年产20万吨煤制甲醇生产工艺大学本科方案设计书5

1、20GSP甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳化学的基础产品，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 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 气化工艺造气；NHM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； 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；气体精馏；工艺流程ABSTRACT

2、Metha nol is a kind of very importa nt orga nic chemical raw materials, is also a kind of is a chemical carb on based products, in the n ati onal economy occupies very importa nt In rece nt years, with the developme nt of metha nol subord in ate products, especially the popularizati on and applicati

3、 on of the metha nol fuel, metha nol dema nd in creases. In order to meet the n eeds of econo mic developme nt, metha nol, carried out the 200000 t/a of metha nol project. The desig n of the main content is process dem on strati on, and the material bala nee calculati ons and heat bala nee calculati

4、 ons, etc. This desig n with the situati on of China, with adva need tech no logy and are easy, economy, en vir onment protect ion prin ciple, the coal for raw materials; Use of GSP gasification process the gasification; NHD purification process syn thesis gas purificatio n; Low voltage of mean temp

5、erature tube syn thesis tower metha nol synthesis; Three tower distillation processrefined methanol; In addition to strictly control three wastes emissi ons, make full use of waste heat, reduce the en ergy con sumpti on and en sure safety and health pers onn el.Keywords： methanol synthesis gas disti

6、llation； process flow1概论 61.1 概述 61.2设计的目的和意义 71.3设计依据 71.4设计的指导思想81.5原料煤的规格 82工艺论证 92.1 煤气化路线的选择 92.2净化工艺方案的选择 112.3合成甲醇工艺选择 122.4 甲醇精馏 143工艺流程183.1 GSP气化工艺流程 183.2净化装置工艺流程 193.3 甲醇合成工艺流程 253.4 甲醇精馏工艺流程 263.5氨吸收制冷流程 274工艺计算294.1 物料衡算 294.2能量衡算 355主要设备的工艺计算及选型 415.1 甲醇合成塔的设计 415.2水冷器的工艺设计 435.3 循环压缩

7、机的选型 465.4 甲醇合成厂的主要设备一览表 466三废处理476.1甲醇生产对环境的污染 476.2 处理方法 47设计结果评价48参考文献 49致谢501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（d42），蒸气相对密度1.11（空气=1），熔点-97.8 C,沸点64.7 C，闪点（开杯）16C,自燃点473C, 折射率（20 C）1.3287，表面张力（25C） 45.05mN/m 蒸气压（20C） 12.265kPa，粘 度（2

8、0C） 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6.0 %36.5 % （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

9、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。1.1.3 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

10、 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。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

11、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，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。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

12、粗甲醇经 预精馏脱除甲醚，再精馏而得成品甲醇。1.2 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，

13、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。1.3 设计的依据1.3.1 湖南工学院材料与化学工程系 2012届毕业设计选题年产20万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计任务书1.3.2 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5.14MPQ出塔压力4.9 MPa副产蒸汽压力3.9 MPa入塔温度225C,出塔温度255C。1.4 设计的指导思想

14、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。1.5 原料煤规格原料煤的元素分析为：C 67.5%; H 4.0% ; O 10.2%; N 0.65% ; S (可燃)1.73%; S (不可燃)0.34%； Ci/ (mg/kg) 229; F/ (mg/kg) 104; Na/ (mg/kg) 2180; K/ (mg/kg) 292。2工艺流程设计首先是采用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

15、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225E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

16、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要求：（2）气化强度低：（3）环境污染负荷大，治较麻理烦。2.1.1 流化床气化采用一定粒度分布的细粒煤（v 10m m）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（Win kier）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

17、，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。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14001600E，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

18、。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。目前，常用的、技术较成熟的气流床主要有干粉和水煤浆两种。干粉气流床：该技术的特点是碳的转化率高，气化反应中，所产煤气中CO含量高，H2含量较低，这种煤气的热值较高。另外，这种气化炉均采用水冷壁而不是耐火 砖，炉衬的使用寿命长。水煤浆气流床：水煤浆气化技术的特点是煤

