【文章內(nèi)容簡介】 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空速的選擇需要根據(jù)每一種催化劑的特性在一個相對較小的范圍內(nèi)變化 XCN98 的空速要求為 6000～ 15000h1 本設(shè)計空速定為 12021 h1 24 粗甲醇的精餾〔 14〕 在甲醇合成時因合成條件如壓力溫度合成氣組成及催化劑性能等因素的影響在產(chǎn)生甲醇反應(yīng)的同時還伴隨著一系列的副反應(yīng)所得產(chǎn)品除甲醇為還有水醚醛酮酯烷烴有機(jī)酸等幾十種有機(jī)雜質(zhì)由于甲醇作為有機(jī)化工的基礎(chǔ)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甲醇的純度直接影響下游產(chǎn)品的質(zhì)量消耗安全 生產(chǎn)及生產(chǎn)過程中所用的催化劑的壽命所以粗甲醇必須提純 理 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)組分的過程其分離的原理如下 對于由沸點不同的組分組成的混合液加熱到一定溫度使其部分氣化并將氣相與液相分離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若將氣相混合蒸汽再部分冷凝下來將冷凝液再加熱到一定溫度使其部分氣化并將氣相與液相分離則所得氣相冷凝液中的低沸點組分又高于原氣相冷凝液如此反復(fù)低沸點組分不斷提高道 最后制得接近純態(tài)的低沸點組分 藝和精餾塔的選擇〔 15〕 甲醇精餾按工藝主要分為三種雙塔精餾工藝技術(shù)帶有高錳酸鉀反應(yīng)的精餾工藝技術(shù)和三塔精餾工藝技術(shù)雙塔精餾工藝技術(shù)由于具有投資少建設(shè)周期短操作簡單等優(yōu)點被我國眾多中小甲醇生產(chǎn)企業(yè)所采用其在聯(lián)醇裝置中得到了迅速推廣帶有高錳酸鉀反應(yīng)的精餾工藝技術(shù)僅在單醇生產(chǎn)中用鋅鉻為催化劑的產(chǎn)品中有應(yīng)用近年來隨著甲醇合成銅基催化劑的廣泛應(yīng)用和氣體凈化水平的提高粗甲醇生產(chǎn)中的副反應(yīng)減少和雜質(zhì)的降低此工藝流程己經(jīng)很少采用三塔精餾工藝技術(shù)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(jìn)高效和能耗較低的工藝流程近年來在大中型企業(yè)中得到了推廣和應(yīng)用 1 雙塔精餾工藝 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(yù)精餾塔幾乎都選用板式結(jié)構(gòu)雙塔精餾工藝流程見下圖來自合成工段含醇 90 的粗甲醇經(jīng)減壓進(jìn)入粗甲醇貯槽經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器加熱到 45℃后進(jìn)入預(yù)精餾塔甲醇的精餾分 2 個階段先在預(yù)塔中脫除輕餾分主要是二甲醚后進(jìn)入主精餾塔進(jìn)一步把高沸點的重餾分雜質(zhì)脫除主要是水異丁基油等從塔頂或側(cè)線采出經(jīng)精餾甲醇冷卻器冷卻至常溫后就可得到純度在 999 以上的符合國家指標(biāo)的精甲醇產(chǎn)品該工藝具有流程簡單運行穩(wěn) 定操作方便一次投資少的特點該工藝適合于原料粗甲醇中二甲醚等輕組分還原性雜質(zhì)量較低的粗甲醇加工 1 預(yù)精餾塔 2 主精餾塔 圖 2 甲醇雙塔工藝流程 2 三塔精餾工藝〔 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)的需要隨著生產(chǎn)的強(qiáng)化不僅消耗大幅度上升而且殘液中的甲醇含量也大大超過了工藝指標(biāo)對企業(yè)的達(dá)標(biāo)排放構(gòu)成了較大的威脅 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)計的預(yù)精餾塔后的冷凝器采用一級冷凝用以脫除二甲醚等低沸點的雜質(zhì)控制冷凝器氣體出口溫度在一定范圍 