年产30万吨甲醇工艺设计.docx

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1、摘要随着石油资源紧缺，油价提高，以煤为原料生产甲醇的比例将上升。特别是在国内大力开展煤炭资源利用的背景下，煤炭家成为甲醇生产中最主要的原料。甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳一化学的根底产品，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着甲醇下属产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，甲醇的需求大幅度上升。为了满足经济开展对甲醇的需求，开展了此30万t/a的甲醇工程。设计的主要内容是进行工艺论证，物料衡算和热量衡算等。本设计本着符合国情、技术先进和易得、经济、环保的原那么，采用煤炭为原料；利用GSP气化工艺造气；NHD净化工艺净化合成气体；低压下利用列管均温合成塔合成甲醇；三塔精储

2、工艺精制甲醇；此外严格控制三废的排放，充分利用废热，降低能耗，保证人员平安与卫生。关键词：甲醇，工艺，合成，精偏，计算，除废一、总论(一)概述1 .甲醇性质甲醇俗称木醇、木精，分子式CH30H。是一种无色、透明、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量32.04,相对密度O.7914(cU2),蒸气相对密度1.11(空气=1),熔点-97.8C,沸点64.7C,闪点(开杯)16,自燃点473,折射率(20)1.3287,外表张力(25C)45.05mNm,蒸气压(20)12.265kPa,粘度(20)0.5945mPaso能与水、乙醛、乙醛、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。蒸汽与空气形成

3、爆炸性混合物，爆炸极限6.0%36.5%(体积比)。化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、瓶基化等化学反响。2 .甲醇用途甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，甲醛那么是生产各种合成树脂不可少的原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇皴基化可生产醋酸、醋酎、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二爵、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醵也是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油

4、漆。作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的别离。甲醇还是一种很有前景的清洁能源，甲醇燃料以其平安、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的开展方向之一；另外燃料级甲醇用于供热和发电，也可到达环保要求。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而本钱低的优点，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。3 .甲醇生产工艺的开展1661年英国化学家R.波义耳首先在木材干储后的液体产物中发现甲醇，故甲醇俗称木精、木醇。在自然界只有某些树叶或果实中含有少量的游离态甲醛，绝大多数以酯或酸的形式存在。1857年法国的M贝特洛在实验室用一氯甲烷在碱

5、性溶液中水解也制得了甲醇。1923年德国BASF公司首先用合成气在高压下实现了甲醇的工业化生产，直到1965年，这种高压法工艺是合成甲醛的唯一方法。1966年英国ICl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一渣油为原料的低压法工艺。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ICl工艺、LUrgi工艺和三菱瓦斯化学公司(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、生产本钱低的显著优点，尤其是Lpmeohtm工艺，采用浆态反响器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产低的原料气，在价

6、格上能够与天然气原料相竞争。我国的甲醇生产始于1957年，50年代在吉林、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，并在合成氨工业的根底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快尾气为原料的95kta低压法装置，采用英国ICl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200kt/a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

7、拥的局面，并在2004年获得国家技术创造二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。国内主要的研究单位有南华集团研究院、西南化工研究院、齐鲁石化公司研究院等。对于我国，从资源背景看，煤炭储量远大于石油、天然气储量，随着石油资源紧缺、油价上涨，因此在大力开展煤炭洁净利用技术的背景下，在很长一段时间内煤是我国甲醇生产最重要的原料HL4 .甲醇生产方法工业上生产甲醇曾今有许多方法，早期用木材或木质干保法制甲醇，此法需要大量木材，而且产量很低，现早己淘汰。氯乙烷水解法也可以制甲醇，但因水解法价格昂贵，在工业上没有得到应用。甲烷局部氧化法可以生产甲醇，而且价格廉价,工艺流程简单，但因

8、生产技术比拟复杂，副反响多，产品别离难，原料利用率低，工业尚未采用。目前合成甲醇的工业生产是以固体（如煤、焦炭）、液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其它可燃性气体）为原料，经造气、净化（脱硫）变换，除二氧化碳，配制成一定配比的合成气。在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件可单产甲醇，可分为高压法、低压法和中压法。在本设计中采用低压法制甲醇的工艺流程5 .设计的目的和意义由于我国石油资源短缺，能源平安已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已成为我国经济开展的关键。甲醇作为石油的补充已成为现实，开展甲醇工业对我国经济开展具有重要的战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（我国情况

