【正文】 通過計算可得調(diào)節(jié)CO濃度后的變換氣組成：表19 調(diào)節(jié)CO濃度后的變換氣組成氣體 H 2 CO CO2 N2 Ar 組成 % % % % % 氣量m3/h 氣體 NH3 CH4 H2S COS 組成 % % % %氣量m3/h 變換氣和調(diào)節(jié)CO濃度的水解氣的確定 水解氣體積百分含量為：H 2 % ；CO % ；CO2 % N2 % ； Ar %；NH3 % ； CH4 %； H2S %； COS %。由粗甲醇的組成通過計算可得下表： 表6 粗甲醇組成組分百分比產(chǎn)量甲醇% 二甲醚% kmol/h 即 m3/h高級醇（以異丁醇計）%高級烷烴（以辛烷計）%水%粗甲醇100%注；設計中的體積都為標準狀態(tài)下計算方法:粗甲醇 = / = t/h二甲醚 =% = kg/h kmol/h ， m3/h高級醇（以異丁醇計）= % = ，高級烷烴（以辛烷計）=% = kg/h ，水 =% = kg/h ，圖10 合成物料流程圖 合成塔中發(fā)生的反應:主反應 CO+2H2=CH3OH （1） CO2+3H2=CH3OH +H2O （2） 副反應 2CO+4H2=（CH3O）2+H2O （3） CO+3H2=CH4+H2O （4） 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O （5） 8CO+17H2=C18H18+8H2O （6）CO2+H2=CO+H2O （7） ， m3（標態(tài)）的甲烷， kmol/h 。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。精甲醇貯槽為兩臺10000m3的固定頂貯罐，貯存量按15天產(chǎn)量計。加壓精餾塔（T8002）塔底釜液（，125℃）進入常壓精餾塔（T8003），進一步精餾。分離出的粗甲醇進入甲醇膨脹槽（V7003）。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。其中主要反應：2H2S + SO2 → 3/2 S2 + 2H2O + Q反應后的氣體進入二級冷凝器（E6006），冷卻到150℃分離出液硫，（G）的低壓蒸汽。從脫碳高壓閃蒸槽底部出來的溶液，減壓進入低壓閃蒸槽（V4004），在此塔內(nèi)NHD實液中溶解的大部分CO2氣體解吸出來，℃，此氣體即謂CO2氣，CO2氣進入脫碳氣體換熱器（E4001B）回收冷量后放空。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H2S25%，進入硫回收工段。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E3001A,B換熱，℃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中被變換氣加熱到80℃，進入精脫硫槽R3002A,B，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（H2S+COS20ppm）返回到燃氣熱回收系統(tǒng)。來自脫硫系統(tǒng)的發(fā)電煤氣，溫度80℃，進入發(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。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。（4）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。該塔已經(jīng)逐漸被其他塔代替。隨著三塔精餾生產(chǎn)規(guī)模的擴大，能耗還有進一步下降的空間。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。如作為特殊需要，則再經(jīng)過常壓精餾塔的進一步提純。1預精餾塔； 2主精餾塔圖2 甲醇雙塔工藝流程［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。國內(nèi)中、小甲醇廠大部分都選用雙塔精餾工藝傳統(tǒng)的主、預精餾塔幾乎都選用板式結(jié)構(gòu)。道最后制得接近純態(tài)的低沸點組分。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。所以二氧化碳的含量應該盡可能低一些，一般不超過5%。近年來普遍使用的銅基甲醇合成催化劑，其活性溫度范圍在200～300℃，有較高的活性，對于規(guī)模小于30萬噸/a的工廠，操作壓力一般可降為5Mpa左右；對于超大型的甲醇裝置，為了減少設備尺寸，合成系統(tǒng)的操作壓力可以升至10Mpa左右。