毕业设计（论文）-年产60万吨煤制甲醇生产工艺初步设计.doc

1 毕 业 设 计 题 目：年产 60 万吨煤制甲醇生产工艺初步设计 学 号： 090243108 姓 名： 系 别： 地质测量系 专 业： 应用化工技术 指导教师： 2012.6.8 2 题 目：年产 60 万吨煤制甲醇生产工艺初步设计 摘 要 甲醇是一种极重要的有机化工原料，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 60 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 3 目目 录录 1总论 .1 1.1 概述.1 2工艺流程设计 .2 2.1 煤气化技术路线的选择.2 2.2 净化工艺方案的选择 .4 2.3 合成甲醇工艺的选择 .4 2.4 粗甲醇的精馏.8 3工艺流程 .11 3.1 GSP 气化工艺流程 .11 3.2 净化装置工艺流程 .12 3.3 甲醇合成工艺流程 .16 3.4 甲醇精馏工艺流程 .17 3.5 氨吸收制冷流程.19 4工艺计算 .20 4.1 物料衡算 .20 4.1.1 精馏工段.20 4.1.2 合成工段.21 4.1.3 变换净化工段.27 4.1.4 气化工段.30 4.2 能量衡算 .30 5 主要设备的计算和选型 .35 5.1 甲醇合成塔的设计 .35 5.2 水冷器的工艺设计 .37 5.3 循环压缩机的选型 .40 5.4 气化炉的选型 .40 6合成车间设计.42 6.1 厂房的整体布置设计 .42 6.2 合成车间设备布置的设计 .42 7三废处理 .43 7.1 甲醇生产对环境的污染和处理方法 .43 致 谢 .45 参考文献 .46 4 1总论 1.1 概述 1.1.1 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 32.04，相对密度 0.7914(d420)，蒸 气相对密度 1.11(空气=1)，熔点-97.8，沸点 64.7，闪点（开杯）16，自燃点 473，折射率(20)1.3287，表面张力（25）45.05mN/m，蒸气压（20） 12.265kPa，粘度（20）0.5945mPas。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 6.036.5（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。 1.1.2 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。 1.1.4 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。 5 2工艺流程设计 图 1 煤制甲醇的简单工艺流程 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 5.14Mpa，加温到 225后输入列管式等温反应器，在 XNC-98 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。 2.1 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。 2.1.1 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。 2.1.1 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 88%90%。（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。 甲醇合成合成气净化煤制合成气甲醇精馏 6 （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。 2.1.3 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： (1)采用0.2mm 的粉煤。 (2)气化温度达 1 4001 600，对环保很有利，没有酚、焦油，有机硫很少， 且硫形态单一。 (3)气化压力可达 3.56.5MPa， 可大大节省合成气的压缩功。 (4)碳转化率高，均大于 90%，能耗低。 (5)气化强度大。 (6)但投资相对较高，尤其是 Shell 粉煤气化。 从技术先进性、能耗、环保等方面考虑，对于大型甲醇煤气化应选用气流床气化 为宜. 从流程分，可分为冷激式流程和废热锅炉流程。前者在煤气离开气化炉后用激 冷水直接冷却，它适合于制造氨气或氢气。因为这种流程易于和变换反应器配套，激 冷中产生的蒸汽可满足变换反应的需要。