年产40万吨甲醇精馏工艺设计(3)

（12）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算

因为G醇出塔=G醇入塔—G醇反应+G醇—G醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成 表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分 CO CO2 H2 N2

流量，Nm3/h 6608.871 233.031 91088.393 34762.421 组成，% 4.85 1.71 66.9 25.53 续表2-6甲醇合成塔入塔气量

组分 CH4 Ar CH3OH 小计

流量，Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028 组成，% 0.58 0.38 0.046 100 表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 入塔气流量，

Nm3/h 6608.871 2333.031 91088.393 34762.421 783.482 516.435 合成反应消耗，Nm3/h 3900.293 337.568 8810.426 — — — 反应生成物，Nm3/h — — — — 3.85 — 出塔气流量，

Nm3/h 2708.578 1995.463 82277.967 34762.421 779.632 516.435 组成% 2.12 1.56 64.45 27.23 0.61 0.40 续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

入塔气流量，Nm3/h 62.395 — — — — 136455.028 合成反应消耗，Nm3/h — — — — — 136048.28

反应生成物，Nm3/h 4165.966 6.115 10.147 2.843 369.91 4558.831 出塔氢流量，Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369091 127665.581 组成，% 3.31 0.008 — 0.29 —

（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。 表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar

分离器损失气量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 — 出分离器气体流量，

Nm3/h 2713.624 1992.143 82264.877 34760.775 779.248 516.435 出分离器气体组成，% 2.20 1.62 66.83 28.24 0.63 0.42 出分离器液体量，Nm3/h — — — — — — 出分离器液体组成，% — — — — — — 出分离器液体重量，Kg/h — — — — — —

出分离器液体组成，% — — — — — —

续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

分离器损失气量，Nm3/h 0.847 — — — — 24.004

出分离器气体流量，Nm3/h 71.145 — 9.117 — — 123097.364 出分离器气体组成，% 0.06 — — — — 100

出分离器液体量，Nm3/h 4157.216 6.15 10.147 2.843 369.91 4546.266 出分离器液体组成，% 91.44 0.13 0.22 0.062 8.14 100

出分离器液体重量，Kg/h 5938.88 31.30 20.84 14.47 297.25 6302.7.339 出分离器液体组成，% 94.23 0.50 0.33 0.23 4.7 100

（14）粗甲醇在中间储槽减压放出的弛放气流量与组成如表2-9 表2-9 甲醇施放气流量与组成

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合计

施放气流量， Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.61 24.004 组成，% 20.64 13.83 54.53 6.86 1.60 2.54 100

（15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。 表2-10 精炼气流量组成

组分 H2 N2 CH4 Ar 合计

精炼气流量，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 16915.85 组成% 74.20 24.83 0.57 0.40 100.00

（16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11 表2-11 氨合成塔物料平衡表

消耗分类 H2 N2 CH4 Ar 反应生成NH3 合计

精炼气，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 — — 溶液损耗，Nm3/h 26.07 24.32 — — — — 小计 1252.794 4175.34 97.136 67.19 — —

合成反应消耗，Nm3/h 12525.794 4175.34 — — 8349.18 — 吹出气，Nm3/h — 0.75 97.134 67.19 — 165.076 氨扩散损耗，Nm3/h — — — — 36.24 36.24

合成氨产量，Nm3/h — — — — 8312.94 8312.94 合成氨产量，kg/g — — — — 6308.928 6308.928

粗甲醇的精馏几乎全部是物理过程，其物料平衡计算与上述订算方法有一定的差别。

第2.3节 联醇生产的热量平衡计算

物料平衡计算之后，可以根据各段的物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量、如热交换的换热面积、热介质或冷介质的消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额，计算产品成本

和结济效益。通过热量或能量平衡计算，可以各个还节中找出不合理的损耗，以此作为实现高产。低耗的重要手段落。

生产过程中主要是输入和输出的热量和能量，能量或热量的转换是基于能量守衡定律。在一个封闭的体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基础，在连续生产过程中是以单位时间来计算的，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、化学产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都一一考虑在内进行计算。 年产60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的热量平衡计算 根据以上提供条件和计算结果。

工艺条件：（1）进塔气体温度平均按时40℃计算；（2）冷凝器气体出口温度与液体温度相等，都为38℃；（3）冷却水温度为32℃，冷却回水为45℃；（4）系统热损失为5%。

