【20万吨年产量的煤制甲醇合成工艺设计14000字（论文）】

i.2.2废水处理318.2.3废渣处理319.结论31参考文献31年产20万吨煤制甲醇合成工段工艺设计摘要：本设计主要针对年产20万吨煤制甲醇的合成工艺工段进行了技术与工艺创新设计，其主要内容包括：工艺流程比较和选择、工艺计算、主要设备的计算和选型及合成车间设计等。通过对比优化，本设计采用煤炭为原料，以低压法在管壳式合成塔中合成甲醇，所用催化剂为XNC-98。在工艺计算过程中，主要对甲醇合成工段的物料和能量进行了衡算，依据计算结果对主要设备进行了结构设计和选型。同时依据相关规定要求进行了简要的合成车间布局设计，对非工艺专业要求和“三废”处理做出了相应规划。关键词：甲醇；合成；工艺设计。1总论1.1概述本设计以四川焦煤集团有限公司（国家控股）项目建设为依据，主要修建一个年产20万吨的甲醇合成工段厂区，预期投资约为51250万元，纳税后的投资回收期为7年。本项目以“中国制造2025”为行动纲领，以绿色发展为目标，旨在现有工艺进行技术改造，在实现低排放目标的基础上生产优质产品，提高企业竞争力，促进四川地区化工产业的创新融合与发展。考虑到本项目生产会有工业废水和废气产生，因此厂区建址应位于城镇、港水源地等的下游，且不受其他烟气影响的地方。综合公司项目要求与环境因素，拟选择在四川省绵阳市青山工业园区修建该厂区。1.2设计依据和原则项目设计严格遵守国家有关规定与方针政策，实现五个现代化（一体化、露天化、轻量化、社会化、本土化）建设，采用最新技术，以符合节约型社会建设为根本，确保顺利改善生产安全和操作人员的安全。在技术选择方面，优化选择成熟可靠的创新技术，以提高生产率，降低能耗和生产率，减少污染，确保设备性能和产品质量以及提高产品竞争力。同时严格管理生产中的“三废”，实现达标排放，少排放目标。该项目厂区建设按照大规模的工厂规划政策，整合布局，开放式生产设备，公共工程社会化以及引进技术和创新的整合，坚持结合国家经济社会发展，工业和地方发展项目的长期规划。1.3公用工程及辅助工程1.3.1公用工程及来源本项目生产过程中，需用冷却水、蒸汽、空气、电、冷冻盐水、导热油等，其具体用量与供应方式如表1所示。表1公用工程消耗一览表公用工程名称单位小时耗量年耗量用方式来源冷却水T2.10761.686×107连续公用工程中心低压蒸汽T9.7537.8024×104连续公用工程中心中压蒸汽T3.8623.0896×104连续公用工程中心空气T1.71181.36944×104连续园区公用空分站仪表空气Nm31058.4×105连续来自总厂电Kw·h32252.58×107连续变电站-25℃冷冻盐水T7.4195.9352×104连续公用工程中心导热油t650连续导热油循环系统1.3.2辅助设施辅助设施：废水监测站、冷冻站、配电站、维修站、凉水塔、消防站、泵房、污水浓缩池、事故池、循环池、消防池。供电及电讯设施：采暖、通风及空气调节设施、维修设施、检测站、检修站、设备仓库。1.4生产过程控制和机械化程度集散控制系统（DCS）在化工行业、工业卫生、工程设计等多个领域得以广泛应用。当对仪表进行控制时，它会将功能分散，而需要显示或操作仪表时，它又会将整个系统集中起来。以集中监控、运行和管理实现全面控制的目标。本设计中，对设备控制拟采用该集散控制系统来对生产过程进行管理和控制，通过多个过程站，分别控制不同的设备。对于必须在现场操作和监控的装置或设备，仪表或操作面板，如压缩机、主泵等，应安装在机组或设备附近的现场。1.5设计目的和意义化石能源等非再生能源的短缺问题，对国民经济与社会发展造成了诸多影响。在我国，特别是在东西两部，石油资源短缺现象体现得特别明显，为了解决化石能源短缺问题，国家一直在不懈的努力，像“西气东输”这样的等等一系列的工程，但这些都只是治标不治本的，需要寻找新的可替代能源来缓解这个问题。众所周知，甲醇能够作为石油的补充，那么甲醇工业发展对解决我国石油资源的问题就有重大意义。在我国，煤炭在化石能源储量中占了相当大的比重，甚至可以说和全世界相比，我国的煤炭储量也相当多，石油和天然气的稀缺和不可再生性，使得它们的价格日益飞涨，再加上现在煤制甲醇的工艺已经发展得相当成熟，煤制甲醇就具有相当的优势。本设计遵循可持续发展、环保安全的原则，据甲醇的特点，设计了年产20万吨甲醇合成工段工艺设备。经设计可巩固、加深所学习的基本理论，提高思维活跃度，丰富专业认识，提升对甲醇生产发展的了解。在设计过程中还能培养对科学的钻研精神，遇到难题不放弃，迎难而上的优良品质。2工艺设计2.1工艺比较2.1.1煤气化工艺选择煤制甲醇主要包括造气、合成、精制等过程，而在煤气化阶段，其技术据气化反应器的类型可分为移动床、流化床、气流床三类。表2煤气化工艺对比[1]工艺操作温度/℃气化压力/MPa原料煤粒度/mm煤种单炉处理能力/(t·每(CO+氧气用量设备投资碳转化率/%移动床800~100045~50褐煤、次烟煤、无烟煤等600270~300低98流化床9000.0980~10褐煤、次烟煤、烟煤油渣等300~500300~320较低<91气流床1400~16003.5~6.4<0.2次烟煤、烟煤油渣等2000310~320较高99移动床气化：以粒度范围为5mm到50mm的煤炭作为原料，在适宜温度下，煤与气化剂相互接触而发生反应，反应剩余的残渣通过气化炉的底部排除，生成挥发气作为后续合成甲醇的主要原煤。