甲醇化工厂毕业设计1部分

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： 时产粗甲醇：

5015010006944.44Kg/h

300246944.4499.95%7392.66Kg/h

93.89%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

CHOH+102.37 KJ/mol ……3

(CH)O+HO+200.39 KJ/mol ……322

① ②

副反应：2CO+4H2 CO+3H2

CH4+H2O+115.69 KJ/mol …… ③

CHOH+3HO+49.62 KJ/mol ……492

4CO+8H2 CO2+H2

④

CO+ HO-42.92 KJ/mol ……2

- 15 -

⑤

生产中，测得每生产1吨粗甲醇生成甲烷7.56 Nm,即0.34kmol，故CH4每小时生成量为：7.567.39266=55.889 Nm3，即2.495kmol/h，39.920 Kg/h。

忽略原料气带入份，根据②、③、④得反应⑤生成的水的量为：

24.02-0.302-0.00783-2.495=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，40℃时气体在甲醇中的溶解度

组分 H2 CO CO2 N2 CH4 溶解度 Nm/t

3

3

甲

醇

3

0 0.682 3.416 0.341 0.682

Nm/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)37.14=0.298kg/h

1000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成

消耗方式 单位

反应①生 Kmol/h 成甲醇 Nm/h 反应②生 Kmol/h 成二甲醚 Nm/h 反应③生 Kmol/h 成甲烷 Nm/h 反应④生 Kmol/h 成异丁醇 Nm/h

3333

消耗物料 合计 CO H2 CO2 N2 消耗

216.74 433.48 4855.0 9710 14565 0.604 1.208 13.54 27.08 40.62 2.495 4.99

55.889 111.778 167.668 0.104 0.208

2.33 4.66 6.99

反应⑤CO2 Kmol/h （21.145） 21.145 21.145 逆变换 Nm/h 气体溶解 Nm/h 扩散损失 Nm/h 合计 Nm/h 消耗组成 %(v)

3333

（473.648） 473.648 473.648 473.648 1.008 0 5.051 0.504 6.563 0.208 0 0.416 0.624 5401.6 10327.2 479.115 0.504 16208.4 33.3 63.71 2.96 0.031

- 16 -

消耗方式 单位

反应①生 Kmol/h 成甲醇 Nm/h 反应②生 Kmol/h

33

生成物料 合计 CH4 CH3OH C4H9OH (CH3)2O H2O 生成

216.74 4855.04855.0

0.302 0.302

6.77 6.77

2.495 55.889

0.58 2.329

21.145

473.648

1.008 （0.208）

0.208

473.648 2.495

55.889 111.7780.078 1.747

13.54

成二甲醚 Nm/h 反应③生 Kmol/h 成甲烷 Nm/h 反应④生 Kmol/h 成异丁醇 Nm/h

33

反应⑤CO2 Kmol/h 逆变换 Nm/h 气体溶解 Nm/h 扩散损失 Nm/h 合计 Nm/h 生成质量 Kg/h 生成组成 %(wt)

3333

54.881 4855.208 0.58 6.77 538.1 5455.5 7393

93.89 0.026 0.188 5.896 100

6944.7

1.92 13.90 432.4

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 H2O Mol % 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.1990 G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

- 17 -

组分 Nm/h 组成mol%

3

H2 11558.23 65.12

CO 5560.38 31.33

CO2 556.78 3.12

CH4 21.80 0.12

N2 50.98 0.29

总计 17748.17 100

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：

4855.00.61%G醇后G出塔= G出塔-5400.61

=7.12%

G醇后=G出塔-(G醇＋G副＋G扩)+GCH4

所以：G出塔＝74071.6Nm3/h

G循环气= G出塔-(G醇＋G副＋G扩)+GCH4-G驰放气

=74071.6-5456.5+55.89-16770.50.09

3

=67161.6 Nm/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 流量：Nm/h 组 成%(V)

