年产3万吨甲醛生产工艺设计毕业设计 本文简介：
年产3万吨甲醛生产工艺设计专业：化学工程与工艺摘要：本设计为年产3万吨37.2%甲醛水溶液的生产工艺初步设计，本设计采用银催化法工艺，根据设计要求对工艺流程进行了选择与论证，对整个装置进行了物料与能量的衡算，对主要设备和管道进行了设计及选型，同时对本装置的安全生产与“三废”治理作了相关讨论并进行经济
年产3万吨甲醛生产工艺设计毕业设计 本文内容：
年产3万吨甲醛生产工艺设计
专业：化学工程与工艺
摘要：本设计为年产3万吨37.2%甲醛水溶液的生产工艺初步设计，本设计采用银催化法工艺，根据设计要求对工艺流程进行了选择与论证，对整个装置进行了物料与能量的衡算，对主要设备和管道进行了设计及选型，同时对本装置的安全生产与“三废”治理作了相关讨论并进行经济的初步核算。
本设计配有设计说明书一本，附图4张。说明书包括1：总论；2：工艺流程的选择及论证；3：年产3万吨37.2%甲醛水溶液工艺计算；4：非标准设备的计算及定性设备的选型；5：工艺管道计算；6：安全以及“三废”治理；7：技术经济初步核算。图纸包括：1
带控制点的工艺管道及工艺流程图；2
氧化器装配图；3
装置平面图；4
装置立面图。
关键词：甲醛；甲醇；氧化；工艺；电解银The
manufacturing
process
of
Formaldehyde
30000
tons
per
yearAbstract:The
design
is
primary
for
the
manufacturing
process
of
formaldehyde
30000
tons
per
year,and
adopts
Ag
as
catalyst
According
to
the
design,the
craft
production
way
of
formaldehyde
was
selected
and
the
technology
was
investiged.The
main
equipments
and
pipes
were
designed
or
selected.At
the
sane
time,safely
producing
and
dealing
with”three
waste
“were
argued
and
technology
economic
was
originally
estimated.
The
design
consists
of
an
instruction
book
and
a
series
of
diagram.
The
instruction
book
includes:1.Introduction.2.Choice
and
demonstration
of
the
technological
process.3.30000
tons
per
year
37.2%
formaldehyde
crafts
for
production
were
designde.4.It
is
not
a
selecting
type
of
the
equipment
of
calculation
and
finalizing
the
design
of
the
standard
device.5.Thecraft
pipeline
calculating.6.Security
and
abatement
of”three
waste”.7.Economic
initial
estimate
of
technoligy.
The
diagram
include:1.The
pipeline
of
the
device
and
process
flow
sheet
with
controlled
piot.2.Assemblage
chart
of
the
oxidator.3.Plane
figure
of
the
device.4.The
blueprints
of
factory.
Key
words:formaldehyde;Methanol;Oxidation;Technology;Electrolysis
Silver目录
前言
1
1
绪论
1
1.1
我国甲醛工业的发展过程
1
1.1.1
起步阶段
1
1.1.2
发展阶段
1
1.1.3
快速增长阶段
1
1.2
我国甲醛工业的现状
2
1.2.1
生产工艺
2
1.2.2
生产能力和产量
2
1.2.3
技术指标
2
1.
3
影响我国甲醛价格的主要因素
3
1.3.1
生产成本
3
1.3.2
下游需求状况
4
1.3.3
地区差异
4
1.4
产品说明
4
1.4.1
产品名称
4
1.4.2
产品性质
4
1.5
产品用途
6
1.6
原材料说明
6
1.7
甲醛工业的发展趋势
6
1.7.1
改进催化剂的性能
6
1.7.2
高浓度甲醛工艺发展趋势
6
1.7.3
设备集约化
7
1.7.4
规模大型化
7
1.7.5
产品简介
7
1.8
甲醛的主要技术指标
7
2
合成方法及生产技术比较
8
2.1
甲醛的合成方法
8
2.1
.1
银催化剂法
8
2.1
.2
铁钼催化剂法
8
2.1
.3
甲缩醛氧化法
8
2.1
.4
二甲醚氧化法
8
2.1
.5
低碳烷烃直接氧化法
8
2.2
生产工艺比较
8
2.2
.1
工艺技术比较
8
2.2.2
银催化剂法和铁钼催化剂法的特点的比较
9
2.3
国内外甲醛装置能耗比较
10
3
工艺流程介绍
10
3.1
流程说明
10
3.2
生产工艺影响因素
11
3.2.1
反应器的结构与状态
11
3.2.2
催化剂的性能和状态
11
3.2.3
反应温度
12
3.2.4
氧醇比
12
3.2.5
水醇比
12
3.2.6
停留时间和空间速度
12
3.2.7反应压力
13
3.2.8
原料混合气的纯度
13
3.3
主要工艺指标
13
4
年产3万吨37.2%甲醛的工艺计算
14
4.1
计算依据
15
4.2
物料衡算
15
4.2.1产品：
15
4.2.2
原料甲醇投入量
15
4.2.3
空气投入量（根据氧醇比求）
15
4.2.4
尾气中各组分含量的计算
16
4.2.5
核对
16
4.2.6
主要设备物料衡算（以小时计）
17
4.3
热量衡算
22
4.3.1
物性参数及计算公式
22
4.3.2
主要设备热量衡算
22
5
主要非定型设备的计算及选型
27
5.1
蒸发器
27
5.1.1
蒸发室的体积V与高度H的计算
27
5.1.2
蒸发器的换热器计算
27
5.2
过热器
28
5.2.1
传热面积的估算
28
5.2.2
径的计算
28
5.3
氧化器
29
5.3.1
氧化器直径
29
5.3.2
热锅炉的主要尺寸
29
5.3.3
氧化器下部的急冷段
30
5.3.4
废锅辅助设备—汽包
31
5.4
吸收一塔
31
5.4.1气体重度r气
31
5.4.2液相重度
32
5.4.3
液相粘度（单位Mpa或Cp）
32
5.4.4
填料
32
5.4.5
喷淋密度
33
5.4.6
液相流量
33
5.4.7
泛点气速计算
33
5.4.8
塔径及空塔气速的计算
34
5.4.9
高度
34
5.4.10
填料层阻力计算
34
5.5
吸收二塔
35
5.5.1气体重度
35
5.5.2液相重度
36
5.5.3
液相粘度（单位Mpa或Cp）
36
5.5.4
填料
36
5.5.5
喷淋密度
36
5.5.6
液相流量
36
5.5.7
泛点气速计算
37
5.5.8
塔径及空塔气速的计算
38
5.5.9
高度
38
5.5.10
填料层阻力计算
38
5.6
主要非定型设备一览表
38
5.7
主要定型设备选型
39
5.7.1
上料泵（两台）
39
5.7.2
鼓风机（两台）
39
5.7.3
炉给水泵（两台）
39
5.7.4
塔循环泵（两台）
39
5.7.5
塔循环泵（两台）
39
5.7.6
品泵（两台）
39
6
主要工艺管道计算及选型
40
6.1
主要工艺管道计算及选型
40
6.1.1
空气吸入管（空气过滤器→风机口）
40
6.1.2
空气压出管（风机口→蒸发器）
40
6.1.3
二元气体管（蒸发器→过热器）
40
6.1.4三元气体管（过热器→氧化器）
40
6.1.5
产品气管（氧化器→塔底）
41
6.1.6
一塔顶出气管（一塔底→二塔底）
41
6.1.7
尾气管（二塔顶→尾气处理车间）
41
6.1.8
配料蒸汽管（蒸汽分配缸→过热器前）
41
6.1.9
甲醇管（原料泵→蒸发器）
42
6.1.10
甲醛管（一塔循环管→成品槽）
42
6.1.11
工艺管道（软水管→二塔顶）
42
6.1.12
一塔循环管（一塔底→一塔顶）
43
6.1.13
二塔循环管（二塔底→二塔顶）
43
6.2
主要工艺管道汇总表
43
7
安全与“三废”处理
43
7.1工艺物料特性及防护措施
44
7.2
三废处理
44
7.2.1
废气处理
44
7.2.2
废水处理
44
7.2.3噪声防治
45
8
技术经济初步评估甲醛及市场
45
8.1
产品甲醛及原料市场分析
45
8.1.1
甲醛及原料市场价格分析
45
8.1.2
甲醛市场的供求分析
45
8.1.3
甲醛市场未来分析
46
8.2
经济效益初步梳算
46
8.2.1
投资估算
46
8.2.2
生产成本和销售收益的估算
46
8.2.3
销售收益估算
47
8.2.4
经济效率评估
47
结束语
49
主要参考文献
50
前言甲醛是重要的有机化工基础原料，是甲醇最重要的衍生物产品之一，甲醛的用途十分广泛，主要用于生产脲醛、酚醛、聚甲醛和三聚氰胺等，也用于生产医药产品、农药和染料以及消毒剂、杀菌剂、防腐剂等。目前甲酴的生产均采用甲醇为原料，银催化剂，经空气氧化得到，其浓度为37%左右，其余为水，含甲醛40%、甲醛80%的水溶液叫做福尔马林，是
常用的杀菌剂和防腐剂。
甲醛是脂肪族中的最简单的醛，化学性质十分活泼。甲醛最早由俄国化学家A.M.Butlerov于1895年通过亚甲基二乙酯水解制得。1868年，A.M.Hoffmann使用铂催化剂，用空气氧化甲醇合成了甲醛，并且确定了它的化学特性。1886年Loews使用铜催化剂和1910年Blank使用银催化剂使甲醛实现了工业化生产。1910年，由于酚醛树脂的开发成功，使甲醛工业得到了迅猛的发展。
随着甲醛工业生产的不断扩大和甲醛产品的深入研究，其生产工艺的日渐完善，对甲醛生产设备的要求也在不断提高。工业甲醛生产典型的有机合成工艺，在我国已有近五十年的历史。我国的甲醛生产技术无论在装置技术、催化剂的改进、还是余热利用方面都已有了长足的进步，其主要技术经济指标已过到国际上同类生产工艺先进水平。
从我国甲醛的生产现状看，结合毕业实习的相关内容，此设计采用的是银催化剂氧化生产甲醛的生产工艺流程。在整个设计过程中，按照设计任务书的要求，对年产3万吨甲醛装置进行了完整的物料衡算与热量衡算，对工艺过程中的主要设备进行了较为详细的工艺计算，同时也对装置的技术经济状况进行了初步估计。
由于本人能力有限，加上时间较为仓促，在整个设计中难免有错误和不足之处，敬请老师和同行批评指正。
1
绪论
1.1
我国甲醛工业的发展过程
我国甲醛工业的发展大致可分为三个阶段。
1.1.1
起步阶段
20世纪50-60年代，以浮石银作催化剂的银法生产甲醛是我国甲醛工业的起步阶段。
我国第一套甲醛生产装置是1956年9月由前苏联专家设计指导在上海溶剂厂兴建，设计能力仅为0.3万吨/年，采用浮石银作催化剂。1957年-1959年吉林化肥厂等三家企业相继建立了甲醛生产装置，上海溶液剂厂也将0.3万吨/年的装置扩大到1万吨/年。但到50年代末，我国工业甲醛的生产量仍然还不足4万吨（37%CH2O），产品主要用于生产乌洛托品等。
1965年-1969年，由于合成纤维和木材加工工业的发展，甲醛需求量增加，北京维尼纶厂、苏州助剂厂等一批采用浮石银作催化剂的甲醛生产装置先后投产，到60年代末生产厂达到10家，总生产能力扩大到10万吨/年。60年代后期由于开发聚甲醛树脂等对浓甲醛的需要，又自行开发了“铁钼氧化物”催化剂，吉林石井沟联合化工厂、安阳塑料厂先后采用“铁钼氧化物”
催化剂生产甲醛，但由于催化剂性能不佳和工艺落后以及安全性差等原因未能长期生产。
1.1.2
发展阶段
上世界70-80年代的以电解银催化剂为主体的银法生产甲醛是我国甲醛工业日趋成熟的发展阶段。
20世纪70年代以后，我国甲醛工业无论在产能、生产技术还是在设备、节能和自动控制等方面都有了较大的改进和提高。随着反应热和尾气的燃烧热的利用，使甲醛生产装置由原来的“耗汽型”变成为“不耗汽型”或“外供蒸汽型”装置，至70年代末我国甲醛工业的产量接近40万吨/年。
20世纪80年代以后，由于木材加工业和甲醛下游产品发展的需要，我国甲醛工业又有了较大的发展，至80年代末生产甲醛厂家达51家，总生产能力超过80万吨/年。
1.1.3
快速增长阶段
20世纪90年代至今的银法生产甲醛和铁钼法生产甲醛同时发展是我国甲醛工业快速增长阶段。20世纪90年代，特别是90年代中后期，由于我国经济的快速发展，木材加工业、建材业、塑料工业的社会需求量的大幅度增加和小氮肥厂的转产等因素，我国甲醛工业进入快速增长时期，1990年-1999年的10年中，总生产能力翻了近3倍。在这一阶段国内多家企业从国外引进以铁钼氧化物作催化剂的铁钼催化法的甲醛生产装置，逐渐使我国铁钼催化法甲醛装置达到了国际同类装置的先进水平。与此同时，我国银催化法的甲醛装置也有了快速的发展。反应器等关键设备不断地得到改进，银催化剂的制备和应用也有了新的提高，原料甲醇单耗有了进一步的下降，生产控制技术也有了长足的进步，原料甲醛单耗又有了进一步的下降，装置规模趋向大型化，国内最大、世界第二的年产16万吨/年单套甲醛装置于2000在河北凯跃化工集团有限公司建成投产。
进入21世纪，我国甲醛工业仍保持持续发展的势头，2002年总生产能力已超过700万吨。迄今，总生产能力已超过840万吨/年（以37%HCHO计）。
1.2
我国甲醛工业的现状
1.2.1
生产工艺
以甲醇为原料生产甲醛的工艺按催化剂的不同，分为银法和铁钼法两种不同的生产工艺。银法甲醛生产工艺中又有生产37%甲醛的传统银法和生产浓甲醛的废气循环法、尾气循环法及以本征控制技术为核心的大型甲醛生产新工艺等。在甲醇、水、空气所组成的原料混合气的配制工艺中又有浓甲醇蒸发后配制水蒸汽和甲醇、水配制后蒸发两种工艺；而吸收部分则有单塔吸收、双塔吸收和多塔吸收以及并流吸收等多种流程。此外，在装置的余热利用上又有多种形式的工艺流程，使装置的能量得到充分的合理利用。
