年产3万吨甲醛生产工艺设计
专业：化学工程工艺
摘：设计年产3万吨372甲醛水溶液生产工艺初步设计设计采银催化法工艺根设计求工艺流程进行选择证整装置进行物料量衡算设备道进行设计选型时装置安全生产三废治理作相关讨进行济初步核算
设计配设计说明书附图4张说明书包括1：总2：工艺流程选择证3：年产3万吨372甲醛水溶液工艺计算4：非标准设备计算定性设备选型5：工艺道计算6：安全三废治理7：技术济初步核算图纸包括：1 带控制点工艺道工艺流程图2 氧化器装配图3 装置面图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 year
AbstractThe design is primary for the manufacturing process of formaldehyde 30000 tons per yearand adopts Ag as catalyst According to the designthe craft production way of formaldehyde was selected and the technology was investigedThe main equipments and pipes were designed or selectedAt the sane timesafely producing and dealing withthree waste were argued and technology economic was originally estimated
The design consists of an instruction book and a series of diagram
The instruction book includes1Introduction2Choice and demonstration of the technological process330000 tons per year 372 formaldehyde crafts for production were designde4It is not a selecting type of the equipment of calculation and finalizing the design of the standard device5Thecraft pipeline calculating6Security and abatement ofthree waste7Economic initial estimate of technoligy
The diagram include1The pipeline of the device and process flow sheet with controlled piot2Assemblage chart of the oxidator3Plane figure of the device4The blueprints of factory
Key wordsformaldehydeMethanolOxidationTechnologyElectrolysis Silver
目录
前言 1
1 绪 1
11 国甲醛工业发展程 1
111 起步阶段 1
112 发展阶段 1
113 快速增长阶段 1
12 国甲醛工业现状 2
121 生产工艺 2
122 生产力产量 2
123 技术指标 2
1 3 影响国甲醛价格素 3
131 生产成 3
132 游需求状况 4
133 区差异 4
14 产品说明 4
141 产品名称 4
142 产品性质 4
15 产品途 6
16 原材料说明 6
17 甲醛工业发展趋势 6
171 改进催化剂性 6
172 高浓度甲醛工艺发展趋势 6
173 设备集约化 7
174 规模型化 7
175 产品简介 7
18 甲醛技术指标 7
2 合成方法生产技术较 8
21 甲醛合成方法 8
21 1 银催化剂法 8
21 2 铁钼催化剂法 8
21 3 甲缩醛氧化法 8
21 4 二甲醚氧化法 8
21 5 低碳烷烃直接氧化法 8
22 生产工艺较 8
22 1 工艺技术较 8
222 银催化剂法铁钼催化剂法特点较 9
23 国外甲醛装置耗较 10
3 工艺流程介绍 10
31 流程说明 10
32 生产工艺影响素 11
321 反应器结构状态 11
322 催化剂性状态 11
323 反应温度 12
324 氧醇 12
325 水醇 12
326 停留时间空间速度 12
327反应压力 13
328 原料混合气纯度 13
33 工艺指标 13
4 年产3万吨372甲醛工艺计算 14
41 计算 15
42 物料衡算 15
421产品： 15
422 原料甲醇投入量 15
423 空气投入量（根氧醇求） 15
424 尾气中组分含量计算 16
425 核 16
426 设备物料衡算（时计） 17
43 热量衡算 22
431 物性参数计算公式 22
432 设备热量衡算 22
5 非定型设备计算选型 27
51 蒸发器 27
511 蒸发室体积V高度H计算 27
512 蒸发器换热器计算 27
52 热器 28
521 传热面积估算 28
522 径计算 28
53 氧化器 29
531 氧化器直径 29
532 热锅炉尺寸 29
533 氧化器部急冷段 30
534 废锅辅助设备—汽包 31
54 吸收塔 31
541气体重度r气 31
542液相重度 32
543 液相粘度（单位MpaCp） 32
544 填料 32
545 喷淋密度 33
546 液相流量 33
547 泛点气速计算 33
548 塔径空塔气速计算 34
549 高度 34
5410 填料层阻力计算 34
55 吸收二塔 35
551气体重度 35
552液相重度 36
553 液相粘度（单位MpaCp） 36
554 填料 36
555 喷淋密度 36
556 液相流量 36
557 泛点气速计算 37
558 塔径空塔气速计算 38
559 高度 38
5510 填料层阻力计算 38
56 非定型设备览表 38
57 定型设备选型 39
571 料泵（两台） 39
572 鼓风机（两台） 39
573 炉水泵（两台） 39
574 塔循环泵（两台） 39
575 塔循环泵（两台） 39
576 品泵（两台） 39
6 工艺道计算选型 40
61 工艺道计算选型 40
611 空气吸入（空气滤器→风机口） 40
612 空气压出（风机口→蒸发器） 40
613 二元气体（蒸发器→热器） 40
614三元气体（热器→氧化器） 40
615 产品气（氧化器→塔底） 41
616 塔顶出气（塔底→二塔底） 41
617 尾气（二塔顶→尾气处理车间） 41
618 配料蒸汽（蒸汽分配缸→热器前） 41
619 甲醇（原料泵→蒸发器） 42
6110 甲醛（塔循环→成品槽） 42
6111 工艺道（软水→二塔顶） 42
6112 塔循环（塔底→塔顶） 43
6113 二塔循环（二塔底→二塔顶） 43
62 工艺道汇总表 43
7 安全三废处理 43
71工艺物料特性防护措施 44
72 三废处理 44
721 废气处理 44
722 废水处理 44
723噪声防治 45
8 技术济初步评估甲醛市场 45
81 产品甲醛原料市场分析 45
811 甲醛原料市场价格分析 45
812 甲醛市场供求分析 45
813 甲醛市场未分析 46
82 济效益初步梳算 46
821 投资估算 46
822 生产成销售收益估算 46
823 销售收益估算 47
824 济效率评估 47
结束语 49
参考文献 50
前言
甲醛重机化工基础原料甲醇重衍生物产品甲醛途十分广泛生产脲醛酚醛聚甲醛三聚氰胺等生产医药产品农药染料消毒剂杀菌剂防腐剂等目前甲酴生产均采甲醇原料银催化剂空气氧化浓度37左右余水含甲醛40甲醛80水溶液做福尔马林
常杀菌剂防腐剂
甲醛脂肪族中简单醛化学性质十分活泼甲醛早俄国化学家AMButlerov1895年通亚甲基二乙酯水解制1868年AMHoffmann铂催化剂空气氧化甲醇合成甲醛确定化学特性1886年Loews铜催化剂1910年Blank银催化剂甲醛实现工业化生产1910年酚醛树脂开发成功甲醛工业迅猛发展
着甲醛工业生产断扩甲醛产品深入研究生产工艺日渐完善甲醛生产设备求断提高工业甲醛生产典型机合成工艺国已五十年历史国甲醛生产技术装置技术催化剂改进余热利方面已长足进步技术济指标已国际类生产工艺先进水
国甲醛生产现状结合毕业实相关容设计采银催化剂氧化生产甲醛生产工艺流程整设计程中设计务书求年产3万吨甲醛装置进行完整物料衡算热量衡算工艺程中设备进行较详细工艺计算时装置技术济状况进行初步估计
力限加时间较仓促整设计中难免错误足处敬请老师行批评指正
1 绪
11 国甲醛工业发展程
国甲醛工业发展致分三阶段
111 起步阶段
20世纪5060年代浮石银作催化剂银法生产甲醛国甲醛工业起步阶段 国第套甲醛生产装置1956年9月前苏联专家设计指导海溶剂厂兴建设计力仅03万吨年采浮石银作催化剂1957年1959年吉林化肥厂等三家企业相继建立甲醛生产装置海溶液剂厂03万吨年装置扩1万吨年50年代末国工业甲醛生产量然足4万吨（37CH2O）产品生产乌洛托品等
1965年1969年合成纤维木材加工工业发展甲醛需求量增加北京维尼纶厂苏州助剂厂等批采浮石银作催化剂甲醛生产装置先投产60年代末生产厂达10家总生产力扩10万吨年60年代期开发聚甲醛树脂等浓甲醛需行开发铁钼氧化物催化剂吉林石井沟联合化工厂安阳塑料厂先采铁钼氧化物 催化剂生产甲醛催化剂性佳工艺落安全性差等原未长期生产
112 发展阶段
世界7080年代电解银催化剂体银法生产甲醛国甲醛工业日趋成熟发展阶段
20世纪70年代国甲醛工业产生产技术设备节动控制等方面较改进提高着反应热尾气燃烧热利甲醛生产装置原耗汽型变成耗汽型外供蒸汽型装置70年代末国甲醛工业产量接40万吨年
20世纪80年代木材加工业甲醛游产品发展需国甲醛工业较发展80年代末生产甲醛厂家达51家总生产力超80万吨年
113 快速增长阶段
20世纪90年代银法生产甲醛铁钼法生产甲醛时发展国甲醛工业快速增长阶段20世纪90年代特90年代中期国济快速发展木材加工业建材业塑料工业社会需求量幅度增加氮肥厂转产等素国甲醛工业进入快速增长时期1990年1999年10年中总生产力翻3倍阶段国家企业国外引进铁钼氧化物作催化剂铁钼催化法甲醛生产装置逐渐国铁钼催化法甲醛装置达国际类装置先进水时国银催化法甲醛装置快速发展反应器等关键设备断改进银催化剂制备应新提高原料甲醇单耗进步降生产控制技术长足进步原料甲醛单耗进步降装置规模趋型化国世界第二年产16万吨年单套甲醛装置2000河北凯跃化工集团限公司建成投产
进入21世纪国甲醛工业保持持续发展势头2002年总生产力已超700万吨迄总生产力已超840万吨年（37HCHO计）
12 国甲醛工业现状
121 生产工艺
甲醇原料生产甲醛工艺催化剂分银法铁钼法两种生产工艺银法甲醛生产工艺中生产37甲醛传统银法生产浓甲醛废气循环法尾气循环法征控制技术核心型甲醛生产新工艺等甲醇水空气组成原料混合气配制工艺中浓甲醇蒸发配制水蒸汽甲醇水配制蒸发两种工艺吸收部分单塔吸收双塔吸收塔吸收流吸收等种流程外装置余热利种形式工艺流程装置量充分合理利
122 生产力产量
国工业甲醛生产力十年增长完全统计国现甲醛生产装置约380套装置总力超720万吨已居世界首位目前国银法装置生产力占绝部分铁钼法装置仅10套合计生产力仅占国生产力5左右总体国工业甲醛单套装置力较偏均仅2万吨套05万吨套中铁钼法中8万吨套15万吨套银法中16万吨05万吨套国甲醛工业总体发展较快游衍生产品发展市场容量扩相较慢致总体开工率高现已早期80左右降50左右装置常年处停工状态表1—1中出国甲醛生产厂家现集中山东广东河北江苏等区中华北区（包括山东河北天津北京山西五省市）生产力约占全国总生产力13西北区生产力全国1目前山东省全国甲醛生产区生产力约117万吨年次河北区（包括天津市北京市）生产力约895万吨年江苏省排名第三生产力约88万吨年第四位广东省生产力约86万吨年
123 技术指标
（1）产品规格
年国生产工业甲醛单37（wt）浓度水溶液中存浓度低运输费高影响某游产品加工性废水处理等问题年着甲醛游产品发展铁钼法生产甲醛技术引进甲醛产品规格品种已开始种化工方发展现根需生产37（wt）浓度外3755（wt）浓度种甲醛产品供应市场
（2）产品质量
历史原目前国工业甲醛执行产品标准37（wt）浓度产品国工业甲醛（37）质量部分达优极品标准根户身求严格控制酸度甲醇含量等标准企业间存定差异少数企业优极品率低质量波
动较
表11 国甲醛生产厂家现集中 单位：万吨
区名
企业数
生产力
产量
(2003年)
2001
2002
2003
全国
276
7225
2876
4266
30897
山东
49
117
627
81
3949
吉林
10
205
78
101
609
黑龙江
10
185
5
7
254
辽宁
22
21
76
88
362
蒙古
5
05
05
11
058
河南
26
36
88
105
375
河北
34
725
324
303
2114
北京
1
5
36
14
0
天津
4
12
32
3
277
山西
4
17
18
5
082
陕西
2
4
14
14
246
新疆
1
1
03
06
054
江苏
19
88
318
33
4655
浙江
10
33
18
245
2744
安徽
8
30
11
124
1352
海
5
335
235
225
1529
重庆
2
8
4
5
555
四川
8
23
57
52
619
广西
3
7
29
37
427
宁夏
1
1
02
11
114
甘肃
1
15
12
04
084
云南
6
125
6
73
1384
贵州
2
35
15
18
285
江西
2
75
35
41
55
广东
12
86
216
238
3646
福建
13
25
87
139
1325
湖南
5
16
81
91
153
湖北
9
175
34
67
163
海南
2
45
14
1
088
1 3 影响国甲醛价格素
年国甲醛行业发展快年产销量增长速度102004年国甲醛产销量已突破480万吨关脲醛树脂甲醛行业游产品约占甲醛总消费量60市场前景观年国甲醛市场价格变化较总体呈现种升走势2001年800元吨2002年850元吨2003年涨幅度达1200元2004年1250元吨影响甲醛价格三素：
131 生产成构成甲醛生产成原料（甲醇）电水催化剂设备维护工理费等中原料甲醇生产成约占甲醛生产总成90左右年甲醛价格断涨
中重原甲醇价格涨2001年甲醇价格1200元吨2002年1300元吨2003年2100元吨2004年2200元吨出甲醛价格甲醇价格基呈现种线性关系
132 游需求状况甲醛游产品需求量增长较快拉动甲醛产量增游产品价格相较稳定升幅度 定程度制约甲醛价格提高
133 区差异甲醛单位价值太高适宜长途运输否运费太贵合算甲醛基产销产品呈现明显域特征区间价格差异较目前河北山东等甲醛价格较低出厂价1100~1200左右水福建广西四川重庆等甲醛价格相较高出厂价1350~1500元左右水
14 产品说明
141 产品名称：甲醛 化学分子式：HCHO 分子量：3003
142 产品性质
A物理性质
甲醛称蚁醛色强烈刺激性气味气体空气重106略重空气易溶水醇醚甲醛常温气态通常水溶液形式出现30~40水溶液福尔马林液溶液沸点19℃室温时极易挥发着温度升挥发速度加快甲醛易聚合成聚甲醛受热易发生解聚作室温缓慢释放甲醛
表12 甲醛物理性质 计量单位见表
项目
数值
密度(gcm3)
80℃
09151
20℃
08153
沸点(1013kPa)℃
19
熔点℃
118
汽化热(19℃)(kjmol)
23
生成热(25℃)(kjmol)
116
标准(25℃)(kjmol)
1097
热容J(molk)
352
熵J(molk)
2186
燃烧热(kjmol)
561～569
界温度℃
1372～1412
界压力Mpa
681～666
空气中爆炸极限
70～73
着火点℃
430
B化学性质
甲醛分子中含醛基具典型醛类化学性质时含羰基碳原子键合较活泼αH甲醛化学性质十分活泼参加种化学反应介绍种重化学反应
（1）加成反应
1）机溶剂中甲醛烯烃酸催化发生加成反应通种反应单制备双烯烃增加碳原子例甲醛异丁烯反应异戊二烯
2）乙炔酮乙炔银乙炔汞催化剂存单取代乙炔化合物甲醛加成生成炔属醇（Reppe反应）乙炔说加2mol甲醛生成2丁炔14二醇2丁炔14二醇进步加氢生成重化学14丁二醇
3）碱性溶液中甲醛氰化氢反应生成氰基甲醇
（2）缩合反应
甲醇身外种醛醇酚胺等化合物发生缩合反应缩合反应甲醛重化学反应
1）甲醛发生缩合反应生成三聚甲醛聚甲醛60浓甲醛溶液室温长期放置动聚合成三分子环状聚合物
2）NaOH溶液中甲醛身缩合生成羟基乙醛HOCH3CHO进步快速甲醛缩合生成碳水化合物俗称Formose反应
3）甲醛聚糖反应已知唯步合成碳水化合物方法生成物元醇甲醛生物工程利中具潜重意义RhCl(Ph3P)叔胺催化体系作120℃3~12Mpa条件甲醛合成气反应生成贩丙糖戊糖糖
4） 碱性催化剂作甲醛酚首先发生加成反应生成羟基苯酚生成羟基苯酚受热进步缩合脱水生成酚醛树脂
5）甲醛容易氨胺发生缩合反应生成链状环状化合物甲醛氨20~30℃条件缩合生成六亚甲基四胺俗称乌洛托品
（3）分解反应
纯干燥甲醛气体80~100℃条件稳定存300℃时中醛发生缓慢分解COH2400℃时分解速度加快达分钟044分解速度
300℃
HCHO→CO＋H2
（4）氧化原反应
甲醛极易氧化成甲酸进氧化CO2H2O
O2 O2
HCHO→HCOOH→CO2＋H2O
（5）羰基化反应
钴铑催剂作110℃ 1315Mpa条件甲醛合成气（H2CO13）
进行羟基化反应生成乙醇醛进步加氢生成乙二醇该反应称甲醛氢甲酰化反应
CH2O＋CO＋H2→HOCH2CHO
羰基铑催化剂卤化物促进剂作甲醛合成气进行系化反应生成乙醛进步加氢生成乙醇
15 产品途
甲醛属途广泛生产工艺简单原料供应充足众化工产品甲醇游产品中干世界年产量2500万吨左右30左右甲醇生产甲醛甲醛种浓度较低水溶液济角度考虑便长距离运输般消费市场附设厂进出口贸易极少甲醛直接作消毒杀菌防腐剂外机合成合成材料涂料橡胶农药等行业衍生产品聚甲醛聚甲醛酚醛树酯脲醛树酯氨基树酯乌洛托产品
16 原材料说明
原材料名称：甲醇
A物理性质
甲醇简单饱脂肪酸分子式CH3OH相分子质量3204常温常压纯甲醇色透明易挥发燃略带醇香味毒液体甲醇水乙醇乙醚等许机液体限互溶脂肪烃类化合物相互溶甲醇蒸气空气形成爆炸性混合物爆炸极限60~365（体积）
B化学性质
甲醇简单饱脂肪醇具脂肪醇化学性质进行氧化酯化羰基化胺化脱水等反应甲醇裂解生COH2制备COH2重化学方法介绍种重化学反应
（1）氧化反应
甲醇电解银催化剂空气氧化成甲醛重工业制备甲醛方法
（2）酯化反应
甲醇种机酸机酸发生酯化反应甲醇硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯硫酸氢甲酯加热减压蒸馏生成重甲基化试剂硫酸二甲酯
（3）羰基化反应
甲醇光气发生羰基化反应生成氯甲酸甲酯进步反应生成碳酸二甲酯
（4）裂解反应
铜催化剂甲醇裂解成COH2
17 甲醛工业发展趋势
171 改进催化剂性
研制开发新型催化剂加快甲醛工业发展效方法现国加快催化剂开发
172 高浓度甲醛工艺发展趋势
国外聚甲醛MDI炔属化学品（14丁二醇）发展快处增长率5产品均需高浓度甲醛
刺激铁钼法高浓度甲醛工艺快速发展甲醇催化脱氢制备水甲醛产物甲醛氢气容易分离避免甲醛水溶液浓缩蒸发耗幅度降低成具工业前途水甲醛制备方法制备高浓度甲醛溶液方法甲缩醛氧化法
173 设备集约化
防止甲醛浓度氧化达佳动态衡控制国外开发许素程序控制法：蒸汽压力调节氧醇混合气温度反应状态达低甲醇消耗额目
174 规模型化
甲醛已成宗化工产品需求量断增加现国外兴建甲醛生产装置起码规模35~6万吨年
175 产品简介
表1—3 产品简介
产品名称
甲醛
CA登记号
50000
标准
GB90091988
英文名
Formaldehyde
名
福尔马林
分子式
HCHO
分子量
3003
熔点
92℃
沸点
195℃
相密度
0815(20℃)
溶解度
易溶水 乙醇 乙醚 丙酮
18 甲醛技术指标
表1—4 甲醛技术指标 计量单位：见表
项目
优等品
等品
二等品
色度(铂钴)≤
10
——
——
甲醛含量≤
370374
367374
365374
甲醇含量≤
12
12
12
酸度≤
002
004
005
铁含量106≤
1(槽装）
3(槽装）
5(槽装）
5(槽装）
10(槽装）
10(槽装）
灰分≤
0005
0005
0005
2 合成方法生产技术较
21 甲醛合成方法
目前国外甲甲醇生产甲醛种方法：
21 1 银催化剂法：
银铺成薄层银粒催化剂控制甲醇量反应温度600700℃间银法工艺路线心德国BASF公司代表
21 2 铁钼催化剂法：
FeOMO做催化剂常加入铬钴氧化物做助催化剂甲醇量空气混合净化预热320380℃温度反应生成甲醛铁钼催化剂法工艺路线瑞典PERSTORP公司典型
21 3 甲缩醛氧化法：
甲缩醛氧化法制取高浓度甲醛三步进程完成：甲缩醛合成甲缩醛氧化浓度甲醛吸收处理甲缩醛氧化法制备高浓度甲醛溶液种方法日旭化成公司20世纪80年代开发成功生产方法甲醛甲醇阳离子交换树脂催化作采反应精馏方法先合成甲缩醛然甲缩醛铁钼氧化催化剂作空气氧化生产甲醛
21 4 二甲醚氧化法：
二甲醚气体空气混合预热通式固定床反应器装金属氧化物催化剂外液体导热法移走反应热量反应器结构铁钼法相反应压力常压温度450500℃空速10004000mh催化剂金属氧化钨氧化铋氧化钼催化剂专利发表反应气体速冷进入二段吸收系统离子交换法脱甲酸制3744（wt）甲醛水溶液
21 5 低碳烷烃直接氧化法：
低碳烃例天然气瓦斯气体中甲烷丙烷丁烷等No催化剂作直接
空气氧化甲醛反应式：
CH4＋O2HCHO＋H2
22 生产工艺较
目前工业甲醛生产方法银催化剂法铁钼催化剂法
22 1 工艺技术较
银法甲醇原料定配甲醇空气水蒸气热器滤器进入氧化器催化床层甲醇脱氢成甲醛甲醛气体水蒸气冷冷凝吸收塔吸收制成37甲醛溶液成品银法程中做适浓度铁钼法二元气生产银法三元气生产两法催化剂铁钼法进行反应完全氧化反应银法氧化脱氢反应银法选择甲醇空气混合爆炸限操作（混合37醇量）保持脱氢反应进行反应温度650℃左右反应热量加入水蒸气等带走铁钼法选择限操作（混合7氧量）量空气中氧气反应反应温度控制430
℃左右反应热量惰性气体带走反应程中需引入尾气塔吸收系统中加水少制取高浓度甲醛采尾气循环足够量空气增加动力消耗气体量加装置力相减约25根新统计美国铁钼法银法生产装置占50国银法占95
甲醇
→蒸发器→热器→三元滤器→氧化器→吸收塔→吸收二塔
空气
图2—1 电解银法制甲醛工艺流程图
说明
（1）两种方法生产甲醛作商品铁钼法局限性浓甲醛常温容易聚合高浓甲醛贮存运输难处理制胶工业中客户般喜欢铁钼法制取低醇含量甲醛作需脱水游产品原料取处
（2）铁钼法次性投资费投资回收期长银法相投资风险着科学技术断进步年银法甲醛工艺已进步（单耗耗等）单耗已接铁钼法水
（3）银法工艺电解银催化剂制法简单成较低重复铁钼法供应商提供价格昂贵受定制约
（4）两种工艺路线生产甲醛银法运行成设备折旧费耗催化剂消耗费副产蒸汽等方面优铁钼法铁钼法单耗甲醛浓度明显优点
222 银催化剂法铁钼催化剂法特点较：
表2—1 电解银催化剂法铁钼催化剂法特点 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
