年产20万吨甲醇合成工艺设计1

概述

甲醇作为及其重要的有机化工原料，是碳一化学工业的基础产品，在国民经

济中占有重腹地位。长期以来，甲醇都是被作为农药，医药，染料等行业的工业原料，但随着科技的进步与进展，甲醇将被应用于愈来愈多的领域。 1. 生产的进展

1） 世界甲醇工业的进展

整体上说，世界甲醇工业从90年始经历了1991-1998的供需平稳，1998-1999的供大于求，从2000年初至今的供求大体平稳三个大体时期。[1]据Nexant Chen Systems公司的最新统计，全世界2004年甲醇生产能力为万t/a[2]以下是最近几年的甲醇需求统计。

全世界主腹地域甲醇消费组成 按用途分 甲醛 MTBE (其中美国） 醋酸 MMA 其他 需求合计 按地区分 亚洲 北美 西欧 其他 需求合计 2001年 940(31) 830(28) 470(16) 270(9) 90(3) 880(29) 3020（100) 920(30) 1000(33) 630(21) 470(16) 3020(100) 2002年 970(32) 810(26) 430(14) 290(9) 90(3) 900(29) 3060(100) 940(31) 1000(33) 0(21) 480(16) 3060(100) 2003年 1010(32) 780(25) 340(11) 300(10) 100(3) 930(30) 3100(100) 990(32) 980(31) 650(21) 490(16) 3110(100) 2004年 1050(33) 760(22) 270(8) 310(10) 100(3) 970(30) 3180(100) 1040(33) 970(31) 670(21) 500(16) 3180(100) 从上表能够看出，到2004年为止，甲醇仍要紧用于制造甲醛和MTBE。用于

制造甲醛的甲醇用量随年份成增加趋势，而MTBE 的需求量则逐年降低。亚洲

需求量增长比较迅速，与此相反，北美地区需求则在减少。

2） 我国甲醇工业进展

我国的甲醇工业通过十几年的进展，生产能力取得了专门大提高。1991年，我国的生产能力仅为70万吨，截止2004年末，我国甲醇产能已达740万吨，117家生产企业共生产甲醇万吨，2005年甲醇产量达到500万吨，比2004年增加%，入口量万吨，因此下降%。

1） 装置大型化

于上世纪末相较，此刻新建甲醇规模超过百万吨的已再也很多数。在2004——2020年新建的14套甲醇装置中平均规模为134万t/a，其中卡塔尔二期工程项目高达230万t/a。最小规模的是智利甲醇项目，产能也达84万t/a，一些上世纪末还称得上经济规模的60万t/a装置因失去竞争力而纷纷关闭。 2） 二次转化和自转化工艺

合成气发生占甲醇装置总投资的50%—60%，因此许多工程公司将其视为技术改良重点。已经形成的新工艺在主若是Syenetix(前ICI)的先进天然气加热炉转化工艺(AGHR),Lurgi的组合转化工艺(CR)和Tops e的自热转化工艺(ATR) 3） 新甲醇反映器的合成技术

大型甲醇生产装置必需具有与其规模相适应的甲醇反映器和反映技术。传统甲醇合成反映器有ICI的冷激型反映器，Lungi的管壳式反映器，Topsdpe的径向流动反映器等，近期显现的新合成甲醇反映器有日本东洋工程的MRF--Z反映器等，而反映技术方面那么显现了Lurgi推出的水冷一气冷相结合的新流程。 4） 引入膜分离技术的反映技术

通常的甲醇合成工艺中，未反映气体需循环返回反映器，而KPT那么提出将未反映气体送往膜分离器，并将气体分为富含氢气的气体，前者作燃料用，后者返回反映器。 5） 液相合成工艺

传统甲醇合成采纳气相工艺，不足的地方是原料单程转化率低，合成气净化本钱高，能耗高。相较之下，液相合成由于利用了比热容高，导热系数大的长

链烷烃化合物作反映介质，可使甲醇合成在等温条件下进行。

甲醇的合成方式 1.经常使用的合成方式

现今甲醇生产技术要紧采纳中压法和低压法两种工艺，而且以低压法为主，这两种方式生产的甲醇约占世界甲醇产量的80%以上。

高压法：是最初生产甲醇的方式，采纳锌铬催化剂，反映温度360-400℃，压力。高压法由于原料和动力消耗大，反映温度高，生成粗甲醇中有机杂质含量高，而且投资大，其进展长期以来处于停顿状态。

低压法： Mpa)是20世纪60年代后期进展起来的甲醇合成技术，低压法基于高活性的铜基催化剂，其活性明显高于锌铬催化剂，反映温度低(240-270℃)。在较低压力下可取得较高的甲醇收率，且选择性好，减少了副反映，改善了甲醇质量，降低了原料消耗。另外，由于压力低，动力消耗降低很多，工艺设备制造容易。

中压法： Mpa)随着甲醇工业的大型化，如采纳低压法必将致使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，即进展成为中压法。中压法仍采纳高活性的铜基催化剂，反映温度与低压法相同，但由于提高了压力，相应的动力消耗略有增加。

目前，甲醇的生产方式还要紧有①甲烷直接氧化法：2CH4+O2→2CH3OH.②由一氧化碳和氢气合成甲醇，③液化石油气氧化法

2.本设计所采纳的合成方式

比较以上三者的优缺点，以投资本钱，生产本钱，产品收率为依据，选择中压法为生产甲醇的工艺，用CO和H2在加热压力下，在催化剂作用下合成甲醇，其要紧反映式为：CO+ H2→CH3OH