1.2.2
生产能力和产量
我国工业甲醛的生产能力近十年内有很大的增长，据不完全统计，我国现有甲醛生产装置约380套，装置总能力超过720万吨，已居世界首位。目前我国银法装置的生产能力仍占绝大部分。铁钼法装置仅有10套，合计生产能力仅占国内生产能力的5%左右。从总体看，我国工业甲醛的单套装置能力较为偏小，平均仅为2万吨/套，最小的只有0.5万吨/套。其中，铁钼法中最大为8万吨/套，最小为1.5万吨/套；银法中最大为16万吨，最小为0.5万吨/套。由于我国甲醛工业总体发展较快，而下游衍生产品的发展和市场容量的扩大相对较慢，致使总体开工率却不高，现已从早期的80%左右降到50%左右，有的装置还常年处于停工状态。从表1—1中可以看出，我国甲醛生产厂家现主要集中在山东、广东、河北、江苏等地区。其中华北地区（包括山东、河北、天津、北京、山西五省市）的生产能力约占全国总生产能力的1/3，而西北地区的生产能力很小，还不到全国的1%。目前山东省是全国最大的甲醛生产地区，生产能力约117万吨/年；其次是河北地区（包括天津市和北京市），生产能力约89.5万吨/年；江苏省排名第三，生产能力约88万吨/年；第四位是广东省，生产能力约86万吨/年。
1.2.3
技术指标
（1）产品规格
多年来，我国生产的工业甲醛都是单一的37%（wt）浓度的水溶液，使用中存在浓度低、运输费用高和影响某些下游产品的加工性能及废水处理等问题。近年来，随着甲醛下游产品的发展和“铁钼法”生产甲醛技术的引进，甲醛产品的规格品种已开始向多种化工方向发展，现根据需要，可生产除37%（wt）浓度以外的37%-55%（wt）浓度的多种甲醛产品供应市场。
（2）产品质量
由于历史的原因，目前我国工业甲醛执行的产品标准仍是以37%（wt）浓度的产品，我国工业甲醛（37%）的质量大部分都达到优极品标准，有的还根据用户和自身的要求，严格控制酸度和甲醇含量等标准。但企业间仍存在一定的差异，少数企业优极品率低，质量波
动较大。
表1-1
我国甲醛生产厂家现主要集中地单位：万吨
地区名
企业数
生产能力产量
(2003年)
2001
2002
2003
全国
276
722.5
287.6
426.6
308.97
山东
49
117
62.7
81
39.49
吉林
10
20.5
7.8
101
6.09
黑龙江
10
18.5
5
7
2.54
辽宁
22
21
7.6
8.8
3.62
内蒙古
5
0.5
0.5
1.1
0.58
河南
26
36
8.8
10.5
3.75
河北
34
72.5
32.4
30.3
21.14
北京
1
5
3.6
1.4
0
天津
4
12
3.2
3
2.77
山西
4
17
1.8
5
0.82
陕西
2
4
1.4
1.4
2.46
新疆
1
1
0.3
0.6
0.54
江苏
19
88
31.8
33
46.55
浙江
10
33
18
24.5
27.44
安徽
8
30
11
12.4
13.52
上海
5
33.5
23.5
22.5
15.29
重庆
2
8
4
5
5.55
四川
8
23
5.7
5.2
6.19
广西
3
7
2.9
3.7
4.27
宁夏
1
1
0.2
1.1
1.14
甘肃
1
1.5
1.2
0.4
0.84
云南
6
12.5
6
7.3
13.84
贵州
2
3.5
1.5
1.8
2.85
江西
2
7.5
3.5
4.1
5.5
广东
12
86
21.6
23.8
36.46
福建
13
25
8.7
13.9
13.25
湖南
5
16
8.1
9.1
15.3
湖北
9
17.5
3.4
6.7
16.3
海南
2
4.5
1.4
1
0.881.
3
影响我国甲醛价格的主要因素
近些年来我国甲醛行业发展很快，每年产销量增长速度都在10%以上，2004年我国甲醛产销量已突破了480万吨大关。脲醛树脂是甲醛行业最主要的下游产品，约占甲醛总消费量的60%以上，市场前景可观。近几年，我国甲醛市场的价格变化比较大，总体来看，呈现一种上升走势。2001年为800元/吨，2002年为850元/吨，2003年上涨幅度很大，达到了1200元，2004年为1250元/吨。影响甲醛价格主要有以下三个因素：
1.3.1
生产成本。构成甲醛生产成本的有原料（甲醇）、电、水、催化剂、设备维护、人工及管理费用等，其中原料甲醇是最主要的生产成本，约占甲醛生产总成本的90%左右。这几年甲醛价格在不断上涨，其
中一个重要原因就是甲醇价格的上涨。2001年的甲醇价格为1200元/吨，2002年不到1300元/吨，2003年2100元/吨，2004年为2200元/吨。可以看出，甲醛价格与甲醇价格基本上呈现一种线性关系。
1.3.2
下游需求状况。甲醛下游产品的需求量增长较快，拉动了甲醛产量的增大，但由于下游产品的价格相对较稳定，上升幅度小，
在一定程度上制约了甲醛价格的提高。
1.3.3
地区差异。甲醛单位价值不太高，不适宜于长途运输，否则运费太贵，不合算，所以甲醛基本上是就地产销的产品，呈现明显的地域特征，各地区之间的价格差异比较大。目前来看，河北、山东等地的甲醛价格比较低，出厂价在1100~1200无左右的水平，而福建、广西、四川、重庆等地，甲醛价格相对较高，出厂价在1350~1500元左右的水平。
1.4
产品说明
1.4.1
产品名称：甲醛
化学分子式：HCHO
分子量：30.03
1.4.2
产品性质
A.物理性质
甲醛又称蚁醛，是无色有强烈刺激性气味的气体，对空气的比重为1.06，略重于空气，易溶于水、醇和醚，甲醛在常温下是气态，通常以水溶液形式出现。其30%~40%的水溶液为福尔马林液，此溶液沸点为19℃。故在室温时极易挥发，随着温度的上升挥发速度加快。甲醛易聚合成多聚甲醛，其受热易发生解聚作用，并在室温下可缓慢释放甲醛。
表1-2
甲醛的物理性质计量单位:见表
项目
数值
密度(g/cm3)
-80℃
0.9151-20℃
0.8153沸点(101.3kPa)/℃-19熔点℃-118汽化热(19℃)/(kj/mol)
23生成热(25℃)/(kj/mol)
-116标准自由能(25℃)/(kj/mol)
-109.7比热容J/(mol.k)35.2熵J/(mol.k)218.6燃烧热(kj/mol)561～569临界温度℃137.2～141.2
临界压力Mpa6.81～6.66
空气中爆炸极限%7.0～73着火点℃
430
B.化学性质
甲醛分子中含有醛基，具有典型的醛类的化学性质，同时又含有羰基碳原子键合的较为活泼的α-H，使甲醛的化学性质十分活泼，能参加与多种化学反应。在此只介绍几种重要的化学反应。
（1）加成反应
1）在有机溶剂中，甲醛与烯烃在酸催化下发生加成反应，通过这种反应，可由单制备双烯烃，并增加一个碳原子，例如甲醛与异丁烯反应得到异戊二烯。
2）在乙炔酮、乙炔银和乙炔汞催化剂存在下，单取代乙炔化合物与甲醛加成生成炔属醇（Reppe反应）。对乙炔来说，加上2mol甲醛，生成2-丁炔-1，4-二醇，2-丁炔-1，4-二醇进一步加氢生成重要的化学1，4-丁二醇。
3）在碱性溶液中，甲醛和氰化氢反应生成氰基甲醇。
（2）缩合反应
甲醇除自身外，能各多种醛、醇、酚、胺等化合物发生缩合反应。缩合反应是甲醛最重要的化学反应。
1）甲醛能发生自缩合反应，生成三聚甲醛或多聚甲醛。60%浓甲醛溶液在室温下长期放置就能自动聚合成三分子的环状聚合物。
2）在NaOH溶液中，甲醛自身缩合生成羟基乙醛。HOCH3CHO它能进一步快速与甲醛缩合生成碳水化合物，俗称Formose反应。
3）甲醛聚糖反应是已知的唯一一步合成碳水化合物的方法，它在生成物多元醇和甲醛生物工程利用中具有潜在的重要意义。在RhCl(Ph3P)和叔胺催化体系的作用下，在120℃3~12Mpa的条件下甲醛与合成气反应生成贩丙糖、戊糖和己糖。
4）
在碱性催化剂作用下，甲醛和酚首先发生加成反应。生成多羟基苯酚，生成多羟基苯酚受热后，可进一步缩合脱水，生成酚醛树脂。
5）甲醛很容易和氨及胺发生缩合反应，生成链状或环状化合物。甲醛和氨在20~30℃条件下缩合生成六亚甲基四胺，俗称乌洛托品。
（3）分解反应
纯的、干燥的甲醛气体能在80~100℃的条件下稳定存在，在300℃以下时，中醛发生缓慢分解为CO和H2，400℃时分解速度加快，达到每分钟0.44%的分解速度。
300℃
HCHO→CO＋H2
（4）氧化还原反应
甲醛极易氧化成甲酸、进而氧化为CO2和H2OO2
O2
HCHO→HCOOH→CO2＋H2O
（5）羰基化反应
在钴或铑催剂作用下，于110℃
和13-15Mpa条件下，甲醛与合成气（H2/CO=1-3）
能进行羟基化反应生成乙醇醛，进一步加氢可以生成乙二醇，该反应也称甲醛氢甲酰化反应。
CH2O＋CO＋H2→HOCH2CHO
在羰基铑催化剂和卤化物促进剂的作用下，甲醛与合成气能进行同系化反应生成乙醛，进一步加氢生成乙醇。
1.5
产品用途
甲醛属于用途广泛、生产工艺简单、原料供应充足的大众化工产品，是甲醇下游产品中的主干，世界年产量在2500万吨左右，30%左右的甲醇都用来生产甲醛。但甲醛是一种浓度较低的水溶液，从经济角度考虑不便于长距离运输，所以一般都在主消费市场附近设厂，进出口贸易也极少。甲醛除可直接用作消毒、杀菌、防腐剂外，主要用于有机合成、合成材料、涂料、橡胶、农药等行业，其衍生产品主要有多聚甲醛、聚甲醛、酚醛树酯、脲醛树酯、氨基树酯及乌洛托产品。
1.6
原材料说明
原材料名称：甲醇
A.物理性质
甲醇是最简单的饱和脂肪酸，分子式CH3OH，相对分子质量32.04，常温常压下，纯甲醇是无色透明、易挥发、可燃、略带醇香味的有毒液体。甲醇可以和水以及乙醇、乙醚等许多有机液体无限互溶，但不能与脂肪烃类化合物相互溶，甲醇蒸气和空气能形成爆炸性混合物，爆炸极限为6.0%~36.5%（体积）。
B.化学性质
甲醇是最简单的饱和脂肪醇，具有脂肪醇的化学性质，即可进行氧化，酯化、羰基化、胺化、脱水等反应；甲醇裂解生CO和H2，是制备CO和H2的重要化学方法。在此只介绍几种重要的化学反应。
（1）氧化反应
甲醇在电解银催化剂下可被空气氧化成甲醛，是重要的工业制备甲醛的方法；
（2）酯化反应甲醇可与多种无机酸和有机酸发生酯化反应。甲醇和硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯，硫酸氢甲酯经加热减压蒸馏生成重要的甲基化试剂硫酸二甲酯；
（3）羰基化反应
甲醇和光气发生羰基化反应生成氯甲酸甲酯，进一步反应生成碳酸二甲酯；
（4）裂解反应
在铜催化剂上，甲醇可裂解成CO和H2。
1.7
甲醛工业的发展趋势
1.7.1
改进催化剂的性能
研制开发新型催化剂是加快甲醛工业大发展最有效的方法之一，现在各国都在加快催化剂的开发。
1.7.2
高浓度甲醛工艺发展趋势
国外在聚甲醛、MDI和炔属化学品（如1，4-丁二醇）的发展最快，处增长率在5%以上。这些产品均需高浓度甲醛，从
而刺激了以铁钼法为主的高浓度甲醛工艺的快速发展。由甲醇催化脱氢制备无水甲醛，产物甲醛和氢气很容易分离，避免了甲醛水溶液的浓缩蒸发，能耗可大幅度降低，成为最具有工业前途的无水甲醛制备方法。制备高浓度甲醛溶液的另一方法是甲缩醛氧化法。
1.7.3
设备集约化
为了防止甲醛浓度氧化，达到最佳动态平衡控制，国外开发了许多因素程序控制法。如：以蒸汽压力来调节氧醇比、混合气温度和反应状态，从而达到低甲醇消耗额的目的。
1.7.4
规模大型化
甲醛已成为大宗化工产品，其需求量不断增加。现在国外兴建的甲醛生产装置，起码规模3.5~6万吨/年。
1.7.5
产品简介
表1—3
产品简介
产品名称
甲醛
CA登记号50-00-0标准GB9009-1988英文名Formaldehyde别名福尔马林分子式HCHO分子量30.03熔点-92℃沸点-19.5℃相对密度0.815(-20℃)溶解度
易溶于水
乙醇
乙醚
丙酮1.8
甲醛的主要技术指标
表1—4
甲醛的主要技术指标计量单位：见表
项目
优等品
一等品
二等品
色度(铂-钴),≤
10
——
——
甲醛含量，%≤
37.0-37.4
36.7-37.4
36.5-37.4
甲醇含量，%≤
12
12
12
酸度，%≤
0.02
0.04
0.05
铁含量，10-6≤
1(槽装）
3(槽装）
5(槽装）
5(槽装）
10(槽装）
10(槽装）
灰分，%≤
0.005
0.005
0.0052
合成方法及生产技术比较
2.1
甲醛的合成方法
目前，国内外由甲甲醇生产甲醛主要有以下几种方法：
2.1
.1
银催化剂法：
用银铺成薄层的银粒为催化剂，控制甲醇过量，反应温度在600-700℃之间。银法工艺路线心德国BASF公司为代表。
2.1
.2
铁钼催化剂法：
用FeO、MO做催化剂，还经常加入铬和钴的氧化物做助催化剂，甲醇与过量的空气混合，经净化，预热，在320-380℃温度下反应生成甲醛。铁钼催化剂法工艺路线以瑞典PERSTORP公司为典型。
2.1
.3
甲缩醛氧化法：甲缩醛氧化法制取高浓度甲醛由三步进程完成：甲缩醛的合成、甲缩醛氧化和过浓度甲醛吸收与处理。甲缩醛氧化法是制备高浓度甲醛溶液的另一种方法。日本旭化成公司于20世纪80年代开发成功的这一生产方法，是将甲醛和甲醇在阳离子交换树脂的催化作用下，采用反应精馏的方法先合成甲缩醛，然后将甲缩醛在铁钼氧化催化剂的作用下，用空气氧化生产甲醛。
2.1
.4
二甲醚氧化法：
将二甲醚气体与空气混合，预热后通过多管式固定床反应器，管内装有金属氧化物催化剂，管外用液体导热法移走反应热量。反应器结构与铁钼法相同。反应压力为常压，温度450-500℃，空速为1000-4000m/h，催化剂为金属氧化钨，也有氧化铋-氧化钼催化剂的专利发表。反应气体速冷后进入二段吸收系统，用离子交换法脱去甲酸，制得37-44%（wt%）的甲醛水溶液。
2.1
.5
低碳烷烃直接氧化法：
用低碳烃，例如天然气或瓦斯气体中甲烷及丙烷，丁烷等在No催化剂作用下，直接用
空气氧化而得到甲醛。其反应式如下：
CH4＋O2=HCHO＋H2
2.2
生产工艺比较
目前，工业上几乎所有的甲醛生产方法都是用银催化剂法、铁钼催化剂法。
2.2
.1
工艺技术比较
