煤氣化凈化工藝課件

煤氣凈化工藝設(shè)計與優(yōu)化

——低溫甲醇洗煤氣凈化工藝設(shè)計與優(yōu)化

——低溫甲醇洗1主要內(nèi)容1234研究背景設(shè)計思路工藝設(shè)計

結(jié)論與展望主要內(nèi)容1234研究背景設(shè)計思路工藝設(shè)計21.研究背景

①我國的能源結(jié)構(gòu)特點：“富煤、貧油、少氣”，能源供應(yīng)過度依賴煤炭。1.研究背景①我國的能源結(jié)構(gòu)特點：“富煤、貧油、少31.研究背景②煤氣化是現(xiàn)代化工的核心技術(shù)，煤氣化生成合成氣(主要成份是CO+H2)，是化工生產(chǎn)中的大宗基礎(chǔ)原料—合成甲醇與合成氨的原料氣?？辗置簹饣蛩睾铣砂奔状季郾┚奂兹┢蚆TP甲醛脲醛樹脂煤煤化工產(chǎn)品工業(yè)鏈1.研究背景②煤氣化是現(xiàn)代化工的核心技術(shù)，煤41.研究背景③合成氣中向下游轉(zhuǎn)化過程中必須脫除其中雜質(zhì)，否則會危害后續(xù)工藝流程，造成環(huán)境的污染和資源的浪費。④低溫甲醇洗凈化技術(shù)的不斷發(fā)展。1.研究背景③合成氣中向下游轉(zhuǎn)化過程中51.1煤氣凈化的分類N-2甲基吡咯烷酮(NMP)吸收法物理吸收法化學吸收法物化吸收法低溫甲醇洗（Rectisol）聚乙二醇二甲醚法(NHD)乙醇胺法(MEA)熱鉀堿法(如Benfield)常溫甲醇洗法(Amisol)N-甲基二乙醇胺法(MDEA)1.1煤氣凈化的分類N-2甲基吡咯烷酮(NMP)吸收法物理61.2煤氣凈化典型工藝比較

表1-2Rectisol、NHD、MDEA工藝比較項目RectisolNHDMDEA吸收劑有好的化學和熱穩(wěn)定性，不起泡，價格便宜揮發(fā)性小、不起泡，好的化學和熱穩(wěn)定性，價格較貴蒸汽壓較低，在水溶液中呈弱堿性，穩(wěn)定性好，需檢測以防止起泡和腐蝕吸收能力低溫下對CO2、H2S、COS等氣體吸收能力極強H2S、CO2等氣體吸收能力強，部分吸收COS對H2S吸收能力很大，活化的MDEA水溶液CO2有較好的吸收效果凈化程度凈化質(zhì)量好，凈化度高凈化度低于低溫甲醇洗，凈化度較高溶液循環(huán)循環(huán)量很小循環(huán)量較少循環(huán)多能耗功耗較低熱耗較低較高硫回收裝置克勞修斯裝置克勞修斯裝置不適合克勞修斯裝置凈化產(chǎn)品產(chǎn)品純度高產(chǎn)品純度高CO2產(chǎn)品純度較低,大型化裝置適合大型化適合小型化-1.2煤氣凈化典型工藝比較表1-2Rectisol、N71.2煤氣凈化典型工藝比較表1-3低溫甲醇洗和聚二甲醚乙二醇的比較

11.4相對值投資41相對值氣提氣,N231相對值有效氣損失4.51相對值電11.6相對值冷凍量4.51相對值循環(huán)水1^1相對值蒸汽NHD低溫甲醇洗單位項"c-@

目1.2煤氣凈化典型工藝比較表1-3低溫甲醇洗和聚二甲醚乙81.2煤氣凈化典型工藝比較所以本論文針對100噸甲醇生產(chǎn)凈化工段選擇低溫甲醇洗工藝進行設(shè)計。更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3從以上兩表分析低溫甲醇洗與NHD、MDEA相比的優(yōu)點：更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用低5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高31.2煤氣凈化典型工藝比較所以本論文91.3選題目的及意義煤氣凈化作為合成甲醇、氨等化工原料的重要步驟，這對后續(xù)的工藝路線有重要影響，直接影響產(chǎn)品的產(chǎn)量。低溫甲醇洗工藝技術(shù)成熟，具有其它吸收方法難以比擬的優(yōu)點，被廣泛應(yīng)用于合成氣的凈化，尤其是大型化工裝置上?，F(xiàn)有低溫甲醇洗工藝還存在一定的問題（如甲醇毒性強，設(shè)備材質(zhì)要求高，保冷要求高，吸收劑回收1.3選題目的及意義煤氣凈化作為合成甲醇、氨等化工原料的重101.3選題目的及意義

