甲醇走壳程
制氢物料平衡计算
甲醇制氢物料平衡计算甲醇制氢的物料流程如图1－2。
流程包括以下步骤：甲醇与水按配比1：1.5进入原料液储罐，通过计算泵进入换热器（E0101）预热，然后在汽化塔（T0101）汽化，在经过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0101)，转化反应生成H2、CO2的以及未反应的甲醇和水蒸气等首先与原料液换热(E0101)冷却，然后经水冷器(E0103)冷凝分离水和甲醇，这部分水和甲醇可以进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸收塔，经碳酸丙烯脂吸收分离CO2，吸收饱和的吸收液进入解析塔降压解析后循环使用，最后进入PSA装置进一步脱除分离残余的CO2、CO及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。
图1－2 甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量1 物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式:CH3OH→CO↑+2H2↑（1-1）CO+H2O→CO2↑+ H2↑（1-2）CH3OH分解为CO转化率99%,反应温度280℃,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).2、投料计算量代入转化率数据,式(1-3)和式(1-4)变为:CH 3OH →0.99CO ↑+1.98H 2↑+0.01 CH 3OHCO+0.99H 2O →0.99CO 2↑+ 1.99H 2+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到:CH 3OH+0.981 H 2O →0.981 CO 2↑+0.961 H 2↑+0.01 CH 3OH+0.0099 CO ↑ 氢气产量为: 1200m 3/h=53.571 kmol/h甲醇投料量为: 53.571/2.9601ⅹ32=579.126 kg/h水投料量为: 579.126/32ⅹ1.5ⅹ18=488.638 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h出: 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h4、换热器 (E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.5、转化器 (R0101)进 : 甲醇 579.126kg/h , 水488.638 kg/h , 总计1067.764 kg/h出 : 生成 CO 2 579.126/32ⅹ0.9801ⅹ44 =780.452 kg/hH 2 579.126/32ⅹ2.9601ⅹ2 =107.142 kg/hCO 579.126/32ⅹ0.0099ⅹ28 =5.017 kg/h剩余甲醇 579.126/32ⅹ0.01ⅹ32 =5.791 kg/h剩余水 488.638-579.126/32ⅹ0.9801ⅹ18=169.362 kg/h总计 1067.764 kg/h6、吸收塔和解析塔吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO 2的分压为0.38 MPa ,操作温度为常温(25℃). 此时,每m 3 吸收液可溶解CO 211.77 m 3.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯 化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l 及表1—2。
甲醇生产工艺(2)
作业
1、写出CO与H2合成甲醇的主副反应方程式，对其进 行热力学分析，分析合成甲醇的最佳工艺条件。 2、低压法合成甲醇的原料气组成中，为何选择氢过量？ 3、低压法合成甲醇的原料气组成中，惰性气体主要有 哪些？它们的存在对反应体系有哪些影响？生产中如 何减小惰性气体的影响？ 4、简述MTO/OCP一体化工艺原理。
ATOFINA/UOP烯烃裂解工艺流程
来自MTO工段
反应釜工段
C2=、C3=
脱丙烷塔 脱丁烷塔
MTO/OCP一体化工艺
甲醇制烯烃
增加20％轻烯烃产 率； 降低约80％C4＋副 产物；
C2=、C3=
丙烯/乙烯产品比例 可高达1.75； 优良的整合潜力。
烯烃裂解
H2
CO
CH4
抗氢蚀
抗一氧化碳腐蚀
F 耐腐蚀的特种不锈钢
第四节 甲醇下游产品的开发与应用
MTO/OCP一体化工艺
UOP/Hydro
MTO工艺
甲醇制烯烃工艺，由美国的UOP公司和挪威 的Hydro公司共同开发的工艺。 UOP/Total
MTO工艺主要副产物组成
MTO C4
1,3－丁二烯 丁烷 丁烯 线性烯烃 二烯烃
MTO C5
支化烯烃
环状化合物 烷烃
0.13-0.21/吨轻烯烃
0.06-0.07/吨轻烯烃
OCP工艺原理
OCP： 烯烃裂解工艺
乙烯
丙烯
吸热