移动床气化方式是主要的造气方法之一，具有较多的优点，同时也存在诸多不足：（1）不适用于所有的原煤，对其粘结性有要求；（2）传热差，反应放热量很大的时候可能出现飞温现象；（3）气化强度低；（4）污染环境，且不好处理。流化床气化：以粒度范围小于10mm的煤炭作为原料，在气化剂的作用下，细煤粒化为连续不规则运动的流化状态，导致床层中的混合和热传递非常快，使气体组成和温度均匀，解决了固定床气化用煤的局限性。其不足有：（1）在常压下生产的强度较低，能耗高；（2）缺乏较大的使用经历，应用在大型甲醇装置上推广，受到一定的限制。气流床气化：以粉煤为原料，反应温度高，灰分处于熔融状态。气流床气化具有较多优点，且克服了流化床的不足。其具有以下特性[2]：(1)原料采用<0.2mm的粉煤；(2)气化温度为1400～1600℃，利于保护环境，不含酚、焦油，只含少量有机硫，且硫存在形态单一；(3)不但能耗低，且碳转化率高；(4)气化强度高；(5)但投资相对较高，尤其是Shell粉煤气化。大型煤气化生产甲醇，需要从多方面考虑问题。如：技术是否先进；对环境的影响。从流程上可分为冷激式和废热锅炉流程。煤气从气化炉出来，前者用激冷水直接冷却，适用于生产NH3或H2。后者把热煤气从辐射锅炉送到2.1.2GSP工艺技术简介GSP工艺技术是GDR（原民主德国）开发的煤气化技术，其主要特点是[3]：(1)气化原料用干粉煤(水分<2%)，并且用N2或CO输送煤粉。气化温度较高，因此对煤种适应性更广。煤的灰熔点适用范围广，甚至能用高灰分、高硫分(2)氧耗量低，和水煤浆加压气化工艺相比，氧气消耗量少了20%，这减少了配套空气分离装置的投资和运行成本。(3)只有一个联合喷嘴，且喷嘴的寿命很长，确保气化装置能长期运行。(4)投资少，粗煤气成本较低。2.2甲醇合成工艺的选择甲醇合成是煤制甲醇工艺中的关键环节，受合成气、催化剂、反应器等诸多因素影响。根据操作压力不同，煤制甲醇工艺常分为低压、中压、高压工艺等。本设计拟采用低压合成工艺。2.2.1甲醇合成塔的选择甲醇合成塔是甲醇合成系统中最重要的设备，需要满足下列要求：紧凑的结构可容纳更多的催化剂，以提高空间利用率。高压容器和内部零件之间无泄漏；催化剂易于装配和卸载；易于制造安装和维护。甲醇合成塔主要由外筒、内部部件和电加热器组成。内件由催化剂筐和换热器组成。据催化剂筐和热交换器结构的不同，甲醇内件可大致分为以下类型。据气体在催化剂床的流动方向，分为：轴向型、径向型和轴径复合型。按换热器形式可分为管状、波纹板等多种形式。大型甲醇合成塔可归纳为五种类型[4]：（1）冷激式合成塔该塔型具有结构简单、也适用于大型化的特点。但碳转化率、出塔甲醇浓度不高，无法实现副产蒸汽。（2）冷管式合成塔该塔型在催化剂内设置足够换热面积的冷气管，使反应热被进塔冷管除去。冷管的结构有逆流式、并流式和U型管式。逆流式与合成反应放热不相适应，因此可将冷管改成并流或U形冷管。虽然其碳转化率高，但出口只副产0.4MPa低压蒸汽。目前很少用于大型设备。（3）水管式合成塔该塔型通过床层内的传热管将走冷气换成走沸腾水，使传热系数得到提高，减小传热面积，达到装载更多催化剂的目的。同时可副产2.5Mpa～4.0MPa的中压蒸汽。（4）固定管板列管合成塔该塔型为列管换热器，管内物质分别为催化剂和沸腾水。利用反应热副产3.0MPa～4.0MPa的中压蒸汽。该塔型是在列管中再增加一个小管来走进塔的冷气，提高转化率，且降低了循环量和能耗。管板处的催化剂为绝热段，其下方还有逆传热段，因此不是将反应热移走，而是水给反应气加热。（5）多床内换热式合成塔该塔型各床层是绝热反应，在各床出口将热量移走。其结构简单，造价低，无需特种合金钢，转化率高，适用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。选择合成塔的一般原则为反应能在接近最佳温度曲线条件下进行；能耗低；设备投资低等。综上，固定管板列管合成塔的甲醇合成反应接近最佳温度操作线。且考虑到本设计为年产20万吨甲醇合成塔，塔径和管板厚度不会很大，成本也较合理，因此本设计采用固定管板列管合成塔。2.2.2催化剂的选择经长期的研究、开发和实践，广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两种：其一是以CuO为主体的铜基催化剂，其二是以ZnO为主体的锌基催化剂。锌基催化剂有良好的机械强度、耐热性和对毒物的低敏感性。其理想操作温度是350～400℃，压力为25～32MPa。铜基催化剂有较高的选择性，理想操作温度是220～270℃，压力为5～15MPa。但其耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏感，易中毒。鉴于脱硫技术的发展，铜基催化剂仍是甲醇合成工业的主流，而锌基催化剂早已被淘汰。