年產(chǎn)20萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝畢業(yè)設(shè)計(jì)5_（可編輯）

1、年產(chǎn)20萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝畢業(yè)設(shè)計(jì)5_ 年產(chǎn)20萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝畢業(yè)設(shè)計(jì)摘 要甲醇是一種極重要的有機(jī)化工原料也是一種燃料是碳化學(xué)的基礎(chǔ)產(chǎn)品在國(guó)民經(jīng)濟(jì)中占有十分重要的地位近年來隨著甲醇下屬產(chǎn)品的開發(fā)特別是甲醇燃料的推廣應(yīng)用甲醇的需求大幅度上升為了滿足經(jīng)濟(jì)發(fā)展對(duì)甲醇的需求開展了此20萬ta的甲醇項(xiàng)目設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是進(jìn)行工藝論證物料衡算和熱量衡算等本設(shè)計(jì)本著符合國(guó)情技術(shù)先進(jìn)和易得經(jīng)濟(jì)環(huán)保的原則采用煤炭為原料利用GSP氣化工藝造氣NHD凈化工藝凈化合成氣體低壓下利用列管均溫合成塔合成甲醇三塔精餾工藝精制甲醇此外嚴(yán)格控制三廢的排放充分利用廢熱降低能耗保證人員安全與衛(wèi)生關(guān)鍵詞甲醇合成氣體精餾工藝流程

2、ABSTRACTMethanol is a kind of very important organic chemical raw materials is also a kind of fuel is a chemical carbon based products in the national economy occupies very important position In recent years with the development of methanol subordinate products especially the popularization and appl

3、ication of the methanol fuel methanol demand increases In order to meet the needs of economic development methanol carried out the 200000 ta of methanol project The design of the main content is process demonstration and the material balance calculations and heat balance calculations etc This design

4、 with the situation of China with advanced technology and are easy economy environment protection principle the coal for raw materials Use of GSP gasification process the gasification NHD purification process synthesis gas purification Low voltage of mean temperature tube synthesis tower methanol sy

5、nthesis Three tower distillation process refined methanol In addition to strictly control the three wastes emissions make full use of waste heat reduce the energy consumption and ensure safety and health personnelKeywordsmethanol synthesisgas distillationprocess flow目 錄1概論 6 11概述 6 12設(shè)計(jì)的目的和意義 7 13設(shè)計(jì)

6、依據(jù) 7 14設(shè)計(jì)的指導(dǎo)思想 8 15原料煤的規(guī)格 82工藝論證 9 21 煤氣化路線的選擇 9 22凈化工藝方案的選擇 11 23合成甲醇工藝選擇 12 24甲醇精餾 143工藝流程 18 31 GSP氣化工藝流程 18 32凈化裝置工藝流程 19 33甲醇合成工藝流程 25 34甲醇精餾工藝流程 26 35氨吸收制冷流程 274工藝計(jì)算 29 41物料衡算 29 42能量衡算 355主要設(shè)備的工藝計(jì)算及選型 41 51甲醇合成塔的設(shè)計(jì) 41 52水冷器的工藝設(shè)計(jì) 43 53循環(huán)壓縮機(jī)的選型 46 54甲醇合成廠的主要設(shè)備一覽表 466三廢處理 47 61甲醇生產(chǎn)對(duì)環(huán)境的污染 47 62 處

7、理方法 47設(shè)計(jì)結(jié)果評(píng)價(jià) 48參考文獻(xiàn) 49致謝 501 總論11 概述com 甲醇性質(zhì)甲醇俗稱木醇木精英文名為methanol分子式CH3OH是一種無色透明易燃有毒易揮發(fā)的液體略帶酒精味分子量3204化學(xué)性質(zhì)較活潑能發(fā)生氧化酯化羰基化等化學(xué)反應(yīng)能源安全已經(jīng)成為不可回避的現(xiàn)實(shí)問題pa加溫到225后輸入列管式等溫反應(yīng)器在XNC-98型催化劑的作用下合成甲醇生成的粗甲醇送入精餾塔精餾得到精甲醇然后利用三塔精餾工藝將粗甲醇精制得到精甲醇21 煤氣化技術(shù)路線的選擇 煤氣化技術(shù)按氣化反應(yīng)器的形式氣化工藝可分為移動(dòng)床固定床流化床氣流床三種com 移動(dòng)床氣化采用一定粒度范圍的碎煤5mm50mm為原料與氣化劑

8、逆流接觸爐內(nèi)溫度分布曲線出現(xiàn)最高點(diǎn)反應(yīng)殘?jiān)鼜臓t底排出生成氣中含有可觀量的揮發(fā)氣典型的氣化爐為魯奇Lurgi爐移動(dòng)床氣化是目前世界上用于生產(chǎn)合成氣的主要方法之一在大型煤制甲醇的裝置中固定床的優(yōu)點(diǎn)是投資低可是它有很多不足1對(duì)原料煤的黏結(jié)性有一定要求2氣化強(qiáng)度低3環(huán)境污染負(fù)荷大治較麻理煩com 流化床氣化采用一定粒度分布的細(xì)粒煤10mm為原料吹入爐內(nèi)的氣化劑使煤粒呈連續(xù)隨機(jī)運(yùn)動(dòng)的流化狀態(tài)床層中的混合和傳熱都很快所以氣體組成和溫度均勻解決了固定床氣化需用煤的限制生成的煤氣基本不含焦油但飛灰量很大發(fā)展較早且比較成熟的是常壓溫克Winkler爐它的缺點(diǎn)是1在常壓或接近于常壓下生產(chǎn)生產(chǎn)強(qiáng)度低能耗高碳轉(zhuǎn)化率只

9、有88902對(duì)煤的氣化活性要求高僅適合于氣化褐煤和高活性的煙煤3缺少大型使用經(jīng)驗(yàn)要在大型甲醇裝置中推廣受一定限制com 氣流床氣化氣流床采用粉煤為原料反應(yīng)溫度高灰分是熔融狀態(tài)典型代表為GSPShellTexaco氣流床氣化工藝氣流床氣化優(yōu)點(diǎn)很多它是針對(duì)流化床的不足開發(fā)的氣流床氣化具有以下特點(diǎn)1采用 02mm的粉煤2氣化溫度達(dá)14001600對(duì)環(huán)保很有利沒有酚焦油有機(jī)硫很少且硫形態(tài)單一3氣化壓力可達(dá)3565MPa可大大節(jié)省合成氣的壓縮功4碳轉(zhuǎn)化率高均大于90能耗低5氣化強(qiáng)度大6但投資相對(duì)較高尤其是Shell粉煤氣化從技術(shù)先進(jìn)性能耗環(huán)保等方面考慮對(duì)于大型甲醇煤氣化應(yīng)選用氣流床氣化為宜從流程分可分為

