毕业设计,(化工-甲醇氧化生产甲醛)

摘 要

该甲醇氧化生产甲醛的设计采用银催化剂的“甲醇过量法”也称“银催化法”制甲醛的工艺，甲醇氧化生产甲醛工艺的计算包括去除硫、氯等有害杂质、氧化脱氢工段进行设计计算，从最初的可能出现的过程到甲醛生产的开工和产品，其制造过程的资料信息，比如说设备参数，生产原材料的材料的介绍，花费消耗，物化性质都需要进行设计。并且绘制了工艺流程图，设备布置图。他们给出了过程的完整的技术描述。

说明书中对甲醛生产的过程的操作说明和设备设计给出了一步接一步的详细说明。设计过程包括三个部分：即物料衡算、热量衡算、设备计算。 在物料衡算的基础上，对整个装置进行了能量衡算，并通过衡算得出了装置加热蒸气量，软水耗量，入网蒸气富余蒸气量以及吸收工段各塔自身的循环量和冷却水耗量。其中对蒸发器、过热器、吸收塔、氧化器作了详细的热量衡算。在物料衡算和热量衡算的基础上，对设备进行了选型，及经济分析核算，安全问题与市场消费情况进行一定程度的讨论。

Summary

The design of formaldehyde with methanol qxidation process adopt “methyl alcohol excessive law”of silver catalyct which call “silver catalyst law” too.I diddesigning on the base of production operation condition and production result.Technological calculate include getting ride of sulphur chlorine.etc which are harmful to the impurity; Information on manufacturing processes of formaldehyde,for example ,equipment parameters,materials of construction,cost and the physical properties of process materials are needed at all stage of design; from the initial screening of possible processes,to the plant start-up and production .To its response,ones thatget rid of sulphar,chlorine,etc,are harmful to the impurity,oxidine,deoxidation,section go on and design.and calcalute,draw process chart,equipment,assign and persued. They provide a complated technial descriptionof the process.

The explanation of design give the detailed step by step,instruction for operation of the process and equipment. The design process includes three parts ：material balance ,thermal balance and calculate of equipment。On the base of material balance ,we have had a balance to the prodution equipment of formaldehyde.It has been calculated that the quantities of heating steam waste of soft waste of water,residue steam of entrance vapor pipe,circulating reflux and waste of cooling water, Right evaporator, superheater and absorber oxidation made the heat balance. On the basis of the material balance and heat balance the right equipment selection, and the economic analysis of accounting, security issues and market consumption of a certain have made a degree of discussion .

第一章 总述

1.1概述

1.1.1.甲醛的物理性质

甲醛：福尔马林;Formalin; Methanal;Formaldehyde

性质：气体的相对密度1.067（空气=1）。液体的相对密度0.815(-20℃)。

熔点-92℃。沸点-19.5℃。易溶于水和乙醇。水溶液的浓度最高可

达55％，通常是40％，称作甲醛水，俗称福尔马林（formalin），

是有刺激气味的无色液体。保藏于冷处时，生成仲甲醛而变浑浊。

蒸发时也生成仲甲醛。加入8%-12%甲醇，可防止聚合。有强还原作

用，特别是在碱性溶液中。能燃烧。蒸气与空气形成爆炸性混合物，

爆炸极限7%-73%（体积）。着火温度约300℃。

1.1.2.甲醛的化学性质

甲醛分子结构中存在羰基氧原子和2-氢原子，化学性质活泼，能与许多化合物进行反应，声称许多化学产品。

1加成反应

有机溶剂中，甲醛能与单烯烃催化加成反应，生成二烯烃或者相应的醇类。

在碱性溶液中，甲醛与氰化氢加成反应生成乙腈醇，在HOCH2CN工业，用该反应制取氨基酸系列产品，俗称Mannich反应。在乙炔铜银催化剂的作用下，甲醛与单炔烃加成反应生成炔属醇。在碱性或中性条件下，甲醛与不饱和胺加成反应生成相对稳定的单甲醇基和二甲醇基的衍生物。，在碱性的条件下，醛还可以与含2个氢原子的醛和酮加成反应生成单羟甲基和多羟甲基醛。

2缩合反应

甲醛自身能缓慢进行缩合反应，生成低级的羟基醛、羟基酮和其他的羟基

化合物，在碱性的条件下，能加快反应的进行。甲醛还能与各种化合物进行缩合反应，著称ToUes反应，在碱性的条件下反应生成羟甲基化合物；在酸性条件下或其相进行缩合反应则生成甲烯基化合物衍生物。

3聚合反应

甲醛的特殊性质为自身容易聚合，但干燥的甲醛气体是十分稳定的，仅在同时出现部分沉淀。甲醛常发生的聚合反应有二聚反应。

4羰基化反应

在钴或铑催化剂的作用下，110℃，13-15Mpa条件下，甲醛与合成气进行

羰基化反应；在过渡金属催化剂，液体催化剂或者固体催化剂的作用下，甲醛与一氧化碳进行羰化反应；在羰基铑催化剂和卤化物促军作用下，甲醛和合成

气能进行因素化反应生成乙醛，进而生成乙醇。

5氧化反应

在低于300℃时无催化剂作用其分解速率相当缓慢。在400℃，分解速率

为每分钟0.44%，工业上看到的甲醛的分解归因于反应器壁效应或催化剂的作用。

6氧化反应

许多金属以及金属氧化物都能使甲醛还原成甲醇，甲烷或是甲醛深度氧为

甲酸，二氧化碳和水。

1.1.3.甲醛的用途

甲醛有着广泛的用途，其中约65％的消费量是用于生产甲醛树脂，主要

有脲醛树脂(胶粘剂、氨基塑料)、酚醛树脂(胶粘剂、酚醛塑料、杀车片)、蜜胺甲醛树脂(胶粘剂、蜜胺塑料)及其他各种甲醛树脂；其次是用于生产聚甲醛树脂、聚甲醛工程塑料，多聚甲醛，乌洛托品，季戊四醇，新戊二醇，三羟甲基丙烷，三羟甲基乙烷，二羟甲基丙酸，吡啶及其衍生物，炔醛法1，4一丁二醇及其衍生物(PBT、n 、PT．MEG、7-丁内酯、N一甲基吡咯烷酮( )、乙烯基吡咯烷酮、聚乙烯基吡咯烷酮)，二苯基甲烷异氰酸酯(MDI)，螯合剂(EDTA、NTA等)，聚乙烯醇(维尼纶)，甲缩醛，硝基烷烃衍生物(三羟甲基硝基甲烷、三羟甲基氨基甲烷等)，脲醛预缩液，缓释肥料大颗粒尿素)，纤维处理化学制品，纸张处理化学制品等等，有16个大类近几百个品种。同时甲醛在农药、医药、炸药和染料工业，还可做杀虫剂、消毒剂、溶剂和还原剂在农业上可做尿素一甲醛型缓效肥料。