甲醇的合成线路 1．经常使用的合成工艺

尽管开发了高活性的铜基催化剂，合成甲醇从高压法转向低压法，完成了合

成甲醇技术的一次重大飞跃，但仍存在许多问题：反映器结构复杂；单程转化率低，气体紧缩和循环的耗能大；反映温度不易操纵，反映器热稳固性差。所有这

些问题向人们揭露，在合成甲醇技术方面仍有专门大的潜力，更新更高的技术等待咱们去开发。下面介绍20世纪80年代以来所取得的新功效。

(1) 气液固三项合成甲醇工艺 第一由美国化学系统公司提出，采纳三相流化床，液相是惰性介质，催化剂是ICI的Cu-Zn改良型催化剂。对液相介质的要求：在甲醇合成条件下有专门好的热稳固性和化学稳固性。既是催化剂的硫化介质，又是反映热吸收介质，甲醇在液相介质中的溶解度越小越好，产物甲醇以气相的形式离开反映器。这种液相介质有如三甲苯，液体石蜡和正十六烷等。后来Berty等人提出了相反的观点，采纳的液相介质除热稳固性及化学稳固性外，要求甲醇在其溶液中的溶解度越大越好，产物甲醇不是以气相形式离开反映器，而是以液相形式离开反映器，在反映器外进行分离。经实验发觉四甘醇二甲醚是极理想的液相介质。CO和H2在该液相中的气液平稳常数专门大，采纳Cu-Zn-Al催化剂，其单程转化率大于相同条件下气相的平稳转化率。

气液固三相工艺的优势是：反映器结构简单，投资少；由于介质的存在改善了反映器的传热性能，温度易于操纵，提高了反映器的热稳固性；催化剂的颗粒小，内扩散阻碍易于排除；合成甲醇的单程转化率高，可达15%-20%，循环比大为减小；能量回收利用率高；催化剂磨损少。缺点是三相反映器压降较大，液相内的扩散系数比气相小的多。

(2) 液相法合成甲醇工艺 液相合成甲醇工艺的特点是采纳活性更高的过度金属络合催化剂。催化剂均匀散布在液相介质中，不存在催化剂表面不均一性和内扩散阻碍问题，反映温度低，一样不超过200℃，20世纪80年代中期，美国Brookhaven国家实验室开发了活性很高的复合型催化剂，其结构为NaOH-RONa-M(OAc)2,其中M代表过渡金属Ni,Pd或Co,R为低碳烷基，当M为Ni，R为叔戊烷基时催化剂性能最好，液相介质为四氢呋喃，反映温度为80-120℃，压力为2MPa左右，合成气单程转化率高于80%，甲醇选择性高达96%。当该催化剂与第Ⅵ族金属的羰基络合物混合利历时，能取得更好的成效，他能激活CO，并有较好的耐硫性，当合成气中还有1670×10-6的H2S时，其甲醇产率仍达33%。

Mahajan等人研制了由过渡金属络合物与醇盐组成的符合催化剂，如四羰 基镍和甲醇钾，以四氢呋喃为液相介质，反映温度为125℃，CO转化率大于90%，选择性达99%。

目前液相合成甲醇研究仍处在实验室时期，尚未工业化，但它是一种很有开发前景的合成技术。该法的缺点是由于反映温度低，反映热不易回收利用；CO2和H2O容易使复合催化剂中毒，因此对合成气体的要求很苛刻，不能还有CO2和H2O，还需进一步研究。

(3) 新型GSSTFR和RSIPR反映器系统 该系统采纳反映,吸附和产物互换交替进行的一种新型反映装置。GSSTFR是指气-液-固滴流流动反映系统，CO和H2在催化剂的作用下，在此系统内进行反映合成甲醇，该甲醇马上被固态粉状吸附剂所吸附，并滴流带出反映系统。RSIPR是级间产品脱出反映系统，当以吸附气态甲醇的粉状吸附剂流入该系统时，与该系统内的液相四甘醇二甲醚进行互换，气态的甲醇被液相所吸附，然后再将四甘醇二甲醚中的甲醇分离出来。如此合成甲醇反映不断向右进行，CO的单程转化率可达100%，气相反映物不循环。这项新工艺仍处在研究当中，尚未投入工业生产，还有许多技术问题需要解决和完善。

2．本设计的合成工艺

通过净化的原料气，经预热加压，于5 Mpa、220 ℃下，从上到下进入Lurgi反映器，在铜基催化剂的作用下发生反映，出口温度为250 ℃左右，甲醇7%左右，因此，原料气必需循环，那么合成工序配置原那么为图2-2。

甲醇的合成是可逆放热反映，为使反映达到较高的转化率，应迅速移走反映热，本设计采纳Lurgi管壳式反映器，管程走反映气，壳程走4MPa的沸腾水

粗甲醇 驰放气 图1-1 合成合序配置原那么 甲醇合成的工艺流程（图①）

合成塔 水冷器 甲醇分离塔 循环器

那个流程是德国Lurgi公司开发的甲醇合成工艺，流程采纳管壳式反映器，催化剂装在管内，反映热由管间沸腾水放走，并副产高压蒸汽，甲醇合成原料在离心式透平紧缩机内加压到 MPa (以1：5的比例混合) 循环，混合气体在进反映器前先与反映后气体换热，升温到220 ℃左右，然后进入管壳式反映器反映，反映热传给壳程中的水，产生的蒸汽进入汽包，出塔气温度约为 250 ℃，含甲醇7%左右，通过换热冷却到40 ℃，冷凝的粗甲醇经分离器分离。分离粗甲醇后的气体适当放空，操纵系统中的惰性气体含量。这部份空气作为燃料，大部份气体进入透平紧缩机加压返回合成塔，合成塔副产的蒸汽及外部补充的高压蒸汽一路进入过热器加热到50 ℃，带动透平紧缩机，透平后的低压蒸汽作为甲醇精馏工段所需热源。