银法是以甲醇为原料以一定配比的甲醇和空气、水蒸气经过过热器，过滤器进入氧化器，在催化床层使甲醇脱氢成甲醛。甲醛气体和水蒸气经冷却，冷凝由吸收塔吸收，制成37%的甲醛溶液成品。在银法过程中也能做到适当的浓度。铁钼法用二元气生产，银法用三元气生产，两法所用催化剂不同。铁钼法所进行的反应为完全氧化反应，而银法是氧化脱氢反应。故银法选择是甲醇与空气混合的爆炸上限操作（混合比37%以上，醇过量），为保持脱氢反应进行，反应温度为650℃左右。反应热量靠加入水蒸气等带走。铁钼法选择的是下限操作（混合比7%以下，氧过量），即与过量的空气中的氧气反应。反应温度控制在430
℃左右，而反应的热量靠惰性气体带走，所以在反应过程中需引入尾气塔，由于吸收系统中加水少，从而能制取高浓度甲醛。但由于采用了尾气循环和足够量的空气，增加了动力的消耗，且由于气体量的加大而使装置能力相对减小了约25%。根据最新统计，美国铁钼法、银法生产装置各占50%，而国内银法占95%以上。
甲醇
→蒸发器→过热器→三元过滤器→氧化器→吸收一塔→吸收二塔
空气
图2—1
电解银法制甲醛工艺流程图
说明
（1）用两种方法生产的甲醛作为商品，铁钼法也有它的局限性，因为浓甲醛在常温下容易聚合，高浓甲醛在贮存和运输上很难处理。在制胶工业中客户一般不喜欢用铁钼法制取的低醇含量的甲醛。如作为有些需要脱水的下游产品的原料，则有它的可取之处。
（2）铁钼法一次性投资费用大，投资回收期长。与银法相比其投资风险大，而随着科学技术的不断进步，近几年银法甲醛工艺也已有了很大的进步（如单耗、能耗等），单耗已接近铁钼法水平。
（3）银法工艺上用的电解银催化剂，其制法简单，成本较低，并可重复使用。铁钼法由供应商提供，价格昂贵且受到一定的制约。
（4）用两种工艺路线生产甲醛，银法的运行成本在设备折旧费、能耗、催化剂消耗费用以及副产蒸汽等方面都优于铁钼法；铁钼法在单耗，甲醛浓度上也有它的明显优点。
2.2.2
银催化剂法和铁钼催化剂法的特点的比较：
表2—1
电解银催化剂法和铁钼催化剂法的特点计量单位：见表
项目
银催化剂法
铁钼催化剂法
反应温度（℃）
600～720
320～380
反应器
绝热式
管式绝热流化床
催化剂寿命
3～6
12～18
收率（%）
89～91
91～94
甲醇单耗(Kg/t)
470～480
420～470
甲醛浓度（%）
37～55
37～55
产品中甲醇含量（%）
4～8
0.5～1.5
产品中甲酸量（104）
100～200
200～300
甲醛中混合气体中浓度（%）
＞37
＜7
投资
相对低
相对高
催化剂失活原因
原料中铁、硫引起中毒
M升华
对毒物敏感程度
敏感
不敏感
2.3
国内外甲醛装置能耗比较
表2—2
国内外甲醛装置能耗比较单位：m3/t、t/t、kwh/t
项目
国外
国内
银法
铁钼法
银法
铁钼法先进
一般
先进
一般
先进
一般
先进
一般
冷却水
20-30
30-50
20
28-42
15-20
35-45
20
30-40
蒸汽
－0.2-0.5
－0.3-0.1
－0.6
－0.3-0.5
－0.3-0.5
－0.3-0
－0.6
－0.3-0.5
电
20
25-30
70
85-90
18-20
30-40
80
85-98
注：以生产1吨37%的甲醛消耗量统计
通过以上分析，我们认为银法甲醛生产线具有投资小，能耗低，能生产高浓度甲醛，物耗又接近铁钼法水平等优点，因此，将它推广为首选的甲醛生产路线，应比较适合中国的国情。3
工艺流程介绍
3.1
流程说明
热水
蒸汽
工艺补水
尾气
甲醇
→蒸发器→过热器→三元过滤器→氧化器→吸收一塔→吸收二塔
空气
冷却水
甲醛产品
图3—1
电解银法制甲醛工艺流程图
原料气的供给：
原料甲醇用泵连续从甲醇贮槽送至高位槽，一部分甲醇流回甲醇贮槽，另一部分自高位槽能过甲醇过滤器过滤羰基铁等到杂质后，控制一定的流量进入蒸发器；同时，空气经空气过滤器过滤灰尘等到杂质后由罗茨鼓风机在蒸发器底部送入，并通过空气放空来控制一定的量。
空气经过滤器由鼓风机鼓入蒸发器。空气鼓泡经过0.8~1m的45℃甲醇液，被甲醇蒸发所饱和，蒸发器顶部装有阻雾设施，分离夹带的甲醇液滴。按照配料要求补加水蒸气。
用热水或蒸气调节蒸发器温度后，控制在45~52℃（依据氧醇比和平衡浓度来定）。甲醇在蒸发器中经空气鼓泡蒸发后，形成均匀混合的二元气体，再通过喷嘴加入不定期定量的水蒸气（即配料蒸气）以调节水醇比，形成配比的二元反应气。
甲醇-水蒸气-空气经过过热器加热到120℃，以保证反应混合气中甲醇全部气化。因为甲醇液滴进入反应区，会剧烈蒸发，使催化剂床层翻动，造成床层厚度不均，发生短路，而且甲醇蒸发吸热，会降低反应温度，甚至发生熄火不反应。
过热的反应混合气进入阻火器，阻火器起安全隔离作用，当反应器中发生燃烧反应时，不会涉及到前部的蒸发器。再进入过滤器以除去五羰基铁等含铁杂质。最后于
120℃左右进入氧化反应器。
原料所转化为甲醛：
在氧化器的的氧化室中，三元反应气在电解银触媒的作用下发生氧化和脱氢反应生成甲醛，反应温度控制在650℃绝大部分甲醇转化成甲醛，同时会有一些副反应发生。为控制副反应的发生并防止甲醇的分解，转化后的气体经废热锅炉被聚冷到230℃以下，再经冷却段冷却到80~100℃，然后进入第一吸收塔。
反应气体的吸收：
吸收采用双塔循环，二塔用软水作吸收剂，一塔用二塔来的甲醛溶液的稀溶液（二补一）作吸收剂。具体流程：
自氧化器出来的甲醛从一塔底进入，向塔顶流动；二塔来的稀甲醛溶液（二补一）从塔顶加入，一塔循环液从塔顶和塔中部加入，向下流动，气流逆向流动；在此运行过程中大部分甲醛被吸收，并放出大量的热；为控制一定的一塔循环温度以保证吸收效果，一塔出来的循环液经泵送入塔顶和塔中部前，必须经一塔第一冷却器和一塔第二冷却器冷却后，才能送入形成自塔循环。未补吸收的气体由塔顶引出，进入第二吸收塔的底部，由塔顶引出尾气锅炉或支真空系统。
吸收用水由泵经冷却器打到第二吸收塔顶，在二塔内吸收甲醛后，用泵经第二冷却口头冷却后，打到第一吸收塔顶，在一塔内进一步吸收甲醛后，由一塔底引出冷却器流入甲醛贮槽。
产品含甲醛36.7%~37.4%，甲醇6%左右，密度1.1Kg/L。
铁会促使甲醛分解，为了避免铁接触，反应器以后的设备、管路采用铝或不锈钢制成。
3.2
生产工艺影响因素
影响甲醇转化为甲醛反应过程的主要因素有：反应器的结构与状态、催化剂的性能状态、反应温度、氧醇比、停留时间和空间速度、反应压力及原料混合气的纯度，先分析如下：
3.2.1
反应器的结构与状态
反应器的结构与状态将直接关系到甲醇转化成甲醛的主反应能否顺利进行和减少与防止副反应的发生等问题。设计反应器的结构时应考虑诸如能否气固两相间很好接触，横否保持良好的催化层状态，反应物在反应器中的流动是否有死角，反应气的速度分布和反应在床层中的阻力是否能均匀，以及反应后的气体能否迅速离开高温区以快速冷却等问题。
3.2.2
催化剂的性能和状态
催化剂在化工生产中被广泛使用，其活性的高低，直接决定着转化的效果的好坏。一般对催化剂的性能要求是要有较高的催化活性，良好的选择性，较强的机械强度，较好的热稳定性和具有一定的抗毒能力。要想有效的发挥催化剂的性能，设计中必须考虑催化剂的铺装方法，考虑床层的严密、平整和均匀性，以使气体能均匀的流经催化剂床层，特别在床层的边缘，热电偶插入等部位要避免和防止沟道旁路，否则这些部位易发生局部反应过热，引起床层烧结和破裂。
3.2.3
反应温度
反应温度的高低会影响物料的反应程度。温度过高，物料会剧烈氧化，生成一些副产品，降低甲醛含量；温度过低，甲醛不能被氧化，达不到生产目的。
对吸热反应的甲醇脱氢反应来说，升温是有利的。醇脱氢反应的平衡常数随温度的升高而增大。自发进行的最低温度为481.6℃，实际生产的反应温度应高于这一温度。
3.2.4
氧醇比
氧醇比是甲醛生产中氧气和甲醇的摩尔比值。氧醇比过高，氧气过量，甲醇会被深度氧化而降低甲醇的转化率；氧醇比过低，甲醇过量，浪费原料。
氧醇比是一个非常重要的参数，它关系到甲醛生产反应过程中的转化率，选择性和安全性等问题，其数学表达式为：
V氧气：V甲醇=（0.21×P空气）/P甲醇
式中：V氧气——三元混合气中氧气的浓度，%；
V甲醇——三元混合气中甲醇的浓度，%；
P空气——三元混合气中空气的分压，%；
P甲醇——三元混合气中甲醇的分压，%；
影响氧醇比的重要因素有三：
（1）甲醇
蒸发器上部空间的总压力（若甲醇蒸发器液层上面的总压力升高，则氧醇比增大）；
（2）蒸发器温度（升高蒸发器温度会使氧醇比降低）；
（3）蒸发器中甲醇浓度（甲醇浓度降低会使氧醇比降低）。
3.2.5
水醇比
增加反应器的水醇比，既有利于控制反应的温度，又能使反应在较低的温度下进行，还可以提高进料中氧的浓度而不发生过热，从而能改善转化率和提高收率。但是，提高水醇比要受到产品浓度和塔吸收效率的限制。如果水醇比过大，又要维持二塔有一定的加水量，势必造成产品的浓度下降；而要保持产品的浓度，又势必会减少二塔的加水量，使二塔的吸收效率下降。因此，水醇比必须控制得当。
3.2.6
停留时间和空间速度
停留时间也称接触时间，是指原料混合气通过催化床层所需要的时间，其单位用秒表示。停留时间和空间速度呈倒数关系。
可表示为：停留时间=HF/V
H——催化剂的填装高度：
F——反应器横断面积：
V——气流速度M3/S。
停留时间过长，原料气会被剧烈氧化，降低转化率：停留时间过短，会有很多原料气未被氧化。一般银法的时间取0.02~0.05s,即空速3600~7200h。时间越长则副反应越强烈。
3.2.7反应压力
由于甲醇氧化和甲醇脱氢这两个反应都是反应后增加体积的反应，因此，降低压力将使反应向着生产甲醛的方向移动，所以减压对主反应有利。但在实际生产中由于减压将增加设备投资和能耗，并带来上些其它不稳定的因素，故现在甲醛的生产已由早期的负压操作改为常压操作。
3.2.8
原料混合气的纯度将影响催化剂的活性与寿命。另外，在催化剂的表面如覆盖了氧化铁，还会加快甲醇燃烧等副反应。因此，原料混合气的纯度也是影响反应的重要因素，生产中应尽可能使原料气得以净化。
3.3
主要工艺指标
表3—1
主要工艺指标计量单位：见表
指标名称
单位
指标
流量湿空气
Kg/h
3234.760
配料蒸汽
Kg/h
1294.019
工艺补水
Kg/h
530.064
工艺甲醇
Kg/h
1892.005
甲醛成品液
Kg/h
4167.000
一塔循环量
m3/h
1351.219
二塔循环量
m3/h
1174.973
压力(绝)一塔底
mmHg
795
一塔顶
mmHg
785
二塔顶
mmHg
775
氧化器
Mpa
800
蒸汽分配缸
Mpa
0.28±0.02
汽包
Mpa
0.282
蒸发室
Mpa
12月21日
温度蒸发器
℃
42-50
过热器
℃
100-120
氧化器触媒层
℃
610-660
气体出一塔
℃
≤55
吸收一塔底
℃
≤60续表3—1
指标名称
单位
指标
吸收二塔顶
℃
≤35
吸收二塔底
℃
≤35
蒸发器加热热水进口
℃
85
蒸发器加热热水出口
℃
55
氧化器废热锅炉出口
℃
150
氧化器水冷段气体出口
℃
100
成品液
℃
42
尾气
℃
32
液位一塔
%
25-35
二塔
%
25-35
蒸发器
%
60-80
汽包
%
45
含量成品液甲醛
质量%
37.2
成品液甲醇
质量%
1.2
尾气中甲醛含量
体积%
0.2
尾气中水含量
体积%
5.7328
尾气中二氧化碳含量
体积%
3.3
尾气中一氧化碳含量
体积%
0.3
尾气中氧气含量
体积%
0.42
尾气中氢气含量
体积%
15
尾气中氮气含量
体积%
74.84
尾气中甲烷含量
体积%
0.2
尾气中甲醇含量
体积%
0.0072
蒸汽配料浓度
%氧醇比0.37-0.42
甲醇单耗
Kg
57.5
工业甲醇浓度
%
98
湿空气含水量
%
1.94
年产3万吨37.2%甲醛的工艺计算
4.1
计算依据：
（1）主副反应（见计算过程）
（2）基准
年工作时间：1年以300天计（约7200小时）
年生产能力：3万吨/年
（3）配料浓度：57.5%
（4）氧醇比：以0.405计，技术单耗按0.450
（5）尾气组成及产品质量见下表：
表4—1
尾气组成及产品质量尾气及产品组成Wt%
组分
CO2
CO
O2
H2
HCHO
CH3OH
CH4
H2O
N2
HCOOH
∑
二塔尾气
3.3
0.3
0.42
15
0.2
0.0072
0.2
5.7328
74.84
0
100
（6）装置所有蒸汽压力
392.5KPa(表压)
（7）空气相对湿度为80%：其中含O2：21%；N2：77.1%；H2O：1.9%
（8）甲醛分子量：30.03
4.2
物料衡算
4.2.1产品：
30000÷（300×24）=4.167（t）=4167（kg）
其中：HCHO：4167×37.2%=1550.124(kg）=51.619(kmol)CH3OH：4167×1.2%=50.004(kg）=1.561(kmol)HCOOH：4167×0.01%=0.417(kg）=0.009(kmol)H2O：4167－(1550.124＋50.004＋0.417)=2549.787(kg）=141.655(kmol)
表4—2
产品组成计量单位：见表
组分
HCHO
CH3OH
H2O
HCOOH
∑
含量/kmol·h－1
51.619
1.561
142.118
0.009
195.307
含量/kg·h－1
1550.124
50.004
2567.289
0.417
4167.834
4.2.2
原料甲醇投入量：
设投入量为Y尾气中含有X，则Y=（4167×0.450/32.015）＋X
根据氧醇比和空气中氧气的含量得：0.405Y÷21%=n空
77%n÷75.81%=n尾
0.0072%n=X
解四元一次方程得：X=0.0084
(kmol)
Y=58.544(kmol)
n空=112.906(kmol)n尾=116.303(kmol)
4167×0.450=1875.150(kg）=58.544(kmol)
4.2.3
空气投入量（根据氧醇比求）：
0.405×58.544×22.4/21%=2529.101(m3)=112.906(kmol)
空气相对湿度为80%；其中含O2：21%；N2：77.1%；H2O：1.9%
所以：O2：112.906×21%=23.710(kmol)=758.728(kg）
N2：112.906×77.1%=87.051(kmol)=2437.415(kg）
