某煤制烯烃项目可行性研究报告

1.1生产规模及产品方案1.1.1生产规模及产品方案本项目作为XXX煤制油有限公司煤制烯烃项目60万吨/年MTO装置的配套工程，甲醇装置公称生产规模为180万吨/年,5500吨/日，年操作时间8000小时。同时，本项目年副产硫磺27072吨。1.1.2产品、副产品质量指标1）甲醇本项目产品甲醇除了满足MTO装置对甲醇的质量要求外，同时要满足商品甲醇的需要。因此甲醇质量指标执行中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-92）优等品的要求。中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-92）项目指标优等品一等品合格品色度（钼-钴），≤510密度（20℃），g/cm30.791-0.7920.791-0.793温度范围（0℃，101325Pa）,℃64.0-65.5沸程（包括64.6±0.1℃）,≤0.81.01.5高锰酸钾试验，min≥503020水溶液试验澄清-水份含量，%≤0.100.15-酸度（以HCOOH计），%≤0.00150.00300.0050碱度（以NH3计），%≤0.00020.00080.0015羰基化合物（以CH2O计），≤0.0020.0050.010蒸发残渣含量，%≤0.0010.0030.0052）副产品硫磺硫磺产品符合中华人民共和国国家标准（GB2449-92）优等品指标。项目指标优等品一等品合格品硫，%≥99.999.599.0酸度（以H2SO4计）,%≤0.0030.0050.02水份，%≤0.100.501.00灰份，%≤0.030.100.20砷，%≤0.00010.010.05粒度片状片状片状1.2工艺技术选择1.2.1原料路线确定甲醇是由一氧化碳与氢在催化剂存在的情况下进行化学反应而制得。煤、焦炭、天然气、炼厂气、石脑油（轻油）、渣油（重油）、焦炉气和乙炔尾气等均可用来制造一氧化碳和氢（合成气），作为合成甲醇的原料。在甲醇生产装置中，合成气的制备，在装置总投资中占绝大部分（约为60%），而甲醇的合成、粗甲醇的精馏以及公用工程等部分的投资所占比例较少，所以，甲醇生产原料路线的选择，主要是对合成气制备所用原料以及工艺路线的选择。甲醇生产装置各工序的投资比例见下表：甲醇生产装置各工序投资比例表序号项目占总投资的比例1合成气制备（包括气化、净化、冷冻）60%2甲醇合成10%3甲醇精馏10%4公用工程等20%选用生产甲醇合成气的原料，可以从原料储量、现有生产能力、原料价格、成本、投资费用与技术水平等进行综合考虑。XXX集团万利煤矿地处鄂尔多斯市，矿区有丰富的煤炭资源，从储量和目前的生产能力上看，完全可满足合成甲醇所需合成气原料的需要。以煤或天然气为原料制合成气的生产工艺都比较成熟，国内外都有大型工业化装置在运转。国外大型甲醇装置大多采用以天然气为原料的生产路线，主要原因除了一次性投资较低外，也与国外的天然气价格低有关。比如沙特阿拉伯1998年的天然气价格为0.15元/Nm3，目前价格为0.279元/Nm3。俄罗斯的天然气价格在0.20元/Nm3左右。因此中东地区及俄罗斯以天然气为原料的大型甲醇生产装置甲醇成本较低，约在100～120美元之间。近年来，美国的天然气价格上涨幅度较大，由0.5元/Nm3涨到0.7元/Nm3，2001～2002年已先后关闭340万吨甲醇生产能力。一般认为，天然气价格高于0.7元/Nm3，则甲醇成本大于1100元/吨，已无竞争能力。与国外相比，我国以天然气为原料的甲醇厂由于规模小（目前最大能力为20万吨/年）、能耗高（一般为1100～1260Nm3/t，最高达1770Nm3/t甲醇），其成本一般为1300～1400元/吨。