2022年产万吨甲醇生产车间工艺初步设计方案.docx

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1、海 南 大 学毕 业 设 计题 目：年产 30 万吨甲醇生产车间工艺初步设计学 号： XXXX姓 名： XXX年 级： XXX学 院：材料与化工学院 系 别：材料科学与工程系专 业：材料科学与工程 指导老师： XXXX完成日期： XXXX目录目录2一、设计任务书3二、概述5三 生产方案6四、工艺论证7五、物料衡算9六、能量衡算16七、设备选型和工艺运算21八、合成车间的设计27九、安全生产设计28十、非工艺专业要求28十一、三废处理29十二、经济效益评判31十三、设计结果评析30十四、心得体会与致谢35十五、参考文献36附录图纸42 / 36一、设计任务书一）课程设计题目年产 30 万吨甲醇生

2、产车间工艺初步设计二）设计条件1 原料来源：自然气，海南自然气厂供2 产品：甲醇 一级）3 生产才能： 30 万 t/a4 热源条件：加热剂：自然气燃烧及生产过程的废热冷却剂：循环水，进口温度 30 出口温度 405 生产时间：全年连续生产 330 天，每天工作 24 小时，三班制；6 生产厂址： 洋浦工业开发区7 当场天候温度： 最高 40， 最低 8，平均 1825三）设计任务1. 甲醇 工业一级）生产方法确定、工艺流程设计与论证2. 技术指标、工艺参数和操作条件确定与说明3. 工艺运算物料衡算、热量衡算 应用 SI 制）4. 生产设备设计运算与选型；重点：合成塔和换热器设计运算与选型5.

3、 设计结果汇总表1）技术指标、工艺参数和操作条件汇总表2）物料衡算汇总表3）热量衡算汇总表4）生产设备配置汇总表6. 设计绘图 运算机 CAD绘制）1）带掌握点工艺 原理流程图一张 A3）；2）合成塔工艺条件图或结构尺寸图一份A3）；3）换热器结构示意简图一张 A3）；4）生产车间平面、立面布置图一份 A3）；要求：设计绘图：图形、图标、图幅符合机械制图标准要求；7. 设计说明书编写内容包括：设计任务书，目录，生产方案、工艺流程设计与论证，工艺技术参 数、操作条件设计说明，工艺运算，生产设备设计与选型，设计结果汇总，环保措施或方案，经济效益估算，设计结果评析，参考文献，设计附表附图等；四）设计

4、进度与时间支配设计选题与预备阶段： 2007 年 11 月 12 日- 2007年 11 月 23 日； 设计实质进行阶段： 2021 年 2 月 27 日- 2021年 5 月 28 日；1. 查阅文献，完成开题报告 3 周07.11.12 07.11.23）2. 文献检索、资料查阅 3 周08.2.27 08.3.17 ）3.甲醇生产工艺流程设计挑选与论证2 周08.3.18 08.3.31 ）4. 工艺运算 2 周08.4.1 08.4.14 ）5.定型设备的挑选与非定型设备的设计运算2 周08.4.15 08.4.28）6甲醇生产车间设备布置2 周08.4.29 08.5.12）7.

5、设计绘图 1 周08.5.13 08.5.19）8.环保设计、经济效应估算、设计评析3 天08.5.20 08.5.22）9. 编写设计说明书、核对校正、检查1周08.5.23 08.5.26 ）10. 答辩预备 2天，蒸气相对密度1.11 空气 =1，熔点 -97.8 ，沸点 64.7 ，闪点 1.3287 ，表面张力25） 45.05mN/m，蒸气压 20）12.265kPa ，粘度 20） 0.5945mPa.s ；能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶；蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限为6.0% 36.5%体积比）；1923 年德国 BASF公司领先用合成气在高压下实