6.29 3.50

79.31 5.49

4.79

0.61

0.01

100

3

CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH H2O 合计 67140.4

4224.5 2350.7 53265.7 3687.2 3217 388.61 6.71

G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 流量：Nm/h 组成(V)%

11.67

3.46

76.81

4.117

3.86

0.463

0.007

100

3

CO 9794.88

CO2 2904.1

H2 64468

N2 3738.2

CH4 3238.8

CH3OH 388.61

H2O 5.88

合计 83932.1

又由G出塔= G循环气-G消耗＋G生成 据表4-2、4-6、得表4-7。

组分 入塔

CO 9794.88

CO2 2904.1

H2 64468.25

N2 3738.2

CH4 3238.8

- 18 -

消耗 生成 出塔

组成（V）% 组分 入塔 消耗 生成 出塔

组成（V）%

5401.6 4392.3 7.2

478.7 10327.2 54141.1 72.23

0.504 1.008 55.89 3293.7 4.44

2425.4 3.27

3737.7 5.04

CH3OH 388.61 4855.21 5243.82 7.08

H2O 5.88 538.1 543.98 0.734

C4H9OH 0.58 0.58 0.0008

(CH3)2O 6.77 6.77 0.009

合计 83932.1 16209 5456.5 73785.4 100

甲醇分离器出口气体和液体产品的流量、组成见表4-8。 表4-8 甲醇分离器出口气体组成、流量：单位：Nm/h

组分 损失 出气 组成 (V)% 出液 组成 Mol% 重量 Kg 组成(wt)% 组分 损失 出气 组成 (V)% 出液 组成 Mol% 重量 Kg 组成(wt)%

CO 1.008 4391.2 6.4 CH3OH 0.208 388.3 0.567 4855.208 89.9 6944.7 93.94

C4H9OH 0.58 0.011 1.92 0.026 CO2 5.051 2420.3 3.54

H2 0 54141.1 79.19 (CH3)2O 6.77 0.125 13.9 0.188

538.1 9.96 432.4 5.58 H2O N2 0.504 3737.2 5.47

合计 7.679 68371.7 100 5400.66 100 7392.92 100 CH4 1.008 3292.6 4.82

3

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

CO

CO2

H2

CH4

CH3OH

N2

合计

- 19 -

流量Nm/h 组成(V)%

3

166.6 13.78

69.6 5.75

875.4 72.4

75.6 6.25

3.04 0.25

50 4.13

1209.4 100

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 流量Nm/h 组成(V) %

13.13

65.77

0

13.13

2.71

6.56

100

3

CO 1.008

CO2 5.051

H2 0

CH4 1.008

CH3OH 0.208

N2 0.504

合计 7.679

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 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH

新鲜气 流量 Nm/h 5560.38 556.78 11558.23 50.98 21.80

3

入塔气 流量 Nm/h 9794.88 2904.1 64468.25 3738.2 3238.8 388.61 5.88 83932.1

0.007 100

3

循环气 流量 Nm/h 4224.5 2350.7 53265.7 3687.2 3217.0 388.61 6.71 67140.4

3

组成 (V)% 31.33 3.12 65.12 0.29 0.12 100

组成 (V)% 11.67 3.46 76.81 4.117 3.86 0.463

组成 (V)% 6.29 3.5 79.31 5.49 4.79 0.61 0.01 100

C4H9OH (CH3)2O H2O 合计 组分 CO CO2 H2 N2 CH4

17748.17

出塔气 流量 Nm/h 4392.2 2425.4 54141.1 3737.7 3293.7

3

醇后气 流量 Nm/h 4391.1 2420.3 54141.1 3737.2 3292.6

3

组成 (V)% 7.2 3.27 72.23 5.04 4.44

组成 (V)% 7.7 3.5 78.10 5.385 4.75

- 20 -

CH3OH 5243.82 7.08 0.0008 0.009 0.734 100

391.65 很少 68374

0.565

C4H9OH 0.58 (CH3)2O 6.77 H2O 合计

543.98 73785.4

100

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 醇后气 甲 分醇 离合 塔 成

塔

储罐气 出塔气 粗甲醇 粗甲醇储罐 冷凝器 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4-12 5MPa，220℃下入塔气除(CH3OH)热容