UOP/Hydro MTO工艺流程
反应釜 再生器 急冷塔 洗涤器 碱洗塔 脱C2 脱C1 C2分离器 脱C3 C3分离器 脱C4
尾气 再生气
C1~C2
干燥器
甲醇合成的工艺流程
甲醇合成的工艺流程：水煤浆经新型气化炉加压气化制取的水煤气，经净化处理制得总硫含量小于0.1 ppm，氢碳比(H2-CO2)/(CO+CO2) =2.05~2.15的合格合成气。
经透平压缩机压缩段5级叶轮加压后，在缸内与甲醇分离器来的循环气（40℃，4.6Mpa）按一定比例混合，经过循环段1级叶轮加压至5.20Mpa后，送入缓冲槽中，获得压力为5.15MPa，温度约为60℃的入塔气。
入塔气以每小时528903Nm3的流量进入入塔预热器的壳程，被来自合成塔反应后的出塔热气体加热到225℃后，进入合成塔顶部。
合成塔为立式绝热管壳型反应器。
管内装有NC306型低压合成甲醇催化剂。
当合成气进入催化剂床层后，在5.10MPa，220~260℃下CO、CO2与H2反应生成甲醇和水，同时还有微量的其它有机杂质生成。
合成甲醇的两个反应都是强放热反应，反应释放出的热大部分由合成塔壳侧的沸腾水带走。
通过控制汽包压力来控制催化剂层温度及合成塔出口温度。
从合成塔出来的热反应气体进入入塔预热器的管程与入塔合成气逆流换热，被冷却到90℃左右，此时有一部分甲醇被冷凝成液体。
该气液混合物再经水冷器进一步冷凝，冷却到≤40℃，再进入甲醇分离器分离出粗甲醇。
分离出粗甲醇后的气体，压力约为4.60MPa，温度约为40℃，返回循环段，经加压后循环使用系统。
为了防止合成系统中惰性的积累，要连续从系统中排放少量的循环气体：一部分直接排放至精馏工段，另一部分经水洗塔洗涤甲醇后作为弛放气体送往燃气发电管网，整个合成系统的压力由弛放气排放调节阀来控制。
分离出的粗甲醇和水洗塔塔底排出粗甲醇液体，减压至0.4MPa后，进入甲醇膨胀槽，以除去溶解在粗甲醇中大部分气体，然后直接送往甲醇工段或粗甲醇贮槽。
汽包与甲醇合成塔壳侧由二根下水管和六根汽液上升管连接形成一自然循环锅炉，付产4.0MPa中压蒸汽减压至1.3MPa后送入蒸汽管网。
汽包用的锅炉给水来自锅炉给水总管，温度为104℃，压力为5.0MPa。
甲醇工艺路线
甲醇工艺流程本装置是以焦炉气为原料，低压合成甲醇的工业装置。
主工艺路线包括焦炉气气柜、焦炉气粗脱硫、焦炉气精脱硫、纯氧转化、压缩、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区等。
工艺流程简述如下：1、气柜、焦炉气压缩首先来自焦化系统压力～7kPa的焦炉气进入脱油脱萘器，除去焦炉气中含的焦油和萘等后送入气柜缓冲后，压力～0.7kPa、温度40℃，进入焦炉气压缩机，经四级压缩压力升至2.3MPa送至精脱硫系统。
2、精脱硫、转化经综合加热炉加热至250℃进入一级加氢预转化器（一开一备）、一级加氢转化器，气体中97％的有机硫在此转化成无机硫，不饱和烃加氢成为饱和烃。
进入中温氧化锌脱硫槽（两开一备），脱去绝大部分的无机硫。
再经二级加氢转化器将残余的有机硫进行转化，最后经过中温氧化锌脱硫槽（两台）把关，使气体中的总硫达到0.1ppm以下。
出氧化锌脱硫槽的气体压力约为 2.3Mpa，温度约为380℃送往转化。
与转化余热锅炉出来的部分饱和蒸汽混合，进入综合加热炉的蒸焦预热段和蒸焦加热段加热至～650℃，然后进入纯氧转化炉上部。
来自空分的氧气温度约为100℃，压力为2.5mpa与余热锅炉过热后420℃蒸汽混合，再进入蒸氧加热段加热～300℃，最后经纯氧转化炉上部中心管烧嘴进入纯氧转化炉内与蒸焦混合气发生燃烧反应，约1400℃的高温气体进入催化剂床层进行烃类的催化蒸汽转化反应，生成主要含CO、CO2、H2的转化气。
纯氧转化炉出来的转化气温度～980℃，经转化余热锅炉产生3.9MPa中压蒸汽回收主要热量，降温至~360℃进入中压锅炉给水加热器回收热量。
然后送至甲醇精馏工序作为甲醇精馏的热源，进一步回收热量后转化气温度降至～120℃，再由脱盐水加热器回收其低位热能，最后由空冷器冷却到40℃以下，经气液分离器进一步分离冷凝液后经常温氧化锌脱硫槽脱除气体中残余的硫，为甲醇合成作最后把关。
出脱硫槽的转化气温度40℃，压力约 2.0Mpa的转化气送往合成气压缩工段。
甲醇合成的工艺流程
甲醇合成的工艺流程：水煤浆经新型气化炉加压气化制取的水煤气，经净化处理制得总硫含量小于0.1 ppm，氢碳比(H2-CO2)/(CO+CO2) =2.05~2.15的合格合成气。
经透平压缩机压缩段5级叶轮加压后，在缸内与甲醇分离器来的循环气（40℃，4.6Mpa）按一定比例混合，经过循环段1级叶轮加压至5.20Mpa后，送入缓冲槽中，获得压力为5.15MPa，温度约为60℃的入塔气。
入塔气以每小时528903Nm3的流量进入入塔预热器的壳程，被来自合成塔反应后的出塔热气体加热到225℃后，进入合成塔顶部。
合成塔为立式绝热管壳型反应器。
管内装有NC306型低压合成甲醇催化剂。
当合成气进入催化剂床层后，在5.10MPa，220~260℃下CO、CO2与H2反应生成甲醇和水，同时还有微量的其它有机杂质生成。
合成甲醇的两个反应都是强放热反应，反应释放出的热大部分由合成塔壳侧的沸腾水带走。