6、现甲醇的工业化生产，直至1965 年， 其期间这种高压法工艺是合成甲醇的唯独方法；于 1966 年后，随着甲醇工业化生产的进展，各种甲醇生产方法相继显现；1966 年英国 ICI公司开发了低压法工 艺，接着又开发了中压法工艺；1971 年德国的 Lurgi公司相继开发了适用于自然气渣油为原料的低压法工艺；由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器 生产才能方面具有明显的优越性，所以从70 岁月中期起，国外新建装置大多采纳低压法工艺；世界上典型的甲醇合成工艺主要有英国的ICI 工艺、德国的 Lurgi 工艺和日本的三菱瓦斯化学公司 MCC）工艺；目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热

7、效率高、生产成本低的显著优点，特殊是 LPMEOHTM工艺，采纳浆态反应器，特殊适用于用现代气流床煤气化炉生产的低 H2/CO CO2）比的原料气，在价格上能够与自然气原料竞争；我国甲醇工业化生产始于 1957 年；50 岁月末在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置； 60 岁月建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺； 70 岁月四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的 95 千吨年低压法装置，采纳英国ICI 技术； 1995 年 12 月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200 千吨年甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺当投产，

8、标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步；2000 年，杭州林达公司开发了拥有完全自主学问产权的JW 低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被 ICI 、Lurgi 等国外少数公司所垄断的局面，并在2004 年获得国家技术创造二等奖； 2005 年，该技术胜利应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上；甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳- 化学的基础产品，在国民经济中占有特别重要的位置；近年来，随着甲醇下游产品的开发，特殊是甲醇燃 料的推广应用，使甲醇的需求逐年大幅度上升；为了更好地满意经济进展对甲醇产品的需求，较好的利用自然气资源，挑选“甲醇生产工艺设计”作为毕业设计课题，目

9、的在于通过对该课题的设计，把握和熟识甲醇生产过程各环节，更好地开展甲醇生产 方法讨论和开发甲醇生产工艺，为资源利用、产品优化探究新途径；本设计选用的课题：“ 30 万 t/a 甲醇生产车间工艺初步设计”；依据“任务书” 规定的设计内容，进行生产方案、工艺流程设计，工艺运算和生产设备设计等；本设 计遵循：“符合国情、技术先进、经济环保”的原就，在综合分析诸多甲醇生产方法 的基础上， 采纳“以自然气为原料，经脱硫- 二段转化 - 合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇”的技术路线；精甲醇的生产采纳：“三塔精馏工艺”；此外，即严格掌握“三废”的排放、空气中甲醇的含量以及保证生产安全、环境卫生

10、 等方面参照国内外先进体会和方法；三、生产方案与工艺流程设计3.1 生产方案确定在自然气经加热到 380 400时，进入填装有钴钼催化剂和氧化锌的脱硫罐中脱去硫化氢及有机硫，使硫含量降到0.5 微克每克以下，接着原料气配入水蒸气后于400下进入转化炉的对流段，进一步预热到500 520，然后进入装有镍催化剂的转化管，在管内连续被管外的燃烧气加热，进行转化反应；离开转化管底部的温度为 800 820，经吸取一些热量以后，使温度升到850 860，并配入少量水蒸气，然后与 450的红旗混合进入二段转化炉，在顶部燃烧区燃烧，放热，温度升6到 1200左右；再通过催化剂床层连续转化并吸热，然后离开二段

11、转化炉，即得所需合成气，合成气此时成分含量为CH 4 0.19% ， H268.81% ， CO27.07% ， CO 23.45% ， N 20.33% ，Ar0.09% ； 然后合成气经热量吸取后，被压缩到5.14Mpa，加热为 225后输入固定管板列管合成塔反应，合成塔出口甲醇浓度为3.0 4%；出塔合成气与入塔气换热后进入甲醇冷却器；用水冷却至40以下以冷凝出甲醇；合成气于分别甲醇后 循环使用；甲醇分别器出来的粗甲醇经过三塔精馏，产品纯度可达到99.9%，即得合格的精甲醇产品；3-2 工艺流程设计与论证经综合分析 甲醇生产的各种工艺路线，本设计选用：以自然气为原料，经脱硫 -二段转化-

