Aspen Plus 化工流程模拟软件对焦炉煤气制甲醇工艺流程

前言甲醇作为主要的有机化工原料，应用前景广泛，是合成许多材料的必需品，有很大的消耗量。我国石油资源匮乏，煤炭资源丰富，但我们对煤炭资源的利用并不完善，相比于发达国家有相距悬殊的利用率，造成了很大的资源浪费。而煤气制甲醇等技术是我国更加合理的利用了煤炭资源。定期召开的世界气候大会召开并限定了CO2的排放量，限制了煤炭的初级加工，迫使我们加深煤炭资源的利用[1]。甲醇的生产工艺历史悠久，有许多技术成熟的工艺。成产甲醇的原料有石脑油、煤、天然气等，通过研究调查，我们对煤炭资源的利用率低下，造成了严重的资源浪费。切随着科技的发展，煤炭的消耗量正在逐年提升，所以采用焦炉煤气制甲醇对煤炭资源进行深层加工在当前就显得意义重大。焦炉煤气制甲醇工艺包括焦炉煤气的预处理、甲醇的合成和甲醇的精制三部分，预处理主要是脱除焦炉煤气中的硫化物，主要的工艺有湿法脱硫和干法脱硫。生产甲醇的工艺根据操作压力的不同可分为高压法（温度360~400℃，压强19.6~29.4MPa）、低压法（温度240~270℃，压强5.0~8.0MPa）和中压法（压强9.8~12.0MPa）。由于高压法原料和动力消耗大，反应温度高，产物甲醇纯度低且投资大。所以工业上几乎都采用中压法或低压法，其中低压法应用更多。甲醇的精制工艺根据精馏塔数目的不同可以分为双塔精馏和三塔精馏。随着石油开采量的日渐减少，甲醇汽油将会发展成为需求量最大的替代燃料。甲醇作为一种清洁能源，价格相对低廉，其燃料需求量明显增加。甲醇的需求量日益增加，而中国作为甲醇的生产大国，约有60%集中于中国市场，因此建设一套有竞争力的甲醇生产装置以满足日益增长的甲醇需求是非常有必要的。