9、更是如此），而且煤制甲醇的合成技术很成熟。随着石油和天然气价格的迅速上涨，煤制甲醇更加具有优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配置科学、平安环保的原那么。通过设计可以稳固、深化和扩大所学根本知识，培养分析解决问题的能力；还可以培养创新精神，通过完成设计，可以知道甲醇的用途；根本掌握煤制甲醇的生产工艺；了解国内外甲醛工业的开展现状；以及甲醛工业的开展趋势。二、工艺流程的选择（一）工艺流程设计图1低压法制甲醇工艺流程1一加热炉；2转化炉；3废热锅炉；4一加热器；5脱硫器；6,12,17,21,24水冷器;7一气液别离器；8合成气压缩机；9一循环气压缩机；10一甲醇合成塔；IL15一热交换器13一

10、甲静别离器；14一粗甲醇中间槽；16脱轻组分塔；18一别离塔；19,22一再沸塔；20一甲醇精储塔;23C02吸收塔首先是采用GSP气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD脱硫脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合成，将原料气加压到5.14MPa,加温到225C后输入列管式等温反响器，在XNC-98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精僧塔精微，得到精甲醇。然后利用三塔精福工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。1 .工艺条件确实定(1)温度变换反响是一个可逆放热反响，对应于一定的组成和一个最正确温度。为了让反响沿着最正确温度曲线进行，必须移走反响热以降低反响温

11、度。设计中的变换炉(R2002)内装两段耐硫变换触媒，两段间配有煤气激冷管线，采用连续换热式来降低温度，控制温度在393C左右。预变换炉温度控制在240C左右。(2)压力设计中是将气体压缩到3.8MPa后送入变换炉的。压力对反响的化学平衡没有影响，但对反响速率影响显著，在0.10.3Mpa范围内反响速率大约与压力的0.5次方而成正比，故加压操作可提高设备生产能力。现代甲醇装置采用加压变换可以节约压缩合成气的能量，并可充分利用变换气中过剩蒸汽的能量。(3)最终变换率最终变换率由合成甲醇的原料气中氢碳比及一氧化碳和二氧化碳的比例决定的。当全气量通过变换工序时，此时要求最终变换率不太高，必须保证足量

12、的CO作为合成甲醇的原料；设计中采用的是局部气量变换，其余气量不经过变换而直接去合成，这局部气体可以调节变换后甲醇合成原料气中CO的含量，所以通过的气体变换率达90%以上。(4)催化剂粒度为了提高催化剂的粒内有效因子，可以减少催化剂粒度，但相应地气体通过催化剂床的阻力就将增加，变换催化剂的适宜直径为6IOmm,工业上一般压制成圆柱状，粒度。5义5或。99mm。设计中采用催化剂粒度为09X9mm.2 .合成工序工艺操作条件确实定与论证78(1)操作温度甲醇合成催化床层的操作温度主要是由催化剂的活性温度区决定的。操作温度的控制同样是一个操作费用的控制问题，在设计中，需要延长催化剂的使用寿命，防止催

13、化剂的迅速老化和活性衰减速度加快。一般而言，在催化剂的使用初期，反响温度维持较底的数值，随着使用时间的增加，逐步提高反响温度。例如副产蒸汽型等温甲醇合成塔采用国产铜系催化剂，使用前期，可控制床层零点温度230240,热点温度260左右;后期,可控制床层零点温度260270C,热点温度290。设计采用的甲醇合成塔为列管式等温反响器，管间走的是沸腾水，可以副产蒸汽，床层内温差很小，接近最正确温度操作曲线。设计中采用的甲醇合成催化剂为国产的铜系XCN-98，由它的性质可知：适合使用的温度范围为200290。(2)操作压力压力是甲醇合成反响过程的重要工艺条件之一。甲醇合成反响时分子数变少，因此增加压力

14、对反响有利，由于压力高，组分的分压提高，因而催化剂的生产强度也提高。操作压力的选用与催化剂的活性有关。早期的高压法合成甲醇工艺采用的是锌基催化剂，由于活性差，需要在高温高压下操作，其操作压力为2535Mpa,操作温度350420C。至较高的压力和温度下，一氧化碳和氢生成甲烷、异丁醇等副产物，这些副反响的反响热高于甲醇合成反响，使床层温度提高，副反响加速，如果不及时控制，会造成温度猛升而损坏催化剂。近年来普遍使用的铜基甲醇合成催化剂，其活性温度范围在200300,有较高的活性，对于规模小于30万吨/a的工厂，操作压力一般可降为5Mpa左右；对于超大型的甲醇装置，为了减少设备尺寸,合成系统的操作压