10、冷激式流程和廢熱鍋爐流程前者在煤氣離開氣化爐后用激冷水直接冷卻它適合于制造氨氣或氫氣因?yàn)檫@種流程易于和變換反應(yīng)器配套激冷中產(chǎn)生的蒸汽可滿足變換反應(yīng)的需要后者熱煤氣是經(jīng)輻射鍋爐再送往對(duì)流鍋爐產(chǎn)生高壓蒸汽可用于發(fā)電或作熱源目前常用的技術(shù)較成熟的氣流床主要有干粉和水煤漿兩種干粉氣流床該技術(shù)的特點(diǎn)是碳的轉(zhuǎn)化率高氣化反應(yīng)中所產(chǎn)煤氣中CO含量高H2含量較低這種煤氣的熱值較高另外這種氣化爐均采用水冷壁而不是耐火磚爐襯的使用壽命長(zhǎng)水煤漿氣流床水煤漿氣化技術(shù)的特點(diǎn)是煤漿帶3540水入爐因此氧耗比干粉煤氣化約高20爐襯是耐火磚沖刷嚴(yán)重每年要更換一次生成CO2量大碳的轉(zhuǎn)化率低有效氣體成份 COH2 低對(duì)煤有一定要求

11、如要求灰分 13灰熔點(diǎn) 1300含水量 8等雖然具有氣流床煤氣化的共同優(yōu)點(diǎn)仍是美中不足通過比較可知道大型甲醇的煤氣化的應(yīng)該優(yōu)先考慮干粉煤氣化設(shè)計(jì)采用的是GSP冷激氣化工藝其兼有shell和Texaco的技術(shù)優(yōu)點(diǎn)代表著未來氣流床加壓氣化技術(shù)的發(fā)展方向com GSP工藝技術(shù)簡(jiǎn)介GSP工藝技術(shù)是20世紀(jì)70年代末由GDR 原民主德國(guó) 開發(fā)并投入商業(yè)化運(yùn)行的大中型煤氣化技術(shù)與其他同類氣化技術(shù)相比該技術(shù)因采用了氣化爐頂干粉加料與反應(yīng)室周圍水冷壁結(jié)構(gòu)因而在氣化爐結(jié)構(gòu)以及工藝流程上有其先進(jìn)之處GSP氣化技術(shù)的主要特點(diǎn)如下1采用干粉煤 水份含量 2 作為氣化原料根據(jù)后續(xù)化工產(chǎn)品的要求煤粉可用氮?dú)饣蛞谎趸驾斔?/p>

12、故操作十分安全由于氣化溫度高故對(duì)煤種的適應(yīng)性更為廣泛從較差的褐煤次煙煤煙煤到石油焦均可使用也可以兩種煤摻混使用對(duì)煤的灰熔點(diǎn)的適用范圍比其他氣化工藝更寬即使是高水份高灰分高硫含量和高灰熔點(diǎn)的煤種也能使用2氣化溫度高一般在14501600煤氣中甲烷體積分?jǐn)?shù)小于01 COH2 體積分?jǐn)?shù)高達(dá)90以上3氧耗較低與水煤漿加壓氣化工藝相比氧耗低約1520可降低配套空分裝置投資和運(yùn)行費(fèi)用4氣化爐采用水冷壁結(jié)構(gòu)無耐火材料襯里水冷壁設(shè)計(jì)壽命按25年考慮正常使用時(shí)維護(hù)量很少運(yùn)行周期長(zhǎng)5只有一個(gè)聯(lián)合噴嘴 開工噴嘴與生產(chǎn)噴嘴合二為一 噴嘴使用壽命長(zhǎng)為氣化裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行提供了可靠保障6碳轉(zhuǎn)化率高達(dá)99以上冷煤氣效率高達(dá)8

13、0以上7對(duì)環(huán)境影響小氣化過程無廢氣排放8投資省粗煤氣成本較低22 凈化工藝方案的選擇凈化工藝包括變換脫硫脫碳硫回收三個(gè)部分com 變換工序變換工藝主要有魯奇低壓甲醇生產(chǎn)中的變換工藝Topse法甲醇生產(chǎn)中的變換工藝以及國(guó)內(nèi)的以重油為原料的全氣量部分變換工藝設(shè)計(jì)中的變換工藝是一種全新的設(shè)計(jì)該工藝采用的是部分氣變換該工藝的簡(jiǎn)單流程為氣化工段來的水煤氣首先進(jìn)入預(yù)變換爐出爐后分為兩部分一部分進(jìn)入另一變換爐變換后經(jīng)過多次換熱和氣液分離后去了脫硫系統(tǒng)另一部分先進(jìn)入有機(jī)硫水解槽脫硫出來后氣體又分為兩部分部分去調(diào)節(jié)變換爐出口CO含量部分去發(fā)電系統(tǒng)發(fā)電 1 工藝條件的確定溫度 設(shè)計(jì)中的變換爐R2002內(nèi)裝兩段耐硫

14、變換觸媒兩段間配有煤氣激冷管線采用連續(xù)換熱式來降低溫度控制溫度在393左右預(yù)變換爐溫度控制在240左右壓力 設(shè)計(jì)中是將氣體壓縮到38Mpa后送入變換爐的壓力對(duì)反應(yīng)的化學(xué)平衡沒有影響但對(duì)反應(yīng)速率影響顯著在0103Mpa范圍內(nèi)反應(yīng)速率大約與壓力的05次方而成正比故加壓操作可提高設(shè)備生產(chǎn)能力現(xiàn)代甲醇裝置采用加壓變換可以節(jié)約壓縮合成氣的能量并可充分利用變換氣中過剩蒸汽的能量最終變換率 最終變換率由合成甲醇的原料氣中氫碳比及一氧化碳和二氧化碳的比例決定的當(dāng)全氣量通過變換工序時(shí)此時(shí)要求最終變換率不太高必須保證足量的CO作為合成甲醇的原料設(shè)計(jì)中采用的是部分氣量變換其余氣量不經(jīng)過變換而直接去合成這部分氣體可以

15、調(diào)節(jié)變換后甲醇合成原料氣中CO的含量所以通過的氣體變換率達(dá)90以上催化劑粒度 為了提高催化劑的粒內(nèi)有效因子可以減少催化劑粒度但相應(yīng)地氣體通過催化劑床的阻力就將增加變換催化劑的適宜直徑為610mm工業(yè)上一般壓制成圓柱狀粒度55或99mm設(shè)計(jì)中采用催化劑粒度為99mmcom NHD脫硫脫碳 1 NHD溶劑的物理性質(zhì)和應(yīng)用性能NHD溶劑主要組分是聚乙二醇二甲醚的同系物分子式為CH3O C2H4O nCH3式中n 28平均分子量為250280物理性質(zhì) 25 密度 1027kgm3 蒸汽壓 0093Pa 表面張力 0034Nm 粘度 com 比熱 2100J kgK 導(dǎo)熱系數(shù) 018W mK 冰點(diǎn) -2

16、2-29 閃點(diǎn) 151 燃點(diǎn) 157應(yīng)用性能表1 各種氣體在NHD溶劑中的相對(duì)溶解度組分 H2 CO CH3 CO2 COS H2S CH3SH4 CS2 H2O相對(duì)溶解度 13 28 67 100 233 892 2270 2400 73300 2 NHD溶劑吸收機(jī)理甲醇生產(chǎn)要求凈化氣含硫量低NHD溶劑脫硫 包括無機(jī)硫和有機(jī)硫 溶解度大對(duì)二氧化碳選擇性好而且NHD脫硫后串聯(lián)NHD脫碳仍是脫硫過程的延續(xù)NHD脫硫脫碳的甲醇裝置的生產(chǎn)數(shù)據(jù)表明經(jīng)NHD法凈化后凈化氣總硫體積分?jǐn)?shù)小于01x10-6再設(shè)置精脫硫裝置總硫體積分?jǐn)?shù)可小于00510-6滿足甲醇生產(chǎn)的要求綜上所述NHD法脫硫脫碳凈化工藝是一種

