年產(chǎn)15萬(wàn)噸煤制甲醇生產(chǎn)的工藝設(shè)計(jì)0

設(shè)計(jì)背景甲醇，是一種有酒精氣味的易揮發(fā)的無(wú)色液體，有毒，燃燒時(shí)無(wú)煙，有藍(lán)色火焰，能與水、乙醇、乙醚等有機(jī)溶劑互溶，能與多種化合物形成共沸混合物，能與多種化合物形成溶劑混溶。因?yàn)樗钤缡怯赡静暮湍举|(zhì)素干餾制得，所以又稱“木醇”或“木精”,分子式CH3OH,是飽和醇中最簡(jiǎn)單的一元醇[1]。自然界中游離態(tài)甲醇很少見(jiàn)，但在許多植物油脂，天然染料，生物堿中卻有它的衍生物。在不同的催化劑存在下，選用不同的工藝條件，生產(chǎn)甲醇可以采用單產(chǎn)甲醇（分高壓法、低壓和中壓）或與合成氨聯(lián)產(chǎn)甲醇（聯(lián)醇法）。1.1合成甲醇的發(fā)展歷程甲醇作為多種有機(jī)產(chǎn)品的基本原料和重要溶劑，廣泛用于有機(jī)合成、染料、醫(yī)藥、涂料和國(guó)防等工業(yè),生產(chǎn)規(guī)模日益增大，消費(fèi)范圍也不斷擴(kuò)大。20世紀(jì)30年代，甲醇幾乎全部由木材蒸餾制得，世界甲醇產(chǎn)量約4.5萬(wàn)噸。1923年，德國(guó)巴登苯胺-純堿公司試驗(yàn)用CO和H2，在300-400℃和30-50MPa的條件下，通過(guò)鋅鉻催化劑的作用下合成甲醇，并于當(dāng)年首先實(shí)現(xiàn)甲醇合成的工業(yè)化，簡(jiǎn)稱年產(chǎn)300t甲醇的高壓合成法裝置，至20世紀(jì)60年代，此法一直被引用。1966年英國(guó)帝國(guó)化學(xué)工業(yè)公司（I.C.I）研制成功銅基催化劑，并開(kāi)發(fā)了低壓合成工藝，及I.C.I工藝。1971年，德國(guó)魯奇公司開(kāi)發(fā)另一種低壓合成甲醇的工藝，簡(jiǎn)稱Lurgi工藝。20世紀(jì)70年代中期以后，世界上新建和擴(kuò)建的甲醇裝置幾乎都采用低壓合成工藝。50多年來(lái)，低壓法合成甲醇的工藝幾乎成為工業(yè)生產(chǎn)甲醇的唯一方法，生產(chǎn)工藝也不斷改善。隨著技術(shù)的不斷完善以及新工藝的不斷革新，合成甲醇的原料也逐漸拓寬。根據(jù)原料的不同，合成甲醇的方法有多種，早期的木材或木質(zhì)素干餾法制甲醇的方法，今天在工業(yè)上已經(jīng)被淘汰。工業(yè)合成甲醇常用的方法有甲烷部分氧化法制甲醇和一氧化碳、二氧化碳加壓催化氫化制取甲醇的方法。后者在現(xiàn)今的工業(yè)上應(yīng)用較廣泛，國(guó)外對(duì)前者的研究一直沒(méi)有間斷，是一個(gè)很有工業(yè)前途的制取甲醇的方法。甲醇工業(yè)的迅速發(fā)展，在有機(jī)合成工業(yè)中，是僅次于烯烴和芳烴的重要基礎(chǔ)有機(jī)原料。1.2甲醇的生產(chǎn)方法甲醇合成的主反應(yīng)是：CO+2H2CH3OH在合成反應(yīng)中，合成氣制甲醇工藝按壓力分為高壓、中壓和低壓法。隨著甲醇合成催化劑技術(shù)的不斷發(fā)展，目前總的趨勢(shì)是由高壓向低、中壓發(fā)展。(1)高壓法(19.6-29.4MPa)是最初生產(chǎn)甲醇的方法，采用鋅鉻催化劑，反應(yīng)溫度360-400℃，壓力l9.6-29.4MPa。但是，由于原料及動(dòng)力消耗大，反應(yīng)溫度高，生成粗甲醇中有機(jī)雜質(zhì)含量高，而且投資大，成本高，已被工業(yè)上淘汰。（2）中壓法(9.8-19.6MPa)中壓法仍采用高活性的銅系催化劑，反應(yīng)溫度與低壓法相同，它具有與低壓法相似的優(yōu)點(diǎn)，但由于提高了壓力，相應(yīng)動(dòng)力消耗略有增加（3）低壓法（5.0-9.8MPa)低壓法基于高活性的銅系催化劑。銅系催化劑的活性明顯高于鋅鉻催化劑，反應(yīng)溫度低(240-270℃)，因此，在較低的壓力下可獲得較高的甲醇收率。而且選擇性好，減少了副反應(yīng)，改善了甲醇質(zhì)量，降低了原料的消耗。此外，由于壓力低，不僅動(dòng)力消耗比高壓法降低很多，而且工藝設(shè)備的制造也比高壓法容易，投資得以降低。(4)中國(guó)獨(dú)創(chuàng)聯(lián)醇工藝由中國(guó)研究的聯(lián)醇工藝，實(shí)際上也是一種中壓合成甲醇的方法，所謂聯(lián)醇，就是與合成氨聯(lián)合生產(chǎn)甲醇，這是一種合成氣凈化的工藝，以代替合成氨生產(chǎn)中銅氨液脫除微量碳氧化物而開(kāi)發(fā)的一種新工藝。聯(lián)醇生產(chǎn)時(shí)在壓縮機(jī)五段出口與銅洗工段進(jìn)口之間增加一套甲醇的合成裝置，包括甲醇合成塔、循環(huán)機(jī)、水冷器、分離器和粗甲醇貯槽等相關(guān)設(shè)備。壓縮機(jī)五段出口氣體先進(jìn)入甲醇合成塔，使大部分原先要在銅洗工段除去的一氧化碳和二氧化碳在甲醇合成塔中與氫氣反應(yīng)生成甲醇，聯(lián)產(chǎn)甲醇后進(jìn)入銅洗工段的一氧化碳含量明顯降低，減輕了銅洗工段的負(fù)荷；同時(shí)變化工序的一氧化碳的指標(biāo)課相對(duì)放寬。降低了變換的蒸汽消耗，而且壓縮機(jī)的前幾段氣缸輸送的一氧化碳成為有效氣體，使壓縮機(jī)的電耗降低[2]。1.3幾種典型的甲醇精制工藝流程甲醇精餾的工藝流程有多種，可分為單塔精餾、雙塔精餾、三塔精餾和四塔精餾。（1）單塔流程描述單塔流程為粗甲醇產(chǎn)品經(jīng)過(guò)一個(gè)塔就可以采出產(chǎn)品。粗甲醇塔中部加料口送入，輕組分由塔頂排出，高沸點(diǎn)的重組分在進(jìn)料板以下若塔板處引出，水從塔底排出，產(chǎn)品甲醇在塔頂以下若干塊塔板引出。（2）雙塔流程描述從合成工序來(lái)的粗甲醇入預(yù)精餾塔，此塔為常壓操作。為了提高預(yù)精餾塔后甲醇的穩(wěn)定性，并盡可能回收甲醇，塔頂采用兩級(jí)冷凝。塔頂經(jīng)部分冷凝后的大部分甲醇、水及少量雜質(zhì)留在液相作為回流返回塔，二甲醚等輕組分(初餾分)及少量的甲醇、水由塔頂逸出，塔底含水甲醇則由泵送至主精餾塔。主精餾塔操作壓力稍高于預(yù)精餾塔，但也可以認(rèn)為是常壓操作，塔頂?shù)玫骄状籍a(chǎn)品，塔底含微量甲醇及其它重組分的水送往水處理系統(tǒng)。（3）三塔流程描述從合成工序來(lái)的粗甲醇入預(yù)精餾塔，在塔頂除去輕組分及不凝氣，塔底含水甲醇由泵送加壓塔。加壓塔操作壓力為5.7MPa，塔頂甲醇蒸氣全凝后，部分作為回流經(jīng)回流泵返回塔頂，其余作為精甲醇產(chǎn)品送產(chǎn)品儲(chǔ)槽，塔底含水甲醇則進(jìn)常壓塔。同樣，常壓塔塔頂出的精甲醇一部分作為回流，一部分與加壓塔產(chǎn)品混合進(jìn)入甲醇產(chǎn)品儲(chǔ)槽。