【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 % % 。出塔氣中CO=入塔氣中CO－反應消耗的CO+反應中生成的CO－－－－－－－%+= m3/h同理可得其它氣體量 甲醇分離器出口氣體組成的確定 分離器出口氣體組分=循環(huán)氣氣體組分+弛放氣氣體組分；則分離器出口氣體中CO氣量=循環(huán)氣中CO+弛放氣中CO=+=；同理可算的其他氣體的氣量。 粗甲醇中的溶解氣體量粗甲醇中氣體溶解量查表5Mpa、40℃時，每一噸粗甲醇中溶解其他組成如下表［20］：表7 1噸粗甲醇中合成氣溶解情況氣體H2COCO2N2ArCH4溶解量（m3/t粗甲醇）則 粗甲醇中的溶解氣體量為： H2 = = m3/h kmol/h CO= = CO2 = = N2 = = Ar = = CH4 = = m3/h 粗甲醇中甲醇擴散損失 40℃時,液體甲醇中釋放的溶解氣中,每立方米含有37014g的甲醇,假設減壓后液相中除二甲醚外,其他氣體全部釋放出，則甲醇擴散損失G =（+++++）=即 kmol/h， m3/h 合成反應中各氣體的消耗和生成情況表8 弛放氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4組成%%%%%%%表9 合成反應中消耗原料情況 消耗項單位消耗原料氣組分COCO2H2N2Ar反應（1）m3/h反應（3）m3/h反應（4）m3/h反應（5）m3/h反應（6）m3/h反應（7）m3/h（）注：括號內(nèi)的為生成量；反應（1）項不包括擴散甲醇和弛放氣中甲醇消耗的原料氣量表10 合成反應中生成物情況生成項單位生成物組分CH4CH3OH（CH3O）2C4H9OHC18H18H2O反應（1）m3/h反應（3）m3/h反應（4）m3/h反應（5）m3/h反應（6）m3/h反應（7）m3/h表11 其他情況原料氣消耗消耗項單位消耗原料氣組分COCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶解m3/h擴散的甲醇m3/h弛放氣m3/h%G%G%G%G%G%G馳放氣中甲醇m3/h%G%G注：G為馳放氣的量，m3/h。由反應（3）、（4）、（5）、（6）得出反應（2）、（7）生成的水分為； －－－3－8 = kmol/h 由于合成反應中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要發(fā)生逆變反應生成一氧化碳，且入塔氣中二氧化碳的含量一般不超過5%，所以計算中忽略反應（2）。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） 粗甲醇的合成工業(yè)生產(chǎn)中測得低壓時， m3（標態(tài)）的甲烷， kmol/h 。三塔精餾工藝中甲醇的收率達97%。第四章 工藝計算工廠設計為年產(chǎn)精甲醇20萬噸，開工時間為每年330天，采用連續(xù)操作， t/h。整個裝置形成氣氨吸收，濃氨水精餾，冷凝液氨的循環(huán)系統(tǒng)，為用戶提供冷量。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。蒸出的氣氨經(jīng)塔頂回流冷凝器，進入氨冷凝器（E2504A～D），冷凝為液氨，進入液氨貯槽，然后液氨經(jīng)過冷器換熱，℃送到用戶。其吸收反應熱由冷卻水帶出。甲醇裝卸棧臺共設有12臺火車鶴管和6臺汽車鶴管，根據(jù)精甲醇泵（P9101A,B）的能力，至少有三臺槽車同時裝料。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。由常壓精餾塔（T8003）底部排出的精餾殘液經(jīng)廢水冷卻器（E8009）冷卻至40℃后，由廢水泵（P8007A，B）送到生化處理裝置。為防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳腐蝕設備，在預塔進料泵（P8002A，B）后的粗甲醇溶液中配入適量的燒堿溶液，用來調(diào)節(jié)粗甲醇溶液的PH值。常壓精餾塔（T8003）頂部排出精甲醇氣（，67℃），經(jīng)常壓塔冷凝冷卻器（E8008）冷凝冷卻后一部分回流到常壓精餾塔（T8003），另一部分打到精甲醇計量槽（V8007A，B）內(nèi)貯存。加壓精餾塔（T8002）塔底釜液（，125℃）進入常壓精餾塔（T8003），進一步精餾。圖8 合成工藝流程來自甲醇合成裝置的粗甲醇（40℃，），通過預塔進料泵（P8002A,B），經(jīng)粗甲醇預熱器加熱至65℃，進入預精餾塔（T8001），預塔再沸器（E8004），低沸點的雜質如二甲醚等從塔頂排出，冷卻分離出水后作為燃料；回收的甲醇液通過預塔回流泵（P8003A,B）作為該塔回流液。合格的鍋爐給水來自變換裝置；循環(huán)冷卻水來自界區(qū)外部。從甲醇分離器（V7002）出來的循環(huán)氣在加壓前排放一部分弛放氣，以保持整個循環(huán)回路惰性氣體恒定。分離出的粗甲醇進入甲醇膨脹槽（V7003）。副產(chǎn)蒸汽確保了甲醇合成塔內(nèi)反應趨于恒定，且反應溫度也可通過副產(chǎn)蒸汽的壓力來調(diào)節(jié)。圖7 硫回收工藝流程來自脫碳裝置的新鮮氣（40℃，）與循環(huán)氣一起經(jīng)甲醇合成氣壓縮機（C7001），經(jīng)過入塔氣預熱器（E7001）加熱到225℃，進入甲醇合成塔（R7001）內(nèi)，甲醇合成氣在催化劑作用下發(fā)生如下反應：CO + 2H2 = CH3OH + QCO2 + 3H2 = CH3OH + H2O + Q甲醇合成塔（R7001）為列管式等溫反應器，管內(nèi)裝有XNC98型甲醇合成催化劑，管外為沸騰鍋爐水。