15、力可以升至IOMPa左右。设采用的是低压法(入塔压强为5.14MPa)合成甲醉。(3)气体组成:对于甲醇合成原料气，即合成工序的新鲜气，应维持f=(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.10-2.15,并保持一定的Co2。由于新鲜气中(H2-CO2)/(CO+CCh)略大于2,而反响过程中氢与一氧化碳、二氧化碳的化学计量比分别为2:1和3:1,因此循环气中(H2-CO2)/(Co+CO2)远大于2。合成塔中氢气过量，对减少副反响是有利的。甲醇合成过程中，需要一定的二氧化碳存在以保持催化剂的高活性。二氧化碳的存在可以降低反响系统的热效应，这对维持床层温度也是有利的。但是过高的二氧化碳含量会降低合

16、成系统的生产能力，粗甲醇含水增加，增加精馀系统的负荷和能耗。所以二氧化碳的含量应该尽可能低一些，一般不超过5%。(4)空速：空速不仅是一个和合成回路气体循环量相关联的工艺控制参数，也是一个影响综合经济效益的变量。甲醇合成过程中，首先甲醇合成塔内的气体空速必须满足催化剂的使用要求，国产铜基催化剂，一般要求气体空速在8000-20000h-1之间。空速过低，结炭等副反响加剧，空速过高，系统阻力加大或合成系统投资加大，能耗增加，催化剂的更换周期缩短。空速的选择需要根据每一种催化剂的特性,在一个相对较小的范围内变化。XCN98的空速要求为60001500OhL本设计空速定为12000h,o三、粗甲醇的

17、精储在甲醛合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反响的同时，还伴随着一系列的副反响。所得产品除甲醇为，还有水、醛、醛、酮、酯、烷烧、有机酸等几十种有机杂质。由于甲醇作为有机化工的根底原料，用它加工的铲平种类很多，因此对甲醛的纯度均有一定的要求。甲醇的纯度直接影响下游产品的质量、消耗、平安生产及生产过程中所用的催化剂的寿命。所以粗甲醇，必须提纯。（一）精储工艺和精储塔的选择口初甲醇精偶按工艺主要分为三种：双塔精储工艺技术、带有高锌酸钾反响的精偏工艺技术和三塔精储工艺技术。双塔精憎工艺技术由于具有投资少、建设周期短、操作简单等优点，被我国众多中、小甲醇生产企

18、业所采用。其在联醇装置中得到了迅速推广。带有高锌酸钾反响的精伟工艺技术仅在单醇生产中用锌格为催化剂的产品中有应用。近年来.随着甲醇合成铜基催化剂的广泛应用和气体净化水平的提高。粗甲醇生产中的副反响减少和杂质的降低，此工艺流程己经很少采用。三塔精储工艺技术是为减少甲醇在精偏中的损耗和提高热利用率，而开发的一种先进、高效和能耗较低的工艺流程。近年来在大、中型企业中得到了推广和应用。1.三塔精储工艺口”近年来，许多企业原有甲醇双塔精馀装置己不能满足企业的需要。随着生产的强化，不仅消耗大幅度上升，而且残液中的甲醇含量也大大超过了工艺指标。对企业的达标排放构成了较大的威胁甲醇三塔精微工艺技术是为了减少甲

19、醇在精储过程中的损耗，提高甲醇的收率和产品质量而设计的。预精储塔后的冷凝器采用一级冷凝，用以脱除二甲醛等低沸点的杂质，控制冷凝器气体出口温度在一定范围内。在该温度下，几乎所有的低沸点馈分都为气相，不造成冷凝回流。脱除低沸点组分后，采用加压精储的方法，提高甲醇气体分压与沸点，减少甲醇的气相挥发，从而提高了甲醵的收率。作为一般要求的精甲醇经加压精储塔后就可以到达合格的质量。如作为特殊需要，那么再经过常压精馀塔的进一步提纯。生产中加压塔和常压塔同时采出精甲醇，常压塔的再沸器热量由加压塔的塔顶气提供，不需要外加热源。粗甲醇预热器的热量由精甲醉提供，也不需要外供热量。因此，该工艺技术生产能力大，节能效果