H2O：112.906×1.9%2.145(kmol)=38.614(kg）
4.2.4
尾气中各组分含量的计算：
112.906×77.1%/74.87%=116.303(kmol)
其中：
CO2：116.303×3.3%=3.838(kmol)=168.872(kg）
CO：116.303×0.3%=0.349(kmol)=9.772(kg）
O2：116.303×0.42%=0.489(kmol)=15.684(kg）
H2：116.303×15%=17.445(kmol)=34.89(kg）
HCHO：116.303×0.2%=0.233(kmol)=6.997(kg）
CH3OH：116.303×0.0072%=0.0084(kmol)=0.261(kg）
CH4：116.303×0.2%=0.233(kmol)=3.782(kg）
H2O：116.303×5.7328%=6.667(kmol)=120.013(kg）
N2：116.303×74.84%=87.051(kmol)=2437.418(kg）
由以上数据及下列反应式可求的甲醇消耗量:
甲醇消耗量/kmol·h－1
CH3OH＋1/2O2→HCHO＋H2O(1)
34.212
CH3OH＋3/2O2→CO2＋2H2O
(2)
3.838
CH3OH＋O2→CO＋2H2O(3)
0.394
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O
(4)
0.009
CH3OH＋H2→CH4＋H2O(5)
0.233
CH3OH→HCHO＋H2
(6)
17.678
根据氧的衡算，由（1）式和上列有关反应式得甲醛量为：
［23.710－(3.838×3/2＋0.394＋0.489＋0.009)］×2=34.212(kmol)
由（5）式与（6）式得甲醛量为：17.445＋0.233=17.678(kmol)
总甲醛量为：34.212＋17.678=51.890(kmol)
而尾气带走甲醛量为：0.233(kmol)
所以实际甲醛产量为：51.890－0.233=51.657(kmol)=1551.260(kg）
预计产品总量（含37.2%的甲醛水溶液）：1551.260÷37.2%=4170.054(kg）
预计计划生产量为：(3000×1000)÷7200=4167(kg）
预计产品与设计计划量要求基本一一致。
4.2.5
核对
甲醇耗量（由上列反应得）：34.212＋3.838＋0.394＋0.009＋0.233＋17.678=56.319(kmol)
尾气带走甲醇：0.0084(kmol)
产品带走甲醇：1.561(kmol)
总消耗甲醇量：56.319＋0.0084＋1.561=57.888(kmol)=1854.165(kg）
技术单耗：1854.165÷4167=0.445(t/t)
实际单耗：1854.165÷4167÷98%=0.454(t/t)
水量衡算（由上计算知）：
原料中甲醇带入的水：1854.165÷98%－1854.165=37.840=2.102(kg）
空气带入的水：2.145(kmol)=38.610(kg)
产品带出的水：141.655(kmol)=2549.787(kg)
尾气带出的水：6.667(kmol)=120.013(kg)
反应生成的水：
34.121＋2×3.838＋2×0.349＋0.233＋0.009=42.737(kmol)=769.266(kg)
配料浓度按57.5%计，应加入的配料水蒸气为：
1854.165÷57.5%－(1854.165＋38.610＋37.840)=1294.019(kmol)=71.890(kg)
吸收塔加水量：（总产品中带出水＋尾气中带出水）－（原料中带入水＋过程中带入水）
(6.667＋141.655)
－(2.102＋2.145＋42.737＋71.890)=29.448(kmol)=530.064(kg)
转化率、选择性、收率及吸收系统的计算：
甲醇总转化率=甲醇总耗量÷（甲醇总耗量＋产品中甲醇量＋尾气中甲醇量）×100%
=57.888/(57.888＋1.561＋0.0084)
×100%
=97.36%
甲醛选择性=(生成甲醛总量÷甲醇总耗量）×100%=
(51.890÷57.888）×100%=90.63%
甲醛收率
=（甲醇总转化率×甲醛选择性）100%
=0.9736×0.9063×100%
=88.24%
则
一塔吸收甲醛量为：51.890×88.24%=45.788(kmol)=1375.006(kg)
二塔吸收甲醛量为：51.890－45.788－0.233=5.869(kmol)=176.246(kg)
该二塔循环液中机器权浓度为15%，并设未转化甲醇除尾气外，均在二塔被吸收。
则
二塔循环液入一塔量为：176.246÷15%=1174.973(kg)
其中：甲醇量：1.561(kmol)=49.999(kg)水量：1174.973－49.999－176.246=52.707mol)=948.728
(kg)
4.2.6
主要设备物料衡算（以小时计）：
（1）蒸发器物料衡算：
其中进料量在物料衡算中求得，出料H2O为工业甲醇水和湿空气中水相加：
37.840＋38.614=76.446kg。其中出料量与进料量相同。
表4—3
蒸发器物料衡算计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
原料甲醇
59.990
1892.005
原料气
172.896
5126.765
CH3OH
57.888
1854.165
CH3OH
57.888
1854.165
H2O
2.102
37.840
H2O
4.247
76.446
空气
112.906
3234.76
O2
23.710
758.728
O2
23.710
758.728
N2
87.051
2437.418
N2
87.051
2437.418
H2O
2.145
38.614
合计
172.896
5126.765
172.896
5126.765（2）过热器物料衡算
出料中H2O量为配料蒸气与原料气水量相加。
表4—4
过热器物料衡算计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
原料气
172.896
5126.765
三元气
244.786
6420.784
CH3OH
57.888
1854.165
CH3OH
57.888
1854.165
H2O
4.247
76.446
H2O
76.137
1370.465
O2
23.710
758.728
O2
23.710
758.728
N2
87.051
2437.418
N2
87.05
2437.418
配料蒸汽
71.890
1294.019
合计
244.786
6420.784
244.786
6420.776（3）氧化器物料衡算：
进料量如表4—4，出量料计算：甲醛量=产品中甲醛量＋尾气中甲醛量
甲醇量=产品中甲醇量＋尾气中甲醇量
水量=进料中水量＋反应生成的水量
其它组分与物料衡算中尾气相
表4—5氧化器物料衡算计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
三元气
244.786
6420.784
CH3OH
57.888
1854.165
CH2O
51.890
1556.7续表4—5
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
H2O
76.137
1370.465
CH3OH
1.5694
50.268
O2
23.710
758.728
HCOOH
0.009
0.417
N2
87.05
2437.418
H2O
118.874
2139.732CO2
3.838
168.872CO
0.349
9.772CH4
0.233
3.728H2
17.445
34.890
O2
0.489
15.648N2
87.051
2437.418
合计
244.786
6420.776
281.745
6417.445（4）吸收一塔物料衡算
进料的转化气量已在表4—4求得，来自二塔液相各组分量已在物料衡算中求得，出料中的成品量已在物料衡算中求出。塔顶气相各组分量=对应进料量－对应一塔吸收量。
表4—6
吸收一塔物料衡算计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
CH2O
51.890
1556.7
成品
194.852
4167
CH3OH
1.5694
50.268
CH2O
51.619
1550.124
HCOOH
0.009
0.417
CH3OH
1.5694
50.268
H2O
118.874
2139.732
HCOOH
0.009
0.417
CO2
3.838
168.872
H2O
141.655
2549.787
CO
0.349
9.772
塔顶气体
153.865
3428.344
CH4
0.233
3.728
CH2O
6.102
183.06
H2
17.445
34.890
CH3OH
1.5694
50.221
O2
0.489
16.648
H2O
29.927
538.677
N2
87.051
2437.418
CO2
3.838
168.872
来自二塔液
60.137
1174.973
CO
0.349
9.772
CH2O
5.869
176.246
CH4
0.233
3.728
CH3OH
1.561
49.999
H2
17.445
34.890
H2O
52.707
948.728
O2
0.489
15.648N2
87.051
2437.418
合计
342.073
7595.418
349.170
7595.344（5）
吸收二塔物料衡算：
进料的进塔气相量在表4—5中求得，塔顶加水量已在物料衡算中求得。
出料的尾气在物料衡算中已求出，二塔液相采出量与表4—5中相同
表4—7
吸收二塔物料衡算计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
进料气相
153.865
3428.344
尾气
116.303
2783.417
CH2O
6.102
183.243
CH2O
0.233
6.997
CH3OH
1.5694
50.268
CH3OH
0.0084
0.261
H2O
36.789
662.202
H2O
6.667
120.01
CO2
3.838
168.872
CO2
3.838
168.872
CO
0.349
9.772
CO
0.349
9.772
CH4
0.233
3.728
CH4
0.233
3.728
H2
17.445
34.890
H2
17.445
34.890
O2
0.489
15.648
O2
0.489
15.648
N2
87.051
2437.418
N2
87.051
2437.418
塔顶加水
29.448
530.064
二塔液采出
60.137
1174.973CH2O
5.869
176.246
CH3OH
1.561
49.999
H2O
52.707
948.728
合计
183.463
3958.408
176.451
3958.39表4—8
物料平衡总进料
出料
组分
摩尔流量
质量流量
质量含量
组分
成品
尾气
kmol/h
kg/h
wt%
kmol/h
kg/h
wt%
kg/h
kmol/h
mol%
CH3OH
57.888
1854.165
27.08
HCHO
51.619
1550.124
37.2
6.99
0.233
0.20
O2
23.710
758.728
10.82
CH3OH(HCOOH)
1.57
50.421
1.2
0.261
0.0084
0.0072
N2
87.051
2437.428
35.61
H2O
141.655
2549.787
61.6
120.013
6.667
5.7328
甲醇带水
2.102
37.840
0.54
CO2168.872
3.838
3.30
空气带水
2.145
38.614
1.02
CO9.772
0.349
0.33
配料蒸汽
71.890
1294.019
18.06
N22437.153
87.051
74.84
工艺补水
29.488
530.064
6.87
O215.684
0.489
0.42H2
34.89
17.445
15CH43.782
0.233
0.20
小计
274.234
6950.488
100
小计
194.844
4167
100
2783.417
116.303
100
S
6950.488
S
6950.417
4.3
热量衡算
4.3.1
物性参数及计算公式
（1）物性数据的选择见下表：
表4—9
物性数据计量单位：见表
物质
Cp/[kJ/(kmol·K)]
(气态)
32℃
42℃
46.5℃
68℃
100℃
115℃
N2
29.271
29.290
29.312
29.783
30.012
30.113
O2
29.121
29.312
29.527
29.704
29.981
30.021
H2
29.914
29.927
29.946
29.953
30.101
30.157
CO
29.587
29.639
29.820
29.997
30.395
30.165
CO2
39.483
40.132
41.213
42.430
43.312
43.876
H2O
33.635
33.681
33.728
34.439
35.114
35.213
CH4
36.953
37.356
38.021
38.986
40.017
41.138
CH3OH
44.529
44.743
44.935
45.023
45.538
47.458
CH2O
35.223
35.838
35.985
36.024
36.248
36.831
上表物性数据查阅《化工工艺设计手册》上册P2-693—P2-744及《化学工程师技术全书》下册
P1184-1189
液态组分在22℃下的Cp值为：
甲醇Cp=79.237kJ/(kmol·℃)；水Cp=75.338kJ/(kmol·℃)
(2)
计算公式：在恒压下，气态物质过程的焓变采用△H=nCp△T计算，恒压绝热过程热Qp=△H
