【正文】 ssed in methanol rectification technology ,showed the advantage of the four columns rectification the work section of methanol distillation39。關鍵詞:甲醇精餾 。應用ASPEN PLUS化工模擬系統(tǒng)中的和DSTUW、RADFRAC塔精餾模塊對預精餾塔進行模擬。對甲醇精餾工段全流程進行物料衡算,著重預精餾塔的工藝設計。最后繪制出工藝流程圖、帶控制點的物料流程圖、設備圖和設備布置圖。Aspen Plus。 process planning 。甲醇的產品質量、能耗指標是甲醇精餾系統(tǒng)的關鍵因素。 甲醇精餾系統(tǒng)工藝基本分為：帶有高錳酸鉀反應的精餾流程、單塔精餾系統(tǒng)、雙塔精餾系統(tǒng)、三塔精餾系統(tǒng)、四塔精餾系統(tǒng)。在此基礎之上對于甲醇四塔精餾系統(tǒng)提出了改進方案，對于甲醇工業(yè)的發(fā)展具有重要的意義。(20/4℃)， ℃，℃，℃，℃，(100mmHg ℃)，蒸氣與空氣混合物爆炸極限6～ %（體積比），能與水、乙醇、乙醚、苯、酮、鹵代烴和許多其他有機溶劑相混溶，遇熱、明火或氧化劑易燃燒。一些無機鹽如碘化鈉、氯化鈣、硝酸銨、硫酸銅、硝酸銀、氯化銨、氯化鈉都或多或少地能 溶于甲醇。 1985年5月加拿大政府曾宣布過一項全國計劃，試驗用甲醇做公共汽車和運輸卡車的燃料。在宇宙航空 中甲醇能作火箭燃料。隨著我國國民經濟的發(fā)展及對低碳烯烴需求的日漸攀升，作為乙烯生產原料的石腦油、輕柴油等原料資源，面臨著越來越嚴重的短缺局面。② 甲醇生長促進劑[3]國外研究實踐表明，用甲醇生長促進劑噴施在不同的農作物上，可以大量增產。據(jù)中國農科院飼料研究所的有關專家分 析，到2010年和2020年，供需缺口分別為 ，如果到2010年10%的蛋白質缺口由甲醇蛋白頂替，則需求量為380萬噸。常見的24個組分及其在常壓下的沸點見表1。甲醇精制的三種流程（雙塔、高質量三塔精餾、節(jié)能型三塔精餾） 精甲醇中的乙醇含量多少，與粗甲醇中的乙醇含量有關。這是因為雙塔精餾系統(tǒng)，在采出產品的主蒸餾塔塔釜幾乎全部為水，乙醇的揮發(fā)度又與甲醇比較接近，因而乙醇不可能在塔釜中濃縮，從而有部份乙醇隨著甲醇升向塔頂，粗甲醇中相當數(shù)量的乙醇轉移至精甲醇中。（2）提高主蒸餾塔回流比，將沸點高于甲醇的乙醇組份大部份壓至塔的下部，使其濃集于入料口附近或接近塔釜的提餾段內，以提高塔頂精甲醇的純度。如果粗甲醇中乙醇含量較高時，則不僅要增大回流比，而且要增大乙醇的采出量，方可使乙醇含量降至50~100ppm，如此一次蒸餾的甲醇回收率僅80%左右，采出物再回收甲醇(二次蒸餾)又需要增加能耗。該流程的特點是，三塔基本等壓操作，由第三精餾塔采出產品。顯然，上述流程彌補了雙塔常壓精餾之不足，實質上即將主精餾塔采出產品移至第三精餾塔，這無疑增加了精餾過程 的熱負荷，所以單位產品能耗亦較高，也沒有解決好節(jié)能和優(yōu)質的矛盾。 （1）節(jié)能在粗甲醇精餾系統(tǒng)，一般流程都考慮廢熱的回收利用，如采用蒸汽冷凝水或殘液等來加熱粗甲醇。但由于能耗下降前者的操作費用為100，后者僅為64。