【正文】 的關鍵設備，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。 生 產(chǎn)工藝參數(shù) 預塔：入塔溫度 65℃，塔頂放空溫度 40℃， 預 精餾 后甲醇比重維持在 ，預 精餾 后甲醇 pH 值宜控制在 8 ；加壓塔：塔底釜液壓強 ， 溫度 125℃，塔頂氣體壓強 ，溫度 122℃，常壓塔：塔頂氣體壓強 ，溫度 67℃ 。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。精脫硫時，凈化氣先進入水解槽預熱器（ 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。 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。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。出貧富液換熱器 I 的 NHD 貧液已降溫到 ℃，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(nèi)吸收脫碳塔下塔過來的凈化氣中微量的 H2S 和 CO2，出塔后經(jīng)脫硫貧液泵 I 增壓到(G)進入變換氣脫硫塔（ T3001）。另一部分去發(fā)電氣加熱器（ E2021），溫度降至 213℃，進入發(fā)電氣廢熱鍋爐（ E2021），產(chǎn)生 MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至 170℃，進入第四水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ（ E2021）加熱鍋爐給水，溫度降至 153℃，再進入第五水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ（ E2021）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（ V2021），分離出冷凝液后進入脫鹽水加熱 器Ⅱ（ E2021），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。該塔生產(chǎn)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。 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 24 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(chǎn)規(guī)模 t/a 10 5 2.5 10 5 2.5 投資 100 100 100 113 1 129 操作費用 100 100 100 64 6 71 能耗 100 100 100 60 6 6 注：投資、操作費用、能耗為相對數(shù) 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(zhì)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。作為一般要求的精甲醇經(jīng)加壓精餾塔后就可以達到合格的質(zhì)量。近年來在大、中型企業(yè)中得到了推廣和應用。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。 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)的操作年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 20 壓力可以升至 10Mpa 左右。 75%負荷下合成系統(tǒng)未發(fā)現(xiàn)結蠟 ,粗甲醇質(zhì)量符合設計要求。 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 CuO ZnO Al2O3 壓力 /MPa 溫度 /℃ 英國 ICI 513 60 30 10 190～ 270 德國 LG104 51 32 4 210～ 240 美國 C792 220～ 330 丹麥 LMK 40 10 220～ 270 中國 C302 系列 51 32 4 210～ 280 中國 XCN98 52 20 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。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。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。 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。 (2)溶劑的蒸汽壓極低，揮發(fā)性小 。 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。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構，因而在氣化爐結構以及工藝流程上有其先進之處。 (4)碳轉化率高，均大于 90%，能耗低 。典型的氣化爐為魯奇 （ Lurgi） 爐。 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 8 設計的范圍﹑裝置組成及建設規(guī)模 設計的范圍 （ 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 生產(chǎn)和輔助車間設置 (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。 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。 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 6 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。 是一種無色、透明、易燃、有毒、易揮發(fā)的液體，略帶酒精味 ； 分子 量 ，相對密度 (d420)，蒸氣相對密度 (空氣 =1)，熔點 ℃，沸點 ℃，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。