后者热煤气是经辐射锅炉，再送往对流锅炉， 产生高压蒸汽可用于发电或作热源。 2.1.4 GSP 工艺技术简介 GSP 工艺技术是 20 世纪 70 年代末由 GDR(原民主德国)开发并投入商业化运行的大 中型煤气化技术。与其他同类气化技术相比，该技术因采用了气化炉顶干粉加料与反 应室周围水冷壁结构，因而在气化炉结构以及工艺流程上有其先进之处。GSP 气化技术 的主要特点如下： (1)采用干粉煤(水份含量2%)作为气化原料，根据后续化工产品的要求，煤粉可 用氮气或一氧化碳输送，故操作十分安全。由于气化温度高，故对煤种的适应性更为 广泛，从较差的褐煤、次烟煤、烟煤到石油焦均可使用，也可以两种煤掺混使用。对 煤的灰熔点的适用范围比其他气化工艺更宽，即使是高水份、高灰分、高硫含量和高 灰熔点的煤种也能使用。 (2)气化温度高，一般在 14501600，煤气中甲烷体积分数小于 0.1%，(CO+H2) 体积分数高达 90%以上。 (3)氧耗较低，与水煤浆加压气化工艺相比，氧耗低约 15%20%，可降低配套空分 装置投资和运行费用。 (4)气化炉采用水冷壁结构，无耐火材料衬里。水冷壁设计寿命按 25 年考虑。正 常使用时维护量很少，运行周期长。 7 (5)只有一个联合喷嘴(开工喷嘴与生产喷嘴合二为一)，喷嘴使用寿命长，为气化 装置长周期运行提供了可靠保障。 (6)碳转化率高达 99%以上，冷煤气效率高达 80%以上。 (7)对环境影响小，气化过程无废气排放。 (8)投资省，粗煤气成本较低。 2.2 净化工艺方案的选择 净化工艺包括；变换、脱硫脱碳、硫回收三个部分。 2.2.1 变换工序 以煤为原料制得的粗甲醇原料气必须经过一氧化碳变换工序。变换工序主要有两 个方面的作用：通过变换调整氢碳比和使有机硫转化为无机硫。 变换工艺主要有：鲁奇低压甲醇生产中的变换工艺，Topse 法甲醇生产中的变换 工艺，以及国内的以重油为原料的全气量部分变换工艺。设计中的变换工艺是一种全 新的设计，该工艺采用的是部分气变换。该工艺的简单流程为：气化工段来的水煤气 首先进入预变换炉，出炉后分为两部分：一部分进入另一变换炉，变换后经过多次换 热和气液分离后去了脱硫系统；另一部分先进入有机硫水解槽脱硫，出来后气体又分 为两部分，部分去调节变换炉出口 CO 含量，部分去发电系统发电。 2.2.2 NHD 脱硫脱碳 NHD 溶剂的物理性质和应用性能 NHD 溶剂主要组分是聚乙二醇二甲醚的同系物，分子式为 CH3O(C2H4O)nCH3, 式中 n=28，平均分子量为 250280。 物理性质(25)： 密度 1.027kg/m3 蒸汽压 0.093Pa 表面张力 0.034N/m 粘度 4.3mPa.s 比热 2100J/(kg/K) 导热系数 0.18W/(m/K) 冰点 -22-29 闪点 151 燃点 157 综上所述，NHD 法脱硫脱碳净化工艺是一种高效节能的物理吸收方法。且在国内 某些装置上己成功应用，有一定的生产和管理经验，本着节约投资、采用国内先进成 8 熟的净化技术这一原则，设计采用了 NHD 脱硫脱碳净化工艺。 2.3 合成甲醇工艺的选择 甲醇合成的典型工艺主要是：低压工艺（ICI 低压工艺、Lurgi 低压工艺）、中压 工艺、高压工艺。甲醇合成工艺中最重要的工序是甲醇的合成，其关键技术是合成甲 醇催化剂的和反应器，设计采用的是低压合成工艺。 2.3.1 甲醇合成塔的选择 甲醇合成反应器实际是甲醇合成系统中最重要的设备。从操作结构，材料及维修 等方面考虑，甲醇合成反应器应具有以下要求： （1）催化剂床层温度易于控制，调节灵活，能有效移走反应热，并能以较高位能 回收反应热； （2）反应器内部结构合理，能保证气体均匀通过催化剂床层，阻力小，气体处理 量大，合成转化率高，催化剂生产强度大； （3）结构紧凑，尽可能多填装催化剂，提高高压空间利用率；高压容器及内件间 无渗漏；催化剂装御方便；制造安装及维修容易。 甲醇合成塔主要由外筒、内件和电加热器三部分组成。内件事由催化剂筐和换热 器两部分组成。根据内件的催化剂筐和换热器的结构形式不同，甲醇内件份为若干类 型。 按气体在催化剂床的流向可分为：轴向式、径向式和轴径复合型。 按催化剂筐内反应惹得移出方式可分为冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两 大类。 按换热器的形式分为列管式、螺旋板式、波纹板式等多种形式。 本设计采用了固定管板列管合成塔。 这种合成塔就是一台列管换热器，催化剂在管内，管间（壳程)是沸腾水，将反应 热用于副产 3.0MPa4.0MPa 的中压蒸汽。代表塔型有 Lurgi 公司的合成塔和三菱公司 套管超级合成塔，该塔是在列管内再增加一小管，小管内走进塔的冷气。