煤制甲醇合成工段工艺设计

年产25万吨煤制甲醇合成工段工艺设计
摘要
在有机合成工业中，甲醇是第四大基础原料，被广泛应用于人们的生活中，近几年，甲醇需求量高速增长。

在工业生产中，甲醇合成工段在生产甲醇中占据重要的部分，因此，本设计是在低压下利用列管式等温反应器合成甲醇，对煤制甲醇过程中甲醇合成工段进行设计，并对甲醇合成工段进行物料衡算、热量衡算和合成工段所需的反应器及附属设备进行设计，确定甲醇反应器的类型、壳体直径、封头等结构及尺寸，编制设计说明书，绘制煤制甲醇合成工段工艺流程图、反应器结构图、设备平面布置图和设备立面布置图。

关键词甲醇; 合成工段; 工艺设计；反应器
With an annual output of 250000tons of methanol
synthesis process design
Abstract
In organic synthesis industry, methanol is the fourth big basic raw materials, widely used in people's life, in recent years, methanol demand rapid growth. In industrial production, methanol synthesis section occupy an important part in the production of methanol, as a result,The main content of this design is in the process of coal methanol synthesis methanol synthesis process of design, and the methanol synthesis process of material balance, heat balance and reactor and ancillary equipment needed for the section design, determine the type of methanol reactor, shell diameter, sealing the top structure and size, preparation of design specifications, process flow diagram and drawing coal methanol synthesis section process flow diagram, reactor structure, equipment layout and elevation layout.
Keyword Methanol, synthesis section, process desig,reactor
目录
第1章绪论 (1)
1.1 甲醇的性质 (1)
1.2 甲醇的用途 (2)
1.3 甲醇的生产方法 (2)
1.3.1 高压法 (2)
1.3.2 低压法 (3)
1.3.2 中压法 (3)
1.4 设计任务 (4)
1.4.1 设计的依据 (4)
1.4.2 设计的内容 (4)
1.4.3 设计的条件 (4)
1.4.4 产品质量标准 (4)
第2章工艺流程 (5)
2.1 催化剂 (5)
2.2 甲醇反应器 (6)
2.3 甲醇合成工艺流程 (8)
2.3.1 操作条件 (8)
2.3.2 工艺流程 (8)
第3章物料衡算及热量衡算 (9)
3.1 甲醇合成工段的物料衡算 (9)
3.1.1 设计的条件和参数 (9)
3.1.2 化学反应 (9)
3.1.3 物料衡算 (10)
3.2 热量衡算 (17)
3.2.1 反应器热量计算 (17)
3.2.2 反应物料预热器热量计算 (20)
3.2.3 水冷器热量计算 (22)
第4章反应器的工艺计算 (25)
第5章附属设备设计及计算 (29)
5.1 循环压缩机的选型 (29)
5.2 水冷器的计算 (29)
5.3 分离器的选型 (34)
5.4 贮槽的选型 (34)
甲醇合成工段主要设备一览表 (34)
结论 (35)
致谢 (36)
参考文献 (37)
附录A 译文 (38)
译文标题 (38)
附录B 外文原文 (46)
第1章 绪论
1.1 甲醇的性质
甲醇是饱和脂肪醇中最简单的一元醇，因为它最先是由木材中干馏获得的，所以俗名又称为“木醇”或“木精”。

在常温下，纯甲醇是易流动、易挥发、可燃、并具有与酒精相似气味的有毒的无色透明液体，熔点为175.6K ，沸点为337.8K ，闪点为285.22K ，自燃点为743K ，相对密度为0.7915(20度/4度)，甲醇蒸汽与空气可以形成爆炸性的混合物，爆炸的极限下限为6.0%，上限为36.5%，甲醇能与水、苯、乙醚、丙酮以及大多数有机溶剂按任意的比例混溶，但与水不可形成共沸物，所以可以用分馏的方法分离甲醇和水；甲醇是一种良好的溶剂，能溶解多种树脂，但脂肪在甲醇中不能溶解[1]。

甲醇的化学性质较活泼，能进行氧化、酯化、羰基化、胺化、脱水、裂解、氯化等一些反应[2]。

（1）氧化
CH 3OH+1/2O 2−−→
−g A HCHO+H 2O （2）酯化
CH 3OH+HNO 3−→−CH 3NO 3+H 2O
（3）胺化
CH 3OH+NH 3−−−−−−−−−−−−−→−活性氧化铝，,693-643a 20-5K MP CH 3NH 2+H 2O
（4）脱水
2CH 3OH −−−−−−−−→−高温，酸性催化剂CH 3）2O+H 2O
（5）裂解
CH 3OH −→−铜
CO+2H 2 （6）氯化
CH 3OH+HCl −−−−→−O Z O Z r /n CH 3Cl+H 2
O
1.2 甲醇的用途
有机合成工业中，甲醇是仅次于乙烯、丙烯和芳烃的第四大基础原料，被广泛地应用于生产塑料、有机合成、农药、医药、染料和国防等工业[1]。

目前，甲醇主要被用于生产甲醛，其用量占总量的大约一半以上，用甲醇为原料，经羰化反应直接合成醋酸已工业化；甲醇与汽油混合可作为汽车燃料，用于合成的甲基叔丁基醚作为汽油添加剂；甲醇还可以作为较好的人工合成蛋白的原料，其蛋白转化率高，发酵的速度快，无毒，价格又便宜，所得到的人造蛋白是非常好的畜禽饲料[3]。

