年产15万吨合成甲醇分厂初步设计说明书大学论文.doc

化工设计基础初步设计说明书项目名项目名称：年产15万吨合成甲醇分厂设计设计工作组： 组长： 设计组成员： 项目完成时间： 目录1、总说明42、总图与运输42.1厂址概况42.2工厂自然环境52.2.1地质地貌及地表52.2.2地块建筑条件52.2.3大气环境52.2.4气象条件62.3工厂总平面布置62.4厂区交通63化工工艺73.1概述73.1.1生产规模：83.1.2原料规格和产品规格：83.1.3排污要求：83.1.4公用工程：83.2生产流程简述93.2.1合成93.2.2分离173.3.3压缩243.3工艺计算概述243.4主要设备选型及计算253.5原材料、动力消耗定额及消耗量253.5.1原材料：原料气为总厂生产的净化气253.5.2动力消耗定额及消耗量：电，公用工程由总厂提供263.6主要生产控制指标263.7机构及定员273.7.1组织结构273.7.2定员273.8三废治理措施273.9生产成本估算274、空压站、氮氧站、冷冻站285、自动控制286、供电与电信286.1 供电286.2 电信297、土建297.1 设计依据297.2 建筑设计298、给水、排水309、环境保护309.1、相关政策309.2、可能产生的污染309.2.1 大气污染物309.2.2 噪声319.2.3 废水319.2.4 固体废弃物319.2.5 对生态的影响319.2.6 风险事故影响319.3、主要防范措施329.3.1 建厂施工期污染防治措施329.3.2 正常生产期污染防治措施329.3.3 饮用水源的保护339.4、生产过程中各排放物的具体处理方式339.4.1 合成阶段339.4.2 精馏阶段3310、供热3511、采暖通风与空气调节3512、外部工艺与供热管道3513、储运3613.1 贮运设施3614、维修3615、消防3615.1 设计依据及范围3615.1.2 设计范围3615.4 消防安全措施3815.4.1消防安全技术3815.4.2日常消防安全管理3815.4.3火灾扑救注意事项3916、职业安全及工业卫生4016.1 设计依据4016.2 生产过程中的危害因素分析：4016.3职业安全卫生设计中采用的主要防范措施4116.4 甲醇中毒后的急救措施4216.5工业卫生4216.6 预期效果与评价42421、 总说明总厂拟建一个年产15万吨精甲醇的甲醇分厂。分厂依附于总厂，但具有一定的经济和管理独立性。甲醇分厂利用来自总厂造气分厂的净化合成气，生产达到国家标准（GB388-85）一级品质量标准的甲醇。兴建目的：充分利用来自总厂的造气分厂的净化合成气来生产甲醇，创造价值。合成气可直接用来合成甲醇，不需要经过处理，有利于减少甲醇的生产过程中原料气的制造成本，相对来说竞争力较大。目前国内甲醇市场处于供不应求的状况，故在这样的情况下，会取得比较好的经济效益。工厂概况：甲醇生产分厂位于浙江省上虞市上虞经济开发区。分厂一侧靠河、另一侧靠厂内公路，宽度35m，长度12m。甲醇分厂的公用工程，包括供电、供水、供惰性气、供蒸汽、机修等由总厂统一安排、配套提供。生产特点：使用Lurgi反应器，利用低压法年产15万吨甲醇，以满足国内甲醇的供需差，缓解供需矛盾，同时也符合XX地区需求量多但供方少的特点。2、总图与运输2.1厂址概况工厂所处位置为上虞市上虞经济开发区。上虞市位于浙江省东北部，长三角南翼，东望宁波，西距杭州，北濒杭州湾，与上海隔江相望，处于繁华的上海经济圈。面积为1427平方公里，人口78万。气候温暖湿润，属亚热带季风气候。上虞历史悠久，公元前222年设县，1992年撤县建市，是国务院批准的首批沿海开放城市，全国综合实力百强县（市），全国科技工作先进县（市）。上虞经济开发区位于上虞市内，地处苏州、上海、杭州、宁波、温州五大城市中间，东距宁波62公里，西至杭州70公里，北到上海、苏州各220公里，南离温州250公里，地理位置十分优越。动工兴建的杭州湾跨海大桥起自开发区内的上三高速和杭甬高速交接点，终于嘉兴的沪杭甬高速和乍嘉苏高速的枢纽互通处，全程67公里,建成后,使上虞到上海的路程缩短约130公里。便利的陆路运输加上毗邻的北仑港、上虞港以及萧山机场、栎社机场，使得开发区的陆路，水陆，航空运输均十分便利。图12.2工厂自然环境2.2.1地质地貌及地表上虞经济开发区区内地势平坦，一般地面标高为黄海海拔，标高为平均5.2米，地层土质为亚粘土，地基承载力为8ton/m2。2.2.2地块建筑条件地面标高平均5.2米，地块标高与连接道路的标高差为0.8米左右，建筑覆盖率：<40%2.2.3大气环境质量区内大气环境良好,符合国家大气环保质量标准GB309582一级标准。2.2.4气象条件开发区位于北亚热带边缘，是东亚季风盛行的滨海地带，属海洋性气候。