【正文】 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(guò)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) 圖 3 三塔工藝流程 1 預(yù)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(shù)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(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的負(fù)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(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 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(dá) 9999含有的有機(jī)雜質(zhì)相對(duì)較少 4 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 20～ 30 5 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 表 5 雙塔精餾與三塔精餾的投資與操作費(fèi)用比較表〔 18〕 項(xiàng)目 雙塔精餾 三塔精餾 生產(chǎn)規(guī)模 ta 10 5 25 10 5 25 投資 100 100 100 113 1223 129 操作費(fèi)用 100 100 100 64 667 71 能耗 100 100 100 60 604 612 注投資操作費(fèi)用能耗為相對(duì)數(shù) 通過(guò)上述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出 2030但是從能源消耗精甲醇質(zhì)量上都要優(yōu)于雙塔精餾特別是能耗低的優(yōu)點(diǎn)十分突出隨著三塔精餾生產(chǎn)規(guī)模的擴(kuò)大能耗還有進(jìn) 一步下降的空間而雙塔精餾技術(shù)僅在生產(chǎn)規(guī)模低于 5 萬(wàn) t a 時(shí)具有一定得優(yōu)勢(shì)本設(shè)計(jì)中甲醇產(chǎn)量為 20 萬(wàn) ta 遠(yuǎn)大于 5萬(wàn) ta 綜合考慮各項(xiàng)因素所以設(shè)計(jì)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(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)境的影響所以要根據(jù)企業(yè)的實(shí)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(jié)構(gòu)及特點(diǎn)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(gè)活多個(gè)炮罩該類(lèi)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 2 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(lèi)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) 3 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 4 新型垂直篩板 新型垂直篩板的傳質(zhì)單元是由塔 板開(kāi)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(wú)流動(dòng)傳質(zhì)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(zhì)更加優(yōu)越同時(shí)考慮到新型垂直篩板是一種新型塔目前使用很少技術(shù)難得而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 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 67℃ 3 工藝流程 GSP 氣化工藝流程 GSP 氣化工藝過(guò)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(guò)干燥通過(guò)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 1 400 一 1 600℃ 高壓 4 0 MPa 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部分形成熔渣熱粗煤氣和熔渣一起通過(guò)反應(yīng)室底部的排渣口進(jìn)入下部的激冷室 冷卻后的粗煤氣進(jìn)入分離器 V1002 從分離器出來(lái)的氣體分為兩部分一部分進(jìn)入變換爐 R1002 氣體出來(lái)后進(jìn)入換熱器E1003 出來(lái)的氣體和另外一部分氣體混合后進(jìn)入水解器氣體出來(lái)后入分離器V1004從 V1004出來(lái)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(lái)的氣體經(jīng)過(guò)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(lái)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(guò)鎖斗系統(tǒng)排出 污水的處理過(guò)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(guò)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(lái)的 38MPa A 216℃左右汽氣比為 143 的水煤氣經(jīng)煤氣水分離器 V2021 和中溫?fù)Q熱器 E2021 溫度升高至 240℃進(jìn)入預(yù)變換爐 R2021 后分成兩部分一部分進(jìn)入變換爐 R2021 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(xiàn)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 E2021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 E2021 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 E2021 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 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(jìn)入鍋爐給水加熱器 E2021后溫度降至 142℃再進(jìn)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(jìn)入脫鹽水加熱器Ⅰ E2021 加熱來(lái)自脫鹽水站的脫鹽水溫度降至35℃進(jìn)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(jìn)入有機(jī)硫水解槽 R2021脫硫出來(lái)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 E2021 溫度降至 213℃進(jìn)入發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 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 V2021分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器Ⅱ E2021 加熱鍋爐給水溫度降至 153℃再進(jìn)入第五水分離器V2021 分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器Ⅲ E2021 加熱來(lái)自熱電站的鍋爐給水溫度降至 123℃進(jìn)入 第六水分離器 V72021分離出冷凝液后進(jìn)入脫鹽水加熱器ⅡE2021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(lái)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 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(lái)自氨吸收制冷脫硫系統(tǒng)的冷凝液進(jìn)入冷凝液閃蒸槽 V2021 閃蒸出的閃蒸氣進(jìn)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(jìn)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(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 156℃ 30MPa 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 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(lái)的脫鹽水分成兩部分一部分進(jìn)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(jìn)入除氧器除氧另一部分進(jìn)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(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ⅡE2021 升溫至 153℃后一部分去變換氣第二廢熱鍋爐 E2021 產(chǎn)生 05MPa A 低壓蒸汽另一部分去發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 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 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(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 蒸汽一起送出本工段 圖 5 變換工藝流程 脫硫脫碳 來(lái)自變換及燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng)的煤氣 36℃ 37MPa A 含 H2S 118 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?T3004 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(chēng)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(mǎn)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 20ppm 返回到燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng) 從變換工段過(guò)來(lái)的變換氣 36℃ 37MPa 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?T3004 底出來(lái)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℃貧富液換熱器 IIE3003 加熱到 130℃進(jìn)入濃縮塔 T3002 采用甲醇馳放氣 40℃ 46MPa A 作為 氣提氣進(jìn)入濃縮塔下部塔頂出來(lái)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(lái)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(lái)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(lái)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(lái)得到約 147℃的 NHD 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(guò)濾器 M3001AB 過(guò)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?T3004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(guò)來(lái)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(lái)自脫硫工段的脫硫氣溫度 1645℃壓力 355Mpa A CO234含 COS＋ H2S 80ppm進(jìn)入脫碳塔 T4001下塔氣體自下而上與從下塔頂部而來(lái)的 NHD溶劑逆流接觸下塔塔內(nèi)有三層 QH1型碳鋼扁環(huán)散堆填料氣體中的