17、高效節(jié)能的物理吸收方法且在國(guó)內(nèi)某些裝置上己成功應(yīng)用有一定的生產(chǎn)和管理經(jīng)驗(yàn)本著節(jié)約投資采用國(guó)內(nèi)先進(jìn)成熟的凈化技術(shù)這一原則設(shè)計(jì)采用了NHD脫硫脫碳凈化工藝23 合成甲醇工藝的選擇甲醇合成的典型工藝主要是低壓工藝ICI低壓工藝Lurgi低壓工藝中壓工藝高壓工藝甲醇合成工藝中最重要的工序是甲醇的合成其關(guān)鍵技術(shù)是合成甲醇催化劑的和反應(yīng)器設(shè)計(jì)采用用的是低壓合成工藝com 甲醇合成塔的選擇目前國(guó)內(nèi)外的大型甲醇合成塔塔型較多歸納起來可分為五種冷激式合成塔這是最早的低壓甲醇合成塔是用進(jìn)塔冷氣冷激來帶走反應(yīng)熱該塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單也適于大型化但碳的轉(zhuǎn)化率低出塔的甲醇濃度低循環(huán)量大能耗高又不能副產(chǎn)蒸汽現(xiàn)已經(jīng)基本被淘汰冷管式合

18、成塔這種合成塔源于氨合成塔在催化劑內(nèi)設(shè)置足夠換熱面積的冷氣管用進(jìn)塔冷管來移走反應(yīng)熱冷管的結(jié)構(gòu)有逆流式并流式和U型管式由于逆流式與合成反應(yīng)的放熱不相適應(yīng)即床層出口處溫差最大但這時(shí)反應(yīng)放熱最小而在床層上部反應(yīng)最快放熱最多但溫差卻又最小為克服這種不足冷管改為并流或U形冷管這種塔型碳轉(zhuǎn)化率較高但僅能在出塔氣中副產(chǎn)04MPa的低壓蒸汽日前大型裝置很少使用水管式合成塔將床層內(nèi)的傳熱管由管內(nèi)走冷氣改為走沸騰水這樣可較大地提高傳熱系數(shù)更好地移走反應(yīng)熱縮小傳熱面積多裝催化劑同時(shí)可副產(chǎn)25Mpa40MPa的中壓蒸汽是大型化較理想的塔型固定管板列管合成塔這種合成塔就是一臺(tái)列管換熱器催化劑在管內(nèi)管間殼程 是沸騰水將反

19、應(yīng)熱用于副產(chǎn)30MPa40MPa的中壓蒸汽固定管板列管合成塔雖然可用于大型化但受管長(zhǎng)設(shè)備直徑管板制造所限在日產(chǎn)超過2000t時(shí)往往需要并聯(lián)兩個(gè)這種塔型是造價(jià)最高的一種也是裝卸催化劑較難的一種隨著合成壓力增高塔徑加大管板的厚度也增加管板處的催化劑屬于絕熱段管板下面還有一段逆?zhèn)鳠岫我簿褪沁M(jìn)塔氣225管外的沸騰水卻是248不是將反應(yīng)熱移走而是水給反應(yīng)氣加熱這種合成塔由于列管需用特種不銹鋼因而是造價(jià)非常高的一種多床內(nèi)換熱式合成塔這種合成塔由大型氨合成塔發(fā)展而來日前各工程公司的氨合成塔均采用二床 四床 內(nèi)換熱式合成塔針對(duì)甲醇合成的特點(diǎn)采用四床或五床 內(nèi)換熱式合成塔各床層是絕熱反應(yīng)在各床出口將熱量移走這種

20、塔型結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單造價(jià)低不需特種合金鋼轉(zhuǎn)化率高適合于大型或超大型裝置但反應(yīng)熱不能全部直接副產(chǎn)中壓蒸汽典型塔型有Casale的四床臥式內(nèi)換熱合成塔和中國(guó)成達(dá)公司的四床內(nèi)換熱式合成塔合成塔的選用原則一般為反應(yīng)能在接近最佳溫度曲線條件下進(jìn)行床層阻力小需要消耗的動(dòng)力低合成反應(yīng)的反應(yīng)熱利用率高操作控制方便技術(shù)易得裝置投資要底等綜上所述和借鑒大型甲醇合成企業(yè)的經(jīng)驗(yàn)大型裝置不宜選用激冷式和冷管式設(shè)計(jì)選用固定管板列管合成塔這種塔內(nèi)甲醇合成反應(yīng)接近最佳溫度操作線反應(yīng)熱利用率高雖然設(shè)備復(fù)雜投資高但是由于這種塔在國(guó)內(nèi)外使用較多具有豐富的管理和維修經(jīng)驗(yàn)技術(shù)也較容易得到外加考慮到設(shè)計(jì)的是年產(chǎn)20萬噸的甲醇合成塔塔的塔徑和管板

21、的厚度不會(huì)很大費(fèi)用也不會(huì)很高所以本設(shè)計(jì)采用了固定管板列管合成塔com 催化劑的選用1 甲醇合成催化劑經(jīng)過長(zhǎng)時(shí)間的研究開發(fā)和工業(yè)實(shí)踐廣泛使用的合成甲醇催化劑主要有兩大系列一種是以氧化銅為主體的銅基催化劑一種是以氧化鋅為主體的鋅基催化劑鋅基催化劑機(jī)械強(qiáng)度好耐熱性好對(duì)毒物敏感性小操作的適宜溫度為350400壓力為2532MPa 壽命為23年 銅基催化劑具有良好的低溫活性較高的選擇性通常用于低中壓流程耐熱性較差對(duì)硫氯及其化合物敏感易中毒操作的適宜溫度為220270壓力為515MPa 一般壽命為23年 通過操作條件的對(duì)比分析可知使用銅基催化劑可大幅度節(jié)省投資費(fèi)用和操作費(fèi)用降低成本2 XNC-98甲醇合成

22、催化劑簡(jiǎn)介XNC-98型催化劑是四川天一科技股份有限公司研制和開發(fā)的新產(chǎn)品目前已在國(guó)內(nèi)20多套大中小型工業(yè)甲醇裝置上使用運(yùn)行情況良好用于低溫低壓下由碳氧化物與氫合成甲醇具有低溫活性高熱穩(wěn)定性好的特點(diǎn)常用操作溫度200290操作壓力50100MPa催化劑活性和壽命在該催化劑質(zhì)量檢驗(yàn)規(guī)定的活性檢測(cè)條件下其活性為230時(shí)催化劑的時(shí)空收率120 kg Lh 250時(shí)催化劑的時(shí)空收率155 kg Lh 在正常情況下使用壽命為2年以上綜上所述催化劑的活性選擇性和使用壽命等主要技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)均適合所以本設(shè)計(jì)選用四川天一科技股份有限公司研制的XNC-98型催化劑24 粗甲醇的精餾在甲醇合成時(shí)因合成條件如壓力溫度

