【正文】 水加熱器Ⅱ（E2009），升溫至153℃后，一部分去變換氣第二廢熱鍋爐（E2004）(A)低壓蒸汽，另一部分去發(fā)電氣廢熱鍋爐（E2008）(A)低壓蒸汽；(A)去甲醇合成系統(tǒng)；(A)進鍋爐給水加熱器（E2005），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（E2003）(A)蒸汽。從脫硫高壓閃蒸槽底出來的富含H2S、CO2的閃蒸液進入再生塔（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，得到約147℃的NHD貧液。進脫碳塔下塔上部的NHD貧液溫度為5℃，在塔內(nèi)吸收CO2的過程中，由于CO2的溶解熱使溶液溫度升高，℃、(A)。爐內(nèi)發(fā)生H2S部分氧化反應(yīng)，三分之一的H2S燃燒轉(zhuǎn)化成SO2，生成的SO2再與剩下的H2S發(fā)生克勞斯發(fā)應(yīng)生成單質(zhì)硫。經(jīng)急冷塔（T6001）急冷后的氣體去吸收塔（T6002）與從塔頂下來的NHD貧液逆向接觸，氣體中所含的大部分H2S和部分CO2被貧液吸收下來，從吸收塔（T6002）頂出來的尾氣進入尾氣焚燒爐（F6002），與配入的稍過量的空氣和燃料氣進行高溫焚燒，使H2S全部轉(zhuǎn)化為SO2，焚燒氣經(jīng)尾氣廢鍋（E6009）冷卻至300℃，通過煙囪（X6001）高空排放。反應(yīng)放出大量的熱，通過列管管壁傳給鍋爐水，產(chǎn)生大量中壓蒸汽（），減壓后送至蒸汽管網(wǎng)。汽包（V7001）排污，經(jīng)排污膨脹槽（V7006）膨脹減壓后就地排放。甲醇精餾系統(tǒng)各塔排出的不凝氣去燃料氣系統(tǒng)。濃氨水由氨水泵（P2501A、B）加壓，經(jīng)溶液熱換熱器，與來自精餾塔塔釜稀氨水（140℃）換熱，升到114℃，進入精餾塔（T2501A、B）中部進行精餾。精餾工段通過三塔高效精餾工藝，%，符合精甲醇國家一級標(biāo)準(zhǔn)。 新鮮氣和弛放氣氣量的確定CO的各項消耗總和 = 新鮮氣中CO的量，即++++－+++%G+%G=+%G同理 原料氣中其他各氣體的量=該氣體的各項消耗總和，由此可得新鮮氣體中各氣體流量，如下表：表12 新鮮氣組成組分單位COCO2H2N2ArCH4氣量m3/h+%G+%G+%G+%G+%G+%G新鮮氣m3/h+新鮮氣中惰性氣體（N2 + Ar）%，反應(yīng)過程中惰性氣體的量保持不變，（N2 + Ar）=+%G，則 +=（+%G）/%解得 G=， m3/h由弛放氣的組成可得出下表表13 弛放氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4組成%%%%%%%氣量m3/h表14 新鮮氣組成氣體CH4H2COCO2N2Ar組成%%%%%%氣量m3/h 循環(huán)氣氣量的確定G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8式中：G1 為出塔氣氣量 ； G 3 新鮮氣氣量 ； G4 循環(huán)氣氣量 ；G5 主反應(yīng)生成氣量； G6 副反應(yīng)生成氣量；G7 主反應(yīng)消耗氣量； G8 副反應(yīng)消耗氣量；G5= ++%= m3/hG6= +++++++++= m3/hG7=++++%3= m3/hG8=+++++++++= m3/h%，則 （G4%+%++）/ G1=解得G4= 表15 循環(huán)氣組成氣體 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4組成 % % % % % % %氣量m3/h 循環(huán)比，CO及 CO2單程轉(zhuǎn)化率的確定循環(huán)比R= G4/G 3 =CO單程轉(zhuǎn)化率：(+)/(+)= 即 %CO2單程轉(zhuǎn)化率：(+)= 即 % 入塔氣和出塔氣組成G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8=G2= G3+G4 =表16 入塔氣組成氣體 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4組成 % % % % % % %氣 m3/h 量 kmol/h 表17 出塔氣組成氣體 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH組成 % % % % % %氣m3/h 量 kmol/h 氣體 CH4 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 組成 % % % % % 氣m3/h 量 kmol/h 計算過程: 入塔氣CO=循環(huán)氣中CO+新鮮氣中CO+= m3/h同理可得其他氣體氣量。表20 變換氣組成氣體 H 2 CO CO2 。