4.3.2
主要设备热量衡算：
（1）蒸发器的热量衡算：
已知：甲醇在蒸发器无化学变化，取蒸发器温度：46.5℃；甲醇进料温度：22℃；蒸发器空气温度68℃；蒸发器内加热水进口温度：85℃；出口温度：55℃
甲醇在蒸发器内无化学变化，只有相变热和显热。
原料甲醇和空气带入的热量见下表：
表4—10
原料甲醇和空气带入的热量计量单位：见表
物料
n/(kmol·h-1)
输入
名称
T/℃
Cp/[kJ/kmol·℃]
Q×104/kJ
CH3OH
57.888
22
79.237
10.091
H2O
2.102
22
75.338
0.348
空气
N2
87.051
68
29.783
17.630
O2
23.710
68
29.704
4.789
H2O
2.145
68
34.439
0.523
合计
33.381
原料气带出的热量见下表：
表4—11
原料气带出的热量计量单位：见表
物料
n/(kmol·h-1)
输出
名称
T/℃
Cp/[kJ/kmol·℃]
Q×104/kJ
CH3OH
57.888
46.5
44.953
12.100
H2O
4.247
46.5
33.728
0.666
N2
87.051
46.5
29.312
11.865
O2
23.710
46.5
29.527
3.255
合计
27.886查《化学工程师技术全书》下册P1200-1202得原料相变焓：
CH3OH：3.448×104kJ/kmol
H2O：4.066×104kJ/kmol
则
原料甲醇相变热=57.888×3.448×104＋2.102×4.066×104=208.145×104(kJ)
则
需补充热量：Q=(208.145－27.886)
×104=180.259×104(kJ)
所需用来加热的水量：G=Q/[4.184(85－55)]=1.436×104
(kg·h-1)
（2）过热器的热量衡算：
已知：取热损失为：2%甲醇、空气水出蒸发器的温度为46.5℃。为了防止液体析出，设来自蒸汽网管的配料蒸汽温度为115℃。
查表知Cp（水蒸气）=36.20kJ/kmol·℃
则
水蒸气带入的热量为：71.89×36.20×115=29.928×104
(kJ)
而
原料气带入的热量为：27.886×104(kJ)
三元气带出的热量见下表：
表4—12
三元气带出的热量计量单位：见表
物料
n/(kmol·h-1)
输出
名称
T/℃
Cp/[kJ/kmol·℃]
Q×104/kJ
CH3OH
57.888
115
47.458
31.593
H2O
76.137
115
35.213
30.643
N2
87.051
115
30.113
30.146
O2
23.710
115
30.021
8.186
合计
100.568
需加入的热量（热损失为2%）：
Q=△H=[(100.568－29.928－27.886)/(1－2%)]=43.627×104
(kJ)
查得3925KPa（表压）水蒸气的冷凝热为2108kJ/kg
则
加热蒸汽量G=Q/2108=206.857(kg·h-1)
（3）氧化器的热量衡算：
已知：三元气带入的热量为：100.568×104
(kJ)各主副反应298K时的反应热（见计算表中）；基准：1h，298K气态；绝热过程，热损失为反应热的2%，产物离开催化剂层的温度为655℃。
1）反应段与一段急冷段
反应热的计算（25℃）：
表4—13
反应热计量单位：见表
反应式
反应焓
甲醇耗量
Q×104kJ
KJ/mol
n/(kmol·h-1)
kJ
CH3OH＋1/2O2→HCHO＋H2O
－159.25
34.212
－544.826
CH3OH＋3/2O2→CO2＋2H2O
－626.45
3.838
－240.432
CH3OH＋O2→CO＋2H2O
－393.45
0.394
－13.731
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O
－450.5
0.009
－0.432
CH3OH＋H2→CH4＋H2O
－115.7
0.233
－2.679
CH3OH→HCHO＋H2
82.85
17.678
146.462
合计
－655.436则反应放出的总热量Q放=655.436×104
kg·h-1
设蒸汽饱各一段急冷段看成一个体系，且加入的软水温度为25℃，所以25℃软水升温发生相变，成为115℃的蒸汽，如下表示：
△H1
△H2
H2O（25℃液态）→H2O（115℃液态）→H2O（115℃气态）
该过程焓变△H=△H1＋△H2=Cp△t＋△Hv
=4.166×(115－25)＋2108
=2482.940(kJ/kg)
取热损失为2%，急冷段产生水蒸气量为：
Ｇ=［Q放（１－２％）］／△H=6554360×0.98÷2482.940=2586.936(kg/h)
２）冷却段
冷却热：转换气经急冷段后降温至100，由于转换气的非理想性，因此可设其冷凝热占产品量的12%：
则
4137×12%=500.004(kg)
其中：甲醛占37.2%500.004×37.2%=186.015(kg)=5.807(kmol)水占62.8%500.004×62.8%=314.025(kg)=17.446(kmol)
从而冷凝热见下表
表4—14
冷凝热计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h-1
kJ/kmol·℃
kJ
HCHO
5.807
3.825×104
22.212
H2O
17.446
4.161×104
72.593
合计
94.805即冷凝放出的总热量为94.805×104kJ
转化气带出的热量见下表：
表4—15
转化气带出的热量计量单位：见表
物料
n/(kmol·h-1)
输出
名称
T/℃
Cp/[kJ/kmol·℃]
Q×104/kJ
CH2O
51.890
100
36.248
18.809
CH3OH
1.569
100
45.538
0.714
HCOOH
0.009
100
53.163
0.0048
H2O
118.772
100
35.144
41.038
CO2
3.838
100
43.312
1.662
CO
0.349
100
30.395
0.106
CH4
0.233
100
40.017
0.093
H2
17.445
100
30.101
5.302
O2
0.489
100
29.981
0.147
N2
87.051
100
30.012
26.134
合计
94.088氧化器所剩余的总热量：(100.568＋655.436＋94.805－94.088)
×104=756.721×104
(kJ)
设热损失为2%，则有：756.721×104×(1－2%)=741.587×104
(kJ)的剩余热可供利用。这部分剩余热量一部分产生热水（作蒸发器加热热源），其余则用于产生392.5kPa的饱和蒸汽。
（4）吸收塔的热量衡算：
已知：产品气带入的热量为652.675×104
kJ；
塔顶加水量：29.448kmol；
水温：22℃；
Cp=75.338
kJ/kmol·℃。
计算：塔顶加水带入的热量Q加=29.448×22×75.338=4.958×104
kJ生成的产品已有12%被氧化器的冷凝段冷凝，余下的被吸收塔冷凝，其量为：
HCHO：51.897－5.807=46.09(kmol)CH3OH：1.561－0.009=1.570(kmol)H2O：142.118－17.446=124.672(kmol)
相变焓见下表：
表4—16
相变焓计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h-1
kJ/kmol·℃
kJ
HCHO
45.812
3.825×104
175.231
CH3OH
1.570
3.448×104
5.413
H2O
124.672
4.161×104
518.76
合计
698.794成品带出的热量的计算：成品出料温度为42℃，CH2O：Cp=35.836
kJ/kmol·℃
CH3OH：Cp=44.743
kJ/kmol·℃
H2O：Cp=33.63
kJ/kmol·℃
则成品带出的热量为：
Q=42×(51.619×35.838＋1.570×44.743＋142.118×33.63)=28.180×104
(kJ)
尾气带出的热量（尾气温度为32）：
表4—17
尾气带出的热量计量单位：见表
物料
尾气输出
名称
n/(kmol·h-1)
T/℃
Cp/[kJ/kmol·℃]
Q×104/kJ
CH2O
0.233
32
35.223
0.263
CH3OH
0.0084
32
44.529
0.0119
H2O
6.667
32
33.635
7.176
CO2
3.838
32
39.483
4.849
CO
0.349
32
29.587
0.330
CH4
0.233
32
36.953
0.276
H2
0.489
32
29.914
16.699
O2
17.445
32
29.121
0.447
N2
87.051
32
29.271
81.538
合计
111.589则吸收工段共多余热量为：
（94.008＋4.958＋700.467－28.180－111.589）×104=756.646×104
(kJ)
设冷水进口温度为22℃，出口温度为34℃，则共需要冷凝水量为：
756.646×104/[4.184×(34－32)
×103]=150.702(t/h)
装置总热量平衡表
表4—18
装置总热量平衡表计量单位：见表
项目
入方（kJ/h）
项目
出方（kJ/h）
CH3OH带入热
10.091×104
废锅蒸汽吸热
756.721×104
Air（干）带入热
22.941×104
冷水段不升温吸热
94.805×104
H2O带入热
2.102×104
换热器吸热
756.646×104
加热热水
180.259×104
尾气带走热
111.589×104
配料蒸汽
29.928×104
成品带走热
28.180×104
加热蒸汽
43.627×104
总计热损失
1712.982×104
工艺补水
4.958×104
不计热损失
1747.941×104
反应放热
655.436×104吸收塔放热
698.794×104∑
1748.136×104
∑
1747.941×1045
主要非定型设备的计算及选型
5.1
蒸发器
5.1.1
蒸发室的体积V与高度H的计算：
参照国内甲醛行业相同生产能力装置，取蒸发器直径D=2m，蒸发室的体积强度取1.0m3/m3·S-1，取T=48℃=321K。
则蒸发室的体积V=二元气体流量÷蒸发室体积强度
=[(57.888＋4.247＋87.051)×22.4×(321/273)
÷3600]/1.0=1.265
m3
则蒸发室的高度H=4V/πD2
=(4×1.265)/(3.14×4)
=0.403m
为了防止气体带水实际取H/D=1.4
则
蒸发器实际高度H=1.4×2=2.8m
蒸发器实际体积V=πD2H/4
=(3.14×4×2.8)/4
=8.792
m3
5.1.2
蒸发器的换热器计算：
选传热管φ25×2.5mm，不锈钢，其中内径d1=0.02m；外径d2=0.025m
则dm=0.0225
估计传热面积A：
由前面的热量衡算知，Q=180.259×104
kJ，设蒸发器用热水加热，热水进口温度为90℃，出口温度为60℃
△T=[(90－46.5)
－(60－46.5)]/In[(90－46.5)
/(60－46.5)]
=25.6℃
参考《化工原理》表4—6，选总传热系数K估=934.6kJ/m3·h·℃
A估=Q/K估△T=180.259×104/934.6×25.6=75.341m2
则
估计需用管子总长度L总=
A估/πd
=75.341/(3.14×0.0225)=1066.397m
取列管长L=2500mm=2.5m
则
列管数n1=L总/L=1066.397/2.5=427根
按等边三角形排列，标准排列为439根（查《化工设备机械基础》表7—4），则实际传热面积为A实=πndmL=3.14×439×0.0225×2=62.031m2
蒸发器的主要尺寸：
内径：D=2000mm
高度：H实=2800mm
列管规格：φ25×2.5mm不锈钢
列管数：439根
传热面积：62.031m2
5.2
过热器
5.2.1
传热面积的估算：
热负荷传热：Q=43.627×104
kJ/h
传热温度（按逆流）：48℃→115℃
148℃→148℃
△Tm=[(148－115)
－(148－48)]/In[(148－115)
/(148－48)]=60.9℃
查《化工原理》上册表4—6，选总传热系数K=140W/
m2·K
A=Q/K△Tm=43.627×104/(140×60.9)=51.169
m2
选用φ25×2.5mm不锈钢，dm=0.0225m
按等边三角形排列，查《化工设备机械基础》表7—5，取管间距a=32mm
列管长取L=2000mm
则
列管数n=A/πdmL=51.169/3.14×0.0225×2=363根
查《化工设备机械基础》表7—4，取列管数为367根
5.2.2
径的计算：
对角线上管子数b查《化工设备机械基础》表7—4得b=21
Di=(b＋1)a=22×32=704mm
取整为800mm
实际传热面积A=πndmL=3.14×367×0.0225×2=51.857
m2
过热器主要尺寸：内径：D=800mm高度：H实=2000mm列管规格：φ25×2.5mm不锈钢列管根数：367根传热面积：51.857
m2
5.3
氧化器
5.3.1
氧化器直径：
原料气标准流量计算V=244.786×22.4
=5483.206m3/h
=1.523m3/s
取触媒层厚度H=30mm
则
触媒体积Vr=πD2H/4
触媒时间按同行业生产经验t=0.02~0.03s
取t=0.025s
t=Vr/V
即0.025s=πD2H/(1.532×4)=(3.14×D2
得
D=1.277m
圆整D=1300mm
t实=
Vr/V=(3.14×1.32×30×10-3)/
(1.532×4)=0.026s＜0.3s
5.3.2
热锅炉的主要尺寸：
（1）估算传热面积：
