丙烯酸碳酸二甲酯乙二酸技术方案

1、山西襄矿能源投资管理集团有限公司碳酸二甲酯及丙烯酸项目方案建议书目 录1项目概述32原料煤简要分析33拟选技术介绍53.1碳酸二甲酯技术53.2丙烯酸技术83.3电石乙炔技术103.4煤热解技术103.5甲醇合成技术123工艺技术方案143.1煤热解143.2电石乙炔153.3转化及甲醇204投资估算294.1投资估算291项目概述山西襄矿能源投资管理集团有限公司计划实施煤资源利用项目，建设以煤为原料的工业生产装置，生产具有市场竞争力的化工产品，为企业争创效益。拟建项目切合国家工信部的行业准入条件，采用低阶煤，主要是贫瘦粉煤、中煤粉煤等，再适当的配以陕西府谷煤（气煤）生产无烟炭，基于襄矿地区丰

2、富的石灰石资源，进一步深加工生产极具有市场前景的石油化工深加工所需的中间原料碳酸二甲酯、丙烯酸等系列产品。本企业构建原煤选煤发电电石聚氯乙烯；原煤无烟炭乙炔碳酸二甲酯、聚氯乙烯、乙二醇、丙烯酸；原煤焦炭煤气镁合金汽车轮毂三条资源型产业链的发展思路和“立足煤、延伸煤、超越煤”的发展策略。本项目所选厂址条件优越，交通运输方便，公用工程供应完全满足要求，原料低阶煤、石灰、石灰石供应充足可靠，所生产的无烟炭、乙炔及尾气全部用作下游产品的原料。2原料煤简要分析中国煤炭分类，首先按煤的挥发分，将所有煤分为褐煤、烟煤和无烟煤；烟煤部分按挥发分10%20%、20%28%、28%37和37%的四个阶段分为低、中

3、、中高及高挥发分烟煤。本项目利用贫瘦粉煤、中粘粉煤配入气煤生产无烟碳，然后以此为原料进一步深加工生产碳酸二甲酯、丙烯酸等。煤的性质、煤干馏后续利用影响煤热解工艺选择，煤的性质特点影响因素描述如下：1）水分：配合煤水分应力求稳定，以利干馏过程加热制度稳定。2）细度：指配合煤中小于3mm粒级占全部配合煤的质量百分率。一般情况下，干馏的配合煤细度因装炉煤的工艺特征而定，常规干馏（顶装煤）时为7280%，配型煤时约85%，捣固炼焦时为90%以上，在此前提下，尽量减少小于0.5mm的细粉含量，以减轻装炉时的烟尘逸散。3）灰分：配合煤灰分可按各单种煤灰分用加和计算，也可直接测定。在干馏过程中，煤的灰分全部

4、转入焦炭，配合煤的灰分控制值可根据干馏煤灰分要求确定。灰分直接影响干馏煤产品的质量指标中灰含量。4）硫分：配合煤硫分可按各单种煤硫分用加和计算，也可直接测定。在干馏过程中，煤的部分硫如硫酸盐和硫化铁转化为FeS、CaS等而残留在干馏煤中（S残），另一部分硫如有机硫则转化为气态硫化物，在流经高温焦炭层缝隙时，部分与焦炭反应生成复杂的硫碳复合物（S复）而转入干馏煤产品，其余部分则随煤气排出（S气），随出炉煤气带出的硫量因煤中硫的存在形态及干馏温度而有所不同。5）粘结性：配合煤的粘结性指标是影响干馏煤产品强度的重要因素，根据结焦机理，配合煤中各单种煤的塑性温度区间应彼此衔接和依次重叠。配合煤的粘结性

5、指标一般不能用单种煤的粘结性指标按加和性计算。本项目采用贫煤，经过热解处理，一部分用作电石生产原料，一部分采用转化生产合成气。煤利用总路线图如下：图中颜色标记部分即本项目原料和产品线路。3拟选技术介绍3.1碳酸二甲酯技术碳酸二甲酯DMC传统的生产路线为光气法，但是由于光气的高毒性和腐蚀性以及氯化钠排放的环保问题而使得这一路线正逐渐被淘汰，现在普遍采用的合成路线有三种：以氯化铜或一氧化氮为催化剂的甲醇氧化羰基化反应、碳酸乙烯酯与甲醇的酯交换反应、尿素醇解反应。甲醇氧化羰基化法以甲醇、CO 和氧气为原料，在热力学上是十分有利的化学反应，理论上甲醇可以全部转化为DMC，符合清洁生产的要求。而且原料甲

6、醇和CO很容易由煤和天然气制得，具有原料来源广泛、成本低廉等优点，该方法也称为“煤化路线”。甲醇氧化羰基化法的主要反应工艺有意大利EniChe公司的液相泥浆法(1983年)，美国Dow化学公司的气相直接法(1988年)以及日本Ube公司的气相间接法(1992年)其中液相泥浆法和气相间接法已成为国外生产DMC的主要工艺。液相泥浆法由于CuC1催化剂会造成设备腐蚀，开发无腐蚀的高效催化剂是实现清洁生产的关键。甲醇气相氧化羰基化法包括气相直接法和气相间接法，气相间接法已经在国外实现工业化生产，气相直接法工艺尚处于实验室研究阶段。甲醇氧化羰基化法反应原理如下： 2CH3OH十CO十1/2O2 (CH3