目前，世界上年产10万吨的甲醇制造蛋白的工业装置已经在运转了，年产30万吨的大型装置已经在设计中；甲醇化工已经成为了化学工业中一个十分重要的领域[4]。

甲醇的消费已经大大超过了它的传统的用途，甲醇潜在的消耗使用量已经大大的超过了其化工的用途，渗透到了国名经济的各个部门，以后甲醇的发展速度会更加的迅速[4]。

1.3 甲醇生产方法
1.3.1 高压法
图1-1 高压法合成甲醇工艺流程
采用高压法合成甲醇的工艺流程如图1-1 所示
1923年，德国BASF(巴登苯胺烧碱公司)的Mittsach和Schneider发明了高压发
合成甲醇的工艺，这是最初生产甲醇的方法，一般采用的是锌铬催化剂，反应压力为19.6-29.4Mpa，温度在360-400℃。

考虑高压法有很多负面影响，所以其发展一直以来都处于停顿状态。

1.3.2 低压法
低压法：合成压力为4.0-5.0 Mpa，反应温度低为200-300℃，所用的铜基催化剂（含铜、铬、锌）比高压合成法所用的催化剂活性高，选择性好，所得粗甲醇中甲醇质量分数高，因而使甲醇收率提高，生产成本下降，适用于中小规模生产[5]。

其中使用较多的低压合成法有I.C.I低压法和Lurgi（鲁奇）低压法。

图1-2 低压法合成甲醇工艺流程
1.3.3 中压法
20世纪70年代初期，随着甲醇工业的大型化发展，在低压的基础上改进，获得中压法(9.8-12.0 Mpa)，中压法所用反应器与低压法相同，流程也与低压法类似，所用催化剂也和低压法一致，反应温度230-280℃，但动力消耗也随压力的提高而增加[5]。

生产甲醇方法还有：液化石油气氧化、甲烷氧化、一氧化碳和氢气合成[6]。

甲醇合成工序至关重要，比较合成甲醇的三种方法，考虑投入资金、生产成本、甲醇质量，设计最终采用低压法。

主反应式方程式：CO+ H2→CH3OH。

1.4 设计任务
1.4.1 设计的依据
设计依据详见附录1毕业设计论文任务书。

1.4.2设计的内容
甲醇合成工段工艺设计
重点：甲醇合成的工艺流程设计，物料衡算和热量衡算，反应器的工艺计算，绘制煤制甲醇合成工段工艺流程图（物料流程图及带控制点的工艺流程图）、反应器结构图、设备平面图及设备立面图。

1.4.3 设计的条件
（1）生产能力：年产量为25万吨，年工作日为330天。

（2）工作制度：日工作时间24h，每日3班，每班8h，轮流替换，连续生产。

1.4.4 产品质量标准：
产品(精甲醇)执行国家标准，具体指标如下：
项目指标
优等品一等品合格品
色度(铂－钴)，号≤密度，g/cm3
温度范围℃
沸程（包括64.6±0.1）℃
高锰酸钾试验，min ≥水溶性试验
水分含量，% ≤酸度(以HCOOH计)，% ≤或碱度(以NH3计) % ≤羰基化合物含量(以CH2O计)，% ≤蒸发残渣含量，% ≤
5 10 0.791～0.792 0.791～0.793
64.0～65.5
0.8 1.0 1.5
50 30 20
澄清
0.10 0.15
0.0015 0.003 0.005 0.0002 0.0008 0.0015 0.002 0.005 0.01 0.001 0.003 0.005
要求所生产的甲醇至少达到合格品要求。

其他生产条件根据实际设计情况拟定。

第2章工艺流程
2.1 催化剂
目前，在国外，采用铜系催化剂的有托普索公司的MK-101低压甲醇催化剂和ICI 公司的ICI51-7铜系催化剂等；国内主要有西南化工研究设计院（四川天一科技）生产的XNC-98型甲醇催化剂和南化集团研究院生产的C306、C307新型低压甲醇催化剂，其主要性能见下表[7]：
表2-1 目前甲醇合成常用的几种催化剂性能表
催化剂型号
相对时空收率
210℃230℃250℃270℃
操作条件
压力/MPa 温度/℃
操作空速/h-1
XNC-98 ICI-51-7 MK-101 ICI51-3 C79-05-GL 1.00
0.86
0.88
0.80
0.70
1.00
0.96
0.91
0.87
0.76
1.00
0.98
0.96
0.88
0.85
1.00
1.00
0.95
0.93
0.94
5.0~10.0
-
9.8
7.8~11.8
1.5~11.7
190~290
-
220~270
190~270
220~330
12000
12000
10000
10000
-
实际上，整体而言，国内与国外相比，甲醇催化剂的使用成效差，反应压力高于国国外，国内生产的甲醇净收率也低于国外、国内的甲醇催化剂含的杂质多，使用寿命短（一般相当于国外的一半），但国外催化剂的使用价格太高，可能比国内高两倍不止，国内需要的企业无法接受。

上述两家国内的甲醇催化剂厂的催化剂差异小，性能差不多，存在不同程度的结蜡现像都是他们的致命弱点，给生产造成了某些麻烦，不过有一定的性价比。

从表中可以看出，XCN-98型催化剂各方面性能都比C型的好，其性价比较高。

（1）XCN-98型催化剂能更彻底地与合成气接触，催化剂的反应效率高。

（2）XCN-98型催化剂温度适用范围广（200-230℃），而C307型只有210-215℃所以，使用寿命比C307型长。

（3）XCN-98型催化剂耐热后活性由1.2上升到1.55，而C307型由1.3下降低到1.0，甲醇空时的产率比C307高百分之五十左右。

催化剂型号
合成塔进口温度
初期末期
生产能力
kg/L·h
比表面积
m2/g
甲醇空时产率g/ml催化剂·h
初活性耐热后活性
C307 XCN-98 210
200
225
230
1.05
1
90~110
100~160
1.3
1.2
1.0
1.55
综上，设计采用国内的XCN-98型催化剂。

