年產(chǎn)20萬噸煤制甲醇生產(chǎn)工藝初步設計摘要甲醇是一種極重要的有機化工原料，也是一種燃料，是碳一化學的根底產(chǎn)品，在國民經(jīng)濟中占有十分重要的地位。近年來，隨著甲醇下屬產(chǎn)品的開發(fā)，特別是甲醇燃料的推廣應用，甲醇的需求大幅度上升。為了滿足經(jīng)濟開展對甲醇的需求，開展了此20萬t/a的甲醇工程。設計的主要內容是進行工藝論證，物料衡算和熱量衡算等。本設計本著符合國情、技術先進和易得、經(jīng)濟、環(huán)保的原那么，采用煤炭為原料；利用GSP氣化工藝造氣；NHD凈化工藝凈化合成氣體；低壓下利用列管均溫合成塔合成甲醇；三塔精餾工藝精制甲醇；此外嚴格控制三廢的排放，充分利用廢熱，降低能耗，保證人員平安與衛(wèi)生。關鍵詞：甲醇、合成、精餾。abstractMethanolisakindofextremelyimportantorganicindustrialchemicals,andakindoffueltoo,itisthebasicproductsofthechemistryofcarbonone.Itisveryimportantinnationaleconomy.Inrecentyears,withthedevelopmentoftheproductsthataremadefrommethanol,especiallythepopularizationandapplicationofthefuelofmethanol,thedemandforthemethanolrisesbyalargemargin.Inordertosatisfyeconomicdevelopment'sdemandsformethanol,havelaunchedthemethanolprojectofthis200,000t/a.Maincontentthatdesigntocarryoncraftprove,suppliesweighingapparatusregardaswithheatweighingapparatuschargingetcTheprincipleofthedesigninlinewithaccordingwiththenationalconditions,technologicallyadvancedandapt,economy,protectingenvironment,.Coalsisadoptedasrawmaterials;thecraftofGSPgasificationisutilizedtomakewatergas;thecraftofNHDpurificationisutilizedtopurifythesyngas;tubularaverage-temperaturereactionisutilizedtosynthesizemethanolkeepinginlowpressure;therectificationcraftofthreetowersisutilizedtorectifymethanol;Inadditioncontrolthedischargeofthethreewastesstrictly,fullyutilizeusedheat,reduceenergyconsumption,guaranteethepersonalsecurityandhygiene.Keyword:Methanol,synthesis,rectification.目錄前言…………51總論…………61.1概述………………………61.2設計的目的和意義………81.3設計依據(jù)…………………81.4設計的指導思想…………81.5設計的范圍，裝置組成及建設規(guī)?！?1.6原料煤的規(guī)格……………91.7產(chǎn)品質量標準……………102工藝論證……………………102.1煤氣化路線的選擇………112.2凈化工藝方案的選擇……………………132.3合成甲醇工藝選擇………152.4甲醇精餾…………………213工藝流程……………………263.1GSP氣化工藝流程………263.2凈化裝置工藝流程………273.3甲醇合成工藝流程………343.4甲醇精餾工藝流程………353.5氨吸收制冷流程…………374工藝計算……………………384.1物料衡算…………………384.2能量衡算…………………485主要設備的工藝計算及選型………………545.1甲醇合成塔的設計………545.2水冷器的工藝設計………575.3循環(huán)壓縮機的選型………605.4氣化爐的選型…………605.5甲醇合成廠的主要設備一覽表…………616合成車間設計………………616.1廠房的整體布置設計……………………616.2合成車間設備布置的設計………………627非工藝專業(yè)要求……………627.1公用工程…………………627.2平安衛(wèi)生…………………638三廢處理…………………658.1甲醇生產(chǎn)對環(huán)境的污染…………………658.2處理方法………………669設計結果評價………………6710致謝…………6711參考文獻…………………68附工程圖紙1、甲醇合成廠總工藝流程圖2、主設備結構圖3、輔設備結構圖4、生產(chǎn)車間設備布置圖前言甲醇是醇類中最簡單的一元醇。1661年英國化學家R.波義耳首先在木材干餾后的液體產(chǎn)物中發(fā)現(xiàn)甲醇，故甲醇俗稱木精、木醇。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(shù)以酯或醚的形式存在。1857年法國的M·貝特洛在實驗室用一氯甲烷在堿性溶液中水解也制得了甲醇。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。1966年英國ICI公司開發(fā)了低壓法工藝，接著又開發(fā)了中壓法工藝。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。由于低壓法比高壓法在能耗、裝置建設和單系列反響器生產(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。世界上典型的甲醇合成工藝主要有ICI工藝、Lurgi工藝和三菱瓦斯化學公司(MCC)工藝［1］。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)本錢低的顯著優(yōu)點，尤其是LPMEOHTM工藝，采用漿態(tài)反響器，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。我國的甲醇生產(chǎn)始于1957年，50年代在吉林、蘭州和太原等地建成了以煤或焦炭為原料來生產(chǎn)甲醇的裝置。60年代建成了一批中小型裝置，并在合成氨工業(yè)的根底上開發(fā)了聯(lián)產(chǎn)法生產(chǎn)甲醇的工藝。70年代四川維尼綸廠引進了一套以乙炔尾氣為原料的95kt/a低壓法裝置，采用英國ICI技術。1995年12月，由化工部第八設計院和上?；ぴO計院聯(lián)合設計的200kt/a甲醇生產(chǎn)裝置在上海太平洋化工公司順利投產(chǎn)，標志著我國甲醇生產(chǎn)技術向大型化和國產(chǎn)化邁出了新的一步。2000年，杭州林達公司開發(fā)了擁有完全自主知識產(chǎn)權的JW低壓均溫甲醇合成塔技術［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年獲得國家技術創(chuàng)造二等獎。2005年，該技術成功應用于國內首家焦爐氣制甲醇裝置上1總論1.1概述1.1.1甲醇俗稱木醇、木精，英文名為methanol，分子式CH3OH。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32.04，相對密度0.7914(d420)，蒸氣相對密度1.11(空氣=1)，熔點-97.8℃，沸點64.7℃，閃點〔開杯〕16℃，自燃點473℃，折射率(20℃)1.3287，外表張力〔25℃〕45.05mN/m，蒸氣壓〔20℃〕12.265kPa，粘度〔20℃〕0.5945mPa1.1.2甲醇是重要有機化工原料和優(yōu)質燃料，廣泛應用于精細化工，塑料，醫(yī)藥，林產(chǎn)品加工等領域。