20、显著，特别适合较大规模的精甲醇生产。图3三塔工艺流程1预精循塔2加压精银塔3常压精僧塔4.双塔与三塔精储技术比拟必(1)工艺流程：三塔精微与双塔精微在流程上的区别在于三塔精福采用了2台主精偏塔(其中1台是加压塔)和1台常压塔，较双塔流程多1台加压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精储塔的负荷，并目常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精储既节约蒸汽，又节省冷却水。12)蒸汽消耗：在消耗方面，由于常压塔加压塔的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馅的蒸汽消耗相比双塔精储要低。(3)产品质量：三塔精微与双塔精储在产品质量上最大的不同是三塔精储制取的精甲醇中乙醇含量低，一般小于5010

21、-6,而双塔精僧制取的精甲醇中乙醇含量为400x10-6500x10-6,三塔精馈制取的精甲醇纯度可达99.99%,含有的有机杂质相对较少。(4)设备投资：三塔精储的流程较双塔精储流程要复杂，所以在投资方面，同等规模三塔精的设备投资要比双塔精偏高出20%30%(5)操作方面：由于双塔精保具有流程简单，运行稳定的特点，所以在操作上较三塔精微要方便简单。表1双塔精馆与三塔精馆的投资与操作费用比拟表I双塔精储三塔精储生产规模t/a052.5052.5投资010010013123129操作费用0100100466771能耗001001006060.461.2注：投资、操作费用、能耗为相对数通过上述比拟

22、可知，虽然三塔精馄技术的一次性投入要比双塔精储高出20%30%,但是从能源消耗、精甲醛质量上都要优于双塔精微，特别是能耗低的优点十分突出。随着三塔精馀生产规模的扩大，能耗还有进一步下降的空间。而双塔精微技术仅在生产规模低于5万t/a时具有一定得优势。本设计中甲醇产量为30万ta,远大于5万ta,综合考虑各项因素，所以设计采用三塔精微工艺。四、生产工艺参数预塔：入塔温度65,塔顶放空温度40C,预精储后甲醇比重维持在0.87,预精微后甲醛PH值宜控制在8；加压塔：塔底釜液压强0.6Mpa,温度125C,塔顶气体压强0.6MPa,温度122,常压塔：塔顶气体压强0.13Mpa,温度67。五、合成工

23、艺流程的选择及计算(一)甲醇合成工艺流程来自脱碳装置的新鲜气(40,3.4MPa)与循环气一起经甲醇合成气压缩机(C7001)压缩至5.14MPa后，经过入塔气预热器(E7001)加热到225,进入甲醇合成塔(R7001)内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反响：CO+2H2=CHsOH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q甲醇合成塔(R7001)为列管式等温反响器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。反响放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽(3.9MPa饱和蒸汽)，减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反响趋于恒定，且反响温度也可通过副产蒸汽

24、的压力来调节。甲醇合成塔(R7001)出来的合成气(255,4.9MPa),经入塔气预热器(E7001),甲静水冷器(E7002A,B),进入甲醇别离器(V7002),粗甲醇在此被别离。别离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽(V7003),被减压至0.4MPa后送至精储装置。甲醇别离器(V7002)别离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压送至甲醵合成塔(R7001)继续进行合成反响。从甲醇别离器(V7002)出来的循环气在加压前排放一局部弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽(V7003)顶部排出的膨胀气去燃料气系统。合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界

25、区外部。汽包(V7001)排污,经排污膨胀槽(V7006)膨胀减压后就地排放。R7001E7002AzBP8002V7003图4合成工艺流程六、物料衡算(一)合成塔中发生的反响：主反响：CO2H2=CH3OHCO2+3H2=CH3OH+H2O副反响：2CO+4H2=(CHQ)2+H2OCO+3H2=CH4+H2O4CO+8H2=C4H9OH+3H2O8CO+17H2=Ci8Hi88H2OCO2+H2=CO+H2O工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52n（标态）的甲烷,即设计中每小时甲烷产量为1.9OkmoiZh,42.38m3ho由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。

26、由反响、得出反响、生成的水分为：86.72- 1.90-2.54-0.9830.788=73.06kmol/h由于合成反响中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反响生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%,所以计算中忽略反响。那么反响中二氧化碳生成了73.06kmol/h,即1636.54m3h的水和一氧化碳。1 .粗甲醇中的溶解气体量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21吨粗甲醇中合成气溶解情况气体H2COCO2N2ArCH4溶解量（m3t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680那么粗甲醇中的溶解气体量

