应用化学专业 化学工艺学课程设计.doc

课题名称： 煤制甲醇生产工艺设计 设计能力20万t/a姓 名 马兴峰 学 号 100370102 指导教师 孟晓彩 专 业 应用化学 学 院 理学院 目录第一章 工艺设计说明书1.1 概述1.1.1 项目来源1.2 项目的国内外生产工艺现状1.2.1 国外煤制甲醇生产现状 1.2.2 国内煤制甲醇生产现状1.3 本工艺的生产特点1.4 项目承担单位概况1.5 生产规模及产品质量要求1.5.1 生产规模1.5.2 产品质量要求1.6 工艺设计依据 1.6.1 本工艺设计的文件依据1.7 工艺技术依据1.7.1 煤的气化GSP工艺1.7.2 合成气净化变换1.7.3 合成气净化NHD工艺1.7.4 合成气净化硫回收1.7.5 甲醇合成工艺流程1.7.6 甲醇精馏工艺流程1.7.7 氨吸收制冷流程 1.8 原料来源1.9 承担单位的基础条件说明1.10 生产制度和开工时数说明 1.10.1 生产制度 1.10.2 开工时数1.11 厂区、生产装置的平面布图 1.11.1 厂区总布置图1.11.2 生产装置平面图1.12 总运输能力说明1.13 主要原料、辅料及动能消耗1.14 生产工艺的概述1.15 生产安全问题1.16 环境保护和“三废处理”说明第二章物料衡算及能量衡算2.1物料衡算2.1.1计算依据2.1.2氨的合成系统的物料衡算2.2变换工序中饱和塔的热量衡算第三章流体输送3.1 包装工段阻力计算3.1.1 计算依据3.1.2 阻力计算3.2 泵的选型3.3安装高度3.3.1、计算依据3.3.2最大允许安装高度的计算第四章“三废”处理措施及工艺4.1“三废”的种类及特征4.1.1废气4.1.2 废水4.1.3 废渣4.2治理措施与原理4.2.1 废气治理措施4.2.2 废水治理措施4.2.3 废渣治理措施第五章 设备的防腐第六章生产安全的危险性分析及处理第七章附表第一章 工艺设计说明书1.1 概述 1.1.1 项目来源甲醇作为有机化工原料,主要用于生产甲醛、甲基叔丁基醚（MTBE）、醋酸、甲酸甲酯、氯甲烷、甲胺、硫酸二甲酯、丙烯酸甲酯和二甲醚等有机化工产品。甲醇消费的新途径、新领域、世界各国都在竞相开发,从而促进了甲醇生产的迅速发展。特别是80年代以后,由于世界工业发达国家推行汽油“无铅化“的环境保护政策,使得以甲醇为原料的无铅汽油添加剂MTBE等得到了开发和大量的应用,成为仅次于甲醛的第二大甲醇用户，也使甲醇的产量和消费量都迅速增长。根据专家对未来汽车代用能源的预测，甲醇和液态氢将起到重要作用,因此,甲醇产业的发展前景还是比较乐观。所以本项目基于上诉原因自选设计。1.2项目的国内外生产（技术）工艺现状1.2.1国外煤制甲醇生产现状从70年代中期起，国外新建煤制甲醇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、3Lurgi工艺和三菱瓦斯化学公司(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H2(COCO2)比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。就产能分布来看，美洲是世界最大的甲醇生产地，占世界总产能的40%，其中北美占20.03%、拉丁美洲占19.77%、亚洲占28。7%，其中中东占15.6%、东亚占13.1%;欧洲占22.6%。其中东欧占12.3%、西欧占10.3%；大洋洲占6.4%；非洲占2.5%。近20年来，世界甲醇工业与天然气的同步发展，新建装置大多建在天然气比较丰富的国家或地区。由于这些国家或地区的需求有限，因此大量的甲醇出口到美国、西欧和日本。而美国、西欧和日本的装置由于经济性的因素，已逐渐减产或关闭，转而进口甲醇。日本曾是世界主要的甲醇生产国，但现在已停止生产。北美也是世界甲醇生产最大的地区之一，但是由于天然气的价格上涨，一些生产甲醇的企业已经出现亏损。因此，今年有些套大型甲醇装置停工减产，2000年以来，美国BP/Sterling的80kt/a和加拿大Methanex公司的500kt/a甲醇装置相继停产，目前北美地区甲醇产能已不足8000KT/A，实际产量还低于此值，开工产能约为4000kt/a，实际产量还低于此值，今后可能还有数家公司停产。在今后一段时期内，世界范围内甲醇的生产能力仍将有较大的增长，特别是在天然气资源丰富的国家或地区，充分利用当地廉价的油气资源，将建设一系列超大型的甲醇装置。生产能力增长较快的地区主要集中在拉丁美洲、中东和亚洲，而美国的生产能力将大幅下降，西欧和东欧将几本持平。1.2.2国内煤制甲醇生产现状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95 kt/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200 kt/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。