這樣的操作條件，有利于塔2內乙醇下移直至濃縮在塔釜內，避免其上升，因而加壓塔塔頂?shù)木状籍a品中乙醇含量甚少，根據(jù)粗甲醇的質量不同有波動，約為10~60ppm。至于乙醇含量多少與粗甲醇中乙醇含量有關，粗甲醇中乙醇含量低(200ppm)時精甲醇中乙醇含量可100ppm，否則，有可能超過100ppm，與雙塔精餾的產品質量相近。由上述特點不難看出，雙效法三塔粗甲醇精餾工藝協(xié)調了節(jié)能與優(yōu)質這對矛盾，有50%的精甲醇產品質量特優(yōu)，可滿足甲醇下游加工的特殊需要，其它50%產品也能達到工業(yè)使用的要求。當然能耗要增加，但總體上能耗仍低于雙塔流程。②加水萃取，脫除與甲醇沸點相近的輕餾分。 ③分離出重組份—雜醇油 ④采出乙醇，制取低乙醇含量的精甲醇（3）回收塔的作用：回收塔設有側線抽出，主要抽出物為高沸點醇類，以保證回收塔塔頂精甲醇質量和塔底廢水中總醇含量要求，塔底廢水送生化處理。經加壓塔分離后，塔頂氣相為甲醇蒸汽，與常壓塔塔釜液換熱冷卻后，部分返回進行回流，部分采出作為精甲醇產品，經冷卻至40℃送中間罐區(qū)產品罐，塔釜出料液在換熱器中與進料換熱后作為常壓塔的進料。雙效法四塔粗甲醇精餾工藝具有如下特點：（1）利用加壓塔塔頂蒸汽冷凝熱作常壓塔塔底再沸器熱源，從而減少蒸汽消耗和冷卻水消耗，總的能耗比二塔流程降低10%～20%。設計的一臺加壓塔進料/釜液換熱器，盡量降低進料和進料口處的溫差，從而提高了加壓塔和常壓塔的分離效率。不僅甲醇回收率增加，而且可以在粗甲醇雜質含量較高時從回收塔取出的甲醇用作燃料，避免雜質在系統(tǒng)累積而影響產品甲醇質量。，還應考慮甲醇產品質量的特殊要求及精餾過程中甲醇的收率。根據(jù)這樣的裝置格局，業(yè)內普遍估計，目前我國甲醇生產成本大約在1400元～1800元/噸（約200美元/噸）。目前國際上最大規(guī)模的甲醇裝置產能已達到170萬噸/年。不僅如此，國外大型甲醇裝置多以天然氣為原料，采用天然氣兩段轉化或自熱轉化技術，包括德國魯奇公司、丹麥托普索公司、英國卜內門化工公司和日本三菱公司等企業(yè)的技術。同時近年來煤炭價格的大幅度上漲對本來還具有一定成本優(yōu)勢的煤基甲醇產生較大影響，再加上煤基甲醇大多建在西部地區(qū)，運輸費用較高。 國內外甲醇生產工藝技術（1）國外甲醇工藝技術[3]目前，國外以天然氣為原料生產的甲醇占92%，%。第二種，內換熱冷管式甲醇合成塔。高壓過熱蒸汽用于驅動合成壓縮機蒸汽透平，抽出中壓蒸汽用作裝置內件使用。由于大規(guī)模裝置如2000MTPD的合成塔直徑太大，常采用兩個合成塔并聯(lián)。三塔精餾流程的預精餾塔和加壓精餾塔的再沸器熱源來自轉化氣的余熱。其流程特點為：采用軸向絕熱床層，塔間設換熱器。采用三塔或四塔（包括回收塔）工藝技術。合成塔阻力降小。日產2000噸甲醇裝置。⑥ 伍德公司甲醇技術特點，日產2000噸甲醇。合成廢熱回收方式：預熱鍋爐給水，設備投資低。目前產量幾乎各占一半。其中Texaco的氣化引進較早，使用的經驗較多，國產化率高，投資較省，Shell氣化還沒有使用經驗。精餾也從兩塔發(fā)展到三塔，既可生產GB3382004優(yōu)等精品甲醇，又可生產美國OM232KAA級精甲醇，含醇污水處理工藝已取得突破性進展，污水處理后可回收利用，故甲醇裝置在正常生產時實現(xiàn)了無含醇污水排放，近年來，甲醇技術發(fā)展很快，主要趨向為：生產的原料轉向天然氣、烴類加工尾氣。生產規(guī)模大型化，單系列最大規(guī)模達225萬噸/年，即單系列日產7500公噸。