27、为：H2=28.87X4.364=121.64m3h即5.44kmol/hCO=28.874.364=22.72m3h即1.02kmolh9.68kmolh即 0.46kmol/CO2=28.874.364=216.84m3hN2=28.87X4.364=10.18m3hAr=28.874.364=6.78m3h即0.30kmol/hCH4=28.874.364=46.82m3h即2.10kmolh(二)粗甲醇中甲醇扩散损失40C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醛外，其他气体全部释放出，那么甲醇扩散损失G=(121.64+22.72+216.

28、84+10.18+6.78+46.82)0.03714=15.80kgh=0.50kmol/h=11.04m3h(三)新鲜气和弛放气气量确实定Co的各项消耗总和二新鲜气中Co的量即：16585.86+114.00+42.38+87.74+140.20-1636.54+22.72+11.04+0.61%G+9.16%G=15367.40+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3新鲜气组成组分单位COCO2H2N2ArCH4气量m3h15367.4+9.7G1853.3+3.11%G35780.54+82.42%G10.18+3.21

29、%G6.78+0.82%G4.44+1.89%G新鲜气m3h53022.72+1.Ol83G新鲜气中惰性气体(N2+Ar)百分比保持在0.42%,反响过程中惰性气体的量保持不变，(N2+A)=16.96+4.03%G,那么53022.72+1.0183G=(16.96+4.03%G)/0.42%解得G=5711.20m,即弛放气的量为5711.20m3h,由G可得到新鲜气的量58838.44m3h由弛放气的组成可得出下表表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%气量m3h34.844637.48523.1

30、4177.64183.3246.86107.92表5新鲜气组成气体CH4H2COCO2N2Ar组成0.19%68.81%27.0%3.45%0.33%0.09%气量m3h112.640487.7159252031.02193.553.62（四）循环气气量确实定Gi=G3+G4+Gs+G6-G-Gs式中：Gl为出塔气气量；G3新鲜气气量；G4循环气气量；G5主反响生成气量；G6副反响生成气量；G7主反响消耗气量；G8副反响消耗气量；G5=16585.86+11.04+0.61%5711.20=16631.74m3hG6=57.0057.00+42.38+42.38+21.9465.80+17.5

31、2+140.20+1636.54+1636.54=3717.30m3hG7=16585.86+3317.72+11.04+22.08+0.61%5711.203=49895.22m3hG8=114.00+228.00+42.38+127.14+87.74+175.48+140.20+297.94+1636.54+1636.54=4485.96m3h出塔气中甲醇含量为5.84%,那么由(G4X0.61%+5711.200.61%+16585.86+11.04)/G=0.0584解得G4=289947.38m3h表6循环气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.

32、16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3h1768.68235437.2826559.189017369037.322377.585480.0七、能量衡算(一)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式中：Qi一入塔气各气体组分焙，kJ/h；Qr一合成反响和副反响的反响热，kJ/h；Q2一出塔气各气体组分烙，kJ/h；Q3合成塔热损失，kJ/h；Q-沸腾水吸收热量，kJhoQ=(GiXCmiXTmi)式中：Gi一入塔气各组分流量，m3h;Cmi一入塔各组分的比热容，kJ/(m3.k)；Tml入塔气体温度，k；Q2=(G2XCm2XTm2)式中：

33、G2出塔气各组分流量rrP/h；Cm2出塔各组分的热容，kJ/(m3.k);Tm2出塔气体温度，k；Qr=Qn+Qr2+Qr3+Qr4+Qr5+Qr+Qr?式中：Q门、Qr2、Q3Qr4、Qr5、Qr6、一分别为甲醇、二甲醛、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，kJ/h；Qr7二氧化碳逆变反响的反响热，kJ/hQr=GrXH式中：Gr各组分生成量，kmol/h；H-生成反响的热量变化，kJ/mol2 .入塔热量计算通过计算可以得到5.14MPa,225C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7甲醇合成塔入塔热量气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/