组分 流量：Nm/h 比热：kJ/kmol℃ 热量：kJ/℃ 3CO 9794.88 CO2 2904.1 H2 64468.25 N2 5174.41 CH4 3238.8 合计 85580.44 30.15 45.95 29.34 30.35 47.05 / 13183.7 5957.3 84441.9 7010.9 6802.9 117396.7 查得220℃时甲醇的焓值为42248.46kJ/kmol，流量为388.61Nm3。 所以：Q入=42248.46388.61+117396.7220 22.4- 21 -

=732954.4+25827274 =26560228.2 kJ 出塔气热容除(CH3OH)见表4-13。

表4-13 5MPa，250℃下出塔气除(CH3OH)热容

组分 流量：Nm/h 比热：kJ/kmol℃ 热量：kJ/℃ 组分 流量：Nm/h 比热：kJ/kmol℃ 热量：kJ/℃ 33CO 4392.2 30.13 5907.9 CO2 2425.4 46.58 5043.5 H2 54141.1 29.39 71036.0 N2 3737.7 30.41 5074.3 CH4 3293.7 48.39 7115.3 C4H9OH 0.58 170.97 4.43 (CH3)2O 6.77 95.85 28.97 H2O 543.98 83.49 2027.5 合计 68541.6 / 96237.9 查得250℃时甲醇的焓值为46883.2kJ/kmol，流量为5243.82 Nm3/h。 所以：Q出=46883.25243.82+96237.9250

22.4 =10975315.3+24059475 =135034790.3kJ 由反应式得: Q反应=[

4855.06.7755.89102.37+200.39+115.69 22.422.422.4+

0.58473.6549.62+(-42.92)] 1000 22.422.4 =(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 =10746667.5 kJ 又：Q传=G热水r热水

- 22 -

所以:G热水=

10746667.5=6266.3 kg/h

1714.996266.319.18即时产蒸气：=326.71 m3

2.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 汽化热KJ/Kg 液体比热容 KJ/(Kg·℃) CH3OH 1117.93 2.27 (CH3)2O 531.75 2.638 C4H9OH 577.81 2.596 H2O 2260.98 4.187 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=G×△Hr

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4-15出塔气在冷凝器冷凝放热量

组分 冷凝量Nm/h Kg/h 放热量KJ/h 3CH3OH 4855.3 6944.8 7763798 (CH3)2O 6.77 13.90 7388.7 C4H9OH 1.92 1.92 1106.8 H2O 543.98 432.4 977643.6 合计 5407.97 7393.03 8749937.1 (2)进冷凝器气体总热量 Q

入冷凝器=Q出塔=

（GFCP）T出塔

=35034790.3KJ/h 式中GF---进冷凝器各组分摩尔流量；Kmol/h

CP---各气体组分比热容；J/(mol·℃) T出塔---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 Q出冷凝器 式中 GF=

（GC）TFP出口

---冷凝器出口气体各组分摩尔流量；Kmol/h

CP---出口气体各组分比热容；J/(mol·℃) T出口---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.

- 23 -

表4-16 冷凝器出口气体组分的显热

组分 比热容 J/(mol·℃) 气量Nm/h Kmol/h 热量 KJ/(h·℃) 6749.8 3CO 34.42 CO2 38.60 2425.4 108.3 4180.4 H2 29.02 54141.1 2417 70141.3 N2 29.06 3737.7 166.9 4850.1 CH4 36.68 CH3OH 44.21 391.65 17.5 773.7 合计 68381 3052.8 92087.3 4392.2 196.1 3293.7 147 5392 因冷凝器气体出口温度为40℃,所以出口气体热量为

 Q出冷凝器= 92087.3×38 = 3683492 KJ/h

(4) 冷凝器出口液体带走热量Q出冷凝器

=Q出冷凝器式中 GF（GC）TFP出口

---冷凝器出口液体各组分摩尔流量；Kmol/h

CP---出口液体各组分比热容；J/(mol·℃) T出口---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 液体比热容KJ/(Kg·℃) CH3OH 2.27 6944.8 18889.9 (CH3)2O C4H9OH 2.569 1.92 4.93 H2O 4.187 432.4 1810.46 合计 7393.03 20742.0 2.638 13.90 36.67 流量 Kg/h 热量 KJ/(h·℃) 因冷凝器液体出口温度为40℃ ，故液体带走热量：

