【正文】 炭等副反應加劇空速過高系統(tǒng) 阻力加大或合成系統(tǒng)投資加大能耗增加催化劑的更換周期縮短空速的選擇需要根據每一種催化劑的特性在一個相對較小的范圍內變化 XCN98 的空速要求為 6000～ 15000h1 本設計空速定為 12021 h1 24 粗甲醇的精餾〔 14〕 在甲醇合成時因合成條件如壓力溫度合成氣組成及催化劑性能等因素的影響在產生甲醇反應的同時還伴隨著一系列的副反應所得產品除甲醇為還有水醚醛酮酯烷烴有機酸等幾十種有機雜質由于甲醇作為有機化工的基礎原料用它加工的鏟平種類很多因此對甲醇的純度均有一定的要求甲醇的純度直接影響下游產品的質量消耗安全 生產及生產過程中所用的催化劑的壽命所以粗甲醇必須提純 理 精餾是將沸點不同的組分所組成的混合液在精餾塔中同時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 對于由沸點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組分易于氣化則所得氣相中低沸點組分含量高于液相中的含量而液相中高沸點組分含量較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組分又高于原氣相冷凝液如此反復低沸點組分不斷提高道 最后制得接近純態(tài)的低沸點組分 藝和精餾塔的選擇〔 15〕 甲醇精餾按工藝主要分為三種雙塔精餾工藝技術帶有高錳酸鉀反應的精餾工藝技術和三塔精餾工藝技術雙塔精餾工藝技術由于具有投資少建設周期短操作簡單等優(yōu)點被我國眾多中小甲醇生產企業(yè)所采用其在聯(lián)醇裝置中得到了迅速推廣帶有高錳酸鉀反應的精餾工藝技術僅在單醇生產中用鋅鉻為催化劑的產品中有應用近年來隨著甲醇合成銅基催化劑的廣泛應用和氣體凈化水平的提高粗甲醇生產中的副反應減少和雜質的降低此工藝流程己經很少采用三塔精餾工藝技術是為減少甲醇在精餾中的損耗和提高熱利用率而 開發(fā)的一種先進高效和能耗較低的工藝流程近年來在大中型企業(yè)中得到了推廣和應用 1 雙塔精餾工藝 國內中小甲醇廠大部分都選用雙塔精餾工藝傳統(tǒng)的主預精餾塔幾乎都選用板式結構雙塔精餾工藝流程見下圖來自合成工段含醇 90 的粗甲醇經減壓進入粗甲醇貯槽經粗甲醇預熱器加熱到 45℃后進入預精餾塔甲醇的精餾分 2 個階段先在預塔中脫除輕餾分主要是二甲醚后進入主精餾塔進一步把高沸點的重餾分雜質脫除主要是水異丁基油等從塔頂或側線采出經精餾甲醇冷卻器冷卻至常溫后就可得到純度在 999 以上的符合國家指標的精甲醇產品該工藝具有流程簡單運行穩(wěn) 定操作方便一次投資少的特點該工藝適合于原料粗甲醇中二甲醚等輕組分還原性雜質量較低的粗甲醇加工 1 預精餾塔 2 主精餾塔 圖 2 甲醇雙塔工藝流程 2 三塔精餾工藝〔 16〕 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)的需要隨著生產的強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對企業(yè)的達標排放構成了較大的威脅 甲醇三塔精餾工藝技術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品質量而設計的預精餾塔后的冷凝器采用一級冷凝用以脫除二甲醚等低沸點的雜質控制冷凝器氣體出口溫度在一定范圍 內在該溫度下幾乎所有的低沸點餾分都為氣相不造成冷凝回流脫除低沸點組分后采用加壓精餾的方法提高甲醇氣體分壓與沸點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加壓精餾塔后就可以達到合格的質量如作為特殊需要則再經過常壓精餾塔的進一步提純生產中加壓塔和常壓塔同時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生產能力大節(jié)能效果顯著特別適合較大規(guī)模的精甲醇生產 圖 3 三塔工藝流程 1 預精餾塔 2 加壓精餾塔 3 常壓精 餾塔 3 雙塔與三塔精餾技術比較〔 17〕 1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臺主精餾塔 其中 1臺是加壓塔 和 1臺常壓塔較雙塔流程多 1臺加壓塔這樣在同等的生產條件下降低了主精餾塔的負荷并目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 2 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 3 產品質量三塔精餾與雙塔精餾在產品質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 50 106 而雙塔精餾制 取的精甲醇中乙醇含量為 400 