表3国内外常用铜基催化剂特性对比[5]催化剂型号组分/%操作条件CuOZnOAl2O3压力/MPa温度/℃英国ICI51-36030107.8190～270德国LG104513244.9210～240美国C79-2−−−1.5220～330丹麦LMK4010−9.8220～270中国C302系列513245.0210～280中国XCN-98522085.0~10.0200～290从表3可知，国产催化剂Cu含量已提高50%以上，制备工艺合理，使其活性、选择性等诸多优点都能与国外同类催化剂比肩，且价格更低。XNC-98型催化剂是四川天一科技股份有限公司研发的新产品。其性能优异，是一种高活性、高选择性的新型催化剂。用于低温低压下由碳氧化物和氢合成甲醇。常用工作温度为200~290℃，工作压力为5.0~10.0MPa。XCN-98型催化剂具有许多优势，如：(1)易还原；(2)在较低温度的活性很好，日产量很高。75%负载时的甲醇产量接近设备满负载时设计的甲醇量；(3)适用温度范围广，寿命长。合成塔入口温度C催化剂为14℃，XCN-98表4XNC-98型与C催化剂型号合成塔进口温度加入量/（kg·甲烷单耗/(t·甲纯收率/%甲纯产率/(t·甲纯产量/初期末期C2102246700.482100.4590.72XCN-982002309000.432290.4998.93通过对比表3和表4中的数据，催化剂活性、使用寿命等关键指标均位于前列，在多个壳管式反应器中使用催化剂XNC-98时，粗甲醇中的乙醇含量可以保持在200ppm~500ppm，并且粗甲醇的精馏可以得到“AA”级精制甲醇[7]。因此本设计采用XNC-98型催化剂。2.3工艺过程2.3.1主要反应式煤制甲醇过程的主要反应有：C+O22C+OCO+2HCO2.3.2工段划分2.3.2.1煤气化工段原料煤经粉碎，送入气化炉，与原料氧气进行反应，生成CO和CO2。粉尘作为废固送到火炬系统进行处理，该配置旨在同时从火炬气中收集H和CO。收集的组分将被送到上游部分的甲醇合成反应器中[8]。合成气再经水洗塔，进行水洗，除掉小的粉尘和易容于水的物质，废水经处理达标排放。合成气再经酸洗塔，利用浓硫酸的强氧化性将S2-氧化，随废水一起送到废液处理厂进行处理。得到纯净的一氧化碳和二氧化碳。2.3.2.2甲醇反应工段经净化的合成气与原料一起进入反应发生器，进行反应。生成混合反应气，经降温，进入干燥器去除水，得到达标的甲醇，送往产品罐区。3甲醇合成工艺流程经净化达到标准的新鲜合成气（40℃，3.4MPa）进入新鲜气压缩机增压至5MPa左右，然后与透平循环压缩机内升压至5MPa左右的循环气混合，混合气流经入塔气预热器加热至225℃后进入甲醇合成塔内。合成气在200～300℃时，与XCN-98含甲醇的混合气体从合成塔流出，经过入塔气预热器、甲醇水冷器换热和冷凝，降温至40℃后进入甲醇分离器，未反应的气体和粗甲醇在此被分离。在进入透平循环压缩机之前，排放部分未反应的气体作为弛放气，其余气体作为循环气，经透平循环压缩机增压至5MPa左右后与新鲜气按一定比例混合，再送至合成塔继续反应。为了析出溶解在粗甲醇中的气体，分离器中的粗甲醇进入甲醇膨胀槽后，减压至0.4Mpa再送至精馏工段精制。图1合成工艺流程图图1中，1为透平循环压缩机；2为入塔气预热器；3为新鲜气压缩机；4为甲醇水冷器；5为甲醇合成塔；6为汽包；7为甲醇分离器；8为甲醇膨胀槽4工艺计算4.1物料衡算4.1.1粗甲醇中各组分产量计算本设计为年产20万吨甲醇，开工时间为330d/y，连续操作，则甲醇的产量为25.25t/h。用三塔精馏工艺，甲醇的总收率高达99%以上。XNC-98通过实验分析发现，煤制甲醇仅有反应温度和再循环率对甲醇转化率有负面影响[9]。考虑甲醇的损失在内，本设计拟取98%。由此进入精馏工段粗甲醇中的甲醇含量应为252500.980粗甲醇产量：25765.30粗甲醇中各组分的产量：CH3OH：mCH3OHH2O：mH2O=27064.39×3.666%CH3OCH3：mCH3OCH3C2H5OH：mC2H5OHC4H9OH：mC4H9OH=CO2：mCO2=27064.39×0.400%N2+Ar：mN2+Ar=27064.39×0.010%经计算，粗甲醇的组成与含量如表5所示。表5粗甲醇组成组分质量分数/%产量/（kg/h）CH3OH95.2025765.30H2O3.666992.28CH3OCH30.0020.54C2H5OH0.372100.68C4H9OH0.35094.72CO20.400108.26N2+Ar0.0102.71（体积都为标准状态）工业生产中测量低压时，每生产吨粗甲醇将产生1.52m3(标况)甲烷，即甲烷VCH4在5.05Mpa、40℃时，粗甲醇中的气体溶解量查表，每吨粗甲醇溶解其他组成如表6[10]所示。则粗甲醇中的溶解气体量为：H2=CO=27064.391000CO2=27064.391000N2=Ar=27064.391000CH4=40℃时，液相甲醇释放的溶解气中，甲醇含量为37.14g/mm损失CH3OH=（118.11+22.06+210.56+9.88+6.58+45.52）×0.03714即10.73Nm³/h。