四季分明，雨水充沛，光照充足，温度适中，年平均气温16.4度，年平均无霜期251天，日照全年3000hr，相对湿度75%，夏季盛行东南风及偏南风，冬季盛行偏北及西北风，年平均风速3m/s，年平均降雨量1400mm，大气平均气压101kPa。2.3工厂总平面布置甲醇分厂采取线形布局。根据现代化工厂设计理念，将工厂分为行政区和生产区两大部分，在设计布局过程中两者既相互独立又相互联系。行政区位于工厂东侧，包括行政楼以及员工住宅等设施。其中生产区位于分厂东侧，其下风向没有其他建筑，且处于河流下游，不会对上对上游行政区造成污染。生产区主要包括合成车间、精制车间、压缩车间、储罐区、配电房、化验室以及总控制室。消防中心位于车间和储罐区之间，同时满足生产车间和储罐区两方面的消防需求。由于甲醇分厂属于总厂的分厂，厂址位于总厂旁边，故不设围墙及大门，同时可以方便出现事故时的逃生以及救援。分厂距离总厂较近，所以生活区、医院、商店、娱乐等一系列配套设施的由总厂统一安排，分厂不作布置。总厂提供的原料、水以及蒸汽通过生产区中部进入甲醇分厂。原料气经过压缩车间压缩后进入合成车间。总厂供应的水已经过软化处理，供全厂冷凝使用，在XX车间的东侧有一个冷却塔，供冷却热水用。蒸汽由蒸汽管道输入，经过分配后直接进入各工段供应使用。总厂提供的电力由分厂中部配电房处进入，经过配电房变压后分配后送至各生产区和生活区使用。分厂的废物主要有两种，一种是含醇废气，一种是废水。含醇废气用管道延原料供应管道送回总厂锅炉房焚烧处理；废水中有机物含量比较少，可以进行水集成回用。由于甲醇属于易燃品，同时在生产过程中涉及到比较高的压力，故防火防爆是工厂消防的重点，所以，消防重点仍然在生活区。分厂的原料，中间产物，最终产物均与水不反应，故消防用水可以从河里直接取用。生产区和人员集中的控制室、行政楼由消防中心隔开，在最大程度上保证人员的安全。本厂的绿化面积占总面积的30%以上，以能够吸收有害气体的树木为主，以能够达到一个良好的降低空气污染的效果。与此同时，厂区内建有一个水池喷泉，增加空气湿度，具有一定的调节气温，减少尘土的作用，也美化了厂容厂貌。本厂地面基本达到无土化，除绿化部分外，其余地面均以水泥和柏油两种组成，完全可以承受最大载重60吨汽车引起的压力，同时利于清洁和维护。2.4厂区交通分厂一侧靠场内公路，一侧靠河，交通十分便利。以厂内公路为主，各车间之间的公路及便道为辅，构筑整个工厂的陆路交通体系；依靠沿河优势，建立码头，实现水路的交通运输，可以降低总运输成本。3化工工艺3.1概述 甲醇合成的工艺流程有多种，其发展的过程与新催化剂的应用，以及净化技术的进展密切相关。最初采用的锌铬催化剂, 反应温度为360400, 压力2030 MPa，后来由于脱硫技术的发展, 铜系催化剂开发成功并工业应用。铜系催化剂反应温度低(240300) ,在较低压力(5MPa)下可获得高的甲醇产率，其代表性工艺有I.C.I低压法和Lurgi低压法。中压法是在低压法的基础上发展起来的，由于低压法操作压力较低，导致设备和体积相当庞大，因此发展了10MPa左右的甲醇合成中压流程。 表1：各种合成法比较方 法高压法（UKW）(300at,350)中 压 法低 压 法ICI（100at）MGC（129at， 270）ICI（500at， 270）Lurgi（50at， 260）单系列，t/d100012006001000800投资(仅300t/d的装置总投资就比低压法高70万美元)3250万美元(投资设备可能与ICI法接近)3270万美元1200万美元每吨精甲醇消指标(均补加CO2)天然气(原料及燃料)，×105kcal电，kW.h锅炉水，t 冷却水，m38.8630.72578530.888.140602.41708550.92507.6700.7250年开工率，%80859085959095相对成本比ICI50at法节省1美元左右比高压法降低25%（或降低57美元）比ICI法还低10%左右反应器出口甲醇，%（wt）5.552.53.05产品质量粗甲醇甲醇，%二甲醚，ppm醛酮酸，ppm高级醇，ppm最终甲醇产品，859050001000080200080001500099.85（AA级）99.8520乙醇000异丁醇1099.9593.3约20005000，还含水较多999599.85201501035100200099.9599.920101099.953.1.1生产规模：甲醇分厂的设计规模是15万吨/年，属于中等规模的甲醇制造厂。