2.2 甲醇反应器
整个系统中，最重要的设备就是甲醇反应器，又称甲醇转化器或者甲醇合成塔，作用是使CO和H2在塔内的催化剂层中合成甲醇。

工艺对甲醇反应器的要求：
（1）甲醇合成反应是放热的过程，因此，合成反应器的结构应能保证在反应过程当中及时将反应的热量移出，以保持反应温度经尽可能接近理想温度分布[8]。

（2）甲醇产量高[8]。

（3）要充分利用反应器的体积，尽量多填装催化剂，提高设备的利用率[8]。

（4）反应器的结构要求简单紧凑，坚固、气密性好，便于拆卸、检修等[8]。

甲醇反应器主要由三部分构成：外筒、内件和电加热器，其中，外筒是一个高压的容器，一般是由多层钢板卷焊而成的，有些则是用扁平绕带绕制而成的；而内件型式很多，置于外筒之外，内件是由催化剂筐和换热器两部分构成，其中催化剂筐为核心[4]。

下面介绍两种最常见的固定床气固催化反应器
（1）冷激式
这种反应器是最先的低压甲醇反应器，结构比较简单,主要由催化剂入口、催化剂出口、反应物料进口、反应物料出口、气体喷头、塔体等组成，用进塔冷气冷激来带走反应热。

但是，由于碳氧化物分压增大,甲醇的选择性下降，且碳的转化率低，催化剂的寿命比通常催化剂都短[9]。

（2）列管式等温反应器
列管式等温反应器的结构示意图如图2-2所示
图2-2列管等温甲醇反应器结构示意图
这种反应器与列管式换热器很相似，催化剂装填在列管内，壳程走的是沸腾锅炉水，带走反应热，可以使其沿管长温度几乎不变，避免了催化剂的过热，延长了催化剂的使用寿命[9][1]。

这种反应器的优点是温度易于控制，单程转化率较高，循环气量小，能量利用较经济，反应器生产能力大，设备结构紧凑[9]。

合成甲醇的反应器还有冷管式、水管式、多床内换热式等。

综上，设计选用列管式等温反应器。

2.3 甲醇合成工艺流程
2.3.1 操作条件
反应器为列管式等温反应器，催化剂为XNC-98型甲醇合成催化剂，催化剂装于列管中，管外走的是沸腾锅炉水。

进入反应器的物料温度：225℃； 反应器入口的压力：5.14MPa ； 离开反应器的物料温度：255℃； 反应器出口的压力：4.9 MPa 。

2.3.1 工艺流程
甲醇合成工段的工艺流程简图如图2-3所示
图2-3 甲醇合成工段工艺流程简图
（1）新鲜气和循环气进入压缩机，被压缩到5.14MPa ； （2）混合后的新鲜气和循环气进入预热器预热至225℃； （3）从预热器出来的混合气进入甲醇反应器进行反应；
（4）从甲醇反应器内出来的合成气经预热器和两个并联的甲醇水冷器； （5）最后，粗甲醇在甲醇分离器中被分离，进入粗甲醇贮槽；混合气从甲醇分离器顶部分离出来先排放一部分废弃物，和新鲜气按一定比例混合后升压，送回甲醇反应器继续反应。

第3章 物料衡算及热量衡算
3.1 甲醇合成工段的物料衡算
3.1.1 设计的条件和参数
出塔气
入塔气
粗甲醇
出分离器气体
循环气
弛放气
新鲜气
已知：年产量为25万吨的精甲醇，年工作日为330天
表3-1 各物质的摩尔质量
组分 H 2 CO CO 2 CH 4 N 2 CH 3OH (CH 3)2O C 4H 9OH H 2O
摩尔质量
（g/mol ） 2 28 44 16 28 32 46 74 18
精甲醇中的甲醇含量为99.95%
表3-2 粗甲醇组成
组分 甲醇 二甲醚 重组分 水 百分含量
93.86%
0.20%
0.03%
5.91%
每小时生产精甲醇的量为：
h t /57.3124
33010000
25=⨯⨯
每小时生产粗甲醇的量为：h t /62.33%
86.93%
95.9957.31=⨯
3.1.2 化学反应
反应器中，CO 和H 2可以发生很多复杂的化学反应。

（1）发生的主反应
CO+2H2=CH3OH 式(1) （2）发生的副反应
2CO+4H 2 = (CH 3)2O+H 2O 式(2) CO+3H 2 =CH 4+H 2O 式(3) 4CO+8H 2 = C 4H 9OH+3H 2O 式(4) CO 2+H 2= CO+H 2O 式(5) 3.1.3 物料衡算
(1) 根据粗甲醇的组分，各组分的生成量计算如下： 甲醇= 31565.66kg/h
即31565.66÷32=h kmol /986.43 986.43⨯22.4=22095.96m 3/h 二甲醚 =33.62⨯0.0020⨯1000=67.24 kg /h
即67.24÷46=1.46kmol/h 1.46⨯22.4=32.70 m3/h
异丁醇= 33.62⨯0.0003⨯1000=10.086kg/h
即10.086÷74=0.14kmol/h 0.14⨯22.4= 3.05m3/h
水= 33.62⨯0.0591⨯1000=1986.942 kg/h
即1986.942÷18=110.39kmol/h 110.39⨯22.4= 2472.64/h
m3
反应过程中，每小时生成甲烷量：33.62×1.52=51.1024 m3/h
即51.1024÷22.4=2.28kmol/h，2.28×16=36.5kg/h。