1文献综述1.1甲醇的用途甲醇工艺发展时间长，煤、石脑油、天然气等都可用于成产甲醇，甲醇应用广泛，其下游产品种类繁多，但仍然具有极大的研究价值。甲醇是一种重要的有机化工原料,在我国是除乙烯、丙烯、苯之后的第四大化工原料,在化工、医药、轻工、纺织等行业具有广泛的用途,衍生物多达100多种。如今，甲醇消耗量逐年增加,平均每年增加百分之十四。在甲醇的下游产品以及消耗中,各部分所占比例如下：甲醛占30%,醋酸占12%,甲胺占4.7%,甲基丙烯酸甲酯占10%,另外我国有23%的甲醇用于燃料,5.6%用于医药,6.3%用于农药,4%用于溶剂[2]。1.2甲醇的市场前景目前甲醇市场前景较好，甲醇需求量大，建设甲醇及其下游产品工程具有十分良好的前景。甲醇是一种重要的有机化工原料，现已成为仅将于烯烃和芳烃的基础有机产品。甲醇的广泛应用，昭示了其明朗的市场前景。甲醇作为一种清洁能源，价格相对低廉，其燃料需求量明显增加。甲醇进口总量快速增长，一方面，随着内陆需求量的增加，港口与内陆地区的套利关闭，港口青睐低价进口货源；另一方面，受美国供应持续宽松和东南亚需求萎缩等影响，美洲和东南亚地区厂家积极把货源配额放至中国，从而导致我国甲醇进口量爆发式增长。综上所述，甲醇市场前景良好。1.3甲醇合成发展工艺现状甲醇合成工艺流程种类繁多，生产甲醇的原料有天然气、煤炭、焦炭、渣油、石脑油、乙炔尾气等，生产甲醇的工艺根据操作压力的不同可分为高压法（温度360~400℃，压强19.6~29.4MPa）、低压法（温度240~270℃，压强5.0~8.0MPa）和中压法（压强9.8~12.0MPa）。高压法（温度360~400℃，压强19.6~29.4MPa）高压法是生产甲醇的最初的方法，采用锌铬催化剂。随着脱硫技术的发展，高压法的催化剂也在逐步采用活性高的铜系催化剂，来优化操作条件。近几年来,我国开发了25-27MPa压力下在铜基催化剂上合成甲醇的技术,出口气体中甲醇含量4%左右,反应温度230-290℃。高压法虽历史悠久，但由于原料和动力消耗大，反应温度高，粗甲醇中杂质的含量大，而且设备投资较大，故现在工业上已经极少采用此法[3]。（2）低压法（温度240~270℃，压强5.0~8.0MPa）ICI低压甲醇法打破了甲醇合成的高压法的垄断,这是甲醇生产工艺上的一次重大变革,它采用51-1型铜基催化剂,合成压力5MPa。低压法基于高活性的铜系催化剂，其活性明显高于锌铬催化剂，反应温度低（240~270℃），在较低的压力下可获得较高的甲醇收率。而且选择性好，减少了副反应，改善了甲醇质量，降低了原料的消耗。此外，由于压力低，动力消耗降低很多，工艺设备制造容易[3]。（3）中压法（压强9.8~12.0MPa）随着甲醇工业规模的大型化，采用低压法由于操作压力低，导致设备体积庞大，因此在低压法的基础上适当提高合成压力，它能更有效地降低建厂费用和甲醇生产成本，即发展成为中压法，中压法仍采用高活性的铜系催化剂，反应温度与低压法相同，但由于提高了压力，相应的动力消耗略有增加[3]。三种工艺方法的对比见下表1.1。表1.1甲醇生产工艺比较高压法中压法低压法催化剂Zn/CrO3Cu/ZnO/Al2O3Cu/ZnO/Al2O3反应压力/MPa35155反应温度/℃360255255副产物产率/%250.20.2投资较高较低较低目前世界上新建或扩建的甲醇装置几乎都采用低压法或中压法，其中尤以低压法居多[4]。1.4经典公司工艺当代甲醇生产技术以海尔德-托普索（HaldorTopsoe）公司、Kvaerner工艺技术/Synetix公司（英国）、克虏伯-伍德公司、鲁齐油气化学（Lurgi）公司、Synetix公司的技术最为典型[4]。（1）海尔德-托普索公司工艺采用二步法转化后续低压合成从天然气生产甲醇。该技术适用于较小规模也适用于较大规模的装置。原料脱硫后进入饱和器。天然气与蒸汽的混合物预热后进入一次转化器，出来的气体直接进入注氧的二次转化器。一次转化器操作压力相对较小，在3.5MPa下操作。烟气热量预热转化器进料。过程气体热量用于发生高压蒸汽、预热锅炉给水、预热过程冷凝液和用于蒸馏塔重沸。冷却后合成气经一段压缩后进入合成回路，合成回路有三台绝热反应器。回路反应热用于加热饱和器中水。粗甲醇分出后直接送去蒸馏。循环气在少量驰放去除惰性化合物后压缩返回[4]。（2）Kvaerner工艺技术/Synetix公司工艺采用改进的低压法甲醇工艺，利用二段蒸汽转化后续压缩、合成和蒸馏，从天然气生产甲醇。天然气进料压缩、脱硫进入饱和器。混合物加热送入预转化器，采用催化富气（CRG）工艺。部分转化的混合物预热进入转化器，转化气体的热量用于发生高压蒸汽、预热锅炉给水、重沸蒸馏塔器系统。高压蒸汽用于驱动主要的压缩机。合成气冷却后经压缩送入合成回路，操作压力为7~10MPa。合成回路含有循环机。转化器操作温度为200~270℃。回路反应热用于发汽，直接用作过程蒸汽[3]。（3）克虏伯-伍德公司工艺原料可为天然气至LPG和重石脑油。包括以下工艺步骤：进料净化，蒸汽转化、合成气压缩、合成和粗甲醇蒸馏。蒸汽转化器为顶烧式箱型加热炉。在镍催化剂存在下发生转化反应。合成气由880℃冷却至室温，合成气热量用于发汽、预热锅炉给水、粗甲醇蒸馏重沸和加热软化水[5]。烟气热量用于进料/进料-蒸汽预热、发汽和过热及预热燃烧空气。冷却后合成气进入合成回路（压缩至3.0~10.0MPa）。合成回路由循环压缩机、进料/流出物换热器、甲醇反应器、终冷器和粗甲醇分离塔组成。甲醇反应器为等温管式反应器，在立管内装有铜催化剂，壳程用于水加热沸腾。甲醇反应热量用锅炉给水部分蒸发来取走。每吨甲醇发生1~1.4吨中压蒸汽[4]。（4）鲁齐公司工艺天然气预热和脱硫后使用工艺用水饱和，进一步预热和与蒸汽混合后进入预转化器，转化成H2、CO2和CH4。再用加热炉预热，进入自热式转化器，被蒸汽和O2转化。产品气含有H2、CO、CO2和少量未转化CH4。反应热发生高压蒸汽。被转化的气体与来自变压吸附（PSA）的氢气相混合以调节合成气组成。加压至5~10MPa，与循环气体混合，在水冷式甲醇反应器中，催化剂置于立管中，壳程为水。鲁齐公司开发的水冷-气冷串联组合工艺，包括一台（或平行的两台）水冷反应器和一台气冷反应器[4]，见图1.1。图1.1鲁齐公司两级串联甲醇合成工艺含循环气和补充气的进料首先进入水冷反应器，在250℃等温条件下进行部分转化反应。水冷反应器的温度由壳层蒸汽压控制。反应产物在第二台反应器中进一步转化，有利于提高转化率。鲁齐公司将优化的合成气发生工艺（联合转化）与新开发的两级甲醇合成工艺结合，可建造单系列产能接近200万吨/年甲醇生产装置。与传统工艺相比，该新工艺具有原料消耗低和投资费用低等优点[4]。（5）ICI（Synetix前身）公司工艺在1967年,英国ICI公司成功开发出了首套低压甲醇合成工艺ICI低压法合成工艺，主要是以天然气为原料，在冷激式绝热反应器内，控制操作温度在250～290°C、操作压力5.07MPa以及铜基催化剂的条件下合成甲醇的方法。工艺流程见图1.1。其工艺流程描述如下：反应原料天然气首先经脱硫处理除去原料气中的各类有机硫和无机硫，洁净的气体进入蒸汽转化炉内，在800～850°C下，发生烃类蒸汽转化反应，出蒸汽转化炉的高温转化气经换热降温，依次进入精脱硫槽及CO2吸收塔，调节出甲醇合成反应所需要的气体成分。合成气进入合成气压缩机提压至5.07MPa,与经循环气压缩机提压后的循环气汇合。入塔气又分为了两路，一路为主路，进入进出口预热器将入塔气预热至245°C进入合成塔发生反应；另一路为旁路，不经过进出口预热器预热，作为冷气流控制合成塔的入塔气温度[4]。图1.2ICI低压法甲醇合成ICI低压法的特点是：1.反应原料利用率高；2.反应设备结构简单，装卸催化剂方便；3.生产成本低。1.5脱硫工艺的选择工业上生产甲醇的原料有很多，如天然气、煤、焦炭、石脑油、重油等，由于我国大部分的焦炉气都用作燃料气，对煤炭资源的使用率低下，造成了资源浪费，而焦炉气中含有的H2、CO、CO2又是合成甲醇的原料气，固本工艺选择以焦炉煤气为原料制甲醇。下表3.1为焦炉煤气的主要组分：表1.2焦炉煤气的组成焦炉煤气组成H2COCO2CH4CmHnN2O2体积分数/%0.5960.07410.0280.22890.02780.0430.0022因焦炉煤气中含有硫化氢等有毒气体，且直接排空会污染环境，固焦炉煤气的预处理工段主要脱除的是硫化物，焦炉煤气中的硫化物分为有机硫和无机硫，无机硫的组成主要是硫化氢，有机硫的组成复杂，主要为二硫化碳、羰基硫和噻吩，此外还有少量的苯和萘等，焦炉煤气的主要杂质见表1.3：表1.3焦炉煤气中杂质的组成杂质组成H2SCS2COSC4H4SC6H6C10H8组分含量1000015050502000200mg/Nm31.5.1焦炉煤气的净化工艺随着我国环保意识的增强，和绿色化工的发展，这就对焦炉煤气的净化工艺提出的更加严格的要求，焦炉煤气的脱硫工艺也愈发成熟完善，目前主要的焦炉煤气的净化工艺可以分为干法脱硫和湿法脱硫。1.干法脱硫煤气的脱硫工艺最初采用的就是干法脱硫，干法脱硫效率高，当焦炉煤气中硫化氢的含量低时，采用该工艺的效果更好，干法脱硫法包括氧化铁脱硫技术、活性炭脱硫技术和氧化锌脱硫技术。（1）氧化铁脱硫技术氧化铁脱硫技术为最早使用的脱硫工艺，因为氧化铁脱硫存在较多的缺陷，已经逐渐被淘汰。现在采用较多的为TF脱硫剂。氧化铁脱硫原理：焦炉煤气进入氧化铁脱硫槽，脱硫槽中的氢氧化铁与焦炉煤气中的硫化氢接触，在催化剂作用下生产硫化铁和硫化亚铁，饱和的硫化铁可与空气进行氧化再生，可循环反复使用。其特点：脱硫效率高，塔内再生。氧化铁脱硫和再生的主要反应过程如下[6]：脱硫过程： 2Fe(OH)3+3H2S=Fe2S3+6H2O (1-1) Fe(OH)3+H2S=Fe(OH)2+S+2H2O (1-2) Fe(OH)2+H2S=FeS+2H2O (1-3)再生过程： 2Fe2S2+3O2+6H2O=4Fe(OH)3+6S (1-4) 4FeS+3O2+6H2O=4Fe(OH)2+4S (1-5)氧化铁脱硫剂的再生反应为放热反应，会放出大量的热，再生越快越易起火。干法脱硫适用于处理少量的焦炉煤气。塔式脱硫的特点：操作环境优良，占地面积较小，但是设备投资大。主要的缺陷体现为：再生效果不理想，废固难处理，且污染严重。（2）活性炭脱硫技术活性炭脱硫主要应用于湿法脱硫之后的精脱硫，用于对硫化氢含量要求严格的场合。脱硫剂的选择上，精脱硫选择活性炭为脱硫剂较为常见。经过精脱硫之后焦炉煤气中的硫化氢含量可达到合成甲醇反应的要求。活性炭脱硫原理：活性炭有催化能力，也有吸附的用途。使用后的活性炭还能再生，再生过程中得到的硫能回收[6]。（3）氧化锌脱硫技术采用氧化锌脱硫，脱硫能力强，常用于硫化物含量苛刻的场合，如焦炉煤气制甲醇的焦炉煤气预处理，相对于活性炭脱硫技术和中温氧化铁脱硫工艺，氧化锌脱硫工艺对操作条件的要求并不苛刻，在大范围的温度范围中，都可以取得良好的脱硫效果。氧化锌脱硫工艺的主要反应如下：脱除无机硫化学反应方程式： ZnO+H2S=ZnS+H2O (1-6)脱除有机硫化学反应方程式： ZnO+COS=ZnS+CO2 (1-7) 2ZnO+CS2=2ZnS+CO2 (1-8)焦炉煤气合成甲醇主要采用的氧化锌脱硫剂有常温氧化锌和中温氧化锌。常温氧化锌为条状物，操作温度一般在二百摄氏度以下，且随着操作温度的降低，脱硫速率变慢，脱硫效率降低，硫容降低。中温氧化锌的操作温度在350~400摄氏度之间，中温氧化锌脱速率高，相对于脱硫速率较慢的常温氧化锌，中温氧化锌的应用更为广泛。为了提高氧化锌脱硫工艺的脱硫速率，通过大量的实验研究，最终研制出一种中温、高温催化剂，主要包括：铁酸锌催化剂和钛酸锌催化剂[6]。2湿法脱硫湿法脱硫是指焦炉煤气和吸收通过接触反应而脱除硫化物含量的脱硫过程。湿法脱硫包括多种工艺方法。湿法脱硫主要包括化学吸收脱硫法、物理吸收脱硫法和氧化脱硫法。化学吸收脱硫法一般采用弱碱性溶液作为吸收剂，通过反应将硫化氢脱除。氧化脱硫法为以弱碱性溶液为吸收剂，催化剂作为载氧体，将硫化氢氧化为单质硫。物理吸收脱硫法是指以有机溶剂为吸收剂，加压之后吸收焦炉煤气中的硫化氢。目前的焦炉煤气脱硫工艺中，应用较广的有FRC法、TH法、TV法、改良A.D.A法和PDS法。3二级加氢干法脱硫现如今，中国的焦炉煤气的精脱硫工艺都会选择二级加氢干法脱硫，其原理为先将焦炉煤气中难以直接脱除的羰基硫，二硫化碳和噻吩等有机硫转化为H2S和烃化物，主要的化学反应有 CS2+2H2=CO+2H2S (1-9) COS+H2=CO+H2S (1-10) C2H6S+H2=C2H6+H2S (1-11) C4H4S+4H2=C4H10+H2S (1-12)二级加氢脱硫的流程见图1.3图1.3二级加氢脱硫流程图经过粗脱硫的焦炉煤气首先进入一级加氢反应器进行一级加氢，一级加氢的主要反应是将不饱和烃类加成，并且脱除大部分的CS2和部分羰基硫，将其转化为硫化氢、乙硫醇和噻吩。经过一级加氢的焦炉煤气进入一级氧化脱硫槽，脱除一级加氢产生的硫化氢。之后进入二级加氢反应器，二级加氢反应主要是将剩余的大量噻吩和其他硫化物全部转换为硫化氢，转化完的焦炉煤气在进入二级加氢氧化锌脱硫槽脱除二级加氢产生的硫化氢。经过二级加氢处理的焦炉煤气的总硫浓度控制在0.1PPM之内[7]。经过对各种焦炉煤气脱硫工艺的比较，以及结合甲醇合成和气体排放等条件要求。最终确定采用干法脱硫和湿法脱硫相结合的脱硫工艺，首先采用湿法脱硫脱除大部分的硫化氢气体，之后经过干法脱硫脱除剩余的硫化氢和有机硫，充分结合两种脱硫工艺的优点，规避掉单独脱硫工艺的缺陷，脱硫更彻底，效率高。1.6合成甲醇工艺技术措施的优选在煤制甲醇生产工艺中，由于生产加工的工艺技术不同，得到甲醇的杂质也不同，需要经过精馏处理，除去其中的杂质成分，才能获得合格的甲醇产品，满足甲醇性能指标。双塔精馏工艺技术措施的应用，来自合成段的粗甲醇，浓度在90%以上，经过减压处理，进入到预精馏塔，脱除其中的二甲醚，然后进入到主精馏搭，脱除其中的重馏分，使甲醇的浓度提高到99.9%，得到合格的甲醇产品。对于杂质含量比较低的粗甲醇可以应用双塔精馏的工艺流程，达到最佳的处理效果。三塔精馏工艺技术措施的应用，比双塔流程多一个精馏塔，第三个塔就是常压精馏塔，进一步对甲醇进行提纯处理，得到品质更高的甲醇产品。对于大规模的甲醇生产工艺技术，可以优选三塔精馏工艺，达到预期的产品纯度，获得高的产品收率。三塔精馏比双塔精馏多了一个精馏塔，增加了设备投资，且工艺相对复杂。但是三塔精馏可以节省大量的热蒸汽和冷却水的用量。且三塔精馏得到的甲醇纯度更高。综合各方面的条件因素，最终确定三塔精馏的工艺方法[8]。1.7甲醇合成反应原理甲醇合成过程发生的主要化学反应: CO+2H2=CH3OH (1-13) CO2+3H2=CH3OH+H2O (1-14) 2CO+4H2=CH3OCH3+H2O (1-15)但在实际设计中，为了促进甲醇合成反应的进行，一般都会尽可能的让氢气富裕，以提高空速和CO转化率，甲醇合成气中的主要组分为CO、CO2、H2，通常用氢碳比[V（H2-CO2）/V(CO+CO2)]和CO/CO2体积比来研究合成气组成对甲醇产率的影响。氢碳比对甲醇合成反应相当重要:氢碳比过低，反应不充分，易发生副反应，催化剂活性衰减速度会明显加快，还会引起积炭;增加氢碳比，碳转化率提高，但氢碳比过高也会影响产量并引起能耗等消耗定额增加。最佳氢碳比约为2.05~2.1。研究发现，在维持氢碳比不变的情况下，调节CO/CO2比，甲醇的生成浓度和CO2含量之间存在一个极值点，这说明合理的氢碳比以及CO/CO2比对甲醇合成都很重要。此外，甲醇合成气中还有少量不参与甲醇合成反应的惰性气体如CH4,N2等。这些惰性气体在合成系统中随着反应的进行如果不适当排放掉会逐渐积累，降低合成气有效组分CO,CO2,H2的分压，影响合成反应的进行，同时增加了压缩机的动力消耗。综合实地考察几家焦炉煤气制甲醇装置的运行情况，发现当出口转化气中氢碳比为2.5~2.7,φ（CO2）在5%~7%、φ（CH4）在0.5%~0.8%时甲醇生产也比较稳定，产量比较高[9]。表1.4水碳比对转化气组成的影响1.8影响催化剂时空收率的原因由于甲醇反应是放热反应，温度升高虽利于提高反应速度.但是会使平衡常数降低.此外还会使催化剂加速老化，增加副反应等，温度过低又容易发生结蜡等副反应，而且产量也不高，因此要根据甲醇催化剂的活性选择合适的生产温度。甲醇合成是体积缩小的反应，因而增加系统的压力有利于甲醇的生产。温度与压力对甲醇合成反应的影响(图1.5)，发现随温度升高，反应器出口甲醇浓度、CO和CO2转化率都是先增加后减小，在4MPa~8MPa压力下,230℃~245℃为较佳的反应温度范围。随着反应压力的提高，反应器出口的甲醇浓度、CO和CO2转化率都有明显的增加。采用较高的反应压力有利于提高反应器的生产能力。但是增加压力也会增加设备等费用，一般低压法采用5.0MPa~7.0MPa的生产压力。目前本厂根据焦炉煤气的产量波动，甲醇的合成温度在240℃以上，合成压力在6.0MPa~7.0MPa，按照设计工艺指标，温度和压力几乎在上限运行，无调节余地[9]。图1.5不同压力和温度下CO和CO2转化率1.9化工过程模拟优化化工过程模拟主要是基于计算机，将实际工业装置通过计算机模型，利用化学类产品的数据库原理，对装置流程进行分析。通过计算实施动态或稳态的模拟状态，可对化工厂装置流程进行初步运行数据的校验核算。也可通过模拟来优化化工厂设备情况，进行分析调优，使得总能耗降低，节省人力、物力等经济学成本，指导工业装置运行路线的合理化。对研究者的工作提供了除实验外的另一种解决途径，对从事化工流程工作的研究者起到了很大的支持作用[10]。Aspenplus软件可用于化工设计、动态模拟、计算调优、物性分析、数据分析、装置优化，是一套非常方便的化工类流程模拟软件。20世纪70年代后期，美国能源部会同麻省理工大学为了石油炼化项目的发展而进行了这款软件的开发，被称为“先进过程工程系统（AdvancedSystemforProcessEngineering），简称ASPEN。1982年成立当初进行研究开发软件的教授学者成立AspenTech公司，将其商品化。期间经过多次改进、扩充，优化、更新，最终Aspenplus成为化工行业中最便利的一款流程模拟软件。软件可以进行稳态化工模拟、优化、灵敏度分析和经济评价，并且提供一套完整的单元操作模块供用户选择，可以用来进行各种操作过程的模拟及从单个操作单元到整个工艺流程的模拟[11]。1.10本设计创新点合成气制甲醇焦炉气预处理工段采用湿法脱硫与干法脱硫结合的工艺，脱硫更彻底，减少了环境污染。合成气中的大量甲烷没有直接分离出来而是氧化为合成甲醇的原料，充分利用了煤炭资源。由于转化气中氢气含量高，所以采用补碳技术外加二氧化碳提高焦炉煤气的利用率，并将驰放气另建一小型甲醇合成工段，充分利用了资源。1.11本设计内容本文针对焦炉煤气制甲醇全过程进行模拟，对焦炉煤气制甲醇反应条件以及影响收率选择性的因素（脱硫工艺的选择、操作温度、反应器的氢碳比等）做了探究。选择了较佳的操作条件，将焦炉煤气中的甲烷转化为合成甲醇的原料气，优化了反应工艺设计中将循环气分流处理，将控制未反应气体另建设甲醇合成工段，对焦炉煤气进行了充分的利用。精馏过程中，对影响分离能力的因素进行了优化。1.12小结通过查阅相关文献，总结合成气制甲醇过程中的模拟方法，模拟条件及相关参数。对合成气制甲醇全流程运用Aspenplus软件进行工艺模拟，得到纯度为99.99%甲醇。全流程模拟所得数据可作为设备选型核算、经济分析评价的重要指标。