经计算，每吨粗甲醇合成气溶解情况如表6所示。表6一吨粗甲醇合成气溶解情况气体H2COCO2N2ArCH4溶解度（Nm3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680溶解量(Nm3/h)118.1122.06210.569.886.5845.524.1.2合成反应中各气体消耗和生成情况合成气制甲醇过程中发生的反应：主反应CO+2H2CO2+3副反应2CO+4H2CO+3H24CO+8H2CO2+H2由于合成反应中甲醇主要由CO合成，CO2主要由逆反应生成，进塔中CO2表7为合成反应原料气消耗情况，其括号内为生产量。反应(1)不包含扩散的甲醇和释放气体中消耗的甲醇量合成反应各反应所消耗的物料如下：反应（1）：V V反应（3）：V V反应（4）：V V反应（5）：V V反应（6）：因为甲醇入塔气里几乎没有含水量，则忽视其中的水分，经反应（3）（4）（5）可计算出反应（2）（6）产生的水分为：992.28经计算，合成反应中原料气消耗如表7所示。表7合成反应中原料气消耗消耗项单位消耗原料气组分COCO2H2反应（1）m3/h18013.19/36026.38反应（3）m3/h0.525/1.05反应（4）m3/h41.14/123.42反应（5）m3/h114.51/229.03反应（6）m3/h（1106.86）1106.861106.86同理可计算出合成过程各反应的生成物产量，结果如表8所示。表8合成反应中生成物情况生成项单位生成物组分CH4CH3OHCH3OCH3C4H9OHH2O反应（1）Nm3/h/18013.19///反应（3）Nm3/h//0.263/0.263反应（4）Nm3/h41.14///41.14反应（5）Nm3/h///28.6385.88反应（6）Nm3/h////1106.86已知弛放气的组成如表9所示。表9弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/v%0.6081.499.113.633.410.331.43其他情况原料气消耗如表10所示。表10其他情况原料气消耗消耗项单位原料气消耗的组分COCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶解气体Nm3/h22.06210.56118.119.886.5845.52扩散的甲醇Nm3/h10.73/21.46///弛放气Nm3/h0.0911G0.0363G0.8149G0.0341G0.0033G0.0143G弛放气中的甲醇Nm3/h0.006G/0.012G///注意：G是弛放气的量（Nm³/h）4.1.3新鲜气和弛放气气量经甲醇合成工艺流程和质量守恒定律可得出，消耗的每种成分的总量和新鲜气体的摄入量应相同，消耗的每种成分的总量和新鲜气体的总量也应相同。各组分的消耗总量如下所示：CO消耗总量：18013.19+0.525+41.14+114.51-1106.86+22.06+10.73+0.0911G+0.006G=17054.155+0.0971GCO2消耗总量：1106.86+210.56+0.0363G=1317.42+0.0363GH2消耗总量：36026.38+1.05+123.42+229.03+1106.86+118.11+21.46+0.8149G+0.012G=37626.31+0.8269GN2消耗总量：9.88+0.0341GAr消耗总量：6.58+0.0033GCH4消耗总量：45.52+0.0143G综上可得出新鲜气体各气体组分的流量，如表11所示。表11新鲜气体组成组分单位H2COCO2N2ArCH4流量Nm³/h37626.31+0.8269G17054.155+0.0971G1317.42+0.0363G9.88+0.0341G6.58+0.0033G45.52+0.0143G新鲜气体总流量Nm³/h56059.865+1.012G合成气中的惰气（N2+Ar+CH4）=61.98+0.0517G，因此新鲜气体总流量可表示为：56059.865+1.012G=即G=4036.17Nm³/h，则弛放气一小时的流量为4036.17Nm³/h，则新鲜气体的总流量是：G由此可计算出弛放气、新鲜气的组成，如表12，表13所示。表12弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/v%0.6081.499.113.633.410.331.43流量/（Nm³/h）24.223289.07367.70146.51137.6313.3257.72表13新鲜气组成气体H2COCO2N2ArCH4组成/v%68.1129.012.430.250.030.17流量/（Nm³/h）40963.8217445.911463.93147.5119.90103.24从上表可知，新鲜气体中H24.1.4循环气气量的确定从质量守恒定律和甲醇合成的工艺流程可得出：出塔气量=G在式子中：GGGGG经计算整理可得：