忽略原物料带入水分，由反应(2)、(3)、(4)可得反应(5)生成的H2O的量为：101.39-1.46-0.14⨯3-2.28=106.23kmol/h，即在CO的逆变换中生成的H2O的量为106.23kmol/h，即2379.552 m3/h。

5Mpa、40℃时，查表[10]可得：
表3-3 1吨粗甲醇中合成气溶解情况表[16]
气体H2CO CO2N2Ar CH4
溶解量（m3/t粗甲醇） 4.364 0.815 7.780 0.365 0.243 1.680
则粗甲醇中溶解气体量：H2=33.62×4.364 =146.72m3/h
即146.72÷22.4=6.55kmol/h
CO= 33.62×0.815 = 27.40m3/h
即27.40÷22.4=1.22kmol/h
CO2 = 33.62×7.780 =261.56m3/h
即261.56÷22.4=11.68kmol/h
N2 = 33.62×0.365 = 12.27m3/h
即12.27÷22.4=0.55kmol/h
Ar = 33.62×0.243 = 8.17m3/h
即8.17÷22.4=0.36 kmol/h
CH4 = 33.62×1.680 = 56.48m3/h
即56.48÷22.4=2.52kmol/h
甲醇扩散损失为：
(146.72+27.40+261.56+12.27+8.17+56.48) 37.14/1000=19.04kg/h 即0.595kmol/h，13.328Nm3/h
（2）物料消耗情况
表3-4 物料消耗情况表
消耗方式单
位
物料消耗量
一氧化碳氢气二氧化碳氮气等
合计
反应（1）
反应（2）反应（3）反应（4）反应（5）
气体溶解扩散损失
合计
组成kmol/h
Nm3/h
kmol/h
Nm3/h
kmol/h
Nm3/h
kmol/h
Nm3/h
kmol/h
Nm3/h
Nm3/h
Nm3/h
Nm3/h
%（V
986.43
22095.96
2.92
65.4
2.28
51.10
0.56
3.05
（106.23）
（2379.5）
27.40
13.33
19876.74
28.546
1972.86
44191.92
5.84
130.8
6.84
153.30
1.12
6.1
106.23
2379.5
146.72
47008.34
67.512
106.23
2379.5
261.56
26.66
2667.72
3.831
76.92
76.92
0.111
66287.88
196.2
204.4
9.15
4759
512.6
39.99
69629.72
100
注：括号内为生成量；反应(5)项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量（3）物料生成情况
表3-5 物料生成情况表
生成方式单
位
生成物料量
甲烷甲醇异丁醇二甲醚水
合计
反应（1）
反应（2）反应（3）反应（4）反应（5）
扩散损失
合计
组成
kmol/h
m3/h
kmol/h
m3/h
kmol/h
m3/h
kmol/h
m3/h
kmol/h
m3/h
m3/h
m3/h
Kg/h
%（kg）
2.28
51.10
986.43
22095.96
（13.33）
22095.96
31565.76
93.86
0.14
3.05
3.05
10.36
0.03
1.46
32.70
32.7
67.16
0.20
1.46
32.70
2.28
51.10
0.42
9.15
106.23
2379.52
2472.47
1987.02
5.91
22095.96
65.4
102.2
12.2
4759.04
24604.18
33630.30
100
（4）新鲜气和弛放气
表3-6 弛放物料组成表
气体一氧化碳二氧化碳氢气甲醇甲烷氩气氮气组成(V)% 9.16 3.11 81.20 0.61 1.89 0.82 3.21
消耗CO总量= 新鲜气中CO量
即：9.77%G
19876.74
9.16%G
0.61%G
19876.74+
=
+
+
同理，新鲜气中：二氧化碳量=2667.72+0.311%G
氢气量=47008.34+ 82.42%G
甲烷量=5.38+1.89%G
氩气量=8.17+0.82%G
氮气量=12.27+321%G
表3-7 新鲜气组成表
组分 单位 气量 m 3/h 新鲜物料 m 3/h 一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲烷 氩气 氮气
19876.4+9.77%G 2667.72+ 3.11%G 47008.34+81.20%G 5.38+ 1.89%G 8.17+ 0.82%G 12.27+3.21%G
69578.26 1.0122G +
在反应过程，新鲜气中的N 2 和 Ar 含量不变，保持在百分之0.42
4.03%G 20.44Ar N 2+=+）（
%
42.0 4.03%G
20.441.0122G 69578.28+=
+
计算得： G=7539.51m 3/h （弛放气量）
1.0122G 69578.28 +=77209.75 m 3/h （新鲜气量） 所以弛放气中CO 气量=7539.51×9.16%=690.62 m 3/h 同理可得弛放气中其他气体气量，整理得出表3-8
表3-8 弛放物料组成
气体 一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲醇 甲烷 氩气 氮气 组成(V)% 气量m 3/h
9.16 690.62
3.11 23
4.48
81.20 6122.08
0.61 45.99
1.89 24
2.02
0.82 61.82
3.21 142.50
新鲜气中CO 气量=19876.4+ 9.77%×7539.51 =20707.65 m 3/h
同理可得新鲜物料中其他气体气量，整理结果如表3-9
表3-9 新鲜气组成
气体 一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲醇 氩气 氮气 气量m 3/h 组成(V)%
20707.65 26.82
2918.53 3.78
53135.75 68.82
138.98 0.18
239.35 0.31
69.49 0.09
（5） 循环气的气量确定
消耗生产新鲜气循环气出塔G G G G G -++=
即：++=77209.75G G 循环气出塔24604.18－69629.72 循环气G =+32184.21
测得：已知离开反应器气体中甲醇的含量为5.84%，则有：
（循环气出塔G G =×0.61%+7539.51×0.61%+22095.96+13.33）/ 出塔G =0.0584 解得：循环气G =377602.29； 出塔G =418812.62。