23、合成氣組成及催化劑性能等因素的影響在產(chǎn)生甲醇反應(yīng)的同時(shí)還伴隨著一系列的副反應(yīng)所得產(chǎn)品除甲醇為還有水醚醛酮酯烷烴有機(jī)酸等幾十種有機(jī)雜質(zhì)由于甲醇作為有機(jī)化工的基礎(chǔ)原料用它加工的產(chǎn)品種類很多因此對(duì)甲醇的純度均有一定的要求甲醇的純度直接影響下游產(chǎn)品的質(zhì)量消耗安全生產(chǎn)及生產(chǎn)過程中所用的催化劑的壽命所以粗甲醇必須提純com 精餾原理精餾是將沸點(diǎn)不同的組分所組成的混合液在精餾塔中同時(shí)多次部分氣化和多次部分冷凝使其分離成純態(tài)組分的過程其分離的原理如下對(duì)于由沸點(diǎn)不同的組分組成的混合液加熱到一定溫度使其部分氣化并將氣相與液相分離因低沸點(diǎn)組分易于氣化則所得氣相中低沸點(diǎn)組分含量高于液相中的含量而液相中高沸點(diǎn)組分含量較

24、氣相中高若將氣相混合蒸汽再部分冷凝下來將冷凝液再加熱到一定溫度使其部分氣化并將氣相與液相分離則所得氣相冷凝液中的低沸點(diǎn)組分又高于原氣相冷凝液如此反復(fù)低沸點(diǎn)組分不斷提高到最后制得接近純態(tài)的低沸點(diǎn)組分com 精餾工藝和精餾塔的選擇甲醇精餾按工藝主要分為三種雙塔精餾工藝技術(shù)帶有高錳酸鉀反應(yīng)的精餾工藝技術(shù)和三塔精餾工藝技術(shù)1 雙塔精餾工藝國(guó)內(nèi)中小甲醇廠大部分都選用雙塔精餾工藝傳統(tǒng)的主預(yù)精餾塔幾乎都選用板式結(jié)構(gòu)雙塔精餾工藝流程見下圖來自合成工段含醇90的粗甲醇經(jīng)減壓進(jìn)入粗甲醇貯槽經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器加熱到45后進(jìn)入預(yù)精餾塔甲醇的精餾分2個(gè)階段先在預(yù)塔中脫除輕餾分主要是二甲醚后進(jìn)入主精餾塔進(jìn)一步把高沸點(diǎn)的重餾分

25、雜質(zhì)脫除主要是水異丁基油等從塔頂或側(cè)線采出經(jīng)精餾甲醇冷卻器冷卻至常溫后就可得到純度在999以上的符合國(guó)家指標(biāo)的精甲醇產(chǎn)品1預(yù)精餾塔 2主精餾塔圖1 甲醇雙塔工藝流程2 三塔精餾工藝近年來許多企業(yè)原有甲醇雙塔精餾裝置己不能滿足企業(yè)的需要隨著生產(chǎn)的強(qiáng)化不僅消耗大幅度上升而且殘液中的甲醇含量也大大超過了工藝指標(biāo)對(duì)企業(yè)的達(dá)標(biāo)排放構(gòu)成了較大的威脅甲醇三塔精餾工藝技術(shù)是為了減少甲醇在精餾過程中的損耗提高甲醇的收率和產(chǎn)品質(zhì)量而設(shè)計(jì)的預(yù)精餾塔后的冷凝器采用一級(jí)冷凝用以脫除二甲醚等低沸點(diǎn)的雜質(zhì)控制冷凝器氣體出口溫度在一定范圍內(nèi)在該溫度下幾乎所有的低沸點(diǎn)餾分都為氣相不造成冷凝回流脫除低沸點(diǎn)組分后采用加壓精餾的方法

26、提高甲醇?xì)怏w分壓與沸點(diǎn)減少甲醇的氣相揮發(fā)從而提高了甲醇的收率作為一般要求的精甲醇經(jīng)加壓精餾塔后就可以達(dá)到合格的質(zhì)量如作為特殊需要?jiǎng)t再經(jīng)過常壓精餾塔的進(jìn)一步提純生產(chǎn)中加壓塔和常壓塔同時(shí)采出精甲醇常壓塔的再沸器熱量由加壓塔的塔頂氣提供不需要外加熱源粗甲醇預(yù)熱器的熱量由精甲醇提供也不需要外供熱量因此該工藝技術(shù)生產(chǎn)能力大節(jié)能效果顯著特別適合較大規(guī)模的精甲醇生產(chǎn)1 預(yù)精餾塔 2加壓精餾塔 3常壓精餾塔圖2 三塔工藝流程3 雙塔與三塔精餾技術(shù)比較工藝流程 三塔精餾與雙塔精餾在流程上的區(qū)別在于三塔精餾采用了2臺(tái)主精餾塔 其中1臺(tái)是加壓塔 和1臺(tái)常壓塔較雙塔流程多1臺(tái)加壓塔這樣在同等的生產(chǎn)條件下降低了主精餾塔

27、的負(fù)荷并沒常壓塔利用加壓塔塔頂?shù)恼羝淠裏嶙鳛榧訜嵩此匀s既節(jié)約蒸汽又節(jié)省冷卻水蒸汽消耗 在消耗方面由于常壓塔加壓塔的蒸汽冷凝熱作為加熱源所以三塔精餾的蒸汽消耗相比雙塔精餾要低產(chǎn)品質(zhì)量 三塔精餾與雙塔精餾在產(chǎn)品質(zhì)量上最大的不同是三塔精餾制取的精甲醇中乙醇含量低一般小于5010-6而雙塔精餾制取的精甲醇中乙醇含量為40010-650010-6三塔精餾制取的精甲醇純度可達(dá)9999含有的有機(jī)雜質(zhì)相對(duì)較少設(shè)備投資 三塔精餾的流程較雙塔精餾流程要復(fù)雜所以在投資方面同等規(guī)模三塔精的設(shè)備投資要比雙塔精餾高出2030操作方面 由于雙塔精餾具有流程簡(jiǎn)單運(yùn)行穩(wěn)定的特點(diǎn)所以在操作上較三塔精餾要方便簡(jiǎn)單通過上述

28、比較可知雖然三塔精餾技術(shù)的一次性投入要比雙塔精餾高但是從能源消耗精甲醇質(zhì)量上都要優(yōu)于雙塔精餾所以設(shè)計(jì)采用三塔精餾工藝4 精餾塔的選擇精餾塔是粗甲醇精餾工序的關(guān)鍵設(shè)備它直接制約著生產(chǎn)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量消耗生產(chǎn)能力及對(duì)環(huán)境的影響目前常用的精餾塔主要有四種塔型泡罩塔浮閥塔填料塔和新型垂直篩板塔其各自結(jié)構(gòu)及特點(diǎn)如下泡罩塔 泡罩塔十多層板式塔每層塔板上裝有一個(gè)活多個(gè)炮罩該類型塔塔板效率高操作彈性大塔阻力小但單位面積的生產(chǎn)能力低設(shè)備體積大結(jié)構(gòu)復(fù)雜投資較大該塔已經(jīng)逐漸被其他塔代替浮閥塔 浮閥塔的塔板結(jié)構(gòu)與泡罩相似致使浮閥代替了泡罩及其伸氣管該類型塔板效率高操作彈性大操作適應(yīng)性強(qiáng)單位面積生產(chǎn)能力大造價(jià)較低但浮閥易