合成甲醇的目的和意义

甲醇是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行

业都有普遍的应用，其衍生物产品进展前景广漠。目前甲醇的深加工产品已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有近30种。在化工生产中，甲醇可用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚（MTBE）、聚乙烯醇（PVA）、

硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯（DMT）、二甲醚、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲醇等。

以甲醇为中间体的煤基化学品深加工产业：从甲醇动身生产煤基化学品是以后C1化工进展的重要方向。比如神华集团进展以甲醇为中间体的煤基化学品深加工，利用先进成熟技术，进展“甲醇－醋酸及其衍生物”；利用国外开发成功的MTO或MTP先进技术，进展“甲醇－烯烃及衍生物”的2大系列。

作为替代燃料：近几年，汽车工业在我国取得了飞速进展，随之带来能源供给问题。石油作为及其重要的能源储量是有限的，而甲醇燃料以其平安、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优势，替代汽油已经成为车用燃料的进展方向之一。我国已充分熟悉到进展车用替代燃料的重要性，并开展了这方面的工作。

随着C1化工的进展，由甲醇为原料合成乙二醇、乙醛和乙醇等工艺正日趋受到重视。甲醇作为重要原料在敌百虫、甲基对硫磷和多菌灵等农药生产中，在医药、染料、塑料和合成纤维等工业中都有着重要的地位。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，用作饲料添加剂，有着广漠的应用前景。

本设计的要紧方式及原理 造气工段：利用二步法造气

CH4+H2O(气)→CO+ kJ/mol CH4+O2→CO2+2H2+ kJ/mol CH4+

1O2→CO+2H2+ kJ/mol 2 CH4+2O2→CO2+2H2O+ kJ/mol

合成工段

5MPa下铜基催化剂作用下发生一系列反映 主反映 ： CO+2H2→CH3OH+ kJ/kmol

副反映： 2CO+4H2→(CH3O)2+H2O+ kJ/kmol CO+3H2→CH4+ H2O+ kJ/kmol

4CO+8H2→C4H9OH+3H2O+ kJ/kmol------------(A)

CO+H2→CO + kJ/kmol

除（A）外，副反映的发生，都增大了CO的消耗量，降低了产率，故应尽可能减少副反映。 反映热力学

一氧化碳加氢合成甲醇的反映式为 CO+2H2CH3OH(g)

这是一个可逆放热反映，热效应H298K90.8KJ/mol。 当合成气中有CO2时，也可合成甲醇。 CO2 + 3H2  CH3OH(g) + H2O

这也是一个可逆放热反映，热效应H298K58.6KJ/mol 合成法反映机理

本反映采纳铜基催化剂，5 MPa，250 ℃左右反映，清华大学高森泉，朱起明等以为其机理为吸附理论，反映模式为：

H2+2˙→2H˙ -----------------------------① CO+H˙→HCO˙-------------------------② HCO˙+H˙ →H2CO˙˙ H2CO˙˙+2H˙→CH3OH+3˙ CH3OH˙→ CH3OH+˙

反映为①，②操纵。即吸附操纵。

2 生产工艺及要紧设备计算

工艺计算作为化工工艺设计，工艺管道，设备的选择及生产治理，工艺条件选择的要紧依据，对平稳原料，产品质量，选择最正确工艺条件，确信操作操纵指标，合理利用生产的废料，废气，废热都有重要作用。

甲醇生产的物料平稳计算 合成塔物料平稳计算

已知：年产100000吨精甲醇，每一年以300个工作日计。

精甲醇中甲醇含量(wt)：%

粗甲醇组成(wt)：[Lurgi低压合成工艺]

甲醇：%

轻组分[以二甲醚(CH3)2O计]：% 重组分[以异丁醇C4H9OH计]：% 水：%

100000100013888.Kg/h

3002413888.99.95%14785.33 Kg/h 时产粗甲醇：

93.%因此：时产精甲醇：

依照粗甲醇组分，算得各组分的生成量为： 甲醇(32)： 13888. Kg/h h Nm3/h 二甲醚(46)： Kg/h kmol/h Nm3/h 异丁醇(74)： Kg/h kmol/h Nm3/h 水(18)： Kg/h kmol/h Nm3/h 合成甲醇的化学反映为：

主反映：CO+2H2CH3OH+ KJ/mol …… ① 副反映：2CO+4H2(CH3)2O+H2O+ KJ/mol …… ② CO+3H2CH4+H2O+ KJ/mol …… ③ 4CO+8H2C4H9OH+3H2O+ KJ/mol …… ④ CO2+H2CO+ KJ/mol …… ⑤

生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷 Nm3,即 kmol，故CH4每小时生成量为： Nm3，即 kmol/h， Kg/h。

忽略原料气带入份，依照②、③、④得反映⑤生成的水的量为： kmol/h，即在CO逆变换中生成的H2O为 kmol/h，即 Nm3/h。

MPa，40℃时各组分在甲醇中的溶解度列表于表2-1

表2-1 ，40℃时气体在甲醇中的溶解度

组分 溶解度

Nm3/t甲醇 Nm3/h H2 0 0 CO CO2 N2 Ar CH4

据测定：35 ℃时液态甲醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每立方米含 g甲醇，假定溶解气全数释放，那么甲醇扩散损失为：

