年产40万吨甲醇精馏基本工艺设计.doc

毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 年产40万吨甲醇精馏工艺设计 学院： 专业： 班级： 晋艺 学生： 指引教师： 1设计（论文）重要任务及目的(1) 结合专业知识和工厂实习、分析选定适当工艺参数。 (2) 进行工艺计算和设备选型能力训练。 (3) 进行工程图纸设计、绘制能力训练。2设计（论文）基本规定和内容(1) 本车间产品特点及工艺流程。 (2) 重要设备物料、热量衡算、构造尺寸计算及辅助设备选型计算。 (3) 参照资料3重要参照文献1 谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社.57 2 冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.257268. 3 柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。.525-5304进度安排设计（论文）各阶段名称起 止 日 期 1收集关于资料-01-28-02-11 2熟悉资料，拟定方案-02-12-02-26 3论文写作-02-27-03-19 4绘制设计图纸-03-20-04-03 5准备答辩-4-10目录摘要.1第1章 甲醇精馏工艺原理2第1.1节 基本概念2第1.2节 甲醇精馏工艺3 1.2.1 甲醇精馏工艺原理31.2.2 重要设备和泵参数31.2.3膨胀节材料选用6第2章 甲醇生产工艺计算7第2.1节 甲醇生产物料平衡计算7第2.2 节 生产甲醇所需原料气量92.2.1生产甲醇所需原料气量9第2.3节 联醇生产热量平衡计算152.3.1甲醇合成塔热平衡计算152.3.2甲醇水冷器热量平衡计算18第2.4节 粗甲醇精馏物料及热量计算212.4.1 预塔和主塔物料平衡计算212.4.2 预塔和主塔热平衡计算25第3章 精馏塔设计计算33第3.1节 精馏塔设计根据及任务333.1.1设计根据及来源333.1.2设计任务及规定33第3.2节 计算过程343.2.1塔型选取343.2.2操作条件拟定343.2.2.1 操作压力343.2.2.2进料状态353.2.2.3 加热方式353.2.2.4 热能运用35第3.3节 关于工艺计算363.3.1 最小回流比及操作回流比拟定363.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量计算373.3.3 全凝器冷凝介质消耗量373.3.4热能运用383.3.5 理论塔板层数拟定383.3.6全塔效率估算393.3.7 实际塔板数 40第3.4节 精馏塔主题尺寸计算403.4.1 精馏段与提馏段体积流量403.4.1.1 精馏段403.4.1.2 提馏段42第3.5节塔径计算43第3.6节 塔高计算45第3.7节 塔板构造尺寸拟定463.7.1 塔板尺寸463.7.2弓形降液管473.7.2.1 堰高473.7.2.2 降液管底隙高度h0473.7.3进口堰高和受液盘473.7.4 浮阀数目及排列473.7.4.1浮阀数目483.7.4.2排列483.7.4.3校核49第3.8节 流体力学验算493.8.1 气体通过浮阀塔板压力降(单板压降) 493.8.1.1 干板阻力 493.8.1.2板上充气液层阻力 493.8.1.3由表面张力引起阻力 50第3.9节 漏液验算50第3.10节 液泛验算50第3.11节 雾沫夹带验算51第3.12节 操作性能负荷图513.12.1雾沫夹带上限线513.12.2液泛线523.12.3 液体负荷上限线523.12.4漏液线523.12.5 液相负荷下限线52第3.13节 操作性能负荷图53第3.14节 各接管尺寸拟定543.14.1 进料管543.14.2釜残液出料管55第3.15节 回流液管55第3.16节 塔顶上升蒸汽管55第3.17节 水蒸汽进口管56第4章 辅助设备计算及选型57第4.1节 水冷排设计计算58第4.2节 水冷排设计选型59第4.3节 预塔进料泵选型60参照文献62附录63致 谢64 年产40万吨甲醇精馏工艺设计摘要当前，国内甲醇市场随着国际市场原油价格在变化，总体趋势是走高。随着原油价格进一步提高，作为有机化工基本原料甲醇价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选取最佳工艺利设备，同步选用最适当操作办法就成为投资者关注重点。通过查阅资料最后采用中压法在265合成400kt/a粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计阐明书一方面概述了甲醇性质和发展历史，并简介了国内甲醇工业发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。在上述工作基本之上，参照有关资料和原则对合成工段设备和管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图及管道布置图。核心词：设计；工艺；合成；第一章 甲醇精馏工艺原理第1.1节 基本概念精馏是运用不同物质挥发度不同，将液体混合物进行多次某些气化，同步又把产生蒸汽多次某些冷凝，使混合物分离到所规定组分操作过程。 精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔进料口持续加入塔内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液一某些回流入塔顶，成为回流液，别的作为馏出液（塔顶产品）持续采出。