产甲醇原料气有蒸汽转化、催化部分氧化、非催化部分氧化等方法，其中蒸汽转化法应用得最广泛，它是在管式炉中常压或加压下进行的。由于反应吸热必须从外部供热以保持所要求的转化温度，一般是在管间燃烧某种燃料气来实现，转化用的蒸汽直接在装置上靠烟道气和转化气的热量制取【2】。

由于天然气蒸汽转化法制的合成气中，氢过量而一氧化碳与二氧化碳量不足，工业上解决这个问题的方法一是采用添加二氧化碳的蒸汽转化法，以达到合适的配比，二氧化碳可以外部供应，也可以由转化炉烟道气中回收。另一种方法是以天然气为原料的二段转化法，即在第一段转化中进行天然气的蒸汽转化，只有约1/4的甲烷进行反应，第二段进行天然气的部分氧化，不仅所得合成气配比合适而且由于第二段反应温度提高到800℃以上，残留的甲烷量可以减少，增加了合成甲醇的有效气体组分。天然气进入蒸汽转化炉前需进行净化处理清除有害杂质，要求净化后气体含硫量小于0.1mL/m3。转化后的气体经压缩去合成工段合成甲醇。

1.2.2 煤、焦炭制甲醇的生产方法

用煤和焦炭制甲醇的工艺路线包括燃料的气化、气体的脱硫、变换、脱碳及

甲醇合成与精制。

用蒸汽与氧气（或空气、富氧空气)对煤、焦炭进行热加工称为固体燃料气化，气化所得可燃性气体通称煤气是制造甲醇的初始原料气，气化的主要设备是煤气发生炉，按煤在炉中的运动方式，气化方法可分为固定床（移动床)气化法、流化床气化法和气流床气化法。国内用煤与焦炭制甲醇的煤气化一般都沿用固定床间歇气化法，煤气炉沿用 UCJ炉。在国外对于煤的气化，目前已工业化的煤气化炉有柯柏斯-托切克（koppers-Totzek)、鲁奇（Lurge)及温克勒（Winkler)三种。还有第二、第三代煤气化炉的炉型主要有德士古（Texaco)及谢尔-柯柏斯（Shell--koppers)等。用煤和焦炭制得的粗原料气组分中氢碳比太低，故在气体脱硫后要经过变换工序.使过量的一氧化碳变换为氢气和二氧化碳，再经脱碳工序将过量的二氧化碳除去。其工艺流程图如图1-1所示【3】。

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气化炉 废热锅炉 脱硫塔 高变炉 底变炉 精馏塔 合成塔 压缩机 吸收塔 图1-1 煤制甲醇流程示意图

原料气经过压缩、甲醇合成与精馏精制后制得甲醇。

1.2.3 联醇生产方法

与合成氨联合生产甲醇简称联醇，这是一种合成气的净化工艺，以替代我国

不少合成氨生产用铜氨液脱除微量碳氧化物而开发的一种新工艺。

联醇生产的工艺条件是在压缩机五段出口与铜洗工序进口之间增加一套甲醇合成的装置，包括甲醇合成塔、循环机、水冷器、分离器和粗甲醇贮槽等有关设备，工艺流程是压缩机五段出口气体先进入甲醇合成塔，大部分原先要在铜洗工序除去的一氧化碳和二氧化碳在甲醇合成塔内与氢气反应生成甲醇，联产甲醇后进入铜洗工序的气体一氧化碳含量明显降低，减轻了铜洗负荷，同时变换工序的一氧化碳指标可适量放宽，降低了变换的蒸汽消耗，而且压缩机前几段气缸输送的一氧化碳成为有效气体，压缩机电耗降低。联产甲醇后能耗降低较明显，可使每t氨节电50kw·h，节省蒸汽0.4t，折合能耗为200万kJ【4】。联醇工艺流程必须重视原料气的精脱硫和精馏等工序，以保证甲醇催化剂使用寿命和甲醇产品质量。

1.3 甲醇的生产工艺

甲醇的生产工艺过程分为合成气（氢和一氧化碳)的制造、甲醇的合成和精制3部分。

1.3.1 合成气的制造

根据原料的不同，造气的方式是多种多样的。如：用煤或煤球造半水煤气、水煤气、焦炉气、煤气：用重油蓄热裂解造化工原料气或蓄热催化裂解造煤气；用轻油、轻柴油热裂解造化工原料气；用天然气水蒸汽裂解造氨合成气等等。当这些气体从造

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气炉或废热锅炉出来的时候，温度一般在300~1000℃之间，需要用水来洗涤。在此过程中，机械杂质，焦粒、炭黑和有害成份便进入水中，这样的污水即称为造气污水。造气污水中有害毒物的种类、浓度及污水的数量往往因造气的原料、工艺过程的不同而有很大的差异，但除特殊情况外，几乎都含有硫化物、氰化物、酚、氨氮等。因此，当它直接排入河流，湖泊或渗入地下时，就会造成环境污染，给人类带来严重的危害。例如：当污水流入农田时，就会毁坏庄稼，使粮食和蔬菜带有残毒；当污气流入湖泊。水库，池塘时，就会毒害鱼类，生物，影响生态平衡；当饮用这种污水时，就会慢性中毒。

天然气蒸汽转化法以天然气为原料制合成气生产甲醇，这是国内外发展的趋势。此法优点是：投资少，成本低，运输方便，操作简单。因此，充分利用天然气合成甲醇，是国内外主要的发展方向【5】。

煤气化法由煤制合成气。目前，随着原料市场的转变，大部分的企业现在只能烧块煤或型煤等原料，提高入炉煤的品质，除了做好粒径分级、控制好含粉率和限下率之外，对其它性质在采购原煤时也要注意。在合成甲醇用煤国家标准中．对燃料的煤矸石、含碳量、含硫量、挥发分、水分、灰分、冷热强度、灰熔点等相关的性质都有一定的要求。特别是燃料的化学活性，是众多性质中非常重要的问题，化学活性好的燃料，有利于提高煤气炉的气化强度和降低煤耗。有条件的企业，最好能够做到定点采购和定期测定原料煤的化学活性。建立入炉煤考核制度，是提高入炉煤台格率的好方法。综上所述，科学的管理好燃料，提高入炉煤的品位，是企业创造效益的最好方法。

生产水煤气与生产半水煤气，从炉子本体上讲，没有什么太大的区别，固定层间歇式煤气发生炉本身既可生产水煤气也可生产半水煤气，只是因为气化剂不同而已。但不同炉型．其产气量、消耗高低也不同。目前普遍认为直径为2.6 m煤气炉较其它炉型好，产气量高、消耗低。但其炉子小，相对中直径为3.6 m煤气炉而言，其产气量少，要想与直径为3.6 m煤气炉达到相同产气量，开炉数量多，动力消耗大，维修费用多，工人劳动强度大。目前有些厂直径为3.6 m炉单炉产气量可达16000 Nm3，基本相当于2台直径为2.6 m煤气炉。另外间歇式煤气炉热转化率一般只有65%左右，热损失巨大，增开1台煤气炉，首先要增加这部分熟损失。单炉产气量低、消耗高低。与多方面因素有关，不仅仅是炉子本身的问题【6】。

本设计采用德士古水煤浆加压气法制合成气，工艺流程如图1-2所示。德士古水煤浆加压气化炉在极高温度下运行(1300~ 1500K)，气化强度高，单炉能力大，气体

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中不含焦油、酚类，非常适合化工生产和先进发电系统的要求。德士古气化工艺的优点包括，煤种适应范围较宽，水煤浆气化炉一般情况下不宜气化褐煤(成浆困难)，工艺灵活，合成气质量高，产品气可适用于化工合成，制氢和联合循环发电等。气化压力高，生产能力高，不污染环境，三废处理较方便。

图1-2 德士古水煤浆加压气法制合成气工艺流程图

1.烧嘴冷却水回水分离罐 2.烧嘴冷却水槽 3.烧嘴冷却水冷却器 4.烧嘴冷却水泵 5.气化炉 6.锁斗循环泵 7.锁斗 8.捞渣机 9.文丘里洗涤器 10.黑水过滤器 11.洗涤塔 12.锁斗冲洗水罐 13.高压闪蒸罐 14.真空闪蒸罐 15.澄清槽 16.灰水槽 17.除氧槽 18.酸性气分离罐 19.真空闪蒸分离器 20.真空泵 21.真空泵分离器 22.絮凝剂槽 23.洗涤塔循环泵 24.冷凝液泵

该工艺缺点是，高温气化为使灰渣易于排出，要求所用煤灰熔点低，含灰量低(低于10~15%)，否则需加人助熔剂。此外，高温气化炉耐火材料和喷嘴均在高温下工作，寿命短、价格昂贵、投资高，气化炉在高温运行，氧耗高，也提高了煤气生产成本。需建设空分装置，一次性投资高。但是装置建成后，能耗、产品成本都有显著降低。 1.3.2 甲醇的合成方法

1.3.2.1 气相甲醇合成工艺发展

甲醇合成的原料气主要是CO、CO2、H2及少量的N2和CH4，早期主要是以煤为原料。进入40年代以后随着天然气的大量发现，以煤为原料的甲醇生产受到冷落。考虑到未来能源的发展及环境保护等方面的因素，以煤为原料的甲醇生产工艺又重新受到人们的重视。现在许多公司都以天然气、煤或重油为原料来生产甲醇，所用的催化剂基本上是以铜和氧化锌为主加入铝或铬的氧化物。工艺设计也大同小异，差异之处是在反应器的设计和操作单元的组合上。气相法工艺流程主要有以下几种。