=20742.0×40=829680KJ/h Q出冷凝器于是，冷却水带走热量：

Q冷却水=35034790.3＋9371170.8－（3683492＋829680）

=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 带入热量 KJ/h 带出热量 KJ/h 气体显热 35034790.3 3683492 液体带热 9371170.8 829680 冷却水带热 39892788.8 合计 44405961.1 44405961.1 （5）冷凝器用水量

- 24 -

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

39892788.8680555.3Kg/h=680.56t/h

(4026)4.1874.2脱硫工段的简单计算

4.2.1进脱硫塔物料组成

表4-19 进脱硫塔物料组成

组分 mol% CH4 92.9 C2H6 4.7 C3H8 0.6 C4H10 0.3

N2 1.0 合计 100 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 6882.4m

3

气体的总摩尔流量为 6882.4/22.4=307.25Kmol/h CH4的摩尔流量为 307.25×0.929=285.4Kmol/h C2H6的摩尔流量为 307.25×0.047=14.44Kmol/h C3H8的摩尔流量为 307.25×0.006=1.84Kmol/h C4H10的摩尔流量为 307.25×0.003=0.92Kmol/h N2的摩尔流量为 307.25×0.01=3.07Kmol/h 4.2.2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0.1ppm

4.3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 mol% Kmol/h CH4 92.9 285.4 C2H6 4.7 14.44 C3H8 0.6 1.84 C4H10 0.3 0.92 N2 1.0 3.07 合计 100 307.25 （2）进转化炉干气体总量 307.25Kmol/h

- 25 -

水碳比 3.7

C285.414.4421.8430.9243.2348

100 蒸汽总量 307.25×3.7=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KPPCO2PH2PCOPH2OnCO2nH2nCOnH2O

查参考资料当T=822℃时 KP=0.94135

4.3.2一段转化炉物料衡算

nH2,nCO2,nCO表示转化炉出口气中H2 、 CO2 、CO的Kmol数

nH2O表示转化炉出口气中水蒸气的Kmol数 nH2O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+14.44×2+1.84×3+0.92×4=nCO2+nCO+0.1V

整理得 323.48=nCO2+nCO+0.1V ① H2 平衡

2×285.4+3×14.44+4×1.84+5×0.92+1136.81=nH2+2×0.1V+(1136.81-nH2O) 整理得 626.08=nH2+0.2V-nH2O ② O2 平衡

0.5×1136.81=0.5×1136.81-0.5×nH2O+0.5×nCO+nCO2 整理得 nH2O=nCO+2nCO2

总干气量为 V=nCO+nCO2+0.1V+nH2+nN2 整理得 V=nCO+nCO2+0.1V+nH2④-① nH2⑤+② nH2O=1.2V-952.55 ①-③ nH2O=323.48-0.1V+nCO2 ⑥代入⑦ nCO2=1.3V-1276.03 ①×2-③代入⑥得 nCO=1599.51-1.4V 出转化炉的工艺蒸气量为

nH2O=1136.81-nH2O=2089.36-1.2V

⑩

+3.07 ④

⑥ ⑦ ⑧ ⑨

=V-326.55 ⑤

③

- 26 -

因为 KP所以

nCO2nH2nCOnH2O=0.94135

(1.3V1276.03)(V326.55)0.94135

(1599.511.4V)(2089.361.2V)整理得 V2-10214V+9747353.9=0 解得 V=1065.45Kmol/h 将V代入⑤⑥⑧⑨⑩式解得

nH2=738.9 Kmol/h nH2O=326.0Kmol/h nCO2=109.06Kmol/h nCO=107.88Kmol/h nH2O=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 %（mol） Kmol/h N2 0.29 3.07 H2 69.34 738.9 CO 10.13 107.88 CO2 10.24 109.06 CH4 10 106.55 合计 100 1065.55 4.3.3二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1003℃，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 %（mol） Kmol/h N2 0.29 3.07 H2 69.34 738.9 CO 10.13 107.88 CO2 10.24 109.06 CH4 10 106.55 合计 100 1065.55 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 %（mol） Kmol/h N2 0.25 3.07 H2 73.69 922.21 CO 15.40 192.69 CO2 10.36 129.61 CH4 0.3 3.76 合计 100 1251.46 4.3.4转化工段能量计算 1.一段转化炉的热负荷