通过控制汽包压力来控制催化剂层温度及合成塔出口温度。
从合成塔出来的热反应气体进入入塔预热器的管程与入塔合成气逆流换热，被冷却到90℃左右，此时有一部分甲醇被冷凝成液体。
该气液混合物再经水冷器进一步冷凝，冷却到≤40℃，再进入甲醇分离器分离出粗甲醇。
分离出粗甲醇后的气体，压力约为4.60MPa，温度约为40℃，返回循环段，经加压后循环使用系统。
为了防止合成系统中惰性的积累，要连续从系统中排放少量的循环气体：一部分直接排放至精馏工段，另一部分经水洗塔洗涤甲醇后作为弛放气体送往燃气发电管网，整个合成系统的压力由弛放气排放调节阀来控制。
分离出的粗甲醇和水洗塔塔底排出粗甲醇液体，减压至0.4MPa后，进入甲醇膨胀槽，以除去溶解在粗甲醇中大部分气体，然后直接送往甲醇工段或粗甲醇贮槽。
汽包与甲醇合成塔壳侧由二根下水管和六根汽液上升管连接形成一自然循环锅炉，付产4.0MPa中压蒸汽减压至1.3MPa后送入蒸汽管网。
汽包用的锅炉给水来自锅炉给水总管，温度为104℃，压力为5.0MPa。
甲醇回收操作规程
第一章甲醇回收工艺原理１.甲醇萃取原理及工艺流程从共沸蒸馏塔顶或催化蒸馏塔顶流出的Ｃ４组分中含有与Ｃ４形成共沸物的１％—３％的甲醇。
含甲醇的Ｃ４混合物既不能用作烷基化原料，也不能做民用液化气燃料，必须将二者分离。
一般蒸馏的方法对已形成的共沸物是不能分离的，因此选择萃取的方法。
水与Ｃ４不互溶，却能与甲醇完全互溶，因此能把Ｃ４共沸物中的甲醇萃取出来，使Ｃ４中的甲醇质量残余量小于０．０１％，含甲醇的水溶液的相对密度大于Ｃ４的相对密度，很容易沉降分离，用一个萃取塔完成这一过程。
作为萃取剂的纯水从塔（Ｔ００１）的上部进入，Ｃ４和甲醇共沸物从塔的底部进入，水为连续相，Ｃ４为分散相，二者逆向流动，在塔内填料（或筛板塔盘）作用下，两相充分接触并完成传质萃取过程，使Ｃ４中的甲醇进入水相。
水相经塔釜沉降后从釜底排出，Ｃ４相经萃取塔顶扩大段的减速沉降，使Ｃ４相不含游离水后，从萃取塔顶部排出进入一个Ｃ４缓冲罐，经再一次沉降脱水后即可出装置。
萃取塔排出的甲醇水溶液进入一个换热器，预热到一定温度后进甲醇回收塔（Ｔ００２)，回收其中的甲醇。
２．甲醇回收原理及工艺流程甲醇回收塔进料是含甲醇8%的水溶液，经分离，将甲醇和水分开，塔顶得含甲醇99%以上的甲醇，塔釜得含99.9%以上的水，从而达到回收甲醇的目的。
甲醇回收塔分离甲醇的工作原理是依据组分挥发度不同而达到分离的目的。
第二章主要工艺参数１．Ｔ００１萃取塔界位１０％——２０％压力０．３７——１．０ＭＰａ２．Ｔ００２回收塔液位２０％——８０％压力０．０３——０．１ＭＰａ底温９０——１１０℃顶温６０——７０℃第三章萃取塔的操作正常情况下的萃取塔操作条件从MTBE来C4组分中含有与C4形成共沸物的1%---3%的甲醇。
含甲醇的C4混合物料不能用作烷基化原料，也不能用作民用液化气燃料，必须将二者分离。
一般蒸馏的方法对已形成的共沸物是不能分离的，因此选择萃取的方法。
水与C4不互容，却能与甲醇完全互溶，因此能把C4共沸物中的甲醇萃取出来，使C4中的甲醇质量残余量小于0.01%，含甲醇的水溶液的相对密度大于C4的相对密度，很容易沉淀分离，用一个萃取塔完成这一个过程。
甲醇生产工艺流程概况
工艺流程简述1、转化工艺流程概述界区外来的天然气，分成两路，一路原料气通过原料气分离器V-0101分离出其中水、石脑油等冷凝物后，送至燃料气脱硫槽R-0101A/B/C/D脱硫后作为转化炉和开工锅炉的燃料天然气。
另一路原料气通过原料气分离器BS-101分离出其中水、石脑油等冷凝物后，补入一定量从氢回收装置送来的氢气后进入原料气预热器加热，依次通过常温脱硫槽（BR-0101A/B）、高温钴钼加氢脱硫槽（BR-102）、高温氧化锌脱硫槽（R-101 A/B）脱硫，使原料天然气中的总硫含量降到0.1ppm 以下,脱硫后的天然气作为甲醇生产装置的工艺天然气送至原料混合器MIXER中。
在原料混合器MIXER中工艺天然气、1. 9Mpa的工艺蒸汽、CO2，按H2O/C （2.95—3.05）：1的比例混合后，通过混合气预热器E-104，加热到500℃，在1.6Mpa的压力下进入一段转化炉。
一段转化炉用天然气、合成驰放气、合成闪蒸气作为燃料为反应提供热量。
混合原料气在850℃温度下通过转化管中触媒层，从一段转化炉出来的转化气，温度760℃，压力1.2MPa 残留甲烷≤10%。
由一段转化炉下部集气总管输至二段转化炉顶混合烧咀，用于优化调节的部分工艺天然气和回收的氢气在集气总管上加入，来自博源联化公司的氧气1.5Mpa、120℃与部分工艺蒸汽混合后从混合烧咀顶部加入；在混合烧咀出口处的转化气与氧气混合在高温下自燃，进行部分燃烧反应放出热量，使入二段转化炉的混合气体温度升至1100℃再次进入二段转化催化剂床层，对残余甲烷进行转化，出二段转化炉的高温转化气1.15Mpa、950℃进入废热锅炉产生高压蒸汽，回收部分热量，并经其它换热器利用余热后，转化气一分为二，一部分进入原甲醇装置天然气预热器出口总管，并经原甲醇装置回收利用余热，最终冷却至40℃分离后入原甲醇装置合成气压缩机压缩入合成。
另一部分通过调节阀控制进入新增的转化B系列后工序，最终冷却至40℃分离后入新增合成气压缩机压缩入合成。