进一步强化 传热，即反应热通过列管传给壳程沸腾水，而同时又通过列管中心的冷气管传给进塔 的冷气。这样就大大提高转化率，降低循环量和能耗，然而使合成塔的结构更复杂。 固定管板列管合成塔虽然可用于大型化，但受管长、设备直径、管板制造所限。在日 产超过 2000t 时，往往需要并联两个。这种塔型是造价最高的一种，也是装卸催化剂 较难的一种。随着合成压力增高，塔径加大，管板的厚度也增加。管板处的催化剂属 于绝热段;管板下面还有一段逆传热段，也就是进塔气 225，管外的沸腾水却是 248，不是将反应热移走而是水给反应气加热。这种合成塔由于列管需用特种不锈钢， 因而是造价非常高的一种。 9 合成塔的选用原则一般为：反应能在接近最佳温度曲线条件下进行，床层阻力小， 需要消耗的动力低，合成反应的反应热利用率高，操作控制方便，技术易得，装置投 资要底等。 综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的经验，（大型装置不宜选用激冷式和冷管式） ，设计选用固定管板列管合成塔。这种塔内甲醇合成反应接近最佳温度操作线，反应 热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内外使用较多，具有丰富 的管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计的是年产 60 万吨的甲醇合成 塔（日产量为 1950 吨左右），塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不会很高，所 以本设计采用了固定管板列管合成塔。 2.3.2 催化剂的选用 XNC-98 甲醇合成催化剂简介： XNC-98 型催化剂是四川天一科技股份有限公司研制和开发的新产品。目前已在国 内 20 多套大、中、小型工业甲醇装置上使用,运行情况良好。它是一种高活性、高选 择性的新催化剂。用于低温、低压下由碳氧化物与氢合成甲醇，具有低温活性高、热 稳定性好的特点。常用操作温度 200290,操作压力 5.010.0 MPa。 催化剂主要物化性质： 催化剂由铜、锌和铝等含氧化合物组成。 外 观： 有色金属光泽的圆柱体 堆积密度： 1.31.5kg/L 外型尺寸： 5(4.55)mm 径向抗压强度：200N/cm 催化剂活性和寿命： 在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为： 230时：催化剂的时空收率1.20 kg/(L.h) 250时：催化剂的时空收率1.55 kg/(L.h) 在正常情况下，使用寿命为 2 年以上。 表 4 XNC-98 型与 C 型催化剂的性能对比 合成塔进口温度 催化剂型 号 初期末期加入量/ （kg.h-1） 甲烷单耗 /(t.t-1) 甲纯收率 / 甲纯产率/ (t.m-3.h-1) 甲纯产量/ (t.h-1) 10 C2102246700.482100.4590.72 XCN-982002309000.432290.4998.93 通过对比，并结合生产实际可见,XCN-98 型催化剂具有以下性能优点： (1)易还原。 (2)低温活性好，日产量高。75%负荷下的甲醇产量(4.1 t/h)接近装置满负荷设计 甲醇量(4.17 t/h)。 (3)适用温区宽,使用寿命长。合成塔进口温度可调温 C 型催化剂为 14，而 XCN- 98 型则为 30。随着可调温区的增加，催化剂的使用寿命也相应延长。 (4)选择性好。75%负荷下合成系统未发现结蜡,粗甲醇质量符合设计要求。 (5)可适用于含高浓度 CO2的合成气。50%负荷下，C 型催化剂 CO2加入量最高不超 过 670kg/h，而 XCN-98 型催化剂则最高可达 900kg/h。75%负荷时，使用 XCN-98 型催 化剂，当入塔气中 CO2 组分体积分数高达 5%时，生产运行情况仍良好，收率和物耗都 较低，催化剂仍能保持较高的活性，产品质量符合质量标准的要求。 综上所述，催化剂的活性、选择性和使用寿命等主要技术经济指标均优于进口催 化剂及国产 C 型催化剂，所以本设计选用四川天一科技股份有限公司研制的 XNC-98 型 催化剂。 2.3.3 合成工序工艺操作条件的确定与论证 （1）操作温度 甲醇合成催化床层的操作温度主要是由催化剂的活性温度区决定的。操作温度的 控制同样是一个操作费用的控制问题，在设计中，需要延长催化剂的使用寿命，防止 催化剂的迅速老化和活性衰减速度加快。一般而言，在催化剂的使用初期，反应温度 维持较底的数值，随着使用时间的增加，逐步提高反应温度。例如副产蒸汽型等温甲 醇合成塔采用国产铜系催化剂，使用前期，可控制床层零点温度 230240，热点温 度 260左右；后期，可控制床层零点温度 260270，热点温度 290。