要求高），仍然需要進一步分析和改進，而且發(fā)展?jié)摿艽?。本論文針對凈化工段采用林德低溫甲醇洗工藝，以脫除甲醇合成氣中的酸性氣體。對該工藝中的幾個單元過程進行了簡單的物料和熱量衡算，對吸收塔的工藝尺寸做了簡單的計算和設(shè)計，以期對低溫甲醇洗工藝過程有更全面、更深入的認識，從而為合成氣的凈化提供一定的依據(jù)。

1.3選題目的及意義要求高），仍然需112.設(shè)計思路了解工藝流程提出設(shè)計方法分析影響因素提出解決方法物料衡算能量衡算塔設(shè)備計算與選型完善流程簡單模擬確定工藝流程工藝設(shè)計2.設(shè)計思路了解工藝流程提出設(shè)計方法分析影響因素提出解決方法12

確定本設(shè)計的工藝流程。進行工藝過程的設(shè)計計算，包括物料衡算、能量衡算和塔設(shè)備的選型與計算。重點主要是變換氣的脫硫，脫碳。①.變換之后的脫硫、脫碳處理工藝。②.脫硫脫碳后的冷量回收，及富甲醇的再生利用。繪制工藝流程圖和主要設(shè)備圖。2.1研究內(nèi)容確定本設(shè)計的工藝流程。2.1研究內(nèi)容132.2低溫甲醇洗工藝原理基本原理：以拉烏爾定律和亨利定律為基礎(chǔ)；是一個物理吸收和解吸的過程；吸收過程中的控制因素是溫度、壓力和濃度；工藝操作條件為低溫、高壓。2.2低溫甲醇洗工藝原理基本原理：14

2.2低溫甲醇洗工藝原理

低溫狀態(tài)下的甲醇對H2S和CO2等酸性氣體的選擇性吸收，來脫除粗變換氣中的酸性氣體。吸收后的甲醇經(jīng)過減壓加熱再生，分別釋放CO2、H2S氣體，即物理解析過程。富甲醇通過用再沸器中產(chǎn)生的蒸氣進行閃蒸和汽提再生。甲醇水分離塔保持甲醇循環(huán)中的水平衡。尾氣洗滌塔使隨尾氣的甲醇損耗降低到最大限度。酸性氣體通到克勞斯氣體裝置進行進一步凈化。2.2低溫甲醇洗工藝原理低溫狀態(tài)下的甲醇對152.3低溫甲醇洗工藝流程低溫甲醇洗工藝一般具有三個任務(wù):①凈化原料氣②回收副產(chǎn)品③進行環(huán)保工藝流程

在以煤為原料，氣化工藝采用冷激流一步法：程時，同時脫除變換氣中二氧化碳、硫化物和氫氰酸等雜質(zhì)。

原料氣氣化工藝采用廢鍋流程時，先在CO變換前用了吸收了二氧化碳的兩步法：

低溫甲醇脫除原料氣中硫化物、氫氰酸等雜質(zhì)，然后在變化后用低溫甲醇貧液脫除變換氣中CO2

2.3低溫甲醇洗工藝流程低溫甲醇洗工藝一般具有三個任務(wù):工162.3低溫甲醇洗工藝流程2.3低溫甲醇洗工藝流程172.3低溫甲醇洗工藝流程2.3低溫甲醇洗工藝流程182.3低溫甲醇洗工藝流程V1-原料氣氣液分離器C1-甲醇洗滌塔C2-CO2解析塔C3-H2S濃縮塔C4-甲醇熱再生塔C5-甲醇/水分離塔V2-氣液分離塔圖2-3低溫甲醇洗凈化工藝流程示意圖2.3低溫甲醇洗工藝流程V1-原料氣氣液分離器C1-甲193.工藝設(shè)計3.1低溫甲醇洗的主要產(chǎn)品流為：變換氣：CO2濃度32.1%，CO濃度19.02%，H2S濃度0.23%，H2濃度46.02%。甲醇合成氣：CO2濃度≤1.8～3.0%（mol），總硫＜0.1ppm(mol)。放空尾氣：幾乎無硫，主要為CO2和N2。酸性氣體：主要由CO2和H2S組成。甲醇水分離塔排放廢水組成：甲醇含量≤0.5%（wt）3.工藝設(shè)計3.1低溫甲醇洗的主要產(chǎn)品流為：203.2工藝流程的設(shè)計3.2工藝流程的設(shè)計213.3物料衡算氣液分離器