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(Kgt)
470～480
420～470
甲醛浓度（）
37～55
37～55
产品中甲醇含量（）
4～8
05～15
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
相低
相高
催化剂失活原
原料中铁硫引起中毒
M升华
毒物敏感程度
敏感
敏感
23 国外甲醛装置耗较
表2—2 国外甲醛装置耗较 单位：m3tttkwht
项目
国外
国
银法
铁钼法
银法
铁钼法
先进
般
先进
般
先进
般
先进
般
冷水
2030
3050
20
2842
1520
3545
20
3040
蒸汽
－0205
－0301
－06
－0305
－0305
－030
－06
－0305
电
20
2530
70
8590
1820
3040
80
8598
注：生产1吨37甲醛消耗量统计
通分析认银法甲醛生产线具投资耗低生产高浓度甲醛物耗接铁钼法水等优点推广首选甲醛生产路线应较适合中国国情
3 工艺流程介绍
31 流程说明
热水 蒸汽 工艺补水 尾气
甲醇
→蒸发器→热器→三元滤器→氧化器→吸收塔→吸收二塔
空气 冷水 甲醛产品
图3—1 电解银法制甲醛工艺流程图
原料气供：
原料甲醇泵连续甲醇贮槽送高位槽部分甲醇流回甲醇贮槽部分高位槽甲醇滤器滤羰基铁等杂质控制定流量进入蒸发器时空气空气滤器滤灰尘等杂质罗茨鼓风机蒸发器底部送入通空气放空控制定量
空气滤器鼓风机鼓入蒸发器空气鼓泡08~1m45℃甲醇液甲醇蒸发饱蒸发器顶部装阻雾设施分离夹带甲醇液滴配料求补加水蒸气
热水蒸气调节蒸发器温度控制45~52℃（氧醇衡浓度定）甲醇蒸发器中空气鼓泡蒸发形成均匀混合二元气体通喷嘴加入定期定量水蒸气（配料蒸气）调节水醇形成配二元反应气
甲醇水蒸气空气热器加热120℃保证反应混合气中甲醇全部气化甲醇液滴进入反应区会剧烈蒸发催化剂床层翻动造成床层厚度均发生短路甲醇蒸发吸热会降低反应温度甚发生熄火反应
热反应混合气进入阻火器阻火器起安全隔离作反应器中发生燃烧反应时会涉前部蒸发器进入滤器五羰基铁等含铁杂质
120℃左右进入氧化反应器
原料转化甲醛：
氧化器氧化室中三元反应气电解银触媒作发生氧化脱氢反应生成甲醛反应温度控制650℃绝部分甲醇转化成甲醛时会副反应发生控制副反应发生防止甲醇分解转化气体废热锅炉聚冷230℃冷段冷80~100℃然进入第吸收塔
反应气体吸收：
吸收采双塔循环二塔软水作吸收剂塔二塔甲醛溶液稀溶液（二补）作吸收剂具体流程：
氧化器出甲醛塔底进入塔顶流动二塔稀甲醛溶液（二补）塔顶加入塔循环液塔顶塔中部加入流动气流逆流动运行程中部分甲醛吸收放出量热控制定塔循环温度保证吸收效果塔出循环液泵送入塔顶塔中部前必须塔第冷器塔第二冷器冷送入形成塔循环未补吸收气体塔顶引出进入第二吸收塔底部塔顶引出尾气锅炉支真空系统
吸收水泵冷器第二吸收塔顶二塔吸收甲醛泵第二冷口头冷第吸收塔顶塔进步吸收甲醛塔底引出冷器流入甲醛贮槽
产品含甲醛367~374甲醇6左右密度11KgL
铁会促甲醛分解避免铁接触反应器设备路采铝锈钢制成
32 生产工艺影响素
影响甲醇转化甲醛反应程素：反应器结构状态催化剂性状态反应温度氧醇停留时间空间速度反应压力原料混合气纯度先分析：
321 反应器结构状态
反应器结构状态直接关系甲醇转化成甲醛反应否利进行减少防止副反应发生等问题设计反应器结构时应考虑诸否气固两相间接触横否保持良催化层状态反应物反应器中流动否死角反应气速度分布反应床层中阻力否均匀反应气体否迅速离开高温区快速冷等问题
322 催化剂性状态
催化剂化工生产中广泛活性高低直接决定着转化效果坏般催化剂性求较高催化活性良选择性较强机械强度较热稳定性具定抗毒力想效发挥催化剂性设计中必须考虑催化剂铺装方法考虑床层严密整均匀性气体均匀流催化剂床层特床层边缘热电偶插入等部位避免防止沟道旁路否部位易发生局部反应热引起床层烧结破裂
323 反应温度
反应温度高低会影响物料反应程度温度高物料会剧烈氧化生成副产品降低甲醛含量温度低甲醛氧化达生产目
吸热反应甲醇脱氢反应说升温利醇脱氢反应衡常数温度升高增发进行低温度4816℃实际生产反应温度应高温度
324 氧醇
氧醇甲醛生产中氧气甲醇摩尔值氧醇高氧气量甲醇会深度氧化降低甲醇转化率氧醇低甲醇量浪费原料
氧醇非常重参数关系甲醛生产反应程中转化率选择性安全性等问题数学表达式：
V氧气：V甲醇（021×P空气）P甲醇
式中：V氧气——三元混合气中氧气浓度
V甲醇——三元混合气中甲醇浓度
P空气——三元混合气中空气分压
P甲醇——三元混合气中甲醇分压
影响氧醇重素三：
（1）甲醇 蒸发器部空间总压力（甲醇蒸发器液层面总压力升高氧醇增）
（2）蒸发器温度（升高蒸发器温度会氧醇降低）
（3）蒸发器中甲醇浓度（甲醇浓度降低会氧醇降低）
325 水醇
增加反应器水醇利控制反应温度反应较低温度进行提高进料中氧浓度发生热改善转化率提高收率提高水醇受产品浓度塔吸收效率限制果水醇维持二塔定加水量势必造成产品浓度降保持产品浓度势必会减少二塔加水量二塔吸收效率降水醇必须控制
326 停留时间空间速度
停留时间称接触时间指原料混合气通催化床层需时间单位秒表示停留时间空间速度呈倒数关系
表示：停留时间HFV
H——催化剂填装高度：
F——反应器横断面积：
V——气流速度M3S
停留时间长原料气会剧烈氧化降低转化率：停留时间短会原料气未氧化般银法时间取002~005s空速3600~7200h时间越长副反应越强烈
327反应压力
甲醇氧化甲醇脱氢两反应反应增加体积反应降低压力反应着生产甲醛方移动减压反应利实际生产中减压增加设备投资耗带稳定素现甲醛生产已早期负压操作改常压操作
328 原料混合气纯度影响催化剂活性寿命外催化剂表面覆盖氧化铁会加快甲醇燃烧等副反应原料混合气纯度影响反应重素生产中应原料气净化
33 工艺指标
表3—1 工艺指标 计量单位：见表
指标名称
单位
指标
流量
湿空气
Kgh
3234760
配料蒸汽
Kgh
1294019
工艺补水
Kgh
530064
工艺甲醇
Kgh
1892005
甲醛成品液
Kgh
4167000
塔循环量
m3h
1351219
二塔循环量
m3h
1174973
压力(绝)
塔底
mmHg
795
塔顶
mmHg
785
二塔顶
mmHg
775
氧化器
Mpa
800
蒸汽分配缸
Mpa
028±002
汽包
Mpa
0282
蒸发室
Mpa
12月21日
温度
蒸发器
℃
4250
热器
℃
100120
氧化器触媒层
℃
610660
气体出塔
℃
≤55
吸收塔底
℃
≤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
塔
2535
二塔
2535
蒸发器
6080
汽包
45
含量
成品液甲醛
质量
372
成品液甲醇
质量
12
尾气中甲醛含量
体积
02
尾气中水含量
体积
57328
尾气中二氧化碳含量
体积
33
尾气中氧化碳含量
体积
03
尾气中氧气含量
体积
042
尾气中氢气含量
体积
15
尾气中氮气含量
体积
7484
尾气中甲烷含量
体积
02
尾气中甲醇含量
体积
00072
蒸汽配料浓度
氧醇
037042
甲醇单耗
Kg
575
工业甲醇浓度
98
湿空气含水量
19
4 年产3万吨372甲醛工艺计算
41 计算：
（1）副反应（见计算程）
（2）基准 年工作时间：1年300天计（约7200时） 年生产力：3万吨年
（3）配料浓度：575
（4）氧醇：0405计技术单耗0450
（5）尾气组成产品质量见表：
表4—1 尾气组成产品质量 尾气产品组成Wt
组分
CO2
CO
O2
H2
HCHO
CH3OH
CH4
H2O
N2
HCOOH
∑
二塔尾气
33
03
042
15
02
00072
02
57328
7484
0
100
（6）装置蒸汽压力 3925KPa(表压)
（7）空气相湿度80：中含O2：21N2：771H2O：19
（8）甲醛分子量：3003
42 物料衡算
421产品：
30000÷（300×24）4167（t）4167（kg）
中：
HCHO：4167×3721550124(kg）51619(kmol)
CH3OH：4167×1250004(kg）1561(kmol)
HCOOH：4167×0010417(kg）0009(kmol)
H2O：4167－(1550124＋50004＋0417)2549787(kg）141655(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
51619
1561
142118
0009
195307
含量kg·h－1
1550124
50004
2567289
0417
4167834
422 原料甲醇投入量：
设投入量Y尾气中含XY（4167×045032015）＋X
根氧醇空气中氧气含量：0405Y÷21n空
77n÷7581n尾
00072nX
解四元次方程：X00084 (kmol) Y58544(kmol) n空112906(kmol)
n尾116303(kmol) 4167×04501875150(kg）58544(kmol)
423 空气投入量（根氧醇求）：
0405×58544×224212529101(m3)112906(kmol)
空气相湿度80中含O2：21N2：771H2O：19
：O2：112906×2123710(kmol)758728(kg）
N2：112906×77187051(kmol)2437415(kg）
H2O：112906×192145(kmol)38614(kg）
424 尾气中组分含量计算：
112906×7717487116303(kmol)
中：
CO2：116303×333838(kmol)168872(kg）
CO：116303×030349(kmol)9772(kg）
O2：116303×0420489(kmol)15684(kg）
H2：116303×1517445(kmol)3489(kg）
HCHO：116303×020233(kmol)6997(kg）
CH3OH：116303×0007200084(kmol)0261(kg）
CH4：116303×020233(kmol)3782(kg）
H2O：116303×573286667(kmol)120013(kg）
N2：116303×748487051(kmol)2437418(kg）
数列反应式求甲醇消耗量
甲醇消耗量kmol·h－1
CH3OH＋12O2→HCHO＋H2O (1) 34212
CH3OH＋32O2→CO2＋2H2O (2) 3838
CH3OH＋O2→CO＋2H2O (3) 0394
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O (4) 0009
CH3OH＋H2→CH4＋H2O (5) 0233
CH3OH→HCHO＋H2 (6) 17678
根氧衡算（1）式列关反应式甲醛量：
［23710－(3838×32＋0394＋0489＋0009)］×234212(kmol)
（5）式（6）式甲醛量：17445＋023317678(kmol)
总甲醛量：34212＋1767851890(kmol)
尾气带走甲醛量：0233(kmol)
实际甲醛产量：51890－023351657(kmol)1551260(kg）
预计产品总量（含372甲醛水溶液）：1551260÷3724170054(kg）
预计计划生产量：(3000×1000)÷72004167(kg）
预计产品设计计划量求基致
425 核
甲醇耗量（列反应）：34212＋3838＋0394＋0009＋0233＋1767856319(kmol)
尾气带走甲醇：00084(kmol)
产品带走甲醇：1561(kmol)
总消耗甲醇量：56319＋00084＋156157888(kmol)1854165(kg）
技术单耗：1854165÷41670445(tt)
实际单耗：1854165÷4167÷980454(tt)
水量衡算（计算知）：
原料中甲醇带入水：1854165÷98－1854165378402102(kg）
空气带入水：2145(kmol)38610(kg)
产品带出水：141655(kmol)2549787(kg)
尾气带出水：6667(kmol)120013(kg)
反应生成水：
34121＋2×3838＋2×0349＋0233＋000942737(kmol)769266(kg)
配料浓度575计应加入配料水蒸气：
1854165÷575－(1854165＋38610＋37840)1294019(kmol)71890(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＋程中带入水）
(6667＋141655) －(2102＋2145＋42737＋71890)29448(kmol)530064(kg)
转化率选择性收率吸收系统计算：
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
57888(57888＋1561＋00084) ×100
9736
甲醛选择性(生成甲醛总量÷甲醇总耗量）×100
(51890÷57888）×100
9063
甲醛收率 （甲醇总转化率×甲醛选择性）100
09736×09063×100
8824
塔吸收甲醛量：51890×882445788(kmol)1375006(kg)
二塔吸收甲醛量：51890－45788－02335869(kmol)176246(kg)
该二塔循环液中机器权浓度15设未转化甲醇尾气外均二塔吸收
二塔循环液入塔量：176246÷151174973(kg)
中：甲醇量：1561(kmol)49999(kg)
水量：1174973－49999－17624652707mol)948728 (kg)
426 设备物料衡算（时计）：
（1）蒸发器物料衡算：
中进料量物料衡算中求出料H2O工业甲醇水湿空气中水相加：
37840＋3861476446kg中出料量进料量相
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
59990
1892005
原料气
172896
5126765
CH3OH
57888
1854165
CH3OH
57888
1854165
H2O
2102
37840
H2O
4247
76446
空气
112906
323476
O2
23710
758728
O2
23710
758728
N2
87051
2437418
N2
87051
2437418
H2O
2145
38614
合计
172896
5126765
172896
5126765
（2）热器物料衡算
出料中H2O量配料蒸气原料气水量相加
表4—4 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
172896
5126765
三元气
244786
6420784
CH3OH
57888
1854165
CH3OH
57888
1854165
H2O
4247
76446
H2O
76137
1370465
O2
23710
758728
O2
23710
758728
N2
87051
2437418
N2
8705
2437418
配料蒸汽
71890
1294019
合计
244786
6420784
244786
6420776
（3）氧化器物料衡算：
进料量表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＋反应生成水量
组分物料衡算中尾气相
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
244786
6420784
CH3OH
57888
1854165
CH2O
51890
15567
续表4—5
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
H2O
76137
1370465
CH3OH
15694
50268
O2
23710
758728
HCOOH
0009
0417
N2
8705
2437418
H2O
118874
2139732
CO2
3838
168872
CO
0349
9772
CH4
0233
3728
H2
17445
34890
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
合计
244786
6420776
281745
6417445
（4）吸收塔物料衡算
进料转化气量已表4—4求二塔液相组分量已物料衡算中求出料中成品量已物料衡算中求出塔顶气相组分量应进料量－应塔吸收量
表4—6 吸收塔物料衡算 计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
CH2O
51890
15567
成品
194852
4167
CH3OH
15694
50268
CH2O
51619
1550124
HCOOH
0009
0417
CH3OH
15694
50268
H2O
118874
2139732
HCOOH
0009
0417
CO2
3838
168872
H2O
141655
2549787
CO
0349
9772
塔顶气体
153865
3428344
CH4
0233
3728
CH2O
6102
18306
H2
17445
34890
CH3OH
15694
50221
O2
0489
16648
H2O
29927
538677
N2
87051
2437418
CO2
3838
168872
二塔液
60137
1174973
CO
0349
9772
CH2O
5869
176246
CH4
0233
3728
CH3OH
1561
49999
H2
17445
34890
H2O
52707
948728
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
合计
342073
7595418
349170
7595344
（5） 吸收二塔物料衡算：
进料进塔气相量表4—5中求塔顶加水量已物料衡算中求
出料尾气物料衡算中已求出二塔液相采出量表4—5中相
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
153865
3428344
尾气
116303
2783417
CH2O
6102
183243
CH2O
0233
6997
CH3OH
15694
50268
CH3OH
00084
0261
H2O
36789
662202
H2O
6667
12001
CO2
3838
168872
CO2
3838
168872
CO
0349
9772
CO
0349
9772
CH4
0233
3728
CH4
0233
3728
H2
17445
34890
H2
17445
34890
O2
0489
15648
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
N2
87051
2437418
塔顶加水
29448
530064
二塔液采出
60137
1174973
CH2O
5869
176246
CH3OH
1561
49999
H2O
52707
948728
合计
183463
3958408
176451
395839
表4—8 物料衡总
进料
出料
组分
摩尔流量
质量流量
质量含量
组分
成品
尾气
kmolh
kgh
wt
kmolh
kgh
wt
kgh
kmolh
mol
CH3OH
57888
1854165
2708
HCHO
51619
1550124
372
699
0233
020
O2
23710
758728
1082
CH3OH(HCOOH)
157
50421
12
0261
00084
00072
N2
87051
2437428
3561
H2O
141655
2549787
616
120013
6667
57328
甲醇带水
2102
37840
054
CO2
168872
3838
330
空气带水
2145
38614
102
CO
9772
0349
033
配料蒸汽
71890
1294019
1806
N2
2437153
87051
7484
工艺补水
29488
530064
687
O2
15684
0489
042
H2
3489
17445
15
CH4
3782
0233
020
计
274234
6950488
100
计
194844
4167
100
2783417
116303
100
S
6950488
S
6950417
43 热量衡算
431 物性参数计算公式
（1）物性数选择见表：
表4—9 物性数 计量单位：见表
物质
Cp[kJ(kmol·K)]
(气态)
32℃
42℃
465℃
68℃
100℃
115℃
N2
29271
29290
29312
29783
30012
30113
O2
29121
29312
29527
29704
29981
30021
H2
29914
29927
29946
29953
30101
30157
CO
29587
29639
29820
29997
30395
30165
CO2
39483
40132
41213
42430
43312
43876
H2O
33635
33681
33728
34439
35114
35213
CH4
36953
37356
38021
38986
40017
41138
CH3OH
44529
44743
44935
45023
45538
47458
CH2O
35223
35838
35985
36024
36248
36831
表物性数查阅化工工艺设计手册册P2693—P2744化学工程师技术全书册
P11841189
液态组分22℃Cp值：
甲醇Cp79237kJ(kmol·℃)水Cp75338kJ(kmol·℃)
(2) 计算公式：恒压气态物质程焓变采△HnCp△T计算恒压绝热程热Qp△H
432 设备热量衡算：
（1）蒸发器热量衡算：
已知：甲醇蒸发器化学变化取蒸发器温度：465℃甲醇进料温度：22℃蒸发器空气温度68℃蒸发器加热水进口温度：85℃出口温度：55℃
甲醇蒸发器化学变化相变热显热
原料甲醇空气带入热量见表：
表4—10 原料甲醇空气带入热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输入
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
22
79237
10091
H2O
2102
22
75338
0348
空气
N2
87051
68
29783
17630
O2
23710
68
29704
4789
H2O
2145
68
34439
0523
合计
33381
原料气带出热量见表：
表4—11 原料气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
465
44953
12100
H2O
4247
465
33728
0666
N2
87051
465
29312
11865
O2
23710
465
29527
