04化工工艺.doc

CWCEC 永城煤电（集团）有限责任公司年产50万吨甲醇项目 4-34第四章 化工工艺技术方案本项目以永城无烟粉煤为原料生产甲醇，工艺生产装置如下：（1） 煤气化装置（2） 甲醇装置（3） 硫回收装置（4） 空分装置全厂工艺生产装置物料、冷量平衡图见附图。4.1 煤气化装置本项目煤气化装置由如下单元组成：（1） 磨煤及干燥（2） 煤粉加压及进料（3） 煤气化及冷却（4） 除渣（5） 除灰（6） 湿洗（7） 初步水处理（8） 公用系统（9） 二氧化碳压缩煤气化装置物料平衡表见附图，各单元工艺技术方案、工艺流程、主要设备选型、物料平衡、催化剂和化学品消耗、公用工程消耗分述如下。4.1.1工艺技术方案4.1.1.1煤气化工艺技术方案本项目煤气化装置以永城无烟粉煤为原料生产粗合成气。煤的灰熔点13601480，灰分含量为21.5%，灰熔点和灰份含量均较高。以无烟煤为原料生产合成气的技术中，国内以常压固定层间歇煤气化技术最为常见。该技术成熟可靠，投资较省，设备全部国产化，但需用无烟块煤或型煤，生产强度小，“三废”排放量大，原料利用率低，能耗较高。其他常压气化技术还有K-T炉气化技术、恩德炉气化技术等等，与当代先进的煤气化技术相比均存在较大的差距，已经不是煤气化技术发展的主流。当代煤气化技术发展方向是纯氧加压连续气化，最具代表性的工艺有Lurgi技术、Texaco水煤浆气化技术、Shell干煤粉气化技术。Lurgi技术是最早工业化的加压气化工艺，使用Lurgi技术的工业装置较多，操作经验最丰富。该技术原料为粒度650mm碎煤，采用固定床加压气化、固态排渣，由于气化温度较低，粗煤气中CH4含量、焦油及酚含量较高，气化效率较低，三废处理系统复杂，煤气效率7076%。较少用于生产合成气，此技术显然不适用于本项目。Texaco水煤浆气化技术原料为水煤浆，采用气流床加压气化、液态排渣。国内引进的渭河、鲁南、上海焦化、淮南四套装置，现均已投运。其主要技术特点如下：（1）原料煤有一定的选择性：要求煤的灰熔点温度低于1350；煤中灰分含量以不超过15%为宜；煤的热值高于26000kJ/kg；有较好的成浆性能，能制成6065%浓度的水煤浆。气化压力可根据需要在2.86.5MPa之间选择。（2）合成气中有效组分（CO+H2）含量占80%，甲烷含量0.1%，碳转化率9598%，冷煤气效率7076%。（3）煤浆中含有3540%水分，因而氧气用量较大。（4）气化过程不产生焦油、萘、酚等污染物，三废排放易于治理。Shell干煤粉气化技术原料为干煤粉，采用气流床加压气化、液态排渣，其主要技术特点如下：（1）采用加压二氧化碳气体输送干煤粉，煤种适应性广，对煤的灰熔点适应范围比Texaco水煤浆气化技术更宽。（2）气化温度约14001600，碳转化率高达99%以上，产品气体洁净，不含重烃，甲烷含量极低，煤气中有效气体（CO+H2）达到90%左右。（3）氧耗低，与水煤浆气化相比，氧耗低1525%，因而配套之空分装置投资可减少。（4）单炉生产能力大，日处理煤量可达2000吨以上。（5）冷煤气效率可达到7883%。（6）气化炉采用水冷壁结构，无耐火砖衬里，维护量较少，气化炉内无传动部件，运转周期长，无需备用炉。（7）气化炉烧嘴及控制系统安全可靠。Shell公司气化烧嘴设计寿命为8000小时，Demkolec电厂使用烧嘴4年中未出现问题。（8）炉渣可用作水泥渗合剂或道路建造材料。气化炉高温排出的熔渣经激冷后成玻璃状颗粒，性质稳定，对环境几乎没有影响。气化污水中含氰化物少，容易处理。Shell煤气化技术与Texaco水煤浆气化技术是当前先进成熟的两种煤气化技术，已成功地在工业规模上应用多年，现将两种气化工艺对比分析如下： Shell煤气化技术与Texaco水煤浆气化技术比较工艺名称ShellTexaco1 气化炉特点气流床液态排渣气流床液态排渣2 气化煤种褐煤、烟煤、石油焦各种烟煤、石油焦3 气化压力 MPa2.04.0常用2.86.54 气化温度 14001600130014005 气化剂氧氧6 进料方式干煤粉65%水煤浆7 单炉最大投煤量 t/d200020008 每kNm3(CO+H2) 氧气消耗3303603804309 碳转化率 %99959810 冷煤气效率 %7883707611 煤气中CO+H2 %9080 煤气中CH4 %0.10.112 对环境影响低较低13 气化炉备用不需要需要 从以上两种气化技术的特点可以看出， Shell干粉煤气化技术与Texaco气化技术相比，在煤种适应性、氧气消耗、碳转化率、热效率等方面，均占有一定的优势。