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低压甲醇合成工艺流程是指采用低温、低压和高活性铜基催化剂，在5MPa左右压力下，由合成气合成甲醇的工艺流程。煤进入气化炉发生部分氧化反应生成合成气，合成气经废热锅炉和加热器换热后，进入脱硫塔，脱硫后的合成气经水冷却和汽液分离器，分离除去冷凝水后进入合成气三段离心式压缩机，压缩至稍低5MPa。从压缩机第三段出来的气体不经冷却，与分离器出来的循环气混合后，在循环压缩机中压缩到稍高于5MPa的压力，进入合成塔。循环压缩机为单段离心式压缩机，它与合成气压缩机一样都采用气轮机驱动。

合成塔顶尾气经转化后含二氧化碳量稍高，在压缩机的二段后，将气体送入二氧化碳吸收塔脱除二氧化碳，使合成气中二氧化碳保持在适宜值。吸收了二氧化碳的碳酸钾溶液用蒸汽直接再生，然后循环使用。合成塔中填充CuO-ZnO-Al2O3催化剂，于5MPa压力下操作。由于强烈的放热反应，必须迅速移出热量，流程中采用在催化剂层中直接加入冷原料的冷激法，保持温度在240 ~ 270℃之间。经合成反应后，气体中含甲醇3.5 ~ 4%（体积），送入加热器以预热合成气，塔釜部物料在水冷器中冷却后进入分离器。粗甲醇送中间槽，未反应的气体返回循环压缩机。为防止惰性气体的积累，把一部分循环气放空。其工艺流程图如图1-3所示。

粗甲醇中甲醇含量约80%，其余大部分是水。此外，还含有二甲醚及可溶性气体，称为轻馏分。水、酯、醛、酮、高级醇称为重馏分。以上混合物送往脱轻组分塔，塔顶引出轻馏分，塔底物送甲醇精馏塔，塔顶引出产品精甲醇，塔底为水，接近塔釜的某一塔板处引出含异丁醇等组分的杂醇油。

合成压缩机 循环压缩机 合成塔 冷凝器 分离器 精馏塔 轻组分脱除塔 闪蒸罐 图1-3低压法合成甲醇工艺流程图

ICI低压甲醇合成流程，由H2、CO、CO2及少量CH4组成的合成气经过变换反应以调节CO/CO2比例，然后用离心压缩机升压到5 MPa，送入温度为270℃冷激式

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反应器，反应后的气体进行冷却分离出甲醇，未反应的气体经压缩升压与新鲜原料气混合再次进入反应器，反应中所积累的甲烷气作为驰放气返回转化炉制取合成气。低压操作意味着出口气体中的甲醇浓度低，因而合成气的循环量增加。但是，要提高系统压力，设备的压力等级也得相应提高，这样将会造成设备投资加大和压缩机的功耗提高。热稳定性和温度分布是反应器设计的两个至关重要的参数，所以设计时应该使反应气体分布尽可能均匀，以防止催化剂床层局部过热，导致催化剂烧结失活。同时还要考虑到开车时的升温设施以及催化剂装卸的方式。

低压工艺生产的甲醇中含有少量水、二甲醚、乙醚、丙酮、高碳醇等杂质，需要蒸馏分离才能得到精甲醇。日本三菱瓦斯公司也提出了与ICI类似的MGC低压合成工艺，使用的也是铜基催化剂，操作温度和压力分别为200 ~ 280℃与5 ~ 15 MPa。反应器为冷激式，外串一中间锅炉以回收反应热。该流程以碳氢化合物为原料，脱硫后进入500℃的蒸汽转化炉，生成的合成气冷却后经离心压缩与循环气体相混合进入反应器。分段冷激虽然可使反应器内的催化剂床温度趋于均匀，避免了反应中局部温度过高烧坏催化剂，但同时也降低了反应器单位体积的转化率，造成循环气量增加，压缩功耗加大，反应热的回收利用效率也降低。

ICI低压法这是目前工业上广泛采用的合成甲醇的方法。其工艺过程为：脱硫、转化、压缩、合成、精馏。特点：在采用不同原料时开车简单，操作可靠，并且不同生产能力的工厂均能使用离心式压缩机，产品纯度高，能充分利用反应热【7】。

Lurgi低压甲醇合成工艺，Lurgi低压甲醇合成工艺与ICI的最大区别是，它采用列管式反应器，CuO/ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热供给壳程中的循环水以产生高压蒸汽，反应温度由控制反应器壳程中沸水的压力来调节，操作温度和压力分别为250 ~ 260℃和5 ~ 6MPa。合成气由甲烷、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法制取，它与循环气一起压缩，预热后进入反应器。Lurgi工艺可以利用反应热副产一部分蒸汽，能较好地回收能量，其经济性和操作可靠程度要好一些。 1.3.2.2 甲醇合成工艺的发展趋势

我国将合成甲醇节能流程及高效催化剂作为技术发展重点，国内的科研院校或是跟踪和改进国外技术，或是进行独立开发，在甲醇合成方面进行了一系列的基础研究和应用研究工作。中科院成都有机所于1998年开发出新工艺，首次在无搅拌釜式反应器中，在低温低压条件下合成甲醇和甲酸甲酯，合成气的单程转化率大于90%，反应选择性强，并可制得无水甲醇。中科院煤化所进行了浆态床一体化低温合成甲醇的研究，在80 ~ 180℃下甲醇与合成气中的CO羰基化生成甲酸甲酯，氢解生成甲醇。合成

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气的单程转化率为90%，甲醇的选择性高达94%～99%。天津大学对三相搅拌釜内甲醇合成动力学进行了研究。

自60年代开始使用铜基催化剂以后，工业化的甲醇合成技术逐步得到规范化，低压甲醇合成工艺已在几家大型甲醇厂得到应用。自70年代以来甲醇气相合成技术主要集中在催化剂的研究方面，工艺开发进展不大。从总的发展趋势来看，虽然气相合成工艺技术研究开发仍在进一步进行，但因受化学热力学平衡和反应动力学的限制，其低转化率和高压缩功耗问题似乎很难解决。国外一些公司曾经试图在新催化剂的基础上，重新提高系统压力的方法来获得高转化率，最终也未能取得如期的目标。可以认为，甲醇气相合成工艺已走到了技术寿命的最高峰。而液相合成工艺在不远的将来会与气相合成工艺在工业上竞争使用并趋于完善，循着类似低压法代替高压法的历程逐渐取代气相合成。

从发展的角度着眼，国内外在液相甲醇合成工艺的基础研究和应用研究方面已做了比较充分的前期工作。利用科研院所的这些成果，共同开发出自有或共有知识产权的新的甲醇合成工艺路线是完全可能和十分必要的。

1.3.3 甲醇的精馏

目前我国在甲醇生产过程中主要使用的甲醇精馏技术有双塔精馏和三塔精馏工艺。

1.3.3.1 双塔精馏工艺流程

双塔精馏工艺是我国以前老的甲醇装置中采用是较广的一种精馏流程。精甲醇先经预精馏塔，经预精馏后的含水甲醇直接由泵输送经热交换器后再至主精馏塔，最终在主精馏塔将甲醇与水、重组份及残余轻组份进行有效分离，得到精甲酵产品。生产实践证明双塔精馏流程简单、操作方便、运行稳定， 能满足甲醇生产要求，来自粗甲醇储槽的甲醇，经泵加压，再经粗甲醇预热器加热到45℃后进入预精馏塔，在预精馏塔脱除轻馏分后，直接由泵输送至主精馏塔， 进一步把高沸点的重馏分杂质脱除， 主要是水、异丁基油等。从塔顶或侧线采出的精甲醇经过冷却器冷却至常温后， 就可得到纯度在99.9% 以上的符合国标的精甲醇产品。 1.3.3.2 三塔工艺流程

粗醇贮槽中的粗醇液加碱后，用粗醇泵加压，经粗醇预热器加热至65 ℃进入脱醚塔进行精馏。塔顶气相经脱醚塔冷凝器、排气冷凝器冷却，不凝气送硫回收，冷凝液流入脱醚塔回流槽。在脱醚塔回流槽中，槽底甲醇液用脱醚塔回流泵打入脱醚塔回流；中上部的杂醇流入油水中间槽。脱醚塔釜液用加压泵加压，经预后粗醇预热器加

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热后，进入加压塔进行精馏。塔顶气相甲醇送入常压塔再沸器，作为常压塔底热源，被冷凝成液体进入加压塔回流槽，一部分由加压塔回流泵加压回流至加压塔顶，其余部分经加压塔精醇冷却器冷却至40 ℃进入精醇计量槽作为产品。甲醇精馏系统工艺流程如图1-3所示【8】。

图1-3 三塔双效精馏工艺流程图

E-01 粗醇预热器 E-02 脱醚塔冷凝器 E-03 排气冷凝器 E-04 脱醚塔再沸器

E-05 预后粗醇预热器 E-06 加压塔再沸器 E-07 常压塔再沸器 E-08 加压塔精醇冷却器 E-09 常压塔精醇冷却器 E-10 常压塔冷凝器 E-11 杂醇油冷却器 T-01 脱醚塔 T-02 加压塔 T-03 常压塔 P-01 粗醇泵 P-02 预塔回流泵 P-03 加压塔进料泵 P-04 加压塔回流泵 P-05 常压塔回流泵 V-01 脱醚塔回流槽 V-02 加压塔回流槽 V-03 常压塔回流槽 V-04 精醇槽 V-05 残液槽 V-06 地下槽 V-07 预塔液封槽 V-08 常压塔液封槽