甲醇合成操作规程
1工艺原理概述本工序是以合成气（其主要成份为H2、CO、CO2）为原理，在合适的温度压力、铜基甲醇催化剂的作用下反应生成甲醇的过程，其主要反应式如下：CO+2H2 CH3OH + 90.64KJ/mo1CO2+3H2CH3OH+H2O+48.02KJ/mo1以上反应均为放热反应，所以在反应器中必须不断移走反应生成热，以防止床层温度过高而使催化剂烧结，失去活性。
铜基甲醇合成催化剂适于在200~290℃、4.0~10.0MPa条件下进行反应合成甲醇。
由于上述反应的单程转化率相对较低，反应后的气体经冷凝分离出液相产物后，大部分未反应气体继续循环使用，仅将少量气体排放，以控制系统中惰性气体的含量。
冷凝分离出来的液相产物（即粗甲醇）初含有甲醇、水和少量的乙醇、甲酸甲酯、二甲醚等有机杂质外，换溶有少量的未反应气体（其中以CO2含量最多）。
这些溶解的气体大部分经减压闪蒸脱除后，粗甲酸送去精馏工序进一步精制以得到精甲醇。
2工艺流程说明参见工艺管道及仪表流程图1269-32-600-1~2新鲜气和循环气在联合压缩机内增压并混合后，压力约5.9MPaG,温度约40℃，即为入塔气。
入塔气先经入塔气预热器（E0601)壳程，与甲醇合成塔（R0601)出口气体（出塔气)换热升温至200~300℃，进入甲醇合成塔（R0601)的催化剂床层进行反应。
气包（V0603)与合成塔（R0601)壳测炉水形成自然循环系统，通过合成塔壳测炉水沸腾带走反管内反应生成热同时副产中压蒸汽。
出合成塔（R0601)反应后气体（出塔气）温度约为230~260℃，首先进入入塔气预热器（E0601）管程，预热入塔气；出E0601后，温度约~93℃，进入甲醇水冷器（E0602)冷却，温度降至40℃以下。
反应生成的甲醇等产物绝大部分在此冷凝下来，气液混合物进入甲醇分离器（V0601)进行两相分离。
未反应的气体从分离器上部排出，其中大部分的未反应气体（即循环气）返回联合压缩机升压后循环使用。
《化工生产技术》项目6 甲醇的生产
20世纪60年代中期由英国ICI公司开
发成功了铜基催化剂，根据加入助剂的
不同可分为Cu-Zn- Cr系列和Cu-Zn- Al系 列。铜基催化剂活性高、性能好，而且活 性可调（铜含量增加，催化活性提高）， 适宜的反应温度为220～270℃，但铜基催 化剂对硫极为敏感，遇硫易中毒失活，且 热稳定性较差。
甲烷部分氧化 法生产甲醇， 原料便宜，工 艺流程简单， 但因生产技术 比较复杂，副 反应多，产品 分离困难，原 料利用率低， 工业上尚未广 泛应用。
由一氧化碳和 氢合成甲醇， 称为合成气法。 根据所使用的 催化剂、反应 温度和反应压 力不同，合成 气法又可分为 高压法、中压 法和低压法， 现在的大型甲 醇装置均采用 中、低压法。
反应中放出的热量必须及时移除，否则易使 催化剂温升过高，使催化剂发生熔结现象而使 催化活性下降。
铜基催化剂的热稳定性较差，控制反应温度 尤为重要。
4.2反应压力的确定
一氧化碳加氢合成甲醇的主反应是体 积缩小的反应，增加压力，有利于向正反 应方向进行。在铜基催化剂作用下，反应 压力与甲醇生成量的关系如图6-5所示。
图片6-1罐装甲醇
图片6-2煤制甲醇资源综合
国内甲醇生产企业主 要分布在具有资源优势的 西部地区，内蒙古、山东、 宁夏、陕西等地产能占比 较大，而消费市场主要集 中在东部沿海地区。
01 甲醇工业现状及发展趋势
图6-3甲醇储罐利用项目现场
国外甲醇生产能力主要分布在北美、 中南美、中东、亚洲、东欧、西欧、大洋 洲及非洲等地，美洲是世界上最大的甲醇 生产地，约占世界总生产能力的40%。
04 工艺条件的确定
一氧化碳加氢合成甲醇是放热反应，温度不同，热效应也不同。温度 越高，反应的热效应也越大。
甲醇合成技术简介
表面反应—化学吸附的气体，按照不同的动力学进行 反应生成产物。
解吸—反应产物的脱附。 扩散—反应产物自气体—催化剂界面扩散到气相中。
来自净化按2.0～2.2的氢碳比混合的甲醇原料气，经过硫保护罐 再次脱除硫和氯，进联压机升压后与甲醇分离器出来的循环气混 合进入气体换热器壳程，被管程的出口气加热至200～220℃后， 由合成反应器顶部进入反应管顶端，然后沿轴向进入装有铜基催 化剂的反应管，在催化剂的作用下，H2和CO、CO2发生合成反应 生成甲醇，并伴有微量副反应。反应后的气体进入气体换热器管 程，与壳程入口气体换热后，在此有少量甲醇气体被冷凝，然后 进入甲醇水冷器的管间，被循环水冷却至40℃后经水冷器出口阀 进入甲醇分离器，从甲醇分离器顶部出来的循环气，绝大部分是 未反应的合成气及少量的惰性气，在排放一定量的驰放气后，进 入联合压缩机的循环段，连续进行循环使用。为防止合成系统中 惰性气体的累积，要连续从塔后吹除少量的驰放气，弛放气去氢 回收，分离出来的粗甲醇送入闪蒸槽，减压至≤0.4MPa，并闪蒸 出大部分溶解气体，闪蒸气去火炬，粗甲醇计量后送至粗甲醇中 间计量槽去精馏生产。
若H2-CO2/CO+CO2过小，容易发生副反应，容易结碳， 且触媒活性容易衰老。
若H2-CO2/CO+CO2过大，H2的消耗增加。
入塔气中H2含量过高，对减少副反应，减少H2S中毒， 降低羰基镍和高级醇的生成都是有利的，可以延长催化 剂寿命。