全年有效生产时间按7500小时计算，精甲醇的产量为：单位ton/yearton/dayton/hr产量150000480203.1.2原料规格和产品规格：原料来自总厂造气分厂的净化合成气，压强3.5Mpa，温度313.15K，组成为：组分COCO2H2N2CH4摩尔分率/%28.23.267.80.50.3达到国家标准（GB388-85）一级品质量标准，分厂生产控制指标为组份CH3OH醛、酮总量水分摩尔分率/%>99.9<0.005<0.073.1.3排污要求：含醇气体用管道送至总厂锅炉房焚烧处理；工艺废水含有机物总量<0.002，用专用管路送至总厂水处理分厂。3.1.4公用工程：供电、供水、供惰性气、供汽、机修等公用工程由总厂统一安排、配套提供。3.2生产流程简述 3.2.1合成3.2.1.1概述根据任务书要求我们选用低压法、Lurgi式合成塔合成工艺。甲醇合成是甲醇生产的关键工序。甲醇合成工序的任务是将来自总厂造气分厂的，压强3.5MPa，温度313.15K，主要含CO、CO2和H2的净化合成气，在加压和一定温度下合成反应生成粗甲醇，反应方程式如下：CO+2H2 CH3OHCO2+3H2 CH3OH+H2O主要副反应如下: 2CO+4H2->CH3CH2OH+H2O2CH3OH->CH3OCH3+H2O4CO+8H2->C4H10OH+3H2O2CO+2H2->C2H4O23CO+5H2->C3H6O+2H2O4CO+8H2->C4H10O+3H2O2CO+4H2->CH3OCH3+H2O由Aspen软件模拟,合成工艺流程如下:图2新鲜气FEED由压缩机经二级压缩到5MPa,然后与从经闪蒸罐闪蒸后的一部分循环气混合后进入热交换器HX1，将混合气预热到催化剂活性温度227左右,再进入合成塔5进行反应。合成塔是立式列管式换热反应器，壳程是沸腾水，压力为4MPa。反应中控制沸腾水的压力为4MPa从而保证反应温度控制在250左右。反应后的气体经换热器HX1冷却至80.2，再与冷取水进行换热，最后通过冷凝器使其温度达到40，经闪蒸后排出气体，大部分进循环机后返回系统，重新利用未反应的气体，另一部分作为驰放气用作锅炉燃料。而塔底得到的粗甲醇，送精馏部分提纯制备精甲醇。作为另一循环系统的水首先经泵加压至4MPa和反应后的气体换热，进入闪蒸塔和从反应器出来的水蒸气混合后，液相循环回反应器，气相为副产4MPa的中压蒸汽。该工艺的特点是采用循环将分离甲醇后的未反应的原料气充分利用，同时新鲜原料气在循环过程中不断补入。反应原料CO和H2在平衡和速率的限制下单程转化率较低，反应后甲醇的摩尔分率大约只有5.8%，原料气未得到充分利用。采用循环流程，分离出甲醇后将未反应的气体大部分返回合成塔重新利用。由于采用了循环流程，必然导致惰性组分（N2、CH4等）在原料气中的积累，使得甲醇分压降低，不利于反应进行。因此选在甲醇分离器之后、惰性组分浓度最大的地方设置放空线，排除惰性组分，同时放空后的气体作为锅炉热料，充分利用资源。3.2.1.2合成反应条件选择根据工艺要求和Aspen 模拟优化，我们原料气进料26136kg/hr,以保证生产要求达到年产15万吨。由软件模拟优化，选择反应管长9m，管数3500根，进料温度227，反应温度维持在248左右。再由换热器标准，选择反应管38×2.5mm，换热管中心距48mm。甲醇反应单程转化率21%，合成过程副产16968 kg/hr4MPa中压水蒸汽，整个过程甲醇收率81.1%。以下是软件模拟分析得到的管长、管数、反应器入口温度对生产的影响： 图3 图4 图5 图6由图可见，随着管长的变大驰放气量、未利用的CO分率、冷凝器HX1的热负荷减少，粗甲醇质量分率、副产中压蒸汽量、出口甲醇产品量增大，这些都对生产有利，但是管长的变大冷凝器HX2的热负荷也变大。由于冷凝器HX2的热负荷变大比冷凝器HX1减少的量小，故反应管长越长对生产越有利，考虑到塔设备的制造难易及成本，选择管长9m。图7 图8 图9 图10由上图可见，随着管数的变多驰放气量、未利用的CO分率减少，粗甲醇质量分率、副产中压蒸汽量、出口甲醇产品量增大，这是有利方面，管数的增多同时冷凝器HX1、冷凝器HX2的热负荷也变大，而且反应器的制造成本上升，综合考虑，选择管数为350根。 图11 图12 图13 图14由上图可见，随着反应器入口温度的上升未利用的CO分率减少，粗甲醇质量分率、副产中压蒸汽量增大，但是管数的增多冷凝器HX1、冷凝器HX2的热负荷变大，同时驰放气在温度为230时达到最小，此时原料利用率最高，出口甲醇产品量在220时达到最大值，综合考虑，我们选择反应器入口温度为227。