1.1.4.甲醛工业的发展及需求状况

甲醛几乎都采用甲醇空气氧化法制得，按所用催化剂的不同类型，可分为

铁钼催化剂法和银催化剂法。国外现有甲醛生产装置中约70％使用银法工艺，近几年新建甲醛装置大部分采用铁钼法。采用铁钼催化剂工艺的甲醛装置一般生产能力较大，甲醇转化率可达95％ ～99％ ，甲醇消耗低，不需要蒸馏装

置，可以生产高浓度甲醛，甲醛成品中醇含量低、催化剂使用寿命长、一次性投资大、电耗高。银法工艺简单，投资省、调节能力强、产品中甲酸含量少，但是甲醇转化率低、单耗高、催化剂寿命短、对甲醇纯度要求高，甲醛成品中甲醇含量高，只能生产低浓度甲醛。

我国甲醛工业发展至今，在生产规模、产量、质量、技术等方面已有了很

大的进步，在不少方面也已达到或接近国际先进水平。但从总体看，我国甲醛工业还有待进一步的提高和发展。当前我国甲醛生产工艺现状甲醛生产方法主要有银法和铁铝法。铁铝法虽然甲醇单耗低，投资大、能耗高、催化剂费用高，

在我国很少采用。我国甲醛工业生产以银法为主，经过40多年的发展，经历了由浮石银催化剂到电解银催化剂的进步，经历了废热锅炉和尾气锅炉从无到有的进步经历了蒸发器由水蒸气加热到由热水或热甲醛加热的进步，从而形成了我国经典的银法甲醛设备及流程，即通常所说的传统银法工艺。

我国的甲醛消费量不大，主要用于脲醛树脂，其次用于制造乌烙托品和季

戊四醇。许多重要的甲醛衍生产品，如1，4-丁二醇，聚甲醛等的技术还没有达到工业化的要求，只是甲醛的用途受到局限，也限制了甲醛需求量的提高，但我国市场较大，未来的应用前景乐观。

1.1.5.甲醛的生产方法

1.尾气循环法

甲醛通过泵打入蒸发器,经加热蒸发甲醇气体进入混合器,空气由罗茨风

机送入空气预热器,经预热后进入混合器,并补充适量的水蒸汽进入混合器。当生产转入正常后,尾气系统用惰性气体将空气置换,然后由尾气风机循环部分

尾气使之通过预热器后进入混合器。混合气体经过滤净化处理进入铺装电解银固定床的反应器。设定各项气体的比例来控制反应温度,原料气经氧化脱氢反应生成甲醛气体。最后经吸收塔吸收,通过塔顶加水来控制成品浓度,产品由塔采出。

甲醇通过加热汽化为甲醇气体,控制系统按其氧醇比控制反应温度,使反

应在最佳状态下进行。工艺上采用尾气循环法,将部分反应热量由循环气带走。而传统工艺路线是将反应热全部由配料蒸汽带走, 由于采用了尾气循环法,

这样就可能制取37%以上的不同浓度的工业甲醛,以满足不同下游产品的需要。

2.传统银法

传统的银法是在甲醇空气爆炸极限以外操作，即在甲醇过量的条件进行操

作。因催化反应再常压和600-700℃下进行，发生脱氢和氧化两个主反应，

50-60%甲醛是由氧化反应得来的。

(1)CH32 △H = +20400kJ/kmol

(2)CH3OH+1/2022O △H = - 37400kJ/Kmol

甲醛生产工艺分为三个单元进行，首先是将原料甲醇和空气(氧气)混合成

符合反应比例的混合气，接着是将甲醇在催化剂的作用下，氧化、脱氢生成甲醛气，然后是将甲醛气用软水吸收并达到质量要求，成为甲醛水溶液产品。

3.甲缩醛氧化法

甲缩醛氧化法制取高浓度的甲醛由三步过程组成：甲缩醛的合成，甲醛与

水溶液缩合生成甲缩醛，反应温度60-90℃，甲醇与甲醛的摩尔比为2：1，使用固体酸催化剂；甲缩醛氧化，空气作氧化剂，反应温度诶200-400℃；高浓度甲醛的吸收与利用。

4.其他方法

制取甲醛还可以采用二甲醚氧化法，烷烃氧化法和甲醇脱氢法等。

1.2文献总述

1.2.1.甲醛工业的发展史

甲醛几乎都采用甲醇空气氧化法制得，按所用催化剂的不同类型，可分为

铁钼催化剂法和银催化剂法。国外现有甲醛生产装置中约70％使用银法工艺，近几年新建甲醛装置大部分采用铁钼法。采用铁钼催化剂工艺的甲醛装置一般生产能力较大，甲醇转化率可达95％ ～99％ ，甲醇消耗低，不需要蒸馏装

置，可以生产高浓度甲醛，甲醛成品中醇含量低、催化剂使用寿命长、一次性投资大、电耗高。银法工艺简单，投资省、调节能力强、产品中甲酸含量少，但是甲醇转化率低、单耗高、催化剂寿命短、对甲醇纯度要求高，甲醛成品中甲醇含量高，只能生产低浓度甲醛。

我国甲醛工业发展至今，在生产规模、产量、质量、技术等方面已有了很

大的进步，在不少方面也已达到或接近国际先进水平。但从总体看，我国甲醛工业还有待进一步的提高和发展。当前我国甲醛生产工艺现状甲醛生产方法主要有银法和铁铝法。铁铝法虽然甲醇单耗低，投资大、能耗高、催化剂费用高，在我国很少采用。我国甲醛工业生产以银法为主，经过40多年的发展，经历了由浮石银催化剂到电解银催化剂的进步，经历了废热锅炉和尾气锅炉从无到有的进步经历了蒸发器由水蒸气加热到由热水或热甲醛加热的进步，从而形成了我国经典的银法甲醛设备及流程，即通常所说的传统银法工艺。