G可从甲醇物料守恒中得(合成塔出口气体甲醇含量为5.85%)：G即：

G经循环气的组成可知循环气中各组分流量如表14所示。表14循环气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/v%0.6081.499.113.633.410.331.43流量/（Nm³/h）1904.00258588.6328908.3611518.9210820.801047.184537.764.1.5循环比和H2循环比：R=H2单程转化率：XCO单程转化率：XCO2单程转化率：X4.1.6入塔气和出塔气的组成入塔气的总流量：G出塔气的总流量：G入塔气各组分流量=新鲜其中组分流量+循环气中组分流量由此入塔气各组分流量：H2的流量：GCO的流量：GCO2的流量：GN2的流量：GAr的流量：GCH4的流量：GCH3OH的流量：G入塔气总流量：377469.96Nm3/h，由此可计算出入塔气中各组分的流量如表15表15入塔气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/v%0.5079.3612.283.442.910.281.23流量/(Nm3/h)1904.00299552.4546354.2712982.8510968.311067.084641.00出塔气各组分流量由此出塔气各组分流量：H2的流量：GCO的流量：GCO2的流量：GN2的流量：GAr的流量：GCH4的流量：GCH3OH的流量：GH2O的流量：GCH3OCH3的流量：GC4H9OH的流量：G出塔气总流量：341061.34Nm3/h表16出塔气组成气体组成/v%流量/(Nm³/h)CH3OH5.8519952.14H276.82261995.82CO8.5829256.82CO23.4811875.99N23.2210968.31Ar0.311067.08CH41.374682.14H2O0.361234.143CH3OCH3/0.263C4H9OH0.0128.634.1.7甲醇分离器的出口气组成甲醇分离器出口气体组成=甲醇分离器出口气体各组分流量：H2的流量：GCO的流量：GCO2的流量：GN2的流量：GAr的流量：GCH4的流量：GCH3OH的流量：G甲醇分离器出口气体的总流量是321268.32Nm3/h表17分离器出口气体组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成/v%0.6081.499.113.633.410.331.43流量/(Nm3/h)1927.61261801.5529267.5411662.0410955.251060.194594.144.2能量衡算4.2.1甲醇合成塔热量衡算（1）相关计算式：全塔热平衡方程式：Q其中：Q1：入塔气各气体组分热量，kJ/hQr:合成反应与副反应的反应热，kJ/hQ2:出塔气各气体组分的热量，kJ/hQ3:合成塔的热量损失，kJ/hQ4:沸腾水吸收的热量，kJ/h入塔气的总热量：Q其中：G1：入塔气各组分的流量，kmol/h;Cp1：入塔气各组分的比热容，T1：入塔气体的温度，K。入塔气各组分热量计算式：Q出塔气的总热量：Q其中：G1：出塔气各组分的流量，kmol/hCp1：出塔气各组分的比热容，kJ/(T1：出塔气体的温度，K。出塔气各组分热量计算式：Q总反应热：Q其中：Qr1：甲醇，kJ/Qr2：甲烷，kJ/Qr3：二甲醚，kJ/Qr4：异丁醇，kJ/Qr5：水的生成热，kJ/Qr6：CO2逆变反应反应热，kJ/反应热的计算式：Q其中：Gr：各组分的生成量，kmol/hΔH：生成反应的热量变化，kJ/mol。（2）入塔热量计算据《化学及化学物理性质数据手册》，各组分气体在498.15K,5.2MPa下恒压热容如表18所示。表18入塔气组分定压热容气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4热容/[kJ/(kmol·K)]65.8329.1230.5747.6930.2321.5447.61因入塔气温度T1=498.15K，由此由Q1=C表19入塔气各组分的热量气体热容[kJ/(kmol·K)]流量流量入塔热量CH3OH65.831904.0085.002787423.23H229.12299552.4513372.88193988709.01CO30.5746354.272069.3931513592.83CO247.6912982.85579.5913769188.35N230.2310968.31489.667373826.42Ar21.541067.0847.64511184.39CH447.614641.00207.194913908.97即入塔气总热量：Q=254857833.20kJ/h（3）塔内反应热计算忽略甲醇合成塔反应(2)产生的热量，反应(1)、(3)、(4)、(5)、(6)产生的热量按式计算：Qr=G表20甲醇合成塔内反