3.2.1.3合成物料衡算1整个反应阶段：R-CH3OHUTFEEDUTGAS-2反应器闪蒸罐FEED-RE图15 进出物料流程示意图物料衡算：进口流股： 进料FEED T M= 26135.9999 kg/hr 出口流股： 粗甲醇R-CH3OH M= 22307.268kg/hr 放空气GAS-1 M=3826.23949 kg/hr质量差：M=26135.9999-22307.268-3826.23949=2.49241 (kg/hr) 表2 反应阶段物料衡算表输入输出FEEDGAS-2R-CH3OH温度/4040.000035640.0000356压力/bar355050摩尔流量 kmol/hr2406.14047289.003245728.648378质量流量 kg/hr26135.99993826.2394922307.268体积流量 cum/hr1843.6373153.16332828.2144686质量流量 kg/hrCO19005.94181108.452980.11883969H23288.63253378.3407280.00657594CO23388.60034800.228718156.203057N2337.021839336.9526760.06900666CH4115.803402115.6895020.11357541CH3OH070.683879120110.1589H2O02.084229151573.38978CH3OCH301013.73627456.170901ISOBU-0101.63E-050.07025175ACETO-0100.019058351.30233341-PRO-01000ETHAN-0100.014157098.7210116METHY-0100.037275680.87352933N-BUT-0107.05E-060.07026106质量分率CO0.727193980.289697755.33E-06H20.125827690.098880562.95E-07CO20.12965260.209142350.00700233N20.012894920.088063663.09E-06CH40.00443080.030235825.09E-06CH3OH00.018473450.90150703H2O00.000544710.0705326CH3OCH300.264943240.02044942ISOBU-0104.27E-093.15E-06ACETO-0104.98E-065.84E-051-PRO-01000ETHAN-0103.70E-060.00039094METHY-0109.74E-063.92E-05N-BUT-0101.84E-093.15E-06摩尔流量 kmol/hrCO678.5316139.57290780.00424269H21631.36324187.6801830.00326207CO276.996494818.18296653.54927895N212.030702312.02823340.00246333CH47.218421397.211321610.00707954CH3OH02.20596486627.615582H2O00.115692387.3364045CH3OCH3022.00471879.90189726ISOBU-0102.20E-070.00094777ACETO-0100.000328130.022423081-PRO-01000ETHAN-0100.00030730.18930309METHY-0100.000620710.01454608N-BUT-0109.50E-080.0009479摩尔分率CO0.2820.136928945.82E-06H20.6780.649405114.48E-06CO20.0320.062916130.00487104N20.0050.041619713.38E-06CH40.0030.024952399.72E-06CH3OH00.007633010.86134218H2O00.000400310.11986084CH3OCH300.076140040.0135894ISOBU-0107.63E-101.30E-06ACETO-0101.14E-063.08E-051-PRO-01000ETHAN-0101.06E-060.0002598METHY-0102.15E-062.00E-05N-BUT-0103.29E-101.30E-062反应器进出口物料衡算和元素衡算：PRODUCTREAC-IN UT反应器图17物料衡算：反应器进口流股： REAC-IN M= 175359.34 kg/hr 反应器出口流股： PRODUCT M= 175358.5 kg/hr质量差：M=175359.34 -175358.5=0.84(kg/hr)表3 反应器进出物料衡算表输入输出REAC-INPRODUCT温度/227242压力/bar5050Vapor Frac11摩尔流量 kmol/hr13677.26712288.76质量流量 