三塔流程的主要特點(diǎn)是，加壓塔塔頂冷凝潛熱用作常壓塔塔釜再沸器的熱源，這樣既節(jié)省加熱蒸汽，還節(jié)省冷卻水，達(dá)到節(jié)能的目的。（4）四塔流程描述四塔流程包含預(yù)精餾塔、加壓精餾塔、常壓精餾塔和甲醇回收塔。粗甲醇經(jīng)換熱后進(jìn)入預(yù)精餾塔，脫除輕組分后(主要為不凝氣、二甲醚等)，塔底甲醇及高沸點(diǎn)組分加壓后進(jìn)入加壓精餾塔；加壓精餾塔頂?shù)臍庀噙M(jìn)入冷凝蒸發(fā)器，利用加壓精餾塔和常壓精餾塔塔頂、塔底的溫差，為常壓塔塔底提供熱源，同時(shí)對(duì)加壓塔塔頂氣相冷凝。冷凝后的精甲醇進(jìn)入回流罐，一部分作為加壓塔回流，一部分作為精甲醇產(chǎn)品出裝置；加壓塔塔底的甲醇、高沸組分、水等進(jìn)入常壓塔，常壓塔頂餾出精甲醇產(chǎn)品，在進(jìn)料板下方設(shè)置側(cè)線抽出，抽出物主要為甲醇、水和高沸點(diǎn)組分，進(jìn)入甲回收塔再回收甲醇，塔底廢水進(jìn)入生化系統(tǒng)處理；回收塔設(shè)有側(cè)線抽出，主要抽出物為高沸點(diǎn)醇類，以保證回收塔塔頂精甲醇質(zhì)量和塔底廢水中總醇含量要求，塔底廢水送生化處理[3]。

2甲醇合成催化劑及合成工藝選擇2.1催化劑選擇表2-1銅基催化劑和鋅鉻催化劑的比較種類優(yōu)點(diǎn)缺點(diǎn)適用的生產(chǎn)工藝銅基催化劑活性溫度低選擇性高耐熱性差耐毒性差中低壓法鋅鉻催化劑耐熱性高耐毒性好活性溫度高高壓法表2-2國(guó)內(nèi)外常用銅基催化劑的特性對(duì)比催化劑型號(hào)組分/％操作條件CuOZnOAl2O3壓力/MPa溫度/℃英國(guó)ICI51-36030107.8-11.8190～270德國(guó)LG104513244.9210～240美國(guó)C79-21.5-11.7220～330丹麥LMK4010-9.8220～270中國(guó)C302系列513245.0-10.0210～280中國(guó)XCN-98>52>20>85.0~10.0200～290本次設(shè)計(jì)采用由西南化工研究設(shè)計(jì)院開(kāi)發(fā)的XNC-98，該催化劑是納米級(jí)特殊載體制成的負(fù)載型催化劑，具有密度小、孔容大、孔分布合理、機(jī)械強(qiáng)度好、抗燒結(jié)性強(qiáng)、活性高、穩(wěn)定性和選擇性好的特點(diǎn)。2.2反應(yīng)溫度在甲醇合成的反應(yīng)中，溫度對(duì)反應(yīng)混合物的平衡和速率都有很大影響。對(duì)于化學(xué)反應(yīng)來(lái)說(shuō)，溫度升高有利于甲醇合成反應(yīng)速率的加快。但是甲醇合成反應(yīng)是一個(gè)可逆的放熱反應(yīng)，溫度升高雖然速率會(huì)升高，但是平衡常數(shù)將會(huì)降低。因此，甲醇合成反應(yīng)存在一個(gè)最適合的反應(yīng)溫度。另一方面，反應(yīng)溫度與所選用的催化劑的類型有關(guān)，不同的催化劑有不同的活性溫度。本次設(shè)計(jì)采用銅基催化劑，活性溫度為240-270℃，所以整個(gè)催化劑層的溫度應(yīng)控制在這個(gè)溫度范圍內(nèi)，若溫度過(guò)高，副反應(yīng)產(chǎn)物的含量會(huì)增多。2.3反應(yīng)壓力壓力是甲醇合成反應(yīng)過(guò)程的重要工藝條件。甲醇合成反應(yīng)是分子數(shù)減少的過(guò)程，因此提高反應(yīng)壓力有利于平衡，同時(shí)由于壓力高，組分的分壓也提高了，因而催化劑的生產(chǎn)強(qiáng)度也相應(yīng)提高[4]。但是壓力并不是單純的由一個(gè)原因決定的，它與合成工藝選用的催化劑的性質(zhì)、原料氣碳?xì)浔?、催化劑活性溫度、空間速度等因素有關(guān)。而且甲醇的平衡濃度也不是隨壓力而成線性增加，當(dāng)壓力增至某一定數(shù)值時(shí)，平衡常數(shù)將趨于穩(wěn)定。另外，過(guò)高的反應(yīng)壓力對(duì)設(shè)備的制造及操作也是個(gè)不小的考驗(yàn)，不僅增加了建設(shè)投資，而且增加了生產(chǎn)中的能耗。在較高的壓力下，一氧化碳和氫反應(yīng)會(huì)生成二甲醚、甲烷、異丁醇等副產(chǎn)物，由于副產(chǎn)物的反應(yīng)熱高于甲醇合成反應(yīng)，體系溫度升高，催化了副反應(yīng)的進(jìn)度，若無(wú)法進(jìn)行有效的調(diào)節(jié)，會(huì)造成溫度猛升而使催化劑失活。表2-3高、低壓合成甲醇主要技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)指標(biāo)高壓法低壓法30MPa5MPa原料/m3710690冷卻水/m3211154電/KW.h-1600-1000350-420粗甲醇雜質(zhì)含量/%3-60.2-0.7轉(zhuǎn)化率（CO+CO2）/%90-9590-96.5催化劑類型Zn-CrCu-Zn-Al2.4氣體組成甲醇由CO、CO2、H2反應(yīng)生成。H2和CO合成甲醇的物質(zhì)的量之比為2，與CO2反應(yīng)的物質(zhì)的量的比為3，當(dāng)CO與CO2都存在時(shí)，對(duì)原料氣，即合成工序的新鮮原料氣中氫碳比的要求為=2.10-2.15[5]。不同原料采用不同工藝所制的原料氣組成往往偏離f值。生產(chǎn)中合理的氫碳比應(yīng)比化學(xué)計(jì)量比略高一些，按化學(xué)計(jì)量比，f值約為2，實(shí)際上控制得略高于2，即保持略高的氫含量。過(guò)量的氫對(duì)減少羰基鐵的生成與高級(jí)醇的生成，及延長(zhǎng)催化劑使用壽命起著有益的作用。此外原料氣之中含有一定量的CO2，可以減少反應(yīng)熱量的放出，利于床層溫度的控制，同時(shí)還抑制二甲醚的生成。2.5空速單位時(shí)間內(nèi)，每單位體積催化劑所通過(guò)的氣體量，也就是說(shuō)氣體與催化劑接觸的時(shí)間，一般用空間速度來(lái)表示。生產(chǎn)過(guò)程中，如果采用較低的空速，反應(yīng)過(guò)程中氣體混合物的組成與平衡組成較接近，催化劑的生產(chǎn)強(qiáng)度較低，但是單位甲醇產(chǎn)品所需的循環(huán)氣體量較小，氣體循環(huán)的動(dòng)力消耗較少，預(yù)熱未反應(yīng)的氣體到催化劑進(jìn)口溫度所需換熱面積較小，并且離開(kāi)反應(yīng)器氣體的溫度較高，其熱能利用價(jià)值較高；若采用較高的空速，催化劑的生產(chǎn)強(qiáng)度可以提高，但增大了所需的傳熱面積，出塔氣體熱能利用價(jià)值降低，增加了分離反應(yīng)產(chǎn)物的費(fèi)用。值得考慮的是，當(dāng)空速增加到一定程度后，催化劑床層的溫度將不能維持，這將嚴(yán)重影響生產(chǎn)過(guò)程。因此，在甲醇合成生產(chǎn)中，空速控制在10000-30000h-1之間。