7、O)2CO十H2O几种具代表性的甲醇氧化羰基化法DMC工艺简要概况描述如下：1) ENI液相氧化羰基化法2CH3OH十1/2O2十2CuCl2Cu(OCH3)Cl十H2OCO十2Cu(OCH3)Cl(CH3O)2CO十2CuCl总反应：2CH3OH十1/2O2十CO(CH3O)2CO十H2O以氯化亚铜为催化剂，反应在两台串联的带搅拌的反应器中分两步进行。甲醇既为反应物又为溶剂。反应温度120130，压力2.03.0MPa。典型工艺流程包括氧化羰基化工段及DMC分离回收工段。采用氯苯作萃取剂分离DMC与甲醇的混合物，该技术系意大利Ugo Romano等人在长期研究羰基化基础上于1979年开发成功

8、。2) Dow气相直接法美国Dow化学公司1986年开发了甲醇气相氧化羰基化法技术。该技术采用浸渍过氯化甲氧基酮/吡啶络合物的活性炭作催化剂，并加入氯化钾等助催化剂；含甲醇、CO和O2的气态物流在通过装填该催化剂的固定床反应器时直接合成DMC。反应条件100150，压力2MPa。气相直接法避免了催化剂对设备的腐蚀且具有催化剂易再生等特点；另外，由于采用固定床反应器，在大型装置上采用该技术有明显优势。3) Ube低压气相法日本宇部兴产公司（Ube）在开发羰基合成草酸及草酸二甲酯基础上，通过改进催化剂开发成功此DMC合成技术。 2CH3OH十1/2O2十2NO2CH3ONO十H2O，CO十2CH3

9、ONO(CH3O)2CO十2NO 总反应：2CH3OH十CO十1/2O2(CH3O)2CO十H2O以钯为催化剂，以亚硝酸甲酯为反应中间体，反应分两步进行。反应温度110130，压力0.20.5MPa。工艺流程分为合成、分离精制、亚硝酸甲酯制备等工序。采用自己研究开发的一种分离体系，产品纯度可达99%以上。选择性按CO计为96%，另有3%为草酸二甲酯，其余为甲酸甲酯。酯交换法基本过程为：氧丙烷或环氧乙烷与CO，在一定的压力和温度下进行反应，生成粗酯类中间物料，再与甲醇在催化剂存在下进行酯交换反应，得到DMC与甲醇共沸物，然后分离制的DMC。几种酯交换法反应式如下：1) 硫酸二甲酯(DMS)与碳酸

10、钠酯交换法 (CH3O)2SO4十Na2CO3 (CH3O)2CO十Na2SO42) 碳酸乙烯酯与甲醇酯交换法 (CH2O)2CO十2CH3OH (CH3O)2CO十HOCH2CH2OH3) 碳酸丙烯酯(PC)与甲醇的酯交换C4H6O3十2CH3OH (CH3O)2CO十CH3CHOHCH2OH一般认为酯交换为可逆反应，转化率较低，因此提高转化率非常关键，分离精制塔构型和萃取剂的筛选，对提高产品纯度非常重要。酯交换法反应条件比较温和，易于生产，以环氧乙烷为原料成本比较高，原料来源受到限制，依赖于石化工业的发展，市场易受于副产品的影响。单位体积设备生产能力低，设备费用高，分离精制所需能耗较大，反

11、应为可逆反应，转化率较低，提高转化率需增加成本。甲醇直接气相氧化羰基化法因具有工艺简单、成本低、对环境污染少且由于采用了气固相反应，既避免了液相泥浆法中催化剂的分离问题，又避免了气相间接法中NO有毒气体的使用。尿素出发合成碳酸二甲酯主要有三条工艺路线：直接尿素醇解法、碳酸丙烯酯法和二苯基脲法。直接尿素醇解法中，原料尿素和甲醇的生产工艺国内已经很成熟，产量大，因而原料来源广且价廉，该法可行。其他方法成本和投资高，不推荐采用。尿素直接醇解制备碳酸二甲酯的反应方程式如下: NH2CONH2 十2CH3OH (CH3O) 2CO 十 2NH3 实际上分两步进行，尿素首先醇解为氨基甲酸甲酯、然后再进一步

12、醇解为碳酸二甲酯。具体反应为： NH2CONH2 十 CH3OH NH3COOCH3 十 NH3 NH2COOCH3 十 CH3OH (CH3O)2CO 十 NH3该方法存在平衡转化率低，均相催化剂难以分离回收等问题，因此尿素醇解方法还需进一步研究开发。我国有DMC生产企业二十多家，除湖北兴发集团4000吨/年的生产装置采用了液相氧化羰基合成法工艺外（武汉普杰特），其余装置均采用国内自行开发的酯交换法工艺。国内碳酸二甲酯的主要生产企业如下表所示：国内碳酸二甲酯主要生产企业概况 (单位：吨/年)序号企业名称生产能力备注1唐山朝阳化工集团30000酯交换法2山东德普化工科技有限公司10000酯交换

13、法3中石油锦西炼油化工总厂10000酯交换法4山东泰丰矿业集团中科化工有限公司30000酯交换法5山东维尔斯化工有限公司25000酯交换法6山东石大胜华化工股份有限公司60000酯交换法7东营市海科新源化工有限责任公司40000酯交换法8安徽铜陵金泰化工有限公司精细化工厂40000酯交换法9盘锦辽河油田大力集团有限公司16000酯交换法10锦西天然气化工有限公司10000酯交换法11湖北兴山兴利华化工有限公司4000液相氧化羰基化12黑龙江黑化集团公司12000液相氧化羰基化3.2丙烯酸技术丙烯酸在 20 世纪 30 年代实现工业化生产，其生产方法主要有：（1） 氰乙醇法；（2） 乙炔羰基合成

