乙醇技术方案

欢迎下载内容仅供参考方框流程：4。2乙醇装置4.2.1工艺技术方案的比较和选择。1.1工艺技术方案的比较和选择等碳一化工路线.粮食发酵路线在国际上应用广泛，大型的乙醇生产企业多采用粮食发酵工艺.受到“粮食危机”影响，国内现今已停止批准新建玉米燃料乙醇项目。以木薯和玉米秸秆发酵的纤维素燃料乙醇项目由于其生产成本高、过度依赖国家补贴、生产技术不完善等因素经济效益不佳。石油化工路线以乙烯为原料,通过乙烯水合法制燃料乙醇。我国石油大量依靠进口，乙烯价格往往高于乙醇价格，制约了此法在我国的应用和推广.煤、天然气等碳一化工路线是以煤或天然气为原料先制得合成气和甲醇后，再通过二甲醚法或醋酸法制得乙醇的方法。ft西潞安煤基合成油有限公司50万吨/年合成气制乙醇项目地处ft西，煤炭、合成气及甲醇资源丰富，适合采用煤炭资源作为原料生产乙醇。间接法.方法1：二甲醚法煤——合成气—-甲醇——二甲醚——醋酸甲酯——乙醇该法的核心是二甲醚羰基化制得醋酸甲酯,醋酸甲酯加氢生产乙醇，陕西某供羰基化和加氢催化剂,北京石油化工工程有限公司提供工程设计服务.二甲醚法制乙醇反应方程式如下:羰基化：CH3OCH3+CO=CH3COOCH3加氢反应:CH3COOCH3+2H2=C2H5OH+CH3OH全流程主要设备为2反应器和4塔，与醋酸法相比,腐蚀小，设备投资少，生产环境友好，安全性高.方法2:醋酸间接法煤——合成气——甲醇——醋酸--醋酸乙酯——乙醇该法核心是醋酸乙酯加氢制乙醇。醋酸酯化生成醋酸乙酯的装置从19世纪70年代起在国内外有很多应用，使用浓硫酸做催化剂，生产中会产生大量废硫酯加氢制乙醇的技术。醋酸间接法先是煤通过气化制得合成气,然后制成甲醇，再由甲醇合成醋酸，醋酸先酯化反应生成粗酯,经过3塔分离得到醋酸乙酯，最后通过加氢反应器后得到粗醇，经过5塔萃取分离后得到乙醇。醋酸间接法制乙醇反应式如下：酯化反应：CH3COOH+C2H5OH=CH3COOC2H5+H2O加氢反应：CH3COOC2H5+2H2=2C2H5OH目前,30万吨/10万吨28个塔方法3:醋酸直接法煤-—合成气-—甲醇——醋酸——乙醇该法核心是醋酸直接制乙醇，流程短、设备少、投资省、运行费用低.醋酸直接制乙醇反应式如下：CH3COOH+2H2=2C2H5OH+H2O南京某化工有限公司采用此法建设了国内第一套27.5万吨/置，但拒绝在中国地区转让技术。1月投产，醋酸间接法在河北某化工厂与2017年6月投产。与醋酸间接法相比，二甲醚法原料成本低、腐推荐采用此法。。2工艺技术描述合成气通过二甲醚法生产乙醇，合成气首先经过气体分离，将合成气中的CO和氢气分离,得到纯度95%以上的CO99。9％以上的氢气；甲醇经CO过羰基化反应生成乙酸甲酯（MAC），分离后乙酸甲酯与氢气在加氢反应器中反应得到乙醇和甲醇介质,经分离后乙醇作为产品销售,甲醇返回二甲醚合成单元作为原料利用.4.2。2工艺流程工4.2.3工艺流程说明另有压缩、冷冻站等工艺生产的辅助配套系统。二甲醚合成单元气相甲醇在分子筛催化剂作用下脱水生产二甲醚（DME）。反应温度250～270℃,压力为1.2MPa.反应式如下：2CH3OH=CH3OCH3+H2O与出口的温差为150℃以上或更高。又有较宽的使用温度范围和不宜飞温的特点。合成反应体(即CH4、CO、CO2、H2、C2H4等）.反应后的混合组分进入产品分离.产品分离—24647100℃,且无共沸物存在。（用泵送入DMEDME塔顶冷凝器冷凝后进入DME塔回流罐，二甲醚冷凝液部分回流，部分经分析合DME塔回流罐顶部设置DME尾气冷凝器,冷凝DMEDME塔羰基化单元反应方程式:CH3OCH3COCH3COOCH3一氧化碳与二甲醚在催化剂作用下发生羰基化反应,生成乙酸甲酯.反应温度控制在200～28050MPaG。本单元包括羰基化反应、MAC冷凝、MAC精制及催化剂活化。羰基化反应来自二甲醚罐区的二甲醚用DME干燥罐吸附水分后依次经DME预热器、蒸发器和过热器后进入进料混合器;来自原料气分离单元的CO与羰基化反应单元产生的循环CO在压缩机出口缓冲罐中混合后经过CO预热器和CO过热器将温度加热至240反应温度240～260℃（初期～末期），5。0MPaG。反应器出料与二甲醚和CO通过换热器交叉回收热量后进入MAC冷凝阶段。MAC冷凝羰基化反应生成的粗MAC与原料进行热交换回收余热后，经一级MAC冷凝器、二级MAC冷凝器、三级MAC冷凝器冷却至30全部进入MAC缓冲罐，三级冷凝后气相一部分压缩至5。4MPaG后送至压缩机出口缓冲罐，与新鲜的CO混合后进入羰基化反应器;另一部分为弛放气进入回收气总管，与其他回收气混合后送回原料气供应商.MAC精制MAC缓冲罐的粗MAC减压后进入MAC精馏塔，塔操作压力约为0。