加压塔釜液经减压阀减压后，进入常压塔进行精馏。塔顶气相甲醇进入常压塔冷凝器冷却进入常压塔回流槽。一部分由常压塔回流泵加压回流至常压塔顶，其余部分经常压塔精醇冷却器冷却至40 ℃，进入精醇计量槽作为产品。常压塔釜液流入残液槽，经残液泵送往外界处理。常压塔采出的乙醇和异丁基油经杂醇油冷却器冷却流入异丁基油贮槽。汽包来的蒸汽分别送至脱醚塔再沸器和常压塔再沸器加热，冷凝后液体给预后粗醇预热器、粗醇预热器加热后，进入冷凝水槽，经冷凝水泵送往锅炉。 1.3.3.3 三塔精馏工艺的优点

产品质量高，双塔精馏生产的精甲醇产品中乙醇和有机物杂质含量只能控制在一定范围，根据粗甲醇质量的不同，精甲醇中乙醇的含量约为100 ~ 600 mg/kg；三塔精馏生产的精甲醇质量一般能够达到美国AA 级标准，其中的乙醇质量分数只有8.0×10-5左右。

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节能降耗，蒸汽和循环水消耗低主要在于：（1）两塔精馏的预塔再沸器、主塔再沸器和预塔预热器均需蒸汽提供热源；三塔精馏的常压塔再沸器（主塔再沸器）的热源不再是蒸汽，而是用来自加压塔顶121 ℃甲醇饱和蒸气经液化放出的潜热供常压塔。（2）粗醇预热器的加热源不再直接利用蒸汽加热，而是利用脱醚塔再沸器和加压塔再沸器蒸汽冷凝液将粗甲醇加热到饱和温度。因此蒸汽消耗量低，随之循环水用量减少。按吨精甲醇消耗计，蒸汽三塔精馏为0.9~1.3 t，两塔精馏为1.5~1.8 t；循环水三塔精馏为60~80 m3，两塔精馏为150~180 m3。 1.3.3.4 工艺运行控制要点及意义

脱醚塔加碱量的控制，防止粗甲醇中微量酸性物质腐蚀塔内件及促进胺类和羰基物的分解，控制脱醚塔釜液pH 在7~9的范围内，在精甲醇碱度不超标下，保持足够的加碱量，可保证产品的质量控制在优等品指标内。

控制脱醚塔的回流量，脱醚塔保证一定的回流量是必要的，能有效地脱除轻组分，但回流量不能太大，否则会增加蒸汽消耗。控制预塔塔顶的温度和压力的同时，通过控制脱醚塔再沸器的蒸汽量和脱醚塔冷凝器的冷却水量来要保证预塔足够的回流量。

控制脱醚塔冷凝器温度，脱醚塔冷凝器的温度控制在既能保证轻组分的彻底脱除，又不导致甲醇蒸气的流失为宜。温度太低，不利于脱除轻组分杂质；温度太高，造成甲醇蒸气大量流失。控制脱醚塔冷凝器在适宜的温度下运行是维持产品质量、降低消耗的重要手段。

控制脱醚塔塔顶不凝气温度，根据甲醇合成触媒使用的不同时期，采取动态控制不凝气温度。不凝气温度的高低决定着轻组分的脱除效果。脱醚塔的主要作用是脱除甲酸甲酯、二甲醚、丙酮等轻组分。

控制预塔补水的量和位置，补水的位置选在预塔冷凝器上，然后进入脱醚塔回流槽，萃取和分离有一定的停留时间，进而大大提高萃取的效果。补水量一般使脱醚塔塔釜甲醇质量分数控制在88 ~ 89%。控制过高，会明显降低脱醚塔的生产能力，增加蒸汽和动力消耗，同时对三塔其他工艺条件的控制也会带来一定难度。当正常操作精甲醇的水溶性和高锰酸钾值不易达到质量指标时，可以适当增加补水量。脱醚塔补水是稳定和提高精甲醇水溶性和稳定性的一项重要操作手段。

加压精馏塔和常压精馏塔的控制，从流程上来看，加压精馏塔与常压精馏塔串联操作，相互影响，相互制约。首先要把握好物料平衡，特别是在处理两塔的热量平衡、物料平衡、气液平衡方面要慎重。

加压精馏塔塔顶压力的控制，加压精馏塔塔顶热气体作为常压精馏塔再沸器的热

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源，必须使其顶部气相具有较高的温度品位，与常压精馏塔釜有一定温差，参考一般热虹吸式再沸器的计算，其传热温差为25 ℃，本设计中选取传热温差至少为15 ~ 16 ℃。压力不足，塔顶甲醇蒸气量下降，影响常压精馏塔再沸器的供热量。直接导致常压塔釜温度下降、废水含量超标、甲醇收率降低；压力过高，影响精甲醇的水溶性、氧化性等质量指标。维持加压精馏塔塔顶压力稳定，对保证精甲醇的优等品率至关重要。

常压精馏塔塔顶压力的控制，常压精馏塔压力依据生产负荷而定，在满负荷运行情况下，常压塔塔顶压力尽量控制在低限；在生产负荷低的情况下，不要控制灵敏板温度过低，造成废水中甲醇含量过高，造成浪费和污染环境。总之，保证常压精馏塔正压操作。

加压精馏塔和常压精馏塔回流比的控制，只有控制一定的回流比，才能保证精甲醇产品的优等品率，同时降低蒸汽消耗。

加压精馏塔和常压精馏塔采出比的控制，由于加压精馏塔和常压精馏塔串联运行，必须控制好两塔的热量、物料和气液平衡，其中物料平衡是维持三大平衡的基础。既要保证常压精馏塔得到足够热量，又要不引起常压塔负压异常现象。两塔采出比例分配原则是维持常压塔热量要求的前提下，加压塔采出尽可能上限操作【9】。

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第二章 甲醇合成的工艺计算

ICI低压法这是目前工业上广泛采用的合成甲醇的方法。其工艺过程为：脱硫、转化、压缩、合成、精馏。特点：在采用不同原料时开车简单，操作可靠，并且不同生产能力的工厂均能使用离心式压缩机，产品纯度高，能充分利用反应热。本设计采用ICI法合成甲醇，催化剂为铜基催化剂，其活性组分是Cu和ZnO，该催化剂的活性高。合成反应的温度较低，在（230-270℃），操作压力较低（5-10MPa），广泛用于甲醇合成。甲醇合成工艺流程示意图如图2-1所示。

合成塔 废热锅炉 粗甲醇贮槽 循环压缩机 油分离器 水冷器 图2-1 甲醇合成工艺流程示意图

新鲜气由压缩机压缩到所需的合成压力与从循环压缩机来的循环气混合后分两股，一股为为主线经加热到催化剂的活性温度后进入合成塔，另一股为副线，直接进入合成塔以调节进入催化层的温度。经反应后的高温气体进入废热锅炉进行热量回收后，进一步在水冷器中冷却，然后在分离器中分离出液态初甲醇，送精馏部分提纯制备精甲醇，为控制循环气中惰性气的含量，分离出水和甲醇的气体需部分放空，大部分进入循环机增压后返回系统，重新利用未反应的气体。新鲜气的补入位置最有利的是在合成塔的进口处，而不宜在合成塔的出口或甲醇分离器之前，以免甲醇分压降低，减少甲醇的收率。

根据设计任务，生产的粗甲醇的产量为60kt/a,粗甲醇的质量组成为：甲醇~93.3%；二甲醚~0.58%；异丁醇~0.58%；水~5.54%。根据粗甲醇组成计算得各组分产量如表2-1。

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表2-1粗甲醇中各组分组成

组分 甲醇 二甲醚 异丁醇 水

质量流量（kg/h） 质量分数（%） 摩尔流量(kmol/h) 7067 43.94 43.94 419.7

93.3 0.58 0.58 5.54

220.9 0.9552 0.5938 23.31

摩尔分数（%） 89.80 0.3883 0.24124 9.476

2.1 甲醇合成工艺计算

【2】

根据文献查得在5MPa下，30℃时每一吨粗甲醇中溶解其他组成如表2-2所示。

表2-2 1t甲醇中合成气溶解情况

气体

溶解量（m3/t）

氢气 4.734

一氧化碳 0.815

二氧化碳 7.780

氮气 0.365

甲烷 1.680

粗甲醇溶解气体的量为： VH2=7.575×4.374=33.13 Nm3/h VCO=7.575×0.815=6.174 Nm3/h VCO2=7.575×7.780=58.93 Nm3/h VN2=7.575×0.365=2.765 Nm3/h VCH4=7.575×1.680=12.73 Nm3/h 则

Kp=2.631kmol/h

Mp=0.5681kmol/h

Np=0.1234kmol/h

CP=0.2756kmol/h Hp=1.479kmol/h

根据在合成过程中二氧化碳平衡公式如下：

VFKF=VKKK+Kp+Ku （2-1）

代入数据得VF×2.36%=VKKK+2.361+Ku 根据在合成过程中甲烷平衡公式如下：

VFmp+M=Vkmk+Mp （2-2）

代入已知数据VF×1.35%+M=Vkmk+0.5681 根据在合成过程中水平衡公式如下：

W=A+M+3I+Ku （2-3）

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代入已知数据得23.31=0.9552+M+0.9538+Ku 根据在合成过程中氮气平衡公式如下：

