年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计

XX大学毕业设计设计说明书题目年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计学号XXXX姓名XXXX年级XXXX学院材料与化工学院系别材料系专业XX指导教师XXXXXXX完成日期XXXXXXXXXX摘要甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳一化学的基础产品，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着甲醇下属产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，甲醇的需求大幅度上升。为了满足经济发展对甲醇的需求，开展了此20万T/A的甲醇项目。设计的主要内容是进行工艺论证，物料衡算和热量衡算等。本设计本着符合国情、技术先进和易得、经济、环保的原则，采用煤炭为原料；利用GSP气化工艺造气；NHD净化工艺净化合成气体；低压下利用列管均温合成塔合成甲醇；三塔精馏工艺精制甲醇；此外严格控制三废的排放，充分利用废热，降低能耗，保证人员安全与卫生。关键词甲醇、合成、精馏。ABSTRACTMETHANOLISAKINDOFEXTREMELYIMPORTANTORGANICINDUSTRIALCHEMICALS,ANDAKINDOFFUELTOO,ITISTHEBASICPRODUCTSOFTHECHEMISTRYOFCARBONONEITISVERYIMPORTANTINNATIONALECONOMYINRECENTYEARS,WITHTHEDEVELOPMENTOFTHEPRODUCTSTHATAREMADEFROMMETHANOL,ESPECIALLYTHEPOPULARIZATIONANDAPPLICATIONOFTHEFUELOFMETHANOL,THEDEMANDFORTHEMETHANOLRISESBYALARGEMARGININORDERTOSATISFYECONOMICDEVELOPMENTSDEMANDSFORMETHANOL,HAVELAUNCHEDTHEMETHANOLPROJECTOFTHIS200,000T/AMAINCONTENTTHATDESIGNTOCARRYONCRAFTPROVE,SUPPLIESWEIGHINGAPPARATUSREGARDASWITHHEATWEIGHINGAPPARATUSCHARGINGETCTHEPRINCIPLEOFTHEDESIGNINLINEWITHACCORDINGWITHTHENATIONALCONDITIONS,TECHNOLOGICALLYADVANCEDANDAPT,ECONOMY,PROTECTINGENVIRONMENT,COALSISADOPTEDASRAWMATERIALSTHECRAFTOFGSPGASIFICATIONISUTILIZEDTOMAKEWATERGASTHECRAFTOFNHDPURIFICATIONISUTILIZEDTOPURIFYTHESYNGASTUBULARAVERAGETEMPERATUREREACTIONISUTILIZEDTOSYNTHESIZEMETHANOLKEEPINGINLOWPRESSURETHERECTIFICATIONCRAFTOFTHREETOWERSISUTILIZEDTORECTIFYMETHANOLINADDITIONCONTROLTHEDISCHARGEOFTHETHREEWASTESSTRICTLY,FULLYUTILIZEUSEDHEAT,REDUCEENERGYCONSUMPTION,GUARANTEETHEPERSONALSECURITYANDHYGIENEKEYWORDMETHANOL,SYNTHESIS,RECTIFICATION目录1总论111概述112设计的目的和意义313设计依据314设计的指导思想415设计的范围，装置组成及建设规模416原料煤的规格517产品质量标准52工艺论证621煤气化路线的选择622净化工艺方案的选择823合成甲醇工艺选择1124甲醇精馏173工艺流程2231GSP气化工艺流程2232净化装置工艺流程2333甲醇合成工艺流程3134甲醇精馏工艺流程3235氨吸收制冷流程344工艺计算3541物料衡算3542能量衡算455主要设备的工艺计算及选型5051甲醇合成塔的设计5052水冷器的工艺设计5453循环压缩机的选型5754气化炉的选型5755甲醇合成厂的主要设备一览表586合成车间设计5961厂房的整体布置设计5962合成车间设备布置的设计597非工艺专业要求5971公用工程5972安全卫生608三废处理6281甲醇生产对环境的污染6282处理方法639设计结果评价6410参考文献66致谢65附工程图纸1、甲醇合成厂总工艺流程图2、主设备结构图3、辅设备结构图4、生产车间设备布置图1总论11概述111甲醇性质甲醇俗称木醇、木精，英文名为METHANOL，分子式CH3OH。是一种无色、透明、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量3204，相对密度07914D420，蒸气相对密度111空气1，熔点978，沸点647，闪点（开杯）16，自燃点473，折射率2013287，表面张力（25）4505MN/M，蒸气压（20）12265KPA，粘度（20）05945MPAS。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60365（体积比）。