2工艺流程模拟与分析2.1模拟流程的建立2.1.1热力学方法的选择在使用AspenPlus软件进行工艺流程的过程模拟前，合适的物性方法对于计算的准确性起到至关重要的先决作用。根据Aspen自带的用户指南与从事相关研究的文献所选择的物性方法，由于合成气预处理工段需要用离子溶液吸收，所以原料预处理工段选择ELECNRTL物性方法。因流程中的主要组成为H2、CO2、CO及H2O等非极性或弱极性物质，因此模型主要采用PR－BM物性方法[12]。2.1.2流程的建立综合分析各种工业合成甲醇的工艺，最终确定本流程采用以焦炉煤气为原料，采用低压法合成甲醇。在此基础上进行合理建模。本流程可分为焦炉煤气预处理工段、甲醇合成工段、甲醇精馏工段。焦炉煤气合成甲醇的全流程模拟如下图2.1，焦炉煤气经过压缩换热之后先经过吸收塔进行粗脱硫，吸收剂经过再生循环。之后经过四级压缩进行二级加氢精脱硫。脱硫之后的焦炉气进入甲烷转化反应器将焦炉气中的甲烷转化为合成甲醇的原料气[13]。之后，经过压缩换热进入甲醇合成反应器，与外加的二氧化碳进入甲醇合成反应器合成甲醇，之后经过闪蒸，大部分气体作为循环气再次回到甲醇反应器，另外的驰放气再建立一个小型甲醇合成工段合成甲醇，后将两部分粗甲醇混合，进入甲醇精馏工段进行三塔精馏得到高纯度的甲醇。图2.1焦炉煤气制甲醇全流程模拟2.2焦炉煤气预处理工段工业上生产甲醇的原料有很多，如天然气、煤、焦炭、石脑油、重油等，由于我国大部分的焦炉气都用作燃料气，对煤炭资源的使用率低下，造成了资源浪费，而焦炉气中含有的H2、CO、CO2又是合成甲醇的原料气，固本工艺选择以焦炉煤气为原料制甲醇。下表2.1为焦炉煤气的主要组分：表2.1焦炉煤气的组成焦炉煤气组成H2COCO2CH4CmHnN2O2体积分数/%0.5960.07410.0280.22890.02780.0430.0022因焦炉煤气中含有硫化氢等有毒气体，且直接排空会污染环境，固焦炉煤气的预处理工段主要脱除的是硫化物，焦炉煤气中的硫化物分为有机硫和无机硫，无机硫的组成主要是硫化氢，有机硫的组成复杂，主要为二硫化碳、羰基硫和噻吩，此外还有少量的苯和萘等，焦炉煤气的主要杂质见表2.2：