1.2.2.甲醛生产工艺

当今，生产甲醛方法中几乎完全是采用甲醇气相氧化法，有两种基本的催化工艺，银催化剂催化工艺和金属氧化物催化工艺，统称银法和铁钼法。铁钼法是在空气过量条件下进行甲醇氧化反应，具有甲醇转化率和甲醛产率双高的优点，但生产装置投资费用较高。铁钼法中采用熔盐(NaNO3、NAN02、KNO3混合物)作导热载体的称“熔盐法”，主要在土耳其本国中使用。我国甲醛的生产主要是以银为催化剂进行甲醇的氧化。甲醛装置中以生产能力计算，银法约占 95％，铁钼法约占5％。

1 催化剂的选用与性质

甲醛生产有多种催化剂，有A g 及其合金类催化剂，V 2O 5 类催化剂，Fe-

Mo 类催化剂以及其他一些催化剂。国内多采用A g 催化剂, 这类催化剂活性高, 转化率大, 但选择性较差。

A g 催化剂具有较高的活性, 转化率可达97% 以上, 选择性也可达85%

以上, 但反应温度都较高。在640℃反应温度下, 使用电解A g 作催化剂, 甲

醇氧化制甲醛的转化率可高达97. 6% , 选择性达89. 2%。为进一步提高选择性, 可采用A g 合金催化剂, 但转化率会有些降低。如采用A g-Pb 合金催化剂, 组成为0. 005～ 0. 15: 1,比表面积

为9111%。前苏联还有一种新型催化剂D- 53, 其组成为35%～ 70%A gˆ浮石, 可以得到87%～ 91%的转化率和92%～ 94% 的选择性。

2 银催化剂氧化法

银法有两种工艺流程，一种是带有甲醇蒸馏回收流程，简称循环工艺。另

一种是不带甲醇蒸馏回收流程，简称非循环工艺。两种流程的选用依据主要是终产品甲醛的纯度。循环工艺是不完全转化法，甲醇转化率较低，但产品甲醛浓度高，醇含量低，且可根据用户的需求随时调节产品甲醛浓度和醇含量。我国还自主开发了“本征控制银法工艺”和“尾气循环法工艺”。非循环银法工艺的甲醛生产成本和投资费用双低(包括折旧和投资偿还ROI)，但其产品甲醛浓度不高且醇含量较高，最高醇含量可达5％(w．)。相反，铁钼法和循环银

法工艺的甲醛浓度都可达55％，醇含量低于1％(w．)。

银催化法又称甲醇过量工艺，利用两种主要反应：脱氢和部分氧化，将甲

醇转化成甲醛，主要反应如下：

(1)CH32 △

H = +20400kJ/kmol

(2)CH322O △H = - 37400kJ/Kmol

副反应：⑴CH3

2 + 2H2O + 673. 90kJ/Kmol

⑵CH3

22O + 391. 75 kJ/Kmol

⑶CH324 + 2H2O + 115. 37kJ/Kmol

甲醛生产工艺分为三个单元进行，首先是将原料甲醇和空气(氧气)混合成

符合反应比例的混合气，接着是将甲醇在催化剂的作用下，氧化、脱氢生成甲醛气，然后是将甲醛气用软水吸收并达到质量要求，成为甲醛水溶液产品。

甲醛生产尾气中含有H2 、CH4 、CO 等可燃气体,如果直接排放,不仅污染

环境,而且也是一种能源的浪费,设置废气气燃烧炉就可以同时解决以上问题。

在反应过程中，严格控制各工艺参数，在考虑产量、反应机理及安全生产

等因素的情况下，氧醇比控制在0.410～0.425 之间，反应温度控制在635~645!之间，空气流量控制在3000～4200Nm3/h 左右，过热温度110～125!,可得到

醇含量较低的甲醛产品。提高催化剂的制备技术，设计合理的催化剂铺装方法可得到醇含量较低的甲醛产品。选用优等甲醇原料，对原料混合气进行过滤净化，保证原料混合气的纯度，减少反应系统中的挥发硫化物、氯化物和铁化物的含量，避免冷凝水和尘埃等矿物质进入反应系统，最后经吸收塔进行循环吸收，能得到醇含量较低的甲醛产品。 1.2.3甲醛的用途

甲醛有着广泛的用途，其中约65％的消费量是用于生产甲醛树脂，主要有

脲醛树脂(胶粘剂、氨基塑料)、酚醛树脂(胶粘剂、酚醛塑料、杀车片)、蜜胺甲醛树脂(胶粘剂、蜜胺塑料)及其他各种甲醛树脂；其次是用于生产聚甲醛树脂、聚甲醛工程塑料，多聚甲醛，乌洛托品，季戊四醇，新戊二醇，三羟甲基丙烷，三羟甲基乙烷，二羟甲基丙酸，吡啶及其衍生物，炔醛法1，4一丁二醇及其衍生物(PBT、n 、PT．MEG、7-丁内酯、N一甲基吡咯烷酮( )、乙烯基吡咯烷酮、聚乙烯基吡咯烷酮)，二苯基甲烷异氰酸酯(MDI)，螯合剂(EDTA、NTA等)，聚乙烯醇(维尼纶)，甲缩醛，硝基烷烃衍生物(三羟甲基硝基甲烷、三羟甲基氨基甲烷等)，脲醛预缩液，缓释肥料大颗粒尿素)，纤维处理化学制品，纸张处理化学制品等等，有16个大类近几百个品种。同时甲醛在农药、医药、炸药和染料工业，还可做杀虫剂、 消毒剂、溶剂和还原剂在农业上可做尿素一甲醛型缓效肥料。

1.3设计任务的依据与项目来源

在指导老师张老师的指导和实地参观实习和所学知识的基础进行年产

4000吨甲醛车间生产工艺的设计。

1.4设计产品所需要的主要原材料规格水电气的供应等

1.4.1 甲醇的规格

外观无色透明，炭化实验不变色；酮醛的最大含量小于等于0.003%，酮

的最大含量小于等于0.001%，乙醇的最大含量小于等于0.001%，酸度（折合成醋酸计）含量小于等于0.003%，碱度为小于等于0.003%，水分含量小于等于0.15%，不挥发物质的含量小于等于0.001mg/100ml。

1.4.2 水电气的供应

本厂所需要的水主要为自来水，所需用电为380V工业用电。厂内的锅炉为节能式，尾气热量经过吸收循环使用，尾气经过净化排入空气。

第二章 生产工艺流程和生产方案的确定

甲醛的生产采用银催化法，甲醇经过滤后进入蒸发器，控制一定的液位和蒸发温度，空气鼓泡与甲醛混合，再配入水蒸气形成混合气进入氧化反应器。 氧化反应器中甲醇氧化反应生成甲醛气，回收反应气热量并冷却反应气，为甲醛生产的中心设备。结构形式分为三段组合，上段为氧化室，内填银催化剂，中段为回收热量的列管式废热锅炉，下段为列管式冷却器。甲醇的氧化、反应热量的回收利用、反应气的冷却三个过程由一台设备完成。其优点是简化了工艺流程，特别是各过程的温度控制方便，减少了热损失，设备及安装费用相对降低。