本项目原料煤为永城无烟粉煤，由于其灰熔点较高，因此所需气化温度将超出Texaco气化炉内衬里能长期承受范围，氧气耗量也将升高；由于灰含量也较高，因此将加剧对Texaco气化炉内衬耐火砖的侵蚀影响，增加排渣操作频率。此外，无烟煤是变质程度较高的煤种，反应活性较低，因而本项目不宜采用Texaco水煤浆气化技术，推荐采用Shell干煤粉气化技术。4.1.1.2磨煤及干燥技术方案磨煤及干燥在国内外电力、冶金、建材、化工等行业应用广泛，常采用的流程有中间贮仓式或直吹式两种流程。采用的磨机型式有以下三种：低速磨，即钢球磨煤机，适用于各种煤种，一般用于中、小工程。对磨损性很强的易燃烟煤，在投资合理时对大型工程也可选用双进双出钢球磨煤机。中速磨（辊盘式磨煤机是其中的一种型式）也称立式磨，适用磨损性较强的烟煤、劣质烟煤、贫煤、褐煤。最适宜原煤水分在25以下，HGI35100的煤种。高速磨，如风扇磨，适用于高水分、低灰分、磨损性不强的褐煤。由于中速磨适应性较广，具有能耗低、钢耗低、检修方便、噪音低等特点，因而不仅在大中型电站，而且在冶金、建材、化工（如Shell煤气化）等行业都得到了广泛的应用。我国自二十世纪八十年代以来，大中型电站开始采用中速磨煤机，目前已装机800余台。先后有北京电力设备总厂和沈阳重型机械厂从德国Babcock公司引进MPS型磨煤机制造技术；上海重型机器厂从美国CE公司引进HP型磨煤机制造技术。从合作制造到形成自己的系列，三厂共生产各型磨机500台以上，据国家电力公司统计，耐磨件寿命接近国外水平，可用系数达86以上，运行情况良好。综上所述，结合原料煤的煤质，根据我公司类似工程设计经验，本项目采用“一级磨粉干燥、一级煤粉分离收尘、中间贮仓”的工艺技术。磨机采用引进国外制造技术（如德国Babcock公司MPS型磨机制造技术和美国CE公司的HP型磨机制造技术）、国内生产的辊盘式中速磨煤机。磨煤和干燥在中速磨中一次完成，采用3套中速磨煤系统，2开1备；循环飞灰返回磨机，湿细渣返回煤场，同原煤一同进入碎煤仓。煤干燥的热介质为热风炉产生的热烟气与返回循环气、补充氮气和空气的混合气体（惰性化气体，低氧量），热风炉燃料采用甲醇弛放气，开工用燃料为柴油。大部分干燥介质循环并补充氮气以控制制粉系统惰性化（氧含量不超过8%），部分排放。煤粉分离收集器采用吸收国外技术、国内开发的成熟可靠的防爆型长袋低压脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收集器。煤粉分离采用袋式过滤器一次分离收集，保证排出废气中粉尘浓度达到排放标准（50mg/Nm3），分离的煤粉由螺旋输送机分别送入两个煤粉贮仓。主要操作条件如下：（1）煤粉粒度： 90m 90% 5m 10% 水分： 2%（2）磨机出口温度： 105C（3）循环气氧含量（湿基）： 8% （体积） 露点： 70C 4.1.1.3煤粉加压给料技术方案采用Shell公司的锁斗高压氮气加压，煤粉输送采用高压CO2输送技术。4.1.1.4二氧化碳压缩技术方案设置CO2压缩单元向煤气化单元提供输送煤粉用的二氧化碳气体。煤气化单元输送煤粉CO2气用量为18000Nm3/h，进气压力0.12Mpa(A)，排气压力为5.3Mpa(A)，从技术和经济方面考虑本项目推荐采用往复式压缩机。4.1.2 工艺流程说明（工艺流程图见附图）（1）磨煤及干燥合格粒度的原料煤（包括湿渣和无烟煤）由原料贮运系统通过胶带输送机送入磨前碎煤仓。碎煤仓中的无烟煤通过称重给煤机送到煤磨中磨粉，同时根据无烟煤的流量，石灰石仓中的石灰石粉按一定比例配到磨煤机中混磨。若飞灰循环时，来自飞灰缓冲仓的飞灰也按比例加入磨中。从热风炉（燃料为甲醇弛放气，开工时采用柴油）送来的热烟气送入煤磨中对煤粉干燥，在磨粉的同时，经旋转分离器分选，将干燥后合格的煤粉吹入煤粉袋式过滤器分离收集，经旋转给料器、螺旋输送机送入煤粉贮仓中贮存。分离后的尾气经循环风机加压后大部分循环至热风炉循环使用，部分排入大气。为控制系统惰性化，设置O2、CO浓度在线分析，根据需要补充氮气。（2）煤粉加压及给料煤粉贮存在煤粉贮仓中，当煤粉锁斗处于常压状态时，关闭煤粉锁斗出口的下阀，打开煤粉锁斗进口的上阀，使煤粉贮仓的煤粉自流进入煤粉锁斗，料满后关闭上阀，通入高压氮气加压后打开下阀使煤粉自流进入煤粉给料仓中，卸完后关闭下阀，排出氮气降至常压，再循环上述过程。