设计采用的 甲醇合成塔为列管式等温反应器，管间走的是沸腾水，可以副产蒸汽，床层内温差很 小，接近最佳温度操作曲线。设计中采用的甲醇合成催化剂为国产的铜系 XCN-98，由 它的性质可知：适合使用的温度范围为 200290。 （2）操作压力 压力是甲醇合成反应过程的重要工艺条件之一。甲醇合成反应时分子数变少，因 此增加压力对反应有利，由于压力高，组分的分压提高，因而催化剂的 生产强度也提 高。操作压力的选用与催化剂的活性有关。早期的高压法合成甲醇工艺采用的是锌基 催化剂，由于活性差，需要在高温高压下操作，其操作压力为 2535Mpa，操作温度 350420。至较高的压力和温度下，一氧化碳和氢生成甲烷、异丁醇等副产物，这 11 些副反应的反应热高于甲醇合成反应，使床层温度提高，副反应加速，如果不及时控 制，回造成温度猛升而损坏催化剂。近年来普遍使用的铜基甲醇合成催化剂，其活性 温度范围在 200300，有较高的活性，对于规模小于 30 万吨/a 的工厂，操作压力 一般可降为 5Mpa 左右；对于超大型的甲醇装置，为了减少设备尺寸，合成系统的操作 压力可以升至 10Mpa 左右。设采用的是低压法（入塔压强为 5.14MPa）合成甲醇。 （3）气体组成 对于甲醇合成原料气，即合成工序的新鲜气，应维持 f=（H2-CO2）/(CO+CO2) =2.102.15,并保持一定的 CO2。由于新鲜气中（H2-CO2）/(CO+CO2)略大于 2，而反应 过程中氢与一氧化碳、二氧化碳的化学计量比分别为 2:1 和 3:1，因此循环气中（H2- CO2）/(CO+CO2)远大于 2。合成塔中氢气过量，对减少副反应是有利的。 甲醇合成过程中，需要一定的二氧化碳存在以保持催化剂的高活性。二氧化碳的 存在可以降低反应系统的热效应，这对维持床层温度也是有利的。但是过高的二氧化 碳含量会降低合成系统的生产能力，粗甲醇含水增加，增加精馏系统的负荷和能耗。 所以二氧化碳的含量应该尽可能低一些，一般不超过 5%。 （4）空速 空速不仅是一个和合成回路气体循环量相关联的工艺控制参数，也是一个影响综 合经济效益的变量。甲醇合成过程中，首先甲醇合成塔内的气体空速必须满足催化剂 的使用要求，国产铜基催化剂，一般要求气体空速在 800020000h-1 之间。空速过低， 结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻力加大或合成系统投资加大，能耗增加，催化 剂的更换周期缩短。空速的选择需要根据每一种催化剂的特性，在一个相对较小的范 围内变化。XCN-98 的空速要求为 600015000h-1，本设计空速定为 12000 h-1。 2.4 粗甲醇的精馏 在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影 响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列的副反应。所得产品除甲醇为，还有水、 醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸等几十种有机杂质。由于甲醇作为有机化工的基础原 料，用它加工的铲平种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求。甲醇的纯度直接 影响下游产品的质量、消耗、安全生产及生产过程中所用的催化剂的寿命。所以粗甲 醇必须提纯。 2.4.1 精馏原理 精馏是将沸点不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中，同时多次部分气化和多 次部分冷凝，使其分离成纯态组分的过程。其分离的原理如下： 对于由沸点不同的组分组成的混合液，加热到一定温度，使其部分气化，并将气 12 相与液相分离。因低沸点组分易于气化，则所得气相中低沸点组分含量高于液相中的 含量，而液相中高沸点组分含量，较气相中高。若将气相混合蒸汽再部分冷凝下来， 将冷凝液再加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离，则所得气相冷凝 液中的低沸点组分又高于原气相冷凝液。如此反复，低沸点组分不断提高。道最后制 得接近纯态的低沸点组分。 2.4.2 精馏工艺和精馏塔的选择 1.甲醇精馏按工艺主要分为三种：双塔精馏工艺技术、带有高锰酸钾反应的精馏 工艺技术和三塔精馏工艺技术。双塔精馏工艺技术由于具有投资少、建设周期短、操 作简单等优点，被我国众多中、小甲醇生产企业所采用。其在联醇装置中得到了迅速 推广。带有高锰酸钾反应的精馏工艺技术仅在单醇生产中用锌铬为催化剂的产品中有 应用。近年来.