采用了双塔串联吸收流程，其优点是第一吸收塔主要用来保证甲醛产品的质量，并最限度的提高产量；第二吸收塔的下段充分吸收甲醛余气，上段彻底吸收尾气中的有用成份，减少排放损失，降低原料消耗。和单塔吸收流程比较，两塔分工明确，液体循环量少，既保证了吸收效果，易提高甲醛液的浓度，又方便于操作。

第三章 工艺流程简述

甲醇经过滤后进入蒸发器，控制一定的温度与空气混合，配成一定的蒸汽形成三元混合气体，过热至100—140℃，除杂质后进入氧化反应器，反应温度为640℃；采用性能较好的电解银催化剂，脱氢生成甲醛，反应产物立即骤冷至230℃，在进一步冷却至80—90℃进入吸收系统。吸收后的产品由塔底排出，未吸收的甲醛及其他气体进入第二吸收塔，进行再次吸收，部分甲醛液回流，尾气进入尾气锅炉作燃料。

第四章 工艺计算书

4.1物料衡算

设已知条件

生产规模：4000t /a37%的甲醛水溶液

生产天数：300天

尾气

产品

氧醇比：0.375

单耗：每450kg甲醇生产1t甲醛

氧气浓度：O221%(v), N277.16%, H2O1.84%

甲醇浓度：98%

配料浓度：58%

1．产量： 4000/(300×24)=0.556t/h

其中各组分为：

CH2OH:5560.37205.79kg6.8524kmol

CH3OH:5561.0168.896kg0.278kmol

HCOOH:5560.00030.1668kg0.003626kmol

H2O:556205.798.8960.1668341.3652kg18.96kmol

总的分子数为：6.85240.2780.00362618.9626.094026kmol

2．甲醇投入量：5560.450250.2kg7.81875kmol

3. 空气投入量：

据氧醇比得： 0.3757.8187522.4

0.21312.75m313.962kmol

O2:13.9620.212.932kmol93.825kg

N2:13.9620.771610.773kmol301.644kg

H2O:13.9620.01840.257kmol46.26kg

4．尾气量: 13.9620.7716

0.74414.480kmol

其组分的含量：CO2:14.4800.0360.5213kmol22.9362kg

CO:14.4800.0040.05792kmol1.62176kg

CH4:14.4800.0020.02896kmol0.46336kg

O2:14.4800.0020.02896kmol0.092672kg

H2:14.4800.192.7512kmol5.5024kg

CH2O:14.4800.00050.007240kmol0.02172kg

H2O:14.4800.020.2896kmol5.2128kg

CH3OH:14.4800.00150.2172kmol0.69504kg

N2:14.4800.74410.773kmol301.65kg

5. 校核

(1).甲醛量

CH3OH+1/2O2 → CH2O+H2O ①

CH3OH → CH2O+H2↑ ②

CH3OH+3/2O2 → CO2↑+ 2H2O ③

CH3OH+O2 → CO↑+2H2O ④

CH3OH+H2 → CH4↑+H2O ⑤

CH3OH+O2 → CHOOH+H2O ⑥

据氧的衡算，由反应式①和上列有关反应式得到甲醛量为：32.9320.52310.057920.00362624.119kmol 2

反应式②和⑤得到的甲醛量为：0.027962.71522.78016kmol 甲醛的总产量为：2.780164.1196.89916kmol

尾气中带走的甲醛量为：0.007240kmol

因此实际的甲醛的产量为：6.899160.0072406.89192kmol

将其折算成37%的甲醛水溶液：6.89192/0.37=557kg

由此看出产品的产量与设计要求基本一致。

⑵.甲醇量

根据氧的衡算：

反应式①所消耗的甲醇的量：4.119kmol

反应式②所消耗的甲醇的量：2.7086kmol

反应式③所消耗的甲醇的量：0.5213kmol

反应式④所消耗的甲醇的量：0.05792kmol

反应式⑤所消耗的甲醇的量：0.02896kmol

反应式⑥所消耗的甲醇的量：0.003626kmol

尾气中带走的甲醇的量为：0.022kmol

产品中带走的甲醇的量为：0.2780kmol

因此甲醇的总耗量：

4.1192.78060.52130.057920.028960.0036260.0220.27807.8114kmol249.96kg

249.96449.59kg/t 556

449.59实物单耗： 458.755kg/t 0.98

此数据亦与上面给定的数据一致。 技术单耗：

⑶.水量衡算

尾气中带走的水：0.28960kmol5.2128kg产品中带出的水：18.96kmol341.28kg空气中带入的水：0.257kmol4.626kg

249.96249.965.1012kg0.2834kmol

0.98

反应生成的水：4.11920.52130.057920.0036260.02896

5.310kmol95.5085kg

按配料浓度58%计算，应加入的配料水蒸气量为： 249.96

249.965.10124.626171.278kg9.5655kmol 0.58

吸收塔加入的水量：

0.289618.960.2570.28349.51553.8837kmol69.9066kg

⑷. 吸收系统计算

设一塔的甲醛吸收率为90%，则一塔甲醛的吸收量为：

6.8991690%6.2092kmol186.2733kg

二塔甲醛的吸收量为：

6.899166.20920.0072400.6827kmol20.4803kg

又设二塔循环液中甲醛的浓度为15%，并设未转化的甲醇除了尾气带出 外，均在二塔吸收。则二塔循环液进入一塔的量为：

20.4803

136.54kg 0.15

⑸.各主要单元设备的物料衡算表(按每小时计)