內(nèi)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脫除低沸點組分后采用加壓精餾的方法提高甲醇?xì)怏w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作為一般要求的精甲醇經(jīng)加壓精餾塔后就可以達(dá)到合格的質(zhì)量如作為特殊需要則再經(jīng)過常壓精餾塔的進(jìn)一步提純生產(chǎn)中加壓塔和常壓塔同時采出精甲醇常壓塔的再沸器熱量由加壓塔的塔頂氣提供不需要外加熱源粗甲醇預(yù)熱器的熱量由精甲醇提供也不需要外供熱量因此該工藝技術(shù)生產(chǎn)能力大節(jié)能效果顯著特別適合較大規(guī)模的精甲醇生產(chǎn) 圖 3 三塔工藝流程 1 預(yù)精餾塔 2 加壓精餾塔 3 常壓精 餾塔 3 雙塔與三塔精餾技術(shù)比較〔 17〕 1工藝流程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臺加壓塔這樣在同等的生產(chǎn)條件下降低了主精餾塔的負(fù)荷并目常壓塔利用加壓塔塔頂?shù)恼羝淠裏嶙鳛榧訜嵩此匀s既節(jié)約蒸汽又節(jié)省冷卻水 2 蒸汽消耗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 3 產(chǎn)品質(zhì)量三塔精餾與雙塔精餾在產(chǎn)品質(zhì)量上最大的不同是三塔精餾制取的精甲醇中乙醇含量低一般小于 50 106 而雙塔精餾制 取的精甲醇中乙醇含量為 400 106～ 500 106三塔精餾制取的精甲醇純度可達(dá) 9999含有的有機(jī)雜質(zhì)相對較少 4 設(shè)備投資三塔精餾的流程較雙塔精餾流程要復(fù)雜所以在投資方面同等規(guī)模三塔精的設(shè)備投資要比雙塔精餾高出 20～ 30 5 操作方面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 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 ta 10 5 25 10 5 25 投資 100 100 100 113 1223 129 操作費用 100 100 100 64 667 71 能耗 100 100 100 60 604 612 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(shù)的一次性投入要比雙塔精餾高出 2030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)點十分突出隨著三塔精餾生產(chǎn)規(guī)模的擴(kuò)大能耗還有進(jìn)一步下降的空間而雙塔精餾技術(shù)僅在生產(chǎn)規(guī)模低于 5 萬 t a 時具有一定得優(yōu)勢本設(shè)計中甲醇產(chǎn)量為 20 萬 ta 遠(yuǎn)大于 5萬 ta 綜合考慮各項因素所以設(shè)計采用三塔精餾工藝 4 精餾塔的選擇 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)境的影響所以要根據(jù)企業(yè)的實際條件選擇合適的高效精餾塔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其各自結(jié)構(gòu)及特點如下〔 19〕 1 泡罩塔 泡罩塔十多層板式塔每層塔板上裝有一個活多個炮罩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(chǎn)能力低設(shè)備體積大結(jié)構(gòu)復(fù)雜投資較大該塔已經(jīng)逐漸被其他塔代替 2 浮閥塔 浮閥塔的塔板結(jié)構(gòu)與泡罩相似致使浮閥代替了泡罩及其伸氣管該類型塔板效率高操作彈性大操作適應(yīng)性強(qiáng)單位面積生產(chǎn)能力大造價較低但浮閥易損壞維修費 用高安裝要求高目前該塔仍被廣泛使用但有使用逐漸減少的趨勢 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(dāng) 