年产量6000吨低压法冷激式甲醇合成工段工艺流程设计

年产量6000吨低压法冷激式甲醇合成工段工艺流程设计内容摘要：

） 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 合成反应中生成物情况 生成项 单位 生成物组分 CH4 CH3OH （ CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 反应（ 1） m3/h 504 反应（ 3） m3/h 反应（ 4） m3/h 反应（ 5） m3/h 反应（ 6） m3/h 反应（ 7） m3/h 表 其他情况原料气消耗 消耗项 单位 消耗原料气组分 CO CO2 H2 N2 Ar CH4 粗甲醇中溶解 m3/h 扩散的甲醇 m3/h 弛放气 m3/h % G %G %G % G % G % G 驰放气中甲醇 m3/h % G % G 注： G 为驰放气的量， m3/h。 14 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 504+2++4+8+%G+%G =+%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 新鲜气组成 组分 单位 CO CO2 H2 N2 Ar CH4 气量 m3/h +9.77%G + %G + %G + %G + %G + %G 新鲜气 m3/h + 新鲜气中惰性气体（ N2 + Ar）百分比保持在 %，反应过程中惰性气体的量保持不变，（ N2 + Ar） =+%G，则 +=（ +%G） /% 解得 G=，即弛放气的量为 ，由 G 可得到新鲜气的量 由弛放气的组成可得出下表 表 弛放气组成 气体 CH3OH H2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 % % % % % % % 气量 m3/h 表 1 新鲜气组成 气体 CH4 H2 CO CO2 N2 Ar 组成 % % % % % % 气量 m3/h 循环气气量的确定 G1 =G 3+G4+G5+G6－ G7－ G8 式中： G1 为出塔气气量 ； G 3 新鲜气气量 ； G4 循环气气量 ； 15 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= 504++%= m3/h G6= 2+2+4+9+2= m3/h G7=5043+++%3= m3/h G8=6+4+12+25+2= m3/h 已知出塔气中甲醇含量为 %，则 （ G4%+%++） / G1= 解得 G4= 表 1循环气组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 % % % % % % % 气量m3/h 循环比， CO 及 CO2 单程转化率的确定 循环比 R= G4/G 3 =CO 单程转化率： (+)= 即 % CO2 单程转化率： (+)= 即 % 入塔气和出塔气组成 G1 =G 3+G4+G5+G6－ G7－ G8=G2= G3+G4 =(G2 为入塔气气量 ) 表 1 入塔气组成 G2= 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 % % % % % % % 体积m3/h 摩尔量 kmol/h 16 表 1 出塔气组成 G1= 气体 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH 组成 % % % % % % 体积 m3/h 摩尔量kmol/h 气体 CH4 （ CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 组成 % % % % % 体积 m3/h 摩尔量kmol/h 计算过程 : 入塔气 CO=循环气中 CO+新鲜气中 CO 即 += m3/h 同理可得其他气体气量。 出塔气中 CO=入塔气中 CO－反应消耗的 CO+反应中生成的 CO 即 － － － － － －%+= m3/h。 同理可得其它气体量 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=+=；同理可算的其他气体的气量。 表 1分离器出口气体组成 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 组成 % % % % % % % 体积 17 m3/h 摩尔量kmol/h 能量衡算 煤发电量 每吨煤发电 1200 1200=（ ） /h 合成工段 合成塔的热平衡计算 （ 1）计算公式 全塔热平衡方程式为： ∑Q1 + ∑Qr = ∑Q2 + ∑Q3+ Q （ 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/（ ）； 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/（ ）； Tm2—— 出塔气体温度， k； ∑Qr= Qr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr7 （ 4） 式中： Qr Qr2 、 Qr Qr Qr5 、 Qr ——分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热， kJ/h； Qr7——二氧化碳逆变反应的反应热， kJ/h Qr=Gr△ H （ 5） 式中： Gr——各组分生成量， kmol/h； 18 △ H——生成反应的热量变化， kJ/mol （ 2）入塔热量计算 通过计算可以得到 ， 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 1 甲醇合成塔入塔热量 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容 kJ/（ ） 气量 kmol /h 入塔热量kJ/（ ） 入塔热量合计为 kJ/（ ） 所以 ∑Q1== KJ/h （ 3）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 1 甲醇合成塔内反应热 气体 CH3OH ( CH3 )2O C4H9OH C8H18 CH4 CO 生成热kJ/mol － 生成量kmol /h 反应热kJ/h 反应热合计 = kJ/h （ 4） 塔出口气体总热量计算 表 1 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量 气体 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH 热容 kJ/（ ） 19 气量 kmol/h 出塔热量 kJ/（ ） 气体 CH4 （ CH3） 2O C4H9OH C18H18 H2O 合计 热容 kJ/（ ） 气量 kmol/h 出塔热量 kJ/（ ） 出塔气体温度 255℃ 即 Q2==（ 5）全塔热量损失的确定 全塔热损失为 4%,即 Q3=(∑Q1 + ∑Qr)4%=(+) 4%= kJ/h （ 6）沸腾水吸收热量的确定 由公式 (1)可得 Q=∑Q1 + ∑Qr － ∑ Q2 － ∑Q3= 入塔气换热器的热量计算 （ 1） 入换热器的被加热气体热量的确定 表 1入换热器被加热气体各组分热容和显热 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容 kJ/（ ） 气量 kmol /h 热量 kJ/（ ） 合计：入换热器的被加热气体热量为 （ ），入口温度为 40℃ ， = kJ/h 20 （ 2）出换热器的被加热气体热量的确定 出换热器的被加热气体显热 =入合成塔气体的显热，即 KJ/h （ 3）入换热器的热气体热量的确定 入换热器的加热气体显热 =出合成塔气体的显热，即 （ 4）出换热器的热气体热量的确定 被加热气体吸收的热量 =出换热器的被加热气体显热－入换热器的被加热气体显热 == KJ/h ，所以 出换热器的加热气体显热量 =入换热器的加热气体显热－被加热气体吸收的热量=－ = KJ/h （ 5） 出换热器的加热气体的温 度的确定 假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为 ℃ 水冷器热量的计算 （ 1）水冷器热平衡方程 Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 式中： Q1——入换热器气体显热， KJ/h； Q2——气体冷凝放热， KJ/h； Q3——出水冷器气体显热， KJ/h； Q4——粗甲醇液体显热， KJ/h； Q5——冷却水吸热， KJ/h。 （ 2）水冷器入口气体显热的确定 水冷器入口气体的显热 =入塔气换热器出口加 热气体的显热，即 KJ/h （ 3）水冷器出口气体显热的确定 表 1水冷器出口气体各组分热容和热量 气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容 kJ/（ ） 气量 kmol /h 热量 kJ/（ ） 合计：水冷器出口气体显热 （ ）；出口温度 40℃ ， 出口气体显热 == KJ/h 21 （ 4） 出水冷器的粗甲醇液体热量的确定 表 粗甲醇中液体组分气化热和液体热容 组分 （ CH3） 2O C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 气化热KJ/kg 液体比热容KJ/(kg.。