表3-10 循环气组成
气体 一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲醇 甲烷 氩气 氮气 组成(V)% 气量m 3/h
9.16 34588.37
3.11 11743.43
81.20 306613.06
0.61 2303.37
1.89 7136.68
0.82 3096.34
3.21 12121.03
（6） 进入反应器气体
新鲜气循环气入塔G G G +==377602.29+77209.75 =454812.04 m 3/h
表3-11 进入反应器气体组成
组分
气量m 3/h
组成(V)%
一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲醇 甲烷 氩气 氮气 合计
55296.02 14661.96 359748.81 2303.37 7275.66 3165.83 12360.38 454812.03
12.16 3.22 79.10 0.51 1.60 0.69 2.72 100
（7） 离开反应器气体
生成消耗入塔出塔G G -G G += =454812.04－69629.72+24604.18 =409786.5
表3-12 离开反应器气体组成
组分 组成(V)% 气量m 3/h 一氧化碳 二氧化碳 氢气 甲醇 甲烷 氩气 氮气 二甲醚 异丁醇 水 合计
8.64 2.93 76.30 5.95 1.78 0.77 3.02 0.01 7.44×10-4 0.06 100
35419.28 11994.24 312740.47 24399.33 7275.66 3165.83 12360.38 32.7 3.05 2472.47 409786.5
（8） 离开分离器的气体
循环气气体+废弃物气体=离开分离器的气体
则CO
出=CO
循环气
+CO
弛放气
=34588.37+690.62=35278.99
同理，算出其他气体气量见表3-13：
表3-13离开分离器的气体组成
组分气量m3/h 组成(V)%
一氧化碳二氧化碳氢气甲醇甲烷氩气氮气合计35278.99
11977.91
312735.14
2349.36
7279.18
3158.16
12363.05
385141.79
9.16
3.11
81.20
0.61
1.89
0.82
3.21
100
离开分离器的液体=离开反应器的气体－离开分离器的气体
即：离开分离器的液态甲醇=离开反应器的甲醇－离开分离器的气态甲醇
=24399.33－2349.36=22049.97
同理，可算得离开分离器的其他液体组成，整理见表3-14：
表3-14 离开分离器液体组成
气体气体m3/h 质量kg/h 组成（M）%
甲醇二甲醚异丁醇
水
合计22049.97
32.7
3.05
2472.47
24558.19
31499.86
67.15
10.08
1986.81
33563.9
93.85
0.20
0.03
5.92
100
3.2 热量衡算
3.2.1反应器热量计算
已知：进入反应器物料的温度为225度；
离开反应器物料的温度为255度。

按4%计算热损失。

主反应：
CO+2H2=CH3OH+102.37kg/mol 式(1) 副反应
2CO+4H2 = (CH3)2O+H2O +200.39kg/mol 式(2)
CO+3H2 =CH4+H2O +115.69kg/mol 式(3)
4CO+8H2 = C4H9OH+3H2O +49.63kg/mol 式(4)
CO2+H2= CO+H2O-42.92kg/mol 式(5) （1）计算公式
反应器热量衡算式为：
∑Q1+ ∑Q r= ∑Q2+ ∑Q3+ Q （1）——进入反应器各物料的热量，kJ/h；
式中：Q
1
Q——反应热，kJ/h；
r
Q——离开反应器各物料的热量，kJ/h；
2
Q——反应器损失的热量，kJ/h；
3
Q——沸腾水吸收热量，kJ/h。

∑Q1=∑（G1×Cm1×Tm1）（2）
式中：
G——进入反应器各物料的流量，m3/h；
1
Cm——进入反应器各物料的比热容，kJ/（m3.k）；
1
Tm——进入反应器物料的温度，k；
1
∑Q2=∑（G2×Cm2×Tm2）（3）
式中：
G——离开反应器各物料的流量m3/h；
2
2Cm ——离开反应器各物料的热容，kJ/（m 3.k ）；
2Tm —— 离开反应器物料的温度，k ；
∑Qr= Qr 1 +Qr 2 +Qr 3+ Qr 4+ Qr 6 （4）
式中： Qr Qr Qr Qr 4321、
、、 ——分别为CH 3OH 、 ( CH 3 )2O 、C 4H 9OH 、 CH 4 的生成热；kJ/h ；
5Qr ——CO 2逆反应的反应热，kJ/h
Qr=Gr×△H （5）
式中：r r G Q ——各反应产物的量，kmol/h ； △H ——反应的焓变，kJ/mol （2） 进入反应器的热量
操作压力：5.14Mpa ，操作温度：225℃时，查表得各进料组分的比热容，算出进入反应器物料的热量如表3-15：
表3-15 进入反应器的热量
气体 热容kJ/（kmol.k ）
气量kmol /h 入反应器热量kJ/（h.k ）
甲醇 氢气 一氧化碳 二氧化碳 氮气 氩气 甲烷
67.04 29.54 29.88 44.18 29.47 25.16 46.82
102.83 16060.21 2468.57 654.55 551.80 141.33 324.81
6893.72 474418.60 73760.87 28918.02 16261.55 3555.86 15207.60
进入反应器的物料热量为：619016.22 kJ/（h.k ） 所以 ∑Q 1=619016.22×498.15 =308362929.99 kJ/h （3）进入反应器的反应热
表3-16 进入反应器的反应热
气体生成热kJ/mol 生产量kmol /h 反应热kJ/h
甲醇
二甲醚异丁醇甲烷一氧化碳102.37
49.62
200.39
115.69
-42.92
986.43
1.46
0.14
2.28
106.23
100980839.10
72445.2
28054.6
263773.2
－4559391.6
反应热合计等于96785720.50 kJ/h 。