12、合成气，在低压下、固定管板列管合成塔中合成甲醇；精甲醇的生产采纳“三塔精馏工艺”的技术路线；3-2-1 工艺流程简图自然气脱硫自然气变为合 成气甲醇合成甲醇精馏图 1 自然气甲醇的简洁工艺流程工艺流程简述： 第一是采纳凯洛格法气化工艺将原料自然气转化为合成气；原料自然气先用 ZnO 脱硫，再通过二段转化炉变为合成气；其次就是甲醇的合成，将合成气加压到 5.14Mpa，升温到 225后输入列管式等温反应器中，在C302 催化剂的作用下合成甲醇，再就是甲醇的精馏，本工艺采纳三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇7；3-2-2 C302 甲醇催化剂的主要特性：催化剂的主要化学组成： CuO 50%.Zn

13、O25%n . Al 2O3 4%，仍添加少量助剂 . 杂质 Na2O 100N/cm2；3-2-3 甲醇精馏工艺流程1、工艺流程简图：？）2、工艺流程简述：来自甲醇合成装置的粗甲醇 40， 0.4MPa），通过预塔进料泵，经粗甲醇预热器加热至 65，进入预精馏塔，预塔再沸器用0.4MPa 的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分别出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵 作为该塔回流液；预精馏塔底部粗甲醇液经加压塔进料泵进入加压精馏塔，加压塔再沸器以 1.3MPa 低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体0.6MPa,122）常常压塔再沸器后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔

14、回流槽，一部分精甲醇经加压塔回流泵,回到加压精馏塔作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器冷却后进入精甲醇计量槽中；加压精馏塔塔底釜液 0.6MPa ，125）进入常压精馏塔，进一步精馏；常压塔再沸器以加压精馏塔塔顶出来的甲醇气作为热源；常压精馏塔顶部排出精甲醇 气0.13MPa ， 67），常常压塔冷凝冷却器冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔， 另一部分打到精甲醇计量槽内贮存；产品精甲醇由精甲醇泵从精甲醇计量槽送至精甲 醇贮罐装置；3、工艺说明 ：1）为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳等腐蚀设备，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调剂粗甲醇溶液的PH 值；2）甲醇精馏系统各塔排

15、出的不凝气进入燃料气系统；3）由常压精馏塔底部排出的精馏残液经废水冷却器冷却至40后，由废水泵送到生化处理装置；4）由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中；精甲醇贮槽为两台30000m3 的固定贮罐，贮存量按 15 天产量计；五、物料衡算5-1 工艺技术参数235-1-1 合成工段的工艺参数参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺参数资料；详细数据为入塔压力5.14MPa，出塔压力 4.9MPa，副产品蒸汽压力 3.9MPa，入塔温度 225，出塔温度色度 铂钴），号510密度 ,0C64.0-65.5沸程 包括 64.6 0.10C） ,0C0.81.01.5高锰酸钾试验， min503020水

16、溶性试验澄清水分含量， %0.100.15酸度 以 HCOOH 计）， %0.00150.0030.005或碱度 以 NH 3 计）， %0.00020.00080.0015羰基化合物含量 以 CH 2O 计）， %0.0020.0050.01蒸发残渣含量， %0.0010.0030.00555-1-3 原料自然气规格原料自然气的成份分析为 V% ：CH4 97.93、C2H6 0.71 、C3H8 0.04、 CO 2 0.74 、N2 0.56 其他杂质 0.02；5-2 精馏工段工厂设计为年产精甲醇 30 万吨，开工时间为每年 330 天，采纳连续操作，就每小时精甲醇的产量为 37.89

17、 吨，即 37.89 t/h；通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家准；三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%；就入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量0.97=39.06t/h；由粗甲醇的组成通过运算可得下表：表 2 粗甲醇组成一级标37.89255；年产 300000 吨甲醇，年开工日为330 天，日产为 909.09 吨，建设期为 2年；5-1-2 产品质量标准本产品精甲醇）执行国家 GB33892 标准，详细指标见表 1： 4表 1 产品指标指标项目优等品一等品合格品/组分百分比产量甲醇93.40%1220.25kmol/h即 27333.6m3/h二甲醚0.42%3.81