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 CH4 Kmol/h 285.4 hi kcal/Kmol -12218.6 Hi kcal/h -3487188.44 - 27 -

C2H6 C3H8 C4H10 N2 14.44 1.84 0.94 3.07 307.25 1136.81 1444.08 -10764.0 -11192.2 -12335.2 3469.2 -53633.0 -155432.16 -20593.65 -11595.09 10350.44 -3664158.90 -60970530.73 -64634689.63 干气 H2O 湿气 组分 CH4 H2 CO CO2 N2 表4-25 一段转化炉出口气的统一基准焓（822℃）

Kmol/h 106.55 738.9 107.88 109.06 3.07 1065.55 810.82 1876.25 hi kcal/Kmol -7054.2 5635.6 -20476.1 -84812.2 5876.2 -50610.8 Hi kcal/h -751625.01 4164144.84 -2208961.69 -9249618.53 18039.93 -8028020.46 -41036248.86 -49064269.32 干气 H2O 湿气 2.转化管的热负荷

Q转化管H出H入

=-49064269.32+64634689.63 =15570420.31kcal/h =65193349.84kJ/h 3.二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 CH4 H2 CO CO2 N2 H2O 合计 Kmol/h 3.76 922.21 192.69 129.61 3.07 933.38 2184.72 hi kcal/Kmol -3655.20 6973.50 -19002.22 -92373.90 7329.48 -48741.20 Hi kcal/h -13743.55 6431031.44 -3661537.77 -11972581.18 22501.50 -45494061.26 -54688390.82 4.废热锅炉热负荷计算

由前计算知，废热锅炉入口气统一基准焓为H1003C=54688390.82kcal/h

- 28 -

表4-27废热锅炉出口气统一基准焓（482℃）

组分 CH4 H2 CO CO2 N2 H2O 合计 Kmol/h 3.76 922.21 192.69 129.61 3.07 933.38 2184.72 hi kcal/Kmol -12628.92 3197.28 -23130.08 -89143.72 3259.72 -53891.24 Hi kcal/h -47484.74 2948563.59 -4456935.12 -11553917.55 100007.34 -50301005.59 -63310772.07 废热锅炉热负荷QH482CH1003C =-63310772.07+54688390.82 =-8622381.25 kcal/h

=-36101910.29kJ/h

4.4 粗甲醇精馏的物料能量衡算

4.4.1预精馏塔的物料平衡

(1).进料

A.粗甲醇：7392.66kg/h。根据以上计算列表4-28

组分 流量 kg/h 组成(wt)%

CH3OH 6944.44 93.89

(CH3)2O 13.90 0.188

C4H9OH 1.92 0.026

H2O 432.4 5.896

合计 7392.66 100

B.碱液：据资料，碱液浓度为8%时，每吨粗甲醇消耗0.1kg的NaOH。则消耗纯NaOH：0.16.944440.6944kg/h 换成8%为：0.69448%=8.68kg/h

C.软水：据资料记载。软水加入量为精甲醇的20%计，则需补加软水： 6944.4420%-8.68(1-8%)=1388.9-7.9 =1381Kg/h 据以上计算列表4-29。

表4-29 预塔进料及组成

物料量 CH3OH Kg/h 粗甲醇 碱液 软水

6944.44

432.4 7.9 1381 H2O

NaOH 0.6944

- 29 -

(CH3)2O 13.90

C4H9OH 1.92

合计 7392.66 8.5944 1381

合计 6944.44 1821.3 0.6944 13.90 1.92 8782.3

(2).出料

A.塔底。甲醇：6944.44kg/h B.塔底水。粗甲醇含水：432.4kg/h 碱液带水：7.9kg/h 补加软水：1381kg/h 合计：1821.3kg/h C.塔底异丁醇及高沸物：1.92kg/h D.塔顶二甲醚及低沸物：13.90kg/h 由以上计算列表4-30