煤粉给料仓中的煤粉由管道通过高压CO2送往气化炉喷嘴。锁斗减压或气化炉喷嘴调试排气经煤粉仓装料袋滤器过滤，收集的煤粉进入煤粉贮仓，气体排入大气。（3）煤气化 来自粉煤给料罐的粉煤，用高压二氧化碳送至煤气化烧嘴。同时，来自空分的加压氧气经预热后也进入气化烧嘴。 气化炉为立式压力容器，炉内为水冷壁组成的气化室，煤气化烧嘴位于气化室中下部，烧嘴二个一组对称布置。由煤气化烧嘴喷入的煤粉、氧及蒸汽的混合物在1500高温下，瞬间完成煤的气化反应，生成（COH2）含量很高且夹带飞灰的粗煤气，由下向上从气化炉顶排出。为防止飞灰粘结在后续设备，在炉出口处喷入循环返回的低温煤气，将其急冷至900，使飞灰成为固态，再进入合成气冷却器回收热量，煤气温度降至350左右进入后序设备。高温粗煤气的大量显热，在气化炉的水冷壁和合成气冷却器内得到回收，根据蒸汽平衡，可产生中压饱和蒸汽或过热蒸汽。为保证上述设备的运行安全，气化炉水冷壁及合成气冷却器均采用循环泵强制循环操作。（4）除渣在气化炉燃烧段产生的高温熔渣，向下流入气化炉底部渣池，激冷后的炉渣经破渣机破碎后流入渣收集器，定期排放至排渣罐，再排至渣脱水槽，用捞渣机将排出的炉渣经由皮带转运至渣场。渣收集器内的灰水经渣池循环水泵升压，再经水力旋流器除渣、渣池水冷却器冷却后返回气化炉底部渣池。用于高温熔渣的激冷排渣罐内的灰水经排水增压泵升压后返回到渣收集器。渣脱水槽的灰水经细渣浆增压泵送至初步水处理单元。（5）除灰 离开合成气冷却器的粗煤气夹带一定量飞灰，通常飞灰约占气化用煤的灰含量的2030，对粗煤气的净化，壳牌煤气化工艺采用干法除尘串湿法洗涤工艺，使出口煤气中含灰量小于1mg/Nm3。 干法除尘采用高温陶瓷过滤器，经过滤后，煤气中含灰量通常小于5mg/Nm3，位于过滤管外灰尘采用高压合成气反吹后回收，经过冷却、气提后送至飞灰储罐。由于飞灰的粒度很细，含碳量小于5，不含水分，可作为水泥行业配料。从干法除尘器出来的部分煤气进循环气压缩机，加压后送煤气化炉作为冷激煤气。另外一部分煤气送湿洗单元进一步净化。（6）湿洗来自HPHT飞灰过滤器的粗合成气与来自洗涤塔底部的洗涤水经文丘里洗涤器混合洗涤后送入洗涤塔底部，在此气水混合物初步分离，气体上升与塔顶喷淋下来的洗涤水逆流接触，除去合成气中的HCl、HF和微量的固体颗粒。洗涤后的粗合成气分成三股，一股送往变换单元；一股作为激冷气送循环气压缩机压缩后循环到气化炉出口；再有一股送入反吹气洗涤塔中进一步冷却，然后送往反吹气压缩机。从洗涤塔排出的黑水分成三股，第一股与来自反吹气洗涤塔的洗涤水混合，经洗涤塔循环水空冷器冷却后至送至洗涤塔顶部；第二股循环进入文丘里洗涤器；第三股作排污水送初步水处理单元。为提高粗合成气中酸性成份的脱除效率，在文丘里洗涤器前加入少量碱液，控制循环回路的PH值在7.58.0之间。（7） 初步水处理从洗涤塔排出的含灰排放水，大部分循环使用，为防止污染物的累积，抽出部分排水，经过汽提、澄清后再加以回收，少量送污水处理系统。由于壳牌煤气化是在高温下进行，因而排水中不含焦油、酚等污染物、污水处理系统设置相对简化。（8） 公用系统A 氮气系统（包含合成气反吹系统和二氧化碳输送系统）从空分来的超高压氮气（8.0MPa）进入高压氮气缓冲罐，正常生产时减压至5.2MPa输出。减压后的高压氮气与来自空分的5.2Mpa氮气一起由高压氮气分配系统通过管网送往各个用户。其中一股氮气经高压氮气预热器预热至225，供循环气压缩机、飞灰排放罐、HPHT飞灰收集器等处使用，另一股至煤加压单元作为充压用氮。当合成气反吹系统不能正常运行时，高压氮气将作为反吹气送往各个用户。从空分来的低压氮气（0.56MPa）分为二股，一股供磨煤用，另一股供煤气化装置的其它低压氮气用户。由于气化系统许多设备为间歇操作，当出现峰值消耗时，氮气用量可通过高压氮气系统进行调节。另外多余的高压氮气也将送到低压氮气系统，并最终排放到大气中去。来自反吹气洗涤塔的3.8MPa、42合成气在气水分离器中分离掉夹带的水后，送到反吹气压缩机加压至8.02MPa，经反吹气加热器加热后进入反吹气缓冲罐，送往各用户。来自二氧化碳压缩机的CO2送往煤加压输送单元。B 循环水系统中压循环水泵的事故补充冷却水由事故冷却水泵补充。