表⑴ 蒸发器物料衡算表

表⑵ 过热器物料衡算表

表⑶ 氧化器物料衡算

表⑷ 第一吸收塔的物料衡算表

表⑸ 第二吸收塔物料衡算表

4.2热量衡算

1．甲醇蒸发器（按每小时计算）

在甲醇蒸发器中没有化学变化，只有相变热和显热，设进入蒸发器的空 气的温度为60℃，甲醇的进料温度为15℃，蒸发温度为47℃。 (1)原料甲醇和空气带入的热量

表⑹ 原料甲醇和空气带入的热量

（2

）相变热

甲醇的相变热：3.749×104KJ/mol 水的相变热： 4.417×104KJ/mol 则原料甲醇的相变热为：

7.81125×34.49×104+0.2833×4.417×104=30.535×104KJ (3)原料气带出的热量

表⑺ 原料气带出的热量

则需要补充的热量：30.5353.62333.426210430.7321104KJ 设蒸发器用热水加热，热水进口温度为70℃，出口温度为4℃，传热系

7047644720C,则

K220kcal/m2hC919.6KJ/m2hC，t

2

30.7321104

16.709m2；大约需要的水的量为 ： 传热面积A

919.62030.7321104

G12.242t 3

4.184706410

2．过热器,

为了防止液体析出，把原料气升温至120℃，同时配入蒸气 （1） 原料气带入的热量为的3.6233104KJ （2） 配料蒸气带入的热量

设加入的配料的水蒸气为120℃的饱和水蒸气，其热容

C134.64KJ/kmolC则热量为9.515534.641203.9554104KJ

（3） 三元气带出的热量

表（8） 三元气带出的热量 需要补充的热量为：13.56583.62333.95541045.9871104KJ 因此需要的表压为392.28Kpa的加热蒸气的量为：

5.9871104

27.978kg1.554kmol

2139.9

3．氧化器（包括急冷段） （1）三元气带入的热量为： （2）反应热（反应温度为640）

仍以前述例的6个反应为例，且令所有反应产物均为气态，则他们的反应热如表（9）所示

表 ⑼ 反应热

即反应放出的总热量为7.7745×105KJ

（3）冷凝器

转化气经急冷段后降温至90℃，由于转化气的非理想性，因此可以设冷凝量占产量的12%。即 55712%66.84kg

其中甲醛占30%：66.8430%20.052kg0.6684kmol 水占70%：66.8420.05246.788kg2.5993kmol 急冷段所产生的冷凝热如下表所示

表（10） 冷凝热

即冷凝水放出的总热量为14.889×104 ⑷转化气带出的热量

表⑾ 转化气带出的热量

氧化工段多余的热量为：

7.774510514.88910413.565810410.918541049.528105KJ

假设损失的热量为10%，则有9.52810590%8.5756105KJ的余热可供

利用。一般的生产厂除了其一部分产生热水做蒸发器的加热热源（此部分的热量为3.0732×105KJ）外，其余的可用于产生392.28Kpa的饱和蒸气。

设进入系统的软水温度为20℃，热水含量是83.85KJ/kg,表压为392.28Kpa的水蒸气热焓为2746KJ/kg,因此产生的蒸气的量为：

8.57523.0732105

274683.85

5.502105

206.675kg 2662.15

所产生的蒸气可以供给过热器加热和需要的配料蒸气，这两方面所用的蒸气的量为171.27827.978199.256kg，余下206.675199.32567.421kg/h的蒸气，，即该甲醛装置蒸气自给自余。每产生一吨37% CH2OH余下的

7.421/1.45.301kg表压为392.28Kpa的水蒸气，这些多余的水蒸气可以外输或

并入蒸气网。

4．吸收塔（包括1塔和2塔） ⑴. 转化气带入的热量10.91584×104KJ ⑵. 塔顶加水带入的热量

塔顶加入的水的量3.8837kmol，温度位20℃，Cp75.24KJ/kmol℃， 则加入的水带入的热量为3.883775.24200.584104KJ ⑶．相变热

生成的产品气体已有12%被氧化器的急冷段冷凝，余下的被吸收塔冷却， 冷却的产品量为：

HCHO:6.899160.66846.2307kmolCH3OH:0.2780.0036260.281626kmol H2O:18.962.599316.3607kmol

＃

＃

表⑿ 相变热

⑷．成品带出的热量

成品出料温度为70℃，Cp75.24KJ/kmol℃，则成品带出的热量为：

5573.17012.0869104KJ ⑸尾气带出的热量

则吸收工段共需要移走热量

10.915841040.584104107.19210412.08691.0926104105.51234104

KJ

设冷却水进口温度为20℃，出口温度38℃，则共需的冷却水量为：

105.51234104

4.1843832103

42.0301t

第五章 主要设备的工艺计算和设备选型

5.1设备的工艺计算

1．罗茨鼓风机 ①

操作条件：由外界将空气压缩指表压为0.05Mpa进入缓冲罐

② 用途及数量 ：压送空气；需要一台 ③ 操作流量：根据物料计算所需要的空气的量

13.96222.4312.75m3/h0.086875m3/s

P0.05Mpa10mmH2O0.05atm5.165mmH2O 功率：NQP0.0868755.165103

1021020.8

5.4989Kw

2．高位槽

计算每小时需要的体积流量为：

V

249.965.10

0.321m3/h791998

槽内的液体的体积不超过容器的V0.3211.50.4815m3/h

所有的容器都需要一定的裕度,V0.481510.150.5537m3储槽的高径比为2，因此得到d296mm,h592mm

3．蒸发器

① 操作条件：甲醇与空气先在加热段加热至80℃后，再到过热段加热至 100℃

② 用途及数量：使甲醇蒸发，并控制一定的温度与压力：需要设备一台 ③ 由热量衡算可知，需要补充的热量为30.7321×104KJ，取用Φ25×2.5的不锈钢管，材质为0Cr18Ni10Ti,每段管的长度为3m，由于传热面积

17

A=16.709m2,取A=17m2,则管子的根数为91根。

0.023.143

取管子的中心距t≥25+36=31m,∴T取32m 壳外缘与管间的距离e= 32+12=44mm

b1.n1.111

Dtb12e32111244408mm因此取蒸发器的直径为D408mm450mm

114Mpa 蒸发器的设计温度为Tc120C，因此查得的许用应力

t

设计压力Pc1.1P1.10.30.33Mpa塔体的厚度为S

PcDi2Pc

t



0.33450

1.33mm

21140.80.33

取腐蚀余量C2mmSd3.33mm圆整后Sn4mm该塔体可用4mm厚的0Cr18Ni10Ti钢板制作校核水压试验PT1.25P1.250.30.375MpaSeSnC422mm