例如副產(chǎn)蒸汽型等溫甲醇合成塔采用國產(chǎn)銅系催化劑，使用前期，可控制床層零點溫度230～240℃，熱點溫度260℃左右；后期，可控制床層零點溫度260～270℃，熱點溫度290℃。75%負荷下合成系統(tǒng)未發(fā)現(xiàn)結(jié)蠟,粗甲醇質(zhì)量符合設計要求。外　　觀：　　有色金屬光澤的圓柱體堆積密度：　　～外型尺寸：　　5(～5)mm徑向抗壓強度：≥200N/cm催化劑活性和壽命：在該催化劑質(zhì)量檢驗規(guī)定的活性檢測條件下，其活性為：230℃時：催化劑的時空收率≥ kg/()250℃時：催化劑的時空收率≥ kg/()在正常情況下，使用壽命為2年以上。表3 國內(nèi)外常用銅基催化劑特性對比［10］催化劑型號組分/％操作條件CuOZnOAl2O3壓力/MPa溫度/℃英國ICI 513603010190～270德國LG10451324210～240美國C792220～330丹麥LMK4010220～270中國C302系列51324 210～280中國XCN985220 8~ 200～290從表的對比可以看出，國產(chǎn)催化劑的銅含量已提50%以上。綜上所述和借鑒大型甲醇合成企業(yè)的經(jīng)驗，（大型裝置不宜選用激冷式和冷管式），設計選用固定管板列管合成塔。這種合成塔由于列管需用特種不銹鋼，因而是造價非常高的一種。進一步強化傳熱，即反應熱通過列管傳給殼程沸騰水，而同時又通過列管中心的冷氣管傳給進塔的冷氣。由于逆流式與合成反應的放熱不相適應，即床層出口處溫差最大，但這時反應放熱最小，而在床層上部反應最快、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。按氣體在催化劑床的流向可分為：軸向式、徑向式和軸徑復合型。且在國內(nèi)某些裝置上己成功應用，有一定的生產(chǎn)和管理經(jīng)驗，本著節(jié)約投資、采用國內(nèi)先進成熟的凈化技術這一原則，設計采用了NHD脫硫脫碳凈化工藝。再生時，只需空氣氣提可節(jié)約大量再生能耗。 (2)溶劑的蒸汽壓極低，揮發(fā)性小。壓力對反應的化學平衡沒有影響，但對反應速率影響顯著，～，故加壓操作可提高設備生產(chǎn)能力。變換工藝主要有：魯奇低壓甲醇生產(chǎn)中的變換工藝，Tops￠e法甲醇生產(chǎn)中的變換工藝，以及國內(nèi)的以重油為原料的全氣量部分變換工藝。正常使用時維護量很少，運行周期長。與其他同類氣化技術相比，該技術因采用了氣化爐頂干粉加料與反應室周圍水冷壁結(jié)構(gòu)，因而在氣化爐結(jié)構(gòu)以及工藝流程上有其先進之處。干粉氣流床：該技術的特點是碳的轉(zhuǎn)化率高，氣化反應中，所產(chǎn)煤氣中CO含量高，H2含量較低，這種煤氣的熱值較高。 (4)碳轉(zhuǎn)化率高，均大于90%，能耗低。（2）對煤的氣化活性要求高，僅適合于氣化褐煤和高活性的煙煤。典型的氣化爐為魯奇（Lurgi）爐。工作制度：合成車間日工作小時為24小時，每日3班輪流替換，每班8小時連續(xù)生產(chǎn)，共4個班。﹑裝置組成及建設規(guī)模（1）年產(chǎn)20萬噸甲醇生產(chǎn)工藝流程的設計（2）物料衡算、熱量衡算（3）主要生產(chǎn)設備設計計算與選型（4）環(huán)保措施（5）編寫設計說明書（6）繪制設計圖紙設計重點：工藝流程的設計，工藝計算，合成塔設計計算與選型(1)設生產(chǎn)車間4個煤氣化車間：包括原料煤的貯存、備煤加工處理、粉煤氣化和空分。通過完成設計，可以知道甲醇的用途；基本掌握煤制甲醇的生產(chǎn)工藝；了解國內(nèi)外甲醇工業(yè)的發(fā)展現(xiàn)狀；以及甲醇工業(yè)的發(fā)展趨勢。20世紀50年代以前多以煤和焦碳為原料；50年代以后，以天然氣為原料的甲醇生產(chǎn)流程被廣泛應用；進入60年代以來，以重油為原料的甲醇裝置有所發(fā)展。70年代四川維尼綸廠引進了一套以乙炔尾氣為原料的95 kt/a低壓法裝置，采用英國ICI技術。1923年德國BASF公司首先用合成氣在高壓下實現(xiàn)了甲醇的工業(yè)化生產(chǎn)，直到1965年，這種高壓法工藝是合成甲醇的唯一方法。作為一種良好的萃取劑，甲醇在分析化學中可用于一些物質(zhì)的分離。是一種無色、透明、易燃、有毒、易揮發(fā)的液體，略帶酒精味；，(d420)，(空氣=1)，℃，℃，閃點（開杯）16℃，自燃點473℃，折射率(20℃)，表面張力（25℃），蒸氣壓（20℃），粘度（20℃）?s。甲醇主要用于生產(chǎn)甲醛，消耗量要占到甲醇總產(chǎn)量的一半，甲醛則是生產(chǎn)各種合成樹脂不可少的原料。