采用新型副產中壓蒸汽的甲醇合成塔，降低能耗。以天然氣為原料生產的甲醇每噸產品能耗約為40吉焦，耗天然氣900～1150立方米，耗水16～20噸。而國外以天然氣為原料的大型甲醇裝置，基本屬于清潔生產，對環(huán)境影響較小，環(huán)保投入也相應較小。而大甲醇裝置集中的中東和中南美洲地區(qū)，同時也是世界上天然氣資源最為豐富的地區(qū)，資源地和甲醇生產裝置與沿海地區(qū)距離較近，生產裝置緊靠甲醇裝運碼頭，甲醇產品全部采用海路運輸，運輸方便。③ 投資模式：單打獨斗　VS　合作運營如果談到國內甲醇生產的后天不足，業(yè)內專家認為主要是目前國內甲醇裝置建設大多是獨資企業(yè)，少有合資合作。這樣便能有效解決融資問題，降低資金成本和投資風險，并在技術、原料供應和產品銷售等方面得到保證，最大限度地優(yōu)化各種生產要素，提高項目競爭力。處理甲醇污水，消除環(huán)境污染是甲醇工業(yè)發(fā)展中的緊迫問題。這些新工藝的共同特點是延長了污泥停留時間，提高了污泥濃度以及改善了設備內的流態(tài)。上流式反應器是由荷蘭學者Lettinga等于1971年開始研制的，設備經歷了60L，6 m3，30m3。然后進中和池，調整pH值在6～，并適量加入營養(yǎng)液(如尿素，磷鹽等)。由沉淀槽底排出的活性污泥，根據(jù)曝氣池中活性污泥的量。然后由高位槽靠重力進入上流式厭氧反應器底部，在此與活性污泥自流攪拌混合，向上流動。曝氣法、厭氧法及熱解氧化法都經過了工業(yè)化生產的檢驗，且工藝過程穩(wěn)定。殼體則同管板焊接。管壁與殼壁溫度不同，二者線膨脹不同，又因整體是固定結構，必產生熱應力。圖所示的為具有膨脹節(jié)的固定管板式換熱器，即在殼體上焊接一個橫斷面帶圓弧型的鋼環(huán)。這種結構不但完全消除了熱應力，而且由于固定端的管板用法蘭與殼體連接，整個管束可以從殼體中抽出，便于清洗和檢修。這樣，管子可以自由伸縮，與殼體無關。從而管束、管板與殼體成為一個不可拆的整體。熱應力大時可能使管子壓彎或把管子從管板處拉脫。該膨脹節(jié)在受到換熱器軸向應力時會發(fā)生形變，使殼 體伸縮，從而減小熱應力。間壁式換熱器又可分為管殼式和板殼式換熱器兩類,其中管殼式換熱器以其高度的可靠性和廣泛的適應性,在長期的操作過程中積累了豐富的經驗,其設計資料比較齊全,在許多國家都有了系列化標準。本文主要針對管殼式水冷卻器冷卻水出口溫度的優(yōu)化問題,利用一般優(yōu)化設計的原理和方法,以操作費用最小為優(yōu)化目標,給出相應的目標函數(shù),并用MATLAB語言編寫了計算程序,最后給出了一個計算實例。設換熱器的年固定費用FA = (1)式中　FA ———換熱器的年固定費用,元。換熱器的年操作費用FB =Cu amp。Wu ———換熱器冷卻水用量, kg/h。WuHy/1000 (3)2　A與Wu 的數(shù)學模型———熱平衡方程換熱器的熱負荷為Q =GcPi ( T1 T2 ) (4)式中Q———換熱器的熱負荷, kJ /h?！? 。8226。 tm ———對數(shù)平均溫度差, ℃。8226。將(4)和(6)代入(7)和(8) ,然后再代入(3) ,得F = KFCAGcpi ( T1 T2 )/cpw ( t2 t1 )+Cu amp。 Cu、CA、FA 可由有關資料查得。