2002年我国进口179.96万吨甲醇，到岸价全年平均为154.88美元/吨（折人民币1285.5元），我国以天然气为原料的甲醇厂生产的甲醇在价格上无法与国外同类产品竞争。然而，以煤为原料的大型甲醇生产装置，则产品成本较低，且有成熟技术，可以与国外厂家相竞争。本项目推荐以煤为原料生产甲醇的技术路线。1.2.2工艺技术方案比较与选择1）气化工艺技术a)国外气化工艺技术概况以煤为原料的气化方法主要有固定床和流化床、气流床等。固定床气化技术固定床气化技术在我国运用较广，较为先进的有鲁奇（Lurgi）气化技术。此技术经过英国煤气公司和鲁奇公司联合攻关，开发一种新炉型-BGL炉,变干粉排渣为熔融排渣，气化效率和气体成分有了很大改进，污染问题也有所改善。现有一台工业示范炉在德国运行，用于处理城市垃圾，所用原料为各种城市垃圾、废塑料和烟煤。但因气化温度变化不大，生成气中甲烷及氮气含量大，不宜做合成气；但其热值较高，用于做城市煤气较好。流化床气化技术流化床气化技术主要有德国温克勒（Winkler）流化床粉煤气化技术。该技术压力较低，建有生产燃料气的装置，目前没有生产合成气的装置。气流床气化技术气流床气化技术有美国德士古气化（Texaco）技术和荷兰壳牌谢尔（shell）粉煤加压气化技术。b)国内气化工艺技术概况固定床气化固定层间歇气化技术，该技术投资低，技术成熟，目前我国小氮肥、小甲醇厂90%以上采用该工艺生产。该技术气化效率低，单炉产气量少，常压间歇气化，吹风过程中放空气对环境污染严重，每吨合成氨的吹风放空气量达2800～3100立方米。该技术在国外已被淘汰。国内固定床气化还有富氧连续气化技术，虽然该技术连续气化无吹风气排放，污染较少，但只能采用焦炭或无烟煤作原料，原料价格高,且生成气中氮气含量高，不适合作合成甲醇的原料气。流化床气化国内流化床气化主要有中科院山西煤化学研究所开发的灰熔聚流化床粉煤气化技术，该技术可用多种煤质作原料，如烟煤、焦炭、焦粉等，使用粉煤在1100℃下气化，固体排渣，无废气排放。该技术工业示范装置已于2001年在陕西城固氮肥厂建成，小时耗煤量4

.2吨。其煤种适应性广，操作温度约为1000℃，反应压力为0.03MPa(G)。气化炉是一个单段流化床，结构简单，可在流化床内一次实现煤的破粘、脱挥发份、气化、灰团聚及分离、焦油及酚类的裂解。带出细粉经除尘系统捕集后返回气化炉，再次参加反应，有利于碳利用率的进一步提高。产品气中不含焦油，含酚量低。碳转化率为90%。主要的缺点是合成气中（CO+H2）为68～72%，有效气体成分较低，其次是气化压力低、单炉产气量小。恩德粉煤气化恩德粉煤气化技术，在朝鲜有30多年的运行经验，适用于灰分不大于40%的褐煤、长焰煤、不粘或弱粘结的煤粉（0~10mm）。气化剂采用蒸汽和富氧，富氧分为两段加入气化炉，在常压下进行气化反应，反应温度为1000~1100℃，固态排渣，无废气排放。气化炉无炉筚，空筒气化，操作可靠，气化炉运转率可达92%。单炉产气量有10000Nm3/h，20000Nm3/h，40000Nm3/h等。合成气（CO+H2）为62~65%，CO2为27~28%，其它为惰性组分。由于气化剂为富氧，故合成气中氮气含量高，故此合成气适用于作为合成氨原料气。主要的缺点也是有效气体成分较低、且含氮高，气化压力低、单炉产气量小。气流床气化我国煤气化技术科研人员经过多年努力研究，开发出了具有中国知识产权的煤气化技术，即华东理工大学会同鲁南化肥厂等单位合作开发的水煤浆四喷嘴撞击流气化技术，该技术氧耗、煤耗比德士古气化技术低，碳转化率可达98％，有效气体成分（CO＋H2）83～85％，这些指标均比德士古气化技术高。