106～ 500 106三塔精餾制取的精甲醇純度可達 9999含有的有機雜質相對較少 4 設備投資三塔精餾的流程較雙塔精餾流程要復雜所以在投資方面同等規(guī)模三塔精的設備投資要比雙塔精餾高出 20～ 30 5 操作方面由于雙塔精餾具有流程簡單運行穩(wěn)定的特點所以在操作上較三塔精餾要方便簡單 表 5 雙塔精餾與三塔精餾的投資與操作費用比較表〔 18〕 項目 雙塔精餾 三塔精餾 生產規(guī)模 ta 10 5 25 10 5 25 投資 100 100 100 113 1223 129 操作費用 100 100 100 64 667 71 能耗 100 100 100 60 604 612 注投資操作費用能耗為相對數(shù) 通過上述比較可知雖然三塔精餾技術的一次性投入要比雙塔精餾高出 2030但是從能源消耗精甲醇質量上都要優(yōu)于雙塔精餾特別是能耗低的優(yōu)點十分突出隨著三塔精餾生產規(guī)模的擴大能耗還有進一步下降的空間而雙塔精餾技術僅在生產規(guī)模低于 5 萬 t a 時具有一定得優(yōu)勢本設計中甲醇產量為 20 萬 ta 遠大于 5萬 ta 綜合考慮各項因素所以設計采用三塔精餾工藝 4 精餾塔的選擇 精餾塔市粗甲醇精餾工序的關鍵設備它 直接制約著生產裝置的產品質量消耗生產能力及對環(huán)境的影響所以要根據企業(yè)的實際條件選擇合適的高效精餾塔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構及特點如下〔 19〕 1 泡罩塔 泡罩塔十多層板式塔每層塔板上裝有一個活多個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能力低設備體積大結構復雜投資較大該塔已經逐漸被其他塔代替 2 浮閥塔 浮閥塔的塔板結構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性強單位面積生產能力大造價較低但浮閥易損壞維修費 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 3 填料塔 填料塔是在塔內裝填新型高效填料如不銹鋼網波紋填料每米填料相當 5 塊以上的理論板塔總高一般為浮閥塔的一半該塔生產能力大壓降小分離效果好結果簡單維修量極小相對投資較小是目前使用較多的塔型之一 4 新型垂直篩板 新型垂直篩板的傳質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效率高傳質空間利用率好處理能力大操作彈性大結構簡單可靠投資小板液面梯度小液面橫向混合好無流動傳質死區(qū) 綜合比較上面四種塔可以知道填料塔和新型垂直篩板性質更加優(yōu)越同時考慮到 新型垂直篩板是一種新型塔目前使用很少技術難得而填料塔使用較普遍技術非常成熟所以設計選用了填料塔 5 生產工藝參數(shù) 預塔入塔溫度 65℃塔頂放空溫度 40℃預精餾后甲醇比重維持在 087 預精餾后甲醇 pH 值宜控制在 8 加壓塔塔底釜液壓強 06Mpa 溫度 125℃塔頂氣體壓強06Mpa 溫度 122℃常壓塔塔頂氣體壓強 013Mpa 溫度 67℃ 3 工藝流程 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燒嘴同時噴入氣化爐 R1001 內的反應室然后在高溫 1 400 一 1 600℃ 高壓 4 0 MPa 下發(fā)生快速氣化反應產生以 CO和 H2為主要成分的熱粗煤氣氣化原料中的礦物部分形成熔渣熱粗煤氣和熔渣一起通過反應室底部的排渣口進入下部的激冷室 冷卻后的粗煤氣進入分離器 V1002 從分離器出來的氣體分為兩部分一部分進入變換爐 R1002 氣體出來后進入換熱器E1003 出來的氣體和另外一部分氣體混合后進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下分離出的液體進入分離器V1003從 V1003出來的氣體經過冷卻器 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入沉淀池沉淀后去濃縮再去過濾 圖 4 GSP 氣化工藝流程 32 凈化裝置工藝流程 由氣化工段送來的 38MPa A 216℃左右汽氣比為 143 的水煤氣經煤氣水分離器 V2021 和中溫換熱器 E2021 溫度升高至 240℃進入預變換爐 R2021 后分成兩部分一部分進入變換爐 R2021 變換爐內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℃左右進入中溫換熱器 E2021溫度降為 332℃與旁路調節(jié)的水解氣混合進入變換氣第一廢熱鍋爐 E2021 生產14MPa A 飽和蒸汽使變換氣溫度降至為 208℃進入變換氣第二廢熱鍋爐 E2021 產生 