5 塊以上的理論板塔總高一般為浮閥塔的一半該塔生產(chǎn)能力大壓降小分離效果好結(jié)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 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傳質(zhì)效率高傳質(zhì)空間利用率好處理能力大操作彈性大結(jié)構(gòu)簡單可靠投資小板液面梯度小液面橫向混合好無流動傳質(zhì)死區(qū) 綜合比較上面四種塔可以知道填料塔和新型垂直篩板性質(zhì)更加優(yōu)越同時考慮到 新型垂直篩板是一種新型塔目前使用很少技術(shù)難得而填料塔使用較普遍技術(shù)非常成熟所以設(shè)計選用了填料塔 5 生產(chǎn)工藝參數(shù) 預(yù)塔入塔溫度 65℃塔頂放空溫度 40℃預(yù)精餾后甲醇比重維持在 087 預(yù)精餾后甲醇 pH 值宜控制在 8 加壓塔塔底釜液壓強(qiáng) 06Mpa 溫度 125℃塔頂氣體壓強(qiáng)06Mpa 溫度 122℃常壓塔塔頂氣體壓強(qiáng) 013Mpa 溫度 67℃ 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 固體氣化原料被碾磨為不大于 05 ㎜的粒度后經(jīng)過干燥通過濃相 氣流輸入系統(tǒng)送至燒嘴氣化原料與氣化劑氧氣經(jīng)燒嘴同時噴入氣化爐 R1001 內(nèi)的反應(yīng)室然后在高溫 1 400 一 1 600℃ 高壓 4 0 MPa 下發(fā)生快速氣化反應(yīng)產(chǎn)生以 CO和 H2為主要成分的熱粗煤氣氣化原料中的礦物部分形成熔渣熱粗煤氣和熔渣一起通過反應(yīng)室底部的排渣口進(jìn)入下部的激冷室 冷卻后的粗煤氣進(jìn)入分離器 V1002 從分離器出來的氣體分為兩部分一部分進(jìn)入變換爐 R1002 氣體出來后進(jìn)入換熱器E1003 出來的氣體和另外一部分氣體混合后進(jìn)入水解器氣體出來后入分離器V1004從 V1004出來后去凈化工段而從分離器 V1002下分離出的液體進(jìn)入分離器V1003從 V1003出來的氣體經(jīng)過冷卻器 E1002后主要為 H2S去硫回收系統(tǒng)從 V1003下分離的液體去污水處理系統(tǒng)處理后的水和從 E1002E1003V1004 出來的冷液一起返回氣化爐冷激室氣化爐冷激室里的渣粒固化成玻璃狀通過鎖斗系統(tǒng)排出 污水的處理過程是先送入減壓閃蒸槽閃蒸后的液體進(jìn)入沉淀池沉淀后去濃縮再去過濾 圖 4 GSP 氣化工藝流程 32 凈化裝置工藝流程 由氣化工段送來的 38MPa A 216℃左右汽氣比為 143 的水煤氣經(jīng)煤氣水分離器 V2021 和中溫?fù)Q熱器 E2021 溫度升高至 240℃進(jìn)入預(yù)變換爐 R2021 后分成兩部分一部分進(jìn)入變換爐 R2021 變換爐內(nèi)裝兩段耐硫變換觸媒二段間配有煤氣激冷管線出變換爐變換氣的 CO 含量約 60 干溫度為 393℃左右進(jìn)入中溫?fù)Q熱器 E2021溫度降為 332℃與旁路調(diào)節(jié)的水解氣混合進(jìn)入變換氣第一廢熱鍋爐 E2021 生產(chǎn)14MPa A 飽和蒸汽使變換氣溫度降至為 208℃進(jìn)入變換氣第二廢熱鍋爐 E2021 產(chǎn)生 05MPa A 低壓蒸汽出口變換氣溫度約為 197℃左右進(jìn)入第一水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液閃蒸槽 V2021 變換氣去脫硫再沸器及氨吸收制 冷再沸器自氨吸收制冷系統(tǒng)返回的變換氣溫度 145℃進(jìn)入鍋爐給水加熱器 E2021后溫度降至 142℃再進(jìn)入第二水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔 T2021分離后的變換氣進(jìn)入脫鹽水加熱器Ⅰ E2021 加熱來自脫鹽水站的脫鹽水溫度降至35℃進(jìn)入第三水分離器 V2021分離出的冷凝液去冷凝液汽提塔 T2021分離后的變換氣去脫硫系統(tǒng) 