19、浆带 35%40%水入炉，因此氧耗比干 粉煤气化约高20%;炉衬是耐火砖，冲刷严重，每年要更换一次；生成CO2量大，碳的 转化率低，有效气体成份(CO+H2)低；对煤有一定要求，如要求灰分 13%，灰熔点 V1300C，含水量8%等，虽然具有气流床煤气化的共同优点，仍是美中不足。通过比较可知道大型甲醇的煤气化的应该优先考虑干粉煤气化。设计采用的是 GSP冷激气化工艺，其兼有shell和Texaco的技术优点。代表着未来气流床加压气化 技术的发展方向。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

20、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14501600C,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，

21、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。(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 变换工序变换工艺主要有：鲁奇低压甲醇生产中的变换工艺，Tops C e法甲醇生产

22、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。(1) 工艺条件的确定：温度 设计中的变换炉(R2002)内装两段耐硫变换触媒，两段间配有煤气激冷管 线，采用连续换热式来降低温度，控制温度在 393 E左右。预变换炉温度控制在240C 左右。压力设计中是将气体压缩到3.8

23、Mpa后送入变换炉的。压力对反应的化学平衡没 有影响，但对反应速率影响显著，在0.10.3Mpa范围内反应速率大约与压力的 0.5次方而成正比，故加压操作可提高设备生产能力。现代甲醇装置采用加压变换可以节 约压缩合成气的能量，并可充分利用变换气中过剩蒸汽的能量。最终变换率 最终变换率由合成甲醇的原料气中氢碳比及一氧化碳和二氧化碳的 比例决定的。当全气量通过变换工序时，此时要求最终变换率不太高，必须保证足量 的CO作为合成甲醇的原料；设计中采用的是部分气量变换，其余气量不经过变换而 直接去合成，这部分气体可以调节变换后甲醇合成原料气中CO的含量，所以通过的气体变换率达90%以上。催化剂粒度 为了

24、提高催化剂的粒内有效因子，可以减少催化剂粒度，但相应地气体通过催化剂床的阻力就将增加，变换催化剂的适宜直径为610mm，工业上一般压制成圆柱状，粒度C 5X 5或C 9X 9mm设计中采用催化剂粒度为C 9X 9mm222 NHD脱硫脱碳(1) NHD溶剂的物理性质和应用性能NHD容剂主要组分是聚乙二醇二甲醚的同系物，分子式为CHO(C2H4O)nCH,式中n=28,平均分子量为250280。物理性质(25 C):密度 1.027kg/m3蒸汽压 0.093Pa表面张力0.034N/m粘度 比热 2100J/(kg/K)导热系数0.18W/(m/K)冰点-22C-29 C闪点151C燃点157

25、C应用性能：表1各种气体在NHD溶剂中的相对溶解度组分H2 CO CH3 CO 2 COS H2S CH 3SH CS 2 H 2O相对溶解度1.3 2.86.71002338922270240073300(2) NHD溶剂吸收机理甲醇生产要求净化气含硫量低，NHD溶剂脱硫(包括无机硫和有机硫)溶解度大， 对二氧化碳选择性好，而且，NHD脱硫后串联NHD脱碳，仍是脱硫过程的延续。NHD 脱硫脱碳的甲醇装置的生产数据表明，经NHD法净化后，净化气总硫体积分数小于0.1x10-6，再设置精脱硫装置，总硫体积分数可小于0.05 X 10-6，满足甲醇生产的要求。综上所述，NHD法脱硫脱碳净化工艺是一

26、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 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，设计采用用的是低压合成工艺。2.3.1 甲醇合成塔的选择目前，国内外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：冷激式合成塔：这是最早的低压甲醇合成塔，是用进塔冷气冷激来带走反应热。 该塔结构简单，也适于大型化。但碳的转化率低，

27、出塔的甲醇浓度低，循环量大，能 耗高，又不能副产蒸汽，现已经基本被淘汰。冷管式合成塔：这种合成塔源于氨合成塔，在催化剂内设置足够换热面积的冷气 管，用进塔冷管来移走反应热。冷管的结构有逆流式、并流式和U型管式。由于逆流式与合成反应的放热不相适应，即床层出口处温差最大，但这时反应放热最小，而在 床层上部反应最快、放热最多，但温差却又最小，为克服这种不足，冷管改为并流或 U形冷管。这种塔型碳转化率较高但仅能在出塔气中副产 0.4MPa的低压蒸汽。日前大 型装置很少使用。水管式合成塔：将床层内的传热管由管内走冷气改为走沸腾水。这样可较大地提 高传热系数，更好地移走反应热，缩小传热面积，多装催化剂，同