3255
合计
27886
查化学工程师技术全书册P12001202原料相变焓：
CH3OH：3448×104kJkmol
H2O：4066×104kJkmol
原料甲醇相变热57888×3448×104＋2102×4066×104208145×104(kJ)
需补充热量：Q(208145－27886) ×104180259×104(kJ)
需加热水量：GQ[4184(85－55)]1436×104 (kg·h1)
（2）热器热量衡算：
已知：取热损失：2
甲醇空气水出蒸发器温度465℃
防止液体析出设蒸汽网配料蒸汽温度115℃
查表知Cp（水蒸气）3620kJkmol·℃
水蒸气带入热量：7189×3620×11529928×104 (kJ)
原料气带入热量：27886×104(kJ)
三元气带出热量见表：
表4—12 三元气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
115
47458
31593
H2O
76137
115
35213
30643
N2
87051
115
30113
30146
O2
23710
115
30021
8186
合计
100568
需加入热量（热损失2）：
Q△H[(100568－29928－27886)(1－2)]43627×104 (kJ)
查3925KPa（表压）水蒸气冷凝热2108kJkg
加热蒸汽量GQ2108206857(kg·h1)
（3）氧化器热量衡算：
已知：三元气带入热量：100568×104 (kJ)
副反应298K时反应热（见计算表中）
基准：1h298K气态
绝热程热损失反应热2产物离开催化剂层温度655℃
1）反应段段急冷段
反应热计算（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
KJmol
n(kmol·h1)
kJ
CH3OH＋12O2→HCHO＋H2O
－15925
34212
－544826
CH3OH＋32O2→CO2＋2H2O
－62645
3838
－240432
CH3OH＋O2→CO＋2H2O
－39345
0394
－13731
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O
－4505
0009
－0432
CH3OH＋H2→CH4＋H2O
－1157
0233
－2679
CH3OH→HCHO＋H2
8285
17678
146462
合计
－655436
反应放出总热量Q放655436×104 kg·h1
设蒸汽饱段急冷段成体系加入软水温度25℃25℃软水升温发生相变成115℃蒸汽表示：
△H1 △H2
H2O（25℃液态）→H2O（115℃液态）→H2O（115℃气态）
该程焓变△H△H1＋△H2Cp△t＋△Hv
4166×(115－25)＋2108
2482940(kJkg)
取热损失2急冷段产生水蒸气量：
Ｇ［Q放（１－２％）］／△H6554360×098÷24829402586936(kgh)
２）冷段
冷热：转换气急冷段降温100转换气非理想性设冷凝热占产品量12：
4137×12500004(kg)
中：甲醛占372
500004×372186015(kg)5807(kmol)
水占628
500004×628314025(kg)17446(kmol)
冷凝热见表
表4—14 冷凝热 计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h1
kJkmol·℃
kJ
HCHO
5807
3825×104
22212
H2O
17446
4161×104
72593
合计
94805
冷凝放出总热量94805×104kJ
转化气带出热量见表：
表4—15 转化气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH2O
51890
100
36248
18809
CH3OH
1569
100
45538
0714
HCOOH
0009
100
53163
00048
H2O
118772
100
35144
41038
CO2
3838
100
43312
1662
CO
0349
100
30395
0106
CH4
0233
100
40017
0093
H2
17445
100
30101
5302
O2
0489
100
29981
0147
N2
87051
100
30012
26134
合计
94088
氧化器剩余总热量：(100568＋655436＋94805－94088) ×104756721×104 (kJ)
设热损失2：756721×104×(1－2)741587×104 (kJ)剩余热供利部分剩余热量部分产生热水（作蒸发器加热热源）余产生3925kPa饱蒸汽
（4）吸收塔热量衡算：
已知：产品气带入热量652675×104 kJ
塔顶加水量：29448kmol
水温：22℃ Cp75338 kJkmol·℃
计算：塔顶加水带入热量Q加29448×22×753384958×104 kJ
生成产品已12氧化器冷凝段冷凝余吸收塔冷凝量：
HCHO：51897－58074609(kmol)
CH3OH：1561－00091570(kmol)
H2O：142118－17446124672(kmol)
相变焓见表：
表4—16 相变焓 计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h1
kJkmol·℃
kJ
HCHO
45812
3825×104
175231
CH3OH
1570
3448×104
5413
H2O
124672
4161×104
51876
合计
698794
成品带出热量计算：成品出料温度42℃CH2O：Cp35836 kJkmol·℃
CH3OH：Cp44743 kJkmol·℃ H2O：Cp3363 kJkmol·℃
成品带出热量：
Q42×(51619×35838＋1570×44743＋142118×3363)28180×104 (kJ)
尾气带出热量（尾气温度32）：
表4—17 尾气带出热量 计量单位：见表
物料
尾气输出
名称
n(kmol·h1)
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH2O
0233
32
35223
0263
CH3OH
00084
32
44529
00119
H2O
6667
32
33635
7176
CO2
3838
32
39483
4849
CO
0349
32
29587
0330
CH4
0233
32
36953
0276
H2
0489
32
29914
16699
O2
17445
32
29121
0447
N2
87051
32
29271
81538
合计
111589
吸收工段余热量：
（94008＋4958＋700467－28180－111589）×104756646×104 (kJ)
设冷水进口温度22℃出口温度34℃需冷凝水量：
756646×104[4184×(34－32) ×103]150702(th)
装置总热量衡表
表4—18 装置总热量衡表 计量单位：见表
项目
入方（kJh）
项目
出方（kJh）
CH3OH带入热
10091×104
废锅蒸汽吸热
756721×104
Air（干）带入热
22941×104
冷水段升温吸热
94805×104
H2O带入热
2102×104
换热器吸热
756646×104
加热热水
180259×104
尾气带走热
111589×104
配料蒸汽
29928×104
成品带走热
28180×104
加热蒸汽
43627×104
总计热损失
1712982×104
工艺补水
4958×104
计热损失
1747941×104
反应放热
655436×104
吸收塔放热
698794×104
∑
1748136×104
∑
1747941×104
5 非定型设备计算选型
51 蒸发器
511 蒸发室体积V高度H计算：
参国甲醛行业相生产力装置取蒸发器直径D2m蒸发室体积强度取10m3m3·S1取T48℃321K
蒸发室体积V二元气体流量÷蒸发室体积强度
[(57888＋4247＋87051)×224×(321273) ÷3600]10
1265 m3
蒸发室高度H4VπD2
(4×1265)(314×4)
0403m
防止气体带水实际取HD14
蒸发器实际高度H14×228m
蒸发器实际体积VπD2H4
(314×4×28)4
8792 m3
512 蒸发器换热器计算：
选传热φ25×25mm锈钢中径d1002m外径d20025m dm00225
估计传热面积A：
前面热量衡算知Q180259×104 kJ设蒸发器热水加热热水进口温度90℃出口温度60℃
△T[(90－465) －(60－465)]In[(90－465) (60－465)]
256℃
参考化工原理表4—6选总传热系数K估9346kJm3·h·℃
A估QK估△T180259×1049346×25675341m2
估计需子总长度L总 A估πd
75341(314×00225)1066397m
取列长L2500mm25m
列数n1L总L106639725427根
等边三角形排列标准排列439根（查化工设备机械基础表7—4）实际传热面积A实πndmL314×439×00225×262031m2
蒸发器尺寸：
径：D2000mm
高度：H实2800mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列数：439根
传热面积：62031m2
52 热器
521 传热面积估算：
热负荷传热：Q43627×104 kJh
传热温度（逆流）：48℃→115℃
148℃→148℃
△Tm[(148－115) －(148－48)]In[(148－115) (148－48)]
609℃
查化工原理册表4—6选总传热系数K140W m2·K
AQK△Tm43627×104(140×609)51169 m2
选φ25×25mm锈钢dm00225m
等边三角形排列查化工设备机械基础表7—5取间距a32mm
列长取L2000mm
列数nAπdmL51169314×00225×2363根
查化工设备机械基础表7—4取列数367根
522 径计算：
角线子数b查化工设备机械基础表7—4b21
Di(b＋1)a22×32704mm 取整800mm
实际传热面积AπndmL
314×367×00225×2
51857 m2
热器尺寸：
径：D800mm
高度：H实2000mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：367根
传热面积：51857 m2
53 氧化器
531 氧化器直径：
原料气标准流量计算V244786×224
5483206m3h
1523m3s
取触媒层厚度H30mm
触媒体积VrπD2H4
触媒时间行业生产验t002~003s
取t0025s
tVrV
0025sπD2H(1532×4)(314×D2
D1277m 圆整D1300mm
t实 VrV(314×132×30×103) (1532×4)0026s＜03s
532 热锅炉尺寸：
（1）估算传热面积：
进锅气体温度630℃出锅气体温度150℃
废锅废锅气包冷凝水温度140℃
逆流：630℃→150℃
140℃→140℃
△Tm[(630－140) －(150－140)]In[(630－140) (150－140)]
1149℃
热量衡算热负荷Q741587×104 kJ
传热系数国相行业生产实际情况查化工原理表4—6
取传热系数K880962 W m2·K
A QK△Tm
741587×104(880962×1149)
73263 m2
（2）计算：
估算传热面积A73263 m2
进口温度：630℃ 出口温度：150℃
t(630＋150)÷2390℃
压力 40mmHg
废锅炉选固定列式列采φ25×25mm锈钢
Dm(002＋0025)200225m225mm
需列子总长L总Aπdm
73263(314×00225)1036942m
取列长L2500mm
列数nL总L103694225415根
等边三角形排列查化工设备机械基础表7—4n439根
实际传热面积：AπndmL
314×43900225×2577538 m2
废热锅炉尺寸：
径：D1300mm
高度：H实2500mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：439根
传热面积：77538m2
533 氧化器部急冷段：
已知：产品气进口温度150℃出口温度100℃
产品气中组分流量前相
冷水蒸发器加热水循环
进口温度60℃出口温度90℃
循环水升温吸收热量180259×104 kJ
（1）急冷段换热面积
热负荷qQ放180259×104 kJ
传热温度（逆流）
冷介质：150℃→100℃
60℃→90℃
△Tm[(150－90) －(100－60)]250℃
查化工原理表4—7取热面积K65134 W m2·K
传热面积AQ放K△Tm
180259×104 65134×5055350 m2
急冷段废锅炉直接相连气体均匀分布求急冷段数径排列方式废锅炉完全相
列总长L总 Aπdm5535(314×00225) 783442m
列长度LL总n7834424391785m 圆整取2000mm
实际传热面积A实πndmL314×439×00225×262031m2
急冷段尺寸：
径：D1300mm
高度：H实2000mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：439根
传热面积：62031m2
534 废锅辅助设备—汽包
保证废锅炉完全运行需保证汽包储水量供锅炉1时蒸气量Q放741587×104 kJ查22℃时水焓I8745kJkg3925kPa饱蒸气焓27421 kJkg
：储水量产气量Q放（蒸气焓－水焓）Q放（27421－8745）265465kgh
取填充第数（40－50）取45汽包总容积VV10456208m3
设封头标准椭圆形封头直边高度H25mm设汽包直径D2ma1mb05m
V封π24D3V圆柱πD2（L1＋0025）4
V2 V封＋ V圆柱6208194m
总长：L L1＋2×0025＋05×23m3000mm
汽包尺寸：直径D2m 总长L3000mm
54 吸收塔
已知：进塔气量：G入281745kmolh6425002kgh
进塔温度：100℃
塔底压力：795mmHg
出塔气量：G出195585 kmolh 4167kgh
出塔温度：42℃
塔顶压力：785 mmHg
物性数计算：
541气体重度r气
塔底（进料）：
V气[281745×224×(273＋100)](273×760)795
9022859m2h2506m2s
r气G入 V气642500290228590712Kgm3
塔顶（出料）
V气1[195585×224×(273＋42)] (273×760)785
5221407 m2h 1450m2s
r气1G出 V气1416752214070798 Kgm3
542液相重度：
r液[1119＋0003(F－45) －00027M][1000＋055(55－T)]
中：F——CH2O质量浓度()
M——CH3OH质量浓度()
T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体成品液：CH2O质量浓度()F372
CH3OH质量浓度()M12
温度（℃）T53℃
r液[1119＋0003(372－45) －00027×12][1000＋055(55－53)]
1094463 Kgm3
塔顶重度：
塔顶液二塔液：CH2O质量浓度()F15
CH3OH质量浓度()M4257
温度（℃）T30℃
r液[1119＋0003(15－45) －00027×4257][1000＋055(55－30)]
1031497 Kgm3
塔回流液重度塔顶重度
吸收塔均液相重度：[(10944632＋10314972×2)3]121052904Kgm3
543 液相粘度（单位MpaCp）
u128＋0039F＋005M－0024T
中：FMT前相
公式机化工原料全第卷P207
塔底粘度u底128＋0039×372＋005×12－0024×531519Cp
塔顶粘度u顶128＋0039×15＋005×14257－0024×301358Cp
544 填料
填料选公称直径50瓷质鞍环规格：
表5—1 鞍环规格 计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料子
表面积
空隙率
堆积密度
75×45×50mm
125m1
103m2m3
0782m2m3
538kgm3
化工工艺设计手册第册P242表3—57
545 喷淋密度：
U适宜b×σ 公式机化学工程P215
水吸收b取0093σ表面积
U适宜0093×1039583m3m2·h
充分湿润填料取U15 m3m2·h
546 液相流量：
L314D2r液4查阅行相关数设塔塔径1200mm
L顶0785×122×1031497×1517489555kgh
L底17489555＋760197525091529 kgh
L回L顶－L二补17489555－117497316314582 kgh
V回16314582103149715816m3h
物性数表：
表5—2 物性数 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
Kgm3
0712
0798
液相重度
Kgm3
1094463
1031497
液相粘度
Cp
1519
1358
液相流量
kgh
25091529
17489555
气相质量流量
kgh
6425002
4167
气相体积流量
m3h
9023879
5221805
气相体积流量
m3s
2507
1451
547 泛点气速计算：
log10[(ufg)( σε3)(rgr1)ul02]A－175(LG)14(rgr1)18
中uf——泛点气速ms
g——重力加速度ms2
σε3——干填料子m1
rgr1——气相液相重度Kgm3
ul——液相粘度Cp
LG——液相气相流量kgh
A——常数取0176
ε——填料空系数m3m3
公式常化工单元设备设计李功样等编P109
塔底段：
表5—3 塔底数 计量单位：见表
Σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0712
1094463
1519
25091529
6425002
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(07121094463)151902]0176－175(250915296425002)14(07121094463)18
>uf底3069ms
塔顶段：
表5—4 塔顶参数 计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0798
1031497
1358
17489555
4167
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(07981031497)135802]0176－175(174895554167)14(07981031497)18
>uf底 2805ms
548 塔径空塔气速计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速55
塔底空塔气速：u底 055×31321723ms
塔顶空塔气速：u顶055×28051543 ms
塔径：根Vsπ4D2 u底计算塔径
u底1723ms体积流量Vs2507m3s
25070785 D2×1723>D底1361m
理计算：D顶 1093m
取值圆整塔径D1400mm
实际塔底空塔气速：u实底Vs÷(π4D2) 2507÷(0785×142)1629ms
实际塔顶空塔气速：u实顶 Vs÷(π4D2)1451÷(0785×142) 0943 ms
549 高度：
计算根国行业标准生产验般填料超10m取填料高度7m需填料重量：GπD2 Hr填4314×142×7×53845794368kg
5410 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
98575
122
25091529
0712
1519
1094463
1723
6425002
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φr水rL9867510944630901
u顶2φφrguL02rLg17232×122×0901×0712×1519021094463×98100235
(LG)(rgrL)05(250915296425002)(07121094463)050099
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P17 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
99435
124
17489555
0798
1359
1031497
1543
4167
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φ r水rL9943510314970964
u顶2φφrguL02rLg15432×124×0964×0798×1359021031497×98100239
(LG)(rgrL)05(174895554167)(07981031497)050116
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P18 毫米水柱米填料
55 吸收二塔
已知：进塔气量：G入153865kmolh3565991kgh
进塔温度：42℃
塔底压力：785mmHg
出塔气量：G出116313 kmolh 2797549kgh
出塔温度：32℃
塔顶压力：775 mmHg
物性数计算：
551气体重度：
塔底（进塔）：
V气[153865×224×(273＋42)](273×760)785
4107635m2h1141m2s
r气G入 V气356599141076350868Kgm3
塔顶（出塔）
V气1[116313×224×(273＋32)] (273×760)775
2968258 m2h 0825m2s
r气1G出 V气1279754929682580942 Kgm3
552液相重度：
r液[1119＋0003(F－45) －00027M][1000＋055(55－T)]
中：F——CH2O质量浓度()
M——CH3OH质量浓度()
T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体成品液：CH2O质量浓度()F15
CH3OH质量浓度()M4257
温度（℃）T30℃
r液[1119＋0003(15－45) －00027×4257][1000＋055(55－30)]
1031497 Kgm3
塔顶重度：
塔顶液工艺补水查30℃时水密度r水99435 Kgm3
553 液相粘度（单位MpaCp）：
u128＋0039F＋005M－0024T
中：FMT前相