++++37.14= kg/h 1000即h， Nm3/h。

依照以上计算，那么粗甲醇生产消耗量及生产量及组成列表2-2。

表2-2 甲醇生产消耗和生成物量及组成

消耗 方式 ①式 ②式 ③式 kmol Nm3 kmol Nm3 kmol Nm3 单 位 CO 消耗物料量 H2 CO2 N2 CH4 生成物料量 CH3OH C4H9OH (CH3)2O H2O 消耗 合计 生成 ④式 ⑤式 气体溶解 扩散损失 合计 消耗组成 生成质量 生成组成 kmol Nm3 kmol Nm3 Nm3 <> <> 0 Nm3 0 <> Nm3 %(v) kg %(wt) 100

设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%[1]。

表2-3 驰放气组成

组分 Mol% H2 CO CO2 CH4 N2 Ar CH3OH H2O

G新鲜气＝G消耗气+G驰放气=G消耗气+ G新鲜气=+ G新鲜气 因此：G新鲜气＝ Nm3/h 新鲜气组成见表2-4

表2-4 甲醇合成新鲜气组成

组分 Nm3 组成 mol% 100 H2 CO CO2 N2 总计

测得：甲醇合成塔出塔气中含甲醇%。根椐表2-2、表2-4，设出塔气量为G出塔。又知醇后气中含醇%。 因此：

19444.180.61%G醇后 =%

G出塔 G醇后=G新鲜-(G醇＋G副＋G扩)+GCH4= Nm3/h

因此：G出塔＝h

G循环气= G出塔-G醇后-G生成+GCH4-G溶解= =h 甲醇生产循环气量及组成见表2-5

表2-5 甲醇生产循环气量及组成

组分 流量：Nm3/h 组 成%(V) 100 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar CH3OH H2O 合计

G入塔= G循环气+G新鲜气=+

= Nm3/h

由表2-4及表2-5取得表2-6。

表2-6 甲醇生产入塔气流量及组成 单位：Nm3/h

组分 流量： Nm3/h 组成 (V)% 100 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar CH3OH H2O 合计

又由G出塔= G循环气-G消耗＋G生成 据表2-2、2-六、得表2-7。

表2-7

组CO 分 入 塔 消 耗 生 成 出 塔 组成(V) 100 CO2 H2 N2 CH4 Ar CH3OH H2O C4H9OH (CH3)2O 合计

甲醇分离器出口气体和液体产品的流量、组成见表2-8。

表2-8 甲醇分离器出口气体组成、流量：单位：Nm3/h

CH3O组分 损失 出气 组成 (V)% 出液 组成 mol% 重量kg 组成 (wt)% 100 100 100 CO CO2 H2 0 N2 CH4 Ar H OH 2O C4H9(CH3)H2O 合计

甲醇驰放气流量及组成见表2-9。

表2-9 甲醇驰放气流量及组成

组成 流量： Nm3/h 组成： (V)% 100 微 CO CO2 H2 CH4 Ar CH3OH H2O 合计

粗甲醇贮罐气流量及组成风表2-10。

表2-10 贮罐气组成、流量

组成 流量：Nm/h 组成：3CO CO2 H2 0 CH4 Ar CH3OH N2 合计 (V)% 0 100

由表2-2到表2-10可得表2-11。

表2-11 甲醇生产物料平稳汇总表

新鲜气 组分 流量 Nm3 CO CO2 H2 N2 Ar CH4 CH3OH C4H9OH (CH3)2O H2O 合计 组成 (v)% 100 循环气 流量 Nm3 组成 (v)% 100 入塔气 流量 Nm3 组成 (v)% 100 出塔气 流量 Nm3 组成 (v)% 100 醇后气 流量 Nm3 微量 组成 (v)% / 100

根椐计算结果，可画出甲醇生产物流图，如：图2-1 甲醇生产物流图

1.新鲜气 3.循环气 2.入塔气 6.驰放气 甲分醇离合器 成塔

5.醇后气

粗甲醇精馏的物料平稳计算

1. 预塔的物料平稳 (1).进料

A.粗甲醇：h。依照以上计算列表2-12

表2-12

组分 流量：kg/h 组成：(wt)%

甲醇 二甲醚 异丁醇 水

合计 100 B.碱液：据资料，碱液浓度为8%时，每吨粗甲醇消耗 kg的NaOH。那么消耗纯NaOH： kg/h 换成8%为：2.8698%= kg/h

C.软水：据资料记载。软水加入量为精甲醇的20%计，那么需补加软水： %(1-8%)= kg/h 据以上计算列表2-13。

表2-13 预塔进料及组成

物料量：kg/h 粗甲醇 碱液 CH3OH H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH 合计 软水 合计 (2).出料

A.塔底。甲醇： kg/h B.塔底水。粗甲醇含水：h 碱液带水： kg/h 补加软水： kg/h 合计：h C.塔底异丁醇及高沸物： kg/h D.塔顶二甲醚及低沸物： kg/h 由以上计算列表2-14。

表2-14 预塔出料流量及组成

物料量：CH3OH kg/h 塔顶 塔底 合计 H2O NaOH (CH3)2O C4H9OH 合计

2 主塔的物料平稳计算 (1).进料

加压塔。预后粗甲醇： kg/h 常压塔。 kg/h (2).出料

加压塔和常压塔的采出量之比为2:1，常压塔釜液含甲醇1%。

A. 加压塔。塔顶：3=h 塔釜：h

B. 常压塔。塔顶：399%= kg/h

塔釜：甲醇 水 NaOH 高沸物 kg/h：

总出料：由以上计算。得表2-15甲醇精馏塔物料平稳汇总表：单位：kg/h +++++=

得表2-15 甲醇精馏塔物料平稳汇总

物料 甲醇 NaOH 水 高沸物 合计

物料 加压塔顶出料 常压塔顶出料 常压塔釜出料 合计 根椐计算结果可画出粗甲精馏物流图，见图2-2。

1.粗甲醇 2.软水 3.碱液 预精馏塔 加压精馏塔 常压精馏塔 4.预塔顶出料 6.加压塔顶出料 7.常压塔顶出料

5.预塔底出料 8.常压塔釜出料 图2-2 粗甲醇精馏物流图 甲醇生产的能量平稳计算

合成塔能量计算

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的滚水。

查《化工工艺设计手册》得，4 MPa下水的气化潜热为 kmol/kg，即 kJ/kg，密度 kg/m3，水蒸气密度为 kg/m3，温度为250 ℃。入塔气热容见4-16。