近年，随着煤制甲醇大型化的发展，煤制甲醇技术应用取得了较大进步，先进煤气化技术如SHELL、德士古水煤浆、多喷嘴水煤浆、航天炉等炉型逐步应用，但产能比例仍很低。我国煤制甲醇中，采用固定床气化的产能最大，占54%，我国的中小联醇企业基本均采用常压固定床造气技术，固定床气化技术生产甲醇与先进煤气化技术相比，能耗高、效率低、环境污染严重，而且一定要用块焦或无烟块煤，原料供给困难，工艺技术落后。此外，采用粉煤气化的甲醇产能占14%，其中约10%为采用进口SHELL气化工艺；采用水煤浆气化的占32%，其中国产水煤浆气化技术占9%。2004年全国生产能力已超过6000kt/a。规模在200kt/a的仅两套，分别在上海焦化有限公司和陕西榆林天然气公司，另外，内蒙古苏里格天然气化工有限股份公司建有一套180kt/a的装置。10kt/a规模的有9套，40100kt/a规模的有22套。其余小甲醇均为连醇装置。近年来，我过甲醇产量有交大的增长。1998-2010年，年均增长率为20.8%，虽然国内甲醇产量增长很快，但装置开工率一直较低。国内甲醇装置开工率底的主要原因是我过联醇装置产能的50%左右，多数联醇装置规模小、产品成本高、缺乏竞争力，造成开工严重不足。1.3 本工艺的生产特点A . 低温低压合成: 由平衡曲线研究结果表明, 如图3 所示, 1 幻当H Z / C O = 5 时、压力为50 大气压下, 30 时出口气体中甲醇含量仅为26 0 的一半, 所以鲁奇低压法的操作温度为2 30 一2 65 , 操作压力为40 5 大气压。B . 合成塔内温度均匀、恒定, 能维持触媒较长的寿命和有效地防止付反应产生。采用锅炉给水调节塔内温度, 使合成塔沿反应管整个管长和戳面的温度几乎保持一致。通过对蒸汽压力的控制, 可简便地控制合成塔的温度, 一般情况下不会发生触媒的过热现象。C . 装置可顺利地开、停车。开车时将饱和水蒸汽通入合成塔壳侧, 同时使循环气进行循环。D . 利用合成反应热加热锅炉给水, 用以发生高压蒸汽。先用于驱动压缩机透平,其后用作蒸馏及其它热源。E . 因循环气比例小, 所需能量较低。F . 合成塔可用普通碳钢制造, 而且换热器及冷却器的换热面积也比较小, 可减少设备投资。惟合成塔结构较复杂。1.4项目承担单位概况技术研究单位：*技术研究院承担设计单位：*工程设计院承担建设单位：*工程建设公司1.5 生产规模及产品质量要求 1.5.1 生产规模生产能力：年产20万吨甲醇，年开工日为330天，日产为606.06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200亩；厂房基建部分由某工程设计院设计。1.5.2产品质量要求本产品（精甲醇）执行国家GB33892标准，具体指标见下表表1 甲醇GB33892项 目指标优等品一等品合格品色度（铂钴），号 510密度（200C），g/cm30.7910.7920.7910.793温度范围(0,101325Pa)，沸程（包括64.60.10C）， 64.0-65.50.81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水溶性试验澄清水分含量，% 0.100.15酸度（以HCOOH计），% 或碱度（以NH3计），% 0.00150.0030.0050.00020.00080.0015羰基化合物含量（以CH2O计），% 0.0020.0050.01蒸发残渣含量，% 0.0010.0030.0051.6 工艺设计依据 1.6.1 本工艺设计的文件依据1、河北工程大学理学院应用化学专业化学工艺学课程设计2 、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化工工艺学。（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5.14MPa，出塔压力4.9 MPa，副产蒸汽压力3.9 MPa，入塔温度225，出塔温度255。1.7工艺技术依据甲醇合成简易流程图为：甲醇合成合成气净化煤的气化甲醇精馏具体方案如下：1.7.1煤的气化基于GSP工艺 GSP气化工艺流程煤在高温常压下，与气化剂反应转化为CO、H2等可燃性气体的过程，称为煤的气化。气化剂主要是水蒸气、空气或它们的混合气。 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。为减少合成甲醇过程中的副反应，提高甲醇产率，须选择适当的温度、压力和催化剂，一般温度300400，压力20MPa左右。合成甲醇的反应温度低，所需压力低，能耗也低，但温度低，反应速度变慢，所以催化剂是关键因素。CO 含量过高对温度控制有害，且能引起羰基铁在催化剂上的积聚，使催化剂失掉活性，故采用 H2 过量，H2CO摩尔比为 2.23.0较好。