（4）离开反应器物料的热量
离开反应器物料的热量=离开反应器物料的气量×该气体热容
Q CO=30.01×35419.28= 47452.35
同理，得其他物料热量见表3-17
表3-17 甲醇反应器出塔物料组分热量
气体热容kJ/（kmol.k）气量kmol /h 出反应器热量kJ/（h.k）
氢气一氧化碳二氧化碳
氮气氩气甲醇甲烷二甲醚异丁醇
水
合计29.56
30.01
45.04
29.61
25.16
72.05
48.14
18.03
19.23
36.25
312740.47
35419.28
11994.24
12360.38
3165.83
24399.33
7275.66
32.7
3.05
2472.47
412705.73
47452.35
24122.34
16338.88
3555.91
78480.88
15636.17
26.32
2.62
4001.21
602322.41
离开反应器气体温度为255℃,即528.15K。

所以：Q2=602322.41×528.15
=318116580.84 kJ/h （5） 反应器热量损失计算
反应器的热损失按0.04
3Q =(∑1Q + ∑r Q )×
0.04 所以，3Q =(308362929.99+96785720.50)×0.04 =16205946.02 kJ/h （6） 管外流体吸收热量计算
根据公式(1)：
Q =∑1Q + ∑r Q －∑2Q －∑3Q
所以，Q=308362929.99+96785720.50-318116580.84-16205946.02
=70826123.63 kJ/h
（7）反应器总热量
表3-18 反应器总热量汇总表
气体
进入反应器气体kJ/h 离开反应器气体kJ/h 气体显热 反应热 热损失 蒸汽吸收热 合计
308362929.99 96785720.50
405148650.49
318116580.84
16205946.02 70826123.63 405148650.49
3.2.2 反应物料预热器热量计算 （1） 进入预热器的反应物料的热量
进入预热器的反应物料中各组分的比热容及显热见表3-19
物料进入预热器的总热量：610176.90kJ/（h.k ） 则313.15K 时的总热量为：
610176.9×313.15=191076896.24 kJ/h
表3-19 进入预热器的反应物料中各物料热容及显热
气体 热容kJ/（kmol.k ）
气量kmol /h 热量kJ/（h.k ）
甲醇 氢气 一氧化碳 二氧化碳 氮气 氩气 甲烷
95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66
102.83 16060.21 2468.57 654.55 551.80 141.33 324.81
9858.31 469761.14 72674.70 25180.54 16261.55 3558.69 12881.97
（2） 离开预热器的反应物料的热量
离开预热器的反应物料显热和进入反应器物料的显热一样 即308362929.99 kJ/h
（3） 进入预热器的热流体的热量
进入预热器热流体的显热和离开出反应器物料的显热相同 即318116580.84kJ/h
（4） 离开预热器的热流体的热量
反应物料吸收的热量
=离开预热器的反应物料显热－进入预热器的反应物料的热量
=308362929.99－191076896.24 =117286033.75kJ/h
所以，离开预热器热流体的显热
=进入预热器热流体的显热－反应物料吸收的热量 =318116580.84－117286033.75 =200830547.09 kJ/h （5） 热流体出口温度
333.45k 602322.41
09
200830547.
即：C ︒60.28 3.2.3 水冷器热量计算 （1） 热量衡算式：
54321Q Q Q Q Q ++=+
式中：Q 1——进入预热器的粗甲醇的显热，kJ/h ；
Q 2——粗甲醇冷凝放热，kJ/h ；
Q 3——离开水冷器的混合物中气相物料显热，kJ/h ； Q 4——粗甲醇液体显热，kJ/h ； Q 5——冷却水吸热，kJ/h 。

（2） 进入水冷器物料的显热
进入水冷器物料的显热和离开预热器热流体的显热一样 即200830547.09 kJ/h （3） 离开水冷器物料显热
表3-20 离开水冷器各物料热容和热量
气体 热容kJ/（kmol.k ）
气量kmol /h 热量kJ/（h.k ） 甲醇 氢气 一氧化碳 二氧化碳 氮气 氩气 甲烷 合计
95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66
104.88 13961.39 1574.95 534.73 551.92 140.99 324.96
10054.85 408370.66 46366.53 20571.06 12485.84 3550.13 12887.92 514286.99
出口温度为313.15k 。

离开水冷器物料显热为：
514286.99×313.15=161048970.92 kJ/h
（4）离开水冷器液体粗甲醇的热量
表3-21 粗甲醇中液体组分气化热和液体热容
组分气化热kJ/kg 液体比热容kJ/(kg.℃)
二甲醚异丁醇
水甲醇
531.75
577.81
2260.98
1117.93
2.638
2.596
4.187
2.72 表3-22 离开反应器物料在水冷器中冷凝放热量
组分冷凝量kg /h 放热量kJ/h
二甲醚异丁醇
水甲醇
67.15
67.15
1986.81
31499.86
35707.01
38799.94
4492137.67
35214638.49
水冷器中冷凝放热量合计为：39781283.11kJ/h
表3-23 粗甲醇中各物料液体显热
组分比热容kJ/(kg.℃) 热量kJ/（h .℃）
二甲醚异丁醇
水甲醇合计2.638
2.596
4.187
2.72
177.14
174.32
8318.77
85679.62
94349.85
温度313.15k ，则：
3
Q=94349.85×313.15=29545655.53kJ/h。