28、时可副产2.5Mpa4.0MPa的中压蒸汽，是大型化较理想的塔型。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。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225E，管外的沸腾水却是248E，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

29、是造价非常高的一种。多床内换热式合成塔：这种合成塔由大型氨合成塔发展而来。日前各工程公司的 氨合成塔均采用二床（四床）内换热式合成塔。针对甲醇合成的特点采用四床（或五床）内换热式合成塔。各床层是绝热反应，在各床出口将热量移走。这种塔型结构简单， 造价低，不需特种合金钢，转化率高，适合于大型或超大型装置，但反应热不能全部 直接副产中压蒸汽。典型塔型有 Casale的四床卧式内换热合成塔和中国成达公司的四 床内换热式合成塔。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

30、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20万吨的甲醇合成塔， 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。232 催化剂的选用(1) 甲醇合成催化剂经过长时间的研究开发和工业实践， 广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两大系列： 一种是以氧化铜为主体的铜基催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌基催化剂。锌基催 化剂机械强度好耐热性好，对毒

31、物敏感性小，操作的适宜温度为350400C，压力为2532MPa(寿命为23年);铜基催化剂具有良好的低温活性，较高的选择性，通常用于低、中压流程。耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏感，易中毒。操作的适宜温度 为220270 C,压力为515MPa(一般寿命为23年)。通过操作条件的对比分析，可 知使用铜基催化剂可大幅度节省投资费用和操作费用，降低成本。(2) 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。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

32、。常用操作温度200290C ,操作压力5.010.0MPa。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 C时：催化剂的时空收率1.20 kg/(L.h)250 C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。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适合，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。2.4 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

33、、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，用它加工的产品种类很多，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。241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 相与液相分离。因低沸点组分易于气化，贝U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

34、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。至原后制 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。(1) 双塔精馏工艺国内中、小甲醇厂大部分都选用双塔精馏工艺传统的主、预精馏塔几乎都选用板 式结构。双塔精馏工艺流程见下图。来自合成工段含醇90%的粗甲醇，经减压进入粗甲醇贮槽。经粗甲醇预热器加热到 45C后进入预精馏塔。甲醇的精馏分 2个阶段：先 在预塔中脱除轻馏分，主要是二甲醚；后进入主精馏塔，进一

35、步把高沸点的重馏分杂 质脱除，主要是水、异丁基油等。从塔顶或侧线采出。经精馏甲醇冷却器冷却至常温 后，就可得到纯度在99.9%以上的符合国家指标的精甲醇产品。甲醇1预精馏塔2主精馏塔图1甲醇双塔工艺流程（2） 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，

36、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。1预精馏塔2加压精馏塔3常压精馏塔图2三塔工艺流程（3）双塔与三塔精馏技术比较工艺流程 三塔精馏与双塔精馏在流程上的区别在

37、于三塔精馏采用了2台主精馏塔（其中1台是加压塔）和1台常压塔，较双塔流程多1台加压塔。这样，在同等的生 产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并没常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加 热源，所以三塔精馏既节约蒸汽，又节省冷却水。蒸汽消耗 在消耗方面，由于常压塔加压塔的蒸汽冷凝热作为加热源， 所以三塔精 馏的蒸汽消耗相比双塔精馏要低产品质量三塔精馏与双塔精馏在产品质量上最大的不同是三塔精馏制取的精甲 醇中乙醇含量低，一般小于 50X10-6,而双塔精馏制取的精甲醇中乙醇含量为400X10-6500X 10-6，三塔精馏制取的精甲醇纯度可达 99.99%,含有的有机杂质相对较少。设备投资 三塔精馏的流