应热气体CH3OHCH3OCH3C4H9OHCH4CO生成热(kJ/mol)9421−生成量(Nm³/18013.190.26328.6341.141106.86生成量(kmol/h)804.160.011.281.8449.41反应热(kJ/h)78590556.80496.20256499.20212869.60-2120677.20合成塔的总反应热为：Q（4）出塔热量计算据《化学和化学性质数据手册》，在528.15K和5.2MPa条件下，各成分气体在恒压下的热容量为528.15K，出口气体温度为528.15K，由Q2=C表21出塔气组分定压热容和出塔热量气体热容[kJ/(kmol·K)]含量含量出塔热量CH3OH65.8319952.14890.7230968654.95H229.12261995.8211696.24179884989.82CO30.5729256.821306.1121087858.43CO247.6911875.99530.1813353894.70N230.2310968.31489.667817899.07Ar21.541067.0847.64541969.36CH447.614682.14209.025255854.20CH3OCH396.300.2630.01508.61C4H9OH169.3528.631.28114486.02H2O35.361234.14355.101029013.66出塔气的总热量为：Q+508.61+114486.02+1029013.66=260055128.82kJ/h（5）全塔热损失整个塔的热损失约为4%，则合成塔的热损失：Q（6）沸腾水吸热计算由Q1Q经计算，合成塔的热量平衡如表22所示。表22合成塔的热量平衡表气体气体显热反应热热损失蒸汽吸收热合计入塔气(kJ/h)254857833.2076939744.60//331797577.80出塔气(kJ/h)260055128.82/13271903.1158470545.87331797577.804.2.2入塔气预热器热量衡算（1）进入换热器的入塔气热量进入换热器时，进入塔内的气体温度为333.15K，各组分比热容见《化学和化学物理性质数据手册》，各组分带入换热器的热量按Qi=C表23入塔气带进换热器的热量气体热容[气量气量热量CH3OH46.601904.0085.003961.00H228.92299552.4513372.88386743.69CO30.9246354.272069.3963985.54CO258.6612982.85579.5933998.75N231.0110968.31489.6615184.36Ar22.781067.0847.641085.24CH441.114641.00207.198517.58总计入塔气带进换热器的热量：Q（2）出换热器的入塔气热量经该工艺可获得，换热器的热量转化为塔气并转化为合成塔的相同热量，然后换热器转化为塔气热量：Q（3）进换热器的出塔气热量据工艺流程，进入换热器的塔气热量与离开合成塔的塔气热量相同（忽略管路热损失），则进入换热器的塔气热量也相同：Q（4）出换热器的出塔气热量经换热器的热量衡算可知：当出塔气进到换热器后其能量会降低，这部分降低的能量用来给进入换热器的入塔气加热，则入塔气热量增加的值等于出塔气热量减少的值。则，合成气经换热器后热量增加的量为：Δ则出换热器的出塔气热量为：Q8=Q4.2.3水冷器的热量计算（1）进入水冷器的出塔气的热量经该工艺可知，出换热器的出塔气的热量和进入水冷器的热量时相同的，则Q（2）出水冷器的出塔气的热量从换热器出来的出塔气体经水冷器进一步降温后，温度从90℃下降到40℃。出塔气之中的甲醇气液两相共存，二甲醚，水和异丁醇为液态，CO，CO2，H2，气相带出的热量：Q气相总热量：Q液相带出的热量：Q液相总热量：Q则出水冷器的总热量为：Q各组分从水冷器带走的热量如表24所示。表24各组分从水冷器带走的热量组分热容[kJ/(kmol·K)]含量含量热量CH3OH（液相）84.8318024.53804.6768260.16CH3OH（气相）45.021927.6186.053873.97H228.88261995.8211696.24337787.41CO30.9229256.821306.1140384.92CO254.3411875.99530.1828809.98N230.8010968.31489.6615081.53Ar22.581067.0847.641075.71CH439.874682.14209.028333.63H2O75.011234.14355.104133.05CH3OCH367.850.2630.010.68C4H9OH194.5028.631.28248.96气相带出的热量：Q气相总热量：Q液相带出的热量：Q液相总热量：Q则出水冷器的总热量为：Q（3）冷却水的用量入口的冷却水的温度为25℃，出口的冷却水的温度为40℃，平均比热容4.175kJ/(kg·℃)；冷却水吸收热量：ΔQ则冷却水的用量：F冷却水=ΔQ水冷器此工艺流程中是并用两个一样的水冷器，则每个水冷器用水量为137204.07kg/h，吸收的热量为8592404.91kJ/h5主要设备的计算和选型[11]5.1甲醇合成塔的设计（1）传热面积传热温度差10℃，传热量58470545.87kJ/h，合成塔总传热系数取298.87由公式Q=kA可知A=（2）出塔气体积流量计算出塔气的摩尔流量q=据理想气体状态方程，5.2MPa，528.15K时合成气的摩尔体积为：V则此时出塔气的体积流量：q（3）催化剂用量设入塔气空速为12000h-1，且入塔气量为催化剂用量的体积为377469.96（4）传热管数量传热管采用材质为00Cr18Ni5Mo3Si2的钢，直径为Ф32mm×2.5mm，长度9000mm。