化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。112甲醇用途甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少的原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醇也是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离。甲醇还是一种很有前景的清洁能源，甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一；另外燃料级甲醇用于供热和发电，也可达到环保要求。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低的优点，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。113甲醇生产工艺的发展甲醇是醇类中最简单的一元醇。1661年英国化学家R波义耳首先在木材干馏后的液体产物中发现甲醇，故甲醇俗称木精、木醇。在自然界只有某些树叶或果实中含有少量的游离态甲醇，绝大多数以酯或醚的形式存在。1857年法国的M贝特洛在实验室用一氯甲烷在碱性溶液中水解也制得了甲醇。1923年德国BASF公司首先用合成气在高压下实现了甲醇的工业化生产，直到1965年，这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。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天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能力方面具有明显的优越性，所以从70年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。世界上典型的甲醇合成工艺主要有ICI工艺、LURGI工艺和三菱瓦斯化学公司MCC工艺1。目前，国外的液相甲醇合成新工艺2具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，尤其是LPMEOHTM工艺，采用浆态反应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2COCO2比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。我国的甲醇生产始于1957年，50年代在吉林、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年代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年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95KT/A低压法装置，采用英国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200KT/A甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，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知识产权的JW低压均温甲醇合成塔技术3，打破长期来被ICI、LURGI等国外少数公司所垄断拥的局面，并在2004年获得国家技术发明二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。114甲醇生产原料合成甲醇的工业生产是以固体（如煤、焦炭）、液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其它可燃性气体）为原料，经造气、净化（脱硫）变换，除二氧化碳，配制成一定配比的合成气。在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件可单产甲醇（分高、中、低压法），或与合成氨联产甲醇（联醇法）。将合成后的粗甲醇经预精镏脱除甲醚，再精镏而得成品甲醇。自1923年开始工业化生产以来，甲醇合成的原料路线经历了很大变化。20世纪50年代以前多以煤和焦碳为原料；50年代以后，以天然气为原料的甲醇生产流程被广泛应用；进入60年代以来，以重油为原料的甲醇装置有所发展。对于我国，从资源背景看，煤炭储量远大于石油、天然气储量，随着石油资源紧缺、油价上涨，因此在大力发展煤炭洁净利用技术的背景下，在很长一段时间内煤是我国甲醇生产最重要的原料4。12设计的目的和意义由于我国石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已成为我国经济发展的关键。甲醇作为石油的补充已成为现实，发展甲醇工业对我国经济发展具有重要的战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（我国情况更是如此），而且煤制甲醇的合成技术很成熟。随着石油和天然气价格的迅速上涨，煤制甲醇更加具有优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配置科学、安全环保”的原则；结合甲醇的性质特征设计一座年产20万吨煤制甲醇的生产车间。通过设计可以巩固、深化和扩大所学基本知识，培养分析解决问题的能力；还可以培养创新精神，树立良好的学术思想和工作作风。通过完成设计，可以知道甲醇的用途；基本掌握煤制甲醇的生产工艺；了解国内外甲醇工业的发展现状；以及甲醇工业的发展趋势。13设计的依据131海南大学材料与化工学院2008届毕业设计选题年产20万吨煤制甲醇生产工艺初步设计任务书，见附件。