相平衡

yi=kixi(i=1，2，···，c)組分物料平衡Fzi=Vyi+Lxi(i=1，2，···，c-1)整體物料平衡方程

F=V+L熱量平衡

HFF=HVV+HLL摩爾分數(shù)的約束方程

Σzi=1，Σxi=1,Σyi=13.3物料衡算氣液分離器223.3物料衡算

氣液分離器

表3-2進氣液分離器原料氣組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OArCH3OH含量%46.0518.8531.830.2210.0090.080.911.380.130．54組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OAr含量%46.0219.0232.100.230.010.090.941．440.15表3-1變換氣組分表3.3物料衡算氣液分離器表3-2進氣液分離器原料233.3物料衡算表3-3氣液分離器塔頂產(chǎn)物組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2Ar含量%46.9519.2232.450.230.0090.080.9280.133表3-4氣液分離器塔底產(chǎn)物組分表組分H2OCH3OH含量%71.8828.12對整個單元過程進行物料衡算∑F=∑FEED=19864.61Kmol/h∑D=∑LIQUID+∑VAPOR=365.9062+19483.21=19864.61kmol/h氣液分離器3.3物料衡算表3-3氣液分離器塔頂產(chǎn)物組分表組分H2C243.3物料衡算酸性氣體吸收塔混合氣體（A+B）吸收塔吸收尾氣吸收劑

YXV,Y2L,X2mn圖3-3逆流吸收塔的物料衡算Fig3-3MaterialBalanceofAdverseCurrentAbsorptionColumn圖3-2逆流操作的吸收塔的示意圖Fig3-2AbsorptionColumnofAdverseCurrent3.3物料衡算酸性氣體吸收塔混合氣體（A+B）吸收尾氣吸收253.3物料衡算酸性氣體吸收塔

對單位時間內(nèi)進出吸收塔的A物質(zhì)量作衡算，可寫出下式：VY1+LX2=VY2+LX1為計算方便，把COS并入H2S中考慮；并把混合氣中所含的非主要組分（如微量的Ar、N2、CH4、CO等）并入H2中一道考慮。表3-5綜合考慮后組分組成表組分H2 CO2H2S含量%67.31132.450.239G（Kmol/h）13114.346322.3046.553.3物料衡算酸性氣體吸收塔表3-5綜合考慮后組分組成表組263.3物料衡算酸性氣體吸收塔表3-6綜合考慮后C1塔進出物料平衡表項目H2H2SCO2CH3OH總量進塔物料塔底進料G含量%67.3110.23932.450100流量Kmol/h13114.3446.556322.30019483.21塔頂進料L含量%---100100流量Kmol/h---8756.438756.43出塔物料塔頂出料G2含量%97.150.0041.980.966100流量Kmol/h13114.460.54267.28130.413499.19上塔底出料L1′含量%1.58-46.0352.39100流量Kmol/h106.9-3114.723545.086766.71塔底出料LN含量%1.2370.58432.4165.769100流量Kmol/h98.6446.572584.295244.257973.743.3物料衡算酸性氣體吸收塔項目H2H2SCO2CH3OH273.3物料衡算二氧化碳解析塔C2V202V201201富CO2貧液進料富H2S貧液進料來自C3C3塔圖3-4二氧化碳解析塔流程圖