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，甲醛那么是生產(chǎn)各種合成樹脂不可少的原料。用甲醇作甲基化試劑可生產(chǎn)丙烯酸甲酯、對苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生產(chǎn)醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有機合成中間體，它們是制造各種染料、藥品、農藥、炸藥、香料、噴漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重視。甲醇也是一種重要的有機溶劑，其溶解性能優(yōu)于乙醇，可用于調制油漆。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別離。甲醇還是一種很有前景的清潔能源，甲醇燃料以其平安、廉價、燃燒充分，利用率高、環(huán)保的眾多優(yōu)點，替代汽油已經(jīng)成為車用燃料的開展方向之一；另外燃料級甲醇用于供熱和發(fā)電，也可到達環(huán)保要求。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，具有營養(yǎng)價值高而本錢低的優(yōu)點，用作飼料添加劑，有著廣闊的應用前景。甲醇生產(chǎn)工藝的開展甲醇是醇類中最簡單的一元醇。1661年英國化學家R.波義耳首先在木材干餾后的液體產(chǎn)物中發(fā)現(xiàn)甲醇，故甲醇俗稱木精、木醇。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(shù)以酯或醚的形式存在。1857年法國的M·貝特洛在實驗室用一氯甲烷在堿性溶液中水解也制得了甲醇。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。1966年英國ICI公司開發(fā)了低壓法工藝，接著又開發(fā)了中壓法工藝。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。由于低壓法比高壓法在能耗、裝置建設和單系列反響器生產(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。世界上典型的甲醇合成工藝主要有ICI工藝、Lurgi工藝和三菱瓦斯化學公司(MCC)工藝［1］。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)本錢低的顯著優(yōu)點，尤其是LPMEOHTM工藝，采用漿態(tài)反響器，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。我國的甲醇生產(chǎn)始于1957年，50年代在吉林、蘭州和太原等地建成了以煤或焦炭為原料來生產(chǎn)甲醇的裝置。60年代建成了一批中小型裝置，并在合成氨工業(yè)的根底上開發(fā)了聯(lián)產(chǎn)法生產(chǎn)甲醇的工藝。70年代四川維尼綸廠引進了一套以乙炔尾氣為原料的95kt/a低壓法裝置，采用英國ICI技術。1995年12月，由化工部第八設計院和上?；ぴO計院聯(lián)合設計的200kt/a甲醇生產(chǎn)裝置在上海太平洋化工公司順利投產(chǎn)，標志著我國甲醇生產(chǎn)技術向大型化和國產(chǎn)化邁出了新的一步。2000年，杭州林達公司開發(fā)了擁有完全自主知識產(chǎn)權的JW低壓均溫甲醇合成塔技術［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年獲得國家技術創(chuàng)造二等獎。2005年，該技術成功應用于國內首家焦爐氣制甲醇裝置上。甲醇生產(chǎn)原料合成甲醇的工業(yè)生產(chǎn)是以固體〔如煤、焦炭〕、液體〔如原油、重油、輕油〕或氣體〔如天然氣及其它可燃性氣體〕為原料，經(jīng)造氣、凈化〔脫硫〕變換，除二氧化碳，配制成一定配比的合成氣。在不同的催化劑存在下，選用不同的工藝條件可單產(chǎn)甲醇〔分高、中、低壓法〕，或與合成氨聯(lián)產(chǎn)甲醇〔聯(lián)醇法〕。將合成后的粗甲醇經(jīng)預精鎦脫除甲醚，再精鎦而得成品甲醇。自1923年開始工業(yè)化生產(chǎn)以來，甲醇合成的原料路線經(jīng)歷了很大變化。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開展。對于我國，從資源背景看，煤炭儲量遠大于石油、天然氣儲量，隨著石油資源緊缺、油價上漲，因此在大力開展煤炭潔凈利用技術的背景下，在很長一段時間內煤是我國甲醇生產(chǎn)最重要的原料［4］。1.2設計的目的和意義由于我國石油資源短缺，能源平安已經(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)濟開展的關鍵。甲醇作為石油的補充已成為現(xiàn)實，開展甲醇工業(yè)對我國經(jīng)濟開展具有重要的戰(zhàn)略意義。煤在世界化石能源儲量中占有很大比重〔我國情況更是如此〕，而且煤制甲醇的合成技術很成熟。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。本設計遵循“工藝先進、技術可靠、配置科學、平安環(huán)保〞的原那么；結合甲醇的性質特征設計一座年產(chǎn)20萬噸煤制甲醇的生產(chǎn)車間。通過設計可以穩(wěn)固、深化和擴大所學根本知識，培養(yǎng)分析解決問題的能力；還可以培養(yǎng)創(chuàng)新精神，樹立良好的學術思想和工作作風。通過完成設計，可以知道甲醇的用途；根本掌握煤制甲醇的生產(chǎn)工藝；了解國內外甲醇工業(yè)的開展現(xiàn)狀；以及甲醇工業(yè)的開展趨勢。1.3設計的依據(jù)1.3〔1〕工藝流程資料參閱某化學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》?！?〕合成工段的工藝參數(shù)參閱某化學工程公司的甲醇合成廠的工藝參數(shù)資料。具體數(shù)據(jù)為入塔壓力5.14MPa，出塔壓力4.9MPa，副產(chǎn)蒸汽壓力3.9MPa，入塔溫度225℃255℃1.4設計的指導思想以設計任務書為根底，適應我國甲醇工業(yè)開展的需要。加強理論聯(lián)系實際，擴大知識面；培養(yǎng)獨立思考、獨立工作的能力。整個設計應貫徹節(jié)省基建投資，充分重視技術進步，降低工程造價，節(jié)能環(huán)保等思想，設計生產(chǎn)高質量甲醇產(chǎn)品。1.5設計的范圍﹑裝置組成及建設規(guī)模1.5〔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1.5(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。凈化車間：包括脫硫〔常壓粗煤氣脫硫、變換氣脫硫〕、一氧化碳變換、脫二氧化碳及精脫硫。合成車間：包括壓縮、甲醇合成。精餾車間：甲醇精餾和甲醇貯罐區(qū)。動力車間：包括全廠供排水、鍋爐供熱、軟水脫鹽水、供電。(2)設輔助車間3個機修車間：包括機修、電儀修理。綜合樓：包括中心化驗室、質量檢驗、平安環(huán)保。綜合倉庫1.5生產(chǎn)能力：年產(chǎn)20萬噸甲醇，年開工日為330天，日產(chǎn)為606.06噸，建設期2年。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(chǎn)，共4個班。廠址選擇該廠建設在某煤礦附近，方案占地約140畝；廠房基建局部由某工程設計院設計。1.6原料煤規(guī)格原料煤的元素分析為：C67.5%；H4.0%；O10.2%；N0.65%；S〔可燃〕1.73%；S〔不可燃〕0.34%；Cl/〔mg/kg〕229；F/〔mg/kg〕104；Na/〔mg/kg〕2180；K/〔mg/kg〕292。