随着甲醇合成铜基催化剂的广泛应用和气体净化水平的提高。粗甲醇生 产中的副反应减少和杂质的降低，此工艺流程己经很少采用。三塔精馏工艺技术是为 减少甲醇在精馏中的损耗和提高热利用率，而开发的一种先进、高效和能耗较低的工 艺流程。近年来在大、中型企业中得到了推广和应用。 本设计采用三塔精馏工艺 近年来，许多企业原有甲醇双塔精馏装置己不能满足企业的需要。随着生产的强 化，不仅消耗大幅度上升，而且残液中的甲醇含量也大大超过了工艺指标。对企业的 达标排放构成了较大的威胁。 甲醇三塔精馏工艺技术是为了减少甲醇在精馏过程中的 损耗，提高甲醇的收率和产品质量而设计的。预精馏塔后的冷凝器采用一级冷凝，用 以脱除二甲醚等低沸点的杂质，控制冷凝器气体出口温度在一定范围内。在该温度下， 几乎所有的低沸点馏分都为气相，不造成冷凝回流。脱除低沸点组分后，采用加压精 馏的方法，提高甲醇气体分压与沸点，减少甲醇的气相挥发，从而提高了甲醇的收率。 作为一般要求的精甲醇经加压精馏塔后就可以达到合格的质量。如作为特殊需要，则 再经过常压精馏塔的进一步提纯。生产中加压塔和常压塔同时采出精甲醇，常压塔的 再沸器热量由加压塔的塔顶气提供，不需要外加热源。粗甲醇预热器的热量由精甲醇 提供，也不需要外供热量。因此.该工艺技术生产能力大，节能效果显著，特别适合较 大规模的精甲醇生产。 13 粗甲醇 甲醇 甲醇 釜液 图 3 三塔工艺流程 1 预精馏塔 2 加压精馏塔 3 常压精馏塔 2.精馏塔的选择 精馏塔市粗甲醇精馏工序的关键设备，它直接制约着生产装置的产品质量、消耗、 生产能力及对环境的影响。所以要根据企业的实际条件选择合适的高效精馏塔。目前 常用的精馏塔主要有四种塔型：泡罩塔，浮阀塔，填料塔和新型垂直筛板塔。四种塔， 可以知道填料塔和新型垂直筛板性质更加优越，同时考虑到新型垂直筛板是一种新型 塔，目前使用很少，技术难得，而填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用 了填料塔。 其自结构及特点如下： 填料塔是在塔内装填新型高效填料，如不锈钢网波纹填料，每米填料相当 5 块 以上的理论板。塔总高一般为浮阀塔的一半。该塔生产能力大，压降小，分离效果好， 结果简单，维修量极小，相对投资较小，是目前使用较多的塔型之一。 14 3工艺流程 3.1 GSP 气化工艺流程 GSP 气化工艺过程也主要是由给料系统、气化炉、粗煤气洗涤系统组成.即备 煤、气化、除渣三部分组成。 固体气化原料被碾磨为不大于 0.5的粒度后，经过干燥，通过浓相气流输入系统 送至烧嘴。气化原料与气化剂氧气经烧嘴同时喷入气化炉（R1001）内的反应室，然后 在高温(1 400 一 1 600)、高压（4. 0 MPa)下发生快速气化反应，产生以 CO 和 H2为 主要成分的热粗煤气。气化原料中的矿物部分形成熔渣。热粗煤气和熔渣一起通过反 应室底部的排渣口进入下部的激冷室。 冷却后的粗煤气进入分离器（V1002） ，从分离 器出来的气体分为两部分：一部分进入变换炉（R1002） ，气体出来后进入换热器 （E1003） ，出来的气体和另外一部分气体混合后进入水解器，气体出来后入分离器 （V1004） ，从 V1004 出来后去净化工段；而从分离器（V1002）下分离出的液体进入 分离器（V1003） ，从 V1003 出来的气体经过冷却器（E1002）后，主要为 H2S 去硫回 收系统；从 V1003 下分离的液体去污水处理系统，处理后的水和从 E1002，E1003，V1004 出来的冷液一起返回气化炉冷激室。气化炉冷激室里的渣粒固 化成玻璃状，通过锁斗系统排出。 污水的处理过程是先送入减压闪蒸槽，闪蒸后的液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩， 再去过滤。 15 水 冷却水 硫回收 系统 去净化 原煤 蒸汽 氧 蒸汽 污水处理 图 4 GSP 气化工艺流程 3.2 净化装置工艺流程 3.2.1 变换 由气化工段送来的 3.8MPa(A)，216左右，汽气比为 1.43 的水煤气经煤气水分 离器（V2003）和中温换热器（E2002）温度升高至 240进入预变换炉（R2001）后分 成两部分：一部分进入变换炉（R2002） ，变换炉内装两段耐硫变换触媒，二段间配有 煤气激冷管线，出变换炉变换气的 CO 含量约 6.0%（干） ，温度为 393左右进入中温 换热器（E2002） ，温度降为 332，与旁路调节的水解气混合进入变换气第一废热锅 炉（E2003） ，生产 1.4MPa(A)饱和蒸汽，使变换气温度降至为 208进入变换气第二废 热锅炉（E2004） ，产生 0.5MPa(A)低压蒸汽，出口变换气温度约为 197左右，进入第 一水分离器（V2004） ，分离出的冷凝液去冷凝液闪蒸槽（V2007） ，变换气去脱硫再沸 器及氨吸收制冷再沸器。