3.3物料衡算二氧化碳解析塔VV201富CO2貧液進料富H28物料衡算二氧化塔解析塔表3-7二氧化碳解析塔的進出口物流數(shù)據(jù)流股201202203204205206207溫度，K233.15256.72259.25233.15233.15236.34258.13壓力，MPa0.120.150.140.120.120.240.23總流量kmol/h6983.345325.264215.347432.242467.671500.825123.21摩爾分率，%CH3OH52.3965.79973.6760.095754.07850.34582.531CO246.0332.4124.5698.48845.24449.39216.455H21.581.2371.0890.57510.53210.00120.4125H2S-0.5840.675-0.14570.36180.602物料衡算二氧化塔解析塔流股20120220320420520293.4能量衡算熱量恒算遵循以下公式：Q+W=∑Hin-∑Hout氣液分離器

表3-8氣液分離器熱量衡算表FEEDLIQUIDVAPORTemperatureC-12.7-12.7-12.7PressureMPa5.65.65.6VaporFrac0.979801LiquidFrac0.020210Enthalpycal/sec-198893208-85569201-1133240083.4能量衡算熱量恒算遵循以下公式：Q+W=∑Hin-∑303.4能量衡算酸性氣體吸收塔表3-9吸收塔熱量衡算流股塔底進料塔頂進料塔頂出料下塔凈流出塔底出料TemperatureC-20-48-27.6-12-13.9PressureMPa5.65.65.75.65.6VaporFrac10100EnthalpyMMBtu/hr-721.833-514.611-193.778-553.344-498.8463.4能量衡算酸性氣體吸收塔流股塔底進料塔頂進料塔頂出料下31能量衡算二氧化碳解析塔表3-10CO2解吸塔熱量衡算表CO2LIINH2SLIINLIQOUTFANGKONGFENH2STemperatureC-23.000003-31.500003-37.49753-46.53433-31.5PressureMPa0.090.208000020.2080.080.208VaporFrac0.323939870.27987598010.1504255LiquidFrac0.676060130.72021402100.8495745Enthalpycal/sec-199733688-181697613-2.15E+08-35232667-131028390能量衡算二氧化碳解析塔CO2LIINH2SLIINLIQOU323.5吸收塔的設(shè)計計算設(shè)計項目：1.塔板數(shù)2.塔徑3.溢流裝置4.塔板分布、浮法數(shù)目與排列塔板的設(shè)計1.氣相通過浮閥塔板塔的壓降2.掩塔3.液沫夾帶塔板流體力學計算1.接管筒體與封頭除沫器裙座吊柱人孔塔附件設(shè)計塔體總高的設(shè)計3.5吸收塔的設(shè)計計算設(shè)計項目：1.塔板數(shù)塔板的設(shè)計1.氣333.5吸收塔的設(shè)計表3-11吸收塔設(shè)備計算結(jié)果簡表CO2吸收段H2S吸收段CO2吸收段H2S吸收段理論塔板數(shù)621截面積AF0.3020.302實際塔板數(shù)1553寬度WD0.2990.299空塔氣速U0.3760.363停留時間θ6.9312.06塔徑D2.62.6底隙高度0.080.05板間距HT0.60.6堰高hw0.03660.0500塔截面積AT5.305.30浮閥數(shù)目n11721183實際空塔氣速u0.3630.349鼓泡區(qū)面積Aa1.581.58板上清液層高hl0.080.08開孔率%23.2724.07堰長lw1.561.56壓降△Pp667.28674.423.5吸收塔的設(shè)計表3-11吸收塔設(shè)備計算結(jié)果簡表CO2343.5吸收塔的設(shè)計3.5吸收塔的設(shè)計353.6酸性氣體吸收塔的模擬圖3-5酸性氣體吸收塔流程模擬圖

酸性氣體吸收塔3.6酸性氣體吸收塔的模擬圖3-5酸性氣體吸收塔流程36酸性氣體吸收塔模擬結(jié)果酸性氣體吸收塔模擬結(jié)果373.7二氧化碳解析塔流程模擬圖二氧化碳解析塔圖3-6二氧化塔吸收塔模擬流程圖3.7二氧化碳解析塔流程模擬圖二氧化碳解析塔圖3-6二氧383.8硫化氫濃縮塔流程模擬圖硫化氫濃縮塔圖3-7硫化氫濃縮塔流程模擬圖3.8硫化氫濃縮塔流程模擬圖硫化氫濃縮塔圖3-7硫化氫濃393.9甲醇再生塔的模擬流程圖圖3-8甲醇再生塔的模擬流程圖3.9甲醇再生塔的模擬流程圖圖3-8甲醇再生塔的模擬流403.10甲醇水分離塔的模擬流程圖圖3-9甲醇水分離塔的模擬流程圖3.10甲醇水分離塔的模擬流程圖圖3-9甲醇水分離塔的模413.11全流程工藝流程模擬圖3-10全流程工藝流程模擬圖3.11全流程工藝流程模擬圖3-10全流程工藝流程模擬圖423.12帶控制點的低溫甲醇洗工藝流程圖