由公式A=3.14×d×L×n得n=由于要安装6根拉杆，则实际数量为7116根。（5）合成塔壳体直径合成塔中管子分布用正三角形排布，管间距a=45mm，壳体直径：Di=a（b其中：a=45b=1.1×L=125mm则Di=ab-1（6）合成塔壳体厚度壳体材料采用13MNiMoNbR钢，壁厚公式：S=PcDi/（2[σ]tФ其中：Pc：5.15MPaDi=4450mmФ=0.85[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）即：S=5.15×4450/（2×190×0.85-5.15）=72.10mm取C1=1mm，C（7）合成塔封头设计上、下封头都用半球形封头，选材同筒体。封头内径为4450+2×80=4610，圆整后取4650mm由封头厚度计算公式：S=PcD其中：Pc：5.15MpaDi=4650mmФ=0.85[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）S=4650×5.15/（2×190×0.85-0.5×5.15）=74.74mm取C1=1mm，C2=3mm（8）管子拉脱力计算a.操作压力下，胀接周围产生的力（m2）：其中：f=0.844a2-（3.14/4）×do2=0.844×452-（3.14/4）×322=905.26P=5.15MPa，L=100mmqp=5.15×905.26/（3.14×32×100）=0.46MPa经计算，甲醇合成塔设计计算结果如表25所示。表25甲醇合成塔设计计算结果项目管子壳体材质ａ/（1/℃）E/MPa尺寸管子数管间距/mm管壳壁温差/℃管子与管壁连接方式胀接长度/mm00Cr18Ni5Mo3Si217.42×10-60.180×106Ф32×2.5×900071164510开槽胀接L=10013MNiMoNbR12.25×10-60.186×106Ф254450×80b.温差应力导致胀接周围拉脱力（m2其中：σt=aE（tt-ts）/（1+At/As）At=3.14/4×（do2-di2）n=3.14/4×（322-272）×7116=1647887.70mm2As=3.14×D×Sn=3.14×4450×80=1117840.00mm2σt=17.42×10-6×0.180×106×10/（1+1647887.70/1117840.00）=12.67qt=12.67×（322-272）/（4×32×100）=0.29已知Tt＞Ts，PtTt和Ts分别是管壁温度和壳壁温度；Pt为管侧压力4.9MPa；Ps是0.74MPa的壳侧压力，则可看出qt（9）折流板的确定折流板为弓形h=3/4Di=3/4×4450=3337.5mm，折流板数目为8，间距取1500mm，最小厚度28mm，材料为Q235-A钢。拉杆Ф32，共（10）管板的确定管板直径4450，厚度100mm，管板焊接在封头和筒体之间。（11）支座的确定用裙座支座，其座体厚度55mm；基础环内径4100mm，外径4600mm；地角螺栓公称直径M35，数量为6个。经计算，合成塔设计汇总如表26所示。表26合成塔设计汇总表筒体内径(mm)4450列管数目7116壁厚(mm)80管长9000封头(半球型）半径(mm)4650尺寸(mm)Ф32×2.5壁厚(mm)80折流板数目8拉杆尺寸(mm)Ф32高度(mm)3337.5数目18间距(mm)15005.2气化炉的选型因为本设计采用GSP气化工艺。目前已采用的气化炉规格有三种，如表27[12]:表27GSP气化炉的规格项目中型大型特大型规格/MV130400800投煤量/（t/d）72022004400气化炉内径mm200029003650气化路高度mm350052506700据本设计的需求，应选择规格为400MW、投煤量2200t/d的大型气化炉。5.3甲醇合成厂主要设备一览表表28甲醇合成厂主要设备一览表序号流程号名称规格或型号数量材料备注1R1001气化炉￠2900mm113CrMo442R2002变换炉￠4000mm113CrMo443C7001压缩机BCL456+2BCL40721台备用4R7001合成塔￠4450mm113MNiMoNbR5E7002水冷器￠1000mm220R6V7002甲醇分离器￠2000mm27E7001入塔气预热器F=3600m2113MNiMoNbR8T8001预精馏塔￠3200×24000113CrMo449T8002加压精馏塔￠4000×28000113MNiMoNbR10V9101精甲醇贮罐V=20000m3211T8003常压精馏塔￠3200×28000113CrMo446合成车间设计[13]6.1厂房的整体布置据生产的工艺、特点、规模和建筑结构进行了总体布局设计。