9MPaGMAC含量约为99。24Wt%,温度约146MAC冷却器冷却至常温后分析,不合格的MACMAC送入缓冲罐，与产品分离单元甲醇精馏塔循环来的MAC混合，经MAC进料泵送至加氢单元。同时在罐区设置MAC储罐作为生产异常时缓冲空间。2在体积空速为200-（ST0.5MPa，催化剂床层温度从常温升至280℃,并停留4小时，然后通过降低循环氮气的温度来将床层温度降至250℃开始进吡啶。化，由氮气携带进入催化剂床层,混合气中吡啶浓度约9％。开始吸附时催化剂床层温度先控制在250℃左右，吸附吡啶后床层温度上升，但不能超过280℃。待催化剂床层上部温度有降低的趋势时，逐步调温，使床层温度始终保持在280料，继续用N2吹扫催化剂床层1h200检测不到吡啶。活化的尾气排至火炬。MAC加氢单元加氢反应方程式：CH3COOCH3+2H2=C2H5OH+CH3OH羰基化反应生成的乙酸甲酯与氢气反应,生成乙醇和甲醇。当反应温度在230～280加氢单元包括加氢反应、粗醇冷凝.a）加氢反应来自羰基化单元精制的MAC用泵送至MAC预热器和MAC蒸发器蒸发后合后经预热、过热后在进料混合器中与MAC混合后进入加氢反应器。b)粗醇冷凝二级冷凝器冷却至40℃。一、二级冷凝的液相均进入粗醇缓冲罐；气相一部分压缩至54MPaG后进入压缩机出口缓冲罐与新鲜氢气混合;另一部分作为驰放气排放至驰放气总管。产品分离单元来自粗醇缓冲罐的粗醇减压至0.13MPaG后，进入乙醇脱轻塔进行产品分003MPaG冷凝后液相进入乙醇脱轻塔凝液罐,凝液送至乙醇精制塔;不凝气排至驰放气总管，塔底的粗乙醇经乙醇泵送入乙醇精制塔。0.03MPaG61.7入回流罐.不凝尾气经冷凝后排至火炬管网，液相一部分回流，一部分送至后面101却器中冷却至40℃后经乙醇缓冲罐后用泵输送至乙醇产品罐区,在中间罐区设废液，主要成分为乙酸，冷却至常温后送入重组分罐中储存。甲醇精馏塔塔顶操作压力约为0。03MPAGMAC，经甲醇精馏塔冷凝器冷凝至40℃，不凝气进入尾气冷凝器中进一步冷凝后排至装元回收未反应的MAC.塔底的甲醇经甲醇泵送至甲醇冷却器冷却至40℃后送入装置中间罐区的循环甲醇罐,最后由循环甲醇进料泵送至二甲醚制备单元作为原料。压缩单元压缩单元主要包含新鲜CO环CO压缩机、回收尾气压缩机及尾气压缩机。来自VPSA的新鲜CO经过新鲜CO压缩机压缩后送入羰基化单元作为原料。来自VPSA的新鲜氢气经过新鲜氢气压缩机压缩后送入加氢单元作为原料来自羰基化单元的循环CO经过循环CO鲜CO混合后作为羰基化原料。元尾气经过收集压缩后回到气化装置。(6）冷冻站冷冻站采用15温度102000m³/h2台氨制冷冰机组,1开1配置1台冷冻水罐和台冷冻水泵。15℃水经过冷冻水泵输送至制冷冰机内,在冰机内制冷后,出水温度为10℃，输送至装置用水点，从装置内换热器出水温度约为15℃，流回冷冻站的冷冻水储罐，在储罐内缓冲后通过泵输送至冰机内,构成冷冻水的循环系统。4.2。4公用工程消耗序号名称规格单位吨耗小时消耗1蒸汽3。42MPa，饱和t/h1。921200。5MPa,饱和t/h1.06662循环水42MPat/h352220003冷冻水10/15℃，0.42MPat/h3220004电kWh437273345仪表空气Nm32420006氮气Nm311。2700注释：冷冻水系统电耗在工艺装置电耗统计范围内已考虑。4.2.5工艺设备简述二甲醚合成单元羰基化反应单元MPa（G），280℃；壳程的设计压力为45MPa(G)28015CrMoR器为Ⅲ类压力容器.MAC加氢本单元的核心设备是加氢反应器,也是本装置的核心设备,该反应器型式为MPa(G),设计温度为2804。15CrMoRⅢ类压力容器。产品分离本单元的核心设备为脱氢塔、乙醇精制塔和甲醇塔，设备主体材质为碳钢，内件根据介质不同采用不同材质。4、超限设备的直径、高度或宽度超出运输界限，属于超限设备,在制造和运输时应考虑分段或分片以便于运输及现场组焊和制造。序号项目单位序号项目单位单价年耗量年费用单位成本1直接材料费（元）（万元）171438(元/吨）3428。731。1甲醇吨2332.86350000816501633。001.2合成气Nm30。8865944000000836861673。711。3化学品剂药剂万元6101100006101122.012外购燃料单位003外购动力单位35402708.043.1生产水吨1。63480000078215。653.23。5MPa蒸汽吨121.52154960018831376。613.3仪表风Nm30。