进锅气体温度630℃；出锅气体温度150℃。
废锅用废锅气包冷凝水，温度为140℃；
按逆流：630℃→150℃
140℃→140℃
△Tm=[(630－140)
－(150－140)]/In[(630－140)
/(150－140)]
=114.9℃
热量衡算得热负荷Q=741.587×104
kJ
传热系数按国内相同行业生产实际情况及查《化工原理》表4—6
取传热系数K=880.962
W/
m2·K
A=
Q/K△Tm
=741.587×104/(880.962×114.9)
=73.263
m2
（2）计算：
由上估算得传热面积A=73.263
m2
进口温度：630℃
出口温度：150℃
t=(630＋150)÷2=390℃
压力
40mmHg
废锅炉选用固定列管式，列管采用φ25×2.5mm不锈钢
Dm=(0.02＋0.025)/2=0.0225m=22.5mm
则需列管子总长L总=A/πdm=73.263/(3.14×0.0225)=1036.942m
取列管长L=2500mm
则
列管数n=L总/L=1036.942/2.5=415根
按等边三角形排列，查《化工设备机械基础》表7—4得n=439根
实际传热面积：A=πndmL
=3.14×4390.0225×2.5=77.538
m2
废热锅炉的主要尺寸：
内径：D=1300mm
高度：H实=2500mm
列管规格：φ25×2.5mm不锈钢
列管根数：439根
传热面积：77.538m2
5.3.3
氧化器下部的急冷段：
已知：产品气进口温度为150℃，出口温度为100℃
产品气中各组分流量与前相同
冷却用水与蒸发器加热用水循环使用
进口温度为60℃；出口温度为90℃
循环用水升温吸收热量为180.259×104
kJ
（1）急冷段换热面积
热负荷q=Q放=180.259×104
kJ
传热温度（按逆流）
被冷却介质：150℃→100℃
60℃→90℃
△Tm=[(150－90)
－(100－60)]/2=50℃
查《化工原理》表4—7取热面积K=651.34
W/
m2·K
则传热面积A=Q放/K△Tm
=
180.259×104
/651.34×50=55.350
m2
因急冷段与废锅炉直接相连，为使气体均匀分布，故要求急冷段的管数管径和排列方式也废锅炉完全相同。
列管总长L总=
A/πdm=55.35/(3.14×0.0225)=
783.442m
列管长度L=L总/n=783.442/439=1.785m
圆整取2000mm
实际传热面积A实=πndmL=3.14×439×0.0225×2=62.031m2
急冷段主要尺寸：
内径：D=1300mm
高度：H实=2000mm
列管规格：φ25×2.5mm不锈钢
列管根数：439根
传热面积：62.031m2
5.3.4
废锅辅助设备—汽包
为保证废锅炉完全运行，需保证汽包储水量供锅炉1小时的蒸气量，Q放=741.587×104
kJ查22℃时，水的焓I=87.45kJ/kg，392.5kPa饱和蒸气的焓为2742.1
kJ/kg。
则：储水量=产气量=Q放/（蒸气焓－水焓）=Q放/（2742.1－87.45）=2654.65kg/h
取填充第数（40%－50%）取45%，则汽包总容积V=V1/0.45=6.208m3
设封头为标准椭圆形封头，直边高度H=25mm，再设汽包直径D=2m，则a=1m，b=0.5m
V封=π/24D3，V圆柱=πD2（L1＋0025）/4
V=2
V封＋
V圆柱=6.208，得=1.94m
总长：L=
L1＋2×0.025＋0.5×2=3m=3000mm
汽包的主要尺寸：直径D=2m
总长L=3000mm
5.4
吸收一塔
已知：进塔气量：G入=281.745kmol/h=6425.002kg/h进塔温度：100℃塔底压力：795mmHg出塔气量：G出=195.585
kmol/h=
4167kg/h出塔温度：42℃塔顶压力：785
mmHg
物性数据的计算：
5.4.1气体重度r气
塔底（进料）：
V气=[281.745×22.4×(273＋100)]/(273×760)/795
=9022.859m2/h=2.506m2/s
r气=G入/
V气=6425.002/9022.859=0.712Kg/m3
塔顶（出料）
V气1=[195.585×22.4×(273＋42)]/
(273×760)/785
=5221.407
m2/h
=1.450m2/s
r气1=G出/
V气1=4167/5221.407=0.798
Kg/m3
5.4.2液相重度：
r液=[1.119＋0.003(F－45)
－0.0027M][1000＋0.55(55－T)]
其中：F——CH2O的质量浓度(%)M——CH3OH的质量浓度(%)T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体为成品液：CH2O的质量浓度(%)F=37.2CH3OH的质量浓度(%)M=1.2
温度（℃）T=53℃
r液=[1.119＋0.003(37.2－45)
－0.0027×1.2][1000＋0.55(55－53)]
=1094.463
Kg/m3
塔顶重度：
塔顶液为二塔来液：CH2O的质量浓度(%)F=15CH3OH的质量浓度(%)M=4.257温度（℃）T=30℃
r液=[1.119＋0.003(15－45)
－0.0027×4.257][1000＋0.55(55－30)]=1031.497
Kg/m3
一塔回流液重度同塔顶重度
吸收一塔平均液相重度为：[(1094.4632＋1031.4972×2)/3]1/2=1052.904Kg/m3
5.4.3
液相粘度（单位Mpa或Cp）
u=1.28＋0.039F＋0.05M－0.024T
其中：F、M、T与前相同
公式来自于《有机化工原料大全》第一卷P207
塔底粘度u底=1.28＋0.039×37.2＋0.05×1.2－0.024×53=1.519Cp
塔顶粘度u顶=1.28＋0.039×15＋0.05×14.257－0.024×30=1.358Cp
5.4.4
填料
填料选公称直径为50的瓷质鞍环，其规格如下：
表5—1
鞍环规格计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料因子
比表面积
空隙率
堆积密度
75×45×5.0mm
125m-1
103m2/m3
0.782m2/m3
538kg/m3
《化工工艺设计手册》第一册P242表3—575.4.5
喷淋密度：
U适宜=b×σ
公式来自《有机化学工程》P215
因水吸收b取0.093，σ为比表面积
U适宜=0.093×103=9.583m3/m2·h
为了充分湿润填料取U=15
m3/m2·h
5.4.6
液相流量：
L=3.14D2r液/4查阅同行相关数据，可设一塔塔径为1200mm
则
L顶=0.785×1.22×1031.497×15=17489.555kg/h
L底=17489.555＋7601.975=25091.529
kg/h
L回=L顶－L二补一=17489.555－1174.973=16314.582
kg/h
V回=16314.582/1031.497=15.816m3/h
主要物性数据表：
表5—2
主要物性数据计量单位：见表
项目
单位
塔底
塔顶
气相温度
℃
100
42
液相温度
℃
53
30
操作压力
mmHg
795
785
气相重度
Kg/m3
0.712
0.798
液相重度
Kg/m3
1094.463
1031.497
液相粘度
Cp
1.519
1.358
液相流量
kg/h
25091.529
17489.555
气相质量流量
kg/h
6425.002
4167
气相体积流量
m3/h
9023.879
5221.805
气相体积流量
m3/s
2.507
1.4515.4.7
泛点气速计算：
log10[(uf/g)(
σ/ε3)(rg/r1)ul0.2]=A－1.75(L/G)1/4(rg/r1)1/8
其中uf——泛点气速m/s
g——重力加速度m/s2
σ/ε3——干填料因子m-1
rg、r1——气相、液相重度Kg/m3
ul——液相粘度Cp
L、G——液相、气相流量kg/h
A——常数，取0.176
ε——填料空系数m3/m3
公式来自于《常用化工单元设备设计》李功样等编P109
对于塔底段：
表5—3
塔底数据计量单位：见表
Σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
0.7822
0.712
1094.463
1.519
25091.529
6425.002
m2/m3
m3/m3
Kg/m3
Kg/m3
Cp
kg/h
kg/h所以log10[(uf/9.81)(103/0.78223)(0.712/1094.463)1.5190.2]=0.176－1.75(25091.529/6425.002)1/4(0.712/1094.463)1/8
=>uf底=3.069m/s
对于塔顶段：
表5—4
塔顶参数计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
0.7822
0.798
1031.497
1.358
17489.555
4167
m2/m3
m3/m3
Kg/m3
Kg/m3
Cp
kg/h
kg/h所以log10[(uf/9.81)(103/0.78223)(0.798/1031.497)1.3580.2]=0.176－1.75(17489.555/4167)1/4(0.798/1031.497)1/8
=>uf底=
2.805m/s
5.4.8
塔径及空塔气速的计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速的55%
则
塔底空塔气速：u底
=0.55×3.132=1.723m/s
塔顶空塔气速：u顶=0.55×2.805=1.543
m/s
塔径：根据Vs=π/4D2
u底来计算塔径
而u底=1.723m/s，体积流量Vs=2.507m3/s
所以有2.507=0.785
D2×1.723=>D底=1.361m
同理计算得：D顶
=1.093m
取大值，圆整塔径得D=1400mm
实际塔底空塔气速：u实底=Vs÷(π/4D2)=
2.507÷(0.785×1.42)=1.629m/s
实际塔顶空塔气速：u实顶=
Vs÷(π/4D2)=1.451÷(0.785×1.42)
=0.943
m/s
5.4.9
高度：
计算根据国内同行业标准生产经验，一般填料不超过10m，取填料高度为7m，则所需填料重量为：G=πD2
Hr填/4=3.14×1.42×7×538/4=5794.368kg
5.4.10
填料层阻力计算：
塔底段温度：53℃
表5—5
塔底参数计量单位：见表
r水
φ
L
rg
uL
rL
u顶
G
985.75
122
25091.529
0.712
1.519
1094.463
1.723
6425.002
Kg/m3
m-1
kg/h
Kg/m3
Cp
Kg/m3
m/s
kg/h液相重度校正系数φ=r水/rL=986.75/1094.463=0.901
u顶2φφrguL0.2/rLg=1.7232×122×0.901×0.712×1.5190.2/1094.463×9.81=0.0235
(L/G)(rg/rL)0.5=(25091.529/6425.002)(0.712/1094.463)0.5=0.099
查《常用化工单元设备的设计》陈英南等主编P75图3—8知：
△P=17
毫米水柱/米填料
塔顶段温度30℃
表5—6
塔顶参数计量单位：见表
r水
φ
L
rg
uL
rL
u顶
G
994.35
124
17489.555
0.798
1.359
1031.497
1.543
4167
Kg/m3
m-1
kg/h
Kg/m3
Cp
Kg/m3
m/s
kg/h液相重度校正系数φ=
r水/rL=994.35/1031.497=0.964
u顶2φφrguL0.2/rLg=1.5432×124×0.964×0.798×1.3590.2/1031.497×9.81=0.0239
(L/G)(rg/rL)0.5=(17489.555/4167)(0.798/1031.497)0.5=0.116
查《常用化工单元设备的设计》陈英南等主编P75图3—8知：
△P=18
毫米水柱/米填料
5.5
吸收二塔
已知：进塔气量：G入=153.865kmol/h=3565.991kg/h进塔温度：42℃塔底压力：785mmHg出塔气量：G出=116.313
kmol/h=
2797.549kg/h出塔温度：32℃塔顶压力：775
mmHg
物性数据的计算：
5.5.1气体重度：
塔底（进塔）：
V气=[153.865×22.4×(273＋42)]/(273×760)/785
=4107.635m2/h=1.141m2/s
r气=G入/
V气=3565.991/4107.635=0.868Kg/m3
塔顶（出塔）
V气1=[116.313×22.4×(273＋32)]/
(273×760)/775
=2968.258
m2/h
=0.825m2/s
r气1=G出/
V气1=2797.549/2968.258=0.942
Kg/m3
5.5.2液相重度：
r液=[1.119＋0.003(F－45)
－0.0027M][1000＋0.55(55－T)]
其中：F——CH2O的质量浓度(%)M——CH3OH的质量浓度(%)T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体为成品液：CH2O的质量浓度(%)F=15CH3OH的质量浓度(%)M=4.257
温度（℃）T=30℃
r液=[1.119＋0.003(15－45)
－0.0027×4.257][1000＋0.55(55－30)]
=1031.497
Kg/m3
塔顶重度：
塔顶液为工艺补水，查30℃时水的密度为r水=994.35
Kg/m3
5.5.3
液相粘度（单位Mpa或Cp）：
u=1.28＋0.039F＋0.05M－0.024T
其中：F、M、T与前相同
公式来自于《有机化工原料大全》第一卷P207
塔底粘度u底=1.28＋0.039×15＋0.05×4.257－0.024×30=0.806Cp