入塔气中CO含量是一个重要的操作参数，一般控 制在8～11%。
床层温度比较平稳。
通过控制合成汽包压力，能准确、灵敏地控制合成 塔反应温度。
出口甲醇含量高。
温度恒定，可有效地控制副反应，避免石蜡、羰基 化合物的形成。
容易操作控制，催化剂没有超温的危险。催化剂使 用寿命长。
甲醇合成反应器概述
口温度有小的变化会导致系统温度大的变化。这
对稳定操作是不利的。
·２１· 蔫汽
冷撒气
冷澈气 拎撒气
Ｊ互应气出口 圈１ ＩＣＩ持蕾型台成反应器
２．２ Ｌｕｒｇｉ管壳型甲醇合成塔 Ｌｕｒｇｉ型甲醇合成塔是德国Ｌｕｒｇｉ公司研制的
一种管束型副产蒸汽合成塔。操作压力为５ ＭＰＲ，温度为２５０℃。Ｌｕｒｇｉ合成塔既是反应器又 是废热锅炉。结构见图２。合成塔内部类似一般 的列管式换热器，列管内装催化剂，管外为沸腾 水。甲醇合成反应放出的热很快被沸水移走。合 成塔壳程的锅炉水是自然循环的，这样通过控制 沸腾水的蒸汽压力，可以保持恒定的反应温度，变 化０ ｌ ＭＰａ相当于ｌ ５＂Ｃ。这种合成塔温度几乎 是恒定的，有效地抑制了副反应，延长了催化剂的 使用寿命。但该合成塔结构复杂，装卸催化剂不 方便。 ２ ３三菱（ＭＧＣＣ／ＭＨＩ）Ｔ艺反应器
究的合成甲醇反应器．并对不同反应器的应用前景进行了比较。
关羹词：甲醇；固定床反应器；浆态床反应器；超临界相
中圈分类号：ＴＱ０５３ ５
文献标识码：Ａ
文章编号： １００４ ２７５Ｘ（２００２）０５ｑ）０２０—０６
甲醇的生产工艺流程
甲醇的生产工艺流程CH3OH 又名木醇或木精,无色、略带醇香气味的挥发性液体,沸点64.7℃,能溶于水，在汽油中有较大的溶解度。
有毒、易燃、其蒸气与空气能形成爆炸混合物。
甲醇是由合成气生产的重要化学品之一，既是重要的化工原料,也是一种燃料。
1984年世界甲醇生产能力为17.7Mt。
作为化工原料,甲醇主要用于生产甲醛,其消耗量约占甲醇总量的40％～50％。
其次用作甲基化剂,生产丙烯酸甲酯（见丙烯酸酯）、甲基丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲烷氯化物等。
甲醇羰基化（见羰基合成）可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯、碳酸二甲酯等，甲醇也是生产敌百虫、甲基对硫磷、多菌灵等农药的原料。
由甲醇生产醋酸，以及甲醇与异丁烯反应生产甲基叔丁基醚，发展很快，用量逐年增大。
甲醇经生物发酵可生产甲醇蛋白，用作饲料添加剂。
此外，近年来，碳一化学的发展，由甲醇出发合成乙二醇、乙醛、乙醇等工艺路线（现多由乙烯出发制得）正在日益受到注意。
甲醇不但是重要的化工原料，而且是优良的能源和车用燃料，它可直接用于发电站,或经ZSM-5分子筛的催化作用转化成汽油,或与汽油混合直接用作车用燃料,专为此而生产的甲醇称为燃料甲醇。
生产方法工业上几乎全部采用一氧化碳（或还有二氧化碳）加压催化加氢法生产甲醇。
典型流程包括造气、合成气净化、甲醇合成和粗甲醇精馏等工序。
合成气净化合成气净化主要是脱除硫化物。
铜系合成甲醇催化剂对硫十分敏感，易中毒失活，要求合成气中硫含量小于0.1ppm(高压法采用的锌-铬催化剂耐硫性较好，允许合成气中硫含量为5～10ppm)。
转化工艺所使用的镍催化剂也易被硫中毒失活。
因此，以天然气为原料的甲醇厂需在转化前脱硫。
脱硫方法主要是采用钴-钼加氢和氧化锌床串联工艺,同时脱除有机硫和无机硫。
当天然气中总硫含量小于20mg/m时，处理后气体含硫量小于0.5ppm，经转化后再用活性炭或分子筛精脱硫。
当天然气中有机硫含量高时，则可用新型铁-锰复合脱硫剂。
甲醇预热器设计原理
甲醇预热器设计原理
甲醇预热器是一种用于加热甲醇的设备，其设计原理主要涉及
热传导和能量转移的基本原理。
首先，甲醇预热器的设计目的是将冷却的甲醇加热至一定温度，以满足后续工艺或设备的需要。
其工作原理可以简述为，通过将高
温的热介质（如蒸汽、热水或热油）与冷却的甲醇进行热交换，使
热介质的热量传递给甲醇，从而提高甲醇的温度。
在具体的设计中，甲醇预热器通常采用管壳式换热器的结构。
热介质通过管道进入预热器的壳程，而甲醇则在管程中流动。
热介
质和甲醇之间通过管壁进行热传导，在这个过程中，热量从热介质
传递到甲醇，使甲醇的温度逐渐升高。
为了提高预热效果，设计中通常采用多个管道或管束，以增加
热交换的表面积，从而增加热量传递的效率。
此外，还可以采用流
体流动方式的优化设计，如采用逆流或交叉流方式，以进一步提高
热传导效果。
在甲醇预热器的设计过程中，需要考虑一些关键因素，如热介
质和甲醇的流速、温度差、管道材料的选择、换热面积的确定等。
这些因素的合理选择和优化设计，可以提高预热器的热效率和性能。
总结起来，甲醇预热器的设计原理主要涉及热传导和能量转移
的基本原理，通过热介质与甲醇之间的热交换，将热量从热介质传
递给甲醇，提高甲醇的温度。
在设计过程中，需要考虑流体流动方式、温度差、材料选择等因素，以优化预热器的性能。
低温甲醇洗工艺简介
低温甲醇洗工艺简介1. 1工艺原理简介净化装置的目的是去除变换气中的酸性气体成分。
该过程是一种物理过程,用低温甲醇作为洗液(吸收剂)。