C 工艺水系统贮存在工艺水缓冲槽的工艺水，由低压工艺水泵送出低压工艺水，由高压工艺水泵送出高压工艺水，由事故密封水泵送出事故密封水。贮存在循环水缓冲槽的循环水由循环水泵送出。D 蒸汽冷凝液系统从各加热器来的冷凝液汇总后至冷凝液闪蒸槽，冷凝液经冷凝液冷却器用水冷却后外送。从中压蒸汽汽包排出的排污水经排污闪蒸槽闪蒸后，排出水再用排污泵外送页：8此排污水应该是间断排放，如果不是的话，热量为什么不回收呢。且次水还可以再利用。E 工厂空气和仪表空气系统煤气化装置用的工厂空气和仪表空气由空分装置提供。F 酸碱系统槽车运来的碱液经碱液加料泵送出并与工艺水按比例混合后至碱液贮槽，再经碱液喷射泵加压后送至湿洗。槽车运来的盐酸经酸液加料泵送出并与工艺水按比例混合后至酸液贮槽，再经酸液喷射泵加压后送至初步水处理。（9）二氧化碳压缩单元从酸性气体脱除单元来的CO2气体，压力约0.12Mpa(A)，进入CO2气体分离器，将气体中的液滴分离出来后进入CO2气体压缩机一段进口，经4段压缩后，气体压力升为5.3Mpa(A)，页：8壳牌公司提供的技术附件：CO2压力8.0Mpa(A)。送煤气化单元使用。4.1.3 主要设备选型（1）磨煤机根据原料煤挥发分较低、水分低、燃点低、可磨性低的特点，按MPS磨机的选型计算方法，初步计算选用出力为57t/h的中速辊盘磨煤机3台（2开1备）。根据相关工程经验，对于气化要求的煤粉，煤试磨出力与计算出力的差别较大。在进行工程设计前，应进行磨粉试验，以便工程设计选择磨机规格。（2）煤粉加压给料仓为节省投资，气化炉设置4个喷嘴，煤粉加压给料系统按两个系列设计。（3）气化炉 1台 4600(I.D)/ 3020(I.D)49700 设计温度：350 设计压力：5.1 MPa（4）合成气冷却器 1台 壳体外形尺寸：3450(I.D)50000 设计温度：350 设计压力：5.1MPa（5）循环气压缩机 1台型式：离心式进口流量：194400Nm3/h电机轴功率：1032kW（6）反吹气压缩机 1台型式：离心式正常进口流量：11500Nm3/h电机驱动，轴功率380kW（7）二氧化碳压缩机进口温度： 40进口压力：0.12MPaA排气压力：5.3MpaA排气量：18000Nm3/h电机轴功率：3362kW工艺设备一览表见附表。4.1.4物料平衡煤气化装置物料平衡图见附图。4.1.5催化剂和化学品消耗序号名称规格单位小时消耗1烧碱20%kg1642盐酸15%kg413燃料气0.12MPaANm349204低压氮气0.8 MPaA页：10壳牌公司提供的技术附件：低压氮压力0.7Mpa(A)。页：10Nm3140005高压氮气5.9 页：10壳牌公司提供的技术附件：高压氮压力5.2Mpa(A)MPaANm355006二氧化碳气0.12MPaANm3180007变换工艺冷凝液3.45MPaA,40t298仪表空气0.6MPaA,40Nm38904.1.6公用工程消耗序号名 称规格单 位小时消耗1冷却水0.5 MPaA，32t19002电380/6000VkWh83013锅炉给水t1594副产中压蒸汽5.2MPaA，饱和t-151.45中压蒸汽5.2MPaA，400t6.36中压蒸汽5.2MPaA，饱和t8.17低压蒸汽0.6MPaA，饱和t4.58蒸汽冷凝液0.6MPaA，饱和t-12.64.2 甲醇装置本项目甲醇装置利用煤气化装置制备的的粗煤气生产精甲醇，由如下单元构成：（1）变换单元（2）酸性气体脱除单元（3）压缩单元（4）合成单元（5）氢回收单元（6）精馏单元（7）中间罐区甲醇装置物料平衡表见附图，各单元工艺技术方案、工艺流程、主要设备选型、物料平衡、催化剂和化学品消耗、公用工程消耗分述如下。4.2.1变换单元4.2.1.1工艺技术方案（1）催化剂的选择变换催化剂主要有Fe-Cr、Cu-Zn、Co-Mo三大系列。变换催化剂的选择取决于粗煤气条件和变换深度。本项目煤气化单元生产的粗煤气中CO含量高达64.83%(干基)，总硫含量约0.2，压力38bar；本项目产品为甲醇，为使甲醇合成气中H2/CO符合化学计量比，要求变换后气体中CO含量为19.19%(干基)。因此，本项目变换单元的特点是操作压力较高，粗煤气中硫含量较高，虽然变换深度不高，但反应温升仍然较高，要求变换催化剂耐压、耐硫、耐高温。Fe-Cr系变换催化剂操作温度在320500，起活温度较高，抗硫中毒能力差，有最低水气比要求，蒸汽消耗较高，不适合本项目。