s205MpaT

PTDiSe0.3758002

75.18Mpa

2Se22

0.9s0.90.8205147.6Mpa

可见T0.9s因此水压试验足够

根据JB/T4725-92支座标准选用蒸发器的支座为B型支座标准系列DN=450mm,允许载荷10Q/KN

∵300mm≤DN≤500mm,为了检查设备使用过程中是否产生变形，腐蚀等

现

象，可开设2个Φ75的手孔。 4. 氧化反应器

① 操作条件：进料器温度120℃，通过640℃的触媒层，甲醇反应转化成甲醛排出

② 用途及数量：甲醇在此氧化反应生成甲醛：需要设备一台 ③ 反应放出的热量为：7.7745×105KJ ④ 对急冷段的计算 ⑴求平均温度差

在催化层反应后，产品气体温度在650左右，经过急冷段后，温度降至180℃左右

⑵急冷段余热

由表⑾分析得到冷却后混合气体放出的余热为9.528×105KJ ⑶传热系数K的取值

因为在急冷段进行换热的流体是由气体到气体，传热系数

K120KJ/m2C

⑷传热面积的计算 由公式QKAtm计算

Q9.528105

44.129m2 ∴A

Ktm120179.93

⑸求管子数n

选用φ25×2.5的不锈钢管，材质为0Cr18Ni10Ti，每根的管长为3m

Ad均lnn

A44.129

234.2235根d均l3.140.023

其中因安排拉杆需要减少4根空位，因此实际管数应取231根 ⑹管子的排列方式为正三角形，管间距取a=40mm ⑺反应器壳体直径的确定

查表知b1.1n1.23117.118

l1.5d1.52537.5

因此Dab12e33181237.5703mm

圆整后取壳体直径D=750mm

Pc=1.1P=1.1×0.3=0.33Mpa

反应器的设计温度为Tc650C，因此查得的许用应力26Mpa设计压力Pc1.1P1.10.30.33Mpa塔体的厚度为S

PcDi2Pc

t

t



0.33750

5.996mm

2260.80.33

取腐蚀余量C2mmSd7.996mm圆整后Sn8mm该塔体可用9mm厚的0Cr18Ni10Ti钢板制作校核水压试验PT1.25P1.250.30.375MpaSeSnC826mm

s205MpaT

PTDiSe

2Se27

0.9s0.90.8205147.6Mpa



0.3757507

20.62Mpa

可见T0.9s因此水压试验足够

⑤ 反应器封头的选择

上下封头均选用椭圆形封头

S

PcDi20.5Pc

t



0.33800

6.37mm

2260.80.50.33

SdSC6.3728.37mm圆整后Sn9mm

根据JB/T4737-95标准，选择封头为DN800×8,曲面高度为h1=188mm，直边高度为h2=25mm ⑥ 接触层的计算

已知接触层的高度为h=0.03mm,直径为d=750mm ⑴气体流量

239.131.57222.4650273

052m83

273

239.10528V空0.662m43/s

3600

V

⑵接触层的体积 V

d2h

43.140.820.030.01536m3

4

V空V接触层



0.6624

43.125s1

0.01536

⑶气体通过接触层的空间速度为V⑦上下空间余量高度各取0.6m

因此氧化反应器的总高度为

H311882510320.25.626m 5．第一吸收塔

①操作条件：进气温度为80℃，出气温度为70℃，压力为表压，塔顶喷淋液温度为25℃，塔底喷淋液温度为40℃

②用途及数量：反应气体在反应温度下进入第一吸收塔，塔中循环喷淋，使气体冷却并吸收制取37%的福尔马林液；需要设备一台 ③塔径的计算

进气流量为G=36.7097kmol/h, 平均温度为75℃

36.709722.4273751

873.53m3/h

2731.2

873.5034

D0.786mm 3.1436000.5圆整后取D800mmV空塔截面积A



4

d20.5024m2

t

137Mpa第一吸收塔的设计温度为Tc60C，因此查得的许用应力

设计压力Pc1.1P1.10.040.0.044Mpa塔体的厚度为S

PcDi2Pc

t



0.044800

1.16mm

21370.80.044

取腐蚀余量C2mmSd3.16mm圆整后Sn4mm该塔体可用4mm厚的0Cr18Ni10Ti钢板制作校核水压试验PT1.25P1.250.040.05MpaSeSnC321mm

s205MpaT

PTDiSe0.058002

20.025Mpa

2Se22

0.9s0.90.8205147.6Mpa

可见T0.9s因此水压试验足够

④封头的计算

上下封头均选用椭圆形封头

S

PcDi20.5Pc

t



0.044800

1.05mm

21370.80.50.044

SdSC1.0523.05mm圆整后Sn4mm

根据JB/T4737-95标准，选择封头为DN800×4,曲面高度为h1=188mm，

直边高度为h2=25mm ⑤塔高的计算

对气体填料层的计算，80℃，气液平衡关系为y=0.4x，表示在塔内吸收掉99%的甲醛。甲醛混合气入塔流率Q=0.02029kmol/m2s,操作压力为P=101.325Kpa,,温度为333k，，塔顶，塔底的气液组成入下。

yb0.1879

0.1879

0.2313

10.1879

Ya10.99Yb10.990.23130.02313Ybya0.02367xa0xb0.2631

将以上数据代入物料衡算式GybyaLxbxaL

Gybya

0.0126

xbxa

用吸收因子法得到液气比L/G0.0126?0.020290.6111吸收因子：SL/mG0.6111/0.41.529脱吸因子：S1/A1/1.5290.654ymxa0.1879

b7.93

yamxa0.02367查图得NOG4

h01.20NOG1.244.8m

填料选用25252.5的拉西环，每段填料层的高度2.4m，共两段，

填料需要支撑物进行支撑 ，因此在填料下方设一 支撑板塔顶塔底空间高度 取Hd1.2m

封头的高度为Hb=188+25=213mm

经验式1.2h0HdHb1.24.821.20.213×2=8.586m

⑥ 液体喷淋量

采用莲蓬头喷洒器，通过在填料上方的进料管喷洒，液体经小孔分股喷出，莲蓬头直径一般为塔径的20%—30%，因此,d=800×0.2=160mm,小孔直径为3—15mm,取6mm，莲蓬头的安装位置应距离填料表面（0.5—1）D,安装高度为=800×0.5=400mm。 塔截面积A=0.5024m2

喷淋密度=

液体体积流量5.997

12m3/m2h

填料层截面积 0.5024

喷淋量=120.25123.0144m3/m2h液喷量=120.25123.0144m3/m2h

⑦ 液体再分布器

采用最简单的分配锥，塔径D=800mm

因此d小0.7800560m;再分布器的间距为H6D68004.8m所以，取H=2.4m

⑧ 接管的计算

⑴流体的进口接管内径气体进口流量V

V为流体体积流量，u为流体适宜流速 s

36.709722.4273601003m3/h

273

管内流体的流速在2040m/s之间，取u30m/s41003

108mm

3.14303600取用1336的接管d

17.7722922.427360485m3/h

273

管内流体的流速在2040m/s之间，取u30m/s气体进口流量V

4485

75.6mm

3.14303600取用895的接管d

液体进口接管直径：d=9mm， 取用142的接管 液体出口接管直径：d=20.9mm，取用283.0的接管 ⑵开孔补强

a液体进出口需要的补强面积

已知壳体的计算厚度S=0.16mm 开孔直径d=133mm 壳体名义厚度Sn=3mm 接管的名义厚度Snt=6mm c=2mm Se=Sn-C=1 Set=Sn-C=4mm St=St b接管的有效补强 B=2d=2×133=266mm