在设计温度( - 50℃)时,甲醇对于CO2 ,H2 S 和COS具有较高的可溶性。
在物理吸收过程中,含有任何成分的液体负载均与成分的分压成比例。
吸收中的控制因素是温度、压力和浓度。
富甲醇通过用再沸器中产生的蒸气进行闪蒸和汽提再生。
富甲醇的闪蒸为该过程提供额外的冷却。
闪蒸气通过循环压缩,然后再循环到吸收塔,其损耗量最低。
甲醇水分离塔保持甲醇循环中的水平衡。
尾气洗涤塔使随尾气的甲醇损耗降低到最大限度。
变换气冷却段的氨洗涤塔使变换气中的氨液位保持在甲醇放气量最小的液位。
酸性气体通到克劳斯气体装置进行进一步净化。
1. 2工艺流程简介装置中低温甲醇在主洗塔中(5. 4MPa)脱硫脱碳,之后富液进入中压闪蒸塔(1. 6MPa)闪蒸,闪蒸气通过压缩,然后再循环到主洗塔。
闪蒸后的富液进入再吸收塔,在常压下闪蒸、气提,实现部分再生。
然后甲醇富液进入热再生塔利用再沸器中产生的蒸汽进行热再生,完全再生后的贫甲醇经主循环流量泵加压后进入主洗塔。
2操作要点2. 1循环甲醇温度温度越低,溶解度越大,所以较低的贫甲醇温度是操作的目标(贫甲醇温度为- 50℃)。
系统配有一套丙烯制冷系统提供冷量补充,用尾气的闪蒸(气提)带来的冷量达到所需要的操作温度。
影响循环甲醇温度的主要因素有:a丙烯冷冻系统冷量补充b气提氮气流量c循环甲醇的流量与变换气流量比例2. 2甲醇循环量控制出工段的气体成分指标(ΣS≤0. 1ppm) ,甲醇循环量是最主要的调节手段。
系统配有比例调节系统,使循环量与气量成比例,得到合格的精制气。
2. 3压力(主洗塔的操作压力)由亨利定律知压力越高,吸收效果愈好。
净化主洗塔的压力取决于气化来的变换气压力,系统气化采用德士古气化炉造气,进系统的变换气压力为 5. 4MPa ,由于压力较高,吸收效果有很大提高。
化工原理甲醇冷却器设计
设计题目：甲醇冷凝冷却器的设计系别专业：学生姓名: 学号:起迄日期: 2015年06 月 03日~ 2015年06 月 13 日指导教师:化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书课程设计说明书设计名称化工原理课程设计2015 年 6 月 3 日化工原理课程设计说明书目录（一）课程设计的任务和要求：设计方案 (1)（二）对课程设计成果的要求：图表 (2)（三）主要参考文献 (2)（四）课程设计工作计划进度 (2)（五）设计计算过程...................................................5~11 （六）计算结果列表 (12)1、设计题目甲醇冷凝冷却器的设计2、设计任务及操作条件处理能力10600kg/h甲醇。
设备形式列管式换热器操作条件①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。
②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为0.3MPa。
③允许压降：不大于105 Pa。
④每年按330天计，每天24小时连续运作。
3、 设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。
设 计 方 案1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。
另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用φ25mm ×2.5mm 的碳钢管，管内流速取u i = 0.5m/s 。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。
壳程甲醇的定性温度为：6450572+T ==℃管程循环水的定性温度为：℃＝＋＝3524030t根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
甲醇生产工艺流程图
3、中压法
中压法合成甲醇的工艺流程中，操作压力范围为 10.0~27.0MPa，温度为235~315℃。该法的关键在于使用了
一种新型铜基催化剂，综合利用指标要比低压法好。
4、三种方法的比较
① 高压法生产甲醇的历史悠久，存在一些不足，尤其在温度 和压力方面，由于温度和压力都太高，在生产过程中不易 控制，也容易发生事故。
项目
数据
项目
数据
液体密度/kg·m-3
蒸气密度/kg·m-3
沸点/℃ 熔点/℃
临界温度(Tc)/℃
791.3
1.43
64.7 -97.8
240
蒸发潜热 (64.7℃)/kJ·mol-1
熔融热(— 97.1℃)/kJ·mol-1
液体黏度(20℃)
蒸气黏度（15℃）
热导率/[J/(m·s·K)]
35.295
② 发现了铜基催化剂，此催化剂的选择性比锌-铬催化 剂好，消耗在副反应中的原料气和粗甲醇中的杂质 都比较少，并且还大大降低了温度和压力使反应过 程易于控制。
③ 中压法在低压法的程度上又提高了催化剂的性能， 使得流程简单、投资省、见效快，使甲醇工业得到 进一步的发展，但是中压法合成甲醇的原料气中含 硫总量应小于1mL/m3，对原料气的要求很严格，再 者中压法也不适应与大批量生产。