1.7產(chǎn)品質量標準本產(chǎn)品〔精甲醇〕執(zhí)行國家《GB338—92》標準，具體指標見下表表1甲醇《GB338—92》項目指標優(yōu)等品一等品合格品色度〔鉑—鈷〕，號≤510密度〔200C〕，g/cm30.791～0.7920.791～0.793溫度范圍(0℃,101325Pa)，℃沸程〔包括64.6±0.10C〕，℃≤0.81.01.5高錳酸鉀試驗，min≥503020水溶性試驗澄清水分含量，%≤0.100.15酸度〔以HCOOH計〕，%≤或堿度〔以NH3計〕，%≤0.00150.0030.0050.00020.00080.0015羰基化合物含量〔以CH2O計〕，%≤0.0020.0050.01蒸發(fā)殘渣含量，%≤0.0010.0030.0052工藝流程設計甲醇合成甲醇精餾圖1煤制甲醇的簡單工藝流程首先是采用GSP氣化工藝將原料煤氣化為合成氣；然后通過變換和NHD脫硫脫碳工藝將合成氣轉化為滿足甲醇合成條件的原料氣；第三步就是甲醇的合成，將原料氣加壓到5.14Mpa，加溫到225℃后輸入列管式等溫反響器，在XNC-98型催化劑的作用下2.1煤氣化技術路線的選擇煤氣化技術按氣化反響器的形式，氣化工藝可分為移動床〔固定床〕、流化床、氣流床三種。移動床氣化采用一定粒度范圍的碎煤〔5mm～50mm〕為原料，與氣化劑逆流接觸，爐內溫度分布曲線出現(xiàn)最高點，反響殘渣從爐底排出，生成氣中含有可觀量的揮發(fā)氣。典型的氣化爐為魯奇〔Lurgi〕爐。移動床氣化，是目前世界上用于生產(chǎn)合成氣的主要方法之一。在大型煤制甲醇的裝置中，固定床的優(yōu)點是投資低，可是它有很多缺乏：〔1〕對原料煤的黏結性有一定有一定要求：〔2〕氣化強度低：〔3〕環(huán)境污染負荷大，治理較麻煩。流化床氣化采用一定粒度分布的細粒煤〔＜10mm〕為原料，吹入爐內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。所以氣體組成和溫度均勻，解決了固定床氣化需用煤的限制。生成的煤氣根本不含焦油，但飛灰量很大。開展較早且比擬成熟的是常壓溫克〔Winkler〕爐。它的缺點是：〔1〕在常壓或接近于常壓下生產(chǎn)，生產(chǎn)強度低、能耗高、碳轉化率只有88%～90%?！?〕對煤的氣化活性要求高，僅適合于氣化褐煤和高活性的煙煤。〔3〕缺少大型使用經(jīng)驗；要在大型甲醇裝置中推廣，受一定限制。氣流床氣化氣流床采用粉煤為原料，反響溫度高，灰分是熔融狀態(tài)。典型代表為GSP,Shell,Texaco氣流床氣化工藝。氣流床氣化優(yōu)點很多，它是針對流化床的缺乏開發(fā)的。氣流床氣化具有以下特點［5］：(1)采用<0.2mm的粉煤。(2)氣化溫度達1400～1600℃，對環(huán)保很有利，沒有酚、焦油，有機硫很少，且硫形態(tài)單一(3)氣化壓力可達3.5～6.5MPa，可大大節(jié)省合成氣的壓縮功。(4)碳轉化率高，均大于90%，能耗低。(5)氣化強度大。(6)但投資相對較高，尤其是Shell粉煤氣化。從技術先進性、能耗、環(huán)保等方面考慮，對于大型甲醇煤氣化應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。前者在煤氣離開氣化爐后用激冷水直接冷卻，它適合于制造氨氣或氫氣。因為這種流程易于和變換反響器配套，激冷中產(chǎn)生的蒸汽可滿足變換反響的需要。后者熱煤氣是經(jīng)輻射鍋爐，再送往對流鍋爐，產(chǎn)生高壓蒸汽可用于發(fā)電或作熱源。目前，常用的、技術較成熟的氣流床主要有干粉和水煤漿兩種。干粉氣流床：該技術的特點是碳的轉化率高，氣化反響中，所產(chǎn)煤氣中CO含量高，H2含量較低，這種煤氣的熱值較高。另外，這種氣化爐均采用水冷壁而不是耐火磚，爐襯的使用壽命長。水煤漿氣流床：水煤漿氣化技術的特點是煤漿帶35%~40%水入爐，因此氧耗比干粉煤氣化約高20%；爐襯是耐火磚，沖刷嚴重，每年要更換一次;生成CO2量大，碳的轉化率低，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，仍是美中缺乏。通過比擬可知道大型甲醇的煤氣化的應該優(yōu)先考慮干粉煤氣化。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。代表著未來氣流床加壓氣化技術的開展方向。GSP工藝技術簡介GSP工藝技術是20世紀70年代末由GDR(原民主德國)開發(fā)并投入商業(yè)化運行的大中型煤氣化技術。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響室周圍水冷壁結構，因而在氣化爐結構以及工藝流程上有其先進之處。GSP氣化技術的主要特點如下［6］：(1)采用干粉煤(水份含量<2%)作為氣化原料，根據(jù)后續(xù)化工產(chǎn)品的要求，煤粉可用氮氣或一氧化碳輸送，故操作十分平安。由于氣化溫度高，故對煤種的適應性更為廣泛，從較差的褐煤、次煙煤、煙煤到石油焦均可使用，也可以兩種煤摻混使用。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。(2)氣化溫度高，一般在1450～1600℃，煤氣中甲烷體積分數(shù)小于0.1%，(CO+H2(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。(4)氣化爐采用水冷壁結構，無耐火材料襯里。水冷壁設計壽命按25年考慮。正常使用時維護量很少，運行周期長。(5)只有一個聯(lián)合噴嘴(開工噴嘴與生產(chǎn)噴嘴合二為一)，噴嘴使用壽命長，為氣化裝置長周期運行提供了可靠保障。(6)碳轉化率高達99%以上，冷煤氣效率高達80%以上。(7)對環(huán)境影響小，氣化過程無廢氣排放。(8)投資省，粗煤氣本錢較低。2.2凈化工藝方案的選擇凈化工藝包括；變換、脫硫脫碳、硫回收三個局部。變換工序以煤為原料制得的粗甲醇原料氣必須經(jīng)過一氧化碳變換工序。變換工序主要有兩個方面的作用：通過變換調整氫碳比和使有機硫轉化為無機硫。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，以及國內的以重油為原料的全氣量局部變換工藝。設計中的變換工藝是一種全新的設計，該工藝采用的是局部氣變換。該工藝的簡單流程為：氣化工段來的水煤氣首先進入預變換爐，出爐后分為兩局部：一局部進入另一變換爐，變換后經(jīng)過屢次換熱和氣液別離后去了脫硫系統(tǒng)；另一局部先進入有機硫水解槽脫硫，出來后氣體又分為兩局部，局部去調節(jié)變換爐出口CO含量，局部去發(fā)電系統(tǒng)發(fā)電。工藝條件確實定：〔1〕溫度變換反響是一個可逆放熱反響，對應于一定的組成和一個最正確溫度。為了讓反響沿著最正確溫度曲線進行，必須移走反響熱以降低反響溫度。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。預變換爐溫度控制在〔2〕壓力設計中是將氣體壓縮到3.8Mpa后送入變換爐的。壓力對反響的化學平衡沒有影響，但對反響速率影響顯著，在0.1～0.3Mpa范圍內反響速率大約與壓力的0.5次方而成正比，故加壓操作可提高設備生產(chǎn)能力?，F(xiàn)代甲醇裝置采用加壓變換可以節(jié)約壓縮合成氣的能量，并可充分利用變換氣中過剩蒸汽的能量?！?〕最終變換率最終變換率由合成甲醇的原料氣中氫碳比及一氧化碳和二氧化碳的比例決定的。當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；設計中采用的是局部氣量變換，其余氣量不經(jīng)過變換而直接去合成，這局部氣體可以調節(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?！?〕催化劑粒度為了提高催化劑的粒內有效因子，可以減少催化劑粒度，但相應地氣體通過催化劑床的阻力就將增加，變換催化劑的適宜直徑為6～10mm，工業(yè)上一般壓制成圓柱狀，粒度￠5×5或￠9×9mm。設計中采用催化劑粒度為￠9×9mm。