表2.2焦炉煤气中杂质的组成杂质组成H2SCS2COSC4H4SC6H6C10H8组分含量1000015050502000200mg/Nm3结合年产量和焦炉煤气的组成，按照开工因子为0.8进行物料衡算，计算出焦炉煤气的进料量如图2.2所示[14]：图2.2焦炉煤气的进料量本流程采用湿法脱硫和二级加氢干法脱硫相结合的工艺进行焦炉煤气的脱硫处理，焦炉煤气的预处理工段流程如图2.3图2.3焦炉煤气预处理工段流程图厂区排出的焦炉煤气首先经过压缩换热至3bar、35℃后进入填料吸收塔T0101进行湿法粗脱硫，采用Na2CO3为吸收剂，输入离子平衡反应和动力学参数，如图2.4图2.4离子平衡反应输入界面吸收塔塔底为碳酸钠、碳酸氢钠、硫氢化钠的混合溶液，经过加压换热后，与外加的氧气进入吸收剂再生反应器，将硫以单质的形式析出，且将硫氢根转化为氢氧根离子。之后通过过滤器将硫单质分离出来，再生后的吸收剂经过减压阀减压换热之后，与补充的二氧化碳和水再次循环进入吸收塔塔顶作为吸收剂反复使用。而填料吸收塔T0101塔顶得到的为脱除大量硫化氢之后的焦炉煤气，经过四级压缩换热达到2.5MPa、60℃，经过计算，每级压缩的压缩比为1.69904，此时压缩所需要的总功最小。经过压缩换热后的焦炉煤气首先经过过滤器去除焦炉煤气中的萘，之后再次预热至220℃后进入一级加氢反应器R0101A，如图2.5输入一级加氢反应方程式和动力学参数[15]，由于一级加氢的副反应缺少动力学数据，所以采用串联一个计量学反应器。图2.5一级加氢反应输入界面经过一级加氢反应器的焦炉煤气进入一级氧化锌脱硫槽，脱除一级加氢产生的硫化氢气体，之后进入二级加氢反应器R0102进行二级加氢脱硫反应，如图2.6输入二级加氢反应方程式和动力学参数[15]：图2.6二级加氢反应输入界面二级反应主要是将一级加氢反应剩余的有机硫全部转化为硫化氢和烃化物，经过二级加氢之后的焦炉煤气进入二级氧化锌脱硫槽，将二级加氢反应产生的硫化氢全部脱除。由于焦炉煤气中甲烷含量高达23%，且甲烷经过氧化可以得到氢气、一氧化碳和二氧化碳，这些气体都是合成甲醇的原料气，这些资源不加以利用会造成资源的浪费。所以本流程加设了甲烷转化反应器，将甲烷氧化为氢气、一氧化碳和二氧化碳。充分利用了资源，氧化后的焦炉煤气经过换热后进入甲醇合成工段。此工段亮点：1、采用湿法脱硫和二级加氢干法脱硫相结合的脱硫工艺，脱硫效果好，效率高。严格控制了焦炉煤气中的硫含量。2、将焦炉煤气中的甲烷转化为合成甲醇的原料气，充分利用了资源。