低，已淘汰 2 氯甲烷水解，水解法价格贵，没有得到工业应
用 3 甲烷部分氧化，生产技术复杂，副反应多，产
品难分离，原料利用率低，尚未广泛应用 4 合成气化学合成法，此法成熟，已工业化生产
合成气为原料生产甲醇主要分为三种方式: 1 高压法
2 中压法
3 低压法
甲醇的生产方法介绍
1、高压法 用一氧化碳与氢在高温（340~420℃）
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（一）确定物性数据热流体进口温度：337.85K,出口温度：337.85K 冷流体进口温度：300.15K,出口温度：317.15K定性温度:可取流体进口温度的平均值。
壳程甲醇蒸气的定性温度为T =337.85K ，2T =337.85K ，1T = 337.85K 管程冷却水的定性温度为1t =300.15K ，2t =317.15 ， t=(300.15+317.15)/2=308.15K根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据 甲醇蒸气在337.15K 下的物性数据: 密度 ρ1=1.193/Kg m定压比热容 p1c=1.620/()KJ Kg K •热导率 λ1=0.013/()W m K •粘度μ1=0.011mPa s •汽化潜热 γ =1100/KJ Kg 冷却水在308.15K 下的有关物性数据: 密度 ρ0=994.063/Kg m定压比热容 p0c=4.165/()KJ Kg K •热导率 λ=0.623/()W m K • 粘度μ=0.7245mPa s •（二）估算总传热系数1.热流量甲醇质量流量：s1W =1.2×3600×1.19=5140.8/h Kg =1.428/s Kg 甲醇热负荷：1Q =5140.8×1100=5.655×610/KJ h =1570.8KW2.平均传热温差t Δm=tt t 2121ln -ΔΔΔΔt =5.1317-5.83375.1300-85.337ln 5.1317-5.8337-5.1300-85.337）（）（K 628.3 ≈其中t 1Δ=t 11-T ，t Δ2=t 22-T ，T 1=T 2=337.85K 3. 冷却水用量 s0W =）（t Q Δ0c =5.655×610/[4.165×（317.15-300.15）]=79867.2/h Kg =22.2/s Kg 4.传热面积初值估算：取总传热系数K =7002/()W m K •估算传热面积:A估=）（tK Q Δm=1570.8×310/（700×28.36）=79.1262m （三）工艺结构尺寸1.管径和管内流速 选用Φ19mm ×2mm 的碳钢管，取管内流速ui=0.5m/s ,其内径m i015.0d=，外径m d o 019.0=2.计算管程数和传热管数 根据传热管内径和流速确定单程传热管数u d n iV 2i e 4π==.5085.706.099422.215.002××=252.88≈253（根）按单管程计算，所需传热管长度为L =n d eo π26.179=25319.004.1379.126××=5.24m根据传统换热器管长可取6米单程换热器，则传热管总根数NT=253（根）3.平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数R=5.1300-5.13175.8337-5.8337=0P=5.1300-5.83375.1300-5.1317=0.45按单壳程温差校正系数应查有关图表。
可得ΦtΔ=1平均传热温差'mt Δ=t Δ•m t ΔΦ=1×28.36=28.36℃4.传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列。
取管心距t=1.25 d，则t=1.25×19=23.75≈25(mm)对于单管程换热器，横过管束中心线的管数81≈50.172531.1==n c 根 管束的分程方法：采用单管程共有传热管253根， 5.壳体内径本设计采用单管程结构正三角形排列，壳体内径可用下式计算： D=t （1-n c ）+b 2‘，管束中心线上最外层管的中心至壳体内径的距离.5mm 2819.51.51'=×==d b o则壳体内径为：D=19.511-1825×+）（=453.5mm圆整后取壳体直径为D=500mm6．折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 'h =0.25×500=125mm 两相邻折流挡板的距离（板间距）为：h=D .80=0.8×500=400mm ，故可取h=400mm. 允许的折流板最小间距为h m in =0.2D=0.2×500=100mm, 折流板数目：1-折流板间距传热管长=N B =4006000-1=14（块）折流板圆缺面水平装配。