VFnF=Vknk+Np （2-4）

代入已知数据得VF×4.01%=Vknk+0.1234 根据在合成过程中一氧化碳平衡公式如下：

VFCF+Ku=VkCk+Cp+L+2A+M+4I （2-5）

代入已知数据得VF×20.60%+Ku=VkCk+Cp+220.9+2×0.9552+M+4×0.5938 根据在合成过程中氢气平衡公式如下：

VFhF=Vkhk+Hp+2L+4A+3M+8I+Ku （2-6） 带入数据得VF×71.70%=Vkhk+1.479+2×220.9+4×0.9552+3M+8×0.5938+Ku 利用惰性气体在循环气中的含量建立两个方程式：

n+m=i （2-7） c+h+k=1-i （2-8）

联立以上两方程得两个辅助量D 、B。

D=C+H+3L+6A+12I+4M-N[(C+H)+4m]/n （2-9） D=0.2756+1.479+3×220.9+6×0.9552+12×0.5938+4×0.5681- 0.1234×[92.3%+4×1.33%]/4.01%

D=676.6

B=M+A+3I+N(K-m)/n-K-W （2-10）

B=0.5681+0.9552+3×0.5938+0.1234×1.03%/4.01%-2.361-23.31 B=-22.61

2.1.1 循环气中氮气的含量的计算

(1?3i?k

nk)B?(i?kk)Dk?nF(cp?hp?4mF?4nF)B?(nF?m（2-11） F?kF)D

n(1?3?0.15?2.3%)?22.61?(0.15?2.3%)?676.6k?4.01%(20.60%?71.7%?4?1.33%?4?4.01%)?22.61?(4.01%?1.33%?2.36%)?676.60.29%

2.1.2 弛放气及新鲜气加入量计算

VDk?（2-12）

n(cF?hF?4mF?4nF)k?n?(1?3i?kk)

F15

n

k=1

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676.6Vk?(20.6?71.7?4?1.33?4?4.01)10.29%?(1?3?0.15?2.3%)4.01Vk?454.4kmolh

VF?VKnkNP （2-13） ?nFnf VF?454.4?10.290.1234 ?4.014.01%得VF?1169kmolh

2.1.3 甲烷生成量的计算

M?VKMR?MP?VFMF （2-14）

M=454.4×(0.15-10.29%)+0.5681-15.55 M=6.418kmol/h

2.1.4 进行逆变换消耗二氧化碳量的计算

Ku?W?(A?M?3I) （2-15） Ku=23.31-(0.9552+6.418+3×0.5938) Ku=14.16kmol/h

新鲜气中一氧化碳的量

cV?(Ku?ck?L?2A?M?4I) cF?kk （2-16）

VF20.60%×1169=454.4×CK-(14.16-0.2756-220.9-2×0.9552-6.418-4×0.5938)

CK=4.952%

式中：VF为新鲜气容积m3/h，KF为新鲜气中CO2的百分含量V%，VK为放空气体积，KK为放空气中CO2的百分含量V%,KP为产物中CO2的量m3/h，Ku为CO2的量m3/h，VF为新鲜气中甲烷的百分含量V%，M为甲烷的生成量kmol/h，mK为放空气中甲烷的百分含量V%，Mp为产物中甲烷的量kmol/h，W为水的生成量kmol/h，A为二甲醚的量kmol/h，I为异丁醇的量kmol/h，nF为为新鲜气中氮气的的百分含量V%，nK为循环气中氮气的的百分含量V%，Np为产物中氮气的量kmol/h，CF为新鲜

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气中一氧化碳的的百分含量V%，CK为循环气中一氧化碳的的百分含量V%，CP为产物中CO2的量m3/h，L为甲醇的量kmol/h，hF为新鲜气中氢气的的百分含量V%，hK为循环气中一氧化碳的的百分含量V%，Hp为产物中氢气的量m3/h。

2.2 进合成塔气体量及组成的计算

在甲醇合成过程中，在合成过程中，大部分合成气在合成温度下进入合成塔进行合成甲醇，一小部分作为合成塔激冷气，控制床层反应温度。

Kk=2.3% nk=10.29% ck=4.952% i=15%

nk+mk=i （2-17） ck+hk+ Kk=1-i （2-18）

mk=4.71% hk=77.75%

表2-3 循环气的气体组成表

组分 二氧化碳 一氧化碳 氢气 甲烷 氮气 甲醇 二甲醚 水 总计

含量（%） 2.284 4.916 77.19 4.676 10.22 0.6061 0.03516 0.07318 100

摩尔流量（kmol/h） 质量流量（kg/h） 134.4 289.4 4544 275.3 601.5 35.68 2.07 4.308 5887

表2-4 新鲜气中各组分的组成表

组分 二氧化碳 一氧化碳 氢气 甲烷 氮气

含量（%） 2.36 20.60 71.70 1.33 4.01

摩尔流量（kmol/h） 体积流量（m3/h） 27.59 240.8 838.2 12.08 46.88

506.0 5394 18776 270.6 1028 5916 8103 9088 4405 16842 1142 9522 77.54 45669

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总计 100 1169 26186

反应后的气体进行冷却分离出甲醇，未反应的气体经压缩升压与新鲜原料气混合再次进入反应器，反应中所积累的甲烷气作为驰放气返回转化炉制取合成气。进合成塔的气体由循环气和新鲜气组成，其量为循环气和新鲜气的和，进合成塔的气体由表2-3和表2-4加和得进合成塔气体组成如表2-5。

表2-5进合成塔的气体组成表

组分 二氧化碳 一氧化碳 氢气 甲烷 氮气 甲醇 二甲醚 水 总计

含量(%） 2.310 7.559 76.19 4.098 9.244 0.5087 0.02951 0.06039 100

摩尔流量(kmol/h） 162.0 530.2 5382.2 287.4 648.4 35.68 2.07 4.308 7014

质量流量(kg/h） 7128 14846 10764 4598 18155 1142 95.22 77.47 56806

2.3 出合成塔气体量及组成的计算

合成气经合成塔合成甲醇后，出合成塔的混合气中含有二氧化碳、一氧化碳、氢气、甲烷、氮气、甲醇、二甲醚、水、异丁醇等。其含量如下。

二氧化碳 162.0-14.16=147.8kmol/h

一氧化碳 530.2-220.9-0.9552×2-6.418-4×0.5938+14.16=312.8 kmol/h 氢气 5382.2-2×220.9-4×0.9552-3×6.418-8×0.5938-14.16=4898 kmol/h 甲烷 287.4+6.418=293.8 kmol/h 氮气 698.4 kmol/h

甲醇 35.68+220.9=256.6 kmol/h 二甲醚 2.07+0.9552=3.025 kmol/h 水 4.308+23.31=27.62 kmol/h 异丁醇 0.5938 kmol/h

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表2-6 出塔气体组成表

组分 二氧化碳 一氧化碳 氢气 甲烷 氮气 甲醇 二甲醚 水 异丁醇 总计

含量（%） 2.288 4.800 73.65 4.509 9.951 3.938 0.04642 0.4239 0 100

摩尔流量（kmol/h） 质量流量（kg/h） 147.8 312.8 4898 293.8 648.4 256.6 3.025 27.62 0.5938 6616

6503 8758 9796 4701 18155 8211 139 497.2 43.94 56804

2.4 弛放气的量及组成的计算

循环气中的甲烷和氮气等惰性气体增多会降低一氧化碳、二氧化碳、氢气的有效分压，对甲醇的合成不利，而且会增加动力消耗，但在系统中不能排放太多，因会引起过多的有效气体的损失。排放的那部分气体称为驰放气。

454.4/5803=7.830%

(454.4+42.06×7.830%)/5845=7.830% 弛放气中液相各组分量

甲醇 35.68/42.06×3.054=2.591kmol/h 二甲醚2.07/42.06×3.054=0.1503kmol/h 水4.308/42.06×3.054=0.3128kmol/h 二氧化碳 454.4×2.3%=10.45kmol/h 一氧化碳 454.4×4.952%=22.5 kmol/h 氢气 544.4×77.75%=353.3 kmol/h 甲烷 454.2×4.71%=21.40 kmol/h 氮气 454.2×10.29%=46.76 kmol/h

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表2-7 弛放气中各组分组成表

组分 二氧化碳 一氧化碳 氢气 甲烷 氮气 甲醇 二甲醚 水 总计

含量（%） 2.284 4.918 77.22 4.678 10.22 0.5663 0.03285 0.06837 100

摩尔流量（kmol/h） 质量流量（kg/h） 10.25 22.5 353.3 21.4 46.76 2.591 0.1503 0.3128 457.5

459.8 630 706.6 342.4 1309 82.91 6.914 5.631 3543

2.5 甲醇水冷器的物料衡算

进入水冷器的物料为合成塔物料气体，在水冷器中将甲醇，二甲醚，异丁醇，水，全部冷凝并且溶有部分二氧化碳，一氧化碳，氢气，甲烷，氮气。

表2-8 出水冷气的液相组成

组分 甲醇 二甲醚 异丁醇 水 总计

含量（%） 81.43 9.60 0.1884 8.765 100

摩尔流量（kmol/h） 质量流量（kg/h） 256.6 30.25 0.5938 27.62 315.1

8211 1392 43.94 497.2 10144

2.6 甲醇合成过程中的热量衡算

合成塔中填充CuO-ZnO-Al2O3催化剂，于5MPa压力下操作。由于强烈的放热反应，必须迅速移出热量，流程中采用在催化剂层中直接加入冷原料的冷激法，保持温度在240 ~ 270℃之间。