3.12帶控制點的低溫甲醇洗工藝流程圖434、結(jié)論與展望4.1結(jié)論本設(shè)計凈化工段選用低溫甲醇洗工藝（林德），來脫除甲醇合成中的酸性氣體，經(jīng)分析，相對其他凈化方法而言，低溫甲醇洗具有吸收好，凈化度高，能耗較低，操作費用也較低等優(yōu)點。本論文針對年產(chǎn)100萬噸甲醇生產(chǎn)過程中合成氣凈化進行設(shè)計，在初步確定工藝流程后，進行工藝設(shè)計：對低溫甲醇洗工段的氣液分離器，吸收塔，解吸塔等做了計算，并在此計算基礎(chǔ)上做了帶控制點的工藝流程圖，主要設(shè)備圖，以及各塔和全塔的簡單流程模擬圖，得到要求的凈化產(chǎn)品。由于低溫甲醇洗工藝含多流股的循環(huán)，該工藝仍在調(diào)優(yōu)中，同時對一些個別因素的影響未予考慮，致使設(shè)計不很完善，請各位老師予以指正。

4、結(jié)論與展望4.1結(jié)論444.2展望當前，我國合成氨、甲醇與碳一化工正處于大規(guī)?？焖侔l(fā)展時期，裝置規(guī)模越來越大，原料氣的高效率、低消耗凈化顯得非常重要。低溫甲醇洗正是這樣一種優(yōu)良的凈化工藝技術(shù)。掌握低溫甲醇洗的基本工藝，設(shè)計出自己的流程,這是一條正在行進中的道路。我堅信,低溫甲醇洗工藝全面國產(chǎn)化是完全可以實現(xiàn)的。4.2展望當前，我國合成氨、甲醇與碳一化工正處于大規(guī)?？焖?5此課件下載可自行編輯修改，此課件供參考！部分內(nèi)容來源于網(wǎng)絡(luò)，如有侵權(quán)請與我聯(lián)系刪除！此課件下載可自行編輯修改，此課件供參考！46煤氣凈化工藝設(shè)計與優(yōu)化

——低溫甲醇洗煤氣凈化工藝設(shè)計與優(yōu)化

——低溫甲醇洗47主要內(nèi)容1234研究背景設(shè)計思路工藝設(shè)計

結(jié)論與展望主要內(nèi)容1234研究背景設(shè)計思路工藝設(shè)計481.研究背景

①我國的能源結(jié)構(gòu)特點：“富煤、貧油、少氣”，能源供應(yīng)過度依賴煤炭。1.研究背景①我國的能源結(jié)構(gòu)特點：“富煤、貧油、少491.研究背景②煤氣化是現(xiàn)代化工的核心技術(shù)，煤氣化生成合成氣(主要成份是CO+H2)，是化工生產(chǎn)中的大宗基礎(chǔ)原料—合成甲醇與合成氨的原料氣。空分煤氣化尿素合成氨甲醇聚丙烯聚甲醛汽油MTP甲醛脲醛樹脂煤煤化工產(chǎn)品工業(yè)鏈1.研究背景②煤氣化是現(xiàn)代化工的核心技術(shù)，煤501.研究背景③合成氣中向下游轉(zhuǎn)化過程中必須脫除其中雜質(zhì)，否則會危害后續(xù)工藝流程，造成環(huán)境的污染和資源的浪費。④低溫甲醇洗凈化技術(shù)的不斷發(fā)展。1.研究背景③合成氣中向下游轉(zhuǎn)化過程中511.1煤氣凈化的分類N-2甲基吡咯烷酮(NMP)吸收法物理吸收法化學吸收法物化吸收法低溫甲醇洗（Rectisol）聚乙二醇二甲醚法(NHD)乙醇胺法(MEA)熱鉀堿法(如Benfield)常溫甲醇洗法(Amisol)N-甲基二乙醇胺法(MDEA)1.1煤氣凈化的分類N-2甲基吡咯烷酮(NMP)吸收法物理521.2煤氣凈化典型工藝比較