18、kmol/h即 85.5 m3/h高级醇 以异丁醇计）0.26%1.47kmol/h即332.91 m /h高级烷烃 以辛烷计）0.32%1.17kmol/h即 26.28m 3/h/h水5.6%130.08kmol/h即 2913.54 m3粗甲醇100%41.82t/h注：设计中的体积都为标准状态下的体积运算方法 ：粗甲醇 =39.06 / 0.9340 = 41.82 t/h二甲醚= 41.82 1000 0.42% = 175.64 kg/h即 3.81 kmol/h 85.5m3/h高级醇 以 异丁 醇计 ） = 41.82 1000 0.26% =108.72kg/h即1.47km

19、ol/h , 32.91 m3/h高级 烷烃 CO2+3H2 =CH3OH +H2O2副反应 2CO+4H2= CO+3H2=CH4+H 2O44CO+8H2=C4H9OH+3H2O5CO2+H2=H2O+CO68CO+17H2=C8H18+8H2 O 75-3-2 工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52 m3 标态）的甲烷， 即设计中每小时甲烷产量为 2.85 kmol/h ，63.57 m3/h；5-3-3 由于甲醇入塔气中水含量很少，忽视入塔气带入的水；由反应3）、4）、5）、6）得出反应 2）、7）生成的水分为：130.082.85 3.81 1.47 31.17 8

20、= 109.59kmol/h由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以运算中忽视反应 2）；就反应6）中由二氧化碳反应生成了 109.59 kmol/h，即 2454.81 m3/h 的水和一氧化碳；5-3-4 粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表：表 3 每吨粗甲醇中合成气溶解情形气体H2COCO 2N 2ArCH 4溶解量 m3 /t 粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680就粗甲醇中的溶解气体量为：H2 = 41.824.364 = 182.50m

21、3/h即 8.16kmol/hCO=41.82 0.815= 34.08m3/h即 1.53kmol/hCO2 =41.82 7.780 = 325.26m3/h即 14.52kmol/hN2 =41.82 0.365 =15.27 m3/h即 0.69kmol/Ar =41.82 0.243 = 10.17m3/h即 0.15 kmol/h反应 6）3m /h26.28210.30反应 7）m3/h2454.81CH4 =41.82 1.680 = 70.23m3/h即 3.15kmol/h5.3.5 粗甲醇中甲醇扩散缺失40时, 液体甲醇中释放的溶解气中 , 每立方 M含有 37014g

22、的甲醇, 假设减压后液相中除二甲醚外 , 其他气体全部释放出，就甲醇扩散缺失G =182.5+325.26+34.08+15.27+10.17+70.23） 0.037014=23.7kg/h即 0.74kmol/h， 16.58 m3/h5.3.6 合成反应中各气体的消耗和生成情形表 5 合成反应中消耗原料情形注：括号内的为生成量；反应1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量表 6 合成反应中生成物情形生成项单位生成物组分CH 4CH 3OHCH 3O） 2C4H9OHC18H 18H 2O表 4 弛放气组成气体CH 3OHH 2COCO 2N2ArCH 4组成0.61%81.82%

23、9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%消耗项单位消耗原料气组分反应 1）m3/hCO24878.79CO2H 249757.58N2Ar反应 3）m3/h171.0342.00反应 4）3m /h63.57190.71反应 5）m3/h131.61263.28反应 6）m3/h210.30反应 7）m3/h2454.81）2454.812454.81反应 1）m3/h24878.79反应 3）m3/h85.5085.50反应 4）m3/h63.5763.57反应 5）m3/h32.9198.70表 7 其他情形原料气消耗扩散的甲醇m /h16.5633.15弛放气m3 /h9.16