表2.3R0102二级加氢反应器衡算表TotalUnitsInOutMole-flowkmol/hr2848.193642848.07766Mass-flowkg/hr29984.189129984.1971EnthalpyWatt-17524931.7-17524931.7表2.4R0102物料衡算表物料线119120MoleFlowkmol/hrH21649.1011648.892CH4664.3466664.3466CO215.0223215.0766CO284.2008684.20086N2124.7768124.7768C2H40.005921170.00592117H2S1.51E-120.0930043CS20.000128270.000128277COS0.05416660C4H4S0.03880410.000100184C2H664.5297564.52975H2O46.1168446.11684C4H1000.0387039MassFlowkg/hrH23324.3913323.969续表2.4CH410657.9510657.95CO6022.8616024.382CO23705.6633705.663N23495.4323495.432C2H40.1661110.166111H2S5.14E-113.169761CS20.009767360.00976736COS3.2541360C4H4S3.2650480.00842967C2H61940.3861940.386H2O830.8077830.8077C4H1002.249605MassFracH20.11087150.1108574CH40.35545250.3554524CO0.20086790.2009186CO20.12358720.1235872N20.11657580.1165758C2H45.54E-065.54E-06H2S1.71E-150.000105714CS23.26E-073.26E-07COS0.000108520C4H4S0.000108892.81E-07续表2.4C2H60.06471360.0647136H2O0.02770810.0277081C4H1007.50E-05TotalFlowkmol/hr2848.1942848.078TotalFlowkg/hr29984.1929984.2TotalFlowcum/hr8322.2858322.808

2.3甲醇合成工段甲醇合成工段采用低压法合成甲醇，甲醇合成工段的流程如图2.7所示：图2.7甲醇合成流程图从焦炉煤气预处理工段而来的焦炉煤气先经过二级压缩换热至6.8MPa、200℃[22]。由于处理后的焦炉煤气中氢气的含量达到了72.39%，焦炉煤气中的氢碳比高于最佳氢碳比，且氢气过量，固需要外加二氧化碳充分转化焦炉煤气中的氢气。经过压缩的焦炉煤气和补加的二氧化碳进入甲醇合成反应器R0102[20]，如图2.8输入甲醇合成的反应方程式和动力学参数[16]：图2.8甲醇合成反应输入界面由于缺少甲醇合成副反应的动力学参数，所以采用串联一个计量学反应器来模拟甲醇合成的副产物的产生。合成的甲醇和未反应完全的焦炉煤气经过换热回收热量之后，进入闪蒸罐将气液分离，罐顶为未反应焦炉煤气，其转化率如图2.9所示表2.5焦炉煤气的转化率闪蒸罐罐顶没有反应完全的焦炉煤气，经过分流后大部分的焦炉煤气作为循环气经过压缩换热后再次进入甲醇合成反应器参与甲醇的合成。而另外分流出的少部分焦炉煤气驰放气由于流量可观，不加以利用的话会造成资源的浪费。所以本流程增设了一个小型驰放气甲醇合成反应器，分流出的驰放气经过压缩换热与补加的二氧化碳一起进入甲醇合成反应器，将驰放气充分利用。之后进入闪蒸罐进行气液分离，塔底采出粗甲醇，与循环气合成的甲醇混合后进入甲醇精馏工段。驰放气合成甲醇的方块流程图如图2.9图2.9驰放气合成甲醇流程图此工段亮点：1、补加二氧化碳降低氢碳比利于甲醇合成反应的进行，使焦炉煤气中的氢气得到充分利用，增加的甲醇的产量。2、将驰放气增设一个小型甲醇合成工段，避免了驰放气排放造成的资源浪费，增加了甲醇的产量。

2.4甲醇精馏工段从甲醇合成工段来的粗甲醇经过三塔精馏，得到了高纯度的甲醇，其工艺流程图如图2.10：图2.10甲醇精馏工段流程图从甲醇合成工段来的粗甲醇压力为3.5bar、温度15℃，主要的杂质为二甲醚、水，其各组成的沸点如表2.6所示：表2.6产品中各组分的沸点名称沸点（°C）甲醇64.7二甲醚-23.7水100查阅相关资料可知甲醇、水、二甲醚不能形成共沸混合物所以不需要用特殊精馏的方法[21]，粗甲醇首先进入预分离塔T0301，T0301操作压力0.14MPa，回流比1.0，塔板数40，进料位置25。预精馏塔的作用只要是分离粗甲醇中的轻组分，包括溶解在粗甲醇中的乙烯等气体。之后经过泵加压之后进入高压塔T0302，高压塔T0302操作压力0.6MPa，回流比2.5，塔板数54，进料位置38。经过加压塔分离大部分的水，此时塔顶采出的为纯度为99%的甲醇。塔顶采出的精甲醇再次进入常压塔T0303，常压塔T0303操作压力0.1MPa，回流比2.3，塔板数40，进料位置25。三塔精馏的主要参数见表2.7：表2.7三塔精馏塔设备参数设备名称模块名称操作压力设备参数预分离塔ＲadFrac0.14MPa回流比1.0，塔板数40，进料位置25高压塔ＲadFrac0.6MPa回流比2.5，塔板数54，进料位置38低压塔ＲadFrac0.1MPa回流比2.3，塔板数40，进料位置25经过三塔精馏，塔顶采出99.99%纯度的甲醇，且甲醇中乙醇的含量小于50PPM。本工段亮点：采用三塔精馏得到更高纯度的甲醇，三塔工艺相比于两塔工艺节能30%。2.5工艺优化设计用进行简捷设计，确定能达到生产要求所需要的塔板数和回流比。再根据产品的要求运用DesignSpec和灵敏度分析进行调整和初步的优化。以塔T0302为例，详述塔的优化过程：T0302为甲醇加压塔，该塔主要将甲醇和大量的水精馏分离，因为水的沸点比较高，如果不先分离出水会增加塔的负荷，消耗大量的热量并且二甲醚的分离效果也会降低。所以将脱水塔放在精馏工段的最前面。为了保证产品甲醇的纯度能够达到分析醇的标准，控制塔顶水的质量分率为0.5%。通过DSTWU模块计算精馏塔理论塔板数和回流比直接的关系，如图2.11：图2.11理论塔板数和回流比关系图由理论塔板数和回流比的关系图可知，回流比随着理论塔板数的增加而减小。由于达到相同的分离效果，塔板数越少、回流比越小，精馏塔的设备费用越低。由上图可知，当理论塔板数在30~32块时，回流比显著降低，所以初步确定理论塔板数为34块以上，此时达到预计效果的设备投资最小。（1）图2.12到图2.14分别是理论塔板数比对塔顶甲醇质量分数、以及冷凝器热负荷和再沸器热负荷的影响。图2.12理论塔板数和甲醇浓度关系图图2.13理论塔板数和冷凝器负荷关系图

图2.14理论塔板数和再沸器负荷关系图由理论塔板数和甲醇摩尔分数的关系图可知，随着理论塔板数的增加，甲醇的摩尔分数也随之增加。且当塔板数增加到30块塔板时，甲醇浓度已达到99.855%,且继续增加理论塔板数甲醇的浓度基本不再增加。由理论塔板数和塔顶冷凝器和塔底再沸器的关系图可知，当理论塔板数增加时，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷逐渐降低，当理论塔板数增加到28块时，再增加理论塔板数，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷基本维持不变，但是随着理论塔板数的增加，精馏塔的设备费用也随之增加。因此，权衡设备费用，能耗费用，产品纯度各方面因素，T0302理论板数选择30块。（2）图2.15到图2.17分别是摩尔回流比对冷凝器热负荷、再沸器热负荷以及塔顶甲醇摩尔分数的影响。