表1-2Rectisol、NHD、MDEA工藝比較項目RectisolNHDMDEA吸收劑有好的化學和熱穩(wěn)定性，不起泡，價格便宜揮發(fā)性小、不起泡，好的化學和熱穩(wěn)定性，價格較貴蒸汽壓較低，在水溶液中呈弱堿性，穩(wěn)定性好，需檢測以防止起泡和腐蝕吸收能力低溫下對CO2、H2S、COS等氣體吸收能力極強H2S、CO2等氣體吸收能力強，部分吸收COS對H2S吸收能力很大，活化的MDEA水溶液CO2有較好的吸收效果凈化程度凈化質(zhì)量好，凈化度高凈化度低于低溫甲醇洗，凈化度較高溶液循環(huán)循環(huán)量很小循環(huán)量較少循環(huán)多能耗功耗較低熱耗較低較高硫回收裝置克勞修斯裝置克勞修斯裝置不適合克勞修斯裝置凈化產(chǎn)品產(chǎn)品純度高產(chǎn)品純度高CO2產(chǎn)品純度較低,大型化裝置適合大型化適合小型化-1.2煤氣凈化典型工藝比較表1-2Rectisol、N531.2煤氣凈化典型工藝比較表1-3低溫甲醇洗和聚二甲醚乙二醇的比較

11.4相對值投資41相對值氣提氣,N231相對值有效氣損失4.51相對值電11.6相對值冷凍量4.51相對值循環(huán)水1^1相對值蒸汽NHD低溫甲醇洗單位項"c-@

目1.2煤氣凈化典型工藝比較表1-3低溫甲醇洗和聚二甲醚乙541.2煤氣凈化典型工藝比較所以本論文針對100噸甲醇生產(chǎn)凈化工段選擇低溫甲醇洗工藝進行設(shè)計。更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3從以上兩表分析低溫甲醇洗與NHD、MDEA相比的優(yōu)點：更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用底5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高3更適合大型化裝置上1能耗低2流程合理，操作簡便4運行操作費用低5溶劑熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好，不降解、不起泡6氣體凈化度高31.2煤氣凈化典型工藝比較所以本論文551.3選題目的及意義煤氣凈化作為合成甲醇、氨等化工原料的重要步驟，這對后續(xù)的工藝路線有重要影響，直接影響產(chǎn)品的產(chǎn)量。低溫甲醇洗工藝技術(shù)成熟，具有其它吸收方法難以比擬的優(yōu)點，被廣泛應(yīng)用于合成氣的凈化，尤其是大型化工裝置上。現(xiàn)有低溫甲醇洗工藝還存在一定的問題（如甲醇毒性強，設(shè)備材質(zhì)要求高，保冷要求高，吸收劑回收1.3選題目的及意義煤氣凈化作為合成甲醇、氨等化工原料的重561.3選題目的及意義

要求高），仍然需要進一步分析和改進，而且發(fā)展?jié)摿艽?。本論文針對凈化工段采用林德低溫甲醇洗工藝，以脫除甲醇合成氣中的酸性氣體。對該工藝中的幾個單元過程進行了簡單的物料和熱量衡算，對吸收塔的工藝尺寸做了簡單的計算和設(shè)計，以期對低溫甲醇洗工藝過程有更全面、更深入的認識，從而為合成氣的凈化提供一定的依據(jù)。

1.3選題目的及意義要求高），仍然需572.設(shè)計思路了解工藝流程提出設(shè)計方法分析影響因素提出解決方法物料衡算能量衡算塔設(shè)備計算與選型完善流程簡單模擬確定工藝流程工藝設(shè)計2.設(shè)計思路了解工藝流程提出設(shè)計方法分析影響因素提出解決方法58