（1）合成塔身比较高，因此选择多层厂房；（2）车间工艺简单，操作人员少，因此布局上只布置控制室、卫生间等必要设施。配电室、机修室、实验室可和其他车间共用，这里不考虑；（3）据车间设备情况，车间采用6×6米的柱网，车间宽度为6米。车间分3层，每层高4米。6.2合成车间设备布置设计车间设备布局设计，是在满足生产工艺要求的基础上，兼顾设备安装和维护、安全生产、操作和发展来进行的。（1）采用流程式布置，甲醇膨胀罐和压缩机放底层；甲醇分离器放二层；甲醇水冷却器安三层；进气换热器安顶层；（2）由于甲醇膨胀罐和压缩机体积较大，因此布置在最下层；（3）为了方便员工检测和维修压缩机，压缩机应安在专用的压缩机厂房里，其上方不能安装管道。主要通道应按部件最大尺寸决定。（4）布置换热器时原则上应缩短管道的长度，入塔气预热器和甲醇水冷器应尽可能靠近甲醇合成塔，且换热器之间有连通的管道时它们的间距应大于750mm，且换热器和其他装置的水平间距也应大于0.6m。7非工艺专业要求7.1公用工程7.1.1水、电、汽的来源水主要来自周围的地下水；电力主要由国家电网和工厂本身的燃料气发电系统；蒸汽主要由废热锅炉提供。7.1.2精甲醇的运输﹑装卸和贮存精制甲醇储存在精制甲醇储罐中，精制甲醇储罐为两个固定顶罐，容量为10000m向外运输甲醇时，经精甲醇泵把甲醇运到甲醇装卸栈台。经火车鹤管进到火车槽车，经汽车鹤管进到汽车槽车。7.1.3自控仪表在本设计采用一次仪表现场分散安装，二次仪表就地安装或部分集中控制。DCS拟采用电动三型仪表，DCS系统设置7个工作站，DCS系统由霍尼韦尔C200控制器，ExperionPKS工作站和ExperionPKS服务器组成[14]。包括甲醇生产系统5个工作站，公用工程2个工作站。生产过程主要的工艺参数、工艺流程图等都集中在各工作站经DSC系统显示并控制，次要的参数和设定值不需要经常调整，可就地显示调节。7.2安全卫生[15]7.2.1车间有毒气体最高允许浓度和防超标措施车间中有毒气体最高允许浓度如表29所示。表29车间有毒气体最高允许浓度物质一氧化碳氨硫化氢甲醇氧化氮二氧化硫最高允许浓度/（mg/m3）30301050510防止超标的措如下施：（1）杜绝泄漏，按最高标准管理设备、管道，泄漏率力争达到5‰以下；（2）使厂房保持的通风；（3）据有关安全技术规程规定，定期对进行尘毒检查，必要场所要安装毒物自动分析报警装置。7.2.2CO中毒的症状、急救及预防措施当血液中的CO与血红蛋白结合，血液会失去携氧能力，使身体缺氧，就会CO中毒。表现为:头痛、心悸、乏力等，严重的会昏迷、抽搐，甚至死亡。急救方法：（1）迅速将受伤者疏散出中毒区域，待在通风良好的地方不动并保持温暖；（2）解开受害者衬衫的衣领、裤子的腰带和所有不利于呼吸的东西，面朝上，确保气道畅通；（3）对于严重中毒的人，要及时向医生报告让其吸氧，如果呼吸停止了要立刻进行心脏按压。预防措施：在厂区内要加强通风，进入一氧化碳浓度高的环境时，必须佩戴氧气面罩进行操作。7.2.3甲醇生产中的防火和防爆因甲醇易燃易爆，据甲醇生产特点，应采取以下防火措施：（1）储罐和储运管道周围严禁火源，且有明显的标志；（2）车间内不得储存易燃物质，沟渠应保持通畅，加强车间的通风；（3）牢固接地，防止静电；（4）有必备的消防器材。爆炸分为化学爆炸和物理爆炸。生产甲醇也有可能发生这两种爆炸，为了防止此类事件发生，要注意下面这几点：（1）严格执行压力容器和压力设备用管理的有关规定，未经培训不得上岗。（2）运行中不准超温、超压，提高设备使用等级。（3）压力容器、管道安全设施齐全。8三废处理8.1甲醇生产对环境的污染8.1.1废气（1）甲醇膨胀罐中的CO和有机毒物；（2）锅炉中排放的烟气粉尘；（3）选煤系统输煤、破碎、筛分和干燥过程中产生的粉尘。8.1.2废水（1）分离器排出的油、水和输送泵填料泄漏；（2）甲醇生产时，精馏塔底部排放出来的残液对水源的污染最为严重；（3）气化工段中的含煤水。8.1.3废渣（1）来自气化炉底部炉渣、锅炉炉渣和飞灰；（2）含有贵金属的废催化剂。8.2处理方法8.2.1废气处理甲醇精馏系统各塔的不凝气和膨胀管的膨胀气作为燃料送入燃气系统；经高效旋流分离将锅炉烟气中85%的烟灰去除，然后送入选煤系统的旋转干燥机。锅炉烟气余热用于加热原料回收余热后，原煤破碎筛分产生的粉尘经布袋除尘后排放到大气中。8.2.2废水处理煤气化工段来自气化炉激冷室和洗涤塔的黑水送至黑水处理系统，黑水是有机污染物负荷（营养物质和病原体）的主要部分，尽管其体积小于灰水[16]，但还是需要尽量将其去除；黑水处理后的灰水大部分在循环利用；CO变换工段来自煤气水分离器和冷凝液闪蒸槽的污水去污水处理系统；常压精馏塔塔底排放的残液采