14、法；（3） 烯酮法；（4） 丙烯腈水解法；（5） 丙烯氧化法；氰乙醇法由于使用剧毒的氰化钠，不仅价格较贵，而且生产操作极不安全，因此被淘汰。乙炔羰基合成法在 20世纪 70年代以前曾是工业上生产丙烯酸及其酯的重要的方法，但后来由于国外大型石油裂解装置的兴建提供了大量的廉价丙烯，乙炔法由于原料价格原因无法与丙烯氧化法竞争，丙烯氧化法逐渐取代了乙炔羰基化法。烯酮法因使用乙酸或丙酮为原料，且需要在较高温度下进行裂解，原料价格较贵，生产费用较高，该方法也被淘汰。丙烯腈水解法也因为丙烯腈有剧毒，环境污染严重，且反应副产物难以处理而被淘汰。 丙烯氧化法是 20 世纪 60 年代发展起来的，可分为一步法和两

15、步法。20世纪80 年代后新建和扩建的丙烯酸装置均采用丙烯两步氧化法。一步法是丙烯经一步直接氧化成丙烯酸工艺。由于一步法丙烯氧化成丙烯酸是两个不同的氧化反应，在相同的反应条件下，一个反应器中使用一种催化剂，必然无法获得最佳的反应结果。因而在出现不久就被丙烯两步法所取代，两步法是丙烯首先氧化成丙烯醛，丙烯醛再氧化成丙烯酸艺。该工艺的最大特点是丙烯氧化成丙烯醛和丙烯醛氧化成丙烯酸分别采用不同的催化剂和使用条件，这样使得催化剂寿命更长、产品收率更高。丙烯部分氧化法以廉价的丙烯为原料，生产成本较低，至今仍是生产丙烯酸的主要方法。丙烯氧化制丙烯酸的技术专利拥有者主要有日本触媒化学、日本三菱化工、德国巴斯

16、夫等。触媒化学的丙烯氧化制丙烯醛工艺技术特点是在 Mo Bi 系催化剂中加入元素 Co，从而提高了丙烯醛的选择性和单程收率。工艺过程主要由 1台叠加的固定床反应器和5 个塔分离系统组成，丙烯酸收率 83% 86% 。该技术已在世界上广泛应用。三菱化学的技术工艺特点是以高浓度丙烯为原料，丙烯酸单程收率高于 87% ，未反应的丙烯或丙烯醛不循环使用，2 台串联的固定床反应器中分别采用 Mo Bi 系和 Mo V 系氧化物为催化剂，寿命均为 6 年。巴斯夫的丙烯酸生产装置是目前世界上单系列装置中规模最大的，丙烯氧化采用 Mo Bi 系或Mo Co 系催化剂，丙烯醛的单程收率为 80% 左右。其技术特

17、点为： 丙烯氧化反应气不用水吸收，而是用一种高沸点有机溶剂作为吸收剂； 丙烯氧化反应循环气体中不用水蒸汽，而用氮气，可减少废水的生成； 丙烯酸的精制在 5 个主要的塔里完成。国内丙烯酸工厂情况：国内丙烯酸生产厂家和产能分布情况公司粗丙烯酸(CAA)北京东方80,000浙江卫星40,000沈阳蜡化80,000江苏裕廊205,000吉林石化33,000上海华谊200,000扬巴160,000宁波台塑160,000开泰实业40,000正和集团60,000兰州石化80,000合计1,138,000浙江卫星集团2011年2月成功投产的6万吨/年丙烯酸装置、2011年年底投产的裕廊化工有限公司的16万吨/

18、年丙烯酸装置和中海油公司的14万吨万吨丙烯酸装置，采用的皆为丙烯氧化法。乙炔、一氧化碳、水和溶剂四氢呋喃、以卤化镍见为催化剂，卤化铜作助催化剂，在160200、4.05.5MPa下，通过羰化得到丙烯酸，反应方程式如下：C2H2 十 H2O十CO CH2CHCOOH3.3电石乙炔技术采用电石乙炔路线生产丙烯酸，而电石的生产是通过煤热解生产的无烟碳，和生石灰在电石炉内，依靠电弧高温熔化反应而生成电石。生产电石的主要过程是：原料加工、配料、通过电炉上端的入口或管道将混合料加入电炉内，密闭的电炉中加热至2000左右，依下式反应生成电石：CaO十3C CaC2十CO十466 kJ/mol熔化了的碳化钙（

19、电石）从炉底取出后，经冷却、破碎后作为成品包装。反应中生成的一氧化碳则全部被抽出。电石生产的另一原料即生石灰，利用石灰石经加热达900便会发生分解，放出CO2，生成石灰。CaCO3 CaO 十 CO2 422 kcal/kg生产冶金活性石灰时，分解温度控制为10501100，煅烧效果恰到好处才能获得最佳的优质软烧（轻烧）石灰。电石炉技术有西马克、南非、挪威埃肯电石技术和基于此发展起来的电石技术，由于国内电石技术发展成熟，采用北京天立环保公司电石炉技术。3.4煤热解技术煤热解通常讲指煤干馏，其工艺按照加热终温、加热速度、加热方式、热载体类型、气氛、压力等工艺条件分为不同类型。按加热终温可分为：低