表4-30 预塔出料流量及组成

物料量：kg/h 塔顶 塔底 合计

6944.44 6944.44

1821.3 1821.3

0.6944 0.6944

13.90 13.90

1.92 1.92

13.90 8768.4 8782.3

CH3OH

H2O

NaOH

(CH3)2O

C4H9OH

合计

1. 主塔的物料平衡计算

(1).进料

加压塔：预后粗甲醇：8768.4kg/h 常压塔：8768.4-6944.4423=8768.4-4629.6

=4138.77kg/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：6944.44

23=4629.6kg/h

塔釜：4138.77kg/h

B. 常压塔。塔顶：6944.441399%=2291.7kg/h 塔釜：甲醇 水 NaOH 高沸物 kg/h：23.15 1821.3 0.6944 1.92

总出料：4629.4+1821.3+0.6944+1.92+23.15+2291.7=8768.4kg/h 由以上计算得表4-31甲醇精馏塔物料平衡汇总表：单位：kg/h 表4-31 甲醇精馏塔物料平衡汇总

- 30 -

物料 CH3OH NaOH H2O C4H9OH 合计

预塔出料 6944.44 0.6944 1821.3 1.92 8768.4

加压塔出料 4629.6 14629.6

常压塔出料 2291.7 2291.7

常塔釜出料 23.13 0.6944 1821.3 1.92 1847.04

合计 6944.44 0.6944 1821.3 1.92 8768.4

根椐计算结果可画出粗甲精馏物流图，见图4-2。

1.粗甲醇 2.软水 3.碱液 5.预塔底出料 8.常压塔釜出料

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

图4-2 粗甲醇精馏物流图

4.4.2精制工段能量衡算 1.预塔的能量计算

(1)进料带入的热量

取回流液与进料比例为1:1，预塔带入热量列表4-32。 表4-32预塔带入热量

入热 项目 组分 流量：kg/h 温度： ℃ 比热：kJ/kg℃ 焓： 粗甲醇 二甲醚 13.90 甲醇 6944.44 水 432.4 软水 外补水 1381 碱液 7.9 回流液 甲醇 7392.66 加热蒸汽 水 75 75 78 78 60 1280.38 3.16 4.187 4.187 4.187 2.68 2118.62 - 31 -

kJ/kg 热量：kJ 17797.3 1645832.3 135784.4 451015.3 2580 1188739.7 Q加热蒸汽 Q入热=Q粗甲醇+Q软水+Q回流液+Q蒸汽

=17797.3+1645832.3+135784.4+451015.3+2580+1188739.7+Q =3441749+Q

蒸

汽

蒸

汽

┄┄①

(2)物料带出热量见表4-33。

表4-33 预塔物料带出热量

出热部分 组分 液体比热：kJ/kg℃ 流量：kg/h 液体冷凝热：kJ/kg 温度：℃ 热量：kJ 塔顶 二甲醚 2.64 13.9 523.38 70 9843.7 回流液 3.056 7392.66 1046.75 70 9319704.7 塔底 甲醇 3.223 6944.44 82 1835318.3 水+(碱液) 4.187 1821.3 82 626344.2 热损失 以5%计 5%Q入热 所以：Q出热= Q二甲醚+Q回流液+Q预后甲醇+Q损

=9843.7+9319704.7+1835318.3+626344.2+5%Q =11791210.9+ 5%Q因为：Q入=Q出，由①②得： 所以：Q入=Q出=12411801kJ/h 所以：Q蒸汽=8970519.5kJ/h

塔底再沸器同0.35MPa蒸汽加热，若不计冷凝水的显热，则需要汽量： G1蒸汽=

8970519.52118.62入

入

┄┄②

=4233.9kg/h

则每吨粗甲醇除去轻组分需蒸汽： G’1蒸汽=

4233.97.393=572.69kg/h

根据以上计算结果列表4-34。

表4-34 预塔热量平衡表

带入热量 kJ/h 塔侧粗甲醇入热 塔顶加入冷凝残液1799414 453128.8 带出热量 kJ/h 塔顶二甲醚出热 9843.7 塔顶回流甲醇蒸汽 9319704.7 - 32 -