自加料位置以上某些，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸气沿塔上升，与下降液体逆流接触并进行物质传递，塔底持续排出某些液体作为塔底产品。在塔加料位置以上，上升蒸汽中所含重组份向液相传递，而回流液中轻组分向气相传递。如此物质互换成果，上升蒸汽中轻组份浓度逐渐提高，只要有足够相间接触表面和足够液体回流量，到达塔顶蒸汽将成为高纯度轻组分，塔上半部完毕了上升蒸气精制（除去其中重组份），因而成为精馏段。在塔加料口位置如下下降液体中轻组份被蒸出，重组份被提浓，故称之为提馏段。精馏塔操作应当掌握三个平衡。1.1.1物料平衡 塔总进料量（F）塔顶馏出物量（D）塔底排出物量（W）； 某一组分(x)总进料量（Fxfi）塔顶采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi） 物料平衡建立，是衡量精馏塔内操作稳定限度，它体当前她能力大小和产品质量好坏，普通应当依照入料量（F）而恰当采用馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才干保证精馏塔内操作条件稳定，当塔物料平衡被破坏时，精馏塔温度、压力降都会发生大幅度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率减少等问题，系统不能正常运营。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡操作是最频繁调节手段，操作时还必要同步考虑塔内热量平衡。1.1.2汽液平衡 汽液平衡影响到甲醇产品质量和精馏损失等，重要是通过调节精馏塔操作条件（温度、压力、负荷），来调节塔盘上面气液接触状况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济效果。汽液平衡是通过在每块板上气液互相接触进行传质和传热而实现。汽液平衡和物料及热量平衡密切有关，塔内温度、压力、物料量变化都将直接影响汽液平衡。1.1.3热量平衡 热量平衡是塔设计和操作重要根据，当精馏塔在正常运营时，塔内温度和压力是稳定，加入塔热量和出塔热量也是平衡。入塔热量涉及进料及回流流量与温度、再沸器蒸汽流量，而出塔热量则涉及塔顶、塔底出料温度、流量、汽化热以及热损失等。正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器蒸汽量来调节塔热量平衡。 总之，精馏系统操作就是要掌握好精馏塔物料平衡和热量平衡，并由此稳定好塔盘汽液平衡，来达到产品质量合格，同步排放废液中甲醇含量低、甲醇收率高目。第1.2节 甲醇精馏工艺1.2.1 甲醇精馏工艺来自甲醇合成工序粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70，然后进入预蒸馏塔精馏。塔顶出来蒸汽温度为74.2，相应压力为0.13MPa(A)，先通过预塔冷凝器A在65左右将其中大某些甲醇冷凝下来，冷凝下来甲醇进预塔回流槽，未冷凝气体则进入预塔冷凝器B冷却至40后某些冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也进入预塔回流槽，预塔回流槽液体由预塔回流泵加压后作预蒸馏塔回流液，由预塔冷凝器B出来气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150后去气柜。向萃取槽中补入除盐水作预蒸馏塔萃取剂。排放槽出来甲醇液由排放槽泵加压后送回收塔。 由除盐水和固体氢氧化钠在碱液槽中制备5%10%NaOH溶液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中有机酸，控制预蒸馏塔塔底甲醇溶液PH值在8左右。 预蒸馏塔塔底排出液由加压塔进料泵加压后送往加压精馏塔精馏，加压精馏塔操作压力约0.8MPa。塔顶甲醇蒸汽温度约128，至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一某些送往加压精馏塔作回流液，另一某些经精甲醇冷却器冷却后送精甲醇计量槽。 加压精馏塔塔底排出液送往常压精馏塔。常压塔顶甲醇蒸汽温度约66，经常压塔冷凝器冷却至40后进常压塔回流槽，由常压塔回流泵加压后一某些作常压精馏塔回流液，另一某些送精甲醇计量槽。常压塔再沸器热源为加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽。常压精馏塔塔底排出含少量甲醇废水由回收塔进料泵加压后送甲醇回收塔回收塔塔顶蒸汽经回收塔冷凝器冷却至40后进回收塔回流槽，由回收塔回流泵加压后一某些作回收塔回流液，另一某些送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇废水一某些由废水泵加压后送某些氧化装置，另一某些送入排放槽作洗涤水。 各精馏塔再沸器热源为0.7MPa低压蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇预热器作热源，然后去除盐水站。 本工序含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽。这样可避免设备、管道在检修时排出含醇放净液对环境导致污染。 在生产过程中，常压塔顶会浮现不凝气积累而影响塔操作，这可从常压塔顶温度、压力相应关系判断。