【正文】 。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，共4個班。﹑裝置組成及建設規(guī)模（1）年產20萬噸甲醇生產工藝流程的設計（2）物料衡算、熱量衡算（3）主要生產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工藝；了解國內外甲醇工業(yè)的發(fā)展現狀；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了甲醇的工業(yè)化生產，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。關鍵詞：甲醇、合成、精餾。為了滿足經濟發(fā)展對甲醇的需求，開展了此20萬t/a的甲醇項目。 tubular average temperature reaction is utilized to synthesize methanol keeping in low pressure。甲醇主要用于生產甲醛，消耗量要占到甲醇總產量的一半，甲醛則是生產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，特別適用于用現代氣流床煤氣化爐生產的低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甲醇（分高、中、低壓法），或與合成氨聯(lián)產甲醇（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、內件和電加熱器三部分組成。但碳的轉化率低，出塔的甲醇濃度低，循環(huán)量大，能耗高，又不能副產蒸汽，現已經基本被淘汰。這樣可較大地提高傳熱系數，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。這種塔型結構簡單，造價低，不需特種合金鋼，轉化率高，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。粗甲醇生產中的副反應減少和雜質的降低，此工藝流程己經很少采用。%以上的符合國家指標的精甲醇產品。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。㎜的粒度后，經過干燥，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℃，在塔內吸收CO2的過程中，由于CO2的溶解熱使溶液溫度升高，℃、(A)。爐內發(fā)生H2S部分氧化反應，三分之一的H2S燃燒轉化成SO2，生成的SO2再與剩下的H2S發(fā)生克勞斯發(fā)應生成單質硫。經急冷塔（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全部轉化為SO2，焚燒氣經尾氣廢鍋（E6009）冷卻至300℃，通過煙囪（X6001）高空排放。反應放出大量的熱，通過列管管壁傳給鍋爐水，產生大量中壓蒸汽（），減壓后送至蒸汽管網。汽包（V7001）排污，經排污膨脹槽（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準。 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 主反應生成氣量； G6 副反應生成氣量；G7 主反應消耗氣量； G8 副反應消耗氣量；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單程轉化率的確定循環(huán)比R= G4/G 3 =CO單程轉化率：(+)/(+)= 即 %CO2單程轉化率：(+)= 即 % 入塔氣和出塔氣組成G1 =G 3+G4+G5+G6－G7－G8=G2= G3+G4 =表16 。 / =。來自NHD脫硫工段的變換氣（182℃），進入本工段再沸器（E2501A，B）后，再經冷凝液分離器（V2504A，B）后返回到變換甲烷工段，為精餾氨水提供熱源。由甲醇精餾來的精甲醇貯存到精甲醇貯槽（V9101A，B）中。預精餾塔（T8001）底部粗甲醇液經加壓塔進料泵（P8004A,B）進入加壓精餾塔（T8002），加壓塔再沸器（E8005），加壓塔塔頂餾出甲醇氣體（，122℃）經常壓塔再沸器（E8007A，B）后，甲醇氣被冷凝，精甲醇回到加壓塔回流槽（V8004），一部分精甲醇經加壓塔回流泵（P8005A，B），回到加壓精餾塔（T8002）作為回流液，另一部分經加壓塔甲醇冷卻器（E8006）冷卻后進入精甲醇計量槽（V8007A，B）中。甲醇合成塔（R7001）出來的合成氣（255℃，），經入塔氣預熱器（E7001），甲醇水冷器（E7002A，B），進入甲醇分離器（V7002），粗甲醇在此被分離。吸收了H2S和部分CO2的NHD富液自吸收塔底由富液泵（P6012A，B）泵出，與再生塔來的NHD貧液經過貧富液換熱器Ⅰ（E6012）和貧富液換熱器Ⅱ（E6013）換熱后升溫到135℃進入再生塔（T6003）再生。從一級冷凝器（E6005）出來被冷卻至150℃的氣體與酸性氣燃燒爐出口的一級高溫摻合閥（TV6001）熱口進來的高溫氣體摻合提溫到270℃進入一級Claus轉化器（R6001）發(fā)生催化轉化反應。高壓閃蒸氣和來自脫硫工段的脫硫高壓閃蒸氣混合后進入閃蒸氣壓縮機（C4001A，B），(A)、經閃蒸氣水冷器冷卻到40℃與變換氣混合，經氣體換熱器（E6401A，B）降溫后再去脫硫工段循環(huán)吸收?！?，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，一部分貧液直接進入燃氣脫硫塔（T3004）；另一部分則進入NHD脫碳工段的脫碳塔上塔，在塔內吸收脫碳塔下塔過來的凈化氣中微量的H2S和CO2，(G)進入變換氣脫硫塔（T3001）。圖5 變換工藝流程來自變換及燃氣熱回收系統(tǒng)的煤氣（36℃，(A)，含H2S %）與燃氣脫硫塔（T3004）℃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COCOS、H2等氣體。另一部分去發(fā)電氣加熱器（E2007），溫度降至213℃，進入發(fā)電氣廢熱鍋爐（E2008）， MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至170℃，進入第四水分離器（V2011），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ（E2009）加熱鍋爐給水，溫度降至153℃，再進入第五水分離器（V2012），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ（E2010）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（V2013），分離出冷凝液后進入脫鹽水加熱器Ⅱ（E2011），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。氣化原料中的礦物部分形成熔渣。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。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。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t/a105105投資100100100113129操作費用1001001006471能耗10010010060注：投資、操作費用、能耗為相對數 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20%~30%,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。（2）蒸汽消耗。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。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