29、損壞維修費(fèi)用高安裝要求高目前該塔仍被廣泛使用但有使用逐漸減少的趨勢(shì)填料塔 填料塔是在塔內(nèi)裝填新型高效填料如不銹鋼網(wǎng)波紋填料每米填料相當(dāng)5塊以上的理論板塔總高一般為浮閥塔的一半該塔生產(chǎn)能力大壓降小分離效果好結(jié)果簡(jiǎn)單維修量極小相對(duì)投資較小是目前使用較多的塔型之一新型垂直篩板 新型垂直篩板的傳質(zhì)單元是由塔板開有升氣孔及罩于其上的帽罩組成該塔傳質(zhì)效率高傳質(zhì)空間利用率好處理能力大操作彈性大結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單可靠投資小板液面梯度小液面橫向混合好無流動(dòng)傳質(zhì)死區(qū)綜上所述填料塔使用較普遍技術(shù)非常成熟所以設(shè)計(jì)選用了填料塔5 生產(chǎn)工藝參數(shù)預(yù)塔入塔溫度65塔頂放空溫度40預(yù)精餾后甲醇比重維持在087預(yù)精餾后甲醇pH值宜控制在8

30、加壓塔塔底釜液壓強(qiáng)06Mpa溫度125塔頂氣體壓強(qiáng)06Mpa溫度122常壓塔塔頂氣體壓強(qiáng)013Mpa溫度673 工藝流程31 GSP氣化工藝流程GSP氣化工藝過程也主要是由給料系統(tǒng)氣化爐粗煤氣洗滌系統(tǒng)組成即備煤氣化除渣三部分組成固體氣化原料被碾磨為不大于05的粒度后經(jīng)過干燥通過濃相氣流輸入系統(tǒng)送至燒嘴氣化原料與氣化劑氧氣經(jīng)燒嘴同時(shí)噴入氣化爐R1001內(nèi)的反應(yīng)室然后在高溫 1400一1600 高壓40MPa 下發(fā)生快速氣化反應(yīng)產(chǎn)生以CO和H2為主要成分的熱粗煤氣氣化原料中的礦物形成熔渣熱粗煤氣和熔渣通過反應(yīng)室底部的排渣口進(jìn)入下部激冷室冷卻的粗煤氣進(jìn)入分離器V1002從分離器出來的氣體分為兩部分一

31、部分進(jìn)入變換爐R1002氣體出來后進(jìn)入換熱器E1003出來的氣體和另外一部分氣體混合后進(jìn)入水解器氣體出來后入分離器V1004從V1004出來后去凈化工段而從分離器V1002下分離出的液體進(jìn)入分離器V1003從V1003出來的氣體經(jīng)過冷卻器E1002后主要為H2S去硫回收系統(tǒng)從V1003下分離的液體去污水處理系統(tǒng)處理后的水和從E1002E1003V1004出來的冷液一起返回氣化爐冷激室氣化爐冷激室里的渣粒固化成玻璃狀通過鎖斗系統(tǒng)排出污水的處理過程是先送入減壓閃蒸槽閃蒸后的液體進(jìn)入沉淀池沉淀后去濃縮再去過濾圖3 GSP氣化工藝流程32 凈化裝置工藝流程com 變換由氣化工段送來的38MPa A 2

32、16左右汽氣比為143的水煤氣經(jīng)煤氣水分離器V2003和中溫?fù)Q熱器E2002溫度升高至240進(jìn)入預(yù)變換爐R2001后分成兩部分一部分進(jìn)入變換爐R2002變換爐內(nèi)裝兩段耐硫變換觸媒二段間配有煤氣激冷管線出變換爐變換氣的CO含量約60干溫度為393左右進(jìn)入中溫?fù)Q熱器E2002溫度降為332與旁路調(diào)節(jié)的水解氣混合進(jìn)入變換氣第一廢熱鍋爐E2003生產(chǎn)14MPa A 飽和蒸汽使變換氣溫度降至為208進(jìn)入變換氣第二廢熱鍋爐E2004產(chǎn)生05MPa A 低壓蒸汽出口變換氣溫度約為197左右進(jìn)入第一水分離器V2004分離出的冷凝液去冷凝液閃蒸槽V2007變換氣去脫硫再沸器及氨吸收制冷再沸器自氨吸收制冷系統(tǒng)返回

33、的變換氣溫度145進(jìn)入鍋爐給水加熱器E2005后溫度降至142再進(jìn)入第二水分離器V2005分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔T2001分離后的變換氣進(jìn)入脫鹽水加熱器E2006加熱來自脫鹽水站的脫鹽水溫度降至35進(jìn)入第三水分離器V2006分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔T2001分離后的變換氣去脫硫系統(tǒng)另一部分水煤氣進(jìn)入有機(jī)硫水解槽R2003脫硫出來的240的水煤氣分成兩部分一部分去調(diào)節(jié)變換爐出口變換氣中CO含量使CO含量為19干基左右另一部分去發(fā)電氣加熱器E2007溫度降至213進(jìn)入發(fā)電氣廢熱鍋爐E2008產(chǎn)生05 MPa A 低壓蒸汽出口水煤氣溫度降至170進(jìn)入第四水分離器V2011分離出冷凝液后進(jìn)入

34、鍋爐給水加熱器E2009加熱鍋爐給水溫度降至153再進(jìn)入第五水分離器V2012分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器E2010加熱來自熱電站的鍋爐給水溫度降至123進(jìn)入第六水分離器V72013分離出冷凝液后進(jìn)入脫鹽水加熱器E2011溫度降至35進(jìn)入第七水分離器分離出冷凝液后的煤氣發(fā)電氣去送至NHD脫硫脫碳工段來自脫硫系統(tǒng)的發(fā)電煤氣溫度80壓力357MPaA進(jìn)入發(fā)電氣加熱器E2007溫度升至230然后去發(fā)電系統(tǒng)發(fā)電用由第一水分離器V2004第四水分離器V2011分離出的高溫冷凝液和來自氨吸收制冷脫硫系統(tǒng)的冷凝液進(jìn)入冷凝液閃蒸槽V2007閃蒸出的閃蒸氣進(jìn)入冷凝液汽提塔T2001冷凝液由閃蒸槽底部排出直接

35、送至氣化工段由第三水分離器V2006第七水分離器V2014分離出的冷凝液進(jìn)入冷凝液汽提塔的上部由第二水分離器V2005第五水分離器V2012第六水分離器V2013分離出的冷凝液進(jìn)入冷凝液汽提塔的中部汽提塔采用垂直篩板塔冷凝液閃蒸槽閃蒸出的閃蒸氣15630MPa進(jìn)入冷凝液汽提塔的底部低壓蒸汽進(jìn)入塔的底部進(jìn)行汽提冷凝液塔的操作壓力為045MPa A 從塔底排出的冷凝液送至氣化工段塔頂排出的解析氣送至氣化系統(tǒng)的火炬脫鹽水站來的脫鹽水分成兩部分一部分進(jìn)入脫鹽水加熱器E2006與變換氣換熱溫度升至98后分兩股一股脫鹽水去熱電站另一股進(jìn)入除氧器除氧另一部分進(jìn)入脫鹽水加熱器E2011與水煤氣發(fā)電氣換熱溫度升