24、% G3.11% G81.20%G3.21% G0.82% G1.89% G驰放气中甲醇m3 /h0.61% G1.22% G消耗项单位消耗原料气组分粗甲醇中溶解m /h33CO34.08CO 2325.26H2182.50N 215.27Ar10.17CH 470.23注： G 为驰放气的量，m3 /h；5.3.7 新奇气和弛放气气量的确定CO 的各项消耗总和 = 新奇气中 CO 的量，即24878.79+171.00+63.57+131.61+210.30 2454.81+34.08+16.56+0.61%G+9.16%G=23051.1+9.77%G同理，原料气中其他各气体的量=该气体的

25、各项消耗总和，由此可得新奇气体中各气体流量，如下表：组分单位CO表 8 新奇气组成CO 2H 2N2ArCH 4气量m /h323051.1+9.77%G2780.07+3.11%G53672.1+82.42%G15.27+3.21%G10.17+0.82%G6.66+1.89%G新奇气m /h379534.08+1.0183G新奇气中惰性气体 N2 + Ar ）百分比保持在 0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变， N2 + Ar） =25.44+4.03%G， 就79534.08+1.0183G=气体CH 4H2COCO 2N2Ar组成0.19%68.81%27.07%3.45%0.3

26、3%0.09%气量 m3/h168.5460731.5823888.073046.53290.2580.435.3.8 循环气气量的确定G1 =G 3+G4+G5 +G6G7 G8式中： G1 为出塔气气量 ； G 3 新奇气气量； G4 循环气气量 ；G5 主反应生成气量； G6 副反应生成气量；G7 主反应消耗气量； G8 副反应消耗气量；G5= 24878.79+16.56+0.61%8566.80=24947.60G6= 85.50+85.50+63.57+63.57+32.91+98.7+26.28+210.30+2454.81+2454.81=5575.8 G7=24878.79+

27、4976.58+16.56+33.12+0.61%8566.80 3=74842.83 G8=171.00+342.00+63.57+190.71+131.61+263.28+210.30+446.91+2454.81+2454.81=6728.94已知出塔气中甲醇含量为 5.84%，就/23888.07+39838.77=0.3620即 36.2% CO2 单程转化率： 2454.81/3046.53+13526.04=0.1481即 14.81%5.3.10 入塔气和出塔气组成G1 =G 3+G4+G5+G6 G7G8=472268.82m3/h ；21083.34 kmol/hG2= G

28、3+G4 =523178.7m3/h ；23356.2 kmol/h G2 为入塔气气量表 12 入塔气组成气体CH 3OHH 2COCO2N2ArCH 4组成 0.06%79.11%12.18% 3.17%2.72%0.70%1.60%气 m3/h2653.02 413887.563726.8416572.57 14251.23 3646.808388.54量 kmol/h 13.32 18477.122844.96739.86636.21 162.81386.49表 13 出塔气组成气体H 276.29%COCO 2N2ArCH 3OH组成气 m3/h8.61%2.93%3.02%0.77

29、% 5.84%360294.6340657.5613851.3314251.233646.827600.63量 kmol/h16084.591815.06618.36636.81162.811232.16气体CH 4CH 3O） 20.018%C4H 9OHC 18H 18H 2O组成1.79%0.007%0.006%0.62%气 m3/h量 kmol/h8452.11 85.5 32.91 26.28 2912.28377.28 3.811.471.17130.02运算过程 ：入塔气 CO=循环气中 CO+新奇气中 CO即 23888.79+39838.77=63726.84 m3/h同理可

30、得其他气体气量；出塔气中 CO=入塔气中 CO反应消耗的 CO+反应中生成的 CO即 63726.84 24878.79 171.00 63.57 131.61 210.30 16.56 0.61% 8566.80+2454.81=40657.56 m3/h同理得其他气体气量5.3.11 甲醇分别器出口气体组成的确定分别器出口气体组分 =循环气气体组分 +弛放气气体组分；就分别器出口气体中CO 气 量= 循 环气 中 CO + 弛 放气 中 CO = 39838.68+784.71=40623.48 m3/h 即1813.56kmol/h ；同理可算得其他气体的气量；表 14 分别器出口气体组