NHD脫硫脫碳.1NHD溶劑的物理性質和應用性能NHD溶劑主要組分是聚乙二醇二甲醚的同系物，分子式為CH3O(C2H4O)nCH3,式中n=2～8，平均分子量為250～280。物理性質(25℃)密度1.027kg/m3蒸汽壓0.093Pa外表張力0.034N/m比熱2100J/(kg/K)導熱系數(shù)0.18W/(m/K)冰點-22℃～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］組分H2COCH3CO2COSH2SCH3SHCS2H20相對溶解度1.32.86.71002338932270240073300.2NHD溶劑的優(yōu)點如下:(1)溶劑對CO2,H2S等酸性氣體吸收能力強。(2)溶劑的蒸汽壓極低，揮發(fā)性小。(3)溶劑不氧化、不降解，有良好的化學和熱穩(wěn)定性。(4)溶劑對碳鋼等金屬材料無腐蝕性。(6)溶劑本身不起泡。(6)具有選擇性吸收H2S的特性，并且可以吸收COS等有機硫。(7)溶劑無臭、無味、無毒。(8)能耗低。NHD溶劑系物理吸收溶劑。再生時，只需空氣氣提可節(jié)約大量再生能耗。.3NHD溶劑吸收機理NHD凈化技術屬物理吸收過程，H2S在NHD溶劑中的溶解度能較好地符合亨利定律。當CO2分壓小于1MPa時，氣相壓力與液相濃度的關系根本符合亨利定律。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。降低壓力、升高溫度可實現(xiàn)溶劑的再生。甲醇生產(chǎn)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)。NHD脫硫脫碳的甲醇裝置的生產(chǎn)數(shù)據(jù)說明，經(jīng)NHD法凈化后，凈化氣總硫體積分數(shù)小于0.1x10-6，再設置精脫硫裝置，總硫體積分數(shù)可小于0.05×10-6，滿足甲醇生產(chǎn)的要求。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。且在國內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、采用國內先進成熟的凈化技術這一原那么，設計采用了NHD脫硫脫碳凈化工藝。2.3合成甲醇工藝的選擇甲醇合成的典型工藝主要是：低壓工藝〔ICI低壓工藝、Lurgi低壓工藝〕、中壓工藝、高壓工藝。甲醇合成工藝中最重要的工序是甲醇的合成，其關鍵技術是合成甲醇催化劑的和反響器，設計采用用的是低壓合成工藝。甲醇合成塔的選擇「8」「9」甲醇合成反響器實際是甲醇合成系統(tǒng)中最重要的設備。從操作結構，材料及維修等方面考慮，甲醇合成反響器應具有以下要求：〔1〕催化劑床層溫度易于控制，調節(jié)靈活，能有效移走反響熱，并能以較高位能回收反響熱；〔2〕反響器內部結構合理，能保證氣體均勻通過催化劑床層，阻力小，氣體處理量大，合成轉化率高，催化劑生產(chǎn)強度大；〔3〕結構緊湊，盡可能多填裝催化劑，提高高壓空間利用率；高壓容器及內件間無滲漏；催化劑裝御方便；制造安裝及維修容易。甲醇合成塔主要由外筒、內件和電加熱器三局部組成。內件事由催化劑筐和換熱器兩局部組成。根據(jù)內件的催化劑筐和換熱器的結構形式不同，甲醇內件份為假設干類型。按氣體在催化劑床的流向可分為：軸向式、徑向式和軸徑復合型。按催化劑筐內反響惹得移出方式可分為冷管型連續(xù)換熱式和冷激型多段換熱式兩大類。按換熱器的形式分為列管式、螺旋板式、波紋板式等多種形式。目前，國內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響熱。該塔結構簡單，也適于大型化。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(chǎn)蒸汽，現(xiàn)已經(jīng)根本被淘汰?！?〕冷管式合成塔這種合成塔源于氨合成塔，在催化劑內設置足夠換熱面積的冷氣管，用進塔冷管來移走反響熱。冷管的結構有逆流式、并流式和U型管式。由于逆流式與合成反響的放熱不相適應，即床層出口處溫差最大，但這時反響放熱最小，而在床層上部反響最快、放熱最多，但溫差卻又最小，為克服這種缺乏，冷管改為并流或U形冷管。如1984年ICI公司提出的逆流式冷管型及1993年提出的并流冷管TCC型合成塔和國內林達公司的U形冷管型。這種塔型碳轉化率較高但僅能在出塔氣中副產(chǎn)0.4MPa的低壓蒸汽。日前大型裝置很少使用?！?〕水管式合成塔將床層內的傳熱管由管內走冷氣改為走沸騰水。這樣可較大地提高傳熱系數(shù)，更好地移走反響熱，縮小傳熱面積，多裝催化劑，同時可副產(chǎn)2.5Mpa—4.0MPa的中壓蒸汽，是大型化較理想的塔型?！?〕固定管板列管合成塔這種合成塔就是一臺列管換熱器，催化劑在管內，管間〔殼程)是沸騰水，將反響熱用于副產(chǎn)3.0MPa～4.0MPa的中壓蒸汽。代表塔型有Lurgi公司的合成塔和三菱公司套管超級合成塔，該塔是在列管內再增加一小管，小管內走進塔的冷氣。進一步強化傳熱，即反響熱通過列管傳給殼程沸騰水，而同時又通過列管中心的冷氣管傳給進塔的冷氣。這樣就大大提高轉化率，降低循環(huán)量和能耗，然而使合成塔的結構更復雜。固定管板列管合成塔雖然可用于大型化，但受管長、設備直徑、管板制造所限。在日產(chǎn)超過2000t時，往往需要并聯(lián)兩個。這種塔型是造價最高的一種，也是裝卸催化劑較難的一種。隨著合成壓力增高，塔徑加大，管板的厚度也增加。管板處的催化劑屬于絕熱段;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24〔5〕多床內換熱式合成塔這種合成塔由大型氨合成塔開展而來。日前各工程公司的氨合成塔均采用二床(四床)內換熱式合成塔。針對甲醇合成的特點采用四床〔或五床)內換熱式合成塔。各床層是絕熱反響，在各床出口將熱量移走。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，但反響熱不能全部直接副產(chǎn)中壓蒸汽。典型塔型有Casale的四床臥式內換熱合成塔和中國成達公司的四床內換熱式合成塔。合成塔的選用原那么一般為：反響能在接近最正確溫度曲線條件下進行，床層阻力小，需要消耗的動力低，合成反響的反響熱利用率高，操作控制方便，技術易得，裝置投資要底等。綜上所述和借鑒大型甲醇合成企業(yè)的經(jīng)驗，〔大型裝置不宜選用激冷式和冷管式〕，設計選用固定管板列管合成塔。這種塔內甲醇合成反響接近最正確溫度操作線，反響熱利用率高，雖然設備復雜、投資高，但是由于這種塔在國內外使用較多，具有豐富的管理和維修經(jīng)驗，技術也較容易得到；外加考慮到設計的是年產(chǎn)20萬噸的甲醇合成塔〔日產(chǎn)量為650噸左右〕，塔的塔徑和管板的厚度不會很大，費用也不會很高，所以本設計采用了固定管板列管合成塔。催化劑的選用.1甲醇合成催化劑經(jīng)過長時間的研究開發(fā)和工業(yè)實踐，廣泛使用的合成甲醇催化劑主要有兩大系列：一種是以氧化銅為主體的銅基催化劑，一種是以氧化鋅為主體的鋅基催化劑。鋅基催化劑機械強度好.耐熱性好，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。耐熱性較差，對硫、氯及其化合物敏感，易中毒。操作的適宜溫度為220～270℃，壓力為5～15MPa(一般壽命為2～3年)。通過操作條件的比照分析，可表3國內外常用銅基催化劑特性比照［10］催化劑型號組分/％操作條件CuOZnOAl2O3壓力/MPa溫度/℃英國ICI51-3603010190～270德國LG104513244.9210～240美國C79-2---220～330丹麥LMK4010-9.8220～270中國C302系列51324210～280中國XCN-98522085.0~10.0200～290從表的比照可以看出，國產(chǎn)催化劑的銅含量已提50%以上。制備工藝合理，使該催化劑的活性、選擇性、使用壽命和機械強度均到達國外同類催化劑的先進水平，并且價格較低。.2XNC-98甲醇合成催化劑簡介：XNC-98型催化劑是四川天一科技股份研制和開發(fā)的新產(chǎn)品。目前已在國內20多套大、中、小型工業(yè)甲醇裝置上使用,運行情況良好。