公式机化工原料全第卷P207
塔底粘度u底128＋0039×15＋005×4257－0024×300806Cp
塔顶粘度查化工原理第二版P30230℃时水粘度u顶08007 Cp
554 填料
填料选公称直径50瓷质鞍环规格：
表5—7 鞍环规格 计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料子
表面积
空隙率
堆积密度
75×45×50mm
125m1
103m2m3
0782m2m3
538kgm3
化工工艺设计手册第册P242表3—57
555 喷淋密度：
U适宜b×σ 公式机化学工程P215
水吸收b取0093σ表面积
U适宜0093×1039583m3m2·h
充分湿润填料取U15 m3m2·h
556 液相流量：
L314D2r液4查阅行相关数设塔塔径1000mm
L顶0785×12×1031497×1512145877kgh
L底12145877＋772465719870543 kgh
L回L顶－L二补12145877－117497310970904 kgh
V回10970904103149710635m3h
物性数表：
表5—8 物性数 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
Kgm3
0868
0942
液相重度
Kgm3
1031497
99435
液相粘度
Cp
0806
08007
液相流量
kgh
12145877
10970904
气相质量流量
kgh
3565991
2797549
气相体积流量
m3h
4108285
2969797
气相体积流量
m3s
1141
0825
557 泛点气速计算：
log10[(ufg)( σε3)(rgr1)ul02]A－175(LG)14(rgr1)18
中uf——泛点气速ms
g——重力加速度ms2
σε3——干填料子m1
rgr1——气相液相重度Kgm3
ul——液相粘度Cp
LG——液相气相流量kgh
A——常数取0176
ε——填料空系数m3m3
公式常化工单元设备设计李功样等编P109
塔底段：
表5—9 塔底数 计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0868
1031497
0806
12145877
3595991
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(08681031497)080802]0176－175(121458773595991)14(08681031497)18
>uf底 3049ms
塔顶段：塔顶工艺补水需计算泛点气速
558 塔径空塔气速计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速55
塔底空塔气速：u底 055×30491677ms
塔径：根Vsπ4D2 u底计算塔径
u底1677ms体积流量Vs1141m3s
11410785 D2×1677>D底0867m
取值圆整塔径D900mm
实际塔底空塔气速：u实底Vs÷(π4D2) 1141÷(0785×092)1794ms
559 高度：
计算根国行业标准生产验取填料高度4m需填料重量：
GπD2 Hr填4314×092×4×53841368349kg
5510 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
98675
122
12145877
0868
0806
1031497
1677
3595991
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φr水rL9867510314970957
u顶2φφrguL02rLg16772×122×0957×0868×0808021031497×98100269
(LG)(rgrL)05(121458773595991)(08681031497)050098
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P19 毫米水柱米填料
塔顶段工艺补水需计算
取填料层阻力：20毫米水柱米填料
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P19 毫米水柱米填料
56 非定型设备览表
表5—11 非定型设备 计量单位：见表
序号
设备名称
数量
尺寸
材料
备注
1
蒸发器
1台
D2000H2800mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2800mm439根
2
热器
1台
D800H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2000mm367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φ25×25×2500mm439根
5
氧化器急冷段
1台
D1300H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2000mm439根
6
吸收塔
1台
D2000mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度5mmDg瓷质鞍矩
7
吸收二塔
1台
D900mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度4mmDg瓷质鞍矩
8
汽包
1台
D2000mm
As
——
57 定型设备选型
整套流程定型设备进行初步选型：
571 料泵（两台）：
原料流量：18751502kgh937575kgh1185m3h选型号：25F—16
572 鼓风机（两台）：
空气流量：2529101 m3h选型号：24Sh—28
573 炉水泵（两台）：GDL型
574 塔循环泵（两台）：
流量：15816 m3h1581627908 m3h 选型号：50F—25
575 塔循环泵（两台）：
流量：10635m3h10635253175 m3h 选型号：40F—16
576 品泵（两台）：
流量：25091529（2×1094463）11463 m3h 选型号：50F—103B
定型设备览表：
表5—12 定型设备览表 计量单位：见表
泵名
型号
台数
甲醇料泵
25F—16
两台
罗茨鼓风泵
24Sh—28
两台
锅炉水泵
GDL
两台
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 工艺道计算选型
61 工艺道计算选型
611 空气吸入（空气滤器→风机口）：
标准空气流量2529101 m3h
换算成实际状态气流量Qa
取罗茨鼓风机出口温度70℃压力123kgfcm2(绝)
：Qa2529101×(273＋70)273×1232583405 m3h
外计入10气散量：
QbQa×(1＋10)
2583405×11
2841746 m3h0789 m3s
取空气吸入道流速u16ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×160789>D0250m250mm
化工设备机械基础第五版P306选φ273×8mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)07890785×0257215217ms<16ms
612 空气压出（风机口→蒸发器）：
风量0789 m3s
取u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×110789>D0302m302mm
化工设备机械基础第五版P306选φ325×80mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)07890785×0309210527ms<16ms
613 二元气体（蒸发器→热器）：
二元气风量：172896kmolh
温度465℃压力123kgfcm2(绝)
：Vs172896×(273＋465)(273×123) ×22436001024 m3s
取道气体流速u15 ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×151024>D0295m295mm
化工设备机械基础第五版P306选φ325×110mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)10240785×0303214208ms<15ms
614三元气体（热器→氧化器）：
三元气体流量244768 kmolh
温度115℃压力123kgfcm2(绝)
：Vs244768×(273＋115)(273×123) ×22436001759 m3s
取道气体流速u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×131759 >D0415m415mm
化工原理第二版P323选φ450×120mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 1759 0785×0426212347ms<13ms
615 产品气（氧化器→塔底）：
产品气体流量281745 kmolh
温度100℃压力795mmHg(绝)
：Vs281745×(273＋100) 273×760795×22436002506 m3s
取道气体流速u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×13 2506>D0496m496mm
化工原理第二版P323选φ530×130mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 25060785×0504212567ms<13ms
616 塔顶出气（塔底→二塔底）：
出塔气体流量153865 kmolh
温度42℃压力785mmHg(绝)
：Vs153865×(273＋42) 273×760785×22436001141m3s
取道气体流速u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12 1141>D0348m348mm
化工原理第二版P323选φ377×120mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 11410785×0353211665ms<13ms
617 尾气（二塔顶→尾气处理车间）：
尾气流量116313 kmolh
温度32℃压力775mmHg(绝)
：Vs116313×(273＋32) 273×760775×22436000825m3s
取u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12 0825>D0296m296mm
化工原理第二版P323选φ325×120mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0825 0785×0301211599ms<12ms
618 配料蒸汽（蒸汽分配缸→热器前）：
配料蒸汽量：1294091kgh
温度115℃
查115℃蒸汽密度：0953kgm3
体积流量Vs129409109531357913 m3h0377 m3s
取u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×13 0377>D0192m192mm
化工原理第二版P323选φ219×100mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 03770785×0199212127ms<13ms
619 甲醇（原料泵→蒸发器）：
甲醇流量：1875154kgh
密度：791kgm3
体积流量Vs18751547912371m3h658×104m3s
取道流速u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×11 658×104>D00276m276mm
化工原理第二版P323选φ32×40mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 658×1040785×002821069ms<11ms
6110 甲醛（塔循环→成品槽）：
甲醛流量：4167kgh
密度：1081kgm3
体积流量Vs416710813855m3h107×104m3s
取道流速u07ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×07 107×104>D0046m46mm
化工原理第二版P323选φ50×25mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 107×1040785×004520673ms<07ms
6111 工艺道（软水→二塔顶）：
工艺道流量：530064kgh
温度：160℃
成品密度：99695kgm3
体积流量Vs530064996950532m3h1477×104m3s
取道流速u09ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×09 1477×104>D00145m145mm
化工原理第二版P323选DN15mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 1477×1040785×001520836ms<09ms
6112 塔循环（塔底→塔顶）：
循环体积流量Vs15816 m3h000439m3s
取道流速u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12000439 >D00683m683mm
化工原理第二版P323选φ76×35mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0004390785×00692117 ms<12ms
6113 二塔循环（二塔底→二塔顶）：
循环体积流量Vs10635 m3h000295m3s
取道流速u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×11 000295>D00604m604mm
化工原理第二版P323选φ635×30mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0002950785×005721057 ms<11m
62 工艺道汇总表
表6—1 工艺道汇总 计量单位：见表
道名称
道规格
道材质
道走
道实际流速
空气吸入
φ273×80mm
1Cr18Ni9Ti
空气滤器→风机口
15217
1Cr18Ni9Ti
风机口→蒸发器
10527
空气压出
φ325×80mm
1Cr18Ni9Ti
蒸发器→热器
14288
二元气体
φ325×110mm
1Cr18Ni9Ti
热器→氧化器
12347
三元气体
φ450×120mm
1Cr18Ni9Ti
氧化器→塔底
12567
产品气
φ530×130mm
1Cr18Ni9Ti
塔底→二塔底
11665
塔顶出气
φ377×120mm
1Cr18Ni9Ti
二塔顶→尾气处理车间
11589
尾气
φ325×120mm
1Cr18Ni9Ti
蒸汽分配缸→热器前
12127
配料蒸汽
φ219×100mm
1Cr18Ni9Ti
原料泵→蒸发器
1069
甲醇
φ32×40mm
1Cr18Ni9Ti
塔循环→成品槽
0673
甲醛
φ50×25mm
软水→二塔顶
0836
工艺道
DN15mm
1Cr18Ni9Ti
塔底→塔顶
1171
塔循环
φ76×35mm
1Cr18Ni9Ti
二塔底→二塔顶
1057
二塔循环
φ635×30mm
7 安全三废处理
71工艺物料特性防护措施
甲醛易燃易爆液体沸点6445℃燃点400℃空气中爆炸范围6~365毒车间空气中允许浓度50mgm3设计中应考虑放火防爆毒等
（1）建筑物耐火等级级
（2）应甲醛甲醛泵安装通风良场
（3）厂房层均应布放毒工具箱定数量防毒面具
（4）厂房层均应布必消防器材
（5）装置电气设备属Ⅱ级防爆
（6）设备导容器安装接设备采环行接网
（7）槽应静电措施包括良接导流
（8）车间应利消防车环行通道
（9）开四点火时氧醇保持024~026必须爆炸范围外点火
（10）设备道应规定进行试压试漏
甲醛毒吸入蒸汽会引起眼部灼痛咽痛头痛恶心呕吐等会造成鼻
炎支气结膜炎肺气肿甲醛直接接触会造成皮肤灼伤
品色橡胶涂沥青防锈漆铁桶盛装第桶净重200kg槽四装运应贮存通风干燥处远离火种热源碱类氰化物运存贮久贮温度2125℃宜
72 三废处理
甲醛工业生产中生产污染环境污染源废气废水噪声
甲醛生产中工业三废治理方法：
721 废气处理
甲醛生产中产生废气采燃烧法甲醛尾气燃烧消尾气气污染产生蒸汽蒸汽供甲醛装置供外界达节约源化害利目甲醛槽中蒸汽控制采冷凝法冷水喷洒甲醛贮槽贮槽温度降外甲醛贮槽顶部加呼吸阀减少甲醛蒸发量
甲醛生产车间生活区气中害物质高允许浓度见表7—1
722 废水处理
甲醛行业中工业废水处理：
（1）生产中量减少跑滴漏甲醛循环泵容量漏甲醛循环液般采冷式机械密封泵减少泄露车间废水般处理滤池进行处理余料液集中送入吸收塔作吸收液
（2）甲醛生产中形成中控分析残液集中起处理余样液集中送入吸收塔作吸收液
（3）设备清洗应首先水进行循环清洗洗液作甲醛吸收液作吸收液废液送入污水处理站处理免直接排污造成污染
（4）甲醛蒸发器底部残液放出集中进行蒸馏回收甲醛种回收甲醛作配料甲醛阻聚剂溶剂果残液数量少进行燃烧处理消环境污染
（5）般设备出垢产生残液先碱中然排入污水池进行处理
表7—1 害物质浓度 计量单位：见表
物料名称
车间
居住区
次
日均
甲醇
50
30
10
甲醛
3
005
——
乙醛
——
001
——
氧化碳
30
30
10
氨
30
02
——
二氧化碳
5
015
——
飘尘
10
05
015
723噪声防治
甲醛生产系统说噪声源罗茨鼓风机发出声响达100分贝减少罗茨鼓风机噪声般采方法包括单独设立隔音房间鼓风机墙壁加吸音器材隔疸门窗鼓风机进出口道加消音器选低速转风机工厂风转速1450转分改570转分措施减少罗茨 鼓风机发出噪声起降低环境噪声污染保护环境卫生目
8 技术济初步评估甲醛市场
81 产品甲醛原料市场分析
811 甲醛原料市场价格分析
甲醛属众化工产品途广泛生产工艺简单原料供充足全国范围言目前供求状态装置甲醛原料供应足甲醛游产品需求旺开工率高
2004年季度甲醇甲醛价格趋势稳进入二季度价格升甲醇变化波动范围1260~1800元吨甲醛价格活动2320~2800元吨间进口价2800~3000元吨甲醛2001年1200~1350元吨2002年1200~1600元吨2004年季度相甲醛国趋势稳健价格升幅度
812 甲醛市场供求分析
甲醛产品运输成高生产销售受域限制决定甲醛市场封闭性独立性甲醛外击幅降时甲醛保持基稳趋势甲醛销售较畅通利润高甲醇时减甲醇销售压力国甲醇生产厂家采流分流措施相继加甲醛产量市场甲醛资源问题增加需求相缩供求关系失衡
甲醛作化学溶剂广泛塑料板化学纤维涂料粘合剂中胶粘剂甲醛应领域消耗甲醛占总量30年房产迅猛发展带动涂料生产增长资料显示甲醛胶粘剂涂料中消耗量已超50甲醛气体刺激性致癌性加目前国含甲醛胶粘剂甲醛释放量均超国际标准着类环保意识加强含甲醛产品开始受限制淘汰尤2003年建设部发布27号公告限制淘汰批符合环保求涂料甲醛应领域缩市场消耗量逐渐降供求关系更加失衡
2001年作甲醛原料甲醇价格路跌甲醛成降低时化工产品价格整体降素加甲醛市场供求现象甲醛价格必然回
813 甲醛市场未分析
初步预计2010年世界甲醛消费约2850万吨2015年世界甲醛消费约3220万吨左右2003年国甲醛生产企业120家总生产力已超600万吨年中1万吨生产厂80家2万吨生产厂47家5万吨17家10万吨3家2003年甲醛产量309万吨年表现消费量309万吨批型甲醛装置投产甲醛游产品脲醛树脂酚醛树脂乌洛托品颗粒尿素乙炔化学品等需求增加造成总体国甲醛消费市场具乐观发展前景〉十年间生产消费保持较快增长速度初步预计2010年国甲醛需求量达590万吨年2015年国甲醛消费需求量达780万吨年左右
82 济效益初步梳算
821 投资估算
装置年产3万吨甲醛装置参湘潭合成化工厂生产规模估计投资450万元左右流动资金250万元投资估算：
（1）建设安装 200万元
（2）土建 60万元
（3）电器安装 40万元
（4）仪表安装 100万元
（5）防腐保温 20万元
（6）（包括设计试车遇见费等） 30万元
822 生产成销售收益估算
生产成估算价格2003年市场价格确定国行业领先济技术指标
车间费采湘潭合成厂2003年度甲醛车间实际数设备折旧率10（快速折算法）具体
表8—1 车间费 计量单位：见表
名称
单耗
单位单位（元吨）
单价
单位成（元吨）
备注
甲醇
0450
tt
1800
810
（1)年折旧率总投资10包括设备折旧
电解银
0002
kgt
800
106
水
15
Tt
1
15
电
228
度t
09
2052
工资福利
463
元t
463
设备折旧
20
元t
20
（2）车间成包括设备折旧
车间费
15
车间成
85325
企业理
50
工厂成
90325
823 销售收益估算
生产成80计算
（1）总产值：3×1700×084080万元
（2）总销售收入：3×1600×083840万元
（3）总税金：3×1600×08×01384万元
（4）总成：3×90325×0821678万元
（5）总利润：3840―21678―38412882万元
（6）总利税：12882＋38416722万元
（7）单位利润：12882÷34294万元
824 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12882万元税金384万元年
（1）单位生产投资值：1134÷3387
（2）单位投资值产值：4080÷11343599万元吨
（3）投资利税：12882÷1134×100113597
（4）投资利益率：[(12882＋50) ÷1134] ×100118007
（5）投资回收期：1÷1180070847年（开车日起）
（6）产值利税率：16722÷4080×1004099
说明：计算未计入贷款利息设备折旧作企业收益计济估算万吨年计成估算未计入尾气效益数出设计济效益较资金回收期短产值利润高目前市场现状现甲醛供需求甲醛生产定影响甲醛销售受市场影响进影响资金回收投资时应充分考虑清市场行情理性投资
结束语
三月毕业设计学四年学知识进行次综合性检查三月期间查阅量资料获取优秀毕业设计目标严格求根设计务书毕业设计纲求罗老师悉心指导组学密切配合帮助终成功完成次毕业设计
次毕业设计学知识详细解甲醛工业发展甲醛相关工业生产作熟悉甲醛生产中较常见两种工艺流程掌握甲醇氧化法生产甲醛工艺流程工艺求初步掌握化工工艺设计基步骤基方法时三废处理济评估更深解然设计中遇少麻烦罗道成老师悉心指导心查阅量资料终破解培养事实求严谨科学工作态度相信参加工作会带帮助