Cu-Zn系变换催化剂操作温度在190240，允许变换温升较小，抗硫中毒能力极差，适用于总硫含量低于0.1ppm的气体，不适合本项目。Co-Mo系变换催化剂操作温度在240480，起活温度较低，操作温区较宽，抗硫中毒能力极强，对总硫含量无上限要求，一般情况对水气比也无要求，在合理分段的情况下蒸汽消耗较低。因此，本单元推荐采用Co-Mo系耐硫变换催化剂。（2）变换催化剂的分段由于高浓度的CO在高温、低水汽比情况下会发生甲烷化副反应，因此为了防止因高温发生甲烷化副反应，降低水汽比，减少蒸汽消耗，本单元变换催化剂宜按如下方式分为二段：60粗煤气进入第一变换炉，变换催化剂采用K811，水汽比为1.1。40%的粗煤气与第一变换炉出来的变换气混合后进第二变换炉，二段变换催化剂采用QCS04。第一变换炉出口变换气进第二变换炉前用工艺冷凝液激冷，达到节约中压蒸汽同时调整水汽比的目的；（3）变换余热回收由于本单元原料气中CO含量较高，变换余热较多。根据全厂热平衡，本单元的余热用于副产低压蒸汽、预热锅炉给水和脱盐水。4.2.1.2工艺流程说明（工艺流程图见附图）来自煤气化的160、3.8MPa(a) 的煤气进入原料气分离器，分离夹带的水分后分为两股，其中一股流量约为总流量的30%与出锅炉给水换热器的变换气混合以调节变换气中的H2、CO和CO2之间的比例；另一股经过煤气预热器与来自第二变换炉的变换气换热到210，再在煤气换热器中与来自第一变换炉的变换气换热到230后又分为两股，其中一股流量约为总流量的40%与来自煤气换热器中变换气混合后进增湿器；另一股与过热蒸汽混合后进入第一变换炉进行变换反应。出第一变换炉变换气温度460，CO含量9.8%(vol,湿基)，然后通过煤气换热器被冷到450进增湿器用工艺冷凝液激冷到240，再进第二变换炉继续进行变换反应。出第二变换炉变换气温度390，CO含量5.3%(vol,湿基)。依次经煤气预热器、低压废锅副产低压蒸汽、锅炉给水换热器预热锅炉给水、脱盐水换热器回收热量后，最后在变换气水冷器中被冷到40后去酸性气体脱除单元。4.2.1.3主要设备选型（1）第一变换炉 1台3400mm，选用热壁炉 催化剂装填量: K8-11，32m3 设计温度：480设计压力：4.18Mpag（2）第二变换炉 1台4000mm，选用热壁炉 催化剂装填量:QCS-04，86m3 设计温度：420设计压力：4.18Mpag工艺设备一览表见附表。4.2.1.4物料平衡 变 换 工 序 工艺冷凝液粗煤气 变换气 物流粗煤气变换气工艺冷凝液温度，1604040压力，MPa3.83.453.4流量Nm3/h184128219341t/h294.2.1.5催化剂和化学品消耗序号名称规格单位初始装填量设计寿命1变换催化剂K8-11m3324年2变换催化剂QCS-04m3864年4.2.1.6公用工程消耗序号名 称规格单 位小时消耗1冷却水0.5 MPaA，32t4742工艺蒸汽5.2 MPaA，饱和t503副产蒸汽 0.6MPaA，饱和t-27.54锅炉给水1.0 MPaA，139t305工艺用水4.0 MPaA，139t6.66电380VkWh11.54.2.2 酸性气体脱除单元4.2.2.1工艺技术方案本项目变换单元来的变换气中二氧化碳含量为35.5%，H2S+COS含量为0.17%，此外还有微量的HCN、NH3等。甲醇合成要求合成气中二氧化碳含量约为3，H2S+COS含量小于0.1ppm。从目前国内外大型煤基甲醇装置所采用的脱除酸性气体的工艺来看，低温甲醇洗(Rectisol)和NHD(或Selexol) 工艺较为常见。低温甲醇洗(Rectisol)工艺是采用冷甲醇作为溶剂脱除酸性气体的物理吸收方法，是由德国林德公司和鲁奇公司联合开发的一种有效的气体净化工艺。该技术成熟可靠，可将H2S脱至小于0.1ppm。而且溶剂循环量小，溶剂价格便宜，能耗和操作费用较低。该法缺点是在低温下操作，要求采用低温材料，投资较高。NHD(或Selexol)亦属物理吸收，对CO2、H2S等均有较强的吸收能力，但只能将H2S脱至小于1ppm，对COS吸收能力较差，需另加有机硫水解和精脱硫装置。为使脱碳尾气符合环保排放要求，须将脱硫和脱碳分开，流程复杂。另外其溶剂吸收能力比甲醇低，因而溶剂循环量大，充填量大，且溶剂价格昂贵，操作费用较高。该法的优点在非低温下操作，可采用普通碳钢材料，投资较低。对本项目而言，采用低温甲醇洗工艺投资约1亿元，吨甲醇操作费用约50元；采用NHD工艺投资约7000万元，吨甲醇操作费用约80元。