對于此類問題求解方法比較成熟,可以用解析法和黃金分割法或函數(shù)逼近法等數(shù)值方法求解。程序清單如下:clear all。 t1 = 30。Theta = 7900。Q = G3 (T1 T2) 。 fp rintf (‘最小年費用為: %. 3f 元/n’, allfee)[AW ] =Area_water ( t2) 。 J = JA3 A3 beta +JW3 theta3 W /1000%function [A,W ] =Area_water ( t2)global T1 T2 G t1 JA beta K theta JW CW Cc Qvar1 = T1 t2。W =Q /Cw/ ( t2 t1) 。按年45萬噸精甲醇計算，%。 32 = 。第三章 加壓塔二冷的設計兩流體溫度變化情況：精甲醇進口溫度71℃，出口溫度40℃；冷卻水進口溫度24℃，出口溫度42℃。K)殼程傳熱系數(shù)假設殼程的傳熱系0 = 290W/(m2℃)考慮15%的面積裕度，S=S39。筒體材料選擇為Q235A，單位長度的筒體重110kg/m,殼體總重為110()= ?！?D. 傳熱面積S該換熱器的實際傳熱面積SPSo＝=（）(17216) =55㎡該換熱器的面積裕度為：F=＝100％＝％傳熱面積裕度合適，該換熱器能完成生產任務。 其中，F(xiàn)——管子排列方式對壓強降的校正因數(shù) fo——殼程流體的摩擦系數(shù)，當Re500，f= Nc——橫過管束中心線的管子數(shù) NB——折流擋板數(shù)管子為三角形排列，F(xiàn)=，NB=39，nc=16，u0=所以 =∴ 由式（），得： =2582 Pa (318) =39（－） =1142Pa ＜10kPa殼程和管程的壓力降幾乎都能滿足要求。選擇折流擋板間距h=150mm。根據(jù)換熱器殼體的公稱直徑500mm，可知波形膨脹節(jié)的公稱直徑也是500mm，根據(jù)公稱直徑，查《化工設備機械基礎》(化學工業(yè)出版社，2008)書中表169的對應條目，獲得波形膨脹節(jié)的具體尺寸(見換熱器設備圖) 設備主要附件的選擇[17] 接管及法蘭的選型（1）管口A管口A為循環(huán)水出口。則接管的內徑===93mm。選擇公稱壓力PN=，材料為Q235A，標記為：HG20592 法蘭 PL 150(B) RF Q235A。廢水在接管中的合理流速u=1——2m/s。 ①接管管徑的確定：接管的外徑選擇32mm，材質為20鋼，（GBT 173951998 無縫鋼管尺寸、外形、重量及允許偏差）。 該法蘭有4個均布在外周的螺孔，使用4個M10螺栓、螺母、墊片與配套的法蘭蓋裝配。 1 接管長度的選擇：接管的長度L選擇90mm。（6）管口F管口F為循環(huán)水進口。當設計壓力小于1MPa時，取為1MPa；表中的設備殼體內徑壁厚最接近本課程設計值的是6008；管、殼程的溫度差==℃；根據(jù)上述的設計壓力、殼體內徑壁厚以及溫度差，查表得管板的厚度δ=42mm。外周均布24個Φ18螺孔。（或者:為了便于在管板上脹接換熱管， mm,。(2) 換熱管的長度為6000mm。 左管箱短節(jié)的選擇(1）左管箱短節(jié)的內徑與壁厚：左管箱短節(jié)為圓柱筒體，內徑與壁厚選擇與設備殼體相同。左管箱短節(jié)的標記：筒體 DN550 δ=8 L=300。標記：EHA 5508Q235A JB/T 47462010。面積: ，厚度：10