PcD02Pc

t



0.044800

0.161mm

21370.80.044

接管外侧的有效强度高度为h1dSnt628.2mm需要补强的面积为Ads1330.1621.28m2

可作为补强的面积为A1BdSeS26613310.16117.2m2A22h1SetStfr228.240.1611216.5mAeA1A2117.2216.5333.7m2

比较Ae与A，显然AeA,该开孔补强的强度足够

2

6．第二吸收塔

①操作条件：进口温度70℃，出口温度30℃，塔顶循环喷林液入口温度25℃，出口温度30℃，塔顶吸收段蒸馏水喷淋温度为25℃

②用途及数量：一塔未被吸收的气体在此继续吸收，塔中喷淋液分为两段。一段为塔底循环喷淋，另一段为最后吸收段，用蒸馏水喷淋；需要设备一台。

③塔径的计算

7030

50C2

17.7722922.4

273501V空356.053m3/h

2731.2温度取平均温度t

0.505m

取D=550mmd

④液体喷淋量

采用Φ25×25×2.5的陶瓷环作为填料，喷淋密度为9m3/hm2

塔截面积为A



4

液体喷淋量90.2375

d20.7852

0.55

2.m133h75

0.m22375

/

⑤填空高度：上层为2.4m泡罩，下层为2.4m的填料 7．甲醇泵

60.31m434h其/中的阻力损失取 Z=4m, 流量V0249.Hf=0.3152m He40.31520.54.8125m

综合考虑选用40F-16A泵，流量为6.55m3/h,扬程为12m，转速为2900r/min，效率为49%，功率为0.459kw。 8．回流泵

回流泵的阻力损失取与原料泵一样，]Hf=0.3152m,两截面处的大气压力P1=P2=0，两截面处的速率V1=V2，又柏努力方程式：

V12V22

0.50He1000.3152 推出He=108152m

2g2g

一塔回流泵选用40F-20A,流量为100m3/h ,扬程为32m，转速为2900r/min，效率为80%，电机功率为22Kw；二塔回流泵选用40F-20A，流量6.55 m3/h , 扬程为20.5m，转速为2900r/min，效率为44%，电机功率为0.875Kw。 9．热水泵

根据蒸发器的热水流量；又因为蒸发器的加热进口位置不高，查表选用65R-64A流量为26.9m3/h，扬程为55m，转速为2900r/min，效率为52%，电机功率为11Kw。 10．过热器

① 热量Q的计算：Q=5.9871KJ

t1Tt2142.912022.9

② 求平均温度差：t2142.94795.9

tm

t2t1

51.03Ct2lnt1

③ 因管外为蒸气冷凝，管内气体为混合气体传热，传热分子家较少，

总的传热较低，所以选取传热系数K为209.35KJ/m2h℃ ④ 传热面积的计算：AQ/Ktm5.6042m2 ⑤ 初步选定的型号

查表可知，气体在管内流动时，流体的范围在5-40之间，取V=20m3/h，采用ф25×2.5的不锈钢管，用材质为

0Cr18Ni10Ti钢板制作。根据And0L得到n=24根 Dab12e3261237.5235mm由此，选用的型号为G2738251

5.2设备选型

1．罗茨鼓风机

由计算的数据查表，可知选用L31WD型，其流量为4.07-14.24m3/min， 风压为9810-98070Pa，电功率为3-55Kw。 2．蒸发器 单程升膜式蒸发器 D=450mm

3．氧化反应器 由于甲醛有腐蚀性，草料应选用不锈钢，规格为D=750mm， H=5.68m

4．第一吸收塔 由于甲醛有腐蚀性，应选用不锈钢，规格为D=800mm， H=8.16m H填=4.8m

5．第二吸收塔 由于甲醛有腐蚀性，应选用不锈钢，规格为D=550mm， H=8.16m H填=2.4m 6．甲醛泵 40F-16A 7．回流泵 40F-20A两套 8．热水泵 65R-64A 9．过热器 G273-8-25-1

主要设备一览表

第六章 原材料、动力消耗定额及消耗量

原料消耗定额及消耗量表

动力（水电）消耗量定额及消耗量表

第七章 车间人员编制

1．1工作制度

化学产品一般为易燃易爆、有毒、有腐蚀性的，从保护工人身体健康

减少有毒对人的侵害方面考虑，采用四班三循环制，工作期间必须穿工作服、工作鞋，禁止吸烟。

为了方便生产和工人安全，工人必须：①按上下班身穿工作服，不许吸 烟。②上班时间严守工作岗位制度，严格按操作程序进行，做好纪录。 ③工人交接班时，接班人员务必检查上班人员的纪录与实际操作是否相符， 不符者不能接班，人员不在岗位者不能接班。同时，上班人员卫生不打扫者， 不能接班。④遇到问题时，工作人员应询问工程师，否则后果自负。 2．2车间编制

第八章 车间成品估算

1．电：工业用电费用0.5元/千瓦时 用电费用：20×0.5=10元 2．水：谁的价格为2元/吨 水费：（40+0.24）×2=80.48元 3．原料成本：甲醇的价格1400元/吨 费用：0.250×1400=350元/吨 4．折旧费：按原料成本的1/20计 350÷20=17.5元 5．维修费和管理费：按原料成本的1/20计 350÷20=17.5元

6．工人工资：按人均30元/天计 （30×15）/（24×1.7）=11.03元 7．理论产品车间成本：10+80.48+350+17.5+17.5+11.03=469.01元 8．实际产品车间成本：469.01×1.1=515.911元 9．工厂成本：515.911×1.1=567.502元