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表2-9 合成塔的反应热计算表

组分

甲醇

二甲醚 49.62 0.9552 4.740×104

异丁醇 200.39 0.5938 1.190×105

表2-10 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量表

组分

一氧化碳

比热容kJ/kmol·℃ 入塔量kmol/h 每升温1℃需要的热量kJ/h·℃

30.13 530 1.597×104

二氧化碳 45.93 162 7.441×103

29.36 5382 1.580×105

30.35 47.08 648.4 287.4 1.968×104

1.353×104

55.69 35.68 2011 1.987×103

2.169×105

氢气

氮气 甲烷

甲醇 合计

甲烷 115.69 6.418 7.425×105

一氧化碳 42.92 14.16 -6.077×105

生成热kJ/mol 790.8 生成量kmol/h 220.9 反应热量kJ/h 2.006×107

表2-11 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量表

组分

一氧化碳

比热容kJ/kmol·℃ 出塔量kmol/h 每降温1℃放出的热量kJ/h·℃

30.11 312.8 9.418×103

二氧化碳 45.89 147.8 6.783×103

29.42 4898 1.441×105

30.30 648.4 1.965×104

47.12 293.8 1.384×104

55.69 256.6 1.429×104

2.091×105

氢气

氮气

甲烷

甲醇

合计

甲醇合成过程中反应放热为Q反

Q反=2.006×107+4.740×104+1.190×105+7.425×105-6.077×105=2.036×107kJ/h 入塔气温度为40℃，入塔热量为Q入。 Q入=2.169×105×40=8.676×106kJ/h 全塔热损为Q损。

Q损=（Q入+Q反）×5%=（8.676×106+2.036×107）5%=1.452×106kJ/h

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反应在260℃下进行反应，加热用电炉加热，耗热为Q耗，在合成过程中用电炉和激冷气来控制合成塔温度在260℃。

Q耗=2.169×105（260-40）-2.036×107=2.736×107kJ/h

合成塔出塔温度为260℃，出塔合成气的热量通过废热锅炉来回收，产生的蒸汽为0.35Mpa的饱和蒸汽。产生蒸汽量为W蒸。

W蒸=2.091×105（260-140）/2118.6=11.84t/h 甲醇水冷器的计算

从水冷器出来的合成气用水冷却到40℃。 热平衡方程式

Q入口气+Q冷凝=Q出口气+Q液体+Q冷却水 （2-19）

Q入口气、Q出口气为冷凝器进口与出口气体显热kJ/h Q冷凝为出口温度下气体冷凝放的热kJ/h Q液体为出冷凝器液体带热kJ/h Q冷却水为冷却水带走的热量kJ/h Q入口气=2.169×105×140=3.037×107kJ/h

表2-12 粗甲醇带出的热量

组分 比热kJ/kg·℃ 流量kg/h 温度℃ 热量kJ/h

甲醇 2.72 7067 40 7.689×105

二甲醚 2.637 43.94 40 4.635×103

异丁醇 2.531 43.94 40 4.448×103

水 4.187 419.7 40 7.029×104

合计 7575 8.483×105

气体冷凝放热Q冷凝=8.895×106kJ/h

表2-13 在出口温度下气体冷凝放热

组分

甲醇

二甲醚 53.07 43.94 2.332×104

异丁醇 576.8 43.94 2.534×104

水 2253.2 419.7 9.457×105

合计 7575 8.895×106

气化热kJ/kg 1118 流量kg/h 热量kJ/h

7067 7.901×106

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气体冷凝放热Q冷凝=8.895×106kJ/h

表2-14 冷凝器出口各组分热量

组分

一氧化碳

比热容kJ/kmol·℃ 流

量

30.13 312.8

二氧化碳 45.92 147.8 40 2.715 ×105

29.36 4898 40 5.752 ×106

30.35 648.4 40 7.872 ×105

47.08 293.8 40 5.533 ×105

55.69 35.68 40 7.948 ×104

29.31 4.308 40 5.051 ×104

氢气

氮气

甲烷

甲醇

水

二甲醚 56.31 2.07 40 4.679 ×104

7.918 ×106 合计

kmol/h

温度℃ 40 热量kJ/h

3.770 ×105

Q冷却水=Q冷凝+Q入口气-Q出口气-Q液体 （2-20） Q冷却水=3.037×107+8.895×106-8.483×105-7.918×106=3.050×107kJ/h

3.050?107W冷却水??364.2t/h

4.187?20

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第三章 粗甲醇精馏的工艺计算

粗甲醇的密度为0.8127g/cm3，精馏塔操作条件，入塔粗甲醇中含轻馏分0.58%，甲醇含量为93.30%，水含量6.12%（包括异丁醇），每吨精甲醇消耗0.811kg 92%的浓度的氢氧化钠，将烧碱配制成含氢氧化钠2-5%连续补入塔中。

粗甲醇精馏采用三塔精馏，与双塔精馏相比三塔精馏可以提高甲醇的质量和收率，并且可以降低蒸汽消耗。本精馏工艺采用双效法三塔粗甲醇精馏工艺，粗甲醇进入与蒸馏塔前，先在初甲醇产热器中，用蒸汽将其预热至65℃，粗甲醇在精馏塔一中除去其中残余溶解的气体及低沸物。将精馏塔一出来的预后甲醇经加压泵升压后，进入精馏塔二精馏，精馏塔二的气相甲醇利用冷凝潜热加热精馏塔三的塔釜，被冷凝的甲醇进入回流槽，在其中稍加冷却，一部分由精馏塔一甲醇冷却器冷却到40℃，作为成品送入精甲醇计量槽。精馏塔三的塔底残液由汽提塔进料泵加压后进入废水汽提塔，塔顶蒸汽经汽提塔冷凝器冷凝后，进入汽提塔回流槽，由汽提塔回流泵加压，一部分送废水汽提塔塔顶回流，其余部分经汽提塔冷凝器冷却至40℃，与精馏塔三采出的精甲醇一起送入产品计量槽。如果采出的精甲醇不合格，可将其送至常压塔进行回收，以提高精甲醇的回收率。

3.1 精馏塔一的物料和热量衡算

粗醇贮槽中的粗醇液加碱后，用粗醇泵加压，经粗醇预热器加热至65 ℃进入精馏塔一进行精馏。塔顶气相经精馏塔一冷凝器、排气冷凝器冷却，不凝气送硫回收，冷凝液流入精馏塔一回流槽。在精馏塔一回流槽中，槽底甲醇液用精馏塔一回流泵打入精馏塔一回流；中上部的杂醇流入油水中间槽。

3.1.1 进料量的计算

甲醇=7575×0.9330=7067kg/h 220.9kmol/h 水=7575×0.0612=463.6 kg/h 23.90kmol/h 轻馏分=7575×0.580%=43.94kg/h 0.9552kmol/h

碱液：加入碱液的浓度为2%的氢氧化钠溶液(OH-)=1.34×10-3mol/L

0.1N氢氧化钠换算成百分含量为0.4%。PH从6提高到8，OH需H=量为10-6-10-8=0.00099mol/m3=9.9×10-7mol/L。需2%的氢氧化钠为0.1481kg/m3则每小时加入的碱液量为7.575/0.8127×0.1481=1.380kg/h。

消耗氢氧化钠为1.380×2%=0.02761kg/h

软水（或蒸汽冷凝水）量：按粗甲醇的20%计 7575×20%=1514kg/h

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主塔来的低沸物量以粗甲醇3%计 7575×3%=227.3kg/h

3.1.2出料量的计算

甲醇 7067kg/h 水 463.6kg/h 烧碱 0.02761kg/h

初馏物（与主塔来的低沸点物相同）227.3kg/h

表3-1 精馏塔1出料物料平衡表

物料kg/h 塔顶 塔底 合计

甲醇 7294 7294

水 1979 1979

氢氧化钠 0.02261 0.02261

轻馏分 43.94 43.94

根据进出预塔的物料热量衡算，求出预塔脱出轻馏分（二甲醚）所需的蒸汽量。蒸馏塔一的操作条件：塔顶温度62℃ ，塔底温度78℃，进料温度65℃。回流液温度62℃，回流比=回流量/进料量=0.8（一般为0.5~1）