38、程较双塔精馏流程要复杂，所以在投资方面，同等规模 三塔精的设备投资要比双塔精馏高出 20%30%操作方面 由于双塔精馏具有流程简单，运行稳定的特点，所以在操作上较三塔精 馏要方便简单。通过上述比较可知，虽然三塔精馏技术的一次性投入要比双塔精馏高但是从能源 消耗、精甲醇质量上都要优于双塔精馏，所以设计采用三塔精馏工艺。(4) 精馏塔的选择精馏塔是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。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。其各自结构及特点如下：泡罩塔泡罩塔十多层板式塔，每层塔板上装有一个活多个炮罩。该类型塔塔板

39、效率高，操作弹性大，塔阻力小，但单位面积的生产能力低，设备体积大，结构复杂， 投资较大。该塔已经逐渐被其他塔代替。浮阀塔 浮阀塔的塔板结构与泡罩相似，致使浮阀代替了泡罩及其伸气管。该类 型塔板效率高，操作弹性大，操作适应性强，单位面积生产能力大，造价较低。但浮 阀易损坏，维修费用高，安装要求高。目前该塔仍被广泛使用，但有使用逐渐减少的 趋势。填料塔 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。新型垂直筛板 新型垂直筛板的传质单元，

40、是由塔板开有升气孔及罩于其上的帽罩 组成。该塔传质效率高，传质空间利用率好，处理能力大，操作弹性大，结构简单可 靠，投资小，板液面梯度小，液面横向混合好无流动传质死区。综上所述，填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用了填料塔。(5) 生产工艺参数预塔：入塔温度65r，塔顶放空温度40C，预精馏后甲醇比重维持在 0.87,预精 馏后甲醇pH值宜控制在8;加压塔：塔底釜液压强0.6Mpa，温度125C，塔顶气体压 强0.6Mpa,温度122C，常压塔：塔顶气体压强 0.13Mpa,温度67C。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

41、。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伽的粒度后，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（1400 一 1600C）、高压（4.0MPa）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。气化原料中的矿物形成熔渣。热粗煤气和熔渣通过反应室底部的 排渣口进入下部激冷室。冷却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（V100

42、4 ），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。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）, 216C左右，汽气比为1.43的水煤气经煤气水分离 器（V2003）和中温换

43、热器（E2002）温度升高至240C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393E左右进入中温换 热器（E2002）,温度降为332E，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208E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197C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

44、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145C,进入锅炉给水加 热器（E2005）后温度降至142C，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1（E2006），加热来自脱盐水站的脱盐水，温度降至35 E，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240C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

45、降至213C，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170C，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153C，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川（E2010）加热来自热电站的锅炉给水，温度降至123C，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35T，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80C,压力3.57MPa （A）,进入发电

46、气加热器（E2007）,温度升至230E，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（156C, 3.0MPa）进

47、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1(E2006)与变换气换热温度升至98C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U( E2011)与水煤气(发电气)换热温度升至98C，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U(E2009)，升温至153C后，一部分

48、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135C，分成两部分，一部分去硫回收系统，另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FrOCP R-311 y-二三蒸汽网FV?0C5脱硫系统图4变换工艺流程水3.2.2 NHD脱硫脱碳来自变换及燃气热回

49、收系统的煤气(36C, 3.7MPa(A)，含H2S1.18%)与燃气脱 硫塔(T3004)顶部出口的燃气脱硫气换热至 149C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8.5C升至30C，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80C，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(H2

50、S+COS20ppm)返回到燃气热回收系统。从变换工段过来的变换气(36C, 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189C进入变换气 脱硫塔(T3001)底部，与塔内自上而下的 0C 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16.45C，含 H2S+COS25%，进入硫回收工段。来自脱硫工段的脱硫气(温度16.45C、压力3.55Mpa(A)、CO2、34%含COS+ H2S 80ppm)进入脱碳塔(T4001)下塔，气体自下而上与从下塔顶部而来的 NH

51、D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-25C）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0C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1.12C）,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30C，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 C

52、，经水解槽（R3001 ）水解后， 在水解气冷却器（E4005）中冷却至40C，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 C,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14.1C、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（

53、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40C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0.55C,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

54、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-5C，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。TPOCi-T verE l：CR3CCP甲醇合成T4DC2T30C2 V3CC4H3QCE30QGF3Q01 T3CO4硫回收图5 NHD脱硫脱碳工艺流程ii.i 一r:ljOOJT T u燃气1 f热回 收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950C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