它是一種高活性、高選擇性的新催化劑。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。常用操作溫度200～290℃,操作壓力5.0～催化劑主要物化性質：催化劑由銅、鋅和鋁等含氧化合物組成。外觀：有色金屬光澤的圓柱體堆積密度：1.3～1.5kg外型尺寸：5×(4.5～5)mm徑向抗壓強度：≥200N/cm催化劑活性和壽命：在該催化劑質量檢驗規(guī)定的活性檢測條件下，其活性為：230℃時：催化劑的時空收率≥1.20kg250℃時：催化劑的時空收率≥1.55kg在正常情況下，使用壽命為2年以上。表4XNC-98型與C型催化劑的性能比照［11］催化劑型號合成塔進口溫度參加量/〔kg.h-1〕甲烷單耗/(t.t-1)甲純收率/％甲純產(chǎn)率/(t.m-3.h-1)甲純產(chǎn)量/(t.h-1)初期末期C2102246700.482100.4590.72XCN-982002309000.432290.4998.93通過比照，并結合生產(chǎn)實際可見,XCN-98型催化劑具有以下性能優(yōu)點：(1)易復原。(2)低溫活性好，日產(chǎn)量高。75%負荷下的甲醇產(chǎn)量(4.1t/h)接近裝置滿負荷設計甲醇量(4.17t/h)。(3)適用溫區(qū)寬,使用壽命長。合成塔進口溫度可調溫C型催化劑為14℃，而XCN-98型那么為30℃。隨著可調溫區(qū)的增加(4)選擇性好。75%負荷下合成系統(tǒng)未發(fā)現(xiàn)結蠟,粗甲醇質量符合設計要求。(5)可適用于含高濃度CO2的合成氣。50%負荷下，C型催化劑CO2參加量最高不超過670kg/h，而XCN-98型催化劑那么最高可達900kg/h。75%負荷時，使用XCN-98型催化劑，當入塔氣中CO2組分體積分數(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，綜上所述，催化劑的活性、選擇性和使用壽命等主要技術經(jīng)濟指標均優(yōu)于進口催化劑及國產(chǎn)C型催化劑，所以本設計選用四川天一科技股份研制的XNC-98型催化劑。合成工序工藝操作條件確實定與論證「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。操作溫度的控制同樣是一個操作費用的控制問題，在設計中，需要延長催化劑的使用壽命，防止催化劑的迅速老化和活性衰減速度加快。一般而言，在催化劑的使用初期，反響溫度維持較底的數(shù)值，隨著使用時間的增加，逐步提高反響溫度。例如副產(chǎn)蒸汽型等溫甲醇合成塔采用國產(chǎn)銅系催化劑，使用前期，可控制床層零點溫度230～240℃，熱點溫度260℃左右；后期，可控制床層零點溫度260～270℃，熱點溫度290℃。設計采用的甲醇合成塔為列管式等溫反響器，管間走的是沸騰水，可以副產(chǎn)蒸汽，床層內溫差很小，接近最正確溫度操作曲線。設計中采用的甲醇合成催化劑為國產(chǎn)的銅系XCN-98，由它的性質可知：適合使用的溫度范圍為200〔2〕操作壓力壓力是甲醇合成反響過程的重要工藝條件之一。甲醇合成反響時分子數(shù)變少，因此增加壓力對反響有利，由于壓力高，組分的分壓提高，因而催化劑的生產(chǎn)強度也提高。操作壓力的選用與催化劑的活性有關。早期的高壓法合成甲醇工藝采用的是鋅基催化劑，由于活性差，需要在高溫高壓下操作，其操作壓力為25～35Mpa，操作溫度350～420℃。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，這些副反響的反響熱高于甲醇合成反響，使床層溫度提高，副反響加速，如果不及時控制，回造成溫度猛升而損壞催化劑。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)的操作壓力可以升至10Mp〔3〕氣體組成:對于甲醇合成原料氣，即合成工序的新鮮氣，應維持f=〔H2-CO2〕/(CO+CO2)=2.10～2.15,并保持一定的CO2。由于新鮮氣中〔H2-CO2〕/(CO+CO2)略大于2，而反響過程中氫與一氧化碳、二氧化碳的化學計量比分別為2:1和3:1，因此循環(huán)氣中〔H2-CO2〕/(CO+CO2)遠大于2。合成塔中氫氣過量，對減少副反響是有利的。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。二氧化碳的存在可以降低反響系統(tǒng)的熱效應，這對維持床層溫度也是有利的。但是過高的二氧化碳含量會降低合成系統(tǒng)的生產(chǎn)能力，粗甲醇含水增加，增加精餾系統(tǒng)的負荷和能耗。所以二氧化碳的含量應該盡可能低一些，一般不超過5%?！?〕空速:空速不僅是一個和合成回路氣體循環(huán)量相關聯(lián)的工藝控制參數(shù)，也是一個影響綜合經(jīng)濟效益的變量。甲醇合成過程中，首先甲醇合成塔內的氣體空速必須滿足催化劑的使用要求，國產(chǎn)銅基催化劑，一般要求氣體空速在8000～20000h-1之間。空速過低，結炭等副反響加劇，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?？账俚倪x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變化。XCN-98的空速要求為6000～15000h-1，本設計空速定為12000h-1。2.4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)生甲醇反響的同時，還伴隨著一系列的副反響。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。由于甲醇作為有機化工的根底原料，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)品的質量、消耗、平安生產(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。精餾原理精餾是將沸點不同的組分所組成的混合液，在精餾塔中，同時屢次局部氣化和屢次局部冷凝，使其別離成純態(tài)組分的過程。其別離的原理如下：對于由沸點不同的組分組成的混合液，加熱到一定溫度，使其局部氣化，并將氣相與液相別離。因低沸點組分易于氣化，那么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。假設將氣相混合蒸汽再局部冷凝下來，將冷凝液再加熱到一定溫度，使其局部氣化，并將氣相與液相別離，那么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，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。2.4.2精餾工藝和精餾塔的選擇甲醇精餾按工藝主要分為三種：雙塔精餾工藝技術、帶有高錳酸鉀反響的精餾工藝技術和三塔精餾工藝技術。雙塔精餾工藝技術由于具有投資少、建設周期短、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。帶有高錳酸鉀反響的精餾工藝技術僅在單醇生產(chǎn)中用鋅鉻為催化劑的產(chǎn)品中有應用。近年來.隨著甲醇合成銅基催化劑的廣泛應用和氣體凈化水平的提高。粗甲醇生產(chǎn)中的副反響減少和雜質的降低，此工藝流程己經(jīng)很少采用。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。近年來在大、中型企業(yè)中得到了推廣和應用。2.4.2.1國內中、小甲醇廠大局部都選用雙塔精餾工藝傳統(tǒng)的主、預精餾塔幾乎都選用板式結構。雙塔精餾工藝流程見以下圖。來自合成工段含醇90%的粗甲醇，經(jīng)減壓進入粗甲醇貯槽。經(jīng)粗甲醇預熱器加熱到45℃后進入預精餾塔。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脫除，主要是水、異丁基油等。從塔頂或側線采出.經(jīng)精餾甲醇冷卻器冷卻至常溫后，就可得到純度在99.9%以上的符合國家指標的精甲醇產(chǎn)品。