05MPa A 低壓蒸汽出口變換氣溫度約為 197℃左右進入第一水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液閃蒸槽 V2021 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)返回的變換氣溫度 145℃進入鍋爐給水加熱器 E2021后溫度降至 142℃再進入第二水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔 T2021分離后的變換氣進入脫鹽水加熱器Ⅰ E2021 加熱來自脫鹽水站的脫鹽水溫度降至35℃進入第三水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔 T2021分離后的變換氣去脫硫系統(tǒng) 另一部分水煤氣進入有機硫水解槽 R2021脫硫出來的 240℃的水煤氣分成兩部分一部分去調節(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 E2021 溫度降至 213℃進入發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 產生 05 MPa A 低壓蒸汽出口水煤氣溫度降至 170℃進入第四水分離器 V2021分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ E2021 加熱鍋爐給水溫度降至 153℃再進入第五水分離器V2021 分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ E2021 加熱來自熱電站的鍋爐給水溫度降至 123℃進入第六水分離器 V72021分離出冷凝液后進入脫鹽水加熱器ⅡE2021溫度降至 35℃進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 進入發(fā)電氣 加熱器 E2021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 V2021第四水分離器 V2021分離出的高溫冷凝液和來自氨吸收制冷脫硫系統(tǒng)的冷凝液進入冷凝液閃蒸槽 V2021 閃蒸出的閃蒸氣進入冷凝液汽提塔 T2021 冷凝液由閃蒸槽底部排出直接送至氣化工段 由第三水分離器 V2021第七水分離器 V2021分離出的冷凝液進入冷凝液汽提塔的上部由第二水分離器 V2021第五水分離器 V2021第六水分離器 V2021分離出的冷凝液進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 156℃ 30MPa 進入冷 凝液汽提塔的底部低壓蒸汽進入塔的底部進行汽提冷凝液塔的操作壓力為 04～ 5MPa 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入脫鹽水加熱器Ⅰ E2021 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入除氧器除氧另一部分進入脫鹽水加熱器Ⅱ E2021 與水煤氣發(fā)電氣換熱溫度升至 98℃進入除氧器除氧除氧器用本工段產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低壓鍋爐給水泵升壓至 065MPa A 去鍋爐給水加熱器ⅡE2021 升溫至 153℃后一部分去變換氣第二廢熱鍋爐 E2021 產生 05MPa A 低壓蒸汽另一部分去發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 產生 05MPa A 低壓蒸汽經高壓鍋爐給水泵升壓到 560MPa A 去甲醇合成系統(tǒng)經低壓鍋爐給水泵升壓到 16MPa A 進鍋爐給水加熱器 E2021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 E2021 產生的 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 蒸汽一起送出本工段 圖 5 變換工藝流程 脫硫脫碳 來自變換及燃 氣熱回收系統(tǒng)的煤氣 36℃ 37MPa A 含 H2S 118 與燃氣脫硫塔T3004 頂部出口的燃氣脫硫氣換熱至 149℃進入燃氣脫硫塔 T3004 下部在塔內NHD 吸收了煤氣中大部分的 H2S 氣體同時也帶走部分 CO2COSH2 等氣體除去 H2S的煤氣稱之為燃氣脫硫氣與進塔的煤氣在氣體換熱器 E3001AB 換熱溫度由 85℃升至 30℃為滿足燃氣發(fā)電對硫含量的要求燃氣脫硫氣首先進入預脫硫槽 R3001脫除 H2S 氣體然后在精脫硫槽預熱器 E3008 中