塔顶粘度查《化工原理》第二版P302得30℃时水的粘度为u顶=0.8007
Cp
5.5.4
填料
填料选公称直径为50的瓷质鞍环，其规格如下：
表5—7
鞍环规格计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料因子
比表面积
空隙率
堆积密度
75×45×5.0mm
125m-1
103m2/m3
0.782m2/m3
538kg/m3
《化工工艺设计手册》第一册P242表3—57
5.5.5
喷淋密度：
U适宜=b×σ
公式来自《有机化学工程》P215
因水吸收b取0.093，σ为比表面积
U适宜=0.093×103=9.583m3/m2·h
为了充分湿润填料取U=15
m3/m2·h
5.5.6
液相流量：
L=3.14D2r液/4查阅同行相关数据，可设一塔塔径为1000mm
则
L顶=0.785×12×1031.497×15=12145.877kg/hL底=12145.877＋7724.657=19870.543
kg/hL回=L顶－L二补一=12145.877－1174.973=10970.904
kg/hV回=10970.904/1031.497=10.635m3/h
主要物性数据表：
表5—8
主要物性数据计量单位：见表
项目
单位
塔底
塔顶
气相温度
℃
42
32
液相温度
℃
53
30
操作压力
mmHg
785
775
气相重度
Kg/m3
0.868
0.942
液相重度
Kg/m3
1031.497
994.35
液相粘度
Cp
0.806
0.8007
液相流量
kg/h
12145.877
10970.904
气相质量流量
kg/h
3565.991
2797.549
气相体积流量
m3/h
4108.285
2969.797
气相体积流量
m3/s
1.141
0.8255.5.7
泛点气速计算：
log10[(uf/g)(
σ/ε3)(rg/r1)ul0.2]=A－1.75(L/G)1/4(rg/r1)1/8
其中uf——泛点气速m/s
g——重力加速度m/s2
σ/ε3——干填料因子m-1
rg、r1——气相、液相重度Kg/m3
ul——液相粘度Cp
L、G——液相、气相流量kg/h
A——常数，取0.176
ε——填料空系数m3/m3
公式来自于《常用化工单元设备设计》李功样等编P109
对于塔底段：
表5—9
塔底数据计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
0.7822
0.868
1031.497
0.806
12145.877
3595.991
m2/m3
m3/m3
Kg/m3
Kg/m3
Cp
kg/h
kg/h
log10[(uf/9.81)(103/0.78223)(0.868/1031.497)0.8080.2]=0.176－1.75(12145.877/3595.991)1/4(0.868/1031.497)1/8
=>uf底=
3.049m/s
对于塔顶段：由于塔顶为工艺补水，不需要计算泛点气速。
5.5.8
塔径及空塔气速的计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速的55%
则
塔底空塔气速：u底
=0.55×3.049=1.677m/s
塔径：根据Vs=π/4D2
u底来计算塔径
而u底=1.677m/s，体积流量Vs=1.141m3/s
所以有1.141=0.785
D2×1.677=>D底=0.867m
取大值，圆整塔径得D=900mm
实际塔底空塔气速：u实底=Vs÷(π/4D2)=
1.141÷(0.785×0.92)=1.794m/s
5.5.9
高度：
计算根据国内同行业标准生产经验，取填料高度为4m，则所需填料重量为：
G=πD2
Hr填/4=3.14×0.92×4×538/4=1368.349kg
5.5.10
填料层阻力计算：
塔底段温度：53℃
表5—10
塔底参数计量单位：见表
r水
φ
L
rg
uL
rL
u顶
G
986.75
122
12145.877
0.868
0.806
1031.497
1.677
3595.991
Kg/m3
m-1
kg/h
Kg/m3
Cp
Kg/m3
m/s
kg/h液相重度校正系数φ=r水/rL=986.75/1031.497=0.957
u顶2φφrguL0.2/rLg=1.6772×122×0.957×0.868×0.8080.2/1031.497×9.81=0.0269
(L/G)(rg/rL)0.5=(12145.877/3595.991)(0.868/1031.497)0.5=0.098
查《常用化工单元设备的设计》陈英南等主编P75图3—8知：
△P=19
毫米水柱/米填料
塔顶段为工艺补水，则不需要计算。
取填料层阻力为：20毫米水柱/米填料
查《常用化工单元设备的设计》陈英南等主编P75图3—8知：
△P=19
毫米水柱/米填料
5.6
主要非定型设备一览表表5—11
主要非定型设备计量单位：见表
序号
设备名称
数量
主要尺寸
材料
备注1
蒸发器
1台
D2000H2800mm
1Cr18Ni9Ti
列管φ25×2.5×2800mm439根
2
过热器
1台
D800H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列管φ25×2.5×2000mm367根
3
氧化器触媒层
1台
D1300mm
1Cr18Ni9Ti
触媒层厚度30mm
4
氧化器废锅段
1台
D1300H2500mm
1Cr18Ni9Ti
列管φ25×2.5×2500mm439根
5
氧化器急冷段
1台
D1300H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列管φ25×2.5×2000mm439根
6
吸收一塔
1台
D2000mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度5mm，Dg瓷质鞍矩
7
吸收二塔
1台
D900mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度4mm，Dg瓷质鞍矩
8
汽包
1台
D2000mm
As
——5.7
主要定型设备选型
对整套流程各主要定型设备进行初步选型如下：
5.7.1
上料泵（两台）：
原料流量：1875.150/2kg/h=937.575kg/h=1.185m3/h，选用型号为：25F—16
5.7.2
鼓风机（两台）：
空气流量为：2529.101
m3/h，选用型号为：24Sh—28
5.7.3
炉给水泵（两台）：GDL型
5.7.4
塔循环泵（两台）：
流量为：15.816
m3/h，则15.816/2=7.908
m3/h,
选用型号为：50F—25
5.7.5
塔循环泵（两台）：
流量为：10.635m3/h，则10.635/2=5.3175
m3/h,
选用型号为：40F—16
5.7.6
品泵（两台）：
流量为：25091.529/（2×1094.463）=11.463
m3/h,
选用型号为：50F—103B
主要定型设备一览表：
表5—12
主要定型设备一览表计量单位：见表
泵名
型号
台数
甲醇上料泵
25F—16
两台
罗茨鼓风泵
24Sh—28
两台
锅炉给水泵
GDL
两台
一塔循环泵
50F—25
两台
二塔循环泵
40F—16
两台
成品泵
50F—103B
两台
6
主要工艺管道计算及选型
6.1
主要工艺管道计算及选型
6.1.1
空气吸入管（空气过滤器→风机口）：
标准空气流量为2529.101
m3/h
换算成实际状态下的气流量Qa
取罗茨鼓风机出口温度为70℃；压力为1.23kgf/cm2(绝)
则：Qa=2529.101×(273＋70)/273×1.23=2583.405
m3/h
另外，计入10%的气散量为：
Qb=Qa×(1＋10%)=2583.405×1.1=2841.746
m3/h=0.789
m3/s
取空气吸入管道的流速u=16m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即
0.785
D2×16=0.789=>D=0.250m=250mm
按《化工设备机械基础》第五版P306，选φ273×8mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=0.789/0.785×0.2572=15.217m/s<16m/s
6.1.2
空气压出管（风机口→蒸发器）：
风量为0.789
m3/s
取u=11m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×11=0.789=>D=0.302m=302mm
按《化工设备机械基础》第五版P306，选φ325×8.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=0.789/0.785×0.3092=10.527m/s<16m/s
6.1.3
二元气体管（蒸发器→过热器）：
二元气的风量为：172.896kmol/h
温度为46.5℃；压力为1.23kgf/cm2(绝)
则：Vs=172.896×(273＋46.5)/(273×1.23)
×22.4/3600=1.024
m3/s
取管道内气体的流速为u=15
m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×15=1.024=>D=0.295m=295mm
按《化工设备机械基础》第五版P306，选φ325×11.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=1.024/0.785×0.3032=14.208m/s<15m/s
6.1.4三元气体管（过热器→氧化器）：
三元气体流量为244.768
kmol/h
温度为115℃；压力为1.23kgf/cm2(绝)
则：Vs=244.768×(273＋115)/(273×1.23)
×22.4/3600=1.759
m3/s
取管道内气体的流速为u=13m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×13=1.759
=>D=0.415m=415mm
按《化工原理》第二版P323，选φ450×12.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
1.759
/0.785×0.4262=12.347m/s<13m/s
6.1.5
产品气管（氧化器→塔底）：
产品气体流量为281.745
kmol/h
温度为100℃；压力为795mmHg(绝)
则：Vs=281.745×(273＋100)/
273×760/795×22.4/3600=2.506
m3/s
取管道内气体的流速为u=13m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×13=
2.506=>D=0.496m=496mm
按《化工原理》第二版P323，选φ530×13.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
2.506/0.785×0.5042=12.567m/s<13m/s
6.1.6
一塔顶出气管（一塔底→二塔底）：
出塔气体流量为153.865
kmol/h
温度为42℃；压力为785mmHg(绝)
则：Vs=153.865×(273＋42)/
273×760/785×22.4/3600=1.141m3/s
取管道内气体的流速为u=12m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×12=
1.141=>D=0.348m=348mm
按《化工原理》第二版P323，选φ377×12.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
1.141/0.785×0.3532=11.665m/s<13m/s
6.1.7
尾气管（二塔顶→尾气处理车间）：
尾气流量为116.313
kmol/h
温度为32℃；压力为775mmHg(绝)
则：Vs=116.313×(273＋32)/
273×760/775×22.4/3600=0.825m3/s
取u=12m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×12=
0.825=>D=0.296m=296mm
按《化工原理》第二版P323，选φ325×12.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
0.825
/0.785×0.3012=11.599m/s<12m/s
6.1.8
配料蒸汽管（蒸汽分配缸→过热器前）：
配料蒸汽量为：1294.091kg/h
温度为115℃；
查115℃，蒸汽密度为：0.953kg/m3
则体积流量Vs=1294.091/0.953=1357.913
m3/h=0.377
m3/s
取u=13m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×13=
0.377=>D=0.192m=192mm
按《化工原理》第二版P323，选φ219×10.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
0.377/0.785×0.1992=12.127m/s<13m/s
6.1.9
甲醇管（原料泵→蒸发器）：
甲醇流量为：1875.154kg/h
密度为：791kg/m3
则体积流量Vs=1875.154/791=2.371m3/h=6.58×10-4m3/s
取管道内流速u=1.1m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×1.1=
6.58×10-4=>D=0.0276m=27.6mm
按《化工原理》第二版P323，选φ32×4.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