132设计的基础资料（1）工艺流程资料参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺流程资料和参考由房鼎业主编的甲醇工学。（2）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。具体数据为入塔压力514MPA，出塔压力49MPA，副产蒸汽压力39MPA，入塔温度225，出塔温度255。14设计的指导思想以设计任务书为基础，适应我国甲醇工业发展的需要。加强理论联系实际，扩大知识面；培养独立思考、独立工作的能力。整个设计应贯彻节省基建投资，充分重视技术进步，降低工程造价，节能环保等思想，设计生产高质量甲醇产品。15设计的范围装置组成及建设规模151设计的范围（1）年产20万吨甲醇生产工艺流程的设计（2）物料衡算、热量衡算（3）主要生产设备设计计算与选型（4）环保措施（5）编写设计说明书（6）绘制设计图纸设计重点工艺流程的设计，工艺计算，合成塔设计计算与选型152生产和辅助车间设置1设生产车间4个煤气化车间包括原料煤的贮存、备煤加工处理、粉煤气化和空分。净化车间包括脱硫（常压粗煤气脱硫、变换气脱硫）、一氧化碳变换、脱二氧化碳及精脱硫。合成车间包括压缩、甲醇合成。精馏车间甲醇精馏和甲醇贮罐区。动力车间包括全厂供排水、锅炉供热、软水脱盐水、供电。2设辅助车间3个机修车间包括机修、电仪修理。综合楼包括中心化验室、质量检验、安全环保。综合仓库153建设规模生产能力年产20万吨甲醇，年开工日为330天，日产为60606吨，建设期2年。工作制度合成车间日工作小时为24小时，每日3班轮流替换，每班8小时连续生产，共4个班。厂址选择该厂建设在某煤矿附近，计划占地约140亩；厂房基建部分由某工程设计院设计。16原料煤规格原料煤的元素分析为C675；H40；O102；N065；S（可燃）173；S（不可燃）034；CL/（MG/KG）229；F/（MG/KG）104；NA/（MG/KG）2180；K/（MG/KG）292。17产品质量标准本产品（精甲醇）执行国家GB33892标准，具体指标见下表表1甲醇GB33892指标项目优等品一等品合格品色度（铂钴），号510密度（200C），G/CM30791079207910793640655温度范围0,101325PA，沸程（包括646010C），081015高锰酸钾试验，MIN503020水溶性试验澄清水分含量，0100150001500030005酸度（以HCOOH计），或碱度（以NH3计），000020000800015羰基化合物含量（以CH2O计），00020005001蒸发残渣含量，0001000300052工艺流程设计图1煤制甲醇的简单工艺流程甲醇合成合成气净化煤制合成气甲醇精馏首先是采用GSP气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD脱硫脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合成，将原料气加压到514MPA，加温到225后输入列管式等温反应器，在XNC98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇。然后利用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。21煤气化技术路线的选择煤气化技术按气化反应器的形式，气化工艺可分为移动床（固定床）、流化床、气流床三种。211移动床气化采用一定粒度范围的碎煤（5MM50MM）为原料，与气化剂逆流接触，炉内温度分布曲线出现最高点，反应残渣从炉底排出，生成气中含有可观量的挥发气。典型的气化炉为鲁奇（LURGI）炉。移动床气化，是目前世界上用于生产合成气的主要方法之一。在大型煤制甲醇的装置中，固定床的优点是投资低，可是它有很多不足（1）对原料煤的黏结性有一定有一定要求（2）气化强度低（3）环境污染负荷大，治理较麻烦。211流化床气化采用一定粒度分布的细粒煤（10MM）为原料，吹入炉内的气化剂使煤粒呈连续随机运动的流化状态，床层中的混合和传热都很快。所以气体组成和温度均匀，解决了固定床气化需用煤的限制。生成的煤气基本不含焦油，但飞灰量很大。发展较早且比较成熟的是常压温克（WINKLER）炉。它的缺点是（1）在常压或接近于常压下生产，生产强度低、能耗高、碳转化率只有8890。（2）对煤的气化活性要求高，仅适合于气化褐煤和高活性的烟煤。（3）缺少大型使用经验；要在大型甲醇装置中推广，受一定限制。213气流床气化气流床采用粉煤为原料，反应温度高，灰分是熔融状态。典型代表为GSP,SHELL,TEXACO气流床气化工艺。气流床气化优点很多，它是针对流化床的不足开发的。气流床气化具有以下特点51采用25，进入硫回收工段。来自脱硫工段的脱硫气（温度1645、压力355MPAA、CO2、34含COSH2S80PPM）进入脱碳塔（T4001）下塔，气体自下而上与从下塔顶部而来的NHD溶剂逆流接触，下塔塔内有三层QH1型碳钢扁环散堆填料，气体中的CO2被溶剂吸收，部分H2S、COS被吸收。从下塔顶出来的净化气（CO24V、温度25）直接进入脱碳塔上塔底部与从脱硫工段过来的被氨冷器I（E4002）冷却至0的NHD贫液逆相接触，从上塔顶出来的净化气（CO2约23V、COS和H2S5PPM、温度112），经净化气分离器（V4002）除去少量雾沫夹带的NHD后，进入气气换热器（E4001A），温度升至30，压力347MPAA，然后将净化气送去精脱硫。