表2-16 5MPa，220℃下入塔气除(CH3OH)热容

组分 流量：Nm3 比热： kJ/kmol℃ 热量： kJ/℃ / CO CO2 H2 N2 Ar CH4 合计

查得220℃时甲醇的焓值为 kJ/kmol，流量为 Nm3。 因此：Q入=1492.508+=+.8 22.4 =.15 kJ

出塔气热容除(CH3OH)见表4-17。

表2-17 5MPa，220℃下出塔气除(CH3OH)热容

组分 流量： Nm 比热： kJ/kmol℃ 热量： kJ/℃ / 3CO CO2 H2 N2 Ar CH4 C4H9OH (CH3)2O H2O 合计

查得250℃时甲醇的焓值为 kJ/kmol，流量为 Nm3。

10471.692+=.36+.5

22.4 =.86 kJ 因此：Q出=由反映式得:Q反映=[

27.0619444.391111.777++

22.422.422.42.322956.13+] 1000 +

22.422.4 =+++ = kJ Q热损失=(Q入＋Q反映) 5%=(.15+) 5%

= kJ

因此：壳程热水带走热量

Q传 = Q入 + Q反映 - Q出 - Q热

=.15+

=.83 kJ

又：Q传=G热水r热水

222769.83= kg/h

1714.9937447.即时产蒸气：=

19.18因此:G热水=

常压精馏塔能量衡算

(9157.9492.5) Xf=

(9157.9492.5)3232(2.86921.746)=

18.02查《化工工艺设计手册》,甲醇露点温度t=℃75℃

操作条件：塔顶75℃，塔釜105℃，进料温度124℃，回流液温度40℃，取回流液与进料的比例为4:1。

<1>.带入热量见表2-18。

表2-18 常压塔入热

物料 组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 甲醇 124 进料 水+碱 124 回流液 甲醇 40 加热蒸汽 热量:kg/h Q加热 Q入=Q进料+Q回流液+Q加热=+++Q加热 =.+ Q加热

<2>.带出热量见表2-19。

表2-19 常压塔物料带出热量

物料 组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 潜热：kJ/kg 热量:kg/h 精甲醇 甲醇 75 . 回流液 甲醇 75 .04 甲醇 105 残液 水+碱 105 热损失 5%Q入

因此：Q出＝.＋.04＋＋.84＋5%Q入 =.02+5%Q入 因为：Q出＝Q入 因此：Q入= Q出=.34kJ/h 因此：Q蒸汽=.7kJ/h

已知水蒸气的汽化热为 kJ/kg 因此：需蒸汽G3蒸汽=

甲醇蒸汽75℃ 40℃水 回流甲醇 604597.7= kg/h

2118.6常 加压塔底液体 压 40℃ 30℃水

精 120℃

馏 甲醇蒸汽 塔 40℃

115 ℃ 精甲醇

冷凝液 残液105℃ 甲醇115℃

图2-3 常压塔物流图

<3>.冷却水用量计算

对热流体：Q入＝Q产品精甲醇+Q回流液=.+.04 =.68kJ/h

Q出 = Q精甲醇(液)+Q回流液(液)

= Q传 =.68(1-5%)=.77kJ/h 因此：冷却水用量G3水=

47032229.77= t水/h

(4030)4.18710001123.3=水/t精甲醇 27.78因此：每吨精甲醇消耗G’3水=

<4>.常压塔精馏段热量平稳见表2-20。

表2-20 精馏段热量平稳表

带入热量：kJ/h 加压塔来的甲醇： 塔底供热：.7 内回流：g内 总入热：.32+内 带出热量：kJ/h 采出热量精甲醇：. 内回流：g内+ 总出热：.+内

因此：总入热=总出热 因此：.32+内=.+内 因此：g内= kg/h

<5>.常压塔提馏段热量平稳见表2-21。

表2-21 提馏段热量平稳表

带入热量：kJ/h 加压塔来的甲醇： 塔底供热：.7 内回流：g’内 带出热量：kJ/h 残液： 内回流：g’内+ 总入热：.66+ g’内 总出热：+’内

因为：Q总入热+Q总出热 即：.66+ g’内=+’内 因此：g’内=h

要紧设备计算及选型

设备是化工工艺运作的载体，选择适合的设备，关于提高生产率，降低原料，能是的消耗有着重要的作用。

常压精馏塔计算

条件：⑴.精甲醇质量：精甲醇含醇：%(wt) 残液含醇：1%(wt) ⑵.操作条件：塔顶压力： Pa 塔底压力： Pa 塔顶温度：67 ℃ 塔底温度：105 ℃ 回流液温度：40 ℃ 进料温度：124 ℃ <1>.精馏段