6.58×10-4/0.785×0.0282=1.069m/s<1.1m/s
6.1.10
甲醛管（一塔循环管→成品槽）：
甲醛流量为：4167kg/h
密度为：1081kg/m3
则体积流量Vs=4167/1081=3.855m3/h=10.7×10-4m3/s
取管道内流速u=0.7m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×0.7=
10.7×10-4=>D=0.046m=46mm
按《化工原理》第二版P323，选φ50×2.5mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
10.7×10-4/0.785×0.0452=0.673m/s<0.7m/s
6.1.11
工艺管道（软水管→二塔顶）：
工艺管道流量为：530.064kg/h
温度：160℃
成品密度为：996.95kg/m3
则体积流量Vs=530.064/996.95=0.532m3/h=1.477×10-4m3/s
取管道内流速u=0.9m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×0.9=
1.477×10-4=>D=0.0145m=14.5mm
按《化工原理》第二版P323，选DN15mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
1.477×10-4/0.785×0.0152=0.836m/s<0.9m/s
6.1.12
一塔循环管（一塔底→一塔顶）：
循环体积流量Vs=15.816
m3/h=0.00439m3/s
取管道内流速u=1.2m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×1.2=0.00439
=>D=0.0683m=68.3mm
按《化工原理》第二版P323，选φ76×3.5mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
0.00439/0.785×0.0692=1.17
m/s<1.2m/s
6.1.13
二塔循环管（二塔底→二塔顶）：
循环体积流量Vs=10.635
m3/h=0.00295m3/s
取管道内流速u=1.1m/s
由Vs=p/4D2
u计算D
即0.785
D2×1.1=
0.00295=>D=0.0604m=60.4mm
按《化工原理》第二版P323，选φ63.5×3.0mm,材料为1Cr18Ni9Ti的无缝钢管
实际流速u1=Vs/(
p/4D2)=
0.00295/0.785×0.0572=1.057
m/s<1.1m/
6.2
主要工艺管道汇总表
表6—1
主要工艺管道汇总计量单位：见表
管道名称
管道规格
管道材质
管道走向
管道实际流速
空气吸入管
φ273×8.0mm
1Cr18Ni9Ti
空气过滤器→风机口
15.2171Cr18Ni9Ti
风机口→蒸发器
10.527
空气压出管
φ325×8.0mm
1Cr18Ni9Ti
蒸发器→过热器
14.288
二元气体管
φ325×11.0mm
1Cr18Ni9Ti
过热器→氧化器
12.347
三元气体管
φ450×12.0mm
1Cr18Ni9Ti
氧化器→一塔底
12.567
产品气管
φ530×13.0mm
1Cr18Ni9Ti
一塔底→二塔底
11.665
一塔顶出气管
φ377×12.0mm
1Cr18Ni9Ti
二塔顶→尾气处理车间
11.589
尾气管
φ325×12.0mm
1Cr18Ni9Ti
蒸汽分配缸→过热器前
12.127
配料蒸汽管
φ219×10.0mm
1Cr18Ni9Ti
原料泵→蒸发器
1.069
甲醇管
φ32×4.0mm
1Cr18Ni9Ti
一塔循环管→成品槽
0.673
甲醛管
φ50×2.5mm软水管→二塔顶
0.836
工艺管道
DN15mm
1Cr18Ni9Ti
下塔底→一塔顶
1.171
一塔循环管
φ76×3.5mm
1Cr18Ni9Ti
二塔底→二塔顶
1.057
二塔循环管
φ63.5×3.0mm
7
安全与“三废”处理
7.1工艺物料特性及防护措施
甲醛是易燃易爆的液体，沸点64.45℃，自燃点400℃。在空气中爆炸范围6~36.5%，有毒，车间空气中最大允许浓度50mg/m3，设计中应考虑放火、防爆、毒等
（1）建筑物的耐火等级为一级；
（2）应将甲醛、甲醛泵安装在通风良好的场所；
（3）厂房各层均应布有放毒工具箱及一定数量的防毒面具；
（4）厂房各层均应布有必要的消防器材；
（5）本装置电气设备属Ⅱ级防爆；
（6）设备、导管各容器安装可靠的接地设备，采用环行接地网；
（7）槽应有静电措施，包括良好的接地与导流管；
（8）车间内应有利于消防车环行的通道；
（9）开四点火时，氧醇比保持在0.24~0.26，既必须在爆炸范围外点火；
（10）所有设备、管道应按规定进行试压试漏。
甲醛有毒，吸入其蒸汽后会引起眼部灼痛、咽痛、头痛、恶心、呕吐等，还会造成鼻
炎、支气管、结膜炎和肺气肿。甲醛直接接触会造成皮肤灼伤。
本品用内色橡胶或内涂沥青防锈漆的铁桶盛装。第桶净重200kg，也可用槽四装运，应贮存在通风干燥处，远离火种热源，不与碱类、氰化物同运，不存贮过久，贮所温度以21-25℃为宜。
7.2
三废处理
甲醛工业生产中，生产污染环境的主要污染源有废气、废水和噪声。
甲醛生产中，工业“三废”的治理方法如下：
7.2.1
废气处理
在甲醛生产中所产生的废气，采用燃烧法。因为甲醛尾气燃烧后既消除了尾气对大气的污染，又可产生蒸汽。这些蒸汽既可供甲醛装置使用，也可供外界使用。从而达到节约能源，化害为利的目的。对于甲醛槽中的蒸汽的控制，采用冷凝法，既用冷水喷洒甲醛贮槽，使贮槽的温度下降。另外在甲醛贮槽顶部加呼吸阀，亦可减少甲醛蒸发量。
甲醛生产车间在生活区大气中有害物质的最高允许浓度见表7—1。
7.2.2
废水处理
甲醛行业中的工业废水处理：
（1）在生产中尽量减少跑，冒、滴、漏。甲醛循环泵容量漏甲醛循环液，一般采用内冷式机械密封泵，以减少泄露。车间废水一般要经过处理滤池进行处理。多余的料液集中送入吸收塔作吸收液使用。
（2）甲醛生产中形成的中控分析残液可集中起来处理，多余的样液集中送入吸收塔作吸收液使用。
（3）设备清洗应首先用水进行循环清洗，洗液可用作甲醛的吸收液。不能用作吸收液的废液将其送入污水处理站处理，以免直接排污造成污染。
（4）甲醛蒸发器底部和残液放出后可集中进行蒸馏，回收其甲醛。这种回收甲醛既可作为配料甲醛阻聚剂和溶剂。如果残液数量少可进行燃烧处理，以消除环境污染。
（5）对于一般设备出垢产生的残液可先用碱中和，然后排入污水池进行处理。
表7—1
有害物质浓度计量单位：见表
物料名称
车间
居住区
一次
日平均
甲醇
50
3.0
1.0
甲醛
3
0.05
——
乙醛
——
0.01
——
一氧化碳
30
3.0
1.0
氨
30
0.2
——
二氧化碳
5
0.15
——
飘尘
10
0.5
0.157.2.3噪声防治
对于甲醛生产系统来说，噪声的主要来源是罗茨鼓风机，它发出的声响可达100分贝以上，减少罗茨鼓风机的噪声，一般采用的方法包括单独设立一个隔音房间；在鼓风机的墙壁上加吸音器材和隔疸门窗，在鼓风机的进出口管道上加消音器；选用低速转风机。有的工厂将风的转速由1450转/分改为570转/分，这些措施都可以减少罗茨
鼓风机发出的噪声，起到降低环境噪声的污染，保护环境卫生的目的。8
技术经济初步评估甲醛及市场
8.1
产品甲醛及原料市场分析
8.1.1
甲醛及原料市场价格分析
甲醛属于大众化工产品，用途广泛，生产工艺简单，原料供给充足。从全国范围而言，目前是供过于求的状态，有些装置因甲醛原料供应不足或甲醛下游产品需求不旺而开工率不高。
2004年一季度，甲醇、甲醛价格趋势平稳，进入二季度后价格有所上升，甲醇变化大，其波动范围为1260~1800元/吨，甲醛价格活动于2320~2800元/吨之间，进口价为2800~3000元/吨。甲醛从2001年的1200~1350元/吨与2002年1200~1600元/吨，再与2004年一季度相比，甲醛国内趋势稳健，价格上升幅度不大。
8.1.2
甲醛市场的供求分析
由于甲醛产品的运输成本高，因此其生产和销售受到地域的限制，决定了甲醛市场是封闭性和独立性。当甲醛在外来冲击下大幅下降时，甲醛却保持了基本平稳的趋势，由于甲醛销售较为畅通，利润高于甲醇，同时为了减小甲醇的销售压力，国内甲醇生产厂家采用了下流分流措施，相继加大甲醛的产量，从而使市场上甲醛资源问题增加，需求相对缩小，供求关系失衡。
甲醛作为化学溶剂，广泛地用于塑料地板、化学纤维、涂料和粘合剂当中。胶粘剂是甲醛的主要应用领域，消耗甲醛占总量的30%以上，近几年房地产的迅猛发展带动了涂料生产的增长，有资料显示，甲醛在胶粘剂与涂料中的消耗量已超过50%，但由于甲醛气体的刺激性与致癌性，加上目前我国含有甲醛的胶粘剂与在使用后甲醛释放量均超过国际标准。随着人类环保意识的加强，含有甲醛的产品开始受到限制并淘汰。尤其是2003年建设部发布的27号公告，限制并淘汰了一批不符合环保要求的涂料。这使得甲醛的应用领域缩小，市场消耗量逐渐下降，供求关系更加失衡。
2001年以来，作为甲醛原料的甲醇价格一路下跌，使得甲醛成本降低，同时化工产品价格整体下降，这些因素加上甲醛市场的供过于求现象，甲醛的价格必然回归。
8.1.3
甲醛市场未来分析
初步预计，到2010年世界甲醛消费约为2850万吨，2015年世界甲醛消费约为3220万吨左右。2003年国内有甲醛生产企业120多家，总生产能力已超过600万吨/年，其中1万吨以上的生产厂有80家，2万吨以上的生产厂47家，5万吨以上的有17家，10万吨以上的有3家。2003年甲醛产量309万吨/年，表现消费量为309万吨，主要是因为一批大型的甲醛装置的投产以及甲醛下游产品如脲醛树脂、酚醛树脂、乌洛托品、大颗粒尿素、乙炔化学品等需求的增加造成的。从总体上看，国内甲醛消费市场具有乐观的发展前景，〉在今后的十几年间内无论是生产还是消费都将保持较快的增长速度。初步预计到2010年国内甲醛的需求量将达到590万吨/年，2015年国内甲醛的消费需求量达到780万吨/年左右。
8.2
经济效益初步梳算
8.2.1
投资估算
本装置是年产3万吨的甲醛装置，参照湘潭合成化工厂生产规模，估计投资450万元左右，流动资金250万元，其投资估算如下：
（1）建设及安装
200万元
（2）土建
60万元
（3）电器及安装
40万元
（4）仪表及安装
100万元
（5）防腐保温
20万元
（6）其它（包括设计、试车、不可遇见费用等）
30万元
8.2.2
生产成本和销售收益的估算
生产成本估算所用价格按2003年市场价格确定，使用国内行业领先和经济技术指标，
车间经费则采用湘潭合成厂2003年度甲醛车间实际数，设备折旧率按10%（快速折算法），具体如下
表8—1
车间经费计量单位：见表
名称
单耗
单位单位（元/吨）
单价
单位成本（元/吨）
备注
甲醇
0.450
t/t
1800
810
（1)年折旧率按总投资的10%不包括设备折旧
电解银
0.002
kg/t
800
106
水
1.5
T/t
1
1.5
电
22.8
度/t
0.9
20.52
工资福利
4.63
元/t4.63
设备折旧
20
元/t20
（2）车间成本不包括设备折旧
车间经费15
车间成本853.25
企业管理50
工厂成本
903.258.2.3
销售收益估算
按生产成本的80%计算
（1）总产值：3×1700×0.8=4080万元
（2）总销售收入：3×1600×0.8=3840万元
（3）总税金：3×1600×0.8×0.1=384万元
（4）总成本：3×903.25×0.8=2167.8万元
（5）总利润：3840―2167.8―384=1288.2万元
（6）总利税：1288.2＋384=1672.2万元
（7）单位利润：1288.2÷3=429.4万元
8.2.4
经济效率评估
投资总额450万元，流动资金250万元，折旧50万元，年利润1288.2万元，税金384万元/年。
（1）单位生产投资值：1134÷3=387
（2）单位投资值产值：4080÷1134=3.599万元/吨
（3）投资利税：1288.2÷1134×100%=113.597%
（4）投资利益率：[(1288.2＋50)
÷1134]
×100%=118.007%
（5）投资回收期：1÷1.18007=0.847年（从开车之日起）
（6）产值利税率：1672.2÷4080×100%=40.99%
说明：以上计算未计入贷款利息；设备折旧作为企业收益计；经济估算按万吨/年计；成本估算未计入尾气效益。由以上数据可以看出本设计经济效益较好，资金回收期短，产值利润高。但从目前市场现状看，现在甲醛的供给大于需求，对甲醛生产有一定的影响，甲醛销售受市场的影响，进而影响资金的回收，故在投资时应充分考虑，看清市场行情，理性投资。结束语经过三个月的毕业设计，让我对大学四年所学知识进行了一次综合性大检查。在这三个月期间，查阅大量资料，以获取优秀的毕业设计为目标严格要求自己，根据设计任务书和毕业设计大纲的要求，在罗老师的悉心指导和同组同学的密切配合与帮助下，我终于成功的完成了本次毕业设计。
本次毕业设计，让我学到了很多知识，详细了解了甲醛工业的发展和甲醛在相关工业生产的作用，熟悉了甲醛生产中较为常见的两种工艺流程，掌握了甲醇氧化法生产甲醛的工艺流程和工艺要求，初步掌握了化工工艺设计的基本步骤和基本方法，同时对“三废”处理与经济评估有更深的了解，当然在设计中，我也遇到了不少麻烦，但经过罗道成老师的悉心指导心及查阅大量资料后，终于一一破解，以上这些培养了我的事实求是、严谨科学的工作态度，我相信这些对于我以后参加工作，会带来很大的帮助。
在整个设计完成之际，在此，我非常感谢在设计过程中一直指导我的罗道成老师，对帮助我的同学也表示由衷的感谢。
设计人：
主要参考文献
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年产3万吨甲醛生产工艺设计毕业设计 本文关键词：万吨，毕业设计，甲醛，生产工艺，年产
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