3工藝選擇3.1煤的選用煤是由古代植物轉(zhuǎn)變而來(lái)的大分子有機(jī)化合物。煤中除了含有碳、氫、氧、氮、硫五種元素之外，還含有水分、灰分及焦油的等揮發(fā)性物質(zhì)。煤的選擇標(biāo)準(zhǔn)要考慮以下幾個(gè)方面：（1）水分。煤中的水分是指煤所含有的游離水（開(kāi)采、運(yùn)輸、堆放過(guò)程所沾上的水）、吸附水（凝膠水、表面吸附水、毛細(xì)孔吸附水和礦物質(zhì)結(jié)晶水）和化合水，它關(guān)系到煤的熱值和實(shí)用價(jià)值。原料煤的水分高，有效成分降低，氣體產(chǎn)率降低。氣化過(guò)程中水蒸氣帶出的熱量增加，煤消耗定額增加。(2)揮發(fā)分。揮發(fā)分與煤的變質(zhì)過(guò)程有關(guān)，揮發(fā)分高，制得的煤氣的甲烷等碳?xì)浠衔锏暮扛?。?）硫分。硫在煤中主要以有機(jī)硫、單質(zhì)硫、硫化物和硫酸鹽四種形式存在，。在氣化的過(guò)程中硫變成硫化氫和有機(jī)硫存在于煤氣中，對(duì)設(shè)備會(huì)產(chǎn)生腐蝕，并使催化劑中毒。故原料其中硫含量越低越好。（4）灰分。煤的灰分是指煤中所有可以燃燒以及礦物質(zhì)在高溫下產(chǎn)生分解、化合等復(fù)雜反應(yīng)后剩下來(lái)的殘?jiān)?，其主要成分是金屬與非金屬的氧化物和鹽類。此次設(shè)計(jì)采用煤氣化的技術(shù)，綜合考慮各方面因素，采用的原料煤為無(wú)煙煤，組分見(jiàn)下表：表3-1無(wú)煙煤的元素組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）成分水分揮發(fā)分灰分碳?xì)溲醯蚝?.806.758.1691.31.894.400.630.893.2氣化工藝此次設(shè)計(jì)采用GSP氣化工藝。GSP工藝技術(shù)是20世紀(jì)70年代末由GDR(原民主德國(guó))開(kāi)發(fā)并投入商業(yè)化運(yùn)行的大中型煤氣化技術(shù)。與其他同類氣化技術(shù)相比，該技術(shù)因采用了氣化爐頂干粉加料與反應(yīng)室周?chē)浔诮Y(jié)構(gòu)，因而在氣化爐結(jié)構(gòu)以及工藝流程上有其先進(jìn)之處。GSP氣化技術(shù)的主要特點(diǎn)如下：(1)采用干粉煤作為氣化原料，根據(jù)后續(xù)化工產(chǎn)品的要求，煤粉可用氮?dú)猓僮魇职踩?。由于氣化溫度高，故?duì)煤種的適應(yīng)性更為廣泛，從較差的褐煤、次煙煤、煙煤、無(wú)煙煤到石油焦均可使用[16]，也可以兩種煤摻混使用。對(duì)煤的灰熔點(diǎn)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(diǎn)的煤種也能使用。(2)氣化溫度高，一般在1800-2200℃，氣化爐工作壓力為3MPa。(3)氧耗較低，相比于水煤漿加壓氣化工藝，減少將近15%～20%的氧氣，可降低投資及成本。(4)氣化爐采用水冷壁結(jié)構(gòu)，無(wú)耐火材料襯里。水冷壁使用壽命長(zhǎng)，正常使用時(shí)維護(hù)量很少，運(yùn)行周期長(zhǎng)。(5)只有一個(gè)聯(lián)合噴嘴(開(kāi)工噴嘴與生產(chǎn)噴嘴合二為一)，噴嘴使用壽命長(zhǎng)，為氣化裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行提供了可靠保障。(6)碳轉(zhuǎn)化率高達(dá)99%以上，冷煤氣效率高達(dá)80%以上。(7)氣化過(guò)程基本無(wú)廢氣排放，污染小，符合環(huán)保理念。(8)氣化成本低，投資少。GSP氣化工藝過(guò)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。3.3原料氣的變換以煤為原料制得的粗甲醇原料氣必須經(jīng)過(guò)一氧化碳變換工序。變換工序主要有兩個(gè)方面的作用：通過(guò)變換調(diào)整氫碳比和使有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為無(wú)機(jī)硫。由氣化工段送來(lái)的3.8MPa(A)，216℃左右，汽氣比為1.43的水煤氣經(jīng)煤氣水分離器（V2003）和中溫?fù)Q熱器（E2002）溫度升高至240℃進(jìn)入預(yù)變換爐（R2001）后分成兩部分：一部分進(jìn)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，出變換爐變換氣的CO含量約6.0%（干），溫度為393℃左右進(jìn)入中溫?fù)Q熱器（E2002），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（E2003），生產(chǎn)1.4MPa(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（E2004），產(chǎn)生0.5MPa(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（V2004），分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(jìn)入鍋爐給水加熱器（E2005）后溫度降至142℃，再進(jìn)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(jìn)入脫鹽水加熱器Ⅰ（E2006），加熱來(lái)自脫鹽水站的脫鹽水，溫度降至35℃，進(jìn)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)。另一部分水煤氣進(jìn)入有機(jī)硫水解槽（R2003）脫硫，出來(lái)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（E2007），溫度降至213℃，進(jìn)入發(fā)電氣廢熱鍋爐（E2008），產(chǎn)生0.5MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至170℃，進(jìn)入第四水分離器（V2011），分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器Ⅱ（E2009）加熱鍋爐給水，溫度降至153℃，再進(jìn)入第五水分離器（V2012），分離出冷凝液后進(jìn)入鍋爐給水加熱器Ⅲ（E2010）加熱來(lái)自熱電站的鍋爐給水，溫度降至123℃，進(jìn)入第六水分離器（V2013），分離出冷凝液后進(jìn)入脫鹽水加熱器Ⅱ（E2011），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(lái)自脫硫系統(tǒng)的發(fā)電煤氣，溫度80℃，壓力3.57MPaA，進(jìn)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。