34、(kmol.k)67.0429.5429.8844.1829.4725.1646.82气量kmol/h8.8812318.081896.64493.24424.14108.54249.66入塔热量kJ/(h.k)595.3363876.056673.921791.312499.402731.811689.08入塔热量合计为479856.00kJ/(h.k)所以Q=479856.00X498.15=234058766.40kJ/h3 .塔内反响热的计算忽略甲醇合成塔中的反响生成的热量，按反响，生成的热量如下表：表8甲醇合成塔内反响热气体CH3OH(CH3)2OC4H9OHC8Hl8CH4CO生成

35、热kJ/mol102.3749.62200.39957.98115.69-42.92生成量kmol/h813.502.540.980.7686.7273.04反响热kJ/h83277995.00126034.80196382.20747224.4010032636.80-3135735.20反响热合计二91244538.00kJ/h4 .全塔热量损失确实定全塔热损失为4%,即Q3=(2Q+Qr)4%=(234058766.40+91244538.00)X4%=13012132.18kJ/h5 .入塔气换热器的热量计算(1)入换热器的被加热气体热量确实定表9入换热器被加热气体各组分热容和显热气体

36、CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容kJ/(kmol.k)95.8729.2529.4438.4729.4725.1839.66气量kmol/h8.8812318.081896.64493.24424.14108.54249.66热量kJ(h.k)851.32360303.8455837.0818874.9412499.402730.869901.52合计：入换热器的被加热气体热量为461098.96kJ/(h.k),入口温度为40,461098.96X313.15=144393139.32kJ/h(2)出换热器的被加热气体热量确实定出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即234

37、058766.40kJ/h(3)入换热器的热气体热量确实定入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即243855997.28kJh(4)出换热器的热气体热量确实定被加热气体吸收的热量二出换热器的被加热气体显热一入换热器的被加热气体显热=234058766.40144393139.32=89665627.08kJh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一被加热气体吸收的热量=243855997.2889665627.08=154190370.20kJ/h(5)出换热器的加热气体的温度确实定假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，那么出口温度为154190370.20/4

38、61717.32=333.95k即60.8八、设备的选型和计算(一)主要设备甲醇合成塔的设计计算和选型1 .传热面积确实定传热温差为10,传热量为68435174.94kJh,合成塔内的总传热系数取为289.78W/(m2.C)o由公式Q=kAZXTm得A=Q/(KTm)=68435174.94/(3.6289.7810)=6362m22 .催化剂用量确实定入塔气空速12000hL入塔气量3486585.82m3h,所以，催化剂体积为3486585.82/12000=290.55m303 .传热管数确实定传热管选用中32X2.5,长度900Omm的钢管，材质为OOCrI8Ni5Mo3Si2钢。

39、由公式A=3.14XdXLXn得n=A(3.14dL)=6362/(3.1490.027)=8338其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为8326根。4 .合成塔壳体直径确实定合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm,壳体直径：Di=a(b-l)+2L式中：a=40b=l.ln0-5=1.183380-5=100.441.=125mm所以Di=40(100.44-1)+2125=4227.80圆整后取为430Omm5 .合成塔壳体厚度确实定壳体材料选用13MNiMoNbR钢，计算壁后的公式为：S=PcDi/(2l-Pc)式中：Pc5.14Mpa；Di=4300mm;=0.85t

40、=190Mpa(取壳体温度为50)S=43005.14/(21900.85-5.14)=69.53mm取C2=lmm；Ci=Imm,原整后取S=73mm6 .折流板确实定折流板为弓形h=34Di=344300=3225mm,折流板数量为5,间距取150Omm折流板最小厚度为22mm,材料为Q235-A钢。拉杆中12,共12根，材料Q235-AF钢；定距管中25x2.57 .管板确实定管板直径4300,厚度100mm,管板通过焊接在筒体和封头之间。支座采用裙座，裙座座体厚度为50mm,根底环内径4000mm,外径4500mm,基地脚螺栓公称直径M30,数量为6个九、三废处理(一)甲醇生产对环境的

41、污染8 .废气(1)甲醇膨胀槽出来的膨胀气，其中含有较多的一氧化碳和有机毒物。(2)精储时预塔顶排放出的不凝气体。(3)其他如精僧塔顶还有少量含醇不凝性气体等。(4)锅炉排放烟气，烟气中含粉。(5)备煤系统中的煤的输送、破碎、筛分、枯燥等过程中产生的粉尘。9 .废水(1)甲醇别离器排放的油水，各输送泵填料的漏液。(2)甲醇生产中对水源污染最严重的是精偏塔底排放的残液。(3)气化工段气液别离出来的含煤水。10 废渣废渣主要来自气化炉炉底排渣及锅炉排渣，气化炉二旋排灰。11 废气处理甲醇精储系统各塔排放的不凝性气体送去燃料气系统作燃料；甲醇膨胀槽排放的膨胀气也送去燃料气系统；气提塔(T2001)排