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。1.7.2合成气净化变换 变换工艺流程由气化工段送来的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），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。 1.7.3合成气净化NHD脱硫脱碳 NHD脱硫脱碳工艺流程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。1.7.4合成气净化硫回收 硫回收工艺流程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 + Q1H2S + 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。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。1.7.5甲醇合成工艺流程 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 + QCO2 + 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（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0.4MPa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。1.7.6甲醇精馏工艺流程 精馏工艺流程来自甲醇合成装置的粗甲醇（40，0.4MPa），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1.3MPa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6MPa，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（0.6MPa，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（0.13MPa，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。1.7.7 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（-15，0.22MPaA），进入本装置，经过冷器（E2503）与出工段的液氨换热，升到23.8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16.9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。 18 原料来源 1.9 承担单位的基础条件说明以杭州高晶精细化工有限公司为例，注册资金300万，公司成立时间1999年，厂房面积12000平方米，月产量10000000吨（包括附加产品），员工人数52-100名，管理体系认证：ISO 9000;ISO 14000。生产条件良好，技术成熟，设备齐全。1.10生产制度和开工时数说明 1.10.1 生产制度一、工作职责及处罚办法1、上时按要求穿戴好工作服、工作帽、工作鞋,挂好上岗证, 违者每次处以5元罚款,工作服不得穿出车间, 违者罚款10元。2、车间严格按照生产计划部指令,根据车间设备状况和人员,精心组织生产, 违者每次处以20元罚款。3、车间如遇原辅材料、包装材料不符合规定,有权拒绝生产,并报告质保部和生产计划部。如继续生产造成损失，将按质量管理条例进行处罚。4、员工在生产过程中应严格按照质量标准、工艺规程和sop进行操作,不得擅自提高或降低标准,在操作的同时并作好记录，违者每次处以10元罚款。造成较大经济损失将按质量管理条例进行处罚。造成安全事故者将交公司处罚。5、按照GMP、医疗器械生产条例要求对原辅材料、包装材料进行管理并作好记录，违者每次处以20元罚款。6、加强现场管理随时保证场地整洁、设备光洁。操作人员下班前均要打扫场地和设备卫生，违者每次处以10元罚款。7、车间生产所剩的边角余料将由专职人员运出车间,由有关部门统一处理，未按时运出车间，每次处以10元罚款。8、车间员工和外来人员进入特殊工作岗位应遵守特殊规定,确保生产安全，违者每次处以20元罚款。9、设备维修人员、电工必须跟班作业,保证设备正常运行,对影响生产者每次处以10元罚款。10、禁止在车间聊天、嘻戏打闹,违者每次处以10元罚款。11、车间员工必须服从车间安排,对不服从安排、谩骂者每次处以50元罚款,对人身攻击者每次处以100元罚款并交公司人事部。