20、温（500700）、中温（650800）高温（9001000）和超高温（1200）煤热解工艺。按加热速度可分为：慢速（35/min）、中速（5100/s）、快速（50010000/s）、闪裂解（10000/s）煤热解工艺。按加热方式可分为：外热式、内热式、内外并热式煤热解工艺。按热载体类型可分：为固体热载体、气体热载体、固气配合热载体煤热解工艺。按气种可分为：氢气、氮气、水蒸汽、隔绝空气煤干馏工艺。按压力可分为：常压、加压煤干馏工艺。煤热解工艺类型选择取决于获取的目标产品的要求，并综合考虑原料煤质特点、设备制造、工艺控制水平及最终的经济效益。慢速热解目的是获得最大产率的固体产品焦炭；而中速、快

21、速和闪速热解包括加氢热解的主要目的是获得最大产率的挥发产品焦油或煤气等化工原料，从而达到通过煤的热解将煤定向转化的目标。下表列出了目标产品与相应的工艺条件。目标产品与相应的工艺条件目标产品热解温度加热速度加热方式挥发物导出及冷却速度焦油500600快、中内、外快较快煤气700800快、中内、外较快半焦550700慢内慢焦炭9001000慢外慢BTX等气态烃750快内快乙炔等不饱和烃1000闪裂解内较快在生产工艺流程和设备选型上，充分考虑了当地煤炭资源和本项目的资金筹集、投入等情况，拟选择工艺成熟、技术先进、操作可靠、装备水平较先进的工艺流程及设备。低温热解内热式气体热载体隔绝空气的干馏工艺。煤

22、热解产气组分组分COCO2H2CH4N2O2CmHnH2OH2S%（v）6.302.5057.526.03.00.703.01.00.3g/Nm3组分CS2噻吩萘氨B.T.XHCN焦油合计%（v）0.35 g/Nm30.065 g/Nm30.2 g/Nm30.03 g/Nm34 g/Nm30.5 g/Nm30.5 g/Nm31003.5甲醇合成技术1923年，德国BASF公司在合成氨工业化的基础上，首先用锌铝催化剂在高温高压的条件下，实现了由一氧化碳和氢合成甲醇的工业化生产。1966年，英国ICI公司成功地实现了铜基催化剂的低压合成甲醇工艺，随后又实现了当时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同

23、时德国Lurgi公司也成功地开发了中低压合成甲醇工艺。目前甲醇的生产工艺路线主要是采用铜基催化剂的ICI中压法、低压法及Lurgi低压法、中压法和采用锌铬催化剂的高压法。二十世纪七十年代中期以后不但新建厂全部采用低压法，而且老厂扩建或改造也几乎都采用低压工艺。对甲醇合成工艺来讲，甲醇合成反应器是其核心设备，甲醇合成反应器的形式基本决定了甲醇合成工艺的系统设置，在选择甲醇合成工艺中，要考虑合成反应器的操作灵活性、操作灵敏性、催化剂的生产强度、操作维修的方便性、反应热的回收利用等因素。国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式：（1）ICI多段冷激型甲醇合成反应器ICI甲醇合成塔（反应器）为多段冷激型

24、，其主要优点有：单塔操作，生产能力大；控温方便；冷激采用菱形分布器专利技术，催化剂层上下惯通，催化剂装卸方便，因此得到普遍使用。其主要缺点是：反应器因有部分气体与未反应气体之间的返混，催化剂空时产率不高，用量较大；仅能回收低品位热能。（2）Lurgi低压列管甲醇合成反应器Lurgi低压甲醇合成工艺采用列管式反应器，CuO/ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热由壳程中的饱和锅炉水产生中压蒸汽带出，反应温度通过控制反应器壳程中饱和水的压力来调节，操作温度和压力分别为250260和510MPa。Lurgi合成甲醇反应器催化剂床层内温度较为均匀，大部分床层温度在250-255之间，温度变化小，催

25、化剂使用寿命长，并允许原料气中含有较高的CO；能准确、灵敏地控制反应温度，催化剂床层的温度可以通过调节蒸汽压力控制；回收的反应热位能高，热量利用合理；反应器出口甲醇含量较高，催化剂利用率高；设备紧凑，开停车方便；合成反应过程中副反应少，故粗甲醇中杂质含量少，质量高。其缺点是反应器结构较复杂。（3）TEC的新型甲醇合成反应器TEC甲醇合成反应器由日本TEC（东洋工程公司）开发成功，由外筒、催化剂筐和许多垂直的沸水管组成，沸水管埋于催化床中。合成气由中心管进入，径向流过催化床，反应后气体汇集于催化剂筐与外筒之间的环形集流流道中，向上流动，由上部引出。反应热传给冷管内沸水使其蒸发成蒸汽。该反应器床层

26、压降小，气体循环所需动力大幅度减少，床层温度分布均匀，甲醇生成的浓度和速度可大幅度提高，反应温度容易控制，催化剂用量减少，反应器结构紧凑。（5）TOPSe径向流甲醇合成反应器合成系统由三台绝热操作的径向流反应器组成，反应器之间设置外部换热器移走热量，气体在床层中向心流动，该反应器特点是：径向流动，压降较小，可增大空速，提高产量；可使用小粒径催化剂，提高粒内效率因子，提高宏观反应速度；可方便地增大生产规模，在直径不变的情况下，增加反应器高度，即可增大生产规模，单系列能力可达2000吨/天以上。（6）Linde等温型甲醇合成反应器Linde等温型甲醇合成反应器，其结构与高效螺旋盘管换热器相似，盘管