精脱硫时，净化气先进入水解槽预热器（E4004）被变换气冷凝液加热到80，经水解槽（R3001）水解后，在水解气冷却器（E4005）中冷却至40，进到精脱硫槽（R3002A，B）精脱硫，得到符合甲醇合成所需的净化气体（CO223，COS和H2S01PPM），送入合成甲醇工段。吸收了少量CO2、H2S和COS的NHD贫液从脱碳塔（T4001）上塔底部出来后返回到NHD脱硫工段。进脱碳塔下塔上部的NHD贫液温度为5，在塔内吸收CO2的过程中，由于CO2的溶解热使溶液温度升高，出塔底的NHD富液温度达到141、压力352MPAA。富液进入水力透平（HT4001A,B）回收静压能，压力降至13MPAA后进入脱碳高压闪蒸槽（V4003），脱碳高压闪蒸槽设备为板式塔，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出来，此气体即谓脱碳高压闪蒸气。高压闪蒸气和来自脱硫工段的脱硫高压闪蒸气混合后进入闪蒸气压缩机（C4001A，B），闪蒸气升压至37MPAA、经闪蒸气水冷器冷却到40与变换气混合，经气体换热器（E6401A，B）降温后再去脱硫工段循环吸收。从脱碳高压闪蒸槽底部出来的溶液，减压进入低压闪蒸槽（V4004），在此塔内NHD实液中溶解的大部分CO2气体解吸出来，温度为055，此气体即谓CO2气，CO2气进入脱碳气体换热器（E4001B）回收冷量后放空。低压闪蒸槽（V4005）底部出来的富液自流进入气提塔（T4002）塔内有五层QH1型扁环散堆填料，溶液与气提氮气在填料层内逆流接触，此时溶液中溶解的CO2被气提出来，排至大气。从气提塔底出来的贫液经氨冷器（E4003）冷却到5，由脱碳贫液泵（P4001A，B）提压至39MPAA进入脱碳塔下塔上部。系统中各排液、导淋回收的NHD溶液，经排液总管送入溶剂系统贮槽内。甲醇合成硫回收燃气热回收图6NHD脱硫脱碳工艺流程323硫回收来自脱硫工段的酸性气经酸性气分水罐（V6001）分离掉酸性水，进入酸性气燃烧炉（F6001）与按一定比例配入的富氧空气混合燃烧，使炉膛温度保持在950左右。炉内发生H2S部分氧化反应，三分之一的H2S燃烧转化成SO2，生成的SO2再与剩下的H2S发生克劳斯发应生成单质硫。炉膛内发生的化学反应如下H2S3/2O2SO2H2OQ1H2S1/2SO2H2O3/4S2Q2燃烧后从炉内出来的混合气分成三股，一股去一级高温掺合阀（TV6001），一股去二级高温掺合阀（TV6002）,另一股经加氢预热器（E6003）与加氢工艺气体换热冷却到810，再经过废热锅炉（E6004）降温到330，然后进入一级冷凝器（E6005）冷却到150分离出液硫，同时冷凝器壳程产生03MPA（G）的低压蒸汽。从一级冷凝器（E6005）出来被冷却至150的气体与酸性气燃烧炉出口的一级高温掺合阀（TV6001）热口进来的高温气体掺合提温到270进入一级CLAUS转化器（R6001）发生催化转化反应。其中主要反应2H2SSO23/2S22H2OQ反应后的气体进入二级冷凝器（E6006），冷却到150分离出液硫，同时冷凝器壳程产生03MPA（G）的低压蒸汽。转化气同样与酸性气燃烧炉出口的二级高温掺合阀（TV6002）热口进来的高温气体掺合提温到220进入二级CLAUS转化器（R6001）发生催化转化反应，然后进入三级冷凝器（E6007）冷却到150分离出液硫，同时冷凝器壳程产生03MPA（G）的低压蒸汽。三级冷凝器（E6007）出口气体进入尾气分液罐（V6005）进一步分离出气体中夹带的液硫，从尾气分液罐（V6005）顶部出来的就是CLAUS尾气。从一、二、三级冷凝器（E6005,E6006,E6007）和尾气分液罐（V6005）中冷凝下来的液硫都进入液硫封（V6004A,B）,然后由液硫封（V6004A,B）自流流入液硫贮罐（V6007A,B），再用液硫泵（P6002A,B）将液硫输送到液硫高位罐（V6009），由液硫高位罐（V6009）经过过虑输送到硫磺尖嘴滴落成型造粒机去造粒成型包装出售。配入一定量氢气的CLAUS尾气经过加氢预热器（E6003）预热至300进入加氢反应器（R6002）反应，将除H2S以外的硫化物几乎全部转化为H2S，反应器出口气体进入蒸汽发生器（E6008）冷却至160，再进入急冷塔（T6001）冷却到36。经急冷塔（T6001）急冷后的气体去吸收塔（T6002）与从塔顶下来的NHD贫液逆向接触，气体中所含的大部分H2S和部分CO2被贫液吸收下来，从吸收塔（T6002）顶出来的尾气进入尾气焚烧炉（F6002），与配入的稍过量的空气和燃料气进行高温焚烧，使H2S全部转化为SO2，焚烧气经尾气废锅（E6009）冷却至300，通过烟囱（X6001）高空排放。急冷塔（T6001）底的急冷水用急冷水循环泵（P6011A，B）加压打入急冷水冷却器（E6016）冷却到36进入急冷塔上部，自上而下冷却从急冷塔下部而来的气体。吸收了H2S和部分CO2的NHD富液自吸收塔底由富液泵（P6012A，B）泵出，与再生塔来的NHD贫液经过贫富液换热器（E6012）和贫富液换热器（E6013）换热后升温到135进入再生塔（T6003）再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器（E6017）加热，使富液中的H2S和CO2受热解析。从再生塔顶出来的温度约为107的再生气经再生气水冷器（E6014）冷却至40，再经再生气分离器（V6014）除去水，然后返回酸性气燃烧炉再次进行CLAUS转化；分离出来的水则经回流水泵（P6014A，B）打回再生塔。受热解析出H2S和CO2的NHD贫液与吸收塔（T6002）出来的富液换热、循环水冷却、氨冷器冷却降温到0进入吸收塔T6002再去进行吸收。