整设计完成际非常感谢设计程中直指导罗道成老师帮助学表示衷感谢
设计：
参考文献
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[8] 寿林刘生鹏：甲醇氧化生产甲醛装置工艺查定分析（Ⅱ）[J]湖北化工200218（1）：35—38
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专业：化学工程工艺
摘：设计年产3万吨372甲醛水溶液生产工艺初步设计设计采银催化法工艺根设计求工艺流程进行选择证整装置进行物料量衡算设备道进行设计选型时装置安全生产三废治理作相关讨进行济初步核算
设计配设计说明书附图4张说明书包括1：总2：工艺流程选择证3：年产3万吨372甲醛水溶液工艺计算4：非标准设备计算定性设备选型5：工艺道计算6：安全三废治理7：技术济初步核算图纸包括：1 带控制点工艺道工艺流程图2 氧化器装配图3 装置面图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 year
AbstractThe design is primary for the manufacturing process of formaldehyde 30000 tons per yearand adopts Ag as catalyst According to the designthe craft production way of formaldehyde was selected and the technology was investigedThe main equipments and pipes were designed or selectedAt the sane timesafely producing and dealing withthree waste were argued and technology economic was originally estimated
The design consists of an instruction book and a series of diagram
The instruction book includes1Introduction2Choice and demonstration of the technological process330000 tons per year 372 formaldehyde crafts for production were designde4It is not a selecting type of the equipment of calculation and finalizing the design of the standard device5Thecraft pipeline calculating6Security and abatement ofthree waste7Economic initial estimate of technoligy
The diagram include1The pipeline of the device and process flow sheet with controlled piot2Assemblage chart of the oxidator3Plane figure of the device4The blueprints of factory
Key wordsformaldehydeMethanolOxidationTechnologyElectrolysis Silver
目录
前言 1
1 绪 1
11 国甲醛工业发展程 1
111 起步阶段 1
112 发展阶段 1
113 快速增长阶段 1
12 国甲醛工业现状 2
121 生产工艺 2
122 生产力产量 2
123 技术指标 2
1 3 影响国甲醛价格素 3
131 生产成 3
132 游需求状况 4
133 区差异 4
14 产品说明 4
141 产品名称 4
142 产品性质 4
15 产品途 6
16 原材料说明 6
17 甲醛工业发展趋势 6
171 改进催化剂性 6
172 高浓度甲醛工艺发展趋势 6
173 设备集约化 7
174 规模型化 7
175 产品简介 7
18 甲醛技术指标 7
2 合成方法生产技术较 8
21 甲醛合成方法 8
21 1 银催化剂法 8
21 2 铁钼催化剂法 8
21 3 甲缩醛氧化法 8
21 4 二甲醚氧化法 8
21 5 低碳烷烃直接氧化法 8
22 生产工艺较 8
22 1 工艺技术较 8
222 银催化剂法铁钼催化剂法特点较 9
23 国外甲醛装置耗较 10
3 工艺流程介绍 10
31 流程说明 10
32 生产工艺影响素 11
321 反应器结构状态 11
322 催化剂性状态 11
323 反应温度 12
324 氧醇 12
325 水醇 12
326 停留时间空间速度 12
327反应压力 13
328 原料混合气纯度 13
33 工艺指标 13
4 年产3万吨372甲醛工艺计算 14
41 计算 15
42 物料衡算 15
421产品： 15
422 原料甲醇投入量 15
423 空气投入量（根氧醇求） 15
424 尾气中组分含量计算 16
425 核 16
426 设备物料衡算（时计） 17
43 热量衡算 22
431 物性参数计算公式 22
432 设备热量衡算 22
5 非定型设备计算选型 27
51 蒸发器 27
511 蒸发室体积V高度H计算 27
512 蒸发器换热器计算 27
52 热器 28
521 传热面积估算 28
522 径计算 28
53 氧化器 29
531 氧化器直径 29
532 热锅炉尺寸 29
533 氧化器部急冷段 30
534 废锅辅助设备—汽包 31
54 吸收塔 31
541气体重度r气 31
542液相重度 32
543 液相粘度（单位MpaCp） 32
544 填料 32
545 喷淋密度 33
546 液相流量 33
547 泛点气速计算 33
548 塔径空塔气速计算 34
549 高度 34
5410 填料层阻力计算 34
55 吸收二塔 35
551气体重度 35
552液相重度 36
553 液相粘度（单位MpaCp） 36
554 填料 36
555 喷淋密度 36
556 液相流量 36
557 泛点气速计算 37
558 塔径空塔气速计算 38
559 高度 38
5510 填料层阻力计算 38
56 非定型设备览表 38
57 定型设备选型 39
571 料泵（两台） 39
572 鼓风机（两台） 39
573 炉水泵（两台） 39
574 塔循环泵（两台） 39
575 塔循环泵（两台） 39
576 品泵（两台） 39
6 工艺道计算选型 40
61 工艺道计算选型 40
611 空气吸入（空气滤器→风机口） 40
612 空气压出（风机口→蒸发器） 40
613 二元气体（蒸发器→热器） 40
614三元气体（热器→氧化器） 40
615 产品气（氧化器→塔底） 41
616 塔顶出气（塔底→二塔底） 41
617 尾气（二塔顶→尾气处理车间） 41
618 配料蒸汽（蒸汽分配缸→热器前） 41
619 甲醇（原料泵→蒸发器） 42
6110 甲醛（塔循环→成品槽） 42
6111 工艺道（软水→二塔顶） 42
6112 塔循环（塔底→塔顶） 43
6113 二塔循环（二塔底→二塔顶） 43
62 工艺道汇总表 43
7 安全三废处理 43
71工艺物料特性防护措施 44
72 三废处理 44
721 废气处理 44
722 废水处理 44
723噪声防治 45
8 技术济初步评估甲醛市场 45
81 产品甲醛原料市场分析 45
811 甲醛原料市场价格分析 45
812 甲醛市场供求分析 45
813 甲醛市场未分析 46
82 济效益初步梳算 46
821 投资估算 46
822 生产成销售收益估算 46
823 销售收益估算 47
824 济效率评估 47
结束语 49
参考文献 50
前言
甲醛重机化工基础原料甲醇重衍生物产品甲醛途十分广泛生产脲醛酚醛聚甲醛三聚氰胺等生产医药产品农药染料消毒剂杀菌剂防腐剂等目前甲酴生产均采甲醇原料银催化剂空气氧化浓度37左右余水含甲醛40甲醛80水溶液做福尔马林
常杀菌剂防腐剂
甲醛脂肪族中简单醛化学性质十分活泼甲醛早俄国化学家AMButlerov1895年通亚甲基二乙酯水解制1868年AMHoffmann铂催化剂空气氧化甲醇合成甲醛确定化学特性1886年Loews铜催化剂1910年Blank银催化剂甲醛实现工业化生产1910年酚醛树脂开发成功甲醛工业迅猛发展
着甲醛工业生产断扩甲醛产品深入研究生产工艺日渐完善甲醛生产设备求断提高工业甲醛生产典型机合成工艺国已五十年历史国甲醛生产技术装置技术催化剂改进余热利方面已长足进步技术济指标已国际类生产工艺先进水
国甲醛生产现状结合毕业实相关容设计采银催化剂氧化生产甲醛生产工艺流程整设计程中设计务书求年产3万吨甲醛装置进行完整物料衡算热量衡算工艺程中设备进行较详细工艺计算时装置技术济状况进行初步估计
力限加时间较仓促整设计中难免错误足处敬请老师行批评指正
1 绪
11 国甲醛工业发展程
国甲醛工业发展致分三阶段
111 起步阶段
20世纪5060年代浮石银作催化剂银法生产甲醛国甲醛工业起步阶段 国第套甲醛生产装置1956年9月前苏联专家设计指导海溶剂厂兴建设计力仅03万吨年采浮石银作催化剂1957年1959年吉林化肥厂等三家企业相继建立甲醛生产装置海溶液剂厂03万吨年装置扩1万吨年50年代末国工业甲醛生产量然足4万吨（37CH2O）产品生产乌洛托品等
1965年1969年合成纤维木材加工工业发展甲醛需求量增加北京维尼纶厂苏州助剂厂等批采浮石银作催化剂甲醛生产装置先投产60年代末生产厂达10家总生产力扩10万吨年60年代期开发聚甲醛树脂等浓甲醛需行开发铁钼氧化物催化剂吉林石井沟联合化工厂安阳塑料厂先采铁钼氧化物 催化剂生产甲醛催化剂性佳工艺落安全性差等原未长期生产
112 发展阶段
世界7080年代电解银催化剂体银法生产甲醛国甲醛工业日趋成熟发展阶段
20世纪70年代国甲醛工业产生产技术设备节动控制等方面较改进提高着反应热尾气燃烧热利甲醛生产装置原耗汽型变成耗汽型外供蒸汽型装置70年代末国甲醛工业产量接40万吨年
20世纪80年代木材加工业甲醛游产品发展需国甲醛工业较发展80年代末生产甲醛厂家达51家总生产力超80万吨年
113 快速增长阶段
20世纪90年代银法生产甲醛铁钼法生产甲醛时发展国甲醛工业快速增长阶段20世纪90年代特90年代中期国济快速发展木材加工业建材业塑料工业社会需求量幅度增加氮肥厂转产等素国甲醛工业进入快速增长时期1990年1999年10年中总生产力翻3倍阶段国家企业国外引进铁钼氧化物作催化剂铁钼催化法甲醛生产装置逐渐国铁钼催化法甲醛装置达国际类装置先进水时国银催化法甲醛装置快速发展反应器等关键设备断改进银催化剂制备应新提高原料甲醇单耗进步降生产控制技术长足进步原料甲醛单耗进步降装置规模趋型化国世界第二年产16万吨年单套甲醛装置2000河北凯跃化工集团限公司建成投产
进入21世纪国甲醛工业保持持续发展势头2002年总生产力已超700万吨迄总生产力已超840万吨年（37HCHO计）
12 国甲醛工业现状
121 生产工艺
甲醇原料生产甲醛工艺催化剂分银法铁钼法两种生产工艺银法甲醛生产工艺中生产37甲醛传统银法生产浓甲醛废气循环法尾气循环法征控制技术核心型甲醛生产新工艺等甲醇水空气组成原料混合气配制工艺中浓甲醇蒸发配制水蒸汽甲醇水配制蒸发两种工艺吸收部分单塔吸收双塔吸收塔吸收流吸收等种流程外装置余热利种形式工艺流程装置量充分合理利
122 生产力产量
国工业甲醛生产力十年增长完全统计国现甲醛生产装置约380套装置总力超720万吨已居世界首位目前国银法装置生产力占绝部分铁钼法装置仅10套合计生产力仅占国生产力5左右总体国工业甲醛单套装置力较偏均仅2万吨套05万吨套中铁钼法中8万吨套15万吨套银法中16万吨05万吨套国甲醛工业总体发展较快游衍生产品发展市场容量扩相较慢致总体开工率高现已早期80左右降50左右装置常年处停工状态表1—1中出国甲醛生产厂家现集中山东广东河北江苏等区中华北区（包括山东河北天津北京山西五省市）生产力约占全国总生产力13西北区生产力全国1目前山东省全国甲醛生产区生产力约117万吨年次河北区（包括天津市北京市）生产力约895万吨年江苏省排名第三生产力约88万吨年第四位广东省生产力约86万吨年
123 技术指标
（1）产品规格
年国生产工业甲醛单37（wt）浓度水溶液中存浓度低运输费高影响某游产品加工性废水处理等问题年着甲醛游产品发展铁钼法生产甲醛技术引进甲醛产品规格品种已开始种化工方发展现根需生产37（wt）浓度外3755（wt）浓度种甲醛产品供应市场
（2）产品质量
历史原目前国工业甲醛执行产品标准37（wt）浓度产品国工业甲醛（37）质量部分达优极品标准根户身求严格控制酸度甲醇含量等标准企业间存定差异少数企业优极品率低质量波
动较
表11 国甲醛生产厂家现集中 单位：万吨
区名
企业数
生产力
产量
(2003年)
2001
2002
2003
全国
276
7225
2876
4266
30897
山东
49
117
627
81
3949
吉林
10
205
78
101
609
黑龙江
10
185
5
7
254
辽宁
22
21
76
88
362
蒙古
5
05
05
11
058
河南
26
36
88
105
375
河北
34
725
324
303
2114
北京
1
5
36
14
0
天津
4
12
32
3
277
山西
4
17
18
5
082
陕西
2
4
14
14
246
新疆
1
1
03
06
054
江苏
19
88
318
33
4655
浙江
10
33
18
245
2744
安徽
8
30
11
124
1352
海
5
335
235
225
1529
重庆
2
8
4
5
555
四川
8
23
57
52
619
广西
3
7
29
37
427
宁夏
1
1
02
11
114
甘肃
1
15
12
04
084
云南
6
125
6
73
1384
贵州
2
35
15
18
285
江西
2
75
35
41
55
广东
12
86
216
238
3646
福建
13
25
87
139
1325
湖南
5
16
81
91
153
湖北
9
175
34
67
163
海南
2
45
14
1
088
1 3 影响国甲醛价格素
年国甲醛行业发展快年产销量增长速度102004年国甲醛产销量已突破480万吨关脲醛树脂甲醛行业游产品约占甲醛总消费量60市场前景观年国甲醛市场价格变化较总体呈现种升走势2001年800元吨2002年850元吨2003年涨幅度达1200元2004年1250元吨影响甲醛价格三素：
131 生产成构成甲醛生产成原料（甲醇）电水催化剂设备维护工理费等中原料甲醇生产成约占甲醛生产总成90左右年甲醛价格断涨
中重原甲醇价格涨2001年甲醇价格1200元吨2002年1300元吨2003年2100元吨2004年2200元吨出甲醛价格甲醇价格基呈现种线性关系
132 游需求状况甲醛游产品需求量增长较快拉动甲醛产量增游产品价格相较稳定升幅度 定程度制约甲醛价格提高
133 区差异甲醛单位价值太高适宜长途运输否运费太贵合算甲醛基产销产品呈现明显域特征区间价格差异较目前河北山东等甲醛价格较低出厂价1100~1200左右水福建广西四川重庆等甲醛价格相较高出厂价1350~1500元左右水
14 产品说明
141 产品名称：甲醛 化学分子式：HCHO 分子量：3003
142 产品性质
A物理性质
甲醛称蚁醛色强烈刺激性气味气体空气重106略重空气易溶水醇醚甲醛常温气态通常水溶液形式出现30~40水溶液福尔马林液溶液沸点19℃室温时极易挥发着温度升挥发速度加快甲醛易聚合成聚甲醛受热易发生解聚作室温缓慢释放甲醛
表12 甲醛物理性质 计量单位见表
项目
数值
密度(gcm3)
80℃
09151
20℃
08153
沸点(1013kPa)℃
19
熔点℃
118
汽化热(19℃)(kjmol)
23
生成热(25℃)(kjmol)
116
标准(25℃)(kjmol)
1097
热容J(molk)
352
熵J(molk)
2186
燃烧热(kjmol)
561～569
界温度℃
1372～1412
界压力Mpa
681～666
空气中爆炸极限
70～73
着火点℃
430
B化学性质
甲醛分子中含醛基具典型醛类化学性质时含羰基碳原子键合较活泼αH甲醛化学性质十分活泼参加种化学反应介绍种重化学反应
（1）加成反应
1）机溶剂中甲醛烯烃酸催化发生加成反应通种反应单制备双烯烃增加碳原子例甲醛异丁烯反应异戊二烯
2）乙炔酮乙炔银乙炔汞催化剂存单取代乙炔化合物甲醛加成生成炔属醇（Reppe反应）乙炔说加2mol甲醛生成2丁炔14二醇2丁炔14二醇进步加氢生成重化学14丁二醇
3）碱性溶液中甲醛氰化氢反应生成氰基甲醇
（2）缩合反应
甲醇身外种醛醇酚胺等化合物发生缩合反应缩合反应甲醛重化学反应
1）甲醛发生缩合反应生成三聚甲醛聚甲醛60浓甲醛溶液室温长期放置动聚合成三分子环状聚合物
2）NaOH溶液中甲醛身缩合生成羟基乙醛HOCH3CHO进步快速甲醛缩合生成碳水化合物俗称Formose反应
3）甲醛聚糖反应已知唯步合成碳水化合物方法生成物元醇甲醛生物工程利中具潜重意义RhCl(Ph3P)叔胺催化体系作120℃3~12Mpa条件甲醛合成气反应生成贩丙糖戊糖糖
4） 碱性催化剂作甲醛酚首先发生加成反应生成羟基苯酚生成羟基苯酚受热进步缩合脱水生成酚醛树脂
5）甲醛容易氨胺发生缩合反应生成链状环状化合物甲醛氨20~30℃条件缩合生成六亚甲基四胺俗称乌洛托品
（3）分解反应
纯干燥甲醛气体80~100℃条件稳定存300℃时中醛发生缓慢分解COH2400℃时分解速度加快达分钟044分解速度
300℃
HCHO→CO＋H2
（4）氧化原反应
甲醛极易氧化成甲酸进氧化CO2H2O
O2 O2
HCHO→HCOOH→CO2＋H2O
（5）羰基化反应
钴铑催剂作110℃ 1315Mpa条件甲醛合成气（H2CO13）
进行羟基化反应生成乙醇醛进步加氢生成乙二醇该反应称甲醛氢甲酰化反应
CH2O＋CO＋H2→HOCH2CHO
羰基铑催化剂卤化物促进剂作甲醛合成气进行系化反应生成乙醛进步加氢生成乙醇
15 产品途
甲醛属途广泛生产工艺简单原料供应充足众化工产品甲醇游产品中干世界年产量2500万吨左右30左右甲醇生产甲醛甲醛种浓度较低水溶液济角度考虑便长距离运输般消费市场附设厂进出口贸易极少甲醛直接作消毒杀菌防腐剂外机合成合成材料涂料橡胶农药等行业衍生产品聚甲醛聚甲醛酚醛树酯脲醛树酯氨基树酯乌洛托产品
16 原材料说明
原材料名称：甲醇
A物理性质
甲醇简单饱脂肪酸分子式CH3OH相分子质量3204常温常压纯甲醇色透明易挥发燃略带醇香味毒液体甲醇水乙醇乙醚等许机液体限互溶脂肪烃类化合物相互溶甲醇蒸气空气形成爆炸性混合物爆炸极限60~365（体积）
B化学性质
甲醇简单饱脂肪醇具脂肪醇化学性质进行氧化酯化羰基化胺化脱水等反应甲醇裂解生COH2制备COH2重化学方法介绍种重化学反应
（1）氧化反应
甲醇电解银催化剂空气氧化成甲醛重工业制备甲醛方法
（2）酯化反应
甲醇种机酸机酸发生酯化反应甲醇硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯硫酸氢甲酯加热减压蒸馏生成重甲基化试剂硫酸二甲酯
（3）羰基化反应
甲醇光气发生羰基化反应生成氯甲酸甲酯进步反应生成碳酸二甲酯
（4）裂解反应
铜催化剂甲醇裂解成COH2
17 甲醛工业发展趋势
171 改进催化剂性
研制开发新型催化剂加快甲醛工业发展效方法现国加快催化剂开发
172 高浓度甲醛工艺发展趋势
国外聚甲醛MDI炔属化学品（14丁二醇）发展快处增长率5产品均需高浓度甲醛
刺激铁钼法高浓度甲醛工艺快速发展甲醇催化脱氢制备水甲醛产物甲醛氢气容易分离避免甲醛水溶液浓缩蒸发耗幅度降低成具工业前途水甲醛制备方法制备高浓度甲醛溶液方法甲缩醛氧化法
173 设备集约化
防止甲醛浓度氧化达佳动态衡控制国外开发许素程序控制法：蒸汽压力调节氧醇混合气温度反应状态达低甲醇消耗额目
174 规模型化
甲醛已成宗化工产品需求量断增加现国外兴建甲醛生产装置起码规模35~6万吨年
175 产品简介
表1—3 产品简介
产品名称
甲醛
CA登记号
50000
标准
GB90091988
英文名
Formaldehyde
名
福尔马林
分子式
HCHO
分子量
3003
熔点
92℃
沸点
195℃
相密度
0815(20℃)
溶解度
易溶水 乙醇 乙醚 丙酮
18 甲醛技术指标
表1—4 甲醛技术指标 计量单位：见表
项目
优等品
等品
二等品
色度(铂钴)≤
10
——
——
甲醛含量≤
370374
367374
365374
甲醇含量≤
12
12
12
酸度≤
002
004
005
铁含量106≤
1(槽装）
3(槽装）
5(槽装）
5(槽装）
10(槽装）
10(槽装）
灰分≤
0005
0005
0005
2 合成方法生产技术较
21 甲醛合成方法
目前国外甲甲醇生产甲醛种方法：
21 1 银催化剂法：
银铺成薄层银粒催化剂控制甲醇量反应温度600700℃间银法工艺路线心德国BASF公司代表
21 2 铁钼催化剂法：
FeOMO做催化剂常加入铬钴氧化物做助催化剂甲醇量空气混合净化预热320380℃温度反应生成甲醛铁钼催化剂法工艺路线瑞典PERSTORP公司典型
21 3 甲缩醛氧化法：
甲缩醛氧化法制取高浓度甲醛三步进程完成：甲缩醛合成甲缩醛氧化浓度甲醛吸收处理甲缩醛氧化法制备高浓度甲醛溶液种方法日旭化成公司20世纪80年代开发成功生产方法甲醛甲醇阳离子交换树脂催化作采反应精馏方法先合成甲缩醛然甲缩醛铁钼氧化催化剂作空气氧化生产甲醛
21 4 二甲醚氧化法：
二甲醚气体空气混合预热通式固定床反应器装金属氧化物催化剂外液体导热法移走反应热量反应器结构铁钼法相反应压力常压温度450500℃空速10004000mh催化剂金属氧化钨氧化铋氧化钼催化剂专利发表反应气体速冷进入二段吸收系统离子交换法脱甲酸制3744（wt）甲醛水溶液
21 5 低碳烷烃直接氧化法：
低碳烃例天然气瓦斯气体中甲烷丙烷丁烷等No催化剂作直接
空气氧化甲醛反应式：
CH4＋O2HCHO＋H2
22 生产工艺较
目前工业甲醛生产方法银催化剂法铁钼催化剂法
22 1 工艺技术较
银法甲醇原料定配甲醇空气水蒸气热器滤器进入氧化器催化床层甲醇脱氢成甲醛甲醛气体水蒸气冷冷凝吸收塔吸收制成37甲醛溶液成品银法程中做适浓度铁钼法二元气生产银法三元气生产两法催化剂铁钼法进行反应完全氧化反应银法氧化脱氢反应银法选择甲醇空气混合爆炸限操作（混合37醇量）保持脱氢反应进行反应温度650℃左右反应热量加入水蒸气等带走铁钼法选择限操作（混合7氧量）量空气中氧气反应反应温度控制430
℃左右反应热量惰性气体带走反应程中需引入尾气塔吸收系统中加水少制取高浓度甲醛采尾气循环足够量空气增加动力消耗气体量加装置力相减约25根新统计美国铁钼法银法生产装置占50国银法占95
甲醇
→蒸发器→热器→三元滤器→氧化器→吸收塔→吸收二塔
空气
图2—1 电解银法制甲醛工艺流程图
说明
（1）两种方法生产甲醛作商品铁钼法局限性浓甲醛常温容易聚合高浓甲醛贮存运输难处理制胶工业中客户般喜欢铁钼法制取低醇含量甲醛作需脱水游产品原料取处
（2）铁钼法次性投资费投资回收期长银法相投资风险着科学技术断进步年银法甲醛工艺已进步（单耗耗等）单耗已接铁钼法水