1預精餾塔；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。對企業(yè)的達標排放構成了較大的威脅。甲醇三塔精餾工藝技術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)品質量而設計的。預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，控制冷凝器氣體出口溫度在一定范圍內。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。作為一般要求的精甲醇經(jīng)加壓精餾塔后就可以到達合格的質量。如作為特殊需要，那么再經(jīng)過常壓精餾塔的進一步提純。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預精餾塔2加壓精餾塔3常壓精餾塔2.4.2.3雙塔與三塔精餾技術比擬〔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荷，并目常壓塔利用加壓塔塔頂?shù)恼羝淠裏嶙鳛榧訜嵩?，所以三塔精餾既節(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?！?〕產(chǎn)品質量。三塔精餾與雙塔精餾在產(chǎn)品質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50×10-6,而雙塔精餾制取的精甲醇中乙醇含量為400×10-6～500×10-6，三塔精餾制取的精甲醇純度可達99.99%，含有的有機雜質相對較少?！?〕設備投資。三塔精餾的流程較雙塔精餾流程要復雜，所以在投資方面，同等規(guī)模三塔精的設備投資要比雙塔精餾高出20%～30%?！?〕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擬表［18］工程雙塔精餾三塔精餾生產(chǎn)規(guī)模t/a1052.51052.5投資100100100113122.3129操作費用1001001006466.771能耗1001001006060.461.2注：投資、操作費用、能耗為相對數(shù)通過上述比擬可知，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。隨著三塔精餾生產(chǎn)規(guī)模的擴大，能耗還有進一步下降的空間。而雙塔精餾技術僅在生產(chǎn)規(guī)模低于5萬t/a時具有一定得優(yōu)勢。本設計中甲醇產(chǎn)量為20萬t/a，遠大于5萬t/a，綜合考慮各項因素，所以設計采用三塔精餾工藝。2.4.2.精餾塔市粗甲醇精餾工序的關鍵設備，它直接制約著生產(chǎn)裝置的產(chǎn)品質量、消耗、生產(chǎn)能力及對環(huán)境的影響。所以要根據(jù)企業(yè)的實際條件選擇適宜的高效精餾塔。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。其各自結構及特點如下［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，設備體積大，結構復雜，投資較大。該塔已經(jīng)逐漸被其他塔代替?！?〕浮閥塔浮閥塔的塔板結構與泡罩相似，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，操作適應性強，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?！?〕填料塔填料塔是在塔內裝填新型高效填料，如不銹鋼網(wǎng)波紋填料，每米填料相當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，別離效果好，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?！?〕新型垂直篩板新型垂直篩板的傳質單元，是由塔板開有升氣孔及罩于其上的帽罩組成。該塔傳質效率高，傳質空間利用率好，處理能力大，操作彈性大，結構簡單可靠，投資小，板液面梯度小，液面橫向混合好無流動傳質死區(qū)。綜合比擬上面四種塔，可以知道填料塔和新型垂直篩板性質更加優(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，技術難得，而填料塔使用較普遍，技術非常成熟，所以設計選用了填料塔。2.4.2.5生預塔：入塔溫度65℃，塔頂放空溫度40℃，預精餾后甲醇比重維持在0.87，預精餾后甲醇pH值宜控制在8；加壓塔：塔底釜液壓強0.6Mpa，溫度125℃，塔頂氣體壓強0.6Mpa，溫度122℃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、除渣三局部組成。固體氣化原料被碾磨為不大于0.5㎜的粒度后，經(jīng)過枯燥，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〕內的反響室，然后在高溫(1400一1600℃)、高壓〔4.0MPa)下發(fā)生快速氣化反響，產(chǎn)生以CO和H2為主要成分的熱粗煤氣。氣化原料中的礦物局部形成熔渣。熱粗煤氣和熔渣一起通過反響室底部的排渣口進入下部的激冷室。冷卻后的粗煤氣進入別離器〔V1002〕，從別離器出來的氣體分為兩局部：一局部進入變換爐〔R1002〕，氣體出來后進入換熱器〔E1003〕，出來的氣體和另外一局部氣體混合后進入水解器，氣體出來后入別離器〔V1004〕，從V1004出來后去凈化工段；而從別離器〔V1002〕下別離出的液體進入別離器〔V1003〕，從V1003出來的氣體經(jīng)過冷卻器〔E1002〕后，主要為H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。圖4GSP氣化工藝流程3.2凈化裝置工藝流程變換由氣化工段送來的3.8MPa(A)，216℃左右，汽氣比為1.43的水煤氣經(jīng)煤氣水別離器〔V2003〕和中溫換熱器〔E2002〕溫度升高至240℃進入預變換爐〔R2001〕后分成兩局部：一局部進入變換爐〔R2002〕，變換爐內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6.0%〔干〕，溫度為393℃左右進入中溫換熱器〔E2002〕，溫度降為332℃，與旁路調節(jié)的水解氣混合進入變換氣第一廢熱鍋爐〔E2003〕，生產(chǎn)1.4MPa(A)飽和蒸汽，使變換氣溫度降至為208℃進入變換氣第二廢熱鍋爐〔E2004〕，產(chǎn)生0.5MPa(A)低壓蒸汽，出口變換氣溫度約為197℃左右，進入第一水別離器〔V2004〕，別離出的冷凝液去冷凝液閃蒸槽〔V2007〕，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℃，進入鍋爐給水加熱器〔E2005〕后溫度降至142℃，再進入第二水別離器〔V2005〕，別離出的冷凝液去冷凝液汽提塔〔T2001〕，別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℃，進入第三水別離器〔V2006〕，別離出的冷凝液去冷凝液汽提塔〔T2001〕，別離后的變換氣去脫硫系統(tǒng)。另一局部水煤氣進入有機硫水解槽〔R2003〕脫硫，出來的240℃的水煤氣分成兩局部，一局部去調節(jié)變換爐出口變換氣中CO含量，使CO含量為19%〔干基〕左右。另一局部去發(fā)電氣加熱器〔E2007〕，溫度降至213℃，進入發(fā)電氣廢熱鍋爐〔E2023〕，產(chǎn)生0.5MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至170℃，進入第四水別離器〔V2023〕，別離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ〔E2023〕加熱鍋爐給水，溫度降至153℃，再進入第五水別離器〔V2023〕，別離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ〔E2023〕加熱來自熱電站的鍋爐給水，溫度降至123℃，進入第六水別離器〔V2023〕，別離出冷凝液后進入脫鹽水加熱器Ⅱ〔E2023〕，溫度降至35℃，進入第七水別離器，別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3.57MPaA，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。