这某些不凝气排放是通过常压塔冷凝器上放空阀来实现，排放气送放空总管高点放空。预蒸馏塔和甲醇回收塔压力由PV-15501A和PV-15501B分程调节。阀后不凝气通过放空总管高点放空。?加压精馏塔压力由调节阀PV15521控制。? 常压精馏塔压力由PV-15530A和PV-15530B分程调节。压力低于-0.02MPaG时补氮气，压力高于0.015MPag阀门PV-15530B启动放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上流量调节阀调节。塔底液位由塔底出口管线上液位调节阀调节。1.2.2 重要设备和泵参数重要设备参数和重要泵参数分别见表1-1.表1-2.表1-1重要设备参数表?设备名称 规格 设计参数 设计压力/MPa设计温度/ 脱醚塔DN1400x236350.290 加压精馏塔DN0.8150 常压精馏塔DN1800x359170.2110 脱醚塔再沸器DN900x3503管程:0.2;壳程:0.8管程:100;壳程:170 加压塔再沸器DN1300x4444管程:1.0;壳程:1.0管程:150;壳程:180 常压塔再沸器DN1600x4781管程:0.2;壳程:0.8管程:120;壳程:125 脱醚塔冷凝器DN800x4357管程:0.5;壳程:0.2管程:40;壳程:80 常压塔冷凝器DN1000x5136管程:0.57;壳程:0.2管程:50;壳程:100 杂醇油冷却器DN250x2447管程:0.5;壳程:0.18管程:50;壳程:100 ?表1-2 重要泵参数表?泵名称流量/(m3/h)扬程/m人口压力/Mpa使用温度/ 粗醇泵3050常压40 脱醚塔回流泵30500.1280 加压塔进料泵30100常压78 加压塔回流泵30600.7122 常压塔回流泵30640.1362 残液泵10500.15109 1.2.3膨胀节材料选用加压塔再沸器和常压塔再沸器气体出口管均是高温甲醇蒸气，加压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1500C，压力为0.7MPa，常压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1150C，压力为0.16 MPa，两根管道需要加膨胀节来克服管道热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家以为只要是不锈钢材料即可，其实，最佳材料选用应当用316L不锈钢材料。由于304不锈钢对甲醇气耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇气耐腐蚀性能要好某些。 第2章 甲醇生产工艺计算化工生产工艺计算重要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算是作为化工工艺过程设计、工艺管路选取及生产管理、工艺条件选取重要根据；对于平衡原料、产品产量，选取最佳工艺条件，拟定操作控制指标，合理运用手产中废料，废气，废热均有重要作用。第2.1节 甲醇生产物料平衡计算甲醇生产中，原料气量与构成在一定范畴内是依照物料平衡计算和生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮比例等。在生产过程中，也会产生不需要或者有害组分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有还必要在生产过程中测定。为了最后求得合成甲醇和合成氨所需要总原料气量，保持反映及平衡组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨全过程达到平衡。计算年产400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分别占合成气0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(质量分数)，原料液温度：45设计规定：塔顶甲醇含量不不大于99%(质量分数) 塔底甲醇含量不不不大于0.5%(质量分数)产品粗甲醇构成（质量为）：甲醇（CH3OH） 84%二甲醚（CH3）2O） 0.36%高档醇（C4H9OH） 0.30%高档烷烃（C8H18） 0.24%水（H2O） 5%产量分派为：合成氨60kt/a,181.8 t/d 7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2 t/d 5.05t/h计算实现合成氨产量筹划所需要原料气（醇后气）量：（1）参加反映理论耗气量 依照反映方程式：1 H2 N2=NH3则耗氢气为：1 =55764kmol/h=1247.424Nm3/h =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h（2）原料气中惰性气含量为 （1247。4244157.216）=167.966Nm3/h其中CH4为100.78Nm3/h，Ar为67.19Nm3/h（3）在压力为30106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：查物性手册表7，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H2 34.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。