圖3-1變換工藝流程3.4脫硫脫碳工藝采用聚乙二醇二甲醚法（NHD法）。聚乙二醇二甲醚溶劑是一種物理溶劑，稱為Selexol溶劑，能選擇性地脫除原料其中的二氧化碳和硫化氫。該溶劑本身無(wú)毒，對(duì)碳鋼等金屬無(wú)腐蝕性，并且不起泡，吸收CO2、H2S、COS等酸性氣體的吸收能力強(qiáng)，價(jià)格相對(duì)便宜。聚乙二醇二甲醚溶劑的分子式為CH3-O-(C2H40)n-CH3。該溶劑是n=2~9的混合物，分子量250~280。凝固點(diǎn)-22~-29℃，閃點(diǎn)151℃，蒸汽壓（25℃）<1.33Pa,密度（25℃）1.031g/L，黏度（25℃）Pa.s。來(lái)自變換及燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng)的煤氣（36℃，3.7MPa(A)，含H2S1.18%）與燃?xì)饷摿蛩═3004）頂部出口的燃?xì)饷摿驓鈸Q熱至14.9℃進(jìn)入燃?xì)饷摿蛩═3004）下部，在塔內(nèi)NHD吸收了煤氣中大部分的H2S氣體，同時(shí)也帶走部分CO2、COS、H2等氣體。除去H2S的煤氣稱之為燃?xì)饷摿驓?，與進(jìn)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?xì)獍l(fā)電對(duì)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E3008中被變換氣加熱到80℃，進(jìn)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+COS<20ppm）返回到燃?xì)鉄峄厥障到y(tǒng)。從變換工段過(guò)來(lái)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(jìn)入變換氣脫硫塔（T3001）底部，與塔內(nèi)自上而下的0℃NHD溶液逆流接觸吸收絕大部分H2S氣體及部分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)脫硫氣分離器（V3002）分離掉夾帶的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?xì)饷摿蛩═3004）底出來(lái)的14.1℃左右的NHD富液一起由富液泵（P3003A,B）提壓到4.5MPa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(jìn)入濃縮塔（T3002）。采用甲醇馳放氣（40℃，4.6MPa(A)）作為氣提氣進(jìn)入濃縮塔下部，塔頂出來(lái)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(jī)而來(lái)的約3.6MPa閃蒸氣合并經(jīng)閃蒸氣水冷器I（E3004）冷卻至40℃返回進(jìn)NHD脫硫入口以回收高壓閃蒸氣中的H2。從濃縮塔底出來(lái)底NHD富液由脫硫水力透平（HT3001）回收能量后進(jìn)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(jī)。從脫硫高壓閃蒸槽底出來(lái)的富含H2S、CO2的閃蒸液進(jìn)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(lái)，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送入貧富液換熱器I（E3002）；而在貧液進(jìn)入貧富液換熱器I前面有一旁路，把部分貧液減壓到0.6MPa進(jìn)入溶液過(guò)濾器（M3001A,B），過(guò)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的貧液分為兩部分，一部分貧液直接進(jìn)入燃?xì)饷摿蛩═3004）；另一部分則進(jìn)入NHD脫碳工段的脫碳塔上塔，在塔內(nèi)吸收脫碳塔下塔過(guò)來(lái)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進(jìn)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(jìn)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H2S>25%，進(jìn)入硫回收工段。來(lái)自脫硫工段的脫硫氣（溫度16.45℃、壓力3.55MPa)、CO2、34%含COS＋H2S<80ppm）進(jìn)入脫碳塔（T4001）下塔，氣體自下而上與從下塔頂部而來(lái)的NHD溶劑逆流接觸，下塔塔內(nèi)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，部分H2S、COS被吸收。從下塔頂出來(lái)的凈化氣（CO2<4%(V)、溫度-2.5℃）直接進(jìn)入脫碳塔上塔底部與從脫硫工段過(guò)來(lái)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(lái)的凈化氣（CO2約2～3%(V)、COS和H2S<5ppm、溫度1.12℃），經(jīng)凈化氣分離器（V4002）除去少量霧沫夾帶的NHD后，進(jìn)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(shí)，凈化氣先進(jìn)入水解槽預(yù)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(jìn)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(lái)后返回到NHD脫硫工段。圖3-2脫硫脫碳工藝流程3.5合成工藝流程來(lái)自凈化工段的合成原料氣，經(jīng)離心式壓縮機(jī)加壓至壓強(qiáng)3.5MPa，溫度313.15K（40℃）后，與來(lái)至合成塔的循環(huán)氣進(jìn)行混合，經(jīng)離心壓縮機(jī)內(nèi)再次加壓到5.2MPa，混合氣在進(jìn)反應(yīng)器前先與合成塔出來(lái)的氣體進(jìn)行換熱，升溫到225℃，然后從上到下經(jīng)過(guò)管程進(jìn)入反應(yīng)器的銅基催化劑，在催化劑的作用下發(fā)生反應(yīng)。