图2.15回流比和再沸器负荷关系图图2.16回流比和冷凝器负荷关系图

图2.17回流比和甲醇纯度关系图由理论塔板数和塔顶冷凝器和塔底再沸器的关系图可知，再沸器和冷凝器的热负荷分别随着摩尔回流比的增大而线性增加和下降。由理论塔板数和甲醇纯度的关系图可知，随着理论塔板数的增加，甲醇的纯度不断增加，且当回流比增加到4.5时，甲醇浓度达到99.98%。之后继续增加回流比，甲醇浓度的增加量基本不变。权衡冷凝器、再沸器的热负荷和塔顶甲醇纯度，保证在最低能耗下使产品达标，选择质量回流比为4.5。（3）图2.18到图2.20分别是进料位置比对冷凝器热负荷、再沸器热负荷以及塔顶甲醇摩尔分数的影响。

图2.18进料位置和冷凝器负荷关系图图2.19进料位置和再沸器负荷关系图

图2.20进料位置和甲醇浓度关系图由进料位置和塔顶冷凝器和塔底再沸器的关系图可知，随着进料板数增加，冷凝器再沸器热负荷分别下降和增加且到第三块进料板时，热负荷最大，之后继续增加进料板数，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷基本不再变化。由进料塔板数和甲醇纯度的关系图可知，随着进料板数的增加，甲醇的纯度不断增加，因此在保证甲醇纯度的情况下，选择能量消耗最低的进料板位置，因此选择第25块板为进料塔板。（4）图2.21~图2.23分别是塔顶采出量塔顶甲醇摩尔分数、以及冷凝器热负荷、再沸器热负荷的影响。

图2.21塔顶采出量和甲醇浓度关系图图2.22塔顶采出量和冷凝器热负荷关系图

图2.23塔顶采出量和再沸器热负荷关系图由塔顶采出量和冷凝器再沸器的热负荷关系图可知，随着塔顶采出量的增加，冷凝器和再沸器的热负荷成线性下降和上升。而线采出量几乎不影响塔顶甲醇的纯度。因要求塔顶采出的甲醇要尽可能的多，因此本工艺选择塔顶采出量为1161kmol/h，以使高纯度的甲醇尽可能多的从塔顶采出。经过对甲醇精馏塔T0302的优化设计，最终得到的精馏塔T0302的操作条件为：理论塔板数为30块，进料板为第25块塔板，摩尔回流比4.5，塔顶采出量1161kmol/h。表2.8T0302塔顶冷凝器运行结果表T0302塔顶冷凝器运行结果Temperature117.838999CHeatduty-54378.0086kWDistillaterate1161kmol/hrRefluxrate5224.5kmol/hrRefluxratio4.5表2.9T0302塔底再沸器运行结果表T0302塔底再沸器运行结果Temperature158.783371CHeatduty56816621.4WattBottomsrate290.20292kmol/hrBoiluprate5368.88754kmol/hrBoilupratio18.5004601表2.10T0302物料衡算表T0302物料衡算表TemperatureC74.2117.8158.8Pressurembar600060006000VaporFrac000VolumeFlowcum/hr56.24355.5245.785MassFlowkg/hrCH3OH37199.74137197.6052.137CO2tracetracetraceCS20.0090.009traceC4H4S0.0080.0070.001H2O5218.4460.4885217.958CO3--tracetracetraceHCO3-tracetracetraceH3O+tracetrace<0.001OH-tracetrace<0.001续表2.10C2H5OH26.383.5522.83MassFracCH3OH0.8761408PPMCO2tracetracetraceCS2216PPB247PPBtraceC4H4S191PPB196PPB153PPBH2O0.12313PPM0.995CO3--tracetracetraceHCO3-tracetracetraceH3O+tracetrace31PPBOH-tracetrace28PPBC2H5OH622PPM95PPM0.004MoleFlowkmol/hrCH3OH1160.9621160.8960.067CO2tracetracetraceCS2<0.001<0.001traceC4H4S<0.001<0.001traceH2O289.6680.027289.641CO3--tracetracetraceHCO3-tracetracetraceH3O+tracetracetraceOH-tracetracetraceC2H5OH0.5730.0770.4962.6小结1.本章节详述了焦炉煤气制甲醇的整个流程各个工段的设计目标，设计方法与最终选定的设计参数，并达到了预期目标。2.结合软件计算数据对反应器和部分精馏塔进行物料衡算和能量衡算，衡算结果显示，排除软件迭代过程产生的微小误差，反应器和精馏塔的物料和能量均守恒。符合精馏过程的三大平衡原理[18]。3.对分离单元中的塔设备进行了灵敏度分析，找到了其最佳操作条件。使用AspenPlus软件对产品分离部分进行详细设计，并在设计基础上进一步优化各设备操作参数，实现流程设计过程的合理化。

3焦炉煤气制甲醇系统热集成3.1换热网络设计3.1.1换热网络概述在化工生产当中，公用工程的消耗整个化工厂能耗的主要组成部分，其中，精馏系统所消耗的能量大约占整个工厂能耗的20%[17]。在过程工业生产中，一些工艺物流需要加热，而一些工艺物流需要冷却，需要合理得把这些物流匹配在一起，充分利用系统中的热物流去加热冷物流，利用系统中的冷物流去给热物流降温，以提高过程中的能量回收效率，尽可能得减少公用工程的消耗，降低工厂生产的运行成本。而在冷热物流的匹配过程中，存在着如何匹配，怎样匹配才能更加合理化，既保证换热的同时又使得换热面积下降，节省设备能耗等问题。因此热集成网络的分析与合成，本质上是设计一个由热交换器组成的换热网络，使系统中所有需要加热和冷却的物流都达到工艺流程所规定的出口温度，使得基于热集成网络运行费用与换热设备投资费用的系统总费用最小。纵观整个焦炉煤气制甲醇工艺流程，我们通过对冷热物流的深入分析，利用了AspenEnergyAnalyzer软件，设计出的换热网络经数据证实确实达到了优化换热的目标，实现了冷热公用工程用量减小的目的[23]。下面简述构建换热网络的主要步骤：确定焦炉煤气预处理、甲醇合成、甲醇精馏三个工段所需换热的冷热流股；‚利用物流数据做出流股的组合温焓图及组合曲线图；ƒ找到夹点及最小冷、热公用工程量；„构建和优化换热网络。3.1.2换热流股的提取用AspenEnergyAnalyzer软件对焦炉煤气制甲醇过程中所有流股进行提取，将提取到的物流进行手动检查，剔除掉不合理的换热流股，为换热网络的优化提供数据依据，选择本次换热模拟需要用到的公用工程类型。提取后的流股信息如表3.1所示。表3.1流股信息物流名称冷热物流进口温度[℃]出口温度[℃]MCP[KJ•h-1•℃-1]焓[KJ/h]0128_To_0130↑22.238.028571.2451818.90122_To_0123↑600.3630.0119085.83542301.50201_To_0202↓72.035.0125686.84645897.50125_To_0126↑630.030.0129333.077599772.40203_To_0204↓120.7200.0127260.210090699.50107_To_0108↑100.044.094258.45280917.10105_To_0106↓92.236.00.00.00109_To_0110↑108.852.094054.55342190.40111_To_0112↓118.860.0100220.15894942.00214_To_0215↑395.0200.55792.210879655.60213_To_0212↓455.2200.744980.6190082816.60207_To_0208↑700.0300.897732.7359093084.00102_To_0103↓161.435.093840.111864168.4续表3.10135_To_0138↓38.038.027900.41320.8ToReboiler@T0303_TO_0307↑64.364.40.00.0ToCondenser@T0303_TO_0306↓64.264.7267768150.3133884075.2ToReboiler@T0302_TO_0305↓154.4158.136906929.4134691728.0ToCondenser@T0302_TO_0304↓117.8117.30.00.0ToReboiler@T0301_TO_0302↑73.974.0148458138.98704887.5R0103_heat↑630.0630.038557376.91755205.6F0202_heat↓200.020.0182009.232761652.0R0104_heat↑37.838.02553659.0403454.1F0201_heat↓300.010.0917718.7266138424.7R0101B_heat↑308.1600.098494.228751352.0R0201B_heat↓303.7700.0902733.9357758162.3R0202_heat↑200.0199.538772333.919386166.90128_To_0130↑22.238.028571.2451818.90122_To_0123↓600.3630.0119085.83542301.50201_To_0202↑72.035.0125686.84645897.50125_To_0126↑630.030.0129333.077599772.40203_To_0204↓120.7200.0127260.210090699.5续表3.10107_To_0108↓100.044.094258.45280917.10105_To_0106↓92.236.00.00.0注：↓代表热物流，↑代表冷物流。3.1.3夹点提取由AspenEnergyAnalyzer对流股进行分析，可以得出总成本与最小换热温差的关系以及温焓图。图3.1总成本-最小传热温差关系图在图中选取总费用最小且变化趋势相对平稳部分的温度作为最小传热温差进行后续计算。分析此图可以看出，最高效的传热温差为3℃，因此此处选取最小传热温差为11.5℃比较合理。在设定最小传热温差后，获得的组合曲线如下图所示