虽然NHD工艺投资低于低温甲醇洗工艺，但其操作费用较高。低温甲醇洗工艺在国内已有丰富的生产操作经验，除少部分低温材料需引进外，设备设计和制造可在国内解决，超过NHD的部分投资静态回收期约2年，因此本项目酸性气体脱除推荐采用低温甲醇洗工艺。4.2.2.2 工艺流程说明(工艺流程图见附图)从变换单元来的40，3.45MPa的变换气在变换气水洗塔中,经40的锅炉给水洗涤，除去变换气中的微量NH3、HCN等，使之小于1ppm。洗涤后的变换气在变换气冷却器和变换气/尾气换热器中分别与净化气、放空尾气换热，变换气冷到10左右在水分离器中分离冷凝水，然后向变换气中喷入少量甲醇以防止变换气中水蒸气冷却后结冰。变换气进变换气冷却器被冷却到10后进入甲醇洗涤塔，用再生和冷却了的甲醇液洗涤，塔顶出来的净化气(CO2约3%，总硫小于0.1ppm，49、3.25Mpa)回收冷量后送压缩单元。为移出吸收热，从甲醇洗涤塔引出两股甲醇液，分别经循环甲醇冷却器及丙烯冷却器进行冷却，然后返回洗涤塔。在洗涤塔上塔引出的富CO2甲醇液一部分溶液回流进入H2S吸收段以吸收变换气中的H2S和COS。另一部分富甲醇液在甲醇冷却器中冷至25.6、在富H2S/富CO2甲醇冷却器、甲醇丙烯冷却器中冷至34.9，再减压到1.2MPa进闪蒸槽I降压闪蒸；从甲醇洗涤塔下塔底出来的富硫化氢甲醇液21，进甲醇冷却器、富H2S/富CO2甲醇冷却器中冷却至34.9后，进闪蒸槽降压到1.2MPa闪蒸。从闪蒸槽闪蒸出的气体进闪蒸槽分离夹带的甲醇后去闪蒸气压缩机，压缩后的气体与变换气一起进入变换气洗涤塔。 闪蒸槽底部出来的甲醇液经再次减压后送入H2S浓缩塔，上部不含硫的甲醇液洗涤该塔下部溶液中闪蒸出来的H2S、COS。为减少溶解在甲醇液中的CO2量，采用界外来的低压氮气进行汽提，汽提和闪蒸出来的H2S、COS被上部不含硫的甲醇液再洗涤，从H2S浓缩塔出来的尾气经甲醇冷却器、变换气冷却器和变换气/尾气换热器回收冷量，尾气30进尾气水洗塔洗涤尾气中的甲醇，洗涤水采用冷的锅炉给水洗涤，使尾气中甲醇浓度小于25ppm，然后高点放空。H2S浓缩塔底部出来的富含H2S和COS的甲醇被加热后送入甲醇热再生塔，在该塔中硫化物和剩余CO2全部解析出来，离开塔顶的馏份被冷却和冷凝，未冷凝的气体(H2S和COS浓度为26.2%)作为克劳斯硫回收装置的原料气送出界区。再生后的甲醇液从塔底部排出，经泵加压及冷却后送回甲醇洗涤塔，循环使用。从甲醇水分离器、尾气洗涤塔底出来的甲醇水溶液经进料加热器加热后进入甲醇/水分离塔上段，通过蒸馏分离甲醇和水。甲醇/水分离塔热源由甲醇/水分离塔再沸器提供。塔顶出来的气体送到热再生塔中部。塔底出来的甲醇含量小于0.03wt%的废水去水处理。4.2.2.3 主要设备选型（1）甲醇洗涤塔 1台320047450浮阀塔，塔板数66块 设计温度：70设计压力：3.95Mpag（2）H2S浓缩塔 1台360048000浮阀塔，塔板数86块 设计温度：60设计压力：0.45Mpag工艺设备一览表见附表。五环科技股份有限_公司4.2.2.4物料平衡 尾气低温甲醇洗工序 变换气 净化气 氮气 二氧化碳气 酸气 物流温度，压力，MPa流量，Nm3/h变换气403.45219341氮气400.417334净化气303.25144767二氧化碳320.1818000尾气300.1872517酸气300.1813914.2.2.5催化剂和化学品消耗序号名称规格单位小时消耗初始装填量1甲醇一级kg50360m34.2.2.6公用工程消耗序号名称规格单位数量1蒸汽0.6/1.0MPa，饱和t12.52冷却水0.55 MPa，32t6253电6000/380VkWh7534冷冻量-40kwh35475蒸汽冷凝液0.6，饱和t-12.56工艺用水4 MPa，139t2.74.2.3 压缩单元4.2.3.1工艺技术方案气体压缩机常用的有往复式和离心式两种，小流量的场合通常采用往复式压缩机，大流量的场合采用离心式压缩机更为合适。与往复式压缩机相比，离心式压缩机具有易损件少、连续工作时间长、运行平稳、机组占地面积小等优点。国内外大中型甲醇生产装置中普遍采用的是离心式压缩机，本项目拟选用离心式气体压缩机。本项目新鲜气量为144767Nm3/h，进气压力为3.25 MPa，排气压力为7.8 MPa。