（5）冷却水吸收热计算
热平衡方程：Q5 = Q1+Q2－Q3－Q4
所以，Q 5=200830547.09+39781283.11－161048970.92－29545655.53 =50017203.75kJ/h （6） 冷却水用量计算
进口︒20C ，出口︒35C ，平均比热容:C)kJ/(kg. 4.187︒
187
.420-3575
.50017203⨯）（=796388.88kg/h ，即796.39t/h 。

设计的工艺流程中用两个相同的水冷器并用，所以每个水冷器的用水量为796.39÷2=398.195t/h ，吸收热量为50017203.75÷2=25008601.875kJ/h ，既6946833.85w 。

第4章 反应器的工艺计算
1. 传热面积
传热量Q 为70826123.63kJ/h ，传热的温差△Tm 为10℃，反应器内总的传热系数K 取289.78W/（m 2.℃）。

由公式Q = KA △Tm 可得A = Q/（K △Tm ）
=70826123.63÷（3.6×289.78×10）=6789㎡ 2. 催化剂用量
催化剂体积=入反应器气量÷入反应器气体空速 =
12000
454812.03
=37.90m 3 3. 传热管数
选用管长9m ，管径为 2.532⨯φ的钢管，采用00Cr18Ni5Mo3Si2钢材质。

由公式A =3.14×d×L×n 可得9
027.014.36789
14.3⨯⨯=
=
dL A n =8898 其中，需12根作为拉杆。

4. 管子排列方式
传热管在管板上排列有：正三角形、正四边形及同心圆三种基本的排列形式，设计最终采用正三角形排列，取管心距为40mm 。

5. 反应器壳体直径
计算公式：
D i =a （b-1）+2L
式中：a = 40
L = 125mm
b = n 1.1⨯ = 88981.1⨯= 103.76
所以 1252)1-(103.7640D i ⨯+⨯==4360.40
圆整后取4400 mm 6. 反应器壳体厚度 计算公式为：
)Pc - t ]/(2[PcD S i φσ=
式中：Pc ——5.14Mpa ； i D =4400mm ；
φ——焊缝系数，取0.85
壳体温度t=250℃时，[σ]t =190Mpa
S=
14
.5-85.0190214
.54400⨯⨯⨯=71.15mm
C 2腐蚀裕度取1mm ；
则设计的厚度S d =S+C 2=71.15+1=72.15mm ； C 1=1mm ，圆整后取74mm ，
所以反应器壳体为DN4400×74，选用13MNiMoNbR 钢作为壳体材料。

7. 反应器封头
形状：半球形，选用13MNiMoNbR 钢材质。

封头的内径=4400=742⨯+4548，圆整后取4600 计算公式：
0.5Pc
- t ]2[PcDi
S φσ=
式中：Pc ——5.14Mpa ； D i =4600mm ； 0.85=φ。

壳体的温度t=250℃ [σ]t =190Mpa
S=)
5.140.5-0.85190(2 5.14
4600⨯⨯⨯⨯
=73.79mm
取C 2=1mm ；C 1=1mm ，圆整后取76mm 。

8. 管子拉脱力
L
⨯⨯=
o f
p d 3.14p q
式中：f=0.866a 22o d )4
3.14
(
-⨯2
581.35
32
32)4
3.14
(-40400.866=⨯⨯⨯⨯= P=5.14MPa
L=100mmδ
0.30MPa 100
3214.335
.58114.5q p =⨯⨯⨯=
b 、温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力q t
q t =σt ×
L d 4d -d 02
i
2
0⨯⨯
式中：)
A A (1)
t -aE(t s
t
s t t +=
σ ⨯=
4
3.14
A t （0d 2-d i 2）n=3.14/4×
（322-272）×8898=2060554.35mm 2 Sn D 3.14A s ⨯⨯==3.14×4400×74=1022384 mm 2
σt =101060.1806-1017.42⨯⨯⨯⨯÷（1+2060554.35÷1022384）=10.40
q t =
24.0100
324)
27-(3210.4022=⨯⨯⨯ 已知 Tt ＞Ts ，p t ＞p s
T t ：管壁温度， T s ：壳壁温度， 管程压力：p t =4.9 Mpa ， 壳程压力：p s =0.74 Mpa ，
所以，得t q 与p q 是方向相同的力，则[q]0.54q q q p t 〈=+=。

所以，管子拉脱力合适。

9. 折流板
折流板常用的型式有弓形和圆盘=圆环形两种，弓形的性能优良，结构简单，在实际中最常用，所以设计选用弓形。

取弓形折流板圆缺高度作为壳体内径的25%，则切去圆切高度为h=0.25×4400=1100mm 。

折流板间距B=0.3×4400=1320mm ，可取B 为1500mm 。

折流板的最小厚度为22mm 。

折流板数N B =9000/1500=6，材料为Q235-A 钢。

共12根拉杆，选用管径Ф32，定距管Ф25×2.5，材料Q235-AF 钢；。

10. 管板
直径：4.4m ，厚度：100mm ，焊接方式：封头与筒体间。

11. 支座
支座：裙座，座体厚度50mm ，基础环内径3m ，外径3.6m ，基地脚螺栓公称直径M30，数量为6个。

表4-1 反应器设计结果
形式 列管式 台数 1 设备结构参数
壳体内径/mm 管 长/mm 管 径/mm 列管数目/根 传热面积/m 2
4400 9000 Ф32×2.5 8898 6789
设备结构参数
封头内径/mm 管子排列方式 管间距/mm 折流板个数/个 折流板间距/mm
4600 正三角形 40 6 1500
第5章 附属设备设计及计算
5.1 循环压缩机的选型
压缩机按工作原理可分为两大类：容积式压缩机和速度式压缩机，容积式压缩机分为往复式和回转式；速度式压缩机分为轴流式、离心式、混流式[11]。