42、放的解析气送去气化系统火炬燃烧;脱硫工段的酸性气体去硫回收系统；锅炉烟道气经高效旋风别离除去烟尘85%,后送至备煤系统回转枯燥机，利用锅炉烟道气余热加热原料回收余热后湿式除尘器二次除尘后，引风机送至烟囱排入大气；原料煤破碎、筛分产生的粉尘，经布袋除尘后排入大气。12 废水处理以有机物为主要污染物的废水口5）只要毒性没到达严重抑制作用，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，特别对于BOD浓度高的有机废水更适宜。本设计选用A/O生物处理法，即厌氧与好氧联合生物处理法，此法是近年来开发成功的、以深度处理高浓度有机污水的生化水处理工艺，其典型的工艺流程如下列图所

43、示：图5A/O生化法处理甲醇工艺A/O法处理甲醇废水的优点主要表现在：该法既发挥了厌氧生化能处理高浓度有机污水的优点，又防止了生物接触氧化法抗负荷冲击力弱的缺点，能够较为彻底地消解废水中的主要污染物甲醵，根本上不需要更深程度的处理措施。13 废渣处理气化炉炉渣及锅炉渣，经过高温煨烧，含残炭很少，用于基建回填、铺路是很好的材料。十、设计结果评价经过一段时间以来的资料查询、文献搜索、设计整理，在老师的指导和同学的帮助下，我顺利完成了本次设计。本设计按照工艺先进可行，节能环保，具有一定的本钱优势。设计中的机械设备经复核，符合标准。同时，本设计在应用传统工艺的根底上，进行了一定的改良和创新。煤气化工艺

44、选用GSPci63工艺技术，其兼有shell和Texaco的技术优点，代表着未来气流床加压气化技术的开展方向。考虑到我国煤炭品种多，品质较差的实际情况，而GSP工艺技术对煤种适应性广；虽然目前国内GSP应用相对要少，但由于其本身技术的优越性，故具有广阔的应用前景。合成甲醇催化剂选用上，通过综合比拟国内外各种常用催化剂，并本着技术先进投资节省的原那么，选用目前相对先进的四川天一科技股份研制的XNC-98型催化剂。XNC98催化剂是一种高活性、高选择性，稳定性好的催化剂，与其他催化剂相比，具有优越的综合性能。气体净化时我采用NHD法脱硫脱碳。相对于传统的低温甲醇洗法，NHD气体净化技术是一种高效节

45、能的脱硫脱碳工艺。具有吸收能力大，流程简单，净化度高,投资少，能耗低等优点。是以煤为原料生产合成甲醵的一种经济合理的清洁生产技术。在“三废处理中，根据实际情况，最大限度地回收利用，变废为宝。既符合环保要求，还降低了生产综合本钱。本设计的一系列对传统工艺的改良使得其能量消耗大为减少，生产过程的稳定性和连续性大为提高，符合现代工艺绿色高效生产的要求。在编写的过程中我对本设计说明书作了屡次修改，但限于时间和水平，纸漏在所难免，恳请老师们指正。参考文献1房鼎业，姚佩芳，朱炳晨.甲醇生产技术及进展.第1版.华东化工学院出版社，1990.2王静康主编.化工设计.第一版.化学工业出版社，1995.3徐振刚，宫月华,蒋晓林.CSP加压气流床气化技术及其在中国的应用前景J.洁净煤技术，1998,（3）:15-18.4李大尚GSP技术是煤制合成气（或H2）工艺的最正确选择J煤化工，2005,:1-6.5曾纪龙.大型煤制甲醇的气化与合成工艺选择.“2005年中国碳一化下与洁净煤技术应用（石河子）国际研讨会摘要，第7期.6林民鸿，张全文，胡新田.NHD法脱硫脱碳净化技术.化学工业与工程技术,1995年,第3期.7汪寿建.天然气的综合利用技术.第1版.化学工业出版社，2003.8宋维端，房鼎业.甲醇工学.第