入热 塔顶回流液入热 加热蒸汽 总入热 1188739.7 8970519.5 12411801 塔底预后粗甲醇 热损失 总出热 2461662.5 620590.05 12411801 (3)冷却水量计算

二甲醚放空水40℃回流液60℃水26℃回流甲醇蒸汽70℃轻馏分气70℃

冷凝器图4-3 冷凝器物流图

由图可知：Q入=Q甲醚+Q甲醇蒸汽 =9843.7+9319704.7 =9329548.4kJ/h Q出=Q二甲醚放空+Q回流液+Q热损 =9476.7+1188739.7+5%Q入 =1664201.68kJ/h Q传=Q入-Q出=7665346.7kJ/h 因为：Q传=G水4.187(40-26)

=7665346.7kJ/h

所以：G1水=130767.8kg/h

所以：每吨粗甲醇脱除轻组分需冷凝水 G’1水=

130767.8=17688.1kg/t精甲醇

7.393即G’1水=17.688t水/t精甲醇

2.加压塔的能量恒算

操作条件：塔顶温度115℃，回流温度115℃，塔底温度124℃，进料温度

82℃，取回流液与进料的比例为2:1，甲醇温度为40℃。 (1).物料带入热量

进入塔热量列表于表4-35。

表4-35 加压塔精馏入热表

物料 进料 回流液 加热蒸汽 - 33 -

组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 热量:kg/h 总计 甲醇 6944.44 82 3.223 1835318.3 2460632.5 水+碱 1821.3 82 4.187 625314.2 甲醇 17531.48 115 3.50 7056420.7 7056420.7 QQ蒸汽 蒸汽Q入=Q进料+Q回流+Q蒸汽

=9517053.2+ Q蒸汽 ┄┄① (2).物料带出热量

加压塔物料出热见表4-36。

表4-36 加压塔物料出热表

物料 组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 汽化热 热量:kJ/h 精甲醇 甲醇 4629.64 115 3.50 1046.75 6709505.77 回流液 甲醇 17531.48 115 3.50 1046.75 25407497.39 塔底出料 甲醇 2314.8 124 3.87 1110826.22 水+碱 1821.3 124 4.26 962083.51 热损失 5%Q入 Q出= Q精甲醇+Q回流+Q塔底+Q热损失

=34189912.89+5%Q入 ┄┄② 因为：Q出=Q入

所以：Q入= Q出=35989381.99 kJ/h 所以：Q蒸汽=26472328.79 kJ/h 所以：需蒸汽G2蒸汽=

26472328.79=12495.2 kJ/h

2118.6所以每吨精甲醇加压精馏所需蒸汽： G’2蒸汽=

12495.24.630=2698.7kg/t

精甲醇

(3).冷却用水量计算

冷却器物流见图4-4，回流甲醇蒸汽的冷凝在常压塔中进行，由图可知： Q入热=4629.641153.50=1863430.1 kJ/h

- 34 -

Q出热=4629.642.6840=496297.41 kJ/h Q传= Q入热- Q出热-Q损

=1863430.1-496297.41-93171.515% =1273961.19 kJ/h 所以：冷却器需水G2水=

1273961.194.187(4026)=21733.28 kg/h

所以：每吨精甲醇消耗冷却水： G’2水=

21733.284.630=4694.0 kg/t精甲醇

(4).回流液和产品精甲醇的冷凝潜热 Q潜=(4629.64+17531.48)1046.75 =23197152.36 kJ/h 提供给常压塔再沸器的热： Q

供

= Q

潜

-Q损=23197152.36(1-5%)

=22037294.74 kJ/h 产品甲醇(液),115℃

冷凝器 26℃水

40℃水 成品精甲醇40℃

图4-4 加压塔冷凝物流

2. 常压塔热量恒算

2314.8332 Xf==0.417

2314.831821.33218.02查《化工工艺设计手册》,甲醇露点温度t=74.81℃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，常压塔物流图见图4-5。

(1).带入热量见表4-37。

表4-37常压塔入热

物料 组分 进料 甲醇 水+碱 回流液 甲醇 加热蒸汽 - 35 -

流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 热量:kJ/h 2314.83 124 3.87 1110840.62 1821.3 124 4.26 962083.51 16544.52 40 2.68 1773572.54 Q加热 Q入=Q进料+Q回流液+Q加热