受熱解析出H2S和CO2的NHD貧液與吸收塔（T6002）出來的富液換熱、循環(huán)水冷卻、氨冷器冷卻降溫到0℃進入吸收塔(T6002)再去進行吸收。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。急冷塔（T6001）底的急冷水用急冷水循環(huán)泵（P6011A，B）加壓打入急冷水冷卻器（E6016）冷卻到36℃進入急冷塔上部，自上而下冷卻從急冷塔下部而來的氣體。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℃。三級冷凝器（E6007）出口氣體進入尾氣分液罐（V6005）進一步分離出氣體中夾帶的液硫，從尾氣分液罐（V6005）頂部出來的就是Claus尾氣。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。爐膛內(nèi)發(fā)生的化學反應如下：H2S + 3/2 O2 → SO2 + H2O + Q1H2S + 1/2 SO2 → H2O + 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，（G）的低壓蒸汽。圖6 NHD脫硫脫碳工藝流程來自脫硫工段的酸性氣經(jīng)酸性氣分水罐（V6001）分離掉酸性水，進入酸性氣燃燒爐（F6001）與按一定比例配入的富氧空氣混合燃燒，使爐膛溫度保持在950℃左右。從氣提塔底出來的貧液經(jīng)氨冷器（E4003）冷卻到5℃，由脫碳貧液泵（P4001A，B） Mpa(A)進入脫碳塔下塔上部。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。富液進入水力透平（HT4001A,B）回收靜壓能，(A)后進入脫碳高壓閃蒸槽（V4003），脫碳高壓閃蒸槽設備為板式塔，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出來，此氣體即謂脫碳高壓閃蒸氣。吸收了少量COH2S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。從下塔頂出來的凈化氣（CO24%(V)、℃）直接進入脫碳塔上塔底部與從脫硫工段過來的被氨冷器I（E4002）冷卻至0℃的NHD貧液逆相接觸，從上塔頂出來的凈化氣（CO2約2～3%(V)、COS和H2S5ppm、℃），經(jīng)凈化氣分離器（V4002）除去少量霧沫夾帶的NHD后，進入氣氣換熱器（E4001A），溫度升至30℃，(A)，然后將凈化氣送去精脫硫。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。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）(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，(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。從濃縮塔底出來底NHD富液由脫硫水力透平（HT3001）回收能量后進入脫硫高壓閃蒸槽（V3004），(A)，出口閃蒸氣去脫碳閃壓機。變換氣脫硫塔（T3001）℃的NHD富液和燃氣脫硫塔（T3004）℃左右的NHD富液一起由富液泵（P3003A,B）(G)經(jīng)貧富液換熱器I（E3002）換熱至50℃；貧富液換熱器II（E3003）加熱到130℃，進入濃縮塔（T3002）。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)。(A)(A)蒸汽一起送出本工段。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（E2006）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（E2011）與水煤氣（發(fā)電氣）換熱溫度升至98℃，進入除氧器除氧。由第三水分離器（V2006）、第七水分離器（V2014）分離出的冷凝液進入冷凝液汽提塔的上部，由第二水分離器（V2005）、第五水分離器（V2012）、第六水分離器（V2013）分離出的冷凝液進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℃，）進入冷凝液汽提塔的底部，低壓蒸汽進入塔的底部進行汽提冷凝液，～(A)。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。另一部分水煤氣進入有機硫水解槽（R2003）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。圖4 GSP氣化工藝流程 凈化裝置工藝流程(A)，216℃左右，（V2003）和中溫換熱器（E2002）溫度升高至240℃進入預變換爐（R2001）后分成兩部分：一部分進入變換爐（R2002），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，%（干），溫度為393℃左右進入中溫換熱器（E2002），溫度降為332℃，與旁路調(diào)節(jié)的水解氣混合進入變換氣第一廢熱鍋爐（E2003），(A)飽和蒸汽，使變換氣溫度降至為208℃進入變換氣第二廢熱