kg/hr175359.34175358.5体积流量 cum/hr11678.862510748.57质量流量 kg/hr-157.68069-172.025COH262235.607944338.75CO218043.920915133.49N234597.520332164.44CH413478.176213478.18CH3OH4627.693984627.694H2O2756.6712822937.95CH3OCH381.28493681656.894ISOBU-0139535.714441007.21ACETO-010.000637290.0709051-PRO-010.743275872.064661ETHAN-0100METHY-010.552126849.286587N-BUT-011.453751722.364578质量分率0.000274760.070542COH20.35490330.252846CO20.102896830.0863N20.1972950.183421CH40.076860320.076861CH3OH0.026389770.02639H2O0.015720120.130806CH3OCH30.000463530.009449ISOBU-010.225455422.34E-01ACETO-013.63E-094.04E-071-PRO-014.24E-061.18E-05ETHAN-0100.00E+00METHY-013.15E-065.30E-05N-BUT-018.29E-061.35E-05摩尔流量 kmol/hr1.57E-094.02E-07COH22221.875011582.939CO28950.89047507.138N2786.132187730.8473CH4481.131805481.1318CH3OH288.459964288.46H2O86.0326296715.8677CH3OCH34.5119996491.9716ISOBU-01858.18403890.1252ACETO-018.60E-060.0009571-PRO-010.012797440.035549ETHAN-0100METHY-010.011984770.20158N-BUT-010.024207980.039375摩尔分率3.71E-060.000952COH20.162450220.128812CO20.65443560.610895N20.057477280.059473CH40.035177480.039152CH3OH0.021090460.023473H2O0.006290190.058254CH3OCH30.000329890.007484ISOBU-010.062745287.24E-02ACETO-016.29E-107.78E-081-PRO-019.36E-072.89E-06ETHAN-0100.00E+00METHY-018.76E-071.64E-05N-BUT-011.77E-063.20E-06模拟过程中反应阶段的物料达到了平衡，整个流程中的物料损失可忽略不计。3.2.1.4合成热量恒算反应器应满足进出物料流焓相等，即经过反应器焓变为零。入口流体焓：-157.81139 MMkcal/hr出口流体焓： -172.11891 MMkcal/hr反应器散热量：14.3086078 MMkcal/hr若热量平衡，则出口流体焓入口流体焓反应器散热量左边-172.11891 MMkcal/hr右边-157.8113914.3086078-172.1199978 MMkcal/hr热量平衡。3.2.2分离3.2.2.1分离概述甲醇合成不论采用的是锌铬催化剂还是铜基催化剂，均受其选择性的限制，且受合成条件压力、温度、合成气组成的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列副反应，其产品是主要由甲醇以及水、有机杂质等组成的混合溶液，故称粗甲醇。粗甲醇的组成有40多种，包含了醇、醛、酮、醚、酸、烷烃等等。根据要求需精制甲醇的摩尔浓度必须达到99.9以上，故必须采用精馏的方法来提纯粗甲醇。3.2.2.2分离流程选择查阅文献，精馏常用流程为三塔流程和双塔流程，其比较如下： 表4：双塔流程、三塔双效流程比较操作方法优点缺点双塔流程甲醇质量优能耗大三塔双效流程节能流程复杂、投资较大、操作难度大 由Aspen Plus软件模拟两个流程，如下为工艺流程： 图18 二塔流程图19 三塔流程双塔流程介绍：粗甲醇21368kg/hr以1.3bar，40进入第一精馏塔，使用萃取精馏脱二甲醚等轻组分，萃取剂为常温常压下的水，流量为680kg/hr。