36、至98進(jìn)入除氧器除氧除氧器用本工段產(chǎn)生的低壓蒸汽吹入除氧除氧后的鍋爐給水由鍋爐給水泵和高低壓給水泵提壓經(jīng)低壓鍋爐給水泵升壓至065MPa A 去鍋爐給水加熱器E2009升溫至153后一部分去變換氣第二廢熱鍋爐E2004產(chǎn)生05MPa A 低壓蒸汽另一部分去發(fā)電氣廢熱鍋爐E2008產(chǎn)生05MPa A 低壓蒸汽經(jīng)高壓鍋爐給水泵升壓到560MPa A 去甲醇合成系統(tǒng)經(jīng)低壓鍋爐給水泵升壓到16MPa A 進(jìn)鍋爐給水加熱器E2005溫度升至135分成兩部分一部分去硫回收系統(tǒng)另一部分去變換氣第一廢熱鍋爐E2003產(chǎn)生的14MPa A 蒸汽05MPa A 蒸汽除一小部分本工段利用外絕大部分與14MPa A

37、蒸汽一起送出本工段圖4 變換工藝流程com NHD脫硫脫碳來自變換及燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng)的煤氣3637MPa A 含H2S118與燃?xì)饷摿蛩3004頂部出口的燃?xì)饷摿驓鈸Q熱至149進(jìn)入燃?xì)饷摿蛩3004下部在塔內(nèi)NHD吸收了煤氣中大部分的H2S氣體同時(shí)也帶走部分CO2COSH2等氣體除去H2S的煤氣稱之為燃?xì)饷摿驓馀c進(jìn)塔的煤氣在氣體換熱器E3001AB換熱溫度由85升至30為滿足燃?xì)獍l(fā)電對(duì)硫含量的要求燃?xì)饷摿驓馐紫冗M(jìn)入預(yù)脫硫槽R3001脫除H2S氣體然后在精脫硫槽預(yù)熱器E3008中被變換氣加熱到80進(jìn)入精脫硫槽R3002AB精脫硫槽上部裝水解催化劑下部裝精脫硫劑精脫硫后的氣體H2SCOS 20p

38、pm返回到燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng)從變換工段過來的變換氣3637MPa A 含H2S098與脫硫脫碳閃蒸氣及濃縮塔頂氣提氣混合經(jīng)NHD脫碳工段的氣體換熱器換熱冷卻到189進(jìn)入變換氣脫硫塔T3001底部與塔內(nèi)自上而下的0 NHD溶液逆流接觸吸收絕大部分H2S氣體及部分CO2COSH2等氣體出脫硫塔的脫硫氣溫度為1645含H2SCOS 80ppm含CO2339經(jīng)脫硫氣分離器V3002分離掉夾帶的NHD溶液后去NHD脫碳變換氣脫硫塔T3001底排出的約205的NHD富液和燃?xì)饷摿蛩3004底出來的141左右的NHD富液一起由富液泵P3003AB提壓到45Mpa G 經(jīng)貧富液換熱器IE3002換熱至50貧富液

39、換熱器IIE3003加熱到130進(jìn)入濃縮塔T3002采用甲醇馳放氣4046MPa A 作為氣提氣進(jìn)入濃縮塔下部塔頂出來的氣提氣中主要是CO2 H2及少量H2SCOS等氣體該氣體與從脫碳閃壓機(jī)而來的約36Mpa G 閃蒸氣合并經(jīng)閃蒸氣水冷器IE3004冷卻至40返回進(jìn)NHD脫硫入口以回收高壓閃蒸氣中的H2從濃縮塔底出來底NHD富液由脫硫水力透平HT3001回收能量后進(jìn)入脫硫高壓閃蒸槽V3004閃蒸壓力為13MPa A 出口閃蒸氣去脫碳閃壓機(jī)從脫硫高壓閃蒸槽底出來的富含H2SCO2的閃蒸液進(jìn)入再生塔T3003再生塔底部由變換氣煮沸器E3007加熱使NHD富液中的氣體全部解吸出來得到約147的NHD

40、貧液貧液經(jīng)貧富液換熱器IIE3003冷卻到57然后由貧液泵IIP3002AB加壓到41Mpa G 送入貧富液換熱器IE3002而在貧液進(jìn)入貧富液換熱器I前面有一旁路把部分貧液減壓到06Mpa G 進(jìn)入溶液過濾器M3001AB過濾后的貧液再返回貧液泵II的入口出貧富液換熱器I的NHD貧液已降溫到236再被脫碳工段的氨冷器I冷卻至0然后將出氨冷器I的貧液分為兩部分一部分貧液直接進(jìn)入燃?xì)饷摿蛩3004另一部分則進(jìn)入NHD脫碳工段的脫碳塔上塔在塔內(nèi)吸收脫碳塔下塔過來的凈化氣中微量的H2S和CO2出塔后經(jīng)脫硫貧液泵I增壓到425Mpa G 進(jìn)入變換氣脫硫塔T3001出再生塔T3003填料段的再生氣經(jīng)塔

41、上部的旋流板用塔頂回流的40的冷凝液洗滌冷卻到106左右進(jìn)入酸性氣水冷器E3006冷卻到40經(jīng)酸性氣分離器V3005分離掉酸性氣中夾帶水分使酸性氣中含H2S 25進(jìn)入硫回收工段來自脫硫工段的脫硫氣溫度1645壓力355Mpa A CO234含COSH2S 80ppm進(jìn)入脫碳塔T4001下塔氣體自下而上與從下塔頂部而來的NHD溶劑逆流接觸下塔塔內(nèi)有三層QH-1型碳鋼扁環(huán)散堆填料氣體中的CO2被溶劑吸收部分H2SCOS被吸收從下塔頂出來的凈化氣CO2 4 V 溫度-25直接進(jìn)入脫碳塔上塔底部與從脫硫工段過來的被氨冷器IE4002冷卻至0的NHD貧液逆相接觸從上塔頂出來的凈化氣CO2約23 V CO

42、S和H2S 5ppm溫度112經(jīng)凈化氣分離器V4002除去少量霧沫夾帶的NHD后進(jìn)入氣-氣換熱器E4001A溫度升至30壓力347MPa A 然后將凈化氣送去精脫硫精脫硫時(shí)凈化氣先進(jìn)入水解槽預(yù)熱器E4004被變換氣冷凝液加熱到80經(jīng)水解槽R3001水解后在水解氣冷卻器E4005中冷卻至40進(jìn)到精脫硫槽R3002AB精脫硫得到符合甲醇合成所需的凈化氣體CO223COS和H2S 01ppm送入合成甲醇工段吸收了少量CO2H2S和COS的NHD貧液從脫碳塔T4001上塔底部出來后返回到NHD脫硫工段進(jìn)脫碳塔下塔上部的NHD貧液溫度為-5在塔內(nèi)吸收CO2的過程中由于CO2的溶解熱使溶液溫度升高出塔底的