图3.2组合曲线得到的总组合曲线如图所示：图3.3总组合曲线通过对总组合曲线进行判断，可以看到，需要达到的最高温度为700℃，因此需要燃气炉进行加热，同时为了节约公用工程用量应该使用多种蒸汽以降低蒸汽消耗。确定夹点温度和最小公用工程后，为了保证系统的回收能量达到最大，在进行换热网络设计时应该遵循三条基本原则：(1)夹点处不能有热流通过(2)夹点之上不能有冷公用工程(3)夹点之下不能有热公用工程根据以上三条设计原则，考虑物流性质，物流潜热及物流输送等因素，进行匹配换热，换热的同时还需考虑换热设备数和最小设备费用等综合因素。实现物流间匹配换热后，再用冷热公用工程进行剩余物流换热。从而实现整个系统的能量集成。3.1.4初始换热网络通过AspenEnergyAnalyzer生成初始换热网络效果图和换热结果如图3.4、3.5所示：图3.4初始换热网络图3.5初始换热结果3.2换热网络优化采用AspenenergyanalyzerV8.4的推荐设计功能，对工艺物流进行匹配，达到内部换热的目的。初步的换热网络中由软件自动匹配而成，其中包含较多不合理的条目，例如：含有工艺流股间的循环换热；部分热流股撕裂过多，换热次数过多；公用工程流股按单流股处理，经过多次撕裂和合拢；流股之间温差过低，且气相流股间换热导致传热系数较低，换热面积过大；部分流股全部依靠换热流股进行换热，在没有公用工程的情况下开车困难；针对以上几条问题，需要人工对换热网络进行修改。通过：删除不必要的换热器；删除不必要的撕裂流股；删去较小的换热器；改变换热器换热的顺序提高传热温差；根据以上建议对换热网络进行修改，得到如图3.6、3.7所示的换热网络。

图3.6优化后的换热网络图3.7优化后的换热网络结果由表可知，设计匹配后的换热网络比匹配前的换热网络的各项值更接近于目标值，不仅设备投资费用比优化前的低，且优化后的的总费用比优化前的总费用更低，由此可见，换热网络优化设计后对于节约能源、减少经济成本有较大的改善。3.3本章小结本章利用AspenEnergyAnalyzer软件对全流程的流股进行物流匹配换热，综合换热器设备费用和公用工程消耗费用两方面考虑，实现热集成回收能量最大化，最终通过换热网络的优化，节省成本消耗34.8%。

4设备设计与选型表4.1塔选型一览表编号位号名称类型板数板间距/mm塔径/mm材质1T0101填料吸收塔填料塔41400M250Y2T0301预分离精馏塔浮阀塔406001200Q345R3T0302高压精馏塔浮阀塔549003600Q345R4T0303常压精馏塔浮阀塔408004200Q345R

表4.2压缩机选型一览表设备位号名称类型入口压力/bar出口压力/bar排出流量/m3.min-1台数C0101原料压缩机轴流式0.9883.5350.31C0102一段压缩机定制35583.71组（1）C0103二段压缩机定制58.7174.81组（2）C0104三段压缩机定制8.714.7105.51组（3）C0105四段压缩机定制14.72563.91组（4）C0201焦炉气压缩机轴流式2.53.556.71C0202焦炉气压缩机往复式356834.61C0203未反应焦炉气压缩机回转式3568327.81C0204未反应焦炉气压缩机往复式355030.71

表4.3换热器选型一览表序号编号换热器型号数量/连接方式材质管/壳程质量/kg1E0101BEM-700-3/1-136.76-4.5/19-13/串联0Cr18Ni9壳程2496.82E0102BEM-600-5-23.6-0.9/19-1II10Cr18Ni9壳程2012.23E0103BEM-200-2.32/5-1.3-0.7/19-4II10Cr18Ni9管程200.44E0104BEM-200-2.32/5-1.5-0.9/19-4II10Cr18Ni9管程208.15E0105BEM-1800-4/1-1987.4-7/19-1II10Cr18Ni9壳程59636.96E0106BEM-600-1/2.2-56.2-2.4/19-1II10Cr18Ni9壳程19957E0107BEM-1800-3.2/2-1766.9/9/19-2II3/并联0Cr18Ni9壳程39981.68E0108BEM-600-2-84.3-4.3/19-1II10Cr18Ni9管程4703.99E0109BEM-900-2/10-209.8-4.5/19-1II10Cr18Ni9壳程6727.910E0110BEM-600-3/5-168-7/19-1II10Cr18Ni9壳程4498.411E0201BEM-325-39.75/3-7.1-1.6/25-2II10Cr18Ni9壳程725.412E0202BEM-1500-39.75/6-1200.3-9/19-4II10Cr18Ni9管程3569313E0203BEM-200-3/5-2.3-1.2/19-4II10Cr18Ni9壳程214.5续表4.314E0204BEM-800-1/5-77.7-1.5/19-1II10Cr18Ni9壳程3002.315E0205BEM-900-9/1-206.6-4.5/19-1II10Cr18Ni9管程9673.416E0301BUK-1200-1-380.3-4.5/19-1II10Cr18Ni9壳程11241.417E0302BUK-700-6/2-90.7-7/19-1II10Cr18Ni9管程2490.118E0303BUK-1700-1/2-1594.9-9/19-4II10Cr18Ni9壳程37070.219E0304BKU-900-9/5-634-9/19-2II10Cr18Ni9管程18032.620E0305BUK-1600-1/2-1369.2-9/19-4II10Cr18Ni9壳程15344.321E0306BKU-900-9/5-864-9/19-2II10Cr18Ni9管程8562.3

表4.4静态混合器选型一览表位号类型型号设计温度/℃设计压力/bar材质M0101静态混合器SV-6/150-1-1500JB/T7660-95455S30408M0102静态混合器SV-45/1000-7.5-8000JB/T7660-95503S30408M0201静态混合器SV-20/1000-6-10000JB/T7660-9522075S30408M0202静态混合器SV-6/150-0.5-1500JB/T7660-9522055S30408