1(124+67)= ℃ 217519 平均压力：[ ]= KPa

275 平均温度：

表2-22 精馏段物料流率

物料 内回流 质量流量：kg/h 分子量：kg/kmol 32 摩尔流量：kmol/h

标准状况下的体积：V0=操作状况下的体积：

0.10110627395.5V1= 3699.6100.10110273=h

19122.47=s

360040229.47气体密度： n== kg/ m3

19122.47气体负荷：Vn=

查《化工工艺设计手册》，℃时甲醇的密度n=721 kg/m3 液体负荷：Ln=

40229.47=h

3600721

<2>.提馏段

1(105+124)= ℃ 27519 入料压力： kPa

751 平均压力：+= kPa

2 平均温度：

表2-23 提馏段内回流量

物料 内回流 质量流量：kg/h 分子量：kg/kmol 32 摩尔流量：kmol/h

标准状况下的体积： V1= Nm3/h

0.101106273114.5操作状态下的体积：V1= 36109.8100.10110273= Nm3/h

因此：气体负荷：Vm=

23292.9= m3/s 360048743.32气体密度： m==m3

23292.9查得进料状态甲醇溶液温度124℃，含甲醇%，密度为 t/m3。 塔底含醇1%，可近似为纯水，105℃，下水的密度为 kg/m3。 因此：液体平均密度=

939.41847.0= kg/m3

2那么液体负荷Lm=

48743.32=s

3.213600 初估塔径

本设计采纳F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT= m，溢流堰高hc= m。 <1>.精馏段

⑴.求操作负荷系数C

Lnl10.01557211(精馏段功能参数：()2=)2 5.3122.104Vnv = 塔板间有效高度H0=HT-HC

=查斯密斯图《甲醇工学》化工工学出版社。得负荷系数：G=。

又查得℃时，甲醇的表面张力为： N/cm 水的表面张力为： N/cm 精馏段甲醇水溶液的平均组成为： 甲醇：

1+= wt 2那么含水为：= wt

因此表面张力：σ= = N/cm 因此：C=

G520100.2=

0.051527.04102010550.2

=

⑵.最大流速Umax

Umax=U适== m/s ⑶．求塔径D

7212.104lv= m/s

2.104v D=

Vn5.312== m 0.7851.1830.785U适 <2>.提馏段

⑴．求操作负荷系数C 提馏段功能参数：

Lm3.21110.01516(（l）2=)2 2.0936.47Vmv=

查斯密斯图得G=

又得℃时，甲醇表面张力为： N/cm

水的表面张力为： N/cm

提馏段甲醇水混合平均组成：

甲醇：水：= 平均表面张力：

= N/cm 因此：C=

G1+= 2520100.2=

0.052444.40102010550.2

=

⑵.求提馏段U’max

Umax=lv3.212.093= m/s

2.093vU适=U= m/s ⑶.求塔径D

D=

Vm6.47== m 0.7850.8390.785U适对全塔，取塔径D=3000 mm

理论板数的计算

<1>.各点的甲醇摩尔分数，设加压塔后甲醇的甲醇摩尔人率为Xf。

9259.91432Xf==

9259.9146730.313218.02精甲醇中甲醇的摩尔分率Xd。 99.9532Xd==

99.950.053218.02残液中甲醇的摩尔分率Xw。 Xw=

32= 1993218.021 <2>.处置能力

F=

G2483.534= 0.43732(10.437)18.02XfMfXH2OMH2O = kmol/h 精馏段物料量： D精=FXfXwXdXw=0.4370.0057

0.9990.0057 = kmol/h 提馏段物料量： D提=FXdXfXdXw=0.9990.437

0.9990.0057 = kmol/h <3>.平均挥发度：

查得124℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH= Kpa

水的饱和蒸汽压P*H2O= Kpa

105℃时，甲醇的饱和蒸汽压P*CH3OH= Kpa 水的饱和蒸汽压P*H2O= Kpa

P*CH3OH由=*得：

pH2O705.38=

229.47439.08105℃时，105℃==

123.18124℃时，124℃=

平均挥发度：=124105=3.0743.565= <4>.求最小理论塔板数Nm： 因为：Xd=，Xw=；

Xd1= Xw1=；

XdXw10.9990.9943lglgXX0.0010.0057d1w根椐芬斯克公式：Nm== lg3.310lg =块 <5>.求最小回流比 各组分参数列表

组分 水 甲醇 进料组成Xi,F 釜液组成Xi,D i

用恩德伍德公式计算：

iXi,DmiiXi,Fi=Rm+1

=1-q

因为：为露点进料 因此：q=1

iXi,Fi=0=

3.5650.5633.0740.437+

3.5653.074用试差法求出：=，代入：

iXi,Dmi=Rm+1=

3.5650.99433.0740.0057+

3.5653.23.0743.2故：Rm=

RRm15.4510.30操作回流比R==则==

R115.451 <6>.求实际理论板数 查吉利兰图得：那么：

NNm= N1N10.08=

N1因此：块 <7>.计算板效率

⑴.求平均相对挥发度与平均粘度的积(、) 塔顶塔底平均温度为：86℃时：H2O= PaS CH3OH= PaS

那么：= CH3OHXf+H2O (1-Xf)

= PaS 因此：= PaS

⑵.查板效率与关联图得：N= 板效率：E=49*()0.25=

因此实际板数为：

16.17=块 0.41(105+67)=86℃ 2 塔内件设计

<1>.溢流堰设计

塔板上的堰是为了维持塔板上有必然的清液层高度，假设太高那么雾沫夹带严峻，太低气液接触时刻短，都会降低板效。根椐体会，取清液层高度hc=，本设计选用单溢流弓形降液管，不设入口堰。

堰长取Lw===2400 mm

堰高：hw=hl-how

采纳平直堰，堰上液层高度how how=

2.84Lh2

E()3--------------(a) 1000Lw提馏段及精馏段计算结果如下：

溢流强度i，i=L/Lw,m3/ i=5-25 求E，由(L/查图 堰上液层高度how 由(a)计算 堰高 圆整到 How=i=精馏段 提馏段 i=0.01553600= 2.400适合要求 0.015163600= 2.400适合要求 0.01553600= 2.4002.5E= 0.015163600= 2.4002.5E= 2.84 1000= 2.84 1000= Hw= Hw= Hw=