27、内为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管内沸水移走，其反应器特点是：接近等温条件下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调节床层温度冷却盘管与气流间为错流，传热系数较大。华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热恒温管壳复合型”气固相催化反应器，发挥了鲁奇管壳式反应器的优点又克服了其缺点，节省了投资，设备简单，转化率高，造价低，操作容易简单。杭州林达化工技术工程公司开发的低压均温合成甲醇反应器，在全部触媒床层中采用可自由伸缩活动的冷管，用管内冷气吸收管外催化剂床层中的甲醇反应热，管内冷气与触媒层中反应气先后进行并流换热和逆流间接换热，触媒装填系数从30%提高到70%，因而相同直径反应器

28、产能高，轴向温度差小，温度均匀，延长了触媒寿命，提高甲醇产量。3工艺技术方案总流程如下：贫煤作用生产原料，经过煤热解处理，然后煤气用于转化生产甲醇，热解无烟碳则用于电熔渣气化炉生产电石，电石进一步加工利用生产乙炔，副产气主要为一氧化碳气体，分别作为丙烯酸和碳酸二甲酯生产。各装置规模如下：表31 主要装置生产规模序号装置名称规模描述备 注1煤热解装置100万吨/年以进料煤计2甲醇装置30万吨/年转化制气，甲醇3电熔渣气化20万吨/年以电石计4丙烯酸装置18万吨/年以丙烯酸产品计5碳酸二甲酯装置36万吨/年以碳酸二甲酯产品计3.1煤热解低温热解内热式气体热载体隔绝空气的干馏工艺。煤热解工艺物料流程

29、如下：原料煤要求及用煤量见下表：表3.11 原料煤要求及用量条件表煤入炉煤粒度（mm）含水量原煤小时用量（t/h）原煤每日用量（t/d）原煤每年用量（万t/a）消耗运输消耗运输消耗运输原料煤201207%106.510752556258088.921003.2电石乙炔国际电石生产技术全面领先应属德国。它主要是有密闭炉、陶瓷管干法净化或泰森洗气机湿法净化，炉气可做燃料、化工原料、也可去烧气烧石灰窑。我国自86年以来国家计委曾组织化工部，机械部先后引进了挪威的埃肯组合式把持器密闭炉(含空心电极，计算机)，埃肯的干法布袋净化系统等先进技术，并对引进的电石生产技术进行了改进，目前国内电石生产技术主要以

30、德国肯公司技术为主。本项目选用国产密闭型大炉节能型电石炉技术。电石乙炔原料要求如下：表3.21 焦炭工业分析数据（干基）项目固定炭灰 份硫 份挥发份含量（%）84150.20.41.5表3.22 石灰的质量指标CaO（全）CaO（有效）MgOSiO2Al2O3SP粒度92851121.50.008535mm石灰块料粒度为10-50mm，兰炭块料粒度为5-25mm经过配料送入电石炉。36万吨/年石灰石生产20万吨/年生石灰。项目半焦生产焦炉煤气2.3108Nm3/a作为甲醇合成生产原料气，焦炉煤气热值约为42004800kcal/Nm3。对于石灰窑生产能耗9501150 kcal/kg，气烧石灰

31、窑所用煤气热值按1800kcal/Nm3计，需要低热值煤气量约为Nm3/h。电石生产主要流程如下：工艺流程：l 原料制备及储运（1）石灰石：合格石灰石采用汽车运至厂区由提升输送机送入石灰石贮仓备用。（2）焦炭：合格焦炭由贮仓通过提升机送入焦炭烘干受料斗。（3）焦炭烘干：为保证电炉对入炉焦炭水份1的要求，必须对焦炭进行烘干。焦炭由受料斗通过振动给料机进入上料皮带机进入斗提机，提升至分料胶带机送入回转干燥机。同时来自电石炉的高温（400）炉气进入干燥机，对焦炭进行烘干，经烘干合格的焦炭由出料口通过板式输送带送入振动筛，经筛分后525mm的焦炭粒料通过斗提机提升送入焦炭贮仓备用。 5mm的焦炭粉由提

32、升机送入焦粉贮仓。回转干燥机尾气通过引风机进入脉冲袋式除尘器经除尘后由高40m排放筒排放。（4）石灰破碎筛分：出炉的石灰由链板式输送机送入破碎机进行破碎，经破碎后的石灰进入振动筛进行筛分，650mm的石灰由斗提机送入石灰贮仓备用，6mm的石灰粉另由斗提机送入石灰粉仓。对石灰破碎筛分等工序产生的粉尘设集尘罩、袋式收尘器、引风机除尘后引排。l 石灰生产经制备合格的石灰石由受料斗放入振动给料机，经计量称称量后由石灰窑上料胶带机送入无轨小车，通过卷扬机提升至窑顶，再通过布料器均匀送入石灰窑内。同时鼓风机将空气送入窑内，与低热值约1900kcal/Nm3的燃料气在8001200条件下的高温煅烧，生成的石

33、灰由窑底卸至链式输送机，送至石灰破碎筛分工序。窑内的尾气通过排气管袋式除尘器和引风机送入高40m烟囱排放。l 电石生产（1）配料系统：该系统设有“自动”“手动”两种工作方式，可通过选择开关进行选择操作。自动方式：按启动按钮PLC便向各物料仓下的加料阀发出开启命令，分别向各料斗加入物料。当物料达到预先设定的重量时，PLC发出关闭信号。两种物料达到设定重量后，料斗下方的放料阀开启，称料斗向皮带机放料，并通过时序控制使物料混合均匀，称量斗物料放空使，PLC发出关闭信号，放料阀关闭，即完成一次配料，进入下一次配料循环。手动方式：通过控制柜上的按钮，分别对加料阀、放料阀进行控制调整配料。此方式主要用于设