由第一水別離器〔V2004〕、第四水別離器〔V2023〕別離出的高溫冷凝液和來自氨吸收制冷、脫硫系統(tǒng)的冷凝液進入冷凝液閃蒸槽〔V2007〕，閃蒸出的閃蒸氣進入冷凝液汽提塔〔T2001〕，冷凝液由閃蒸槽底部排出直接送至氣化工段。由第三水別離器〔V2006〕、第七水別離器〔V2023〕別離出的冷凝液進入冷凝液汽提塔的上部，由第二水別離器〔V2005〕、第五水別離器〔V2023〕、第六水別離器〔V2023〕別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℃，3.0MPa〕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，塔的操作壓力為0.4～0.5MPa(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局部，一局部進入脫鹽水加熱器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；另一局部進入脫鹽水加熱器Ⅱ〔E2023〕與水煤氣〔發(fā)電氣〕換熱溫度升至98℃，進入除氧器除氧。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0.65MPa(A)去鍋爐給水加熱器Ⅱ〔E2023〕，升溫至153℃后，一局部去變換氣第二廢熱鍋爐〔E2004〕產(chǎn)生0.5MPa(A)低壓蒸汽，另一局部去發(fā)電氣廢熱鍋爐〔E2023〕產(chǎn)生0.5MPa(A)低壓蒸汽；經(jīng)高壓鍋爐給水泵升壓到5.60MPa(A)去甲醇合成系統(tǒng)；經(jīng)低壓鍋爐給水泵升壓到1.6MPa(A)進鍋爐給水加熱器〔E2005〕，溫度升至135℃，分成兩局部，一局部去硫回收系統(tǒng)，另一局部去變換氣第一廢熱鍋爐〔E2003〕產(chǎn)生的1.4MPa(A)蒸汽。0.5MPa(A)圖5變換工藝流程NHD脫硫脫碳來自變換及燃氣熱回收系統(tǒng)的煤氣〔36℃，3.7MPa(A)，含H2S1.18%〕與燃氣脫硫塔〔T3004〕頂部出口的燃氣脫硫氣換熱至14.9℃進入燃氣脫硫塔〔T3004〕下部，在塔內NHD吸收了煤氣中大局部的H2S氣體，同時也帶走局部CO2、COS、H2等氣體。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，溫度由8.5℃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〔H2從變換工段過來的變換氣〔36℃，3.7MPa(A)，含H2S0.98%〕與脫硫脫碳閃蒸氣及濃縮塔頂氣提氣混合，經(jīng)NHD脫碳工段的氣體換熱器換熱冷卻到18.9℃進入變換氣脫硫塔〔T3001〕底部，與塔內自上而下的0℃NHD溶液逆流接觸吸收絕大局部H2S氣體及局部CO2、COS、H2等氣體，出脫硫塔的脫硫氣溫度為16.45℃，含H2S+COS<80ppm，含CO233.9%，經(jīng)脫硫氣別離器〔V3002〕別離掉夾帶的NHD溶液后，去NHD脫碳。變換氣脫硫塔〔T3001〕底排出的約20.5℃的NHD富液和燃氣脫硫塔〔T3004〕底出來的14.1℃左右的NHD富液一起由富液泵〔P3003A,B〕提壓到4.5Mpa(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〕。采用甲醇馳放氣〔40℃，4.6MPa(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，該氣體與從脫碳閃壓機而來的約3.6Mpa(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〕，閃蒸壓力為1.3MPa(A)，出口閃蒸氣去脫碳閃壓機。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。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4.1Mpa(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，把局部貧液減壓到0.6Mpa(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。出貧富液換熱器I的NHD貧液已降溫到23.6℃，再被脫碳工段的氨冷器I冷卻至0℃，然后將出氨冷器I的貧液分為兩局部，一局部貧液直接進入燃氣脫硫塔〔T3004〕；另一局部那么進入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，出塔后經(jīng)脫硫貧液泵I增壓到4.25Mpa(G)進入變換氣脫硫塔〔T3001〕。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)酸性氣別離器〔V3005〕別離掉酸性氣中夾帶水分，使酸性氣中含H2S>25%，進入硫回收工段。來自脫硫工段的脫硫氣〔溫度16.45℃、壓力3.55Mpa(A)、CO2、34%含COS＋H2S<80ppm〕進入脫碳塔〔T4001〕下塔，氣體自下而上與從下塔頂部而來的NHD溶劑逆流接觸，下塔塔內有三層QH-1型碳鋼扁環(huán)散堆填料，氣體中的CO2被溶劑吸收，局部H2S、COS被吸收。從下塔頂出來的凈化氣〔CO2<4%(V)、溫度-2.5℃〕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H2S<5ppm、溫度1.12℃〕，經(jīng)凈化氣別離器〔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℃，壓力3.47MPa(A)，然后將凈化氣送去精脫硫。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<0.1ppm〕，送入合成甲醇工段。吸收了少量CO2、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。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，出塔底的NHD富液溫度到達14.1℃、壓力3.52Mpa(A)。富液進入水力透平〔HT4001A,B〕回收靜壓能，壓力降至1.3MPa(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，局部溶解的CO2和大局部H2在此解吸出來，此氣體即謂脫碳高壓閃蒸氣。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〕，閃蒸氣升壓至3.7Mpa(A)、經(jīng)閃蒸氣水冷器冷卻到40℃與變換氣混合，經(jīng)氣體換熱器〔E6401A，B〕降溫后再去脫硫工段循環(huán)吸收。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NHD實液中溶解的大局部CO2氣體解吸出來，溫度為0.55℃，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。低壓閃蒸槽〔V4005〕底部出來的富液自流進入氣提塔〔T4002〕塔內有五層QH-1型扁環(huán)散堆填料，溶液與氣提氮氣在填料層內逆流接觸，此時溶液中溶解的CO2被氣提出來，排至大氣。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〕提壓至3.9Mpa(A)進入脫碳塔下塔上部。