年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计
QCH4=Cm△t =47.05×614.94×220=6365243.94 kJ 查表得220摄氏度时CH3OH 焓值为42248.46 KJ/kmol QCH3OH=m△H=65.77×42248.46=2778681.21 kJ
所以Q1=QCO+ QCO2+ QH2 + QN2 + QCH4+ QCH3OH=9.88×10 kJ
7
二、出塔热的计算
组分CO CO2 H2 N2 CH4 C4H9OH （CH3O）2
30.13 46.58 29.34 30.35 48.39 170.97 95.85 QH2O=Cm△t=83.49×97.89×250=2043209.03 kJ QCO=Cm△t=30.13×286.53×250=2158272.16 kJ QCO2=Cm△t=46.58×719.43×250=8377808.93 kJ QH2=Cm△t=29.34×884.84×250=65024199.4 kJ QN2=Cm△t=30.4×624.77×250=4748252 kJ QCH4=Cm△t=48.39×624.99×250=7560816.53 kJ QC4H9OH=Cm△t =170.97×0.104×250=4430.14 kJ Q（CH3O）2=Cm△t =95.85×0.896×250=21470.4 kJ Q CH3OH=42248.46×989.34=46383425.09 kJ
Q4= QH2O+ QCO + QCO2 + QH2+ QN2+ QCH4+ QC4H9OH + Q（CH3O）2+ QH2O+ QCH3OH=136321900kJ
三、反应热的计算
（1）式中反应热为102.77 kJ/mol Q1=m CH3OH×102.7=923.62×102.37=94855.77 kJ （2）式中反应热为200.39kJ/mol Q2 = m（CH3O）2×200.39=0.896×200.39=179.2 kJ （3）式中反应热为115.69kJ/mol Q3 = m CH4×115.69=10.05×115.69=1162.6845 kJ （4）式中反应热为49.62kJ/mol Q4 = m C4H9OH×49.62=0.104×49.62=5.16 kJ （5）式中反应热为-42.9kJ/mol Q5 = m H 2×(-42.9)=84.656×(-42.9)=-3631.71 kJ 所以Q3反应热为92571.08 kJ
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年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计
四、损失热的计算
Q6=( Q1+ Q3）×5%=（9.88×10+92571.08）×5%=4945028.5 Q1+ Q2+ Q3= Q4+ Q5 + Q6 ( 其中Q5忽略不计） Q2= Q4 + Q6- Q1- Q3=9.88×10+92571.08-136321900-4945028.5 =43152.07
V= Q2\\19.18 =43152.07×10\\19.18=2249.85m3/h=0.62m3/s
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77
第三节、 主要设备的计算和选型
一、 合成段工艺计算和设备选型 （1）、 换热器的设计计算和选型
A. 热交换器（E201）
表3.1 热交换器（E201）的基础数据
温度/℃ 压力/Mpa 摩尔流量/Kmol/h 平均分子量M 质量流率/㎏/s 平均比热容/KJ/(㎏.℃) 热负荷/W 冷物料 进口 出口 进口 241 (T1) 4.9 热物料 出口 148 (T2) 4.9 121.15 (t1) 212 (t2) 5 33944.1495 12.6508 119.2835 2.7287 5 31081.2511 13.8209 119.3252 2.6631 29570665 27.91 0.8 600/W（㎡.℃） 2208 ?tm逆 /℃ 温差修正系数? 估计传热系数K 估计传热面积A/㎡ 选择管壳式热交换器，热物料走管层，冷物料走壳层，为三壳程六管程结构。
选型：BES1600—6.0—1320—9/19—6Ⅰ型换热器，两个并联使用。
表3.2 BES1600—6.0—1320—9/19—6Ⅰ浮头式列管换热器主要参数
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年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计
外壳直径D/mm 公称压强p/Mpa 公称面积/m2 管程数Np 管子排列方式 1600 6.0 1320 6 正方形 管子尺寸/mm 管长l/m 管数NT 管中心距t/mm 设备净重/㎏ Φ19×2 9 2520 25 38902 B. 脱盐水冷凝器（E202）