34、备检修调试时。配料系统设有收尘罩和袋式除尘器对产生的粉尘进行除尘。（2）电极系统：电极装置是传导电能并将其转化为热能的装置。由升降装置、把持器、碳素电极组成。装在电极糊盛斗内的合格电极糊由提升装置提升至各电极筒顶部，倒入电极筒内。由升降器将电极进行控制调节，并通过把持器将短网的电能送入电极端头，并补充电极消耗长度。（3）电石熔炼：由短网输入的电能产生的高温（20002200）对石灰和焦炭的熔炼还原作用下生成电石（CaC2）。定时由炉口排出熔融状态下的电石液态体。在电石熔炼过程中一方面由鼓风机向炉内送入空气，另一方面由冷却循环系统向炉壁和需冷却的部位输送冷却水，以维持电石炉的正常运行。（4）电石

35、出炉：电石在炉内生成后，呈液态滞存于炉内，需人工将电石泄放出来。当控制仪表显示可以出炉时，通过悬挂于炉前的电极枪烧出电石流眼孔，液态电石流由炉嘴流出，流入放置于出炉小车上的电石锅内。出炉卷扬机将小车沿轨道牵引至电石冷却厂房，当炉内电石出完后，利用堵头和泥球铲将堵眼泥推入炉眼堵住炉眼通道，等待下一次出炉。（5）冷却破碎和包装：电石的冷却方式为自然静置冷却，利用桥式行车，冷抱钳将电石锅从小车上吊于冷却房静置，待电石完全凝固后再由热抱钳把电石块从锅内钳入冷却房场地，冷却至常温。冷却后的电石，大块的先用人工初破，然后由皮带机送入鄂式破碎机进行破碎，经破碎后的电石送入溜筛，筛去碎粉末即为成品。经破碎筛分

36、后的电石成品按规格进行包装成为商品电石送入成品库贮存。l 炉气净化电石炉的熔炼过程中产生含有大量CO的炉气。电石炉气温度高达400600，为使气体在进入静电除尘器之前温度降至150250，设置夹套换热和喷淋增湿塔进行降温处理，再引入静电除尘器进行除尘，设计除尘效率98%。除尘后的烟气由引风机引入一氧化碳分离装置。消耗定额：电石车间公用工程消耗序 号名 称规 格使用情况单位消耗定额小时消耗量备 注正常最大1循环水32，0.4 MPaG连续t21252电380V连续kWh137535kV连续kWh787503低压蒸汽0.8MPaG，饱和连续t-10.54过热蒸汽3.8MPaG，450连续t05脱盐

37、水0.4MPaG连续t156氮气0.7MPaG连续Nm318507仪表空气0.7MPaG连续Nm3350本项目一氧化碳、乙炔是重要生产原料，从电石生产来得电石，在乙炔发生、清净装置生产乙炔气。工艺流程：皮带运输机在连续通氮的情况下，通过小加料斗和第一进料阀到上加料斗，置换合格后，再经过第二进料阀到下加料斗，下加料斗内电石经电磁振荡器连续加入发生器内，电石在发生器内遇水迅速分解，产生的乙炔气从发生器顶逸出。电石分解时放出大量的热，因此要不断往发生器中加水维持85的恒温，并补充消耗的水分，电石分解的稀电石渣浆，从溢流管不断流出经渡槽不断送到渣浆槽,由渣浆泵打到震动筛的渣浆用渣浆输送泵送往渣浆高位槽

38、后流入浓缩池。浓缩后，池底浓浆由出料泵打入压滤机压滤。从压滤机出来的干电石渣由皮带机送到渣棚后被运走。从压滤机出来的滤液经二级沉降池沉降，浓缩池的上清液流入二级沉降池清液经喷雾冷却塔冷却，冷却后的清液由清夜泵送往各用户，浓渣浆由发生器底经排渣考克定时排到渣浆池。由发生器顶部逸出的乙炔经渣浆泵分离器到正水封，送到清净工序为维持发生器压力稳定，设有逆水封和安全水封，当发生器压力降低时(尤其是停车时)，乙炔气由气柜经逆水封进入发生器保持发生器正压。相反发生器压力过高时，通过安全水封来泄压。由乙炔工序来的乙炔气，进入水洗塔与废次氯酸钠接触预清净后经冷却塔用水冷却后进入气柜和水环压缩机，压缩后乙炔气进入

39、汽水分离器，分离出来的水经水冷却器冷却，冷却介质为冷冻水，冷却后回水环压缩机循环使用，乙炔气进入1#清净塔，再进入2#清净塔，用稀次氯酸钠液除去硫磷等杂质，清净后的乙炔气进入中和塔中和清净过程产生的酸，中和后的乙炔进入乙炔冷却器冷却除水后的乙炔气送到丙烯酸装置。在乙炔生产配套的配制、中和系统，32%的碱送到浓碱槽，用水配成14%-17%的碱液用泵打入中和塔循环使用，碱液使用完毕后排入地沟或外卖。32%的碱进入配制槽，次氯酸钠系统用水配成1.4%-1.7%的碱液，用泵打到稀碱高位槽。碱液、氯气和水经文丘里反应器配成次氯酸钠溶液进入次氯酸钠循环槽，由外管送来的10%的次氯酸钠溶液到浓次氯酸钠槽。在