表4.5过滤器选型一览表设备位号过滤器类型目数过滤面积/m2尺寸/mm个数材料G0101T型过滤器241.28Φ900*28002S30408G0102T型过滤器240.02Φ600*18001S30408表4.6储罐选型一览表设备位号设备名称物流线类型外形尺寸公称容积/m3数目原料罐0101混合式球形储罐36300250002V0101萘、焦油罐0113卧式椭圆形封头容器3200*135001001V0102硫化氢储存罐0121桔瓣式球形储罐71002001V0103氧气储罐0124混合式球形储罐1570020001V0104氧气储罐0134混合式球形储罐V01050136桔瓣式球形储罐2120050001V01060137立式椭圆形封头容器2600*8400501续表4.6V02010222桔瓣式球形储罐26800100001V02020216混合式球形储罐36300250001V02030219混合式球形储罐36300250001FS0201分流器卧式椭圆形封头容器2600*8400501V03010301桔瓣式球形储罐26800100001V03020305卧式椭圆形封头容器13500*1296815001V03060307卧式椭圆形封头容器8200*91374001产品罐钢制圆筒形固定顶储罐44000*25388300002

表4.7反应器选型一览表序号位号设备名称类型数量尺寸/mm封头设计压力/bar设计温度/℃材质壁厚/mm1R0101A/B加氢反应器管式反应器1Φ3000×14000标准椭圆形封头3250Q345R122R0102加氢反应器管式反应器1Φ2500×13000标准椭圆形封头3700Q345R123R0103甲烷转化器管式反应器1Φ3300×8500标准椭圆封头30650Q345R104R0104碳酸钠再生反应器流化床反应器1Φ1200×12300标准椭圆封头745Q345R135R0201A/B合成甲醇反应器固定床反应器1Φ3500×20000标准椭圆封头70220Q345R126R0202合成甲醇反应器固定床反应器1Φ3400×10000标准椭圆封头55220Q345R11

表4.8脱硫槽选型一览表设备位号名称装填量/m3设计温度/℃设计压力/MPa介质质量/t材料S0101氧化锰脱硫槽62.846503.0焦炉气72.80016MnRS0102氧化锌脱硫槽15.606803.0焦炉气16.80016MnR表4.9泵设备选型一览表序号设备位号型号扬程/m流量/m3/hr功率/kw台数1P0101IH125-100J-3153412013.0112P030165-250(I)7366221设备选型详情请见同组蒋函伯同学5安全环保与经济评价5.1安全评价“安全第一，预防为主”是我国安全生产的基本方针，预防、预测是实现劳动安全卫生管理现代化的必要手段。我们通过对该项目的分析和预测，对可能存在的危险、有害因素的种类和程度进行推断分析和评价，得出评价结论。该项目的主要危险有害因素有：火灾爆炸、中毒、灼伤、触电、车辆伤害、机械伤害、高处坠落、锅炉爆炸等。其中重点防范的重大危险有害因素：火灾爆炸、中毒、触电。应按照相关部门的要求做好管理和防范措施的工作；要防止生产过程中物质的泄漏，以免引起中毒和火灾；工厂线路需定时检查，以免引起火灾，触电等；特种设备的防护措施应积极到位，防止安全事故的发生。通过对本工程项目的安全评价，可得出以下结论：（1）本项目选址基本合理，符合工业布局要求，基本满足生产、运输、防震、防火、安全、卫生、环境保护和职工生活设施的需要。基本满足《化工企业总图运输设计规范》和《石油化工企业设计防火规范》的要求。（2）通过危险度评价可知，储罐区危险性较高，火灾、爆炸的危险性较大；通过道化学火灾、爆炸指数评价对以上存储区进一步评价，明确了发生事故的危害程度为轻度，较优。（3）通过使用预先危险分析法对电气系统、运输系统等进行评价，可知各单元危险性均较大，作为公用系统，一旦某一个系统发生事故，将可能造成人员伤亡及设备损坏及整个企业的停产损失。综上所述，本项目基本符合国家有关法律法规技术标准和部颁的规定，项目在安全生产方面是可行的。在下一步设计中应按照本报告中的要求、建议进一步完善其安全措施，并在施工、生产过程中切实落实本项目可行性研究报告与本报告中所提出的劳动安全对策措施，则投产运行后其安全将得到很好的保障。5.2环境保护5.2.1废气处理 本项目产生的废气仅有少量的N2、H2，CO和CO2，其中H2和CO先经火炬燃烧，再用氢氧化钠溶液吸收CO2气体，所得溶液可以出售给碳酸钠溶液回收站。这样处理后，本项目几乎可以实现废气零排放。5.2.2废水处理措施污水处理站主要处理全厂生活污水；工艺的生产污水；装置冲洗排水和污染区内的初期雨水。经处理后污水达到循环水补充水水质要求再送循环冷却水装置作补充水[36]。本装置污水采用三级处理工艺，由预处理、生化处理、深度处理组成。经污水处理站处理后的污水水质达到《污水再利用工程设计规范》GB50335-2002中循环水补充水水质要求，水质指标如下：表5.1再生水用作冷却用水的水质控制指标项目PH浊度(NTU)BOD5(mg/L)COD(mg/L)总碱度标准值6.0～9.051060350废水处理工艺流程说明：生活污水重力流至格栅间经机械格栅去除漂浮物和粗固体后到集水池,然后用提升泵送入污水调节池。来自装置的污水先进入集水池,然后用提升泵送至污水调节池。进入调节池中的污水在调节池中调节水质和水量。并通过磷酸盐加药设备投加磷酸盐和碱加药设备加碱以调整污水中的营养物含量和PH值，同时在调节池中设置曝气管对污水进行预曝气，调节池中污水经由调节池污水泵送至SBR反应池进行生化处理，SBR反应池分成四格，轮换使用，工作周期6小时。污水在SBR池中经进水-曝气-厌氧-沉淀-排泥-滗水等程序完成对污水的硝化、反硝化和固液分离，使污水中的有机物和氨氮得到降解；在曝气阶段通过离心鼓风机向污水中的微生物提供好氧阶段所需的氧气；在厌氧阶段通过甲醇加药设备向污水中的厌氧微生物提供反硝化所需碳源。经生化处理后澄清水溢流至集水池三，然后用过滤水泵送至多介质过滤器去除水中悬浮物，经过滤后的出水进入活性炭过滤器进一步去除有机物和悬浮物。出水进入回用水池，经消毒设备加氯杀菌消毒后用回用水泵送循环冷却水站作补充水[32]。SBR反应池剩余污泥经剩余污泥泵提升至污泥池后用污泥输送泵送至带式脱水机压滤脱水。为提高污泥的脱水性，在污泥中通过PAC加药设备和PAM加药设备投加混凝剂和助凝剂。经脱水后的泥饼含水率为85%可外运作肥料。滤液返回至污水调节池。过滤器反洗排水排至污水调节池重新处理。5.2.3废渣处理措施本项目固体废渣有催化剂残渣和生活废渣两种。对于废催化剂，按照协议交给催化剂厂家重生处理。而生活废渣主要为有机物，拟送渣场集中进行填埋处置。5.2.4噪声处理措施各种机电产品选用时，要求供货方将设备噪声控制在工程设计规定标准之内。各种压缩机均设置隔声罩，引风机尽量单独设在封闭房间。因生产工艺要求无法在设备上采取隔、吸、消音处理措施的设备，设计时，在操作人员较集中的场所建立隔声控制室，给流动值班工作人员佩戴耳塞或耳罩。加强厂区绿化措施，降低噪声的传播。

5.3经济评估