本装置接收到从变换工段送来的中压锅炉给水在废热锅炉（E6004）产13MPA（G）蒸汽送入管网；从变换过来的低压锅炉给水在各级冷凝器（E6005，E6006，E6007）、蒸汽发生器（E6008）和尾气废锅（E6009）中产生03MPA（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。造粒图7硫回收工艺流程33甲醇合成工艺流程来自脱碳装置的新鲜气（40，34MPA）与循环气一起经甲醇合成气压缩机（C7001）压缩至514MPA后，经过入塔气预热器（E7001）加热到225，进入甲醇合成塔（R7001）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应CO2H2CH3OHQCO23H2CH3OHH2OQ甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反应器，管内装有XNC98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（39MPA饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。甲醇合成塔（R7001）出来的合成气（255，49MPA），经入塔气预热器（E7001），甲醇水冷器（E7002A，B），进入甲醇分离器（V7002），粗甲醇在此被分离。分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽（V7003），被减压至04MPA后送至精馏装置。甲醇分离器（V7002）分离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压送至甲醇合成塔（R7001）继续进行合成反应。从甲醇分离器（V7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽（V7003）顶部排出的膨胀气去燃料气系统。合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。汽包（V7001）排污，经排污膨胀槽（V7006）膨胀减压后就地排放。蒸汽弛放气新鲜气图8合成工艺流程34甲醇精馏工艺流程来自甲醇合成装置的粗甲醇（40，04MPA），通过预塔进料泵（P8002A,B），经粗甲醇预热器加热至65，进入预精馏塔（T8001），预塔再沸器（E8004）用04MPA的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵（P8003A,B）作为该塔回流液。预精馏塔（T8001）底部粗甲醇液经加压塔进料泵（P8004A,B）进入加压精馏塔（T8002），加压塔再沸器（E8005）以13MPA低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（06MPA，122）经常压塔再沸器（E8007A，B）后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽（V8004），一部分精甲醇经加压塔回流泵（P8005A，B），回到加压精馏塔（T8002）作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器（E8006）冷却后进入精甲醇计量槽（V8007A，B）中。加压精馏塔（T8002）塔底釜液（06MPA，125）进入常压精馏塔（T8003），进一步精馏。常压塔再沸器（E8007A，B）以加压精馏塔（T8002）塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔（T8003）顶部排出精甲醇气（013MPA，67），经常压塔冷凝冷却器（E8008）冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔（T8003），另一部分打到精甲醇计量槽（V8007A，B）内贮存。产品精甲醇由精甲醇泵（P8008A，B）从精甲醇计量槽（V8007A，B）送至甲醇罐区装置。为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵（P8002A，B）后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去燃料气系统。由常压精馏塔（T8003）底部排出的精馏残液经废水冷却器（E8009）冷却至40后，由废水泵（P8007A，B）送到生化处理装置。由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽（V9101A，B）中。精甲醇贮槽为两台10000M3的固定顶贮罐，贮存量按15天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵（P9101A,B），将甲醇输送到甲醇装卸栈台，通过火车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。甲醇装卸栈台共设有12台火车鹤管和6台汽车鹤管，根据精甲醇泵（P9101A,B）的能力，至少有三台槽车同时装料。二甲醚图9精馏工艺流程35氨吸收制冷流程由净化装置（NHD脱硫脱碳工段）及醋酸装置来的气氨（15，022MPAA），进入本装置，经过冷器（E2503）与出工段的液氨换热，升到238进入吸收器（R2501AB、R2502AB），被由溶液热交换器（E2502A，B）来的稀氨水（47）吸收为浓氨水（37）。其吸收反应热由冷却水带出。浓氨水由氨水泵（P2501A、B）加压，经溶液热换热器，与来自精馏塔塔釜稀氨水（140）换热，升到114，进入精馏塔（T2501A、B）中部进行精馏。