压缩机的任务是把来自脱碳装置的合成气送入甲醇合成塔，根据甲醇合成的特点，对压缩机有以下几点要求：
（1）由于甲醇的生产选择在压缩机的五段出口，压力比较大，所以必须选择适合这种压力等级的循环压缩机；
（2）选用的压缩机体积要小、占用的空间小，易安装，检修方便； （3）能量利用率要高，结构要合理，使用安全可靠，运转周期要长； 综上，本设计选用离心式压缩机。

5.2 水冷器的计算
（1） 传热面积
两股流体的进出口温度为：热 60.28→40℃ 冷 35 ← 20 ℃
故传热推动力：
△m T = 20
-4035-28.60ln
20-40-35-28.60）
（）（ =22.54℃
K=890.57W/（m 2.℃） 由公式KA Q △m T 可得 A =Q/(K △m T ）
=6946833.85/（22.54×890.57） =346.07m 2 （2） 管子数
选用管长为6000mm,管径为Ф25×2.5的无缝钢管，材质为20号钢。

由公式A=3.14dLn
可得：n= L
d 3.14A
⨯⨯
=346.07÷（3.14×0.02×6） =919根, 其中安排拉杆4根。

（3） 管子排列方式
传热管在管板上的排列有：正三角形、正四边形及同心圆三种基本的排列形式，一般情况下，正三角形排列可以在相同管板的面积上排较多的管子，而且，管子的外表面传热的系数比较大；正四边形最少[12]。

所以设计最终采用正三角形排列，取管间距为t=32mm 。

采用正三角形排列，则管子的排列面积就是一个正六边形，正六边形的对角线上的管子数为：b=2a+1（a 为正六边形的数目） （4） 壳体内径计算
计算公式：
D i =a （b-1）+2L
式中：D i ——壳体内径，mm ； b ——查表[12]取b=35；
L ——最外层管子的中心到壳壁边缘的距离，取L=2d o
D i =32×（35-1）+2×2×25=1188mm
圆整后取壳体内径为D i =1200mm （5） 壳体厚度的计算
壳体材料选用低合金结构的16MnR 钢板，计算壁厚：
Pc
- t ]2[PcDi
S φσ=
式中：Pc ——合成压力，取Pc 为4.9×1.1=5.39Mpa ； D i ——壳体内径，mm ；
φ——焊缝系数，取0.85；
壳体温度为250℃时，[σ]t =132Mpa
5.39
-0.851322 5.39
1200S ⨯⨯⨯
=mm 53.29=
C 2腐蚀裕度取1mm ，
则设计的厚度S d =S+C 2=31.99+1=31.53mm ， C 1=1mm ，圆整后取33mm 。

（6） 封头
形状：选择标准椭圆形，内径=1200+2×32=1264，圆整后取1300 ，材料20R 钢。

计算公式：
0.5Pc
- t ]2[PcDi
S φσ=
式中：Pc ——5.14Mpa ； D i =1300mm ； 0.85=φ
壳体的温度为250度时，[σ]t =132Mpa
S=
39
.55.0-85.0132239
.51300⨯⨯⨯⨯=34.03mm
取C 2=1mm ；C 1=1mm ，圆整后取37mm 。

（7） 容器法兰
跟据JB4703-2000标准，选用PN6.4Mpa ，DN1300mm 的长颈对焊法兰，材料16MnR 钢。

（8） 管子拉脱力
a 在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力
L
⨯⨯=o f
p d 3.14p q
式中：f=2
o 2d 4
3.14-
a 886.0⨯ =22524
3.14
-32886.0⨯⨯ 396= P=0.74
L=50
50
253.14396
0.74q p ⨯⨯⨯
= a 075.0MP =
b 、温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力q t
q t =σt ×
L d 4d -d 02
i
2
0⨯⨯
式中：As At 1)
ts -aE(tt t +
=
σ o t (d 4
3.14
A ⨯=2-d i 2）n=3.14/4×
（252-202）×919=162318.38mm 2 Sn D 3.14As ⨯⨯= 201014.33⨯⨯= 2mm 62800=
σt=62800
162318.38118
100.211011.86-6+
⨯⨯⨯⨯=12.44
qt=50
254)20-25(12.4422⨯⨯⨯）=0.56
已知 T t ＞T s ，p t ＞p s
T t ：管壁温度；T s ：壳壁温度；
管程压力：p t =4.9 Mpa ；壳程压力：p s =0.74 Mpa ；
所以可知t q 与p q 为相同方向力，则q=0.56+0.0075=0.635＜[q]。

所以，拉脱力合适。

（9） 折流板
折流板常用的型式有弓形和圆盘=圆环形两种，弓形的结构简单，性能优良，在实际中最常用，所以设计选用弓形。

取弓形折流板圆缺高度作为壳体内径的25%。

则切去圆切高度为h=0.25×1300=325mm 。

折流板间距B=0.3×1300=390mm ，可取B 为400mm 。

折流板的最小厚度为10mm 。

折流板数为：N B =6000/400=15，材料：Q235-A 钢。