（四）核算总传热系数K1．污垢热阻和管壁热阻 管程冷却水的污垢热阻R di =0.00034W K m •2壳程纯净甲醇气体的污垢热阻 Rdo=0管壁热阻 R w =λwb，其中b 为传热管壁厚，m ；λw 为管壁热导率，/()W m K •碳钢在308.15K 下的热导率为51.10/()W m K •，所以R w =.15102.00=0.000039W K m •22．管程给热系数 管内流通面积A i =n ei d 24π=4π×015.02×253=0.04472m 管内流速AW u is i ρ00= =0447.006.9942.22×=0.4996m/s管内雷诺系数 Re i =μρ0u d i i=103-7245.006.9944996.0015.0×××=10282.24（湍流）管内普朗特数 Pr i=λμ0c p =326.07245.04165103-××=4.844对流传热系数44.844.210282Pr Re λα.408.04.08.00015.0623.0023.023.00×××=••=i i ii d =29102/()W K m •3．壳程给热系数壳程对流传热系数)Δμγλρ(α3232725.041td n g o o=式中，γ为比汽化热，g K J ρ为冷凝液的密度，3/Kg mλ为冷凝液的热导率,/()W m K • μ为冷凝液的黏度,mPa s •t Δ为饱和温度T s 与外壁温度T w 之差，n 为水平管束在垂直列上的管排数，该换热器为单管程单壳程共253跟管子，管子按照三角形排列，则有 n ≈20定性温度取膜温，即2T T T ws+=定现假设管外壁温K T w 330=，则 K t T T w s 15.7330-15.337-===ΔK T T Tws755.33323305.13372=+=+=定,在该定性温度下：m 3kg.6760ρ=，s Pa •=m 342.0μ，)m 8.197λK m W•=）（15.719.001042.3020101100978.101.89.6760)Δμγλρ(α3-3233225.703232725.04141×××××××××==td n g o o=24992/()W K m • 4.壁温核算热流体在管内流动，Ts=337.15K ，则单根水平管的传热量W QQ0.76208253W.815702531031=×==单，根据壁温公式有AR t At T AR T Qidi imodo ot b T 1)1(--1)1(-αλαw ww w w+==+=单式中，T w 为管外壁温，t w 为管内壁温，R di 为管程冷却水污垢热阻，R do 为壳程纯净甲醇气体的污垢热阻，b 为管厚度，A i 为单根换热管的内表面积，A o 为单根换热管外表面积，A m 为单根换热管平均表面积，λw 为碳钢热导率。
619.004.13124991-15.337×××=T Qw单，求得 T w =330.21K ，这与假设相差不大，可以接受。
4．计算总传热系数KK=dd d d R dd R ioiio di modo ob •+•+++αλα111w式中d i为管子内径，do为管子外径，d m 为管子平均直径，αi 为管程传热系数，αo 为壳程传热系数。
R di 为管程污垢热阻，R do 壳程污垢热阻，λW 为碳钢热导率将已知数据代入上式，得 K=015.0019.029101015.0019.00034.0017.0019.000.15102.000249911×+×+×++=763.452/()W m K •5．计算传热面积裕度传热面积49.5726.32845.763.8157010Δ31=××==tQ A mcK 2m实际传热面积A p =N d To l π=3.14×0.019×6×253=90.5642m该换热器的面积裕度为.83%24549.7249.572-64.590-===AA A ccpH传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
（五）核算压力降1．管程压降P i ΣΔNN F P P P psti)(ΔΔΣΔ21+=式中，F t 为结垢校正系数；N s 壳程数；N p 为管程数；P Δ1为直管阻力压强降，Pa ;P Δ2为回弯管压强降，Pa ；取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则00667.0151.0==die，而24.10282Re =i ，于是037.01.01.0)24.102826800667.0()Re 68(λ23.023.0===++ii d e i 26.099415.00637.002Δ996.40ρλ2201×××==udiiilP =1836.07Pa 206.9943234996.02202××=×=Δu Piρ=372.18Pa 对三角形排列F t =1.4，且N s =1，N p =1，则11.418.13727.01836)(ΔΔΣΔ21×××+=+=）（NN F P P P psti=3091.55Pa2．壳程压降()s t o N F P P P 'Δ'ΔΣΔ21+= 其中1=s N ,1=t F 流体流经管束的阻力()2ρ1Δ2'1oBc o u N n Ff P +==×=253228.0-5fo已知: 14=B N ，5.0=F ，根18=n c()2ρ1Δ2'1oBc o u N n Ff P +=2ρ25.3Δ2'2oB u D B N P =。