回流液L=0.8×337.0=269.6kmol/h

表3-2 精馏塔1全塔物料平衡表

物料 Kg/h 粗甲醇 碱液 冷凝水 初馏物 合计

进料

甲醇 水 7067 7294 氢氧化钠 初馏物 小计 甲醇 水

43.94 43.94 7575 1.38 1514 9318 7067

1979 1979 轻馏分 小计 43.94 43.94 7575 0.028 1979 227.3 9318 463.6 1.352 0.028

0.028 1979 227.3 1514 227.3 7294 227.3

3.1.3 精馏塔一全塔热量平衡计算

3.1.3.1带入热量的计算

Q入热=Q粗甲醇+Q软水+Q回流液+Q低沸物+Q加热蒸汽 （3-1）

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表3-3 精馏塔物料带入热量

入热项目

二甲醚

流量kg/h 温度℃ 比热容kJ/kg·℃ 热焓kJ/kg 热量kJ/h

43.94 1280.38 56260

粗甲醇 7067 65 2.68

水 419.7 65 4.187

低沸物甲醇 227.3 60 2.68

加热蒸汽 2118.6

外补水 回流液 1514 68 4.187

8627 60 2.68

1231071 114227 4.31060 1387254 36550

Q入热=5.626×104+1.231×106+1.142×105+4.311×105+3.929×102+

1.387×106+3.655×104+Q水蒸汽 Q入热=3.257×106+ Q水蒸汽

粗甲醇的温度从40℃升到65℃。

Q=3.122 ×105kJ/h W=Q/2118.26=147.4KJ/h 3.1.3.2带出热量的计算

表3-4 精馏塔一代出热量平衡表

出热部位 组分 流量kg/h 温度℃ 比热容kJ/kg·℃ 热焓kJ/kg 热量kJ/h

塔顶 二甲醚 43.94 62 2.64 523.4 30189

回流甲醇 8627 62 2.64 1046.8 9044648

塔底 甲醇 7067 78 2.67

水 1979 78 4.187

227.3 62 2.68 1046.8 275694 初馏物甲醇

热损失 5%Q入

1477285 646313

Q出=3.019×104+9.045×106+1.477×106+6.463×105+2.757×105+5%Q入 在精馏过程中Q入=Q出 解得Q水蒸汽=8.814×106kJ/h

0.35Mpa下的蒸汽热焓为2118.6kJ/kg 蒸汽消耗量为8.814×106/2118.6=4160kg/h

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冷却水用量计算，从精馏塔一流出的甲醇进入冷凝器通过冷却水用量控制温度达到分离甲醇轻馏分和初馏分的目的。

物料带入热量

Q入热=Q二甲醚+Q回流液+Q初馏物 （3-2） Q入热=3.019×104+9.045×106+2.757×105=9.351×106kJ/h

物料带出热

Q出热=Q回流液+Q初馏分+Q二甲醚+Q热损失 （3-3） Q回流液=8627×2.68×60=1.387×106 Q初馏分=227.3×2.68×60=3.655×104 Q二甲醚=43.94×(2.64×60+523.4)=2.996×104 Q热损失=5%Q入=0.05×9.351×106=4.676×105

Q出=1.387×106+3.655×104+2.996×104+4.676×105=1.921×106kJ/h Q余热=Q入-Q出=9.351×106-1.921×106=7.430×106kJ/h

冷却水金冷凝器的温度为15℃。出冷凝器的温度为35℃。

7.430?106?88.73t/h 用水量 W=

(35?15)?4.187?10003.2 精馏塔二的物料和热量衡算

精馏塔一釜液用加压泵加压，经预后粗醇预热器加热后，进入精馏塔二进行精馏。塔顶气相甲醇送入精馏塔三再沸器，作为常压塔底热源，被冷凝成液体进入精馏塔二回流槽，一部分由精馏塔二回流泵加压回流至精馏塔二顶，其余部分经精馏塔二精醇冷却器冷却至40 ℃进入精醇计量槽作为产品。

3.2.1第二精馏特的物料衡算

第二精馏塔为加压塔，压力为0.6Mpa，塔顶温度为121℃，塔底温度为127℃。第二精馏塔进料温度为85℃，将第一精馏塔出来的塔底物料加热到85℃。加热耗用蒸汽量为W。

mcp?t(7067?2.68?1979?4.18)?(85?78)W???89.91kg/h

?H2118.6第二精馏塔进料量=第一精馏塔出料量-轻馏分-第一精馏塔初馏物

F=9318-43.94-227.3=9047kg/h

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F=337-0.9552-7.103=328.9kmol/h

在精馏过程中xF=220.9/328.9=67.16% 设xD=99.95% xW=2% 在精馏过程中

F=D+W （3-4） FxF=DxD+WxW （3-5）

代入数据解得 W=110.3kmol/h D=218.8kmol/h 回流液L L=RD=2×218.8=437.6kmol/h

表3-5 精馏塔二全塔精馏塔二物料平衡表

物料

入料kg/h

塔底kg/h

甲醇 水 碱液

7067 1979 1.380

69.06 1903 1.38

出料

塔顶kg/h 7001 76

3.2.2 第二精馏塔热量平衡计算

带入热量Q入

Q入=Q预后甲醇+Q回流液+Q加热蒸汽 （3-6）

表3-6 精馏塔二全塔带入热量计算表

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热容kJ/kg·℃ 汽化热kJ/kg 热量Q

预后醇 甲醇 7067 85 2.98 1609862 水 1979 85 4.187 704316 碱液 1.380 85 4.187 491.1 回流液 甲醇 14144 75 2.98 2.843×106 加热蒸汽 水 2118.6

Q入热=1.610×106+7.043×105+4.911×102+2.843×106+Q水蒸汽

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Q入热=47.02×105+Q水蒸汽=5.157×106+Q水蒸汽

表3-7 精馏塔二全塔带出热量

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热容kJ/kg·℃ 汽化热kJ/kg 热量Q

精甲醇 甲醇 14715 120 2.98 1.686×106

8.935×105 釜液 甲醇 2361 127 2.98

1.026×106

水 1903 127 4.187

回流液 甲醇 14144 120 2.98 1046.75 2.03×10-1

5% Q入热 热损失

Q入=Q出 （3-7）

5.157×106+Q水蒸汽=2.317×107+0.05×(5.157×106+Q水蒸汽) 消耗0.35Mpa下的蒸汽量为G

G=1.923×107/2118.6=9076kg/h

塔顶冷凝器冷却水用量的计算

Q=Q甲醇冷凝+Q降温 （3-8） Q=3×7072×（1046.8+2.98×2）=2.232×107kJ/h

冷却水进口温度15℃出口温度35℃

W水=2.223×107/20×4.187×103=266.5t/h

甲醇降温用水量计算，甲醇从75℃降到40℃

W2=4715×2.68×35/4.187×20×103=5.281t/h

3.3 第三精馏塔计算

3.3.1第三精馏塔的物料衡算

第三精馏塔的操作条件为塔顶温度为67℃，塔底温度为100℃，进料温度127℃。回流液与进料比取1:3。

表3-8 精馏塔三物料平衡表

物料

入料kg/h

塔底

甲醇

7001

出料kg/h

塔顶 7001

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水 76 70.0 5.967

3.3.2 第三精馏塔热量平衡计算

表3-9 全塔带入热量平衡表

物料

流量kg/h 温度℃

回流液 14003 63

加热蒸汽 2118.2 Q水蒸汽

甲醇 2361 127 2.98 893544

水 1903 127 4.25 1027144

比热容kJ/kg·℃ 2.68 汽化热kJ/kg 热量Q

2364266

Q入=8.935×105+1.027×106+2.364×106+Q水蒸汽

表3-10 全塔带出热量平衡表

物料 组分 流量kg/h 温度℃ 比热容kJ/kg·℃

精甲醇 甲醇 2342 63 2.68

回流液 甲醇 14003 63 2.68 1046.75 1.702×107

水 1903 100 4.187

7.968×105

釜液 甲醇 19 100 2.97

5.073×103

异丁醇 43.94 100 3.435

1.509×104

5%Q入 热损失

汽化热kJ/kg 1046.75 热量Q

2.847×106

Q出=2.066×107+0.05Q入

根据热量平衡Q入=Q出

4.285×106+Q入=2.066×106+0.05（4.285×106+Q入） 解得Q入=1.746×107kg/h

用加压塔的回流液和精甲醇放出来的热给常压塔的再沸器加热加压塔回流液和精甲醇放热为Q放。

Q放=（14144+4715）×（1046.75+2.98×45）=2.227107kJ/h Q放=Q入能满足精馏塔三的需要。

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冷却水用量为W水

?2342?14003??1046.75??2342?14003??2.68?23?225.2t/h W水?4.187?1000?20精馏工段总蒸汽消耗为W蒸，总冷却水消耗为W冷却水。 W蒸=4.160+9.076=13.24t/h

W冷却水=88.73+266.5+5.281+225.2=585.7t/h

第四章 水冷器的设备选型计算

4.1 水冷器的选型计算

水冷器中冷却水带走的热量Q冷却水=3.050×107kJ/h，气体的体积流量为

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1.482×105m3/h，Vs=41.17m3/s 。

?tm的计算

合成气140→40 ?t1=40-15=25℃ 水 35←15 ?t2=140-35=105℃

?t??t1105?25?tm?2??55.75℃

?t2105lnln25?t1流流体中心温度为T内、T外。

T内=（15+35）/2=25℃ T外=（140+40）/2=90℃

选用光滑型套管式换热器，用外径为219mm。壁厚ts为6mm的无缝钢管做内管，用外径为480mm，壁厚为10mm的无缝钢管做外管。管内侧界膜导热系数hi，内管面积为Si,管内流速为ui环形侧界膜导热系数ho

?3.14Si=Di?(0.219?2?0.06)?0.03364m2

443.642?105ui??3.007m/s

3600?0.03364?1000根据公式 hi=3373×（1+0.014×t）ui0.85

hi=3373×（1+0.014×25）3.0070.85=11608W/㎡·℃

4W4?56804G???4.429?105kg/m2?h 22?(D2?D1)3.14?(0.46?0.219)当量直径De=D2-D1=0.46-0.219=0.241m