為了滿足經(jīng)濟發(fā)展對甲醇的需求，開展了此20 萬 t/a 的甲醇項目。 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。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。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。 (2)設輔助車間 3 個 機修車間：包括機修、電儀修理。生成的煤氣基本不含焦油，但飛灰量很大。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。 (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。設計中的變換爐（ R2021）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。 (7)溶劑無臭、無味、無毒。 甲醇合成塔主要由外筒、內(nèi)件和電加熱器三部分組成。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，同時可副產(chǎn) — 的中壓蒸汽，是大型化較 理想的塔型。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(chǎn)中壓蒸汽。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。 合成工序工藝操作條件的確定與論證 「 12」「 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。 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。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。 甲醇的精餾分 2 個階段：先在預塔中脫除輕餾分 .主要是二甲醚；后進入主精餾塔，進一步把高沸點的重餾分雜質(zhì)脫除，主要是水、異丁基油等。 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 23 粗甲醇甲醇甲醇釜液 圖 3 三塔工藝流程 1 預精餾塔 2加壓精餾塔 3 常壓精餾塔 雙塔與三塔精餾技術比較 ［ 17］ （ 1） 工藝流程。所以要根據(jù)企業(yè)的實際條件選擇合適的高效精餾塔。 3 工藝流程 GSP 氣化工藝流程 GSP 氣化工藝過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。 脫鹽水站來的脫鹽水分成兩部分，一部分進入脫鹽水加熱器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，另一股進入除氧器除氧；另一部分進入脫鹽水加熱器Ⅱ（ E2021）與水煤氣（發(fā)電氣）換熱溫度升至 98℃，進入除氧器除氧。 吸收了少量 CO H2S 和 COS 的 NHD 貧液從脫碳塔（ T4001）上塔底部出來后返回到 NHD 脫硫工段。 配入一定量氫氣的 Claus 尾氣經(jīng)過加氫預熱器（ E6003）預熱至 300℃進入加氫反應器（ R6002）反應，將除 H2S 以外的硫化物幾乎全部轉化為 H2S，反應器出口氣體進入蒸汽發(fā)生器（ E6008）冷卻至 160℃，再進入急冷塔（ T6001）冷卻到 36℃。爐膛內(nèi)發(fā)生的化學反應如下： H2S + 3/2 O2 → SO 2 + H2O + Q1 H2S + 1/2 SO2 → H 2O + 3/4 S2 + Q2 燃燒后從爐內(nèi)出來的混合氣分成三股 ，一股去一級高溫摻合閥（ TV6001），一股去二級高溫摻合閥（ TV6002） ,另一股經(jīng)加氫預熱器（ E6003）與加氫工藝氣體換熱冷卻到 810℃，再經(jīng)過廢熱鍋爐（ E6004）降溫到 330℃，然后進入一級冷凝器（ E6005）冷卻到 150℃分離出液硫，同時冷凝器殼程產(chǎn)生 （ G）的低壓蒸汽。貧液經(jīng)貧富液換熱器 II（ E3003）冷卻到 57℃，然后由貧液泵 II（ P3002A,B）加壓到 (G)送入貧富液換熱器 I（ E3002）；而在貧液進入貧富液換熱器 I 前面有一旁路，把部分貧液減壓到 (G)進入溶液過濾器（ M3001A,B），過濾后的貧液再返回貧液泵 II 的入口。 另一部分水煤氣進入有機硫水解槽（ R2021）脫硫，出來的 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。塔總高一般為浮閥塔的一半。由于雙塔精餾具有流程簡單 ,運行穩(wěn)定的特 點 ,所以在操作上較三塔精餾要方便簡單。脫除低沸點組分后，采用加壓精餾的方法，提高甲醇氣體分壓與沸點，減少甲醇的氣相揮發(fā)，從而提高 了甲醇的收率。三塔精餾工藝技術是為減少甲醇在精餾中的損耗和提高熱利用率，而開發(fā)的一種先進 、 高效和能耗較低的工藝流程。所得產(chǎn)品除甲醇為，還有水、醚、醛、酮、酯、烷烴、有機酸等幾十種有機雜質(zhì)。 至較高的壓力和溫度下，一氧化碳和氫生成甲烷、異丁醇等副產(chǎn)物，這些副反應的反應熱高于甲醇合成反應，使床層溫度提高，副反應加速，如果不及時控制，回造成溫度猛升而損壞催化劑。 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 19 (4)選擇性好。隨著脫硫技術的發(fā)展，使用銅基催化劑己成為甲醇合成工業(yè)的主要方向，鋅基催化劑已于 80 年代中期淘汰。管板下面還有一段逆?zhèn)鳠岫?，也就是進塔氣 225℃，管外的沸騰水卻是 248℃ ，不是將反應熱移走而是水給反應氣加熱。冷管的結構有逆流式、并流式和 U 型管式。 綜上所述， NHD 法脫硫脫碳凈化工藝是一種高效節(jié)能的物理吸收方法。 物理性質(zhì) (25℃ )： 密度 蒸汽壓 表面張力 粘度 比熱 2100J/(kg/K) 導熱系數(shù) (m/K) 年產(chǎn) 20 萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計 14 冰點 22℃ ～ 29℃ 閃點 151℃ 燃點 157℃ 應用性能 ： 表 2 各種氣體在 NHD溶劑中的相對溶解度 ［ 7］