則反應(yīng)（7） kmol/h， m3/h的水和一氧化碳。來自合成、凈化的循環(huán)水裝置的循環(huán)冷卻水，分別進入吸收器，冷凝器，塔頂回流冷卻器，分別移出氨的反應(yīng)熱和冷凝熱。圖9 精餾工藝流程 氨吸收制冷流程由凈化裝置（NHD脫硫脫碳工段）及醋酸裝置來的氣氨（15℃，），進入本裝置，經(jīng)過冷器（E2503）與出工段的液氨換熱，℃進入吸收器（R2501AB、R2502AB），被由溶液熱交換器（E2502A，B）來的稀氨水（47℃）吸收為濃氨水（37℃）。產(chǎn)品精甲醇由精甲醇泵（P8008A，B）從精甲醇計量槽（V8007A，B）送至甲醇罐區(qū)裝置。弛放氣減壓后去燃?xì)獍l(fā)電系統(tǒng)；甲醇膨脹槽（V7003）頂部排出的膨脹氣去燃料氣系統(tǒng)。本裝置接收到從變換工段送來的中壓鍋爐給水在廢熱鍋爐（E6004）（G）蒸汽送入管網(wǎng)；從變換過來的低壓鍋爐給水在各級冷凝器（E6005，E6006，E6007）、蒸汽發(fā)生器（E6008）和尾氣廢鍋（E6009）（G）低壓蒸汽供本裝置設(shè)備夾套及管道伴熱使用。從一、二、三級冷凝器（E6005,E6006,E6007）和尾氣分液罐（V6005）中冷凝下來的液硫都進入液硫封（V6004A,B）,然后由液硫封（V6004A,B）自流流入液硫貯罐（V6007A,B），再用液硫泵（P6002A,B）將液硫輸送到液硫高位罐（V6009），由液硫高位罐（V6009）經(jīng)過過慮輸送到硫磺尖嘴滴落成型造粒機去造粒成型包裝出售。系統(tǒng)中各排液、導(dǎo)淋回收的NHD溶液，經(jīng)排液總管送入溶劑系統(tǒng)貯槽內(nèi)。精脫硫時，凈化氣先進入水解槽預(yù)熱器（E4004）被變換氣冷凝液加熱到80℃，經(jīng)水解槽（R3001）水解后，在水解氣冷卻器（E4005）中冷卻至40℃，進到精脫硫槽（R3002A，B）精脫硫，得到符合甲醇合成所需的凈化氣體（CO2：2～3%，COS和H2S），送入合成甲醇工段。采用甲醇馳放氣（40℃，(A)）作為氣提氣進入濃縮塔下部，塔頂出來的氣提氣中主要是CO2 、H2及少量H2S、COS等氣體，(G)閃蒸氣合并經(jīng)閃蒸氣水冷器I（E3004）冷卻至40℃返回進NHD脫硫入口以回收高壓閃蒸氣中的H2。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。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。預(yù)塔：入塔溫度65℃，塔頂放空溫度40℃，預(yù)精餾后甲醇pH值宜控制在8 ；加壓塔：，溫度125℃， ，溫度122℃，常壓塔：，溫度67℃。但浮閥易損壞，維修費用高，安裝要求高。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)能力及對環(huán)境的影響。（4）設(shè)備投資。節(jié)能效果顯著，特別適合較大規(guī)模的精甲醇生產(chǎn)。 甲醇三塔精餾工藝技術(shù)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(chǎn)品質(zhì)量而設(shè)計的。經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器加熱到45℃后進入預(yù)精餾塔。其在聯(lián)醇裝置中得到了迅速推廣。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。空速過低，結(jié)炭等副反應(yīng)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。由于新鮮氣中（H2CO2）/(CO+CO2)略大于2，而反應(yīng)過程中氫與一氧化碳、二氧化碳的化學(xué)計量比分別為2:1和3:1，因此循環(huán)氣中（H2CO2）/(CO+CO2)遠(yuǎn)大于2。（2）操作壓力壓力是甲醇合成反應(yīng)過程的重要工藝條件之一。75%負(fù)荷時，使用XCN98型催化劑，當(dāng)入塔氣中CO2組分體積分?jǐn)?shù)高達5%時，生產(chǎn)運行情況仍良好，收率和物耗都較低，催化劑仍能保持較高的活性，產(chǎn)品質(zhì)量符合質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)的要求。75%負(fù)荷下的甲醇產(chǎn)量( t/h)接近裝置滿負(fù)荷設(shè)計甲醇量( t/h)。目前已在國內(nèi)20多套大、中、小型工業(yè)甲醇裝置上使用,運行情況良好。對毒物敏感性小，操作的適宜溫度為350～400℃，壓力為25～32MPa(壽命為2～3年)；銅基催化劑具有良好的低溫活性，較高的選擇性，通常用于低、中壓流程。