43、NHD富液溫度達(dá)到141壓力352Mpa A 富液進(jìn)入水力透平HT4001AB回收靜壓能壓力降至13MPa A 后進(jìn)入脫碳高壓閃蒸槽V4003脫碳高壓閃蒸槽設(shè)備為板式塔部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出來此氣體即謂脫碳高壓閃蒸氣高壓閃蒸氣和來自脫硫工段的脫硫高壓閃蒸氣混合后進(jìn)入閃蒸氣壓縮機(jī)C4001AB閃蒸氣升壓至37Mpa A 經(jīng)閃蒸氣水冷器冷卻到40與變換氣混合經(jīng)氣體換熱器E6401AB降溫后再去脫硫工段循環(huán)吸收從脫碳高壓閃蒸槽底部出來的溶液減壓進(jìn)入低壓閃蒸槽V4004在此塔內(nèi)NHD實(shí)液中溶解的大部分CO2氣體解吸出來溫度為055此氣體即謂CO2氣CO2氣進(jìn)入脫碳?xì)怏w換熱器E4001B

44、回收冷量后放空低壓閃蒸槽V4005底部出來的富液自流進(jìn)入氣提塔T4002塔內(nèi)有五層QH-1型扁環(huán)散堆填料溶液與氣提氮?dú)庠谔盍蠈觾?nèi)逆流接觸此時(shí)溶液中溶解的CO2被氣提出來排至大氣從氣提塔底出來的貧液經(jīng)氨冷器E4003冷卻到-5由脫碳貧液泵P4001AB提壓至39 Mpa A 進(jìn)入脫碳塔下塔上部系統(tǒng)中各排液導(dǎo)淋回收的NHD溶液經(jīng)排液總管送入溶劑系統(tǒng)貯槽內(nèi)圖5 NHD脫硫脫碳工藝流程com 硫回收來自脫硫工段的酸性氣經(jīng)酸性氣分水罐V6001分離掉酸性水進(jìn)入酸性氣燃燒爐F6001與按一定比例配入的富氧空氣混合燃燒使?fàn)t膛溫度保持在950左右爐內(nèi)發(fā)生H2S部分氧化反應(yīng)三分之一的H2S燃燒轉(zhuǎn)化成SO2生成的

45、SO2再與剩下的H2S發(fā)生克勞斯發(fā)應(yīng)生成單質(zhì)硫爐膛內(nèi)發(fā)生的化學(xué)反應(yīng)如下H2S32O2 SO2 H2OQ1H2S12SO2 H2O34S2 Q2燃燒后從爐內(nèi)出來的混合氣分成三股一股去一級(jí)高溫?fù)胶祥yTV6001一股去二級(jí)高溫?fù)胶祥yTV6002另一股經(jīng)加氫預(yù)熱器E6003與加氫工藝氣體換熱冷卻到810再經(jīng)過廢熱鍋爐E6004降溫到330然后進(jìn)入一級(jí)冷凝器E6005冷卻到150分離出液硫同時(shí)冷凝器殼程產(chǎn)生03MPaG的低壓蒸汽從一級(jí)冷凝器E6005出來被冷卻至150的氣體與酸性氣燃燒爐出口的一級(jí)高溫?fù)胶祥yTV6001熱口進(jìn)來的高溫氣體摻合提溫到270進(jìn)入一級(jí)Claus轉(zhuǎn)化器R6001發(fā)生催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)其

46、中主要反應(yīng)2H2SSO2 32S2 2H2OQ反應(yīng)后的氣體進(jìn)入二級(jí)冷凝器E6006冷卻到150分離出液硫同時(shí)冷凝器殼程產(chǎn)生03MPaG的低壓蒸汽轉(zhuǎn)化氣同樣與酸性氣燃燒爐出口的二級(jí)高溫?fù)胶祥yTV6002熱口進(jìn)來的高溫氣體摻合提溫到220進(jìn)入二級(jí)Claus轉(zhuǎn)化器R6001發(fā)生催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)然后進(jìn)入三級(jí)冷凝器E6007冷卻到150分離出液硫同時(shí)冷凝器殼程產(chǎn)生03MPaG的低壓蒸汽三級(jí)冷凝器E6007出口氣體進(jìn)入尾氣分液罐V6005進(jìn)一步分離出氣體中夾帶的液硫從尾氣分液罐V6005頂部出來的就是Claus尾氣從一二三級(jí)冷凝器E6005E6006E6007和尾氣分液罐V6005中冷凝下來的液硫都進(jìn)入液硫封

47、V6004AB然后由液硫封V6004AB自流流入液硫貯罐V6007AB再用液硫泵P6002AB將液硫輸送到液硫高位罐V6009由液硫高位罐V6009經(jīng)過過慮輸送到硫磺尖嘴滴落成型造粒機(jī)去造粒成型包裝出售配入一定量氫氣的Claus尾氣經(jīng)過加氫預(yù)熱器E6003預(yù)熱至300進(jìn)入加氫反應(yīng)器R6002反應(yīng)將除H2S以外的硫化物幾乎全部轉(zhuǎn)化為H2S反應(yīng)器出口氣體進(jìn)入蒸汽發(fā)生器E6008冷卻至160再進(jìn)入急冷塔T6001冷卻到36經(jīng)急冷塔T6001急冷后的氣體去吸收塔T6002與從塔頂下來的NHD貧液逆向接觸氣體中所含的大部分H2S和部分CO2被貧液吸收下來從吸收塔T6002頂出來的尾氣進(jìn)入尾氣焚燒爐F60

48、02與配入的稍過量的空氣和燃料氣進(jìn)行高溫焚燒使H2S全部轉(zhuǎn)化為SO2焚燒氣經(jīng)尾氣廢鍋E6009冷卻至300通過煙囪X6001高空排放急冷塔T6001底的急冷水用急冷水循環(huán)泵P6011AB加壓打入急冷水冷卻器E6016冷卻到36進(jìn)入急冷塔上部自上而下冷卻從急冷塔下部而來的氣體吸收了H2S和部分CO2的NHD富液自吸收塔底由富液泵P6012AB泵出與再生塔來的NHD貧液經(jīng)過貧富液換熱器E6012和貧富液換熱器E6013換熱后升溫到135進(jìn)入再生塔T6003再生再生塔下部用蒸汽煮沸器E6017加熱使富液中的H2S和CO2受熱解析從再生塔頂出來的溫度約為107的再生氣經(jīng)再生氣水冷器E6014冷卻至40

49、再經(jīng)再生氣分離器V6014除去水然后返回酸性氣燃燒爐再次進(jìn)行Claus轉(zhuǎn)化分離出來的水則經(jīng)回流水泵P6014AB打回再生塔受熱解析出H2S和CO2的NHD貧液與吸收塔T6002出來的富液換熱循環(huán)水冷卻氨冷器冷卻降溫到0進(jìn)入吸收塔 T6002 再去進(jìn)行吸收本裝置接收到從變換工段送來的中壓鍋爐給水在廢熱鍋爐E6004產(chǎn)13MPaG蒸汽送入管網(wǎng)從變換過來的低壓鍋爐給水在各級(jí)冷凝器E6005E6006E6007蒸汽發(fā)生器E6008和尾氣廢鍋E6009中產(chǎn)生03MPaG低壓蒸汽供本裝置設(shè)備夾套及管道伴熱使用圖6 硫回收工藝流程33 甲醇合成工藝流程來自脫碳裝置的新鮮氣4034MPa與循環(huán)氣一起經(jīng)甲醇合成