<2>.降液管设计 Lw=2400mm，

LwD=

查阅《代工原理》(下)天津科学技术出版社，取得：

WdD=，

AfAT=

Wd--------降液管弓形宽度m Af---------降液管弓形面积m2 AT--------塔截面积m2 Wd=11 m2 44Af= m2

降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停锱时刻t，一样大于5S，即：

t=

AfHTL

1.05980.35=>5S

0.01551.05980.35提馏段：t==>5S

0.01516精馏段：t=

故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有： H0=

L= m/s那么： ，取U0LwU'o0.0155= m

2.4000.20.01516提馏段：H0== m

2.4000.2精馏段：H0=

<3>.塔板布置及浮阀数量与排列： 取阀孔动能因子F0=,计算如下：

U0=精馏段 U0=提馏段 U0=F0v13.5= 2.01413.5= 2.093每层浮阀数 N=5.312123.140.0419.3074=433 N=6.47123.140.0419.3114=527 N=Vd0U04 取边缘高度 泡沫区宽度 Wl= Ws=

考虑到塔的直较大，必需采纳分块式塔盘，取t=85mm，按t=95 mm，

t =85 mm以等腰三角形顺排。

排得阀数为530个，按N=530个从头换算F，计算结果如下：

精馏段 提馏段 U0=V4 25.312d0N4=s 6.4720.0415304=s 20.041527F0=U0v 2.104= 2.093=

阀孔动能因素转变不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：

 4d0ND2240.0412530==%

9.000 塔板流体力学验算

<1>.气相通过浮阀塔的压降 Hp=Hc+Hl+H

⑴.干板阻力

Uoc=精馏段 提馏段 Uoc=1.82573.1v Uoc=1.82573.1=s 2.10473.1=s 2.093因为 U0>Uoc U0>Uoc vU02Hc= 2lg 2.1049.2972Hc= 27219.81= 2.0939.3042Hc= 3.2129.81=

⑵.板上充气液层阻力。取充气系数0=

hl=1hL= ⑶液体表面张力所造成的阻力很小，能够忽略。 因此hp=hc+hL

对精馏段：hp=+=水柱

对提馏段：hp=+=水柱 <2>渣塔

为避免淹塔，要求严格操纵降流管中液层高度。

Hd(HT+hw)

Hd=hp+hL+hd

A、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp 精馏段hp= 水柱 提馏段hp=水柱 B、液体通过降液管的压头损失。 因为不设入口堰： 精馏段：hd=(

LL)2=(0.0155)2wh02.4000.05=水柱

提馏段：hd=(

LL)2=(0.01516)2wh02.4000.05=水柱

C、板上液层高度：hL= m 因此Hd=hp+hL+hd 精馏段：Hd=++= m 提馏段：Hd=++= 取= 选定HT= hw= 那么：（HT+hw）=（+）= 因此Hd(HT+hw) 即可避免淹塔。

<3>雾沫夹带。

板上液体流经长度:ZL=D-2Wd= 板上泛液面积：e1.9v=(GH0.70.2

THfVLV

又因为GVmFA，Hf0•hl

TAf5.3

因此关于精馏段

5.312G7.0651.05985.3126.00520.885

H13.49f5.30.0690.1756 Ab=AT-2Af=

0.8852.1040.2eV0.15744.4 那么 0.350.17567212.104 0.0270.1Kg液/Kg气

提馏段

6.476.47 G1.077 7.0651.05986.00521.90.7 Hf13.460.0550.1397

5.31.0772.0930.2那么 eV0.15744.4

0.350.13973.212.093 0.0240.1Kg液/Kg气 因此没有雾沫夹带

1.90.7 塔板负荷性能

.雾沫夹带线

V泛点率=

vlv1.36LZl

KCfAb关于必然的物系和必然的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相关于ev<的泛点率上限可确信，得V-L关系式，按泛点率=80%计算：

Vs精馏段：化简得：+=

2.1041.362.88Ls7212.014 =

4.9451.000 由上可知，雾沫夹带线为直线。 <2>.液泛线

(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd

忽略掉H，有：(HT+HW)=vU022plg+(

L2

)+(1+0) Lwh0 [HW+

2.843600L1/3

E()]

Lw10000

因塔板结构必然，物系必然，那么HT，HW，H0，Lw，v，l，和定值，U0=

V4式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：

2d0N2V2.1040.0412433L245.340.153227219.812.40.05 精馏段：=

22.843600L31.50.0271.01510002.400V210.625L20.37723 即： =0.0024V2.0930.0412527L240.18855.340.15323.219.812.40.052 提馏段：

232.843600L1.50.0271.01110002.4002V210.625L20.375L23 即： 0.0013 此即常压塔的泛点率。 <3>.液相负荷上限

液体在降液管中停锱时刻不低于5S为停留时刻的上限。 由t=

AfHTL有：L=

AfHTt

1.05980.35=

51.05980.35 提馏段：Lm(max)==

5那么精馏段：Ln(max)=

<4>.漏液线

对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷 由F0=U0v＝5，得U0＝5v

42d0N5由V=d0NU0=

v45因此：精馏段：Vn(min)=3.1445 提馏段：Vm(min)=3.144530= m3/S 2.104530=S 2.093<5>.液相负荷下限

取板上液层高度how= m，作为液相负荷下限条件。

how10003/2Lw

L(min)=()36002.84E0.02510003/22.400精馏段：Ln(min)=()3600= m3/s

1.0152.840.02510003/22.400提馏段：Lm(min)=()= m3/s

36002.841.011 常压塔要紧尺寸确信

<1>.壁厚

选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10 mm <2>.封头

采纳标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即： Sn=10 mm hi=

3.01000=750 mm，h0=60 mm 4 <3>.裙座

以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10 mm，内径等于塔内径D=2600 mm，高度为3m，裙座与简体的连接采纳对焊不校核强度。 <4>.塔高设计