循环气量为8725380Nm3/h，进气压力为7.8 MPa，排气压力为8.3 MPa。本项目推荐采用离心式联合压缩机。该压缩机为双缸三段结构，新鲜气压缩为两段，循环气压缩为一段。新鲜气从3.25MPa压缩到7.8MPa后和循环气采用机内混合，然后再压缩至8.3MPa。4.2.3.2工艺流程说明(工艺流程图见附图)从脱硫脱碳单元来的3.25MPa、30的净化气和来自氢回收单元来的富氢气混合后进入联合压缩机新鲜气压缩段，新鲜气压缩段为两段压缩，其一段出口气体进入中间冷却器冷却，冷却后的气体进入汽液分离器分离冷凝液，然后进入新鲜气压缩段二段进一步压缩，二段出口气体压力为7.8MPa，与合成单元来的循环气混合后进入循环气压缩段压缩，加压到8.3MPa后去合成单元。4.2.3.3主要设备选型（1）联合压缩机 1台型式：离心式新鲜气压缩段Q144767Nm3/hT入30P入3.25 MPaP出7.8MPa循环气压缩段Q872538Nm3/hT入40P入7.8MPaP出8.3MPaN轴10560kW，蒸汽透平驱动工艺设备一览表见附表。4.2.3.4公用工程消耗序号名 称规格单 位小时消耗1电380VkWh212冷却水0.5 MPaA，32t43203蒸汽 4.0MPaA，400t58.14蒸汽冷凝液0.6 MPaA，50t-58.14.2.4 合成单元4.2.4.1 工艺技术方案甲醇工业化始于20世纪初，1923年德国BASF公司首先建立了一套采用ZnCr催化剂、合成压力为30.0MPa、规模为300吨/年的高压法甲醇生产装置。20世纪60年代，甲醇工业随着选择性好、低温活性高的铜基催化剂开发成功而取得重大进展。1966年英国ICI公司研制成功CuZnAl催化剂后，推出ICI低压甲醇合成工艺，在所属Billingham工厂建立了工业化装置。1971年德国Lurgi公司成功开发出采用活性更高的CuZnAlV催化剂的另一著名低压法工艺Lurgi工艺。此后，世界各大公司竞相开发了各具特色的低压法工艺技术。与高压法工艺相比，中、低压法工艺在投资和综合技术经济指标方面都具有显著优势。以天然气为原料的甲醇厂，高压法能耗达64.8GJ/t甲醇，而大型低压法装置为29.531.5GJ/t甲醇。1970年代后国外新建的大中型甲醇装置全部采用低压法，超大型装置（大于50万吨/年）采用中压法，高压法渐趋淘汰。高、中、低压法甲醇生产主要操作条件如下：项 目高压法中压法低压法压 力30.0MPa10.015.0MPa5.010.0MPa温 度340380270左右210260催化剂ZnCrCuZnCrCuZnAl典型的低压法工艺有ICI工艺和Lurgi工艺，其主要区别在于反应器的设计和反应热的回收利用方式的不同。ICI工艺采用冷激式反应器，以原料气冷激的方式控制反应温度、以大循环量移走反应热；Lurgi工艺则采用管式等温反应器，以副产蒸汽的方式控制反应温度、回收反应热。1970年以后的开发的各类合成反应器都借鉴了Lurgi管式等温反应器内部冷却、等温反应及副产蒸汽回收余热的设计思想。如Linde绕管式等温反应器，管外装催化剂，绕管内走沸水，冷热介质错流换热；三菱重工之管壳冷管复合反应器，在Lurgi型反应器内设一冷管，催化剂填于环型空间，反应气体可与冷管内入塔气换热亦可与管外沸水换热。从目前国内外甲醇工业发展情况来看，预计以副产蒸汽、等温合成为特征的中低压合成工艺将是今后相当长一段时期内甲醇合成的主流工艺。本项目甲醇规模为50万吨/年，宜选用低压法工艺。目前国内已工业化的拥有自主知识产权的低压等温合成甲醇装置最大规模为20万吨/年。从项目实施进度、投资技术成熟可靠方面考虑，本项目拟采用国内甲醇合成技术。受运输条件限制，列管式等温反应器采用两台并联的方案。4.2.4.2 工艺流程说明(工艺流程图见附图) 从合成气压缩单元来的8.3MPa、40的合成气经入塔气换热器升温至225，从甲醇合成塔上部进入催化剂床层，气体自上而下流经管内催化剂床层进行甲醇合成反应，合成塔壳侧锅炉给水吸收反应热而副产蒸汽。反应气由甲醇合成塔底部出来，经入塔气预热器与入塔气换热，再进甲醇水冷器冷却至40左右进入甲醇分离器分离出冷凝下来的粗甲醇。甲醇分离器顶部出来的气体，一部分作为弛放气去氢回收单元回收氢气，另一部分作为循环气去联合压缩机，如此继续循环。粗甲醇从甲醇分离器底部排出，经闪蒸槽减压释放出溶解气后送往甲醇精馏单元。闪蒸气送往工厂燃料气管网，甲醇合成塔副产蒸汽送中压蒸汽管网。 