在自然界只有某些樹葉或果實中含有少量的游離態(tài)甲醇，絕大多數(shù)以酯或醚的形式存在。目前，國外的液相甲醇合成新工藝［2］具有投資省、熱效率高、生產(chǎn)成本低的顯著優(yōu)點，尤其是LPMEOHTM工藝，采用漿態(tài)反應器，特別適用于用現(xiàn)代氣流床煤氣化爐生產(chǎn)的低H2／(CO＋CO2)比的原料氣，在價格上能夠與天然氣原料競爭。在不同的催化劑存在下，選用不同的工藝條件可單產(chǎn)甲醇（分高、中、低壓法），或與合成氨聯(lián)產(chǎn)甲醇（聯(lián)醇法）。隨著石油和天然氣價格的迅速上漲，煤制甲醇更加具有優(yōu)勢。以設計任務書為基礎，適應我國甲醇工業(yè)發(fā)展的需要。(2)設輔助車間3個機修車間：包括機修、電儀修理。然后利用三塔精餾工藝將粗甲醇精制得到精甲醇。生成的煤氣基本不含焦油，但飛灰量很大。氣流床氣化具有以下特點［5］： (1)采用。因為這種流程易于和變換反應器配套，激冷中產(chǎn)生的蒸汽可滿足變換反應的需要。設計采用的是GSP冷激氣化工藝，其兼有shell和Texaco的技術優(yōu)點。(3)氧耗較低，與水煤漿加壓氣化工藝相比，氧耗低約15%～20%，可降低配套空分裝置投資和運行費用。 凈化工藝方案的選擇凈化工藝包括；變換、脫硫脫碳、硫回收三個部分。設計中的變換爐（R2002）內(nèi)裝兩段耐硫變換觸媒，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。設計中采用催化劑粒度為￠99mm。(7)溶劑無臭、無味、無毒。甲醇生產(chǎn)要求凈化氣含硫量低，NHD溶劑脫硫(包括無機硫和有機硫)溶解度大，對二氧化碳選擇性好，而且，NHD脫硫后串聯(lián)NHD脫碳，仍是脫硫過程的延續(xù)。甲醇合成塔主要由外筒、內(nèi)件和電加熱器三部分組成。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。這樣可較大地提高傳熱系數(shù)，更好地移走反應熱，縮小傳熱面積，多裝催化劑，—，是大型化較理想的塔型。隨著合成壓力增高，塔徑加大，管板的厚度也增加。這種塔型結(jié)構(gòu)簡單，造價低，不需特種合金鋼，轉(zhuǎn)化率高，適合于大型或超大型裝置，但反應熱不能全部直接副產(chǎn)中壓蒸汽。操作的適宜溫度為220～270℃，壓力為5～15MPa(一般壽命為2～3年)。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。合成塔進口溫度可調(diào)溫C型催化劑為14℃，而XCN98型則為30℃?！?2」「13」（1）操作溫度甲醇合成催化床層的操作溫度主要是由催化劑的活性溫度區(qū)決定的。操作壓力的選用與催化劑的活性有關。甲醇合成過程中，需要一定的二氧化碳存在以保持催化劑的高活性。XCN98的空速要求為6000～15000h1，本設計空速定為12000 h1。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。粗甲醇生產(chǎn)中的副反應減少和雜質(zhì)的降低，此工藝流程己經(jīng)很少采用。%以上的符合國家指標的精甲醇產(chǎn)品。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。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。（5）操作方面。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。（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5塊以上的理論板。㎜的粒度后，經(jīng)過干燥，通過濃相氣流輸入系統(tǒng)送至燒嘴。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（E2005）后溫度降至142℃，再進入第二水分離器（V2005），分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔（T2001），分離后的變換氣進入脫鹽水加熱器Ⅰ（E2006），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（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)。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，(A)去鍋爐給