（3）银法工艺电解银催化剂制法简单成较低重复铁钼法供应商提供价格昂贵受定制约
（4）两种工艺路线生产甲醛银法运行成设备折旧费耗催化剂消耗费副产蒸汽等方面优铁钼法铁钼法单耗甲醛浓度明显优点
222 银催化剂法铁钼催化剂法特点较：
表2—1 电解银催化剂法铁钼催化剂法特点 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
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(Kgt)
470～480
420～470
甲醛浓度（）
37～55
37～55
产品中甲醇含量（）
4～8
05～15
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
相低
相高
催化剂失活原
原料中铁硫引起中毒
M升华
毒物敏感程度
敏感
敏感
23 国外甲醛装置耗较
表2—2 国外甲醛装置耗较 单位：m3tttkwht
项目
国外
国
银法
铁钼法
银法
铁钼法
先进
般
先进
般
先进
般
先进
般
冷水
2030
3050
20
2842
1520
3545
20
3040
蒸汽
－0205
－0301
－06
－0305
－0305
－030
－06
－0305
电
20
2530
70
8590
1820
3040
80
8598
注：生产1吨37甲醛消耗量统计
通分析认银法甲醛生产线具投资耗低生产高浓度甲醛物耗接铁钼法水等优点推广首选甲醛生产路线应较适合中国国情
3 工艺流程介绍
31 流程说明
热水 蒸汽 工艺补水 尾气
甲醇
→蒸发器→热器→三元滤器→氧化器→吸收塔→吸收二塔
空气 冷水 甲醛产品
图3—1 电解银法制甲醛工艺流程图
原料气供：
原料甲醇泵连续甲醇贮槽送高位槽部分甲醇流回甲醇贮槽部分高位槽甲醇滤器滤羰基铁等杂质控制定流量进入蒸发器时空气空气滤器滤灰尘等杂质罗茨鼓风机蒸发器底部送入通空气放空控制定量
空气滤器鼓风机鼓入蒸发器空气鼓泡08~1m45℃甲醇液甲醇蒸发饱蒸发器顶部装阻雾设施分离夹带甲醇液滴配料求补加水蒸气
热水蒸气调节蒸发器温度控制45~52℃（氧醇衡浓度定）甲醇蒸发器中空气鼓泡蒸发形成均匀混合二元气体通喷嘴加入定期定量水蒸气（配料蒸气）调节水醇形成配二元反应气
甲醇水蒸气空气热器加热120℃保证反应混合气中甲醇全部气化甲醇液滴进入反应区会剧烈蒸发催化剂床层翻动造成床层厚度均发生短路甲醇蒸发吸热会降低反应温度甚发生熄火反应
热反应混合气进入阻火器阻火器起安全隔离作反应器中发生燃烧反应时会涉前部蒸发器进入滤器五羰基铁等含铁杂质
120℃左右进入氧化反应器
原料转化甲醛：
氧化器氧化室中三元反应气电解银触媒作发生氧化脱氢反应生成甲醛反应温度控制650℃绝部分甲醇转化成甲醛时会副反应发生控制副反应发生防止甲醇分解转化气体废热锅炉聚冷230℃冷段冷80~100℃然进入第吸收塔
反应气体吸收：
吸收采双塔循环二塔软水作吸收剂塔二塔甲醛溶液稀溶液（二补）作吸收剂具体流程：
氧化器出甲醛塔底进入塔顶流动二塔稀甲醛溶液（二补）塔顶加入塔循环液塔顶塔中部加入流动气流逆流动运行程中部分甲醛吸收放出量热控制定塔循环温度保证吸收效果塔出循环液泵送入塔顶塔中部前必须塔第冷器塔第二冷器冷送入形成塔循环未补吸收气体塔顶引出进入第二吸收塔底部塔顶引出尾气锅炉支真空系统
吸收水泵冷器第二吸收塔顶二塔吸收甲醛泵第二冷口头冷第吸收塔顶塔进步吸收甲醛塔底引出冷器流入甲醛贮槽
产品含甲醛367~374甲醇6左右密度11KgL
铁会促甲醛分解避免铁接触反应器设备路采铝锈钢制成
32 生产工艺影响素
影响甲醇转化甲醛反应程素：反应器结构状态催化剂性状态反应温度氧醇停留时间空间速度反应压力原料混合气纯度先分析：
321 反应器结构状态
反应器结构状态直接关系甲醇转化成甲醛反应否利进行减少防止副反应发生等问题设计反应器结构时应考虑诸否气固两相间接触横否保持良催化层状态反应物反应器中流动否死角反应气速度分布反应床层中阻力否均匀反应气体否迅速离开高温区快速冷等问题
322 催化剂性状态
催化剂化工生产中广泛活性高低直接决定着转化效果坏般催化剂性求较高催化活性良选择性较强机械强度较热稳定性具定抗毒力想效发挥催化剂性设计中必须考虑催化剂铺装方法考虑床层严密整均匀性气体均匀流催化剂床层特床层边缘热电偶插入等部位避免防止沟道旁路否部位易发生局部反应热引起床层烧结破裂
323 反应温度
反应温度高低会影响物料反应程度温度高物料会剧烈氧化生成副产品降低甲醛含量温度低甲醛氧化达生产目
吸热反应甲醇脱氢反应说升温利醇脱氢反应衡常数温度升高增发进行低温度4816℃实际生产反应温度应高温度
324 氧醇
氧醇甲醛生产中氧气甲醇摩尔值氧醇高氧气量甲醇会深度氧化降低甲醇转化率氧醇低甲醇量浪费原料
氧醇非常重参数关系甲醛生产反应程中转化率选择性安全性等问题数学表达式：
V氧气：V甲醇（021×P空气）P甲醇
式中：V氧气——三元混合气中氧气浓度
V甲醇——三元混合气中甲醇浓度
P空气——三元混合气中空气分压
P甲醇——三元混合气中甲醇分压
影响氧醇重素三：
（1）甲醇 蒸发器部空间总压力（甲醇蒸发器液层面总压力升高氧醇增）
（2）蒸发器温度（升高蒸发器温度会氧醇降低）
（3）蒸发器中甲醇浓度（甲醇浓度降低会氧醇降低）
325 水醇
增加反应器水醇利控制反应温度反应较低温度进行提高进料中氧浓度发生热改善转化率提高收率提高水醇受产品浓度塔吸收效率限制果水醇维持二塔定加水量势必造成产品浓度降保持产品浓度势必会减少二塔加水量二塔吸收效率降水醇必须控制
326 停留时间空间速度
停留时间称接触时间指原料混合气通催化床层需时间单位秒表示停留时间空间速度呈倒数关系
表示：停留时间HFV
H——催化剂填装高度：
F——反应器横断面积：
V——气流速度M3S
停留时间长原料气会剧烈氧化降低转化率：停留时间短会原料气未氧化般银法时间取002~005s空速3600~7200h时间越长副反应越强烈
327反应压力
甲醇氧化甲醇脱氢两反应反应增加体积反应降低压力反应着生产甲醛方移动减压反应利实际生产中减压增加设备投资耗带稳定素现甲醛生产已早期负压操作改常压操作
328 原料混合气纯度影响催化剂活性寿命外催化剂表面覆盖氧化铁会加快甲醇燃烧等副反应原料混合气纯度影响反应重素生产中应原料气净化
33 工艺指标
表3—1 工艺指标 计量单位：见表
指标名称
单位
指标
流量
湿空气
Kgh
3234760
配料蒸汽
Kgh
1294019
工艺补水
Kgh
530064
工艺甲醇
Kgh
1892005
甲醛成品液
Kgh
4167000
塔循环量
m3h
1351219
二塔循环量
m3h
1174973
压力(绝)
塔底
mmHg
795
塔顶
mmHg
785
二塔顶
mmHg
775
氧化器
Mpa
800
蒸汽分配缸
Mpa
028±002
汽包
Mpa
0282
蒸发室
Mpa
12月21日
温度
蒸发器
℃
4250
热器
℃
100120
氧化器触媒层
℃
610660
气体出塔
℃
≤55
吸收塔底
℃
≤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
塔
2535
二塔
2535
蒸发器
6080
汽包
45
含量
成品液甲醛
质量
372
成品液甲醇
质量
12
尾气中甲醛含量
体积
02
尾气中水含量
体积
57328
尾气中二氧化碳含量
体积
33
尾气中氧化碳含量
体积
03
尾气中氧气含量
体积
042
尾气中氢气含量
体积
15
尾气中氮气含量
体积
7484
尾气中甲烷含量
体积
02
尾气中甲醇含量
体积
00072
蒸汽配料浓度
氧醇
037042
甲醇单耗
Kg
575
工业甲醇浓度
98
湿空气含水量
19
4 年产3万吨372甲醛工艺计算
41 计算：
（1）副反应（见计算程）
（2）基准 年工作时间：1年300天计（约7200时） 年生产力：3万吨年
（3）配料浓度：575
（4）氧醇：0405计技术单耗0450
（5）尾气组成产品质量见表：
表4—1 尾气组成产品质量 尾气产品组成Wt
组分
CO2
CO
O2
H2
HCHO
CH3OH
CH4
H2O
N2
HCOOH
∑
二塔尾气
33
03
042
15
02
00072
02
57328
7484
0
100
（6）装置蒸汽压力 3925KPa(表压)
（7）空气相湿度80：中含O2：21N2：771H2O：19
（8）甲醛分子量：3003
42 物料衡算
421产品：
30000÷（300×24）4167（t）4167（kg）
中：
HCHO：4167×3721550124(kg）51619(kmol)
CH3OH：4167×1250004(kg）1561(kmol)
HCOOH：4167×0010417(kg）0009(kmol)
H2O：4167－(1550124＋50004＋0417)2549787(kg）141655(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
51619
1561
142118
0009
195307
含量kg·h－1
1550124
50004
2567289
0417
4167834
422 原料甲醇投入量：
设投入量Y尾气中含XY（4167×045032015）＋X
根氧醇空气中氧气含量：0405Y÷21n空
77n÷7581n尾
00072nX
解四元次方程：X00084 (kmol) Y58544(kmol) n空112906(kmol)
n尾116303(kmol) 4167×04501875150(kg）58544(kmol)
423 空气投入量（根氧醇求）：
0405×58544×224212529101(m3)112906(kmol)
空气相湿度80中含O2：21N2：771H2O：19
：O2：112906×2123710(kmol)758728(kg）
N2：112906×77187051(kmol)2437415(kg）
H2O：112906×192145(kmol)38614(kg）
424 尾气中组分含量计算：
112906×7717487116303(kmol)
中：
CO2：116303×333838(kmol)168872(kg）
CO：116303×030349(kmol)9772(kg）
O2：116303×0420489(kmol)15684(kg）
H2：116303×1517445(kmol)3489(kg）
HCHO：116303×020233(kmol)6997(kg）
CH3OH：116303×0007200084(kmol)0261(kg）
CH4：116303×020233(kmol)3782(kg）
H2O：116303×573286667(kmol)120013(kg）
N2：116303×748487051(kmol)2437418(kg）
数列反应式求甲醇消耗量
甲醇消耗量kmol·h－1
CH3OH＋12O2→HCHO＋H2O (1) 34212
CH3OH＋32O2→CO2＋2H2O (2) 3838
CH3OH＋O2→CO＋2H2O (3) 0394
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O (4) 0009
CH3OH＋H2→CH4＋H2O (5) 0233
CH3OH→HCHO＋H2 (6) 17678
根氧衡算（1）式列关反应式甲醛量：
［23710－(3838×32＋0394＋0489＋0009)］×234212(kmol)
（5）式（6）式甲醛量：17445＋023317678(kmol)
总甲醛量：34212＋1767851890(kmol)
尾气带走甲醛量：0233(kmol)
实际甲醛产量：51890－023351657(kmol)1551260(kg）
预计产品总量（含372甲醛水溶液）：1551260÷3724170054(kg）
预计计划生产量：(3000×1000)÷72004167(kg）
预计产品设计计划量求基致
425 核
甲醇耗量（列反应）：34212＋3838＋0394＋0009＋0233＋1767856319(kmol)
尾气带走甲醇：00084(kmol)
产品带走甲醇：1561(kmol)
总消耗甲醇量：56319＋00084＋156157888(kmol)1854165(kg）
技术单耗：1854165÷41670445(tt)
实际单耗：1854165÷4167÷980454(tt)
水量衡算（计算知）：
原料中甲醇带入水：1854165÷98－1854165378402102(kg）
空气带入水：2145(kmol)38610(kg)
产品带出水：141655(kmol)2549787(kg)
尾气带出水：6667(kmol)120013(kg)
反应生成水：
34121＋2×3838＋2×0349＋0233＋000942737(kmol)769266(kg)
配料浓度575计应加入配料水蒸气：
1854165÷575－(1854165＋38610＋37840)1294019(kmol)71890(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＋程中带入水）
(6667＋141655) －(2102＋2145＋42737＋71890)29448(kmol)530064(kg)
转化率选择性收率吸收系统计算：
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
57888(57888＋1561＋00084) ×100
9736
甲醛选择性(生成甲醛总量÷甲醇总耗量）×100
(51890÷57888）×100
9063
甲醛收率 （甲醇总转化率×甲醛选择性）100
09736×09063×100
8824
塔吸收甲醛量：51890×882445788(kmol)1375006(kg)
二塔吸收甲醛量：51890－45788－02335869(kmol)176246(kg)
该二塔循环液中机器权浓度15设未转化甲醇尾气外均二塔吸收
二塔循环液入塔量：176246÷151174973(kg)
中：甲醇量：1561(kmol)49999(kg)
水量：1174973－49999－17624652707mol)948728 (kg)
426 设备物料衡算（时计）：
（1）蒸发器物料衡算：
中进料量物料衡算中求出料H2O工业甲醇水湿空气中水相加：
37840＋3861476446kg中出料量进料量相
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
59990
1892005
原料气
172896
5126765
CH3OH
57888
1854165
CH3OH
57888
1854165
H2O
2102
37840
H2O
4247
76446
空气
112906
323476
O2
23710
758728
O2
23710
758728
N2
87051
2437418
N2
87051
2437418
H2O
2145
38614
合计
172896
5126765
172896
5126765
（2）热器物料衡算
出料中H2O量配料蒸气原料气水量相加
表4—4 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
172896
5126765
三元气
244786
6420784
CH3OH
57888
1854165
CH3OH
57888
1854165
H2O
4247
76446
H2O
76137
1370465
O2
23710
758728
O2
23710
758728
N2
87051
2437418
N2
8705
2437418
配料蒸汽
71890
1294019
合计
244786
6420784
244786
6420776
（3）氧化器物料衡算：
进料量表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＋反应生成水量
组分物料衡算中尾气相
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
244786
6420784
CH3OH
57888
1854165
CH2O
51890
15567
续表4—5
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
H2O
76137
1370465
CH3OH
15694
50268
O2
23710
758728
HCOOH
0009
0417
N2
8705
2437418
H2O
118874
2139732
CO2
3838
168872
CO
0349
9772
CH4
0233
3728
H2
17445
34890
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
合计
244786
6420776
281745
6417445
（4）吸收塔物料衡算
进料转化气量已表4—4求二塔液相组分量已物料衡算中求出料中成品量已物料衡算中求出塔顶气相组分量应进料量－应塔吸收量
表4—6 吸收塔物料衡算 计量单位：见表
物料
输入
物料
输出
名称
kmol
kg
名称
kmol
kg
CH2O
51890
15567
成品
194852
4167
CH3OH
15694
50268
CH2O
51619
1550124
HCOOH
0009
0417
CH3OH
15694
50268
H2O
118874
2139732
HCOOH
0009
0417
CO2
3838
168872
H2O
141655
2549787
CO
0349
9772
塔顶气体
153865
3428344
CH4
0233
3728
CH2O
6102
18306
H2
17445
34890
CH3OH
15694
50221
O2
0489
16648
H2O
29927
538677
N2
87051
2437418
CO2
3838
168872
二塔液
60137
1174973
CO
0349
9772
CH2O
5869
176246
CH4
0233
3728
CH3OH
1561
49999
H2
17445
34890
H2O
52707
948728
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
合计
342073
7595418
349170
7595344
（5） 吸收二塔物料衡算：
进料进塔气相量表4—5中求塔顶加水量已物料衡算中求
出料尾气物料衡算中已求出二塔液相采出量表4—5中相
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
153865
3428344
尾气
116303
2783417
CH2O
6102
183243
CH2O
0233
6997
CH3OH
15694
50268
CH3OH
00084
0261
H2O
36789
662202
H2O
6667
12001
CO2
3838
168872
CO2
3838
168872
CO
0349
9772
CO
0349
9772
CH4
0233
3728
CH4
0233
3728
H2
17445
34890
H2
17445
34890
O2
0489
15648
O2
0489
15648
N2
87051
2437418
N2
87051
2437418
塔顶加水
29448
530064
二塔液采出
60137
1174973
CH2O
5869
176246
CH3OH
1561
49999
H2O
52707
948728
合计
183463
3958408
176451
395839
表4—8 物料衡总
进料
出料
组分
摩尔流量
质量流量
质量含量
组分
成品
尾气
kmolh
kgh
wt
kmolh
kgh
wt
kgh
kmolh
mol
CH3OH
57888
1854165
2708
HCHO
51619
1550124
372
699
0233
020
O2
23710
758728
1082
CH3OH(HCOOH)
157
50421
12
0261
00084
00072
N2
87051
2437428
3561
H2O
141655
2549787
616
120013
6667
57328
甲醇带水
2102
37840
054
CO2
168872
3838
330
空气带水
2145
38614
102
CO
9772
0349
033
配料蒸汽
71890
1294019
1806
N2
2437153
87051
7484
工艺补水
29488
530064
687
O2
15684
0489
042
H2
3489
17445
15
CH4
3782
0233
020
计
274234
6950488
100
计
194844
4167
100
2783417
116303
100
S
6950488
S
6950417
43 热量衡算
431 物性参数计算公式
（1）物性数选择见表：
表4—9 物性数 计量单位：见表
物质
Cp[kJ(kmol·K)]
(气态)
32℃
42℃
465℃
68℃
100℃
115℃
N2
29271
29290
29312
29783
30012
30113
O2
29121
29312
29527
29704
29981
30021
H2
29914
29927
29946
29953
30101
30157
CO
29587
29639
29820
29997
30395
30165
CO2
39483
40132
41213
42430
43312
43876
H2O
33635
33681
33728
34439
35114
35213
CH4
36953
37356
38021
38986
40017
41138
CH3OH
44529
44743
44935
45023
45538
47458
CH2O
35223
35838
35985
36024
36248
36831
表物性数查阅化工工艺设计手册册P2693—P2744化学工程师技术全书册
P11841189
液态组分22℃Cp值：
甲醇Cp79237kJ(kmol·℃)水Cp75338kJ(kmol·℃)
(2) 计算公式：恒压气态物质程焓变采△HnCp△T计算恒压绝热程热Qp△H
432 设备热量衡算：
（1）蒸发器热量衡算：
已知：甲醇蒸发器化学变化取蒸发器温度：465℃甲醇进料温度：22℃蒸发器空气温度68℃蒸发器加热水进口温度：85℃出口温度：55℃
甲醇蒸发器化学变化相变热显热
原料甲醇空气带入热量见表：
表4—10 原料甲醇空气带入热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输入
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
22
79237
10091
H2O
2102
22
75338
0348
空气
N2
87051
68
29783
17630
O2
23710
68
29704
4789
H2O
2145
68
34439
0523
合计
33381
原料气带出热量见表：