另一部分水煤氣進(jìn)入有機(jī)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 干基左右另一部分去發(fā)電氣加熱器 E2021 溫度降至 213℃進(jìn)入發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 產(chǎn)生 05 MPa A 低壓蒸汽出口水煤氣溫度降至 170℃進(jìn)入第四水分離器 V2021分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器Ⅱ E2021 加熱鍋爐給水溫度降至 153℃再進(jìn)入第五水分離器V2021 分離出冷凝液后進(jìn)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(jìn)入第六水分離器 V72021分離出冷凝液后進(jìn)入脫鹽水加熱器ⅡE2021溫度降至 35℃進(jìn)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 來自脫硫系統(tǒng)的發(fā)電煤氣溫度 80℃壓力 357MPaA 進(jìn)入發(fā)電氣 加熱器 E2021溫度升至 230℃然后去發(fā)電系統(tǒng)發(fā)電用 由第一水分離器 V2021第四水分離器 V2021分離出的高溫冷凝液和來自氨吸收制冷脫硫系統(tǒng)的冷凝液進(jìn)入冷凝液閃蒸槽 V2021 閃蒸出的閃蒸氣進(jìn)入冷凝液汽提塔 T2021 冷凝液由閃蒸槽底部排出直接送至氣化工段 由第三水分離器 V2021第七水分離器 V2021分離出的冷凝液進(jìn)入冷凝液汽提塔的上部由第二水分離器 V2021第五水分離器 V2021第六水分離器 V2021分離出的冷凝液進(jìn)入冷凝液汽提塔的中部汽提塔采用垂直篩板塔冷凝液閃蒸槽閃蒸出的閃蒸氣 156℃ 30MPa 進(jìn)入冷 凝液汽提塔的底部低壓蒸汽進(jìn)入塔的底部進(jìn)行汽提冷凝液塔的操作壓力為 04～ 5MPa A 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 脫鹽水站來的脫鹽水分成兩部分一部分進(jìn)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(jìn)入除氧器除氧另一部分進(jìn)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(jìn)入除氧器除氧除氧器用本工段產(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經(jīng)低壓鍋爐給水泵升壓至 065MPa A 去鍋爐給水加熱器ⅡE2021 升溫至 153℃后一部分去變換氣第二廢熱鍋爐 E2021 產(chǎn)生 05MPa A 低壓蒸汽另一部分去發(fā)電氣廢熱鍋爐 E2021 產(chǎn)生 05MPa A 低壓蒸汽經(jīng)高壓鍋爐給水泵升壓到 560MPa A 去甲醇合成系統(tǒng)經(jīng)低壓鍋爐給水泵升壓到 16MPa A 進(jìn)鍋爐給水加熱器 E2021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 E2021 產(chǎn)生的 14MPa A 蒸汽 05MPa A 蒸汽除一小部分本工段利用外絕大部分與 14MPa A 蒸汽一起送出本工段 圖 5 變換工藝流程 脫硫脫碳 來自變換及燃 氣熱回收系統(tǒng)的煤氣 36℃ 37MPa A 含 H2S 118 與燃?xì)饷摿蛩3004 頂部出口的燃?xì)饷摿驓鈸Q熱至 149℃進(jìn)入燃?xì)饷摿蛩?T3004 下部在塔內(nèi)NHD 吸收了煤氣中大部分的 H2S 氣體同時也帶走部分 CO2COSH2 等氣體除去 H2S的煤氣稱之為燃?xì)饷摿驓馀c進(jìn)塔的煤氣在氣體換熱器 E3001AB 換熱溫度由 85℃升至 30℃為滿足燃?xì)獍l(fā)電對硫含量的要求燃?xì)饷摿驓馐紫冗M(jìn)入預(yù)脫硫槽 R3001脫除 H2S 氣體然后在精脫硫槽預(yù)熱器 E3