表3.3 热交换器（E202）的基础数据
温度/℃ 压力/Mpa 摩尔流量/Kmol/h 平均分子量M 质量流率/㎏/s 平均比热容/KJ/(㎏.℃) 热负荷/W 冷物料（脱盐水） 进口 30 (t1) 5 22826.64 18.02 114.26 4.18 23879907 52.77 0.95 300/W（㎡·℃） 1588 出口 80(t2) 5 进口 148 (T1) 4.9 热物料 出口 70 (T2) 4.9 31081.2511 13.8209 119.3252 2.5657 ?tm逆 /℃ 温差修正系数? 估计传热系数K 估计传热面积A/㎡ 选择管壳式热交换器，热物料走管层，冷物料（脱盐水）走壳层，为二壳程四管程结构。
选型：BES1800—6.0—1770—9/19—4Ⅰ型换热器
表3.4 BES1800—6.0—1770—9/19—4Ⅰ浮头式列管换热器主要参数 外壳直径D/mm 公称压强p/Mpa 公称面积/m2 管程数Np 管子排列方式 C. 水冷却器（E203）
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1800 6.0 1770 4 正方形 管子尺寸/mm 管长l/m 管数NT 管中心距t/mm 设备净重/㎏ Φ19×2 9 3392 25 49512 年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计
表3.5 热交换器（E203）的基础数据
温度/℃ 压力/Mpa 摩尔流量/Kmol/h 平均分子量M 质量流率/㎏/s 平均比热容/KJ/(㎏.℃) 热负荷/W 冷物料（冷却水） 进口 30 (t1) 5 26797.0 18.02 134.13 4.18 11213598 17.38 0.87 300/W（㎡·℃） 2472 出口 50(t2) 5 进口 70 (T1) 4.9 31081.2511 13.8209 119.3252 2.6844 热物料 出口 45 (T2) 4.9 ?tm逆 /℃ 温差修正系数? 估计传热系数K 估计传热面积A/㎡ 选择管壳式热交换器，热物料走管层，冷物料（冷却水）走壳层，为三壳程六管程结构。
选型：BES1600—6.0—1320—9/19—6Ⅰ型换热器，两个并联使用。 表3.6 BES1600—6.0—1320—9/19—6Ⅰ浮头式列管换热器主要参数 外壳直径D/mm 公称压强p/Mpa 公称面积/m2 管程数Np 管子排列方式 1600 6.0 1320 6 正方形 管子尺寸/mm 管长l/m 管数NT 管中心距t/mm 设备净重/㎏ Φ19×2 9 2520 32 38902 B、 空气压缩机选型（C201）
选用二段式往复压缩机 原料气进入第一级压缩机的体积流量： 2.710m3/s
假设压缩过程的多变指数k=1.25
计算得：出口温度：T2=359.71K；消耗的外功：W1=3.0223×10W 原料气与循环气混合后进入第二级压缩机的体积流量：8.6504m3/s
假设压缩过程的多变指数k=1.25
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6年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计
计算得：出口温度：T3=398.40K；消耗的外功：W2=1.3957×10W
此二段式压缩机的总消耗功率为：W=W1+W2=1.6979×10W
由上述计算来设计压缩机的尺寸，设计压缩机的电机转速为980r/min，行程S=360mm，假设气体的流速为15m/s，则设计第一级压缩机的气缸内径为：500㎜，设计第二级压缩机的气缸内径为900
㎜。
77C、甲醇分离器（S201）
从分离器的出口物料来估算分离器的容积：
a、分离器顶部（气体）:
估算气体的体积流量：
b、分离器底部（液体）：
这里忽略气体部分，液体只考虑甲醇和水两部分，其中甲醇0.68，水0.32。 可估算液体的体积流量
该分离器为连续操作，故在分离器中的累积量为零。设计分离器的裕度为30%。
气液相总体积流量：
Vt?Vv?Vl?4.55m/s；
33设计分离器的体积为：6.5m。
设计外形尺寸为?2000×2600，设计压力为5.5MPa，设计温度为60℃。
D、 甲醇闪蒸槽（V202）
a、闪蒸气部分：
3m/s 可估算闪蒸气的体积流量为：0.0154
b、粗甲醇部分：
可估算粗甲醇液体的体积流量：0.02m/s
由此可估算气液两相的总体积流量：
3Vt?Vv?Vl?0.0354m/s；
3该闪蒸槽为连续操作，假设在闪蒸槽中累积几分钟的物料。设计闪蒸槽的裕度为30%。设计闪
蒸槽的体积为：15m。
设计闪蒸槽的外形尺寸为：?2000?7000；设计压力为：5MPa；设计温度为：60℃。
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