反應(yīng)器為列管式反應(yīng)器，管程走反應(yīng)氣。合成塔出口氣體溫度528.15K（255℃），殼程走0.1MPa，373.15K（100℃）的水蒸氣作為冷卻介質(zhì)，作用是及時(shí)帶走合成反應(yīng)放出的熱量，維持體系得到溫度，使反應(yīng)快速進(jìn)行，同時(shí)也起到保護(hù)催化劑的作用，出口溫度為473.15K（200℃）。合成塔出塔氣溫度約為255℃，含甲醇5.84%，經(jīng)過(guò)水冷卻器換熱冷卻到40℃，冷凝的粗甲醇經(jīng)分離器分離。由分離器分離粗甲醇后的氣體進(jìn)行適當(dāng)放空，大部分氣體進(jìn)入壓縮機(jī)加壓返回合成塔，粗甲醇進(jìn)入精餾工段進(jìn)行精制。圖3-3甲醇合成工藝流程簡(jiǎn)圖3.6精餾方案選擇對(duì)于合成塔出來(lái)的粗甲醇，在此次設(shè)計(jì)中采用三塔精餾的精餾工藝，主要設(shè)備為填料型預(yù)精餾塔、篩板式加壓精餾塔、篩板式常壓精餾塔，以及一些換熱器、進(jìn)料泵等設(shè)備。工藝流程為：有粗甲醇貯罐出來(lái)的粗產(chǎn)品，經(jīng)預(yù)熱器進(jìn)行加熱，至泡點(diǎn)溫度后進(jìn)入預(yù)精餾塔。塔頂分出甲醚及少量的甲醇，大部分甲醇有塔釜出來(lái)進(jìn)入加壓精餾塔進(jìn)行甲醇的分離，塔頂采出接近一半的精甲醇產(chǎn)品，其余甲醇和剩余的雜質(zhì)產(chǎn)物有塔釜出來(lái)進(jìn)入常壓精餾塔，塔頂分離出精甲醇，水、異丁醇這些雜質(zhì)產(chǎn)物由塔釜排出進(jìn)入廢水處理工段進(jìn)行處理[6]。順應(yīng)此刻工藝大型化的趨勢(shì)，三塔精餾工藝是一項(xiàng)企業(yè)進(jìn)行增產(chǎn)降耗技術(shù)改造的非常適合的、較好的技術(shù)方案。

4物料衡算4.1合成過(guò)程的反應(yīng)方程主反應(yīng)：CO+2H2CH3OH（式4.1）CO2+3H2=CH3OH+H2O(式4.2)副反應(yīng)：2CO+4H2(CH3)2O+H2O（式4.3）CO+3H2CH4+H2O（式4.4）4CO+8H2C4H9OH+3H2O（式4.5）CO2+H2CO+H2O（式4.6）由于合成反應(yīng)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(yīng)生成一氧化碳，且入塔氣中二氧化碳的含量一般不超過(guò)5%，所以計(jì)算中忽略反應(yīng)（4.2）。4.2合成塔物料衡算已知年產(chǎn)精甲醇15萬(wàn)噸，每年以330個(gè)工作日計(jì)算。考慮到粗甲醇精制過(guò)程中有一定的損耗，為保證設(shè)計(jì)的生產(chǎn)任務(wù)，合成工段的物料衡算以粗甲醇最終重量16萬(wàn)噸計(jì)算。表4-1粗甲醇組分質(zhì)量百分?jǐn)?shù)組成CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O質(zhì)量百分?jǐn)?shù)/%92.990.1980.0286.784每小時(shí)各組分產(chǎn)量：工業(yè)生產(chǎn)中測(cè)得低壓時(shí)，每生產(chǎn)一噸粗甲醇就會(huì)產(chǎn)生1.52m3（標(biāo)況），即0.068kmol的甲烷。故CH4每小時(shí)產(chǎn)量為：查《甲醇生產(chǎn)技術(shù)及進(jìn)展》，在5.06MPa，40℃時(shí)各組分在甲醇中的溶解度如下表4-2每噸粗甲醇中合成氣溶解情況組分H2COCO2N2ArCH4溶解量（Nm3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680粗甲醇中溶解的氣體量：根據(jù)測(cè)定，40℃時(shí)液態(tài)甲醇中釋放CO、CO2、H2等混合氣中每立方米含37.14g甲醇，假定溶解氣全部釋放，則甲醇擴(kuò)散損失為：4.3合成反應(yīng)中各氣體消耗和生產(chǎn)量查《甲醇工藝學(xué)》，馳放氣組成如下：表4-3馳放氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4摩爾含量%0.6178.316.293.513.192.305.79表4-4合成反應(yīng)中消耗原料情況消耗項(xiàng)消耗原料氣組分/kmol/hCOCO2H2反應(yīng)（1）637.9114-1275.8228反應(yīng)（3）1.8898-2.8347反應(yīng)（4）1.4927-4.4781反應(yīng)（5）0.3324-0.6648反應(yīng)（6）80.0478注：括號(hào)內(nèi)的為生成量；反應(yīng)（式4-1）項(xiàng)不包括擴(kuò)散甲醇和弛放氣中甲醇消耗的原料氣量表4-5合成反應(yīng)中生成物情況生成項(xiàng)生成物組分/kmol/hCH4CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O反應(yīng)（1）-637.9114反應(yīng)（3）--0.9449-0.9449反應(yīng)（4）1.49271.4927反應(yīng)（5）0.08310.2493反應(yīng)（6）80.0478表4-6其他原料氣消耗消耗項(xiàng)消耗原料氣組分/kmol/hCOCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶解0.79877.67384.31090.35770.23821.6527擴(kuò)散的甲醇0.3764-2.458馳放氣0.0629G0.0351G0.7831G0.0319G0.023G0.0579G馳放氣中甲醇0.0061G-0.0122G注：G為馳放氣的量4.4新鮮氣和馳放氣量的確定由工藝流程可知，各組分的消耗總量與新鮮氣的進(jìn)料量相等。