蒸出的气氨经塔顶回流冷凝器，进入氨冷凝器（E2504AD），冷凝为液氨，进入液氨贮槽，然后液氨经过冷器换热，过冷到169送到用户。来自NHD脱硫工段的变换气（182），进入本工段再沸器（E2501A，B）后，再经冷凝液分离器（V2504A，B）后返回到变换甲烷工段，为精馏氨水提供热源。由精馏塔出来的氨水，经（立式）膜式再沸器，蒸出气氨及稀氨水混合液，返回到精馏塔。稀氨水由塔底出来进入溶液热交换器。整个装置形成气氨吸收，浓氨水精馏，冷凝液氨的循环系统，为用户提供冷量。来自合成、净化的循环水装置的循环冷却水，分别进入吸收器，冷凝器，塔顶回流冷却器，分别移出氨的反应热和冷凝热。4工艺计算41物料衡算411精馏工段工厂设计为年产精甲醇20万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为2525吨，即2525T/H。精馏工段通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到999，符合精甲醇国家一级标准。三塔精馏工艺中甲醇的收率达97。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量2525/0972603T/H。由粗甲醇的组成通过计算可得下表表6粗甲醇组成组分百分比产量甲醇934081350KMOL/H即1822240M3/H二甲醚042253KMOL/H即5700M3/H高级醇（以异丁醇计）026098KMOL/H即2194M3/H高级烷烃（以辛烷计）032078KMOL/H即1752M3/H水568672KMOL/H即194236M3/H粗甲醇1002887T/H注；设计中的体积都为标准状态下计算方法粗甲醇2603/093402787T/H二甲醚278704211705KG/H即253KMOL/H，5700M3/H高级醇（以异丁醇计）27870267248KG/H即098KMOL/H，2194M3/H高级烷烃（以辛烷计）27870328922KG/H即078KMOL/H，1752M3/H水278756156128KG/H即8672KMOL/H，194236M3/H图10合成物料流程图412合成工段4121合成塔中发生的反应主反应CO2H2CH3OH（1）CO23H2CH3OHH2O（2）副反应2CO4H2（CH3O）2H2O（3）CO3H2CH4H2O（4）4CO8H2C4H9OH3H2O（5）8CO17H2C18H188H2O（6）CO2H2COH2O（7）4122工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生152M3（标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为190KMOL/H，4238M3/H。由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为；8672190254098307887306KMOL/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，所以计算中忽略反应（2）。则反应（7）中二氧化碳生成了7306KMOL/H，即163654M3/H的水和一氧化碳。4123粗甲醇中的溶解气体量出塔气入塔气粗甲醇出分离器气体循环气弛放气新鲜气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20表71吨粗甲醇中合成气溶解情况气体H2COCO2N2ARCH4溶解量（M3/T粗甲醇）436408157780036502431680CO288743642272M3/H即102KMOL/HCO22887436421684M3/H即968KMOL/HN2288743641018M3/H即046KMOL/AR28874364678M3/H即030KMOL/HCH4288743644682M3/H即210KMOL/H4124粗甲醇中甲醇扩散损失40时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014G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，则甲醇扩散损失G（1216422722168410186784682）0037141580KG/H即050KMOL/H，1104M3/H4125合成反应中各气体的消耗和生成情况表8弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189表9合成反应中消耗原料情况消耗原料气组分消耗项单位COCO2H2N2AR则粗甲醇中的溶解气体量为H22887436412164M3/H即544KMOL/H反应（1）M3/H16585863317172反应（3）M3/H1140022800反应（4）M3/H423812714反应（5）M3/H877417552反应（6）M3/H1402029750反应（7）M3/H（163654）163654163654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10合成反应中生成物情况生成物组分生成项单位CH4CH3OH（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O反应（1）M3/H1658586反应（3）M3/H57005700反应（4）M3/H42384238反应（5）M3/H21946580反应（6）M3/H175214020反应（7）M3/H163654表11其他情况原料气消耗消耗原料气组分消耗项单位COCO2H2N2ARCH4粗甲醇中溶解M3/H2272216841216410186784682扩散的甲醇M3/H11042210弛放气M3/H916G311G8120G321G082G189G驰放气中甲醇M3/H061G122G注G为驰放气的量，M3/H。