自氨吸收制冷系统返回的变换气，温度 145，进入锅炉给水 加热器（E2005）后温度降至 142，再进入第二水分离器（V2005） ，分离出的冷凝液 去冷凝液汽提塔（T2001） ，分离后的变换气进入脱盐水加热器（E2006） ，加热来自 脱盐水站的脱盐水，温度降至 35，进入第三水分离器（V2006） ，分离出的冷凝液去 冷凝液汽提塔（T2001） ，分离后的变换气去脱硫系统。 另一部分水煤气进入有机硫水解槽（R2003）脱硫，出来的 240的水煤气分成两 部分，一部分去调节变换炉出口变换气中 CO 含量，使 CO 含量为 19%（干基）左右。 另一部分去发电气加热器（E2007） ，温度降至 213，进入发电气废热锅炉（E2008） ， 产生 0.5 MPa(A)低压蒸汽，出口水煤气温度降至 170，进入第四水分离器（V2011） ， 16 分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器（E2009）加热锅炉给水，温度降至 153，再 进入第五水分离器（V2012） ，分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器（E2010）加热 来自热电站的锅炉给水，温度降至 123，进入第六水分离器（V2013） ，分离出冷凝 液后进入脱盐水加热器（E2011） ，温度降至 35，进入第七水分离器，分离出冷凝 液后的煤气（发电气）去送至 NHD 脱硫脱碳工段。 来自脱硫系统的发电煤气，温度 80，压力 3.57MPaA，进入发电气加热器 （E2007） ，温度升至 230，然后去发电系统发电用。 由第一水分离器（V2004） 、第四水分离器（V2011）分离出的高温冷凝液和来自 氨吸收制冷、脱硫系统的冷凝液进入冷凝液闪蒸槽（V2007） ，闪蒸出的闪蒸气进入冷 凝液汽提塔（T2001） ，冷凝液由闪蒸槽底部排出直接送至气化工段。 由第三水分离器（V2006） 、第七水分离器（V2014）分离出的冷凝液进入冷凝液 汽提塔的上部，由第二水分离器（V2005） 、第五水分离器（V2012） 、第六水分离器 （V2013）分离出的冷凝液进入冷凝液汽提塔的中部，汽提塔采用垂直筛板塔，冷凝液 闪蒸槽闪蒸出的闪蒸气（156，3.0MPa）进入冷凝液汽提塔的底部，低压蒸汽进入塔 的底部进行汽提冷凝液，塔的操作压力为 0.40.5MPa(A)。从塔底排出的冷凝液送至 气化工段，塔顶排出的解析气，送至气化系统的火炬。 脱盐水站来的脱盐水分成两部分，一部分进入脱盐水加热器（E2006）与变换 气换热温度升至 98后分两股，一股脱盐水去热电站，另一股进入除氧器除氧；另一 部分进入脱盐水加热器（E2011）与水煤气（发电气）换热温度升至 98，进入除 氧器除氧。除氧器用本工段产生的低压蒸汽吹入除氧，除氧后的锅炉给水由锅炉给水 泵和高、低压给水泵提压，经低压锅炉给水泵升压至 0.65MPa(A)去锅炉给水加热器 （E2009） ，升温至 153后，一部分去变换气第二废热锅炉（E2004）产生 0.5MPa(A)低压蒸汽，另一部分去发电气废热锅炉（E2008）产生 0.5MPa(A)低压蒸汽； 经高压锅炉给水泵升压到 5.60MPa(A)去甲醇合成系统；经低压锅炉给水泵升压到 1.6MPa(A)进锅炉给水加热器（E2005） ，温度升至 135，分成两部分，一部分去硫回 收系统，另一部分去变换气第一废热锅炉（E2003）产生的 1.4MPa(A)蒸汽。0.5MPa(A)蒸 汽除一小部分本工段利用外绝大部分与 1.4MPa(A)蒸汽一起送出本工段。 3.2.2 NHD 脱硫脱碳 来自变换及燃气热回收系统的煤气（36，3.7MPa(A)，含 H2S 1.18%）与燃气脱 硫塔（T3004）顶部出口的燃气脱硫气换热至 14.9进入燃气脱硫塔（T3004）下部， 在塔内 NHD 吸收了煤气中大部分的 H2S 气体，同时也带走部分 CO2、COS、H2等气 体。除去 H2S 的煤气称之为燃气脱硫气，与进塔的煤气在气体换热器 E3001A,B 换热， 温度由 8.5升至 30，为满足燃气发电对硫含量的要求，燃气脱硫气首先进入预脱硫 槽 R3001 脱除 H2S 气体，然后在精脱硫槽预热器 E3008 中被变换气加热到 80，进入 17 精脱硫槽 R3002A,B，精脱硫槽上部装水解催化剂，下部装精脱硫剂，精脱硫后的气体 （H2S+COS20ppm）返回到燃气热回收系统。 