各組分等量關(guān)系如下：CO的消耗總量：H2的消耗總量：CO2的消耗總量：N2的消耗總量：Ar的消耗總量：CH4的消耗總量：由此可得新鮮氣體中各氣體流量，如下表：表4-7新鮮氣組成組分單位COCO2H2N2ArCH4流量kmol/h512.9906+0.069G78.7088+0.0351G1246.5005+0.7953G0.2711+0.0319G0.1805+0.023G0.8947+0.0579G總計(jì)2019.8568+1.0122G新鮮氣（合成氣）中惰性氣體（N2+Ar+CH4）百分比保持在0.48%，反應(yīng)過(guò)程中惰性氣體的量保持不變，（N2+Ar+CH4）=2.2486+0.1128G，則解得，由此可得到新鮮氣的量為G新鮮=2089.6870kmol/h所以馳放氣的組成如下：表4-8馳放氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4組成%0.6178.316.293.513.192.305.79流量kmol/h0.4254.024.342.422.201.593.99新鮮氣（合成氣）組成如下表4-9新鮮氣(合成氣)組成氣體CH4H2COCO2N2Ar組成%0.0567.9928.453.080.250.18流量kmol/h1.041420.78594.5264.365.253.744.5循環(huán)氣氣量的確定即：整理的：合成塔出塔氣甲醇含量為5.84%，由甲醇的物料守恒得：解得：表4-10循環(huán)氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4摩爾組成%0.6178.316.203.513.192.305.80流量kmol/h69.558928.92717.19400.21363.72262.25661.324.6入塔氣和出塔氣組成由入塔氣量=新鮮氣量+循環(huán)氣量得入塔氣各組分組成：H2的含量：CO的含量：CO2的含量：N2的含量：Ar的含量：CH4的含量：CH3OH的含量：入塔氣總量為13482.5843kmol/h，組成如下：表4-11入塔氣組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4摩爾組成%0.5276.719.733.442.731.974.90流量（kmol/h）69.5510349.701311.70464.57368.97265.99662.36由：出塔氣量=入塔氣量—反應(yīng)中消耗量+反應(yīng)中生成量出塔氣各組分含量：CH3OH的含量：H2的含量：CO的含量：CO2的含量：N2的含量：Ar的含量：CH4的含量：H2O的含量：（CH3)2O的含量：C4H9OH的含量：出塔氣總量為4159.2114kmol/h表4-12出塔氣摩爾組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4(CH3)2OC4H9OHH2O組成%5.8173.606.013.203.032.185.480.00780.000680.68流量kmol/h708.268980.79749.33384.53368.97265.99663.860.950.0882.734.7甲醇分離器出口氣體組成分離器出口組分=馳放氣氣體組分+循環(huán)氣氣體組分分離器出口氣體各組分組成：分離器出口氣體總量為11472.1475kmol/h，各組分含量如下：表4-13分離器出口氣體組成氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4組成%0.6178.406.303.403.192.305.80流量kmol/h221.0728380.102279.541272.051156.08833.542098.34分離器出口液體組分=出塔氣組分-分離器出口氣體組分，則各液體組分含量：分離器液體總量為722.0505kmol/h，各組分含量如下：表4-14分離器出口液體組成氣體CH3OH(CH3)2OC4H9OHH2O摩爾組成%88.400.130.01211.46流量kmol/h638.290.950.0882.73實(shí)際甲醇的年產(chǎn)量：噸，滿足設(shè)計(jì)要求的15萬(wàn)噸年產(chǎn)量。

5熱量衡算5.1合成塔熱量衡算相關(guān)計(jì)算式全塔熱平衡方程式為：∑Q1+∑Qr=∑Q2+∑Q3+Q4（式5.1）式中：Q1——入塔氣各氣體組分熱量，kJ/hQr——合成反應(yīng)和副反應(yīng)的反應(yīng)熱，kJ/hQ2——出塔氣各氣體組分熱量，kJ/hQ3——合成塔熱損失，kJ/hQ4——蒸汽吸收的熱量，kJ/h∑Q1=∑（G1×Cp1×T1）（式5.2）式中：G1——入塔氣各組分流量，kmol/h；Cp1——入塔各組分的比熱容，kJ/（m3.K）；T1——入塔氣體溫度，K；∑Q2=∑（G2×Cp2×T2）（式5.3）式中：G2——出塔氣各組分流量kmol/h；Cp2——出塔各組分的熱容，kJ/（m3.K）；T2——出塔氣體溫度，K；∑Qr=Qr1+Qr2+Qr3+Qr4+Qr5+Qr6（式5.4）式中：Qr1、Qr2、Qr3、Qr4、Qr5、Qr6、——分別為甲醇、甲烷、二甲醚、異丁醇、水的生成熱，kJ/h；式中：Gr——各組分生成量，kmol/h；△H——生成反應(yīng)的熱量變化，kJ/mol5.1.1合成塔入塔熱量計(jì)算查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得在498.15K、5.2MPa下各組分氣體的定壓熱容如下表所示：表5-1組分氣體定壓熱容氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4熱容kJ/（kmol·K）65.8329.1230.5747.6930.2321.5447.61由得入塔氣中各組分的熱量：表5-2入塔氣中各組分的熱量氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4熱容kJ/（kmol·K）65.8329.1230.5747.6930.2321.5447.61含量kmol/h69.5510349.701311.70464.57368.97265.99662.36入塔熱量kJ/（h·K）4578.63301383.2440098.7622155.5011153.955729.3631535.05所以總熱量：5.1.2合成塔的反應(yīng)熱由得：表5-3各組分生成的熱量氣體CH3OH(CH3)2OC4H9OHCH4CO生成熱kJ/mol97.7349.62200.39115.69-42.92生成量kmol/h637.910.940.081.4980.05反應(yīng)熱kJ/(h.K)62343.0846.8916.65172.69-3435.65則合成塔每小時(shí)生成的反應(yīng)熱：5.1.3合成塔出塔熱量計(jì)算查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得在528.15K、5.2MPa下各組分氣體的定壓熱容如下表所示：表5-4組分氣體定壓熱容氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4熱容kJ/（kmol·K）67.8229.1330.6948.2330.3221.4549.23由得出塔氣中各組分的熱量：表5-5各組分帶出合成塔的熱量氣體熱容kJ/（kmol·K）流量kmol/h出塔熱量kJ/（h·K）CH3OH65.83708.2646624.82H229.128980.79261520.53CO30.57749.3322906.89CO247.69384.5318338.02N230.23368.9711153.95Ar21