10．一年的毛利：4000×（1400-567.502）=3329992元 纯利润为：3329992×（1-20%）=266.4万元/年

第九章 甲醛生产控制分析

通过对生产原料、辅助原料、中间产品、成品、各副产品及三废的分析 检验来控制和指导生产，以降低成本，提高质量。 9.1原料分析 ①原料甲醇分析

工业甲醇是生产甲醇的主要原料，其技术要求和分析方法按GB338-8J 执行，分子式CH3OH，分子量32.042。 ②水质分析

甲醛生产中，需要大量的水蒸气参加反应，水的技术指标要求和分析方

法按GB1576-85《低压锅炉水质标准》

9.2中间控制分析

①甲醛水溶液中甲醛的含量的测定：试样与过量的中性强亚硫酸钠溶液作用，

生成NaOH，然后以酚酞作指示剂，用H2SO4标准溶液地盯生成的NaOH。 ②甲醛水溶液的密度的测定：用密度计法，所用密度计的分度值0.00059g/ml,

示值范围为1.050-1.100g/ml或1.100-1.150g/ml。

③甲醇的含量测定：按甲醛的含量和甲醛的溶液的密度，由表查出相应的含量。 ④酸度的测定：甲醛试样呈酸性，以溴百里酚蓝作指示剂，NaOH标准液滴定

可以得到。

⑤蒸发器中甲醇平衡浓度的测定：将甲醇溶液注入清洁而干燥的比重箱内，再

将此筒置于15℃的恒温水箱中，将洁净干燥的密度计缓缓放入甲醇溶液中，稳定后读数，查甲醇浓度对照表，得出甲醇的平衡浓度。

9.3 成品分析

工业甲醛溶液的技术指标和分析方法，按国家标准GB9009-88执行。

9.4尾气分析

主要成分：CO、CO2、O2、 CH4、H2、N2。我国甲醛的生产厂的尾气分析，一般采奥式气体分析或气相色谱法来完成。 ①奥式气体分析法

使混合气体与某种特定的试剂充分接触，这种试剂只能与混合气体中的某一种反应而定量吸收，其他组分不反应，根据前后反应气体的体积变化来测定其某一组分的含量。 ②气相色谱法

原理：尾气同载气进入色谱柱后，因各组分分配系数的不同，使：CO、

CO2、O2得到分离。不同的组分导热系数不同，所以各组分进入热导池鉴定器后，使已平衡的电桥发生偏移，在记录器上得到不同的色谱峰，同一组分的峰高与浓度成正比，和已知组分的峰高相比，计算出被测物质的组分含量。 第十章 安全生产与环境保护 1. 废气处理

一般工业废气的处理方法有五种：冷凝法、燃烧法、催化转化法、吸收法和吸附法。甲醛生产中为可燃气体，将尾气燃烧后，既消除了污染，又可产生蒸气，这些蒸气即可共甲醛装置自用，又可为外界使用，达到节约能源，化害为利的目的，对于甲醇循环中蒸发器的控制，一般采用冷凝法，即用冷却水喷淋甲醇储槽，使其温度下降，另外，在储槽顶部加呼吸阀，减少甲醇的蒸发量。 2. 废水的处理

废水中含有多种有毒的有害的和有用的物质，如果不经过处理而直接排走，不但污染环境，还造成资源的浪费，在工业上废水的处理常用生化需氧量和化学需氧量来表示水的污染程度和净化程度。

①在生产过程中尽量减少跑滴漏的现象，在甲醛生产中，甲醛循环泵容易漏甲醛液，一般采用内冷式机械密封泵，以减少泄漏。车间废水，一般要经过生化处理池进行净化。

②甲醛蒸发器底部的残液，可集中进行蒸馏，回收甲醇，然后再作为生产原料，或作为甲醛阻聚剂。

③甲醛生产中产生的中空分析残渣和成品分析的残液可进行集中处理，多余的分析样液在送入吸收塔作吸收液。 ④ 对于一般的残液，可用碱进行中和。 第十一章 存在的问题

11.1触媒中毒现象

若在生产中发现CO2升高或者降低，CO稍有增高吸收气中的甲醛降低

甲醇含量增高，首先调节氧化器的温度，没有效果，更换甲醇。

若在生产中发现CO2 ，CO较高，甲醛的含量升高，吸收气变坏，降低气 温较长时间仍不见好转，可能是铁及泥沙引起触媒中毒，或触媒已溶成块。 11.2局部燃烧现象

在生产中，若发现气温不均匀，CO2甲醛的浓度降低，CO,O2甲醇增高，

则可能发生局部燃烧，原因可能是蒸发器中的气相的比例改变，或蛇管漏水，触媒层穿孔所至，若为第一种，则应降低空气流量，暂开旁路，若为第二种，

只能停车。

11.3成品发绿现象

高温下CO2过多，被腐蚀为CuO进而形成铜盐，降低气温可逐渐改观。

11.4氧化器急冷段的缺陷与改进

急冷段的材质为LCr18NiTi,由于软税种Cl-1对不锈钢材质的腐蚀，在

650℃下，列管上端容易被腐蚀，形成列管拉裂，一台新的急冷段的使用寿命为2年。

改进：⑴改进结构的急冷段：双管式急冷段

椭圆管板式换热器

⑵改进材质急冷段：碳钢列管式急冷换热器

第十二章 设计体会和总结

随着毕业日子的到来，毕业设计从选题到查找资料，再到动手制作，足足花了好2个多月的时间。经过这些日子的努力毕业设计终于完成了。在没有做毕业设计以前觉得毕业设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做毕业设计发现自己的看法有点太片面。毕业设计是对前面所学知识的一种全面地结合，是对自己能力的一种提高。通过这次毕业设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己看着人家做就会了，但是既不是这样，只有通过自己亲自做一做，才能做到真正的明白，才能知道自己的不足在哪。通过这次毕业设计，我明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。

在这次毕业设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。

总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。此外，还得出一个结论，知识必须通过应用才能得到最大的效用。有些东西以为会了，但真正到用的时候才发现是自己知道的是模凌两可，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。

在此要感谢我的指导老师张文郁对我悉心的指导，感谢老师给我的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次毕业设计的最大收获

和财富，使我终身受益。

第十三章 主要参考文献

1．复旦大学化学系物理化学组编.电解银催化剂在甲醛生产中的应用.纺织工业社.1978;

2．陈声宗主编.化工设计.化学工业出版社.2001

3．田宝峰.甲醇循环法甲醛新生产工艺.化工催化剂及甲醇技术-2006年4期

4．李正清 王晓东. 我国甲醛生产消费及预测.甲醇与甲醛-2006年3期

5．娄爱娟编著.化工设计.华东理工大学出版社

6．戴自庚编著.甲醛生产.电子科技大学出版社

7．冯霄编著.化工原理科学出版社

8．郑晓梅编著.化工制图.化学工业出版社

9．廖巧丽、米镇涛编著.化学工艺学.化学工业出版社

10张琨编著.化工基本过程与设备.化学工业出版社