40、碱和氯不使用的情况下，用泵打到稀碱高位槽，后定量加水经文丘里反应器配成次氯酸钠溶液，再由次氯酸钠循环泵打入次氯酸钠高位槽，再由次氯酸纳循环泵打入1#、2#清净塔使用，最后由次氯酸纳循环泵打到水洗塔，塔底的废次氯酸纳进入废次氯酸纳储槽，发生器由给水泵送入发生单元。消耗定额：乙炔发生、清净单元公用工程消耗序 号名 称规 格使用情况单位消耗定额小时消耗量备 注正常最大1循环水32，0.4 MPaG连续t502电380V连续kWh1383低压氮气0.2MPaG连续Nm3154仪表空气0.7MPaG连续Nm3505碱液40%（wt%）平均kg80.43.3转化及甲醇甲醇生产装置由空分、原料气压缩、转化、

41、脱硫、合成气压缩、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区设施系统组成。焦炉原料气压缩采用蒸汽透平驱动的离心式压缩机压缩至 2.65 MPa(A)，压缩后的原料焦炉气经非催化部分氧化转化制合成气，转化后的合成气经热回收、水冷、分离送入湿法NHD脱硫，脱硫后净化气由压缩机压缩经氧化锌干法精脱硫，最后压力为5.8MPa进入低压甲醇合成、粗甲醇经三塔精馏生产30万吨/年甲醇。（1）空分选用一套18000Nm3/h制氧装置：其中氧气11700Nm3/h，3.5MPaG供转化用，同时生产8000Nm3/h，0.45MPa(G)的氮气作为焦炉用氮和全厂公用氮气，并提供全厂正常生产时所需的仪表空气及工厂用空气等。空分装

42、置组成：生产装置由空气的过滤和压缩、预冷和前端净化和空气精馏等工序组成。工艺流程：l 压缩、预冷和纯化系统从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.6MPa(A)进入空气压缩机后冷器，经循环水冷却后进入空气预冷系统中的空冷塔，在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔冷却过的低温水冷却，空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置，以防止工艺空气中游离水份带出。出空气预冷系统的工艺空气进入用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的空气纯化系统，纯化系统中的吸附器由两台卧式容器组成；两台吸附容器采用内绝热双层床结构，当一台运行时，另一台则由来

43、自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热后进行再生。l 分馏塔系统出空气纯化系统的洁净工艺空气部分进入冷箱内的主换热器，被返流出来的气体冷却并进入下塔底部，另一部分进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后，进入主换热器，冷却到一定温度进入膨胀机，膨胀制冷后进入上塔中部进行精馏，在上塔底部得到纯的液氧经液氧泵加压至约3.6MPa(G)经主换热器复热后送去用户。在下塔的顶部得到0.45MPa(G)纯氮气经主换热器复热送去用户。l 氩的提纯系统氩的提取采用全精馏制氩的最新技术，为了制取氩，从分馏塔上塔下部的适当位置引出一股氩馏份气送入粗氩塔进行精馏，使氧的含量降低；粗氩塔的回流液体是由粗氩塔底部引出经液体泵输送来

44、的液态粗氩。从粗氩塔顶部引出的气体进入粗氩塔并在其中进行深度氩氧分离，经过粗氩塔的精馏，在粗氩塔的顶部得到含氧量2PPm的粗氩气，粗氩塔的顶部装有冷凝蒸发器，以过冷器后引出的液空经节流后送入其中作为冷源，绝大部分的粗氩气经冷凝蒸发器冷凝后作为粗氩塔的回流液。其余部分由粗氩塔顶部引出（含氧量2PPm的粗氩）送入精氩塔，精氩塔的底部装有一台蒸发器，以下塔底部引出的中压氮气作热源使液氩蒸发，同时氮气被液化。在精氩塔的顶部装有冷凝器，以精氩蒸发器引出的液氮作为冷源，使绝大部分上升气体冷凝作为精氩塔的回流液，经过精氩塔的精馏，在精氩塔底部得到的99.999%Ar精液氩，引出冷箱作为产品液氩（产量约80N

45、m3/h）。消耗定额：空分单元公用工程消耗序 号名 称规 格使用情况单位消耗定额小时消耗量备 注正常最大1循环水32，0.4 MPaG连续t52502电380V连续kWh2003低压蒸汽0.8MPaG，饱和连续t3.54过热蒸汽3.8MPaG，450连续t545仪表空气0.7MPaG连续Nm32006分子筛等平均kg1.3568年（2）原料气压缩压缩包括焦炉气压缩、甲醇合成气压缩。原料气压缩是将常压下的焦炉气73500Nm3/h压至3.0MPa（A）送至转化；合成气压缩是将来自NHD的脱硫净化气等Nm3/h升压至5.2MPa送入甲醇合成，另外甲醇合成循环气压缩也设置在此合成压缩机一体化。原料气

46、压缩机由常压气柜供应，H2、CO、CH4为主要成分，同时气体中含有少量氨、硫化物、焦油及粉尘。要求焦炉气压缩机出口压力为3.0MPa（A）。打气量约73500Nm3/h。为保证装置的安全运行，经方案比选，选用一台离心式压缩机，蒸汽透平驱动较适宜。在气体进口设置电捕和焦炭过滤器，过滤掉焦油及粉尘。本工程设计负荷焦炉气量为73500Nm3/h，由常压压缩至3.0MPaA。采用离心压缩机，蒸汽透驱动，单台无备机。主要技术参数如下：进气压力0.1005MPa（A）排气压力3.0MPa（A）单台打气量80800 Nm3/h（110%负荷）驱动功率15900kW驱动透平耗蒸汽量（3.8MPa，450）68