50、氣壓縮機(jī)C7001壓縮至514MPa后經(jīng)過入塔氣預(yù)熱器E7001加熱到225進(jìn)入甲醇合成塔R7001內(nèi)甲醇合成氣在催化劑作用下發(fā)生如下反應(yīng)CO2H2 CH3OHQCO2 3H2 CH3OHH2OQ甲醇合成塔R7001為列管式等溫反應(yīng)器管內(nèi)裝有XNC-98型甲醇合成催化劑管外為沸騰鍋爐水反應(yīng)放出大量的熱通過列管管壁傳給鍋爐水產(chǎn)生大量中壓蒸汽39MPa飽和蒸汽減壓后送至蒸汽管網(wǎng)副產(chǎn)蒸汽確保了甲醇合成塔內(nèi)反應(yīng)趨于恒定且反應(yīng)溫度也可通過副產(chǎn)蒸汽的壓力來調(diào)節(jié)甲醇合成塔R7001出來的合成氣25549MPa經(jīng)入塔氣預(yù)熱器E7001甲醇水冷器E7002AB進(jìn)入甲醇分離器V7002粗甲醇在此被分離分離出的粗甲

51、醇進(jìn)入甲醇膨脹槽V7003被減壓至04MPa后送至精餾裝置甲醇分離器V7002分離出的混合氣與新鮮氣按一定比例混合后升壓送至甲醇合成塔R7001繼續(xù)進(jìn)行合成反應(yīng)從甲醇分離器V7002出來的循環(huán)氣在加壓前排放一部分弛放氣以保持整個(gè)循環(huán)回路惰性氣體恒定弛放氣減壓后去燃?xì)獍l(fā)電系統(tǒng)甲醇膨脹槽V7003頂部排出的膨脹氣去燃料氣系統(tǒng)合格的鍋爐給水來自變換裝置循環(huán)冷卻水來自界區(qū)外部汽包V7001排污經(jīng)排污膨脹槽V7006膨脹減壓后就地排放圖7 合成工藝流程34 甲醇精餾工藝流程來自甲醇合成裝置的粗甲醇4004MPa通過預(yù)塔進(jìn)料泵P8002AB經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器加熱至65進(jìn)入預(yù)精餾塔T8001預(yù)塔再沸器E8004

52、用04MPa的低壓蒸汽加熱低沸點(diǎn)的雜質(zhì)如二甲醚等從塔頂排出冷卻分離出水后作為燃料回收的甲醇液通過預(yù)塔回流泵P8003AB作為該塔回流液預(yù)精餾塔T8001底部粗甲醇液經(jīng)加壓塔進(jìn)料泵P8004AB進(jìn)入加壓精餾塔T8002加壓塔再沸器E8005以13MPa低壓蒸汽作為熱源加壓塔塔頂餾出甲醇?xì)怏w06MPa122經(jīng)常壓塔再沸器E8007AB后甲醇?xì)獗焕淠状蓟氐郊訅核亓鞑踁8004一部分精甲醇經(jīng)加壓塔回流泵P8005AB回到加壓精餾塔T8002作為回流液另一部分經(jīng)加壓塔甲醇冷卻器E8006冷卻后進(jìn)入精甲醇計(jì)量槽V8007AB中加壓精餾塔T8002塔底釜液06MPa125進(jìn)入常壓精餾塔T8003進(jìn)一步

53、精餾常壓塔再沸器E8007AB以加壓精餾塔T8002塔頂出來的甲醇?xì)庾鳛闊嵩闯壕s塔T8003頂部排出精甲醇?xì)?13MPa67經(jīng)常壓塔冷凝冷卻器E8008冷凝冷卻后一部分回流到常壓精餾塔T8003另一部分打到精甲醇計(jì)量槽V8007AB內(nèi)貯存產(chǎn)品精甲醇由精甲醇泵P8008AB從精甲醇計(jì)量槽V8007AB送至甲醇罐區(qū)裝置為防止粗甲醇中含有的甲酸二氧化碳腐蝕設(shè)備在預(yù)塔進(jìn)料泵P8002AB后的粗甲醇溶液中配入適量的燒堿溶液用來調(diào)節(jié)粗甲醇溶液的PH值甲醇精餾系統(tǒng)各塔排出的不凝氣去燃料氣系統(tǒng)由常壓精餾塔T8003底部排出的精餾殘液經(jīng)廢水冷卻器E8009冷卻至40后由廢水泵P8007AB送到生化處理裝置由

54、甲醇精餾來的精甲醇貯存到精甲醇貯槽V9101AB中精甲醇貯槽為兩臺(tái)10000m3的固定頂貯罐貯存量按15天產(chǎn)量計(jì)當(dāng)甲醇外運(yùn)時(shí)啟動(dòng)精甲醇泵P9101AB將甲醇輸送到甲醇裝卸棧臺(tái)通過火車鶴管進(jìn)入火車槽車通過汽車鶴管進(jìn)入汽車槽車甲醇裝卸棧臺(tái)共設(shè)有12臺(tái)火車鶴管和6臺(tái)汽車鶴管根據(jù)精甲醇泵P9101AB的能力至少有三臺(tái)槽車同時(shí)裝料圖8 精餾工藝流程35 氨吸收制冷流程由凈化裝置NHD脫硫脫碳工段及醋酸裝置來的氣氨-15022MPaA進(jìn)入本裝置經(jīng)過冷器E2503與出工段的液氨換熱升到238進(jìn)入吸收器R2501ABR2502AB被由溶液熱交換器E2502AB來的稀氨水47吸收為濃氨水37其吸收反應(yīng)熱由冷卻水

55、帶出濃氨水由氨水泵P2501AB加壓經(jīng)溶液熱換熱器與來自精餾塔塔釜稀氨水140換熱升到114進(jìn)入精餾塔T2501AB中部進(jìn)行精餾蒸出的氣氨經(jīng)塔頂回流冷凝器進(jìn)入氨冷凝器E2504AD冷凝為液氨進(jìn)入液氨貯槽然后液氨經(jīng)過冷器換熱過冷到169送到用戶來自NHD脫硫工段的變換氣182進(jìn)入本工段再沸器E2501AB后再經(jīng)冷凝液分離器V2504AB后返回到變換甲烷工段為精餾氨水提供熱源由精餾塔出來的氨水經(jīng)立式膜式再沸器蒸出氣氨及稀氨水混合液返回到精餾塔稀氨水由塔底出來進(jìn)入溶液熱交換器整個(gè)裝置形成氣氨吸收濃氨水精餾冷凝液氨的循環(huán)系統(tǒng)為用戶提供冷量來自合成凈化的循環(huán)水裝置的循環(huán)冷卻水分別進(jìn)入吸收器冷凝器塔頂回流冷卻器分別移出氨的反應(yīng)熱和冷凝熱4 工藝計(jì)算41 物料衡算com 精餾工段工廠設(shè)計(jì)為年產(chǎn)精甲醇20萬噸開工時(shí)間為每年330天采用連續(xù)操作則每小時(shí)精甲醇的產(chǎn)量為2525噸即2525 th精餾工