（4）液氨在贮罐气中扩散损失查物性手册表，在1.6106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为 = Nm3/hG氨损=36。24 Nm3/h（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH 0.05%则每小时需要G醇后气为=17505.95 Nm3/h其中：CO2 2415.08 Nm3/h CO 332.61 Nm3/h CH3OH 8.75 Nm3/h于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表达第2.2 节 生产甲醇所需原料气量 表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其构成耗用量 气体构成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小计 合成氨反映12471.4244157.2616628.64 精炼损耗332.61245.088.75586.44 液氨中溶解损耗26.0724.3250.39 续表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其构成耗用量 气体构成，Nm3/h H2N2COCO2CH4ArCH3OH小计 氨扩散损耗54.3718.1272.49 惰性气100.7867.19167.966 共计醇后气构成，%12551.86471.74199.6623.99332.611.9245.081.4100.780.5767.190.388.750.0517505.931002.2.1生产甲醇所需原料气量（1）合成甲醇化学反映主反映：CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol (2-2)副反映：2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol (2-3)CO+3H2=CH4+H2O+115.69 KJ/mol (2-4)4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol (2-5)8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98 KJ/mol (2-6)（2）粗甲醇组分，算得组分生成量甲醇（CH3OH） 5938.972Kg/h 即185.59 Kmol/h，4157.216 Nm3/h二甲醚（CH3）2O） 20.823 Kg/h 即 0.453 Kmol/h，10.147 Nm3/h高档醇（C4H9OH） 20.192 Kg/h 即0.273 Kmol/h，6.115 Nm3/h高档烷烃（C8H18） 14.513 Kg/h 即0.127 Kmol/h，2.843 Nm3/h水（H2O） 315.5 Kg/h 即 17.528 Kmol/h，392.6 Nm3/h（3）生产测提，按反映式（2-4）每生产1t粗甲醇同步，CH4生成量为7.56 Nm3/h；即0.34 KmolCH4/t粗甲醇，因此CH4小时生生成量为3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。（4）忽视由原料气带走水分，依照反映式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反映（2-6）生成反映水为：17.5280.4530.17170.27330.1278=15.07 kmol/h即在逆变换反映中生成15.07 kmol/hCO和H2O（5）当压力为10106Pa，在30时，每1t粗甲醇中溶解反映气构成如表2-2所示。表2-2 混合气在粗甲醇中溶解量组分COCO2H2N2CH4（CH3）2O小计 溶解量 Nm3/t9.816.5825.923.260.761.9248.25 Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.9724.364 构成，%20.3213.6353.736.761.583.98100（6）粗甲醇弛放气中甲醇扩散损失依照测定，在35。C时液态甲醇中释放CO、CO2、H2等混合气中，每含37.14g甲醇。假设经减压生液相中溶解气体除二甲醚外所有释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）0.03717=1.209Kg/h即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h式中0.06为二甲醚减压后释放量。由于反映式（2-2）生成二甲醚有10.147 Nm3/h,其中有0.97 Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06 Nm3/h扩散进入气相（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h时，带入甲醇为17505.930.05%=8.75 Nm3/h（8）综合表2-1和2-2，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所构成，列表2-3。