31、成气体 CH 3OHH 2COCO2N2ArCH 4组成 0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气 m3/h 2705.46 360112.02 40623.75 13792.80 14235.663636.87 8381.85量 kmol/h 120.7816076.43 1813.56615.75 635.52162.36374.19表 15 入塔气组成气体CH 3OHH 2COCO 2N2ArCH 4组成0.06%79.11%12.18% 3.17%2.72%0.70%1.60%气 m3/h2653.02 413887.5 63726.84 16572.

32、57 14251.23 3646.80 8388.54量 kmol/h 13.32 18477.122844.96739.86636.21162.81 386.495.4 原料运算合成气总含 C 量 a=13.32+2844.96+739.86+386.49=3984.63kmol/h每立方 M 自然气中 C 含量 ：b=197.930.710.711.35530.042.01020.741.9760）100=0.044461kmol/m316.04330.0744.09744.010就每小时自然气用量 C=a/b8.96 104m3/h燃料用自然气 8.7103 m3/h，总用量 9.83

33、104m3/h六、能量衡算6.1 合成工段热衡算6.1-1 合成塔的热平稳运算运算公式全塔热平稳方程式为： Q1 +Qr = Q2 + Q3 + Q 1 ）式中： Q1入塔气各气体组分焓， kJ/h；Qr 合成反应和副反应的反应热， kJ/h； Q2 出塔气各气体组分焓， kJ/h；Q3 合成塔热缺失， kJ/h； Q沸腾水吸取热量， kJ/h；Q1= G1Cm1Tm1）2）3式中： G1 入塔气各组分流量， m/h ；3Cm1 入塔各组分的比热容， kJ/m .k ）；Tm1 入塔气体温度， k；3Q2= G2 Cm2Tm2）3）式中： G2 出塔气各组分流量 m/h ；2Cm出塔各组分的热

34、容， kJ/m3.k ）；Tm2 出塔气体温度， k；Qr= Qr1 +Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr7 4）式中： Qr1 、Qr2 、Qr3 、 Qr4、 Qr5 、Qr6、分别为甲醇、甲烷、二甲醚、异丁醇、辛烷、水的生成热， kJ/h；Qr7二氧化碳逆变反应的反应热， kJ/h Qr=Gr H5） 式中： Gr各组分生成量， kmol/h ；H生成反应的热量变化， kJ/mol6.1.2 入塔热量运算通过运算可以得到 5.14Mpa，225时各入塔气气体的热容，依据入塔气各气体组重量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表：表 16 甲醇合成塔入塔热量气体CH 3OHH 2

35、COCO 2N2ArCH 4热容 kJ/kmol.k气量 kmol /h） 67.0429.5429.8844.1829.4725.16 46.8213.3218477.12 2844.96739.86636.2162.81374.49入塔热量 kJ/h.k ） 895.98545814.1285010.8832687.0118749.14096.2917533.62入塔热量合计为 704784.00 kJ/生成的热量 ,按反应 1、3、4、5、6、7、生成的热量如下表 :表 17 甲醇合成塔内反应热气体CH 3 OH CH 3 2OC 4H 9OHC 8H1 8CH 4CO生成热 kJ/mo

36、l 102.3749.62200.39957.98115.69 42.92生成量 kmol /h 1220.253.811.471.14130.08109.59反应热 kJ/h124916992.5 189052.20294573.301120836.6015048955.20 4703602.808反应热合计 Q1=1.369 10 kJ/h6.1.4 塔出口气体总热量运算表 18 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量气体H 2COCO 2N 2ArCH 3OH热容 kJ/kmol.K ） 29.5630.0145.0429.6125.1672.05气量 kmol/h 16084.591815.06618.36636.21162.811232.16出塔热量 kJ/h