4126新鲜气和弛放气气量的确定CO的各项消耗总和新鲜气中CO的量，即165858611400423887741402016365422721104061G916G1536740977G同理原料气中其他各气体的量该气体的各项消耗总和，由此可得新鲜气体中各气体流量，如下表表12新鲜气组成组分单位COCO2H2N2ARCH4气量M3/H1536740977G185338311G35780548242G1018321G678082G444189G新鲜气M3/H530227210183G新鲜气中惰性气体（N2AR）百分比保持在042，反应过程中惰性气体的量保持不变，（N2AR）1696403G，则530227210183G（1696403G）/042解得G571120M3/H，即弛放气的量为571120M3/H，由G可得到新鲜气的量5883844M3/H由弛放气的组成可得出下表表13弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气量M3/H3484463748523141776418332468610792表14新鲜气组成气体CH4H2COCO2N2AR组成01968812707345033009气量M3/H11236404877215925382031021935053624127循环气气量的确定G1G3G4G5G6G7G8式中G1为出塔气气量；G3新鲜气气量；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；G5165858611040615711201663174M3/HG6570057004238423821946580175214020163654163654371730M3/HG716585863317721104220806157112034989522M3/HG811400228004238127148774175481402029794163654163654448596M3/H已知出塔气中甲醇含量为584，则（G406157112006116585861104）/G100584解得G428994738M3/H表15循环气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气量M3/H1768682354372826559189017369037322377585480004128循环比，CO及CO2单程转化率的确定循环比RG4/G328994738/5883844493CO单程转化1592538265591803620即362CO2单程转化率163654/20310290173601481即14814129入塔气和出塔气组成G1G3G4G5G6G7G831484588M3/H1405562KMOL/HG2G3G434878580M3/H1557080KMOL/HG2为入塔气气量表16入塔气组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成00679111218317272070160气M3/H1768682759245642484561104838950082243120559236量KMOL/H888123180818966449324424141085425766表17出塔气组成气体H2COCO2N2ARCH3OH组成7629861293302077584气M3/H2401964227105049234229500822431201840042量KMOL/H107230612100441224424141085482144气体CH4（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O组成179001800070006062气M3/H563474570021941752194152量KMOL/H251522540980788668计算过程入塔气CO循环气中CO新鲜气中CO即159253826559184248456M3/H同理可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4248456165858611400423887741402011045711200611636542710504M3/H同理可得其它气体量41210甲醇分离器出口气体组成的确定分离器出口气体组分循环气气体组分弛放气气体组分；则分离器出口气体中CO气量循环气中CO弛放气中CO2655918523142708232M3/H即120904KMOL/H；同理可算的其他气体的气量。表18分离器出口气体组成气体CH3OHH2COCO2N2ARCH4组成0618182916311321082189气M3/H180364240074682708250919520949044242458558790量KMOL/H8052107176212090441050423681082424946413变换净化工段脱硫脱碳脱硫脱碳水解脱硫变换预变换1水煤气；2预变换气；3变换气；4调节CO浓度后的变换气；5水解气；6发电水解气；7调节变换气CO浓度的水解气；8新鲜气；9燃气发电气图11变换净化物料流程4131调节CO浓度后的变换气的确定调节CO浓度后的变换气在脱硫脱碳过程中，N2AR量基本保持不变，变换气中N2AR的百分比为039，已知新鲜气中N2AR的气量为193505362，则可以算得调节CO浓度后的变换气为（193505362）/0416282612M3/H调节CO浓度后的变换气的百分比为H24684；CO1974；CO23242N2028；AR013；CH4004；NH3006；H2S048；COS001。