在90℃下，混合物的粘度为?=6.674×10-5pa·s=0.2393kg/m·h

DeG0.241?4.429?105Re???4.460?105?10000

?0.2393ho=0.023k/De(DeG/?)0.8(Cp?/k)0.4(D2/D1)0.45 k为流体的导热系数k=0.07506W/m·℃ Cp微流体的比热=8.352kJ/㎡·℃

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ho=0.023×0.07506/0.241×(4.460×105)0.8×(8.532×0.2393/0.07506)0.4×(0.46/0.219)0.45=1240W/·m2·℃

管内测污垢系数ri=17197×10-4·m2℃/W,外侧污垢系数ro=8.598×10-5 m2·℃/W。金属热阻 ?=68.73 W/m·℃，传热面积S。

总传热系数为U

1/U=1/ho+Rso+bdo/kdm+Rsido/di+do/hidi

1/U=1/1240+8.59810-5+8.975×10-5+1.7197×10-4×0.219/0.217+0.219/11608×0.207

U=796.8W/m·℃

Q=3.050×107/3600=8472kW

Q8.472?106S???190.2m2

K?Tm796.8?55.95每米内管的外表面积为S外 S外=?D1L=3.14×0.219×1=0.6877m2 则所需的有效长度为L1 L1=S/S外=190.2/0.6877=276.3m

4.2 水冷器的压力核算

管壁温度为tw

tw?tc?tw?25?ho(Tc?tc) （4-1）

hiD2D1?ho1240?(90?25)?31.6℃

11608?0.2070.219?124031.6℃时的混合物粘度?w=9.832×10-4 Pa·s,冷却水粘度?水=8.005×10-4Pa·s,环形侧压力损失?Po。

f=0.076Re-0.25=0.076×(4.460×105)-0.25=0.002941

4fG2L?w0.14

（4-2） ?Pf???()2gc?De?33

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4?0.002941?(4.429?105)2109.832?10?40.14?Pf???()?10183Pa 8?40.2416.674?102?1.27?10?0.3833G2 （4-3） ?Pf?2gc?(4.429?105)2?Pf??25104Pa 82?1.27?10?0.3833?Po?(?Pf??PR)?N

?Po??2?10183?25104??28?1.273?106Pa

管内测压力损失，全弯头的曲率半径R=0.45m，则R/Di=0.45/0.207=2.174,查得a=9.8。

Le=2aD1=2×9.8×0.219=4.291m

Lt= (2×L+Le)N=(2×10+4.292×)28=680.2m

ws4?3.642?105质量流速ub???9.444m/s 2?A1000?(0.207)?3600Re?dub???0.207?9.444?10006?2.178?10 ?48.973?10查得f=0.0036

4fG2Lt??w???Pt?????2gc?Di????0.14 （4-4）

4?0.0036?(1.117?107)2?680.28.005?10?40.145?Pt??()?2.244?10Pa 8?42?1.27?10?1000?0.2078.973?10 压力损失在允许的范围内，可以使用。

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第五章 车间布置要点

5.1 工艺及流程的要求

装置布置设计应满足工艺及流程的要求。如真空、重力流、固体卸料等一律按管道仪表流程图(PID)的标高要求布置设备。对处理腐蚀性、有毒、粘稠物料的设备宜按物料性质紧凑布置.必要时还需采取设隔离墙等措施另外，还应根据地形、主导风同等情况布置以免影响工艺的要求。例如空气吸入口及循环水冷却塔等。

5.2 环境保护、防火及其它安全生产的要求

设备、建筑物、构筑物等的防火间距应符合现行的有关防火规范的要求。要注意环境保护、防止污染及噪音.还应根据危险程度的划分来考虑布置设备。利 用 电能 或电动机的电气设备的布置，应符合国家现行的《爆炸和火灾危险场所电力装置设计规定》的要求。对于加热炉、压缩机及控制室配电室等的位置要考虑主导风向的问题。从设备泄漏出的可然气体或蒸汽不应吹向加热炉，故加热炉应位于上风向或侧风向。烟囱排出的烟气不应吹向压缩机室或控制室。配电室宜布置在能漏出氨气场所的上风向。

5.3 方便操作

装置布置应考虑能给操作者创造一个良好的操作条件,主要包括:必要的操作通道和平台；楼梯与安全出入口要符合规范要求；合理安排设备间距和净空高度等。控制室的位置要合理，应避开危险区，远离振动设备，以免影响仪表的运行。

5.4 便于安装和维修

设备的安装和维修应尽量采用可移动式的起吊设备。在布置设计阶段应满足以下各方面要求:

道路的出入口要方便吊车的出入。 搬运及吊装所需的占地面积和空间。

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设备内填充物的清洗场地。

在定期大修时，能对所有设备同时进行大修。

对换热器、加热炉等的管束抽芯要考虑有足够的场地，应避免拉出管束时延伸到相邻的通道上。对压缩机驱动机等转动设备部件的检修和更换，也要提供足够的检修区。

5.5 经济合理的要求

设备布置在符合工艺要求的前提下应以经济合理为主，并注意整齐美观。除热膨胀有要求的管道外，设备布置时应考虑管道尽量短而直，有的设备为了经济的目的可以不按工序来布置。为了考虑整齐美观，可采取下列方式布置:

成排布置的塔，如可能时可设置联合平台。

换热器并排布置时，推荐靠管廊侧管程接管中心线取齐。 离心泵的排列应以泵出口管中心线取齐。

5.6 道路和操作通道宽度

主要车行道路最小宽度为6m。转弯半径为9m。次要车行道路最小宽度为3.5m，转弯半径为6m（道路两边的），行道最小宽度为lm装置内的操作通道一般宽度800~ 1000mm。斜梯宽度最小为800mm。斜梯着地前方宽度为900~1200mm。

5.7 操作平台

在生产中需要操作和经常维修的场所应设置平台和梯子。仅在检修期间操作距地面3m高度范围内的人孔、仪表及阀门可采用带有直梯或斜梯的活动平台。

平台的尺寸应符合下列规定:

设备人孔中心线距平台的最适宜高度为900mm。 为设备加料口设置的平台，距料口顶面不宜大于lm.

平台周围应设栏杆，除平台的入口处外，平台边缘及平台开孔的周围应设踢脚板。 为考虑操作和检修的需要，小型设备或阀件距地面2.5m以上或在平台上高于1.8m,设备上的仪表距地面2m以上,并考虑以下两点要求:

在容器上的法兰管口、管廊上的切断阀、容器上的金属测温点、在管道上的测温、测压点和在管廊最下层管道上的孔板均不设置平台。

在装置运行期间或在事故的情况下需要操纵手动阀门时，应按下述进行设计: DN10及以下的阀门，手轮的底部不能高出平台或地面1.8m。

DN150及以上的阀门，手轮高度应设置在平台上或地面上便于操作的位置。假如阀门不能按照上述安装时，则阀门应安装操作链条或伸长杆。

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5.8 管道

通常工艺管道、公用工程总管(下水管除外)和仪表电缆桥架宜架空敷设布置在管廊(管架)上。短距离管道可敷设在不影响检修或操作通道的地面上，当管道不可避免需穿越通道时，应在管道的上方加设钢结构的跨越过道(桥)。敷设在地下的水管其管顶不得高于冰冻线，或采取其它防冻措施。敷设于地面下的需加热保护的管道和需要检查、维修的管道，应布置在管沟内。其他埋于地下的管道应有不少于300mm厚的保护覆盖层。穿过道路的埋地管道，管顶埋深不应少于600mm。埋地热管道的热膨胀量应限制在40mm 以内，而这种管道所挖的沟必须用松散的砂回填。装置中要求经常(至少每周一次)机械清扫的管道，弯管处应安装带有法兰的接头或者应有弯曲半径最少为5倍管径的弯管。对于从一端清洗的管道，两对法兰之间的距离应小于12m。而对于从两端清洗的管道，两对法兰之间的距离应不大于24m。对于需要偶然机械清扫的管道，应装有足够的分段法兰以便拆卸。从释放压力的设施排放到封闭系统的管道，一般应排放到总管，而且管道上不应有袋形。

5.9 管沟和污水井

在生产过程中可能产生重度大于空气的易燃易爆气体的装置，原则上不设管沟。如工程特殊需要必须设置管沟时，管沟内要填砂。管沟一般用平盖板封闭，避免地面水浸入。有特殊要求时可敞开，采用蓖子板盖。沟壁材料采用砖砌或混凝土结构，沟底可用混凝土或碎石铺面，仅在酸性工况的情况下才做耐腐蚀处理。为便于管沟排水，要求沟底带有坡度，管沟的最小宽度为600mm。管道的凸出部分与沟壁之间最小间距为l00mm；与沟底最高点之间的最小间距为50mm。在铺砌地面区域内管沟盖板与地面平齐，在不铺砌地面区域内管沟盖顶应超出地面至少l00mm。在室内的沟盖顶应与地面平齐。