表4—11 原料气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
465
44953
12100
H2O
4247
465
33728
0666
N2
87051
465
29312
11865
O2
23710
465
29527
3255
合计
27886
查化学工程师技术全书册P12001202原料相变焓：
CH3OH：3448×104kJkmol
H2O：4066×104kJkmol
原料甲醇相变热57888×3448×104＋2102×4066×104208145×104(kJ)
需补充热量：Q(208145－27886) ×104180259×104(kJ)
需加热水量：GQ[4184(85－55)]1436×104 (kg·h1)
（2）热器热量衡算：
已知：取热损失：2
甲醇空气水出蒸发器温度465℃
防止液体析出设蒸汽网配料蒸汽温度115℃
查表知Cp（水蒸气）3620kJkmol·℃
水蒸气带入热量：7189×3620×11529928×104 (kJ)
原料气带入热量：27886×104(kJ)
三元气带出热量见表：
表4—12 三元气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH3OH
57888
115
47458
31593
H2O
76137
115
35213
30643
N2
87051
115
30113
30146
O2
23710
115
30021
8186
合计
100568
需加入热量（热损失2）：
Q△H[(100568－29928－27886)(1－2)]43627×104 (kJ)
查3925KPa（表压）水蒸气冷凝热2108kJkg
加热蒸汽量GQ2108206857(kg·h1)
（3）氧化器热量衡算：
已知：三元气带入热量：100568×104 (kJ)
副反应298K时反应热（见计算表中）
基准：1h298K气态
绝热程热损失反应热2产物离开催化剂层温度655℃
1）反应段段急冷段
反应热计算（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
KJmol
n(kmol·h1)
kJ
CH3OH＋12O2→HCHO＋H2O
－15925
34212
－544826
CH3OH＋32O2→CO2＋2H2O
－62645
3838
－240432
CH3OH＋O2→CO＋2H2O
－39345
0394
－13731
CH3OH＋O2→HCOOH＋H2O
－4505
0009
－0432
CH3OH＋H2→CH4＋H2O
－1157
0233
－2679
CH3OH→HCHO＋H2
8285
17678
146462
合计
－655436
反应放出总热量Q放655436×104 kg·h1
设蒸汽饱段急冷段成体系加入软水温度25℃25℃软水升温发生相变成115℃蒸汽表示：
△H1 △H2
H2O（25℃液态）→H2O（115℃液态）→H2O（115℃气态）
该程焓变△H△H1＋△H2Cp△t＋△Hv
4166×(115－25)＋2108
2482940(kJkg)
取热损失2急冷段产生水蒸气量：
Ｇ［Q放（１－２％）］／△H6554360×098÷24829402586936(kgh)
２）冷段
冷热：转换气急冷段降温100转换气非理想性设冷凝热占产品量12：
4137×12500004(kg)
中：甲醛占372
500004×372186015(kg)5807(kmol)
水占628
500004×628314025(kg)17446(kmol)
冷凝热见表
表4—14 冷凝热 计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h1
kJkmol·℃
kJ
HCHO
5807
3825×104
22212
H2O
17446
4161×104
72593
合计
94805
冷凝放出总热量94805×104kJ
转化气带出热量见表：
表4—15 转化气带出热量 计量单位：见表
物料
n(kmol·h1)
输出
名称
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH2O
51890
100
36248
18809
CH3OH
1569
100
45538
0714
HCOOH
0009
100
53163
00048
H2O
118772
100
35144
41038
CO2
3838
100
43312
1662
CO
0349
100
30395
0106
CH4
0233
100
40017
0093
H2
17445
100
30101
5302
O2
0489
100
29981
0147
N2
87051
100
30012
26134
合计
94088
氧化器剩余总热量：(100568＋655436＋94805－94088) ×104756721×104 (kJ)
设热损失2：756721×104×(1－2)741587×104 (kJ)剩余热供利部分剩余热量部分产生热水（作蒸发器加热热源）余产生3925kPa饱蒸汽
（4）吸收塔热量衡算：
已知：产品气带入热量652675×104 kJ
塔顶加水量：29448kmol
水温：22℃ Cp75338 kJkmol·℃
计算：塔顶加水带入热量Q加29448×22×753384958×104 kJ
生成产品已12氧化器冷凝段冷凝余吸收塔冷凝量：
HCHO：51897－58074609(kmol)
CH3OH：1561－00091570(kmol)
H2O：142118－17446124672(kmol)
相变焓见表：
表4—16 相变焓 计量单位：见表
物料
n
相变焓
Q×104
名称
kmol·h1
kJkmol·℃
kJ
HCHO
45812
3825×104
175231
CH3OH
1570
3448×104
5413
H2O
124672
4161×104
51876
合计
698794
成品带出热量计算：成品出料温度42℃CH2O：Cp35836 kJkmol·℃
CH3OH：Cp44743 kJkmol·℃ H2O：Cp3363 kJkmol·℃
成品带出热量：
Q42×(51619×35838＋1570×44743＋142118×3363)28180×104 (kJ)
尾气带出热量（尾气温度32）：
表4—17 尾气带出热量 计量单位：见表
物料
尾气输出
名称
n(kmol·h1)
T℃
Cp[kJkmol·℃]
Q×104kJ
CH2O
0233
32
35223
0263
CH3OH
00084
32
44529
00119
H2O
6667
32
33635
7176
CO2
3838
32
39483
4849
CO
0349
32
29587
0330
CH4
0233
32
36953
0276
H2
0489
32
29914
16699
O2
17445
32
29121
0447
N2
87051
32
29271
81538
合计
111589
吸收工段余热量：
（94008＋4958＋700467－28180－111589）×104756646×104 (kJ)
设冷水进口温度22℃出口温度34℃需冷凝水量：
756646×104[4184×(34－32) ×103]150702(th)
装置总热量衡表
表4—18 装置总热量衡表 计量单位：见表
项目
入方（kJh）
项目
出方（kJh）
CH3OH带入热
10091×104
废锅蒸汽吸热
756721×104
Air（干）带入热
22941×104
冷水段升温吸热
94805×104
H2O带入热
2102×104
换热器吸热
756646×104
加热热水
180259×104
尾气带走热
111589×104
配料蒸汽
29928×104
成品带走热
28180×104
加热蒸汽
43627×104
总计热损失
1712982×104
工艺补水
4958×104
计热损失
1747941×104
反应放热
655436×104
吸收塔放热
698794×104
∑
1748136×104
∑
1747941×104
5 非定型设备计算选型
51 蒸发器
511 蒸发室体积V高度H计算：
参国甲醛行业相生产力装置取蒸发器直径D2m蒸发室体积强度取10m3m3·S1取T48℃321K
蒸发室体积V二元气体流量÷蒸发室体积强度
[(57888＋4247＋87051)×224×(321273) ÷3600]10
1265 m3
蒸发室高度H4VπD2
(4×1265)(314×4)
0403m
防止气体带水实际取HD14
蒸发器实际高度H14×228m
蒸发器实际体积VπD2H4
(314×4×28)4
8792 m3
512 蒸发器换热器计算：
选传热φ25×25mm锈钢中径d1002m外径d20025m dm00225
估计传热面积A：
前面热量衡算知Q180259×104 kJ设蒸发器热水加热热水进口温度90℃出口温度60℃
△T[(90－465) －(60－465)]In[(90－465) (60－465)]
256℃
参考化工原理表4—6选总传热系数K估9346kJm3·h·℃
A估QK估△T180259×1049346×25675341m2
估计需子总长度L总 A估πd
75341(314×00225)1066397m
取列长L2500mm25m
列数n1L总L106639725427根
等边三角形排列标准排列439根（查化工设备机械基础表7—4）实际传热面积A实πndmL314×439×00225×262031m2
蒸发器尺寸：
径：D2000mm
高度：H实2800mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列数：439根
传热面积：62031m2
52 热器
521 传热面积估算：
热负荷传热：Q43627×104 kJh
传热温度（逆流）：48℃→115℃
148℃→148℃
△Tm[(148－115) －(148－48)]In[(148－115) (148－48)]
609℃
查化工原理册表4—6选总传热系数K140W m2·K
AQK△Tm43627×104(140×609)51169 m2
选φ25×25mm锈钢dm00225m
等边三角形排列查化工设备机械基础表7—5取间距a32mm
列长取L2000mm
列数nAπdmL51169314×00225×2363根
查化工设备机械基础表7—4取列数367根
522 径计算：
角线子数b查化工设备机械基础表7—4b21
Di(b＋1)a22×32704mm 取整800mm
实际传热面积AπndmL
314×367×00225×2
51857 m2
热器尺寸：
径：D800mm
高度：H实2000mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：367根
传热面积：51857 m2
53 氧化器
531 氧化器直径：
原料气标准流量计算V244786×224
5483206m3h
1523m3s
取触媒层厚度H30mm
触媒体积VrπD2H4
触媒时间行业生产验t002~003s
取t0025s
tVrV
0025sπD2H(1532×4)(314×D2
D1277m 圆整D1300mm
t实 VrV(314×132×30×103) (1532×4)0026s＜03s
532 热锅炉尺寸：
（1）估算传热面积：
进锅气体温度630℃出锅气体温度150℃
废锅废锅气包冷凝水温度140℃
逆流：630℃→150℃
140℃→140℃
△Tm[(630－140) －(150－140)]In[(630－140) (150－140)]
1149℃
热量衡算热负荷Q741587×104 kJ
传热系数国相行业生产实际情况查化工原理表4—6
取传热系数K880962 W m2·K
A QK△Tm
741587×104(880962×1149)
73263 m2
（2）计算：
估算传热面积A73263 m2
进口温度：630℃ 出口温度：150℃
t(630＋150)÷2390℃
压力 40mmHg
废锅炉选固定列式列采φ25×25mm锈钢
Dm(002＋0025)200225m225mm
需列子总长L总Aπdm
73263(314×00225)1036942m
取列长L2500mm
列数nL总L103694225415根
等边三角形排列查化工设备机械基础表7—4n439根
实际传热面积：AπndmL
314×43900225×2577538 m2
废热锅炉尺寸：
径：D1300mm
高度：H实2500mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：439根
传热面积：77538m2
533 氧化器部急冷段：
已知：产品气进口温度150℃出口温度100℃
产品气中组分流量前相
冷水蒸发器加热水循环
进口温度60℃出口温度90℃
循环水升温吸收热量180259×104 kJ
（1）急冷段换热面积
热负荷qQ放180259×104 kJ
传热温度（逆流）
冷介质：150℃→100℃
60℃→90℃
△Tm[(150－90) －(100－60)]250℃
查化工原理表4—7取热面积K65134 W m2·K
传热面积AQ放K△Tm
180259×104 65134×5055350 m2
急冷段废锅炉直接相连气体均匀分布求急冷段数径排列方式废锅炉完全相
列总长L总 Aπdm5535(314×00225) 783442m
列长度LL总n7834424391785m 圆整取2000mm
实际传热面积A实πndmL314×439×00225×262031m2
急冷段尺寸：
径：D1300mm
高度：H实2000mm
列规格：φ25×25mm锈钢
列根数：439根
传热面积：62031m2
534 废锅辅助设备—汽包
保证废锅炉完全运行需保证汽包储水量供锅炉1时蒸气量Q放741587×104 kJ查22℃时水焓I8745kJkg3925kPa饱蒸气焓27421 kJkg
：储水量产气量Q放（蒸气焓－水焓）Q放（27421－8745）265465kgh
取填充第数（40－50）取45汽包总容积VV10456208m3
设封头标准椭圆形封头直边高度H25mm设汽包直径D2ma1mb05m
V封π24D3V圆柱πD2（L1＋0025）4
V2 V封＋ V圆柱6208194m
总长：L L1＋2×0025＋05×23m3000mm
汽包尺寸：直径D2m 总长L3000mm
54 吸收塔
已知：进塔气量：G入281745kmolh6425002kgh
进塔温度：100℃
塔底压力：795mmHg
出塔气量：G出195585 kmolh 4167kgh
出塔温度：42℃
塔顶压力：785 mmHg
物性数计算：
541气体重度r气
塔底（进料）：
V气[281745×224×(273＋100)](273×760)795
9022859m2h2506m2s
r气G入 V气642500290228590712Kgm3
塔顶（出料）
V气1[195585×224×(273＋42)] (273×760)785
5221407 m2h 1450m2s
r气1G出 V气1416752214070798 Kgm3
542液相重度：
r液[1119＋0003(F－45) －00027M][1000＋055(55－T)]
中：F——CH2O质量浓度()
M——CH3OH质量浓度()
T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体成品液：CH2O质量浓度()F372
CH3OH质量浓度()M12
温度（℃）T53℃
r液[1119＋0003(372－45) －00027×12][1000＋055(55－53)]
1094463 Kgm3
塔顶重度：
塔顶液二塔液：CH2O质量浓度()F15
CH3OH质量浓度()M4257
温度（℃）T30℃
r液[1119＋0003(15－45) －00027×4257][1000＋055(55－30)]
1031497 Kgm3
塔回流液重度塔顶重度
吸收塔均液相重度：[(10944632＋10314972×2)3]121052904Kgm3
543 液相粘度（单位MpaCp）
u128＋0039F＋005M－0024T
中：FMT前相
公式机化工原料全第卷P207
塔底粘度u底128＋0039×372＋005×12－0024×531519Cp
塔顶粘度u顶128＋0039×15＋005×14257－0024×301358Cp
544 填料
填料选公称直径50瓷质鞍环规格：
表5—1 鞍环规格 计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料子
表面积
空隙率
堆积密度
75×45×50mm
125m1
103m2m3
0782m2m3
538kgm3
化工工艺设计手册第册P242表3—57
545 喷淋密度：
U适宜b×σ 公式机化学工程P215
水吸收b取0093σ表面积
U适宜0093×1039583m3m2·h
充分湿润填料取U15 m3m2·h
546 液相流量：
L314D2r液4查阅行相关数设塔塔径1200mm
L顶0785×122×1031497×1517489555kgh
L底17489555＋760197525091529 kgh
L回L顶－L二补17489555－117497316314582 kgh
V回16314582103149715816m3h
物性数表：
表5—2 物性数 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
Kgm3
0712
0798
液相重度
Kgm3
1094463
1031497
液相粘度
Cp
1519
1358
液相流量
kgh
25091529
17489555
气相质量流量
kgh
6425002
4167
气相体积流量
m3h
9023879
5221805
气相体积流量
m3s
2507
1451
547 泛点气速计算：
log10[(ufg)( σε3)(rgr1)ul02]A－175(LG)14(rgr1)18
中uf——泛点气速ms
g——重力加速度ms2
σε3——干填料子m1
rgr1——气相液相重度Kgm3
ul——液相粘度Cp
LG——液相气相流量kgh
A——常数取0176
ε——填料空系数m3m3
公式常化工单元设备设计李功样等编P109
塔底段：
表5—3 塔底数 计量单位：见表
Σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0712
1094463
1519
25091529
6425002
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(07121094463)151902]0176－175(250915296425002)14(07121094463)18
>uf底3069ms
塔顶段：
表5—4 塔顶参数 计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0798
1031497
1358
17489555
4167
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(07981031497)135802]0176－175(174895554167)14(07981031497)18
>uf底 2805ms
548 塔径空塔气速计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速55
塔底空塔气速：u底 055×31321723ms
塔顶空塔气速：u顶055×28051543 ms
塔径：根Vsπ4D2 u底计算塔径
u底1723ms体积流量Vs2507m3s
25070785 D2×1723>D底1361m
理计算：D顶 1093m
取值圆整塔径D1400mm
实际塔底空塔气速：u实底Vs÷(π4D2) 2507÷(0785×142)1629ms
实际塔顶空塔气速：u实顶 Vs÷(π4D2)1451÷(0785×142) 0943 ms
549 高度：
计算根国行业标准生产验般填料超10m取填料高度7m需填料重量：GπD2 Hr填4314×142×7×53845794368kg
5410 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
98575
122
25091529
0712
1519
1094463
1723
6425002
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φr水rL9867510944630901
u顶2φφrguL02rLg17232×122×0901×0712×1519021094463×98100235
(LG)(rgrL)05(250915296425002)(07121094463)050099
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P17 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
99435
124
17489555
0798
1359
1031497
1543
4167
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φ r水rL9943510314970964
u顶2φφrguL02rLg15432×124×0964×0798×1359021031497×98100239
(LG)(rgrL)05(174895554167)(07981031497)050116
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P18 毫米水柱米填料
55 吸收二塔
已知：进塔气量：G入153865kmolh3565991kgh
进塔温度：42℃
塔底压力：785mmHg
出塔气量：G出116313 kmolh 2797549kgh
出塔温度：32℃
塔顶压力：775 mmHg
物性数计算：
551气体重度：
塔底（进塔）：
V气[153865×224×(273＋42)](273×760)785
4107635m2h1141m2s
r气G入 V气356599141076350868Kgm3
塔顶（出塔）
V气1[116313×224×(273＋32)] (273×760)775
2968258 m2h 0825m2s
r气1G出 V气1279754929682580942 Kgm3
552液相重度：
r液[1119＋0003(F－45) －00027M][1000＋055(55－T)]
中：F——CH2O质量浓度()
M——CH3OH质量浓度()
T——温度（℃）
塔底重度：
塔底液体成品液：CH2O质量浓度()F15
CH3OH质量浓度()M4257
温度（℃）T30℃
r液[1119＋0003(15－45) －00027×4257][1000＋055(55－30)]
1031497 Kgm3
塔顶重度：
塔顶液工艺补水查30℃时水密度r水99435 Kgm3
553 液相粘度（单位MpaCp）：