.54265.995729.36CH447.61663.8531606.12(CH3)2O96.30.9490.99C4H9OH169.350.0814.07H2O35.3682.732925.50則，每總出塔熱量：5.2合成塔熱量損失假設(shè)合成塔的熱量損失為5%，則損失的這部分能量的值為：5.3蒸汽吸收的熱量蒸汽吸收的熱量：∑Q1+∑Qr=∑Q2+∑Q3+Q4Q4=∑Q1+∑Qr-∑Q2-Q3=207546469.1+30349568.29-211740743.9-11894801.87=14260491.6670036kJ/h水蒸氣入口溫度為200℃，出口溫度為224℃，查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》得：水蒸氣的平均熱容為3.224kJ/（kg·K)，則由得：水蒸氣的用量：表5-6合成塔的熱量平衡表氣體氣體顯熱反應(yīng)熱熱損失蒸汽吸收合計(jì)入塔氣kJ/h207546469.130349568.29--237896037.4出塔氣kJ/h211740743.9-11894801.8714260491.67237896037.45.4合成氣換熱器的熱量衡算5.4.1合成氣入換熱器的熱量入換熱器的合成氣溫度為60℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得各組分的比熱容，由，計(jì)算得各組分帶進(jìn)換熱器的熱量如下表所示：表5-7合成氣帶進(jìn)的熱量氣體CH3OHH2COCO2N2ArCH4熱容kJ/（kmol·K）46.6028.9230.9258.6631.0122.7841.11流量kmol/h69.5510349.701311.70464.57368.97265.99662.36帶進(jìn)熱量kJ/（h·K）3241.14299313.3140557.8627251.8711441.746059.1827229.70則每小時(shí)的熱量：合成氣帶進(jìn)換熱器的總熱量：5.4.2合成氣出換熱器的熱量由工藝流程可知，合成氣出換熱器的熱量與入合成塔的熱量相等，則合成氣出換熱器的熱量為：5.5換熱器的熱量衡算5.5.1入換熱器的出合成塔氣熱量由工藝流程可知，在忽略管路熱損失的條件下，入換熱器的出合成塔氣熱量與合成塔出塔氣的熱量相等，即入換熱器的出合成塔氣熱量為：5.5.2出換熱器的出合成塔氣熱量由換熱器的熱量衡算得：出合成塔氣進(jìn)入換熱器后能量降低，降低的這部分能量用于入換熱器的合成氣的加熱，即合成氣熱量的增值等于出合成塔氣熱量的減少值。由上面的計(jì)算得：合成氣經(jīng)過(guò)換熱器后熱量的增量為：由此可得：出換熱器的出合成塔氣體熱量為：溫度為85℃。5.6水冷器的熱量衡算5.6.1入水冷器的熱量由工藝流程得：出換熱器的出合成塔氣體等于入水冷器的熱量即：5.6.2出水冷器的熱量出換熱器的出合成塔氣體經(jīng)水冷器進(jìn)一步冷卻后，溫度由85℃降至40℃。甲醇以氣、液兩種相態(tài)存在，甲醚、異丁醇、水以液態(tài)的形式存在，一氧化碳、二氧化碳、氫氣、氮?dú)?、氬氣、甲烷以氣態(tài)形式存在，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》的各組分在4MPa、40℃時(shí)的比熱容及帶出的熱量如下表所示： 表5-8各組分帶出水冷器的熱量組分熱容kJ/（kmol·K）流量kmol/h出塔熱量kJ/（h·K）CH3OH（氣相）45.0269.973150.19H228.888982.95259427.48（接上表）CO30.92721.5322309.60CO254.34402.6321879.04N230.80365.9311270.49Ar22.58263.835957.35CH439.87665.3126525.97(CH3)2O67.850.9464.11C4H9OH194.500.0816.16H2O75.0182.736205.93CH3OH（液相）84.83638.2954145.95（1）氣相帶出的熱量：氣相總熱量：液相帶出的熱量：液相總熱量：所以出水冷器總熱量：5.6.3冷卻水的用量冷卻水進(jìn)口溫度為25℃，出口溫度為70℃，由上面計(jì)算得：冷卻水吸收的熱量為：則冷卻水的用量：5.7甲醇分離器的熱量衡算物料進(jìn)入分離器后，氣相由分離器上部分出；液相由下部分分出。（1）甲醇分離器進(jìn)口的熱量由工藝流程得：甲醇分離器進(jìn)口的熱量與水冷器出口的熱量相等，即甲醇分離器出口氣相的熱量分離器出口的氣相即為水冷器出口的氣相，則分離器氣相的熱量為：甲醇分離器出口液相的熱量分離器出口的液相即為水冷器出口的液相，則分離器液相的熱量為：

6合成工段的設(shè)備選型6.1催化劑的使用量由合成段物料衡算得：每小時(shí)入塔氣量為13492.8461kmol/h.即302239.7494m3/h，合成塔的空速為13000m3/(m3·h)，則催化劑的使用量為：6.2合成塔的設(shè)計(jì)6.2.1換熱面積的確定此次設(shè)計(jì)采用管殼式合成塔，管程走合成氣，殼程走低壓蒸汽，由熱量衡算得：每小時(shí)的傳熱量為：取傳熱系數(shù)為300W/（m2.℃），合成塔入塔氣的溫度由225℃升至255℃；殼程水蒸氣進(jìn)口溫度由200℃升至224℃，則合成氣：225℃→255℃水蒸氣：224℃←200℃合成塔的平均溫差：由得：傳熱面積6.2.2換熱管數(shù)的確定查《化工機(jī)械設(shè)備基礎(chǔ)》[18]，選用材質(zhì)為00Cr18Ni5Mo3Si2、的無(wú)縫不銹鋼管鋼管，長(zhǎng)度為12000mm，正三角形排布，共需換熱管根數(shù)：圓整計(jì)算得需785根換熱管。因需設(shè)置拉桿18根，故實(shí)際換熱管數(shù)為803根。6.2.3合成塔直徑由換熱管外徑查得相鄰兩換熱管中心距為a=48mm，對(duì)角線管數(shù)：，則合成塔殼體直徑為：，圓整為1600mm。6.2.4合成塔的壁厚設(shè)計(jì)合成塔殼體材質(zhì)采用18MnMoNbR低合金鋼鋼材，壁厚的計(jì)算公式：其中封頭與殼體采用雙面對(duì)接焊，100%無(wú)損檢測(cè)，故焊接系數(shù)殼程通入的是飽和水蒸氣，查得240℃下飽和水蒸氣的壓力為3.35MPa，取設(shè)計(jì)壓力，外徑Di=1600mm，查得在255℃下的許用應(yīng)力為（插值法），由此計(jì)算得合成塔殼體的計(jì)算壁厚：取附加厚度C=1.25mm，則名義壁厚，圓整后去厚度為25mm。6.2.5殼體設(shè)計(jì)液壓強(qiáng)度校核壓力試驗(yàn)一般采用液壓試驗(yàn)，進(jìn)行液壓實(shí)驗(yàn)的目的是，設(shè)備在試驗(yàn)條件下能確保不會(huì)損壞，則在實(shí)際生產(chǎn)操作中也就能保障生產(chǎn)的安全性，不會(huì)出現(xiàn)嚴(yán)重的生產(chǎn)事故，所以水壓試驗(yàn)是一項(xiàng)重要的生產(chǎn)檢驗(yàn)工作。