污水井一般为砖砌，采用直径为70mm铸铁盖板。在铺砌地面区域内井盖应与地面平齐，在不铺砌地面区域内井盖的顶部应至少高出地面50mm。

排液管及下水道，对于石油化工类型的装置，应设地下的油一水污水系统，以收集铺砌地面区域的全部废油、废水、雨水及消防水，并排到装置边界。经处理的生活污水或化学废水，也可通过此系统排出。污染雨水与未污染雨水应加以控制，分开排放。从不同区域(例如完全封闭的工艺厂房、炉子及设备群)排出的污水，应通过具有水封进口的污水井与污水系统相接。如不能将几根排水管分别排到污水井时，此种排水管应采用弯管水封。通常所有单个或成对的容器或换热器应设置DN10。的油水排放漏斗，作为辅助排液口。但对于清洁的设备如氨或其它类似装置中的设备可以不考

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虑。在停车期间，从大容器排出水量应加以控制，以防止排水设施满溢。在铺砌地面区域的容器或换热器，如需要把辅助排液中停车排液和仪表排液分开，应分别设排放漏斗。在铺砌地面区域，泵、压缩机厂房的地面应设排水沟，以收集地表面的污水。

半敞开式的压缩机厂房的混凝土地面；控制室和配电室地面不需设排水沟。 常压酸贮槽和酸泵等区域应铺砌的地面，设围堰和有防腐蚀措施。受压的酸贮槽应装有单独的排放点。

当泵没有设置排液设施时，基础顶面应坡向基础边的排水沟或排液管并引至下水道。

不回收利用的蒸汽冷凝液可排人下水道如排液点远离下水道时，可单独或 通过冷凝水汇集系统排入干井。

当土壤吸收不了正常的降雨量时，在这个地区的周围所有未铺砌的区域应坡向装置边界。在装置界区范围以内的道路、建筑物、构筑物和铺砌区域之间的无铺砌区域应考虑排水，以便使最大降雨量时雨水送到装置边界的排水沟中。

位于易燃和易爆的危险区域内，例如炉子周围的污水井应当设有密封盖，并且放空管道应当通到安全的地方。污水井排气口通常应高出地面或邻近操作台3m以上，并且与平台的水平距离至少4.5m，与炉壁的水平距离至少为12m。

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第六章 甲醇生产工程中的废水处理

甲醇是一种强烈的神经和血管毒性物质。可经过呼吸道、肠胃道和皮肤吸收而导致中毒，甲醇进入人体后，经过酶的作用，先氧化为甲醛，后氧化为甲酸。甲醛对视网膜细胞有特殊的毒性作用，能抑制视网膜氧化和磷酸化过程，使视网膜细胞发生恶化，甚至发展成视神经萎缩，导致视力丧失。同时，甲醛也能使神经系统功能发生障碍，导致行为越轨。甲醛还会对肝脏产生毒副作用，削弱肝脏功能：甲酸盐可抑制视神经细胞色素氧化酶，造成视觉障碍；甲酸蓄积还可以产生酸中毒：甲醇及其代谢产物使大脑皮质细胞机能紊乱，产生精神神经症状。另一方面，甲醇进入人体后，一般较难排出，即使排出，也需较长时间。它在体闪各组织中的含量与各组织的含水量成正比。有报道说，普通成年人一次摄入lOmL甲醇，即可发生双目失明：摄入30mL甲醇，即有致死的可能。

随着日益严重的水环境污染问题，为缓解水资源的供需矛盾，迫切需要研究开发高效、经济及方便可行的污水处理与回用新工艺。因此污水再生处理与利用受到了国内外的重视和关注。

6.1 甲醇废水处理现状

甲醇废水具有强烈的刺激性气味；CODcr高达数万mg / L，其手要成分为甲醇、乙醇、高级醇及醛类；还含有一些长链化合物，当废水冷却时以有色蜡状物析出。

尽管国内外对甲醇废水的治理技术目前都还处于不断完善阶段，但从已建成的甲醇污水处理装置及运行情况来看，以生物化学法处理甲醇废水居多，占据主导地位；其次是用物理分离(热力学)方法(如高温汽化法、汽提等方法)处理甲醇废水也较为有效。由于甲醇为小分子和强极性物质，和水混溶，因此离子交换和活性炭吸附等物理方法都不能很好地将其去除。目前，国内外常见的甲醇废水的处理方法有：物化处理法、化学处理法、生物处理法等。

6.1.1 物化处理法

甲醇废水的常见的物化处理方法有蒸馏汽提法、萃取法、吸附法、汽化法、焚烧法、膜技术等。利用吸附法去除废水中甲醇主要用于低浓度甲醇废水的处理。由于甲醇为小分子极性物质，能与水混溶，因此用活性炭吸附效果不佳。

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6.1.2 化学处理法

含甲醇废水的化学处理法有湿式氧化法、空气催化氧化法、化学氧化法和电解氧化法等。甲醇很容易用湿式氧化的方法分解，如浓度为5000mg / L的甲醇废水，经过湿式氧化后，甲醇的去除率为76.8%。用于处理含甲醇废水的化学氧化荆主要育臭氧、氯系氧化剂以及其他一些氧化剂。采用臭氧氧化处理时，中间产物是甲醛，最终产物是二氧化碳。如果用A1203·Si02做催化剂，甲醇的去除率可达95%。含高CODcr的甲醇废水以次氯酸钾溶液混合，通过凝胶型SiO2，可得到好的处理效果。

6.1.3 生物处理法

以有机物为主要污染物的废水，只要毒性没达到严重抑制作用，一般都可以用生物法处理，一般认为生物方法是去除废水中有机物最经济最有效的方法，特剐对于BOD浓度高的有机废水更适宜。目前，国内外对甲醇废水生物处理方法主要有曝气法、UASB工艺、A/O工艺、氧化沟工艺、生物流化床、近年来还发展了生物活性炭、固定化细胞技术等技术。

6.2 膜法生物组合处理工艺及原理

根据近年来关于化工有机废水处理工艺运行中的经验，低浓度有机工业废水采用生物组合工艺和后续物化深度处理工艺的联合是行之有效的。在进水后先设厌氧水解调节池以提高废水可生化性，再用膜微孔曝气生物接触氧化好氧处理去除废水中大部分COD。然后用兼氧细菌接种缺氧处理去除废水中部分COD，并提高废水的可生化性。再用好氧内循环曝气生物塔处理去除废水中剩余的COD。处理工艺系统以生物降解有机物为主，后设配套的活性炭深度处理工艺，以确保整个处理工艺出水满足要求。处理工艺流程如图6-1所示【10】。

6-1 膜法生物组合处理工艺

1 水调节池 2 污水泵 3 好氧/缺氧反应池 4 好氧内循环生物反应塔

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5 混凝沉淀池 6 过滤器 7 消毒反应罐

由于废水水质和水量波动较大，因此生化处理前必须设水解调节池，确保生物后续处理作用稳定。由于排放的废水含有对好氧菌有抑制性的非甲醇有机物，COD去除效果差。因此，采用生物厌氧接触氧化反应池，确保有机物在生物反应器内部分COD降解，同时提高废水的可生物降解性，为后续好氧生物处理创造有利条件。废水经膜微孔曝气生物接触氧化创O/A工艺处理后，COD去除率高，可生化性提高，对后续好氧生物也无抑制作用.因此有利于进行后续好氧生物处理。在膜微孔曝气生化塔内充分曝气供氧的条件下，废水中剩余的有机物在好氧菌作用下充分利用水中溶解氧得到充分降解和去除，废水COD达回用要求。好氧生化塔处理后出水仍含有一定量的悬浮物、细菌和杂质，需再经过后续物化混凝和活性炭过滤处理，通过生物絮凝和物化混凝协同作用，将水中的悬浮物杂质细菌和部分难降解有机物有效除去，使出水COD等指标达回用水质要求。

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结论

低压法(5．0~8．0 MPa)是20世纪60年代后期发展起来的甲醇合成技术，选用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℃)，在较低的压力下可获得较高的甲醇收率，选择性好，副反应少，从而改善了合成的甲醇产品的质量，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。因此低压法比高压法优越性显著。

三塔流程较双塔流程复杂，但操作费用及能耗较双塔流程低，从长远角度看，应更有优势。根据双效多精馏原理，要实现两塔的热量互用，必须满足加压塔塔顶馏份的露点温度大于常压塔塔底液的泡点温度。综合考虑能耗和投资等因素，对于大、中型甲醇精馏装置，三塔精馏工艺更具有优越性；而对于小规模甲醇精馏装置，简单成熟的双塔流程是比较合理的选择。

本设计中甲醇水冷器采用套管式换热器选用光滑型套管式换热器，用外径为219mm。壁厚ts为6mm的无缝钢管做内管，用外径为480mm，壁厚为10mm的无缝钢管做外管。套管的有效长度为273.6m, 传热面积为190.2m2。套管每组的长度为10m,共28组。

本文设计了甲醇的合成和精馏的工艺，简单介绍了甲醇的一些性质和用途，由于设计者能力有限，难免有一些漏洞，希望各位老师指出错误，我将虚心地接受并加以改进。

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谢辞

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在毕业设计完成之际，我真心地感谢在设计之中给予我帮助的武文娟老师，在这三个月中，武文娟老师给予我鼓励和耐心的指导，武老师勤奋严谨的治学作风、渊博的专业知识和孜孜不倦的教学精神对我产生了很大的影响，并使我终生受益。

在毕业设计的完成过程中，系里的各位老师对我帮助很大。在此深表谢意！其他的同学也给予我许多关心和帮助，真诚地感谢他们。

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/gsbw.html