塔釜高取Hb=3 m，塔顶高为 m，顶接管高为350 mm，板间距为350 mm，开7个人孔，人孔处板间距为700 mm。

塔高=3000+(750+60)+35350+1200+350+3000+7007

=25510 mm <5>.接管设计

⑴.塔顶甲醇蒸汽出口管

由前面计算可知：塔顶甲醇蒸汽流量为 kg/h，温度75 ℃，那么体积流量为：V=

mRT27777.788.314(27375)== m3/h

32101.325MP蒸汽流速，取u=20 m/s 那么出口管面积S=

24786.79= m2

203600因此：出口管径d1=即取d1=663 mm ⑵.回流液入口管

4S= m

已知回流液温度为40℃，甲醇液体流量为 kg/h 查表知:40℃= kg/m

3

63960.6= m3/h

772.21因此：其体积流量V=取液体流速u= m/s

那么回流液入口管径d2=即取d2=140 mm ⑶.塔底出料管

4S=

482.83== mm

3.141.53600因塔底含醇1%，可近似为水，查表知 MPa，105 ℃下水的密度为 kg/m3，而塔底出料流量为h，仍取流速为 m/s。

那么出口管径：d3=掏出口管径d3=90 mm。 ⑷.进料管

进料状态为124 ℃， MPa，甲醇 kg/h，水 kg/h，查得此状态下水的密度为 kg/m3，而醇的比重，即甲醇的密度为：

27751.344= m

9.71.53.143600＝ m3/h

因此：进料体积流量为：V=

9259.346730.31= m3/h

6.355939.85进料管流速取为u= m/s，那么进料管径： d4=即取d4=70 mm

⑸.再沸器蒸汽入口管

由前面计算可知：再沸器蒸汽流量为 kg/h，温度为105 ℃。 那么体积流量为：V=

20.5944= m

1.536003.142nRT1211.598.314(273105)=

18101.325MP41040.14= m2

203600 = m3/h 蒸汽流速取u=10 m/s，那么入口管积S=因此：入口管径d5=即取d5=853 mm

4S= m

辅助设备

甲醇合成反映器是甲醇合成生产的核心设备，由于合成反映为可逆放热反映，故要求反映器设计能迅速移走反映热。目前世界上利用最多的是公司的多段冷激炉和Lurgi公司的副产蒸汽管壳型合成塔。本设计选用Lurgi管壳型反映器。图②

蒸汽沸水图3-1 Luigi管壳式反应器示意图 该反映器外型像一个列管式换热器，催化剂填装于管内，管外为4MPa的滚水。反映气流经反映管，放出的热量通过管壁传给沸腾水，使其汽化，转变成同温度蒸汽。其特点为

① 床层温度平稳

② 能准确，灵敏的操纵反映温度 ③ 以较高位能回收反映热 ④ 出口甲醇含量较高 ⑤ 设备紧凑，动工方便 ⑥ 可幸免石蜡等副产物生成 ⑦ 幸免羰基化合物生成 ⑧ 压降小，所需外部能量少

3.主设备图及工艺流程图

主设备塔(精馏塔)见图③ 工艺流程图见图④

参考文献

[1] 赵国方编著 《化工工艺设计概论》 原子能出版社，1990

[2] 天津大学物理化学教研室 《物理化学》（上、下）高等教育出版社，1991 [3] 玉玮 等编 《化工设备机械基础》 大连理工大学出版社，1992 [4] 杨福升 等编 《甲醇生产工艺与操作》 石油化学工业出版社，1974 [5] 天津大学化工原理教研室 《化工原理》（上、下） 天津科学技术出版社，

1994

[6] 天津大学等合编 《大体有机化工分离工程》化学工业出版社，1995 [7] 房鼎业 等编 《甲醇生产技术及进展》 华东化工学院出版社，1990 [8] 冯元琦 主编 《联醇生产》第二版，化学工业出版社，1994

[9]上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组 《化工设备图集》（Ⅳ，塔类），

上海科技出版社，1974

[10] 宋维端 等编 《甲醇工学》化学工业出版社，1991

[11] 国家医药治理局上海医药设计院编《化工工艺设计手册》第二版(上、下) 化学工业出版社，1996

结 束 语

大学四年的日子马上就要过去了，咱们迎来了大学中最后的一堂课——毕业设计，这也是在大学中最关键的一堂课，是咱们通过大学四年的学习，总结所学课程的一次机遇，也是对咱们把理论知识用于实际生产的一次综合检测。

通过毕业设计训练使自己进一步巩固加深所学的基础理论、大体技术和专

业知识，使之系统化、综合化；在毕业设计中培育了自己工作、试探并运用已学的知识解决实际工程技术问题的能力，专门是获取新知识的能力；增强了对计算、画图、实验方式、数据处置、编辑设计文件、利用标准化手册等最大体的工作实践能力的培育；训练了树立具有符合国情和生产实际的正确的设计思想和观与他人合作的工作作风。

可是由于时刻短、工艺复杂，加上第一次进行如此的大型设计，体会不足且水平有限，在本次设计中，缺点、错误在所不免，敬请列位教师指正。

我相信通过本次设计，这将是我以后在工作中的重要体会，在本次设计进程中，取得了列位指导教师及多位同窗的热心帮忙，在此表示谢意。同时还要感激院、系各教师四年来的孜孜教诲。