表2-3进早醇合成塔新鲜气构成组分COCO2H2N2CH4Ar小计 合成甲醇消耗，Nm3/h3905.247340.8888823.5161.646-3.64413071.297 合成氨消耗，Nm3/h332.61245.0812375.384199.656100.7867.1917497.18 新鲜气消耗，Nm3/h、4237.857588.968213750384201.30297.13667.1930564.833 新鲜气构成，%13.861.9269.9313.740.320.21100 （9）变换气需要量如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2，N2损失，查化工热力学在压力2.5106Pa，30。C，H2和N2在水中溶解度为0.427 Nm3/t和0.329 Nm3/t水已知水洗塔气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833 Nm3/h。则H2，N2在水洗过程中损耗为H2：30264.8330.427=13051.184 Nm3/hN2：30564.8330.329=1055.83 Nm3/h已知：变换气中CO2含量（G变CO2）为：G变CO2=20872.38 Nm3/h于是，进水洗塔变换气流量与构成如表2-4所示。表2-4变换气流量及构成组分COCO2H2N2CH4Ar小计 流量，Nm3/h4237.85720644.50834426.56414257.13297.13667.1973730.387 构成，%5.752819.3419.340.090.09100 （10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%，依照表2-3，设甲醇塔出塔气量斯社（G醇出塔）为G醇出塔=146898.09 Nm3/hG醇循环=1746898.0917505.934582.422+3.8523.394 =1247.90.194 Nm3/h故得循环气各组分量如表2-5所示表2-5甲醇塔循环气量及其构成组分COCO2H2N2CH4 流量，Nm3/h2371.0141747.06388913.01330561.119686.646 构成，%1.91.471.2524.490.05 续表2-5甲醇塔循环气量及其构成组分CH4ArCH3OH小计 流量，Nm3/h686.646449.24562.395124790.194 构成，%0.050.360.05100449.245（11）甲醇合成塔玉塔气量计算依照G入四醇塔=G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔气流量能构成计算由于G醇出塔=G醇入塔G醇反映+G醇G醇副产物，依照（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及构成及构成表2-6甲醇合成塔入塔气量组分COCO2H2N2 流量，Nm3/h6608.871233.03191088.39334762.421 构成，%4.851.7166.925.53 续表2-6甲醇合成塔入塔气量组分CH4ArCH3OH小计 流量，Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 构成，%0.580.380.046100 表2-7甲醇合成塔出塔气流量及构成组分COCO2H2N2CH4Ar 入塔气流量，Nm3/h6608.8712333.03191088.39334762.421783.482516.435 合成反映消耗，Nm3/h3900.293337.5688810.426 反映生成物，Nm3/h3.85 出塔气流量，Nm3/h2708.5781995.46382277.96734762.421779.632516.435 构成%2.121.5664.4527.230.610.40 续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及构成组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O共计 入塔气流量，Nm3/h62.395136455.028 合成反映消耗，Nm3/h136048.28 反映生成物，Nm3/h4165.9666.11510.1472.843369.914558.831 出塔氢流量，Nm3/h4228.3616.11510.1472.843369091127665.581 构成，%3.310.0080.29（13）醇分离器出口气体和液体产品流量与构成如表2-8所示。表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与构成组分COCO2H2N2CH4Ar 分离器损失气量，Nm3/h4.9543.3213.091.6460.384 出分离器气体流量，Nm3/h2713.6241992.14382264.87734760.775779.248516.435 出分离器气体构成，%2.201.6266.8328.240.630.42 出分离器液体量，Nm3/h 出分离器液体构成，% 出分离器液体重量，Kg/h 出分离器液体构成，% 续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与构成组分CH3OHC4H9OH（CH3）2OC8H18H2O共计 分离器损失气量，Nm3/h0.84724.004 出分离器气体流量，Nm3/h71.1459.117123097.364 出分离器气体构成，%0.06100 出分离器液体量，Nm3/h4157.2166.1510.1472.843369.914546.266 出分离器液体构成，%91.440.130.220.0628.14100 出分离器液体重量，Kg/h5938.8831.3020.8414.47297.256302.7.339 出分离器液体构成，%94.230.500.330.234.7100 （14）粗甲醇在中间储槽减压放出弛放气流量与构成如表2-9表2-9 甲醇施放气流量与构成组分COCO2H2N2CH4CH3OH共计 施放气流量， Nm3/h4.9543.3213.091.6460.3840.6124.004 构成，%20.6413.8354.536.861.602.54100（15）醇后气经精炼气流量与构成如表2-10所示。