12、对盗窃公司财产者,不论价值多少一律交公司行政部处理。13、本部门人员违反制度当月罚款达100元以上，车间负责人按其金额的20处罚，车间副职分管人员当月罚款金额在100元以上，按其金额的25罚款(本制度不包括第11条)。二、考核的内容主要是个人德、勤、能、绩四个方面。其中：“德”主要是指敬业精神、事业心和责任感及行为规范。“勤”主要是指工作态度，是主动型还是被动型等等。“能”主要是指工作能力，完成任务的效率，完成任务的质量、出差错率的高低等。“绩”主要是指工作成果，在规定时间内完成任务量的多少，能否开展创造性的工作等等。三、考核的目的：对公司员工的品德、才能、工作态度和业绩作出适当的评价，作为合理使用、奖惩及培训的依据，促使增加工作责任心，各司其职，各负其责，破除“干好干坏一个样，能力高低一个样”的弊端，激发上进心，调动工作积极性和创造性，提高公司的整体效益。4 防火防爆要求1 、施工现场及生活区宜设独立电源的消防网。 2 、消防管道的管径及消防水的扬程应满足施工最高消防点的要求。 3 、室外消防栓应根据建筑物的耐火等级和密度程度布设，一般每隔 120m 应设一个。仓库、宿舍、加工场地及重要设备旁应有相应的灭火器材，一般按建筑面积每 120m 2设置灭火器一个。 4 、消防设施应有防雨、防冻措施，并定期进行检查、试验，确保消防水畅通、灭火器有效。 5 、灭火器、沙桶（箱、袋）、斧、锹、钩子等消防器材应放置在明显、易取处，不得任意移动或遮盖，严禁挪做他用。 6 、办公室、工具房、休息室、宿舍等房屋内禁止存放易燃、易爆物品。 7 、在油库、木工间及易燃、易爆物品仓库等易燃、易爆场所严禁吸烟，设“严禁吸烟”的明显标志，并采取响应的防火措施。 8 、在易燃、易爆区周围动用明火或进行可能产生火花的作业，必须办理动火工作票，经有关部门批准，并采取响应措施方可进行。 9 、氧气、乙炔、汽油等危险品仓库应有避雷及防静电接地设施，屋面采用轻型结构，并设置气窗及底窗，门、窗应向外开启。 10 、仓库应根据储存物品的性质采取相应耐火等级的材料建成。 11 、采用易燃材料搭设的临时建筑应有相应的防火措施。 12 、挥发性易燃材料不得装在敞口容器内或存放在普通仓库内。 13 、凡属施工、生产用的易燃、易爆物品，使用人员必须提出书面申请，经有关部门领导签字，由公司主管部门统一购买。 14 、对储存易燃、易爆物品的单位，必须建立和执行严格的安全技术操作规程和安全管理制度，严禁无关人员进入库区，进入库内人员禁止穿化纤服装和带铁钉的鞋，严禁在库区内吸烟和用火，严禁在库区内住宿和进行其它活动。 15 、使用保管化学易燃、易爆品的设备和容器，必须符合防火、防爆要求，凡能产生静电引起燃烧、爆炸的物品，必须有导电设备。 16 、对易燃、易爆物品和剧毒物品，必须由懂得其性能的人负责管理，并做到经常检查。 17 、施工单位用火要严格控制，确需用火时，必须填写申请单，经施工、安监、保卫等部门审批，方可动火。 18 、凡在管区使用各种电热器具，必须写出申请，经安监、保卫等部门审批，方可使用。 19 、冬季需要使用的取暖设施，在使用前应向安监、保卫部门写出申请，并经安监、保卫部门检查合格后，领取冬季取暖用火证方可使用。 20 、各种取暖设施，在使用期间，必须有防火专人负责。 1.10.2 开工时数1.11 厂区、生产装置的平面布图 1.11.1 厂区总布置图 1.11.2 生产装置平面图甲醇合成塔结构示意图1.12 总运输能力说明1.13 主要原料、辅料及动能消耗1.14 生产工艺的概述1.15 生产安全问题1.16 环境保护和“三废处理”说明附工程图纸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第二章工艺计算2.1物料衡算2.1.1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25.25吨，即25.25 t/h。精馏工段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25.25 / 0.97=26.03t/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93.40% 813.50kmol/h 即 18222.40m3/h 二甲醚0.42%2.53 kmol/h 即 57.00 m3/h高级醇（以异丁醇计）0.26%0.98kmol/h 即21.94 m3/h高级烷烃（以辛烷计）0.32%0.78kmol/h 即17.52m3/h水5.6%86.72kmol/h 即 1942.36m3/h粗甲醇100%28.87t/h注；设计中的体积都为标准状态下计算方法:粗甲醇 =26.03 / 0.9340 = 27.87 t/h二甲醚 =27.870.42% = 117.05 kg/h 即2.53 kmol/h ，57.00 m3/h高级醇（以异丁醇计）= 27