通过计算可得调节CO浓度后的变换气组成表19调节CO浓度后的变换气组成气体H2COCO2N2AR组成468419743245028013气量M3/H294277612401882038908175928168气体NH3CH4H2SCOS组成006004045001气量M3/H37702514282726284132变换气和调节CO浓度的水解气的确定水解气体积百分含量为H23539；CO4591；CO21787N2015；AR006；NH3005；CH4006；H2S05；COS001。变换气体积百分含量为H25258；CO600；CO24006N2035；AR017；NH3007；CH4003；H2S047；COS001。假设变换气气量为X，调节CO浓度的水解气气量为Y，XY调节CO浓度后的变换气气量，即XY6282612（1）再由CO的守衡可得式6X4591Y1240188（2）联合（1）（2）可算的X4119666M3/H；Y2162944M3/H所以变换气气量为4119666M3/H，调节CO浓度的水解气气量为2162944M3/H。表20变换气组成气体H2COCO2N2AR组成52856004006035017气量M3/H21773322471801650104143486870气体NH3CH4H2SCOS组成007003047001气量M3/H26881216193424124133水解气和预变换气组成的确定在变换炉中CO的转化率为8588，已知预变换气中CO的百分率和变换气中CO的含量，设预变换气为X，则可得式X072802（18588）247180解得X8925088M3/H，即预变换气气量为8925088M3/H。脱硫过程中AR也不变，30预变换气中AR8922078030112944M3/H，水解气中AR的百分率为006，所以，水解气气量2944/0064907142M3/H。用来发电的水解气气量水解气用来调节CO浓度的水解气气量，即发电水解气气量490714221629442744198M3/H，已知了水解气和预变换气的气量和两者的个组分含量，通过计算可得水解气和预变换气组成如下两个表表21水解气的组成气体H2COCO2N2AR组成353945911787015006气量M3/H1736638225286887690673602944气体NH3CH4H2SCOS组成00500605001气量M3/H2454294424536490表22预变换气组成气体H2COCO2N2AR组成438728022832024011气量M3/H391394425000482527210217089814气体NH3CH4H2SCOS组成006005049001气量M3/H51424160438789024134水煤气的确定由GSP气化工艺（原料煤为铜川煤）的气化指标可以知道水煤气组成为H23430；CO4543；CO21898；N2018；AR009；NH3024；CH4005；H2S070；COS003。在预变换炉中CO的转化率为4956，设水煤气气量为Y，由水煤气和预变换气的组成，可得式；Y4543（14956）2500048解得Y10904444M3/H，即水煤气气量为1904444M3/H算的水煤气组成如下表表23水煤气组成气体H2COCO2N2AR组成343045431898018009气量M3/H374022449560702069664196289814气体NH3CH4H2SCOS组成02400507003气量M3/H261705452763323272414气化工段4141原料煤用量的确定水煤气中C元素的量（4956070206966432725452）/224314038KMOL/H。原料煤选用的是铜川煤，煤的元素分析为/C675；H40；S（可燃）173；S（不燃）034；O102；N065；CL/（MG/KG）229；F/（MG/KG）104；NA/（MGKG）2180；K/（MG/KG）292。原料煤中C314038/0995315616KMOL/H。原料煤用量（31561612）/06755610T/H每吨精甲醇用煤量5610/2604215T（原煤）/T（精甲醇）其中21507151T煤用于合成甲醇；065T煤用于发电。4142氧气用量的确定GSP气化工艺碳转化率为995；原料1000M3（COH2）；原煤（热值Q24870KJ/KG）6453KG；O2（996）2916M3；O2（996）用量37402244956070）/1000）29162535840M342能量衡算421煤发电量每吨煤发电1200KWH065120026042031120（KWH）/H422合成工段4221合成塔的热平衡计算（1）计算公式全塔热平衡方程式为Q1QRQ2Q3Q（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合成塔热损失，KJ/H；Q沸腾水吸收热量，KJ/H。Q1（G1CM1TM1）（2）式中G1入塔气各组分流量，M3/H；CM1入塔各组分的比热容，KJ/（M3K）；TM1入塔气体温度，K；Q2（G2CM2TM2）（3）式中G2出塔气各组分流量M3/H；CM2出塔各组分的热容，KJ/（M3K）；TM2出塔气体温度，K；QRQR1QR2QR3QR4QR5QR6QR7（4）式中QR1、QR2、QR3、QR4、QR5、QR6、分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/H；QR7二氧化碳逆变反应的反应热，KJ/HQRGRH（5）式中GR各