2.3.1甲醇合成塔的热平衡计算 A.全塔热平衡方程式

+ = （2-7）

式中：Q入塔气—入塔气体组分热量，kJ/h； Q—合成反应和副反应的反应热，kJ/h；

G出塔—了合成塔各组分，包括反应物、生成物流量，Nm3/h； Gm入—各组分的比热容，kJ/ Nm3·； T m入—出塔气体温度，。C

Q损失—合成塔热损失，kJ/h 又：

（2-8） 式中 G—入塔气体各组分流量，Nm3/h。 又 （2-9）

式中 Qr1、Qr2、Qr3、 Qr4、Qr5—分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h；

Qr6—二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。 而 =G× 式中 Gr—各组分的生成量，

—生成反应的热量变化kJ/ m3或kJ/mol。 B. 全塔入热计算

查物性手册，压力为10×106Pa，根据表2-7甲醇合成塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12

根据计算条件，入塔气温为40。C，所以入塔总热量为 192197.655×40=7687906.2kJ/h

表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量

组 分 CO CO2 H2 N2

比热容kJ（ kmol·。C） 32.87 90.98 29.39 32.99

入塔量 Nm3/h 66608.871 2333.031 91088.393 34762.421

Kmol/h 295.039 104.153 4066.447 1551.894

入塔热量，kJ/(h·。C) 9697.932 9475.840 11951.877 51196.983 续表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量

组分 CH4 Ar CH3OH 合计

比热容kJ（ kmol·。C） 45.14 25.16 55.69 — 入搭量 Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028 Kmol/h 34.977 23.055 2.785 6078.349

入塔热量，kJ/(h·。C) 1578.862 580.064 155.097 192197.655

C.塔内反应热计算

在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2 按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）

及（2-7），生成甲醇，二甲醚，异丁醇 ，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表2-13所示 D.塔出口总热量计算

查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲醇 合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔×Cm入，分别算出出塔各组分的热量，列表为2-14。

表2-13甲醇合成塔内反应热

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH

生成热，kJ/h 102.37 49.62 200.39 生成量 Nm3/h 4157.216 10.147 6.115 Kmol/h 185.59 0.453 0.273

反应生成热，kJ/h 18998848.3 22477.86 54706.47 续表2-13甲醇合成塔内反应热

组分 C8H18 CH4 CO 合计

生成热，kJ/h 957.98 115.69 -42.92 —

生成量 Nm3/h 2.843 3.85 337.568 4517.739 Kmol/h 0.127 0.172 15.07 201.68

反应生成热，kJ/h 121663.46 19898.68 646804.4 18570790.37

表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量

组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar

比热容，kJ（ kmol·。C） 31.49 61.97 31.15 31.15 46.06 22.86

气量 Nm3/h 2708.578 1995.463 34762.421 34762.421 779.632 516.432 Kmol/h 120.919 89.083 1551.893 1551.893 34.805 23.055 出塔热量，kJ（h·。

C） 3807.739 5520.473 48341.467 48341.467 1603.118 527.037 续表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量

组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计

比热容，kJ（ kmol·。C） 55.69 61.76 56.52 318.21 29.31 — 气量 Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369.91 127657.981 Kmol/h 188.766 0.273 0.453 0.127 16.51 5699.017 出塔热量，kJ（h·。C） 10512.378 16.860 25.604 40.413 483.908 179089.201 E.全塔热损失

计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为

Q热损失=（Q入塔＋Q反应）×5% =（7687906.2＋18570790.37）×5% 1312934.829 kJ/h

按全塔热平衡方程式 ，求出出塔气体温度T出

7687906.2＋18570790.37=179089.201×T出＋1312934.829 T出=139.30。C 于是，得表2-15

表2-15 甲醇合成塔全塔热平衡表

热量 气体显热 反应热 热损失 合计

入热，kJ/h 7687906.02 18570790.37 — 26258696.57 出热，kJ/h 24945761.74 — 1312934.829 26258696.57

2.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算 A.热平衡方程式

Q入口气＋Q冷凝=Q出口气＋Q液体＋Q冷却水

式中，Q入口气、Q 出口气—分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h； Q冷凝—在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h； Q 液体—出冷凝器液体带热，kJ/h； Q冷却水—冷却水带下走热量，kJ/h。 2. 热平衡计算

由物性手册查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表2—16 。 表2-16粗甲醇中各组分的物理常数

组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O

气化热，kJ/h 1177.93 531.75 577.81 307.05 2260.98 液体比热容，kJ（h·。C） 2.72 2.638 2.596 2.26 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×

根椐表4-17 数氢计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17 （2）进冷器气体总热量

Q入冷凝器=Q出塔= ×T出塔=2900033.612 kg/h （2-10）

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