塔顶出680kg/hr的气体与驰放气一起作为锅炉燃料，塔底出口物流基本无甲醚，经闪蒸排出一些气体后进入第二塔进一步提纯甲醇，最终使塔顶产品甲醇、塔底废水中有机物含量达到要求。三塔流程介绍：1.3bar，40的粗甲醇进入第一精馏塔，使用萃取精馏脱二甲醚等轻组分，萃取剂为常温常压下的水，流量为680kg/hr。塔顶出680kg/hr的气体与驰放气一起作为锅炉燃料，塔底出口物流基本无甲醚，经加压至5bar后进入加压精馏塔进一步精馏，塔顶得到摩尔分率为99.9%的产品甲醇，塔底物流卸压后进入常压塔继续精馏提纯，使塔顶产品甲醇、塔底废水中有机物含量均达到要求。三塔流程与双塔流程比较：三塔流程的热负荷18470kw，双塔流程为15270kw，但是三塔流程的加压塔塔顶蒸汽的冷凝热可以作为常压精馏塔塔底再沸器的热源，从而减少了蒸汽和冷却水的的消耗，总的能耗比两塔流程低。所以我们选择三塔流程。由Aspen Plus软件模拟，得到塔板数与能耗的关系如下：图20 第一塔塔板数对一、三塔能耗的影响图21 第一塔塔板数对第二塔、三塔总能耗的影响 由图20、图21可知，第二塔的能耗比第一、三塔的能耗大一个数量级，随着第一塔塔板数的增多，第一、三塔的能耗逐渐增大，第二塔的能耗逐渐减小，而三塔的总能耗呈减小的趋势，但是减小的值很小，所以第一塔选择12块的塔板数。图22 第二塔塔板数对二、三塔能耗的影响图23 第二塔塔板数三塔总能耗的影响由图22、图23可知，随着第二塔塔板数的增多，第二、三塔的能耗逐渐减小，三塔的总能耗逐渐减小，而且减小的值较为可观，所以第二塔选择85块塔板数。 图24 第三塔塔板数对三塔总能耗的影响由图五可知，随着第三塔塔板数的增多，三塔的总能耗逐渐减小，第三塔选择85块塔板数。3.2.2.3精馏物料衡算产品精甲醇精馏塔底废水废气清水精馏塔1精馏塔2精馏塔3粗甲醇图25整个精馏阶段物料进出情况如下：进口：粗甲醇CH3OH-IN，第一座精馏塔进口清水EXTRA-W；出口：废气出口GAS-5，废水出口W-OUT，精甲醇产品出口CH3OH。各股物料列表如下：表5精馏段进出口物料衡算表输入输出CH3OH-INEXTRA-WGAS-5CH3OHW-OUT温度/39.234992582.8438763.4106699.53074压力/bar1.31.011.011.011.01摩尔流量 kmol/hr714.090637.7457429.19535611.3132111.3278质量流量 kg/hr21694.6680779.999219585.82008.806体积流量 cum/hr27.441520.684439855.58293354.5522.189775质量流量 kg/hrCO5.11E-0605.11E-0600H24.51E-0804.51E-0800CO215.11892015.10610.0128140N26.19E-0606.19E-0600CH45.33E-0505.33E-058.24E-100CH3OH20003.970429.106319567.797.070897H2O1570.531680241.81567.125052001.591CH3OCH394.0456093.34640.6992080ISOBU-010.07023500.0001182.64E-170.070118ACETO-011.27511500.1644891.1106261.59E-111-PRO-0100000ETHAN-018.70060100.1275638.5690030.004035METHY-010.81960300.3325130.487093.97E-17N-BUT-010.07025700.0001146.58E-130.070143质量分率CO2.36E-1006.56E-0900H22.08E-1205.78E-1100CO20.00069700.0193676.54E-070N22.85E-1007.94E-0900CH42.45E-0906.83E-084.21E-140CH3OH0.92207100.5501370.9990810.00352H2O0.07239310.310020.0003640.996408CH3OCH30.00433500.1196753.57E-050ISOBU-013.24E-0601.51E-071.35E-213.49E-05ACETO-015.88E-0500.0002115.67E-057.93E-151-PRO-0100000ETHAN-010.00040100.0001640.0004382.01E-06METHY-013.78E-0500.0004262.49E-051.98E-20N-BUT-013.24E-0601.46E-073.36E-173.49E-05