=1110840.62+962083.51+1773572.54+Q加热 =3846496.67+ Q加热 (2).带出热量见表4-38。

表4-38 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:kJ/h 精甲醇 甲醇 2314.83 75 3.056 回流液 甲醇 16544.52 75 3.056 残液 甲醇 23.13 105 3.50 水+碱 1821.3 105 4.187 热损失 1046.75 2953607.34 1046.75 21109980.29 8500.29 800707.23 入

5%Q入 所以：Q因为：Q所以：Q所以：Q

出

＝2953607.34+21109980.29+8500.28+800707.23+5%Q

入

=24872795.14+5%Q

出入蒸

＝Q= Q

汽

入出

=26181889.62 kJ/h

22335392.95=10542.52kg/h

2118.6=22335392.95 kJ/h

蒸

汽

所以：需蒸汽G3=

甲醇蒸汽75℃ 40℃水

回流甲醇 26℃水

常加压塔底液体124℃ 40℃ 压 精 甲醇蒸汽 馏 115 ℃ 精甲醇40℃

塔

冷凝 - 36 -

残液105℃

甲醇（液）115℃

图4-5 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

=24063587.63kJ/h Q出=Q精甲醇(液)+Q回流液(液)

=2314.83402.68+1773572.54 =248149.78+1773572.54 =2021722.32kJ/h

Q传=24063587.63(1-5%)-2021722.32 =20838685.93kJ/h 所以：冷却水用量G3水=

20838685.93=355.49 t

(4026)4.1871000355.492.315水

/h

所以：每吨精甲醇消耗G’3水==153.69 t水/t精甲醇

(4).常压塔精馏段热量平衡见表4-39。 表4-39 精馏段热量平衡表

带入热量：kJ/h 加压塔来的甲醇：1110840.62 塔底供热：22037294.74 内回流：g内带出热量：kJ/h 采出热量精甲醇：2953607.34 内回流：g内内(672.68) (672.68+1046.75) 内总入热：23148135.36+179.56g总出热：2953607.34+1226.31g 所以：总入热=总出热 所以：23148135.36+179.56g所以：g

内

内

=2953607.34+1226.31g

内

=19292.6kg/h

(5).常压塔提馏段热量平衡见表4-40。 表4-40 提馏段热量平衡表

带入热量：kJ/h 加压塔来的甲醇：962083.51 塔底供热：22037294.74 内回流：g’内带出热量：kJ/h 残液：809207.51 内回流：g’内内(672.68) (672.68+1046.75) 内总入热：22999378.25+179.56 g’总出热：809207.51+1226.31g’ 因为：Q总入热+Q总出热

- 37 -

即：22999378.25+179.56 g’所以：g’

内

内

=809207.51+1226.31g’

内

=21199.11kg/h

4.精馏塔系统结果汇总

(1).外加蒸汽量G蒸汽=G1蒸汽+G2蒸汽 =4233.9+12495.2 =16729.1kg/h 所以：每吨精甲醇消耗蒸汽G

‘

蒸汽

=G‘1蒸汽+G’2蒸汽 =572.69+2698.7

=3271.39kg/t精甲醇

(2).冷却水用量G水=G1水+G2水+G3水

=94213.2+21733.28+355490

‘

水

=471.44 t/h 则每吨精甲醇需冷却水G

=G’1水+G’2水+G’3水 =17.688+4.694+153.69 =176.072t

水

/t精

甲醇

(3).热量平衡汇总，根椐以上计算得表4-41。 表4-41 精馏系统能量恒算总表

物流 进料 带入热量：kJ/h 回流液 加热 合计 塔顶出料 带出热量：kJ/h 塔釜出料 热损失 合计

预塔 2252542.3 1188739.7 8970519 12411801 9329548.4 2461662.5 620590.05 12411801 加压塔 2460632.5 7056420.7 26472328.79 35989381.99 32117003.16 2072909.73 1799469.1 35989381.99 常压塔 2072924.13 1773572.54 22335392.95 26181889.62 24063587.63 809207.51 1309094.48 26181889.62 - 38 -