確定本設(shè)計的工藝流程。進行工藝過程的設(shè)計計算，包括物料衡算、能量衡算和塔設(shè)備的選型與計算。重點主要是變換氣的脫硫，脫碳。①.變換之后的脫硫、脫碳處理工藝。②.脫硫脫碳后的冷量回收，及富甲醇的再生利用。繪制工藝流程圖和主要設(shè)備圖。2.1研究內(nèi)容確定本設(shè)計的工藝流程。2.1研究內(nèi)容592.2低溫甲醇洗工藝原理基本原理：以拉烏爾定律和亨利定律為基礎(chǔ)；是一個物理吸收和解吸的過程；吸收過程中的控制因素是溫度、壓力和濃度；工藝操作條件為低溫、高壓。2.2低溫甲醇洗工藝原理基本原理：60

2.2低溫甲醇洗工藝原理

低溫狀態(tài)下的甲醇對H2S和CO2等酸性氣體的選擇性吸收，來脫除粗變換氣中的酸性氣體。吸收后的甲醇經(jīng)過減壓加熱再生，分別釋放CO2、H2S氣體，即物理解析過程。富甲醇通過用再沸器中產(chǎn)生的蒸氣進行閃蒸和汽提再生。甲醇水分離塔保持甲醇循環(huán)中的水平衡。尾氣洗滌塔使隨尾氣的甲醇損耗降低到最大限度。酸性氣體通到克勞斯氣體裝置進行進一步凈化。2.2低溫甲醇洗工藝原理低溫狀態(tài)下的甲醇對612.3低溫甲醇洗工藝流程低溫甲醇洗工藝一般具有三個任務(wù):①凈化原料氣②回收副產(chǎn)品③進行環(huán)保工藝流程

在以煤為原料，氣化工藝采用冷激流一步法：程時，同時脫除變換氣中二氧化碳、硫化物和氫氰酸等雜質(zhì)。

原料氣氣化工藝采用廢鍋流程時，先在CO變換前用了吸收了二氧化碳的兩步法：

低溫甲醇脫除原料氣中硫化物、氫氰酸等雜質(zhì)，然后在變化后用低溫甲醇貧液脫除變換氣中CO2

2.3低溫甲醇洗工藝流程低溫甲醇洗工藝一般具有三個任務(wù):工622.3低溫甲醇洗工藝流程2.3低溫甲醇洗工藝流程632.3低溫甲醇洗工藝流程2.3低溫甲醇洗工藝流程642.3低溫甲醇洗工藝流程V1-原料氣氣液分離器C1-甲醇洗滌塔C2-CO2解析塔C3-H2S濃縮塔C4-甲醇熱再生塔C5-甲醇/水分離塔V2-氣液分離塔圖2-3低溫甲醇洗凈化工藝流程示意圖2.3低溫甲醇洗工藝流程V1-原料氣氣液分離器C1-甲653.工藝設(shè)計3.1低溫甲醇洗的主要產(chǎn)品流為：變換氣：CO2濃度32.1%，CO濃度19.02%，H2S濃度0.23%，H2濃度46.02%。甲醇合成氣：CO2濃度≤1.8～3.0%（mol），總硫＜0.1ppm(mol)。放空尾氣：幾乎無硫，主要為CO2和N2。酸性氣體：主要由CO2和H2S組成。甲醇水分離塔排放廢水組成：甲醇含量≤0.5%（wt）3.工藝設(shè)計3.1低溫甲醇洗的主要產(chǎn)品流為：663.2工藝流程的設(shè)計3.2工藝流程的設(shè)計673.3物料衡算氣液分離器

相平衡

yi=kixi(i=1，2，···，c)組分物料平衡Fzi=Vyi+Lxi(i=1，2，···，c-1)整體物料平衡方程

F=V+L熱量平衡

HFF=HVV+HLL摩爾分數(shù)的約束方程

Σzi=1，Σxi=1,Σyi=13.3物料衡算氣液分離器683.3物料衡算

氣液分離器

表3-2進氣液分離器原料氣組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OArCH3OH含量%46.0518.8531.830.2210.0090.080.911.380.130．54組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OAr含量%46.0219.0232.100.230.010.090.941．440.15表3-1變換氣組分表3.3物料衡算氣液分離器表3-2進氣液分離器原料693.3物料衡算表3-3氣液分離器塔頂產(chǎn)物組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2Ar含量%46.9519.2232.450.230.0090.080.9280.133表3-4氣液分離器塔底產(chǎn)物組分表組分H2OCH3OH含量%71.8828.12對整個單元過程進行物料衡算∑F=∑FEED=19864.61Kmol/h∑D=∑LIQUID+∑VAPOR=365.9062+19483.21=19864.61kmol/h氣液分離器3.3物料衡算表3-3氣液分離器塔頂產(chǎn)物組分表組分H2C703.3物料衡算酸性氣體吸收塔混合氣體（A+B）吸收塔吸收尾氣吸收劑