表2-10 精炼气流量构成组分H2N2CH4Ar共计 精炼气流量，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.1916915.85 构成%74.2024.830.570.40100.00（16）依照表2-1，表2-10得氨合成塔生产最后平衡，见表2-11表2-11 氨合成塔物料平衡表消耗分类H2N2CH4Ar反映生成NH3共计 精炼气，Nm3/h12551.8644199.6697.13667.19 溶液损耗，Nm3/h26.0724.32 小计1252.7944175.3497.13667.19 合成反映消耗，Nm3/h12525.7944175.348349.18 吹出气，Nm3/h0.7597.13467.19165.076 氨扩散损耗，Nm3/h36.2436.24 合成氨产量，Nm3/h8312.948312.94 合成氨产量，kg/g6308.9286308.928粗甲醇精馏几乎所有是物理过程，其物料平衡计算与上述订算办法有一定差别。第2.3节 联醇生产热量平衡计算物料平衡计算之后，可以依照各段物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可觉得生产过程提供热能供需量、如热互换换热面积、热介质或冷介质消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量消耗定额，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损耗，以此作为实现高产。低耗重要手段落。生产过程中重要是输入和输出热量和能量，能量或热量转换是基于能量守衡定律。在一种封闭体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基本，在持续生产过程中是以单位时间来计算，把装置或过程中所发生化学反映热效应、物理变化热效应、从外界输入热量和随反映物、化学产物带出热量以及设备、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热量平衡计算依照以上提供条件和计算成果。工艺条件：（1）进塔气体温度平均准时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合成反映和副反映反映热，kJ/h； G出塔了合成塔各组分，涉及反映物、生成物流量，Nm3/h； Gm入各组分比热容，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、辛烷生成热，KJ/h；Qr6二氧化碳逆变换反映反映热，KJ/h。而 =G 式中 Gr各组分生成量，生成反映热量变化kJ/ m3或kJ/mol。B. 全塔入热计算查物性手册，压力为10106Pa，依照表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依照计算条件，入塔气温为40。C，因此入塔总热量为192197.65540=7687906.2kJ/h 表2-12 甲醇合成塔入塔各组分比热容和热量组分COCO2H2N2 比热容kJ（ kmol。C）32.8790.9829.3932.99 入塔量 Nm3/h66608.8712333.03191088.39334762.421 Kmol/h295.039104.1534066.4471551.894 入塔热量，kJ/(h。C)9697.9329475.84011951.87751196.983续表2-12 甲醇合成塔入塔各组分比热容和热量组分CH4ArCH3OH共计 比热容kJ（ kmol。C）45.1425.1655.69 入搭量 Nm3/h783.482516.43562.395136155.028 Kmol/h34.97723.0552.7856078.349 入塔热量，kJ/(h。C)1578.862580.064155.097192197.655C.塔内反映热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2 按反映式（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比热容，依照表2-8甲醇 合成塔出口物料流量，并按Q出塔=G出塔Cm入，分别算出出塔各组分热量，列表为2-14。表2-13甲醇合成塔内反映热组分CH3OH（CH3）2OC4H9OH 生成热，kJ/h102.3749.62200.39 生成量 Nm3/h4157.21610.1476.115 Kmol/h185.590.4530.273 反映生成热，kJ/h18998848.322477.8654706.47 续表2-13甲醇合成塔内反映热组分C8H18CH4CO共计 生成热，kJ/h95