u128＋0039F＋005M－0024T
中：FMT前相
公式机化工原料全第卷P207
塔底粘度u底128＋0039×15＋005×4257－0024×300806Cp
塔顶粘度查化工原理第二版P30230℃时水粘度u顶08007 Cp
554 填料
填料选公称直径50瓷质鞍环规格：
表5—7 鞍环规格 计量单位：见表
尺寸
外径×高×厚度
填料子
表面积
空隙率
堆积密度
75×45×50mm
125m1
103m2m3
0782m2m3
538kgm3
化工工艺设计手册第册P242表3—57
555 喷淋密度：
U适宜b×σ 公式机化学工程P215
水吸收b取0093σ表面积
U适宜0093×1039583m3m2·h
充分湿润填料取U15 m3m2·h
556 液相流量：
L314D2r液4查阅行相关数设塔塔径1000mm
L顶0785×12×1031497×1512145877kgh
L底12145877＋772465719870543 kgh
L回L顶－L二补12145877－117497310970904 kgh
V回10970904103149710635m3h
物性数表：
表5—8 物性数 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
Kgm3
0868
0942
液相重度
Kgm3
1031497
99435
液相粘度
Cp
0806
08007
液相流量
kgh
12145877
10970904
气相质量流量
kgh
3565991
2797549
气相体积流量
m3h
4108285
2969797
气相体积流量
m3s
1141
0825
557 泛点气速计算：
log10[(ufg)( σε3)(rgr1)ul02]A－175(LG)14(rgr1)18
中uf——泛点气速ms
g——重力加速度ms2
σε3——干填料子m1
rgr1——气相液相重度Kgm3
ul——液相粘度Cp
LG——液相气相流量kgh
A——常数取0176
ε——填料空系数m3m3
公式常化工单元设备设计李功样等编P109
塔底段：
表5—9 塔底数 计量单位：见表
σ
ε
rg
r1
uL
L
G
103
07822
0868
1031497
0806
12145877
3595991
m2m3
m3m3
Kgm3
Kgm3
Cp
kgh
kgh
log10[(uf981)(103078223)(08681031497)080802]0176－175(121458773595991)14(08681031497)18
>uf底 3049ms
塔顶段：塔顶工艺补水需计算泛点气速
558 塔径空塔气速计算：
空塔气速：空塔气速取泛点气速55
塔底空塔气速：u底 055×30491677ms
塔径：根Vsπ4D2 u底计算塔径
u底1677ms体积流量Vs1141m3s
11410785 D2×1677>D底0867m
取值圆整塔径D900mm
实际塔底空塔气速：u实底Vs÷(π4D2) 1141÷(0785×092)1794ms
559 高度：
计算根国行业标准生产验取填料高度4m需填料重量：
GπD2 Hr填4314×092×4×53841368349kg
5510 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
98675
122
12145877
0868
0806
1031497
1677
3595991
Kgm3
m1
kgh
Kgm3
Cp
Kgm3
ms
kgh
液相重度校正系数φr水rL9867510314970957
u顶2φφrguL02rLg16772×122×0957×0868×0808021031497×98100269
(LG)(rgrL)05(121458773595991)(08681031497)050098
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P19 毫米水柱米填料
塔顶段工艺补水需计算
取填料层阻力：20毫米水柱米填料
查常化工单元设备设计陈英南等编P75图3—8知：
△P19 毫米水柱米填料
56 非定型设备览表
表5—11 非定型设备 计量单位：见表
序号
设备名称
数量
尺寸
材料
备注
1
蒸发器
1台
D2000H2800mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2800mm439根
2
热器
1台
D800H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2000mm367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φ25×25×2500mm439根
5
氧化器急冷段
1台
D1300H2000mm
1Cr18Ni9Ti
列φ25×25×2000mm439根
6
吸收塔
1台
D2000mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度5mmDg瓷质鞍矩
7
吸收二塔
1台
D900mm
1Cr18Ni9Ti
填料高度4mmDg瓷质鞍矩
8
汽包
1台
D2000mm
As
——
57 定型设备选型
整套流程定型设备进行初步选型：
571 料泵（两台）：
原料流量：18751502kgh937575kgh1185m3h选型号：25F—16
572 鼓风机（两台）：
空气流量：2529101 m3h选型号：24Sh—28
573 炉水泵（两台）：GDL型
574 塔循环泵（两台）：
流量：15816 m3h1581627908 m3h 选型号：50F—25
575 塔循环泵（两台）：
流量：10635m3h10635253175 m3h 选型号：40F—16
576 品泵（两台）：
流量：25091529（2×1094463）11463 m3h 选型号：50F—103B
定型设备览表：
表5—12 定型设备览表 计量单位：见表
泵名
型号
台数
甲醇料泵
25F—16
两台
罗茨鼓风泵
24Sh—28
两台
锅炉水泵
GDL
两台
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 工艺道计算选型
61 工艺道计算选型
611 空气吸入（空气滤器→风机口）：
标准空气流量2529101 m3h
换算成实际状态气流量Qa
取罗茨鼓风机出口温度70℃压力123kgfcm2(绝)
：Qa2529101×(273＋70)273×1232583405 m3h
外计入10气散量：
QbQa×(1＋10)
2583405×11
2841746 m3h0789 m3s
取空气吸入道流速u16ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×160789>D0250m250mm
化工设备机械基础第五版P306选φ273×8mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)07890785×0257215217ms<16ms
612 空气压出（风机口→蒸发器）：
风量0789 m3s
取u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×110789>D0302m302mm
化工设备机械基础第五版P306选φ325×80mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)07890785×0309210527ms<16ms
613 二元气体（蒸发器→热器）：
二元气风量：172896kmolh
温度465℃压力123kgfcm2(绝)
：Vs172896×(273＋465)(273×123) ×22436001024 m3s
取道气体流速u15 ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×151024>D0295m295mm
化工设备机械基础第五版P306选φ325×110mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2)10240785×0303214208ms<15ms
614三元气体（热器→氧化器）：
三元气体流量244768 kmolh
温度115℃压力123kgfcm2(绝)
：Vs244768×(273＋115)(273×123) ×22436001759 m3s
取道气体流速u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×131759 >D0415m415mm
化工原理第二版P323选φ450×120mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 1759 0785×0426212347ms<13ms
615 产品气（氧化器→塔底）：
产品气体流量281745 kmolh
温度100℃压力795mmHg(绝)
：Vs281745×(273＋100) 273×760795×22436002506 m3s
取道气体流速u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×13 2506>D0496m496mm
化工原理第二版P323选φ530×130mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 25060785×0504212567ms<13ms
616 塔顶出气（塔底→二塔底）：
出塔气体流量153865 kmolh
温度42℃压力785mmHg(绝)
：Vs153865×(273＋42) 273×760785×22436001141m3s
取道气体流速u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12 1141>D0348m348mm
化工原理第二版P323选φ377×120mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 11410785×0353211665ms<13ms
617 尾气（二塔顶→尾气处理车间）：
尾气流量116313 kmolh
温度32℃压力775mmHg(绝)
：Vs116313×(273＋32) 273×760775×22436000825m3s
取u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12 0825>D0296m296mm
化工原理第二版P323选φ325×120mm材料1Cr18Ni9Ti钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0825 0785×0301211599ms<12ms
618 配料蒸汽（蒸汽分配缸→热器前）：
配料蒸汽量：1294091kgh
温度115℃
查115℃蒸汽密度：0953kgm3
体积流量Vs129409109531357913 m3h0377 m3s
取u13ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×13 0377>D0192m192mm
化工原理第二版P323选φ219×100mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 03770785×0199212127ms<13ms
619 甲醇（原料泵→蒸发器）：
甲醇流量：1875154kgh
密度：791kgm3
体积流量Vs18751547912371m3h658×104m3s
取道流速u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×11 658×104>D00276m276mm
化工原理第二版P323选φ32×40mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 658×1040785×002821069ms<11ms
6110 甲醛（塔循环→成品槽）：
甲醛流量：4167kgh
密度：1081kgm3
体积流量Vs416710813855m3h107×104m3s
取道流速u07ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×07 107×104>D0046m46mm
化工原理第二版P323选φ50×25mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 107×1040785×004520673ms<07ms
6111 工艺道（软水→二塔顶）：
工艺道流量：530064kgh
温度：160℃
成品密度：99695kgm3
体积流量Vs530064996950532m3h1477×104m3s
取道流速u09ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×09 1477×104>D00145m145mm
化工原理第二版P323选DN15mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 1477×1040785×001520836ms<09ms
6112 塔循环（塔底→塔顶）：
循环体积流量Vs15816 m3h000439m3s
取道流速u12ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×12000439 >D00683m683mm
化工原理第二版P323选φ76×35mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0004390785×00692117 ms<12ms
6113 二塔循环（二塔底→二塔顶）：
循环体积流量Vs10635 m3h000295m3s
取道流速u11ms
Vsp4D2 u计算D
0785 D2×11 000295>D00604m604mm
化工原理第二版P323选φ635×30mm材料1Cr18Ni9Ti缝钢
实际流速u1Vs( p4D2) 0002950785×005721057 ms<11m
62 工艺道汇总表
表6—1 工艺道汇总 计量单位：见表
道名称
道规格
道材质
道走
道实际流速
空气吸入
φ273×80mm
1Cr18Ni9Ti
空气滤器→风机口
15217
1Cr18Ni9Ti
风机口→蒸发器
10527
空气压出
φ325×80mm
1Cr18Ni9Ti
蒸发器→热器
14288
二元气体
φ325×110mm
1Cr18Ni9Ti
热器→氧化器
12347
三元气体
φ450×120mm
1Cr18Ni9Ti
氧化器→塔底
12567
产品气
φ530×130mm
1Cr18Ni9Ti
塔底→二塔底
11665
塔顶出气
φ377×120mm
1Cr18Ni9Ti
二塔顶→尾气处理车间
11589
尾气
φ325×120mm
1Cr18Ni9Ti
蒸汽分配缸→热器前
12127
配料蒸汽
φ219×100mm
1Cr18Ni9Ti
原料泵→蒸发器
1069
甲醇
φ32×40mm
1Cr18Ni9Ti
塔循环→成品槽
0673
甲醛
φ50×25mm
软水→二塔顶
0836
工艺道
DN15mm
1Cr18Ni9Ti
塔底→塔顶
1171
塔循环
φ76×35mm
1Cr18Ni9Ti
二塔底→二塔顶
1057
二塔循环
φ635×30mm
7 安全三废处理
71工艺物料特性防护措施
甲醛易燃易爆液体沸点6445℃燃点400℃空气中爆炸范围6~365毒车间空气中允许浓度50mgm3设计中应考虑放火防爆毒等
（1）建筑物耐火等级级
（2）应甲醛甲醛泵安装通风良场
（3）厂房层均应布放毒工具箱定数量防毒面具
（4）厂房层均应布必消防器材
（5）装置电气设备属Ⅱ级防爆
（6）设备导容器安装接设备采环行接网
（7）槽应静电措施包括良接导流
（8）车间应利消防车环行通道
（9）开四点火时氧醇保持024~026必须爆炸范围外点火
（10）设备道应规定进行试压试漏
甲醛毒吸入蒸汽会引起眼部灼痛咽痛头痛恶心呕吐等会造成鼻
炎支气结膜炎肺气肿甲醛直接接触会造成皮肤灼伤
品色橡胶涂沥青防锈漆铁桶盛装第桶净重200kg槽四装运应贮存通风干燥处远离火种热源碱类氰化物运存贮久贮温度2125℃宜
72 三废处理
甲醛工业生产中生产污染环境污染源废气废水噪声
甲醛生产中工业三废治理方法：
721 废气处理
甲醛生产中产生废气采燃烧法甲醛尾气燃烧消尾气气污染产生蒸汽蒸汽供甲醛装置供外界达节约源化害利目甲醛槽中蒸汽控制采冷凝法冷水喷洒甲醛贮槽贮槽温度降外甲醛贮槽顶部加呼吸阀减少甲醛蒸发量
甲醛生产车间生活区气中害物质高允许浓度见表7—1
722 废水处理
甲醛行业中工业废水处理：
（1）生产中量减少跑滴漏甲醛循环泵容量漏甲醛循环液般采冷式机械密封泵减少泄露车间废水般处理滤池进行处理余料液集中送入吸收塔作吸收液
（2）甲醛生产中形成中控分析残液集中起处理余样液集中送入吸收塔作吸收液
（3）设备清洗应首先水进行循环清洗洗液作甲醛吸收液作吸收液废液送入污水处理站处理免直接排污造成污染
（4）甲醛蒸发器底部残液放出集中进行蒸馏回收甲醛种回收甲醛作配料甲醛阻聚剂溶剂果残液数量少进行燃烧处理消环境污染
（5）般设备出垢产生残液先碱中然排入污水池进行处理
表7—1 害物质浓度 计量单位：见表
物料名称
车间
居住区
次
日均
甲醇
50
30
10
甲醛
3
005
——
乙醛
——
001
——
氧化碳
30
30
10
氨
30
02
——
二氧化碳
5
015
——
飘尘
10
05
015
723噪声防治
甲醛生产系统说噪声源罗茨鼓风机发出声响达100分贝减少罗茨鼓风机噪声般采方法包括单独设立隔音房间鼓风机墙壁加吸音器材隔疸门窗鼓风机进出口道加消音器选低速转风机工厂风转速1450转分改570转分措施减少罗茨 鼓风机发出噪声起降低环境噪声污染保护环境卫生目
8 技术济初步评估甲醛市场
81 产品甲醛原料市场分析
811 甲醛原料市场价格分析
甲醛属众化工产品途广泛生产工艺简单原料供充足全国范围言目前供求状态装置甲醛原料供应足甲醛游产品需求旺开工率高
2004年季度甲醇甲醛价格趋势稳进入二季度价格升甲醇变化波动范围1260~1800元吨甲醛价格活动2320~2800元吨间进口价2800~3000元吨甲醛2001年1200~1350元吨2002年1200~1600元吨2004年季度相甲醛国趋势稳健价格升幅度
812 甲醛市场供求分析
甲醛产品运输成高生产销售受域限制决定甲醛市场封闭性独立性甲醛外击幅降时甲醛保持基稳趋势甲醛销售较畅通利润高甲醇时减甲醇销售压力国甲醇生产厂家采流分流措施相继加甲醛产量市场甲醛资源问题增加需求相缩供求关系失衡
甲醛作化学溶剂广泛塑料板化学纤维涂料粘合剂中胶粘剂甲醛应领域消耗甲醛占总量30年房产迅猛发展带动涂料生产增长资料显示甲醛胶粘剂涂料中消耗量已超50甲醛气体刺激性致癌性加目前国含甲醛胶粘剂甲醛释放量均超国际标准着类环保意识加强含甲醛产品开始受限制淘汰尤2003年建设部发布27号公告限制淘汰批符合环保求涂料甲醛应领域缩市场消耗量逐渐降供求关系更加失衡
2001年作甲醛原料甲醇价格路跌甲醛成降低时化工产品价格整体降素加甲醛市场供求现象甲醛价格必然回
813 甲醛市场未分析
初步预计2010年世界甲醛消费约2850万吨2015年世界甲醛消费约3220万吨左右2003年国甲醛生产企业120家总生产力已超600万吨年中1万吨生产厂80家2万吨生产厂47家5万吨17家10万吨3家2003年甲醛产量309万吨年表现消费量309万吨批型甲醛装置投产甲醛游产品脲醛树脂酚醛树脂乌洛托品颗粒尿素乙炔化学品等需求增加造成总体国甲醛消费市场具乐观发展前景〉十年间生产消费保持较快增长速度初步预计2010年国甲醛需求量达590万吨年2015年国甲醛消费需求量达780万吨年左右
82 济效益初步梳算
821 投资估算
装置年产3万吨甲醛装置参湘潭合成化工厂生产规模估计投资450万元左右流动资金250万元投资估算：
（1）建设安装 200万元
（2）土建 60万元
（3）电器安装 40万元
（4）仪表安装 100万元
（5）防腐保温 20万元
（6）（包括设计试车遇见费等） 30万元
822 生产成销售收益估算
生产成估算价格2003年市场价格确定国行业领先济技术指标
车间费采湘潭合成厂2003年度甲醛车间实际数设备折旧率10（快速折算法）具体
表8—1 车间费 计量单位：见表
名称
单耗
单位单位（元吨）
单价
单位成（元吨）
备注
甲醇
0450
tt
1800
810
（1)年折旧率总投资10包括设备折旧
电解银
0002
kgt
800
106
水
15
Tt
1
15
电
228
度t
09
2052
工资福利
463
元t
463
设备折旧
20
元t
20
（2）车间成包括设备折旧
车间费
15
车间成
85325
企业理
50
工厂成
90325
823 销售收益估算
生产成80计算
（1）总产值：3×1700×084080万元
（2）总销售收入：3×1600×083840万元
（3）总税金：3×1600×08×01384万元
（4）总成：3×90325×0821678万元
（5）总利润：3840―21678―38412882万元
（6）总利税：12882＋38416722万元
（7）单位利润：12882÷34294万元
824 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12882万元税金384万元年
（1）单位生产投资值：1134÷3387
（2）单位投资值产值：4080÷11343599万元吨
（3）投资利税：12882÷1134×100113597
（4）投资利益率：[(12882＋50) ÷1134] ×100118007
（5）投资回收期：1÷1180070847年（开车日起）
（6）产值利税率：16722÷4080×1004099
说明：计算未计入贷款利息设备折旧作企业收益计济估算万吨年计成估算未计入尾气效益数出设计济效益较资金回收期短产值利润高目前市场现状现甲醛供需求甲醛生产定影响甲醛销售受市场影响进影响资金回收投资时应充分考虑清市场行情理性投资
结束语
三月毕业设计学四年学知识进行次综合性检查三月期间查阅量资料获取优秀毕业设计目标严格求根设计务书毕业设计纲求罗老师悉心指导组学密切配合帮助终成功完成次毕业设计
次毕业设计学知识详细解甲醛工业发展甲醛相关工业生产作熟悉甲醛生产中较常见两种工艺流程掌握甲醇氧化法生产甲醛工艺流程工艺求初步掌握化工工艺设计基步骤基方法时三废处理济评估更深解然设计中遇少麻烦罗道成老师悉心指导心查阅量资料终破解培养事实求严谨科学工作态度相信参加工作会带帮助
整设计完成际非常感谢设计程中直指导罗道成老师帮助学表示衷感谢
设计：
参考文献
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[8] 寿林刘生鹏：甲醇氧化生产甲醛装置工艺查定分析（Ⅱ）[J]湖北化工200218（1）：35—38
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