針對甲醇合成的特點采用四床（或五床)內(nèi)換熱式合成塔。在日產(chǎn)超過2000t時，往往需要并聯(lián)兩個。日前大型裝置很少使用。目前，國內(nèi)外的大型甲醇合成塔塔型較多，歸納起來可分為五種： （1）冷激式合成塔這是最早的低壓甲醇合成塔，是用進塔冷氣冷激來帶走反應(yīng)熱。「8」「9」甲醇合成反應(yīng)器實際是甲醇合成系統(tǒng)中最重要的設(shè)備。因此，H2S和CO2在NHD溶劑中的溶解度隨壓力升高、溫度降低而增大。 (5)溶劑本身不起泡。當(dāng)全氣量通過變換工序時，此時要求最終變換率不太高，必須保證足量的CO作為合成甲醇的原料；設(shè)計中采用的是部分氣量變換，其余氣量不經(jīng)過變換而直接去合成，這部分氣體可以調(diào)節(jié)變換后甲醇合成原料氣中CO的含量，所以通過的氣體變換率達90%以上。工藝條件的確定：（1）溫度變換反應(yīng)是一個可逆放熱反應(yīng)，對應(yīng)于一定的組成和一個最佳溫度。(7)對環(huán)境影響小，氣化過程無廢氣排放。對煤的灰熔點的適用范圍比其他氣化工藝更寬，即使是高水份、高灰分、高硫含量和高灰熔點的煤種也能使用。生成CO2量大，碳的轉(zhuǎn)化率低，有效氣體成份(CO+H2)低；對煤有一定要求，如要求灰分13%，灰熔點1300℃，含水量8%等，雖然具有氣流床煤氣化的共同優(yōu)點，仍是美中不足。從技術(shù)先進性、能耗、環(huán)保等方面考慮，對于大型甲醇煤氣化應(yīng)選用氣流床氣化為宜. 從流程分，可分為冷激式流程和廢熱鍋爐流程。典型代表為GSP,Shell,Texaco氣流床氣化工藝。采用一定粒度分布的細(xì)粒煤（＜10mm）為原料，吹入爐內(nèi)的氣化劑使煤粒呈連續(xù)隨機運動的流化狀態(tài)，床層中的混合和傳熱都很快。本產(chǎn)品（精甲醇）執(zhí)行國家《GB338—92》標(biāo)準(zhǔn)，具體指標(biāo)見下表項 目指標(biāo)優(yōu)等品一等品合格品色度（鉑—鈷），號 ≤510密度（200C），g/cm3～～溫度范圍(0℃,101325Pa)，℃沸程（177。精餾車間：甲醇精餾和甲醇貯罐區(qū)。（2）合成工段的工藝參數(shù)參閱某化學(xué)工程公司的甲醇合成廠的工藝參數(shù)資料。甲醇作為石油的補充已成為現(xiàn)實，發(fā)展甲醇工業(yè)對我國經(jīng)濟發(fā)展具有重要的戰(zhàn)略意義。2005年，該技術(shù)成功應(yīng)用于國內(nèi)首家焦?fàn)t氣制甲醇裝置上。由于低壓法比高壓法在能耗、裝置建設(shè)和單系列反應(yīng)器生產(chǎn)能力方面具有明顯的優(yōu)越性，所以從70年代中期起，國外新建裝置大多采用低壓法工藝。甲醇是醇類中最簡單的一元醇?；瘜W(xué)性質(zhì)較活潑，能發(fā)生氧化、酯化、羰基化等化學(xué)反應(yīng)。蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，％～﹪（體積比）。甲醇還可經(jīng)生物發(fā)酵生成甲醇蛋白，富含維生素和蛋白質(zhì)，具有營養(yǎng)價值高而成本低的優(yōu)點，用作飼料添加劑，有著廣闊的應(yīng)用前景。1971年德國的Lurgi公司相繼開發(fā)了適用于天然氣－渣油為原料的低壓法工藝。2000年，杭州林達公司開發(fā)了擁有完全自主知識產(chǎn)權(quán)的JW低壓均溫甲醇合成塔技術(shù)［3］，打破長期來被ICI、Lurgi等國外少數(shù)公司所壟斷擁的局面，并在2004年獲得國家技術(shù)發(fā)明二等獎。由于我國石油資源短缺，能源安全已經(jīng)成為不可回避的現(xiàn)實問題，尋求替代能源已成為我國經(jīng)濟發(fā)展的關(guān)鍵。 設(shè)計的基礎(chǔ)資料（1）工藝流程資料參閱某化學(xué)工程公司的甲醇合成廠的工藝流程資料和參考由房鼎業(yè)主編的《甲醇工學(xué)》。合成車間：包括壓縮、甲醇合成。 原料煤規(guī)格原料煤的元素分析為：C %；H % ；O %；N % ；S（可燃）%；S（不可燃）%； Cl/（mg/kg）229；F/（mg/kg）104；Na/（mg/kg）2180；K/（mg/kg）292 。在大型煤制甲醇的裝置中，固定床的優(yōu)點是投資低，可是它有很多不足：（1）對原料煤的黏結(jié)性有一定有一定要求：（2）氣化強度低：（3）環(huán)境污染負(fù)荷大，治理較麻煩。氣流床采用粉煤為原料，反應(yīng)溫度高，灰分是熔融狀態(tài)。 (6)但投資相對較高，尤其是Shell粉煤氣化。水煤漿氣流床：水煤漿氣化技術(shù)的特點是煤漿帶35%~40%水入爐，因此氧耗比干粉煤氣化約高20%；爐襯是耐火磚，沖刷嚴(yán)重，每年要更換一次