47、.3t/h（凝汽式透平）由NHD脱硫来的气压力为2.6MPa(A)，甲醇合成需要的压力为5.8MPa(A)，气量大、压差较小。甲醇装置生产能力为30万吨/年，国内已有成功的离心式合成气压缩机运行经验。因此本工程选用单台离心式压缩机，用蒸汽透平驱动。合成气-循环气离心式压缩机1台合成气进气压力2.6MPa（A）合成气打气量Nm3/h排气压力5.2MPa（A）循环气进气压力5.2MPa（A）循环气进气量Nm3/h排气压力5.8MPa（A）计算轴功率 4725kW蒸汽透平耗蒸汽量（2.4MPa，320）31.0t/h。消耗定额：压缩单元公用工程消耗序 号名 称规 格使用情况单位消耗定额小时消耗量备

48、注正常最大1循环水32，0.4 MPaG连续t144.06486253502电380V连续kWh18.593627.57003电10kV连续kWh102.5234604低压蒸汽0.8MpaG，饱和连续t0.0240.815过热蒸汽2.5MPaG，380连续t0.91831.06过热蒸汽3.8MPaG，450连续t2.02468.37冷凝液56，0.4MPaG连续t-2.942-99.3（3）转化焦炉气的组分中甲烷含量约为2328%（V）及多碳烷烃和烯烃，将烃类转化成合成甲醇所用的有效气体CO和H2均采用转化工艺，转化气残余CH40.4%，转化率高。目前工业常用的有以下几种工艺：（a）蒸汽催化转

49、化，用蒸汽与CH4一段催化转化生成CO、CO2和H2。这种工艺投资高，但需要消耗多量工艺蒸汽和燃料，操作费用高，CH4转化率较低。另外也有一段采用蒸汽催化转化，二段采用纯氧自热转化。（b）非催化部分氧化转化最早用于重油转化，此法不需要进一步净化，直接进入转化，转化在无催化转化炉内进行，转化后的转化气再进行净化，其转化温度高达到13001400，对天然气为原料，燃料气的消耗要比纯氧催化转化工艺高2530%，耗氧、蒸汽消耗比纯氧转化分别高40%、20%，转化后的气体中CO2体积分数高达10%。对于焦炉气为原料，转化后气体中CO2体积分数约2.5%，正好可作为合成甲醇气。（c）纯氧催化部分氧化转化工

50、艺中的转化炉不需要特殊钢材制造转化炉管，其结构类似于传统蒸汽转化的二段炉结构简单、流程短、投资低。尽管避免了蒸汽转化外部间接加热的形式，反应速度比蒸汽转化快，有利强化生产，但最大的缺点是催化剂对硫有要求，在转化前必须脱出硫化合物。焦炉气非催化部分氧化法，是将焦炉气中的烃类进行部分氧化和蒸汽转化反应，在转化炉中首先发生H2、CH4与O2的部分氧化燃烧反应，然后气体进入转化段进行烃类与蒸汽的转化反应。所以这个方法也称为自热转化法。生产原理可以简单解释为甲烷、蒸汽、氧混合物的复杂的相互作用： 第一阶段为部分氧化反应，主要是氢气与氧接触发生燃烧氧化反应生成H2O。该反应是剧烈的放热反应：2H2 +O2

51、 2H2O + 191.7千卡/克分子（1）第二阶段为水蒸汽和二氧化碳氧化性气体在转化段，CH4进行蒸汽转化反应，该反应是吸热反应：CH4 + H2O CO+3H2 - 49.3千卡/克分子（2）CH4 + CO2 2CO+2H2 - 59.1千卡/克分子（3）上述两阶段的反应可以合并成一个总反应式如下：2CH4 + CO2 + O2 3CO + 3H2 + H2O （4）由于第二个阶段反应是吸热反应，当转化温度越高时，甲烷转化反应就越完全，反应后气体中的残余甲烷就越低。工艺流程：来自压缩工段的原料煤气（123，3.0MPaA）经加热炉预热后，与来自空分的经氧气加热器加热后3.5MPaA氧气经

52、转化炉喷嘴混合后在转化炉内发生不完全燃烧反应，放出大量的热量，气体温度迅速升高，同时CH4发生转化反应。转化炉出口的高温转化气（CH40.4）直接进入中压废热锅炉，产生4.0MPaG蒸汽。降温后的转化气进入蒸汽过热器/锅炉给水加热器，过热甲醇合成来的2.5MPaG饱和蒸汽，加热甲醇合成废锅和本工段中压废热锅炉用锅炉给水。然后转化气经脱盐水加热器降温后进入水洗塔降温洗涤后，送至NHD脱硫工段。水洗塔塔底分离掉的冷凝液送至浊循环水系统。脱盐水站来脱盐水经脱盐水加热器加热后送至锅炉房。氧气加热器用本工段产的4.0MPaG饱和蒸汽加热。中压废热锅炉产的4.0MPaG饱和蒸汽除部分供氧气加热器用，其余经加热炉加热至450后送至管网。加热炉用燃料气主要为甲醇合成闪蒸气和甲醇精馏不凝气（若有）。消耗定额：转化单元公用工程消耗序 号名 称规格使用情况单位消耗定额小时消耗量备 注正常最大1原料气3.0MPaG，123连续Nm319606615072800CH424%2中压饱和蒸汽2.5MPaG，饱和连续t1.04835.37393中压过热蒸汽2.5MPaG，320连续t-1.048-35.37-39-表示产4中压过热蒸汽4.0MPaG，450连续t-1.696-5