从变换工段过来的变换气（36，3.7MPa(A)，含 H2S0.98%）与脱硫脱碳闪蒸气及 浓缩塔顶气提气混合，经 NHD 脱碳工段的气体换热器换热冷却到 18.9进入变换气脱 硫塔（T3001）底部，与塔内自上而下的 0 NHD 溶液逆流接触吸收绝大部分 H2S 气 体及部分 CO2、COS、H2等气体，出脱硫塔的脱硫气温度为 16.45，含 H2S+COS25%，进入硫回收工段。 来自脱硫工段的脱硫气（温度 16.45、压力 3.55Mpa(A)、CO2、34%含 COSH2S 80ppm）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 QH-1 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（CO24%(V)、温度-2.5）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 18 触，从上塔顶出来的净化气（CO2约 23%(V)、COS 和 H2S5ppm、温度 1.12） ，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 3.47MPa(A)，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（CO2：23%，COS 和 H2S0.1ppm） ，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 14.1、压力 3.52Mpa(A)。 富液进入水力透平（HT4001A,B）回收静压能，压力降至 1.3MPa(A)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 3.7Mpa(A)、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 0.55，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 QH- 1 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 3.9 Mpa(A)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。 3.2.3 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： H2S + 3/2 O2 SO2 + H2O + Q1 H2S + 1/2 SO2 H2O + 3/4 S2 + Q2 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 19 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 0.3MPa（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： 2H2S + SO2 3/2 S2 + 2H2O + Q 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 0.3MPa（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 0.3MPa（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。 20 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 1.3MPa（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 0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。 3.3 甲醇合成工艺流程 来自脱碳装置的新鲜气（40，3.4MPa）与循环气一起经甲醇合成气压缩机 （C7001）压缩至 5.14MPa 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： CO + 2H2 = CH3OH + Q CO2 + 3H2 = CH3OH + H2O + Q 甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反应器，管内装有 XNC-98 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（3.9MPa 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（255，4.9MPa） ，经入塔气预热器 （E7001） ，甲醇水冷器（E7