試驗(yàn)條件為常溫，常溫下?lián)Q熱器許用應(yīng)力為由上面的計(jì)算，取試驗(yàn)壓力壓力試驗(yàn)的的應(yīng)力校核應(yīng)滿足下面條件：查表得：常溫下18MnMoNbR的屈服點(diǎn)為則換熱器殼體在試驗(yàn)壓力下的計(jì)算應(yīng)力：而由上面計(jì)算可知<，所設(shè)計(jì)的換熱器殼體厚度符合要求。殼體最高允許工作壓力：6.2.6合成塔封頭設(shè)計(jì)上下封頭采用橢圓形封頭，材質(zhì)為18MnMoNbR，直邊高度為25mm，取形狀系數(shù)K=0.93，即Di/2hi=1.9，封頭內(nèi)徑為1600mm，則hi=421mm，則封頭的設(shè)計(jì)壁厚：取封頭的附加厚度為C=1.25mm，設(shè)計(jì)壁厚為20.96mm，圓整為25mm。所設(shè)計(jì)的封頭最大使用壓力為：6.2.7折流板和管板的選擇及設(shè)計(jì)采用弓形折流板，材質(zhì)為16MnR，折流板高度為：查得管徑為38mm的換熱管折流板間距最大為2500mm，取折流板間距為2000mm，則所需折流板數(shù)為6塊，拉桿數(shù)為18，直徑為12mm.管板直徑4500mm，厚度150mm，管板通過(guò)雙面對(duì)接焊在筒體和封頭之間。6.2.8支座支座采用裙座，裙座座體厚度為75mm，基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑1600mm，外徑2000mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度為23mm，地腳螺栓公稱直徑M30，數(shù)量為24個(gè)。6.3合成氣進(jìn)塔換熱器的選型（1）由熱量衡算得：換熱器的熱負(fù)荷為69257640.49kJ/h，即9238233.47W，取總傳熱系數(shù)，加熱器與合成氣采用逆向換熱，出塔氣：255℃→85℃合成氣：225℃←60℃平均溫差：由得：傳熱面積（2）查《化工機(jī)械設(shè)備基礎(chǔ)》，選用材質(zhì)為18MnMoNbR、的無(wú)縫不銹鋼管鋼管，長(zhǎng)度為9000mm，正三角形排布，共需換熱管根數(shù)：由換熱管外徑查得相鄰兩換熱管中心距為a=48mm，對(duì)角線管數(shù)：，則換熱器殼體直徑為：經(jīng)過(guò)圓整為1600mm。(3)換熱器殼體材質(zhì)采用18MnMoNbR低合金鋼鋼材，壁厚的計(jì)算公式：其中封頭與殼體采用雙面對(duì)接焊，100%無(wú)損檢測(cè)，故焊接系數(shù)殼程通入的是合成氣，壓力為5.2MPa，取設(shè)計(jì)壓力，外徑，查得在225℃下的許用應(yīng)力為，由此計(jì)算得合成塔殼體的計(jì)算壁厚得22.49mm，則名義壁厚，圓整后去厚度為25mm。（4）所設(shè)計(jì)的封頭最大使用壓力：殼體進(jìn)行水壓試驗(yàn)：由上面的計(jì)算，取試驗(yàn)壓力壓力試驗(yàn)的的應(yīng)力校核應(yīng)滿足下面條件：查表得：225℃下18MnMoNbR的屈服點(diǎn)為則換熱器殼體在試驗(yàn)壓力下的計(jì)算應(yīng)力：而由上面計(jì)算可知<，所設(shè)計(jì)的換熱器殼體厚度符合要求。殼體最高允許工作壓力由公式得：Pw=15.939MPa（5）上下封頭采用橢圓形封頭，形狀系數(shù)K=1.0，材質(zhì)為18MnMoNbR，直邊高度為25mm，封頭內(nèi)徑為1600mm，則hi=650mm，則封頭的設(shè)計(jì)壁厚：取封頭的附加厚度為C=1.25mm，設(shè)計(jì)壁厚為23.742m，圓整為25mm。所設(shè)計(jì)的封頭最大使用壓力：6.4水冷器的選型水冷器采用固定管板式換熱器，殼體與換熱管材質(zhì)為16MnR，由熱量衡算得水冷器的熱負(fù)荷為4.590×107KJ，即1.275×107W，取傳熱系數(shù)出塔氣：85℃→40℃冷卻水：50℃←25℃平均溫差：由得：傳熱面積6.5汽包的選型由合成塔出來(lái)的水蒸氣為224℃，與來(lái)自加熱器器的100℃沸水經(jīng)汽包進(jìn)行換熱后降為200℃。汽包采用管殼式換熱器，殼體與換熱管材質(zhì)為16MnR，采用浮頭式換熱器，由熱量衡算得熱負(fù)荷為14260491.6670036kJ/h，即961248W，取傳熱系數(shù)熱源：224℃→200℃冷源：200℃←100℃由得：傳熱面積6.6加熱器的選型由物料衡算的冷卻水的用量為73436kg/h，升溫至100℃，加熱器熱負(fù)荷為3793397KJ，即3831499W，取傳熱系數(shù)熱源：200℃→100℃冷源：100℃←50℃平均溫差：由得：傳熱面積

7AspenPlus模擬7.1AspenPlus工藝流程概述來(lái)自脫硫段的225℃，3500KPa的物料在混合器HL2內(nèi)與循環(huán)工段物料混合，經(jīng)加熱加壓至225℃、5000KPa，進(jìn)入合成塔F1內(nèi)（250℃、5000KPa）進(jìn)行反應(yīng)生成粗甲醇。合成塔出口物料經(jīng)過(guò)換熱器H1降溫至40℃排放至甲醇分離器F2分離出液相粗甲醇與氣相混合物，氣相混合物進(jìn)入氣化循環(huán)工段進(jìn)行循環(huán)利用。7.2AspenPlus模擬數(shù)據(jù)輸入7.3AspenPlus模擬結(jié)果 表7-1甲醇合成塔物料衡算組分輸入輸出摩爾流量kmol/hr質(zhì)量流量kg/hr摩爾流量kmol/hr質(zhì)量流量kg/hrCH3OH71.592294.03662.5721230.24H2O2.3842.8966.381195.77CO3232.5790545.492700.0375628.97H29586.0219324.278334.7616801.87C2H6O8.15375.478.87408.59C4H10O0.000.110.128.99CH485.461370.9586.731391.45Ar160.986430.84160.986430.84N2230.346452.73230.346452.73CO2114.225026.6152.582313.93合計(jì)13491.71131863.3812303.36131863.38

8安全技術(shù)與環(huán)境保護(hù)8.1有毒物質(zhì)的預(yù)防甲醇生產(chǎn)過(guò)程主要產(chǎn)品是甲醇，主要副產(chǎn)品為二甲醚，以及原料氣中的一氧化碳和硫化物，屬于易燃易爆及有毒的氣體。在生產(chǎn)過(guò)程中容易發(fā)生中毒、火災(zāi)、爆炸事故等職業(yè)危害。對(duì)