系統(tǒng)中各排液、導淋回收的NHD溶液，經(jīng)排液總管送入溶劑系統(tǒng)貯槽內。圖6NHD脫硫脫碳工藝流程硫回收來自脫硫工段的酸性氣經(jīng)酸性氣分水罐〔V6001〕別離掉酸性水，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。爐內發(fā)生H2S局部氧化反響，三分之一的H2S燃燒轉化成SO2，生成的SO2再與剩下的H2H2S+3/2O2→SO2+H2O+Q1H2S+1/2SO2→H2O+3/4S2+Q2燃燒后從爐內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℃別離出液硫，同時冷凝器殼程產(chǎn)生0.3MPa〔G〕的低壓蒸汽。從一級冷凝器〔E6005〕出來被冷卻至1502H2S+SO2→3/2S2+2H2O+Q反響后的氣體進入二級冷凝器〔E6006〕，冷卻到150℃別離出液硫，同時冷凝器殼程產(chǎn)生0.3MPa〔G〕的低壓蒸汽。轉化氣同樣與酸性氣燃燒爐出口的二級高溫摻合閥〔TV6002〕熱口進來的高溫氣體摻合提溫到220℃進入二級Claus轉化器〔R6001〕發(fā)生催化轉化反響，然后進入三級冷凝器〔E6007〕冷卻到從一、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。配入一定量氫氣的Claus尾氣經(jīng)過加氫預熱器〔E6003〕預熱至300℃進入加氫反響器〔R6002〕反響，將除H2S以外的硫化物幾乎全部轉化為H2S，反響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℃。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，氣體中所含的大局部H2S和局部CO2被貧液吸收下來，從吸收塔〔T6002〕頂出來的尾氣進入尾氣燃燒爐〔F6002〕，與配入的稍過量的空氣和燃料氣進行高溫燃燒，使H2S全部轉化為SO2，燃燒氣經(jīng)尾氣廢鍋〔E6009〕冷卻至300℃，通過煙囪〔X6001〕高空排放。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。吸收了H2S和局部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(jīng)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。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。從再生塔頂出來的溫度約為107℃的再生氣經(jīng)再生氣水冷器〔E6014〕冷卻至40℃，再經(jīng)再生氣別離器〔V6014〕除去水，然后返回酸性氣燃燒爐再次進行Claus轉化；別離出來的水那么經(jīng)回流水泵〔P6014A，B〕打回再生塔。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。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〕產(chǎn)1.3MPa〔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〕中產(chǎn)生0.3MPa〔G〕低壓蒸汽供本裝置設備夾套及管道伴熱使用。圖7硫回收工藝流程3.3甲醇合成工藝流程來自脫碳裝置的新鮮氣〔40℃，3.4MPa〕與循環(huán)氣一起經(jīng)甲醇合成氣壓縮機〔C7001〕壓縮至5.14MPa后，經(jīng)過入塔氣預熱器〔E7001〕加熱到225℃，進入甲醇合成塔〔R7001〕內，甲醇合成氣在催化劑作用下發(fā)生如下反響：CO+2H2=CH3OH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q甲醇合成塔〔R7001〕為列管式等溫反響器，管內裝有XNC-98型甲醇合成催化劑，管外為沸騰鍋爐水。反響放出大量的熱，通過列管管壁傳給鍋爐水，產(chǎn)生大量中壓蒸汽〔3.9MPa飽和蒸汽〕，減壓后送至蒸汽管網(wǎng)。副產(chǎn)蒸汽確保了甲醇合成塔內反響趨于恒定，且反響溫度也可通過副產(chǎn)蒸汽的壓力來調節(jié)。甲醇合成塔〔R7001〕出來的合成氣〔255℃，4.9MPa〕，經(jīng)入塔氣預熱器〔E7001〕，甲醇水冷器〔E7002A，B〕，進入甲醇別離器〔V7002〕，粗甲醇在此被別離。別離出的粗甲醇進入甲醇膨脹槽〔V7003〕，被減壓至0.4MPa后送至精餾裝置。甲醇別離器〔V7002〕別離出的混合氣與新鮮氣按一定比例混合后升壓送至甲醇合成塔〔R7001〕繼續(xù)進行合成反響。從甲醇別離器〔V7002〕出來的循環(huán)氣在加壓前排放一局部弛放氣，以保持整個循環(huán)回路惰性氣體恒定。弛放氣減壓后去燃氣發(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)。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。汽包〔V7001〕排污，經(jīng)排污膨脹槽〔V7006〕膨脹減壓后就地排放。圖8合成工藝流程3.4甲醇精餾工藝流程來自甲醇合成裝置的粗甲醇〔40℃，0.4MPa〕，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〕用0.4MPa的低壓蒸汽加熱，低沸點的雜質如二甲醚等從塔頂排出，冷卻別離出水后作為燃料；回收的甲醇液通過預塔回流泵〔P8003A,B〕作為該塔回流液。預精餾塔〔T8001〕底部粗甲醇液經(jīng)加壓塔進料泵〔P8004A,B〕進入加壓精餾塔〔T8002〕，加壓塔再沸器〔E8005〕以1.3MPa低壓蒸汽作為熱源，加壓塔塔頂餾出甲醇氣體〔0.6MPa，122℃〕經(jīng)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〕，一局部精甲醇經(jīng)加壓塔回流泵〔P8005A，B〕，回到加壓精餾塔〔T8002〕作為回流液，另一局部經(jīng)加壓塔甲醇冷卻器〔E8006〕冷卻后進入精甲醇計量槽〔V8007A，B〕中。加壓精餾塔〔T8002〕塔底釜液〔0.6MPa，125℃〕進入常壓精餾塔〔T8003〕，進一步精餾。常壓塔再沸器〔E8007A，B〕以加壓精餾塔〔T8002〕塔頂出來的甲醇氣作為熱源。常壓精餾塔〔T8003〕頂部排出精甲醇氣〔0.13MPa，67℃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。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，用來調節(jié)粗甲醇溶液的PH值。甲醇精餾系統(tǒng)各塔排出的不凝氣去燃料氣系統(tǒng)。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。由甲醇精餾來的精甲醇貯存到精甲醇貯槽〔V9101A，B〕中。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。當甲醇外運時，啟動精甲醇泵〔P9101A,B〕，將甲醇輸送到甲醇裝卸棧臺，通過火車鶴管進入火車槽車，通過汽車鶴管進入汽車槽車。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。圖9精餾工藝流程3.5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℃，0.22MPaA〕，進入本裝置，經(jīng)過冷器〔E2503〕與出工段的液氨換熱，升到23.8℃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℃〕。其吸收反響熱由冷卻水帶出。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。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，過冷到16.9℃