4.2.4.3主要设备选型(1) 甲醇合成塔 2台3800，H=14000催化剂装量：46.6 m3台催化剂型号：C306工艺设备一览表见附表。4.2.4.4物料平衡合成工序稀甲醇液 循环气 合成气 弛放气闪蒸气粗甲醇 序号物流压力MPa(A)温度流量Nm3/h1合成气8.3708725382循环气7.8407088383弛放气7.840257094闪蒸气0.5403605粗甲醇0.54069.6t/h6稀甲醇液7.8402.1t/h4.2.4.5催化剂和化学品消耗序号名 称型号单位初始装填量设计寿命1合成催化剂C306m393.22年4.2.4.6公用工程消耗序号名 称规格单 位小时消耗1冷却水0.5 MPaA，32t34322副产蒸汽 2.5MPa，饱和t62.53锅炉给水4.0 MPa，132t64.84.2.5氢回收单元4.2.5.1工艺技术方案甲醇合成弛放气中含有大量的有效气体。回收这些气体目前常用的有变压吸附（PSA）法和膜分离法。 变压吸附法是利用吸附剂对混合气中各组分的吸附容量随着压力变化而呈差异的特性，由选择吸附和解吸再生两个过程组成交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同温度下进行。阀门的切换由微机自动控制完成，此法的特点是产品纯度高，回收率亦较高、操作费用低；缺点是阀门切换频繁，因而对阀门的性能、自动控制的水平及可靠性要求高。膜分离法即中空纤维膜分离技术，此法是以中空纤维膜两侧气体的分压差为推动力，通过溶解扩散解析等步骤，产生组分间传递率的差异而实现气体分离的目的。膜分离法的特点是投资省、占地少、操作简单、开工率高，其氢气回收率和有效组分回收率略高于变压吸附法，虽然产品纯度较变压吸附法略差，但产品氢气纯度已能满足本项目要求，因此本项目甲醇弛放气回收氢采用膜分离法。4.2.5.2 工艺流程说明(工艺流程图见附图)由合成单元来的7.8 MPa、40的弛放气进入甲醇洗涤塔经脱盐水洗涤，洗涤塔底部出来的稀甲醇液去合成单元闪蒸槽，顶部气体经分离器分离水分、加热器升温至75后进入膜分离器。在膜两侧气体组分分压差的驱动下，弛放气中的H2、CO、CO2等气体选择性通过膜壁，在膜分离器低压侧得到的压力为3.25 MPa的富氢气经冷却至40后去联合压缩机，非渗透气去燃料气管网。4.2.5.3 主要设备选型（1）膜分离器 1套 处理气量： 25709Nm3/h产品氢纯度：92%工艺设备一览表见附表。4.2.5.4物料平衡氢回收工序脱盐水 富氢气 弛放气 非渗透气 稀甲醇液 序号物流压力MPa(A)温度流量Nm3/h1弛放气7.840257092脱盐水7.8402t/h3富氢气3.2540189194非渗透气0.543.566775稀甲醇液7.843.82.1t/h4.2.5.5公用工程消耗序号名 称规格单 位小时耗量1冷却水0.55 MPa，32t14.42蒸汽 0.6MPa，饱和t0.23脱盐水0.4MPa，40t24电380Vkwh105蒸汽冷凝液 0.6MPa，饱和t-0.24.2.6精馏单元4.2.6.1工艺技术方案目前甲醇精馏工艺有二塔工艺和三塔工艺之分，其主要区别在于三塔工艺采用二个主精馏塔，一个加压操作（P=0.60.7MPa）, 一个常压操作，用加压塔塔顶甲醇蒸汽冷凝热作常压塔塔底再沸器热源，从而可减少热能消耗30%左右。但由于三塔工艺比二塔工艺多一个加压主精馏塔，流程变长，投资比二塔流程多30%左右。国内外二塔工艺和三塔工艺均有广泛采用。二塔工艺和三塔工艺技术经济指标并无绝对的优劣之分，需视具体场合而定。从全厂而言，如果低位热能足够使用，采用三塔工艺并不能降低总能耗，反而还增加了投资；如果低位热能不够使用，则宜采用三塔工艺。一般而言，二塔工艺适用于规模较小或全厂低位热能比较富裕的场合；三塔工艺适用于规模较大或全厂低位热能比较缺乏的场合。本项目甲醇装置设计规模为50万吨/年，小时产量62.5吨，精馏用汽为工艺余热副产的低压蒸汽。如采用两塔工艺，低压蒸汽消耗将增加18.7 t/h，全厂低压蒸汽难以平衡，因此本项目采用三塔工艺比较适宜。为了提高甲醇回收率和产品甲醇质量，本项目在常压塔后设回收塔，虽然增加一个塔，但由于降低了常压塔负荷，因而投资和蒸汽消耗基本上不增加。不仅甲醇回收率增加，而且可以在粗甲醇杂质含量较高时从回收塔取出的甲醇用作燃料，避免杂质在系统累积而影响产品甲醇质量。随着用户对甲醇杂