YXV,Y2L,X2mn圖3-3逆流吸收塔的物料衡算Fig3-3MaterialBalanceofAdverseCurrentAbsorptionColumn圖3-2逆流操作的吸收塔的示意圖Fig3-2AbsorptionColumnofAdverseCurrent3.3物料衡算酸性氣體吸收塔混合氣體（A+B）吸收尾氣吸收713.3物料衡算酸性氣體吸收塔

對單位時間內(nèi)進出吸收塔的A物質(zhì)量作衡算，可寫出下式：VY1+LX2=VY2+LX1為計算方便，把COS并入H2S中考慮；并把混合氣中所含的非主要組分（如微量的Ar、N2、CH4、CO等）并入H2中一道考慮。表3-5綜合考慮后組分組成表組分H2 CO2H2S含量%67.31132.450.239G（Kmol/h）13114.346322.3046.553.3物料衡算酸性氣體吸收塔表3-5綜合考慮后組分組成表組723.3物料衡算酸性氣體吸收塔表3-6綜合考慮后C1塔進出物料平衡表項目H2H2SCO2CH3OH總量進塔物料塔底進料G含量%67.3110.23932.450100流量Kmol/h13114.3446.556322.30019483.21塔頂進料L含量%---100100流量Kmol/h---8756.438756.43出塔物料塔頂出料G2含量%97.150.0041.980.966100流量Kmol/h13114.460.54267.28130.413499.19上塔底出料L1′含量%1.58-46.0352.39100流量Kmol/h106.9-3114.723545.086766.71塔底出料LN含量%1.2370.58432.4165.769100流量Kmol/h98.6446.572584.295244.257973.743.3物料衡算酸性氣體吸收塔項目H2H2SCO2CH3OH733.3物料衡算二氧化碳解析塔C2V202V201201富CO2貧液進料富H2S貧液進料來自C3C3塔圖3-4二氧化碳解析塔流程圖

3.3物料衡算二氧化碳解析塔VV201富CO2貧液進料富H74物料衡算二氧化塔解析塔表3-7二氧化碳解析塔的進出口物流數(shù)據(jù)流股201202203204205206207溫度，K233.15256.72259.25233.15233.15236.34258.13壓力，MPa0.120.150.140.120.120.240.23總流量kmol/h6983.345325.264215.347432.242467.671500.825123.21摩爾分率，%CH3OH52.3965.79973.6760.095754.07850.34582.531CO246.0332.4124.5698.48845.24449.39216.455H21.581.2371.0890.57510.53210.00120.4125H2S-0.5840.675-0.14570.36180.602物料衡算二氧化塔解析塔流股20120220320420520753.4能量衡算熱量恒算遵循以下公式：Q+W=∑Hin-∑Hout氣液分離器

表3-8氣液分離器熱量衡算表FEEDLIQUIDVAPORTemperatureC-12.7-12.7-12.7PressureMPa5.65.65.6VaporFrac0.979801LiquidFrac0.020210Enthalpycal/sec-198893208-85569201-1133240083.4能量衡算熱量恒算遵循以下公式：Q+W=∑Hin-∑763.4能量衡算酸性氣體吸收塔表3-9吸收塔熱量衡算流股塔底進料塔頂進料塔頂出料下塔凈流出塔底出料TemperatureC-20-48-27.6-12-13.9PressureMPa5.65.65.75.65.6VaporFrac10100EnthalpyMMBtu/hr-721.833-514.611-193.778-553.344-498.8463.4能量衡算酸性氣體吸收塔流股塔底進料塔頂進料塔頂出料下77能量衡算二氧化碳解析塔表3-10CO2解吸塔熱量衡算表CO2LIINH2SLIINLIQOUTFANGKONGFENH2STemperatureC-23.000003-31.500003-37.49753-46.53433-31.5PressureMPa0.090.208000020.2080.080.208VaporFrac0.323939870.27987598010.1504255LiquidFrac0.676060130.72021402100.8