采用该技术建立的日处理煤量20吨的工业性试验装置已运转400小时以上，并经过72小时考核，取得了国家专利，经过科技部组织的评审与验收。德州恒升公司大氮肥国产化工程及兖矿集团年产24万吨甲醇项目均采用了该技术，现正在设计、建设中。由于该技术中试试验时间较短，大型装置未投产验证，有一定的风险。气化炉烧嘴较多，停车检修或更换烧嘴时影响面较大，由于采用四喷嘴，需要配多台高压煤浆泵及相应管线和仪表控制系统，加之炉体加长，气化流程中增加了分离器等，投资与采用德士古水煤浆气化技术相比（计入德士古专利费后）略低。以日处理750吨煤的气化炉进行比较，初步估算投资费用差别如下：德士古与四喷嘴炉投资比较气化技术德士古水煤浆气化水煤浆四喷嘴撞击流气化德士古炉-四喷嘴炉气化炉设备费（万元）1台1台-200煤浆泵设备费1台2台-200自控仪表材料费（万元）1套4套-500其他工程费（万元）-410软件费（万元）16602001460合计（万元）150从上表可看出，水煤浆四喷嘴撞击流气化炉和典型的德士古水煤浆气化炉相比，硬件投资增加，但软件投资可节省，两者相抵，总投资相差不多，采用国内有自主知识产权的四喷嘴撞击流气化炉稍微低一点。但鉴于该炉型尚无工业运行的经验，加之事故和停车的几率增加，运行的可靠性较差，故本项目暂不推荐。原化工部临潼化肥研究所（现西北化工研究院）早在60年代末就已开展水煤浆纯氧气化的研究，70年代初建立日处理50吨的气化装置。从水煤浆制备、纯氧气化、灰水处理等试验中取得工艺流程的优化，最终工艺条件的选择、设备材料的选择、自动控制，软件开发等一系列工程数据。本世纪初该院又开发了焦煤水加添加剂的混合煤浆气化技术，已成功地应用于油气化装置的改造，建有工业化装置，该技术已申请国家专利并获得批准，专利号00113911.8。为配合水煤浆气化的研究试验工作，洛阳材料研究所研究制成了水煤浆气化炉的耐火砖，原化工部化工机械研究所开发了二流道、三流道的烧嘴，重庆热工仪表研究所开发了适于水煤浆气化的测温度计等。这一系列科研成果得到了化工部科技司、国家科委的大力支持和技术鉴定，为今后我国水煤浆气化工程应用奠定了基础，也为工程设计提供了基础数裾。c)气化技术的选择目前大型煤气化技术较为先进的有Texaco水煤浆气化，Shell粉煤加压气化，Lurgi固定床加压气化。国外大型气化技术比较表项目TexacoShellLurgi(传统)气化压力3.0～6.52.0～4.03.0气化温度℃1300～14001400～1600850单炉最大能力吨煤/天500～20002000600气化炉型式热壁式、单喷嘴冷壁炉、四喷嘴热壁炉进煤方式水煤浆浓度>60%泵送煤粉用氮气输送粒度90%<90μm碎煤干法加料热回收方式激冷、废锅废锅废锅排渣液态排渣液态排渣固态排渣碳转化率%96—98>9990有效成份（CO+H2）较高>80%高>90%68%净化气中惰性气含量<0.5%5%10%(N2+CH4+Ar)吨甲醇耗煤量（干,弛放气氢回收时）1.311.271.5氧气用量高(比Shell炉高10%)较低低工业化装置数71多在中国已投产/在建的工业装置4/70/74/0环境影响友好友好有污染治理问题投资(含空分)较低高(比Texaco约高15%)较低国产化率高低高建设周期较短长(比Texaco炉长半年以上)较短Shell气化技术Shell气化技术是荷兰壳牌公司开发的一种先进的气化技术，该技术采用纯氧、蒸汽气化，干粉进料，气化温度达1400～1700℃，碳转化率99%，有效气体（CO+H2）90%以上，液态排渣，采用特殊的水冷壁气化炉，使用寿命长。采用废锅流程，可副产高压蒸汽。采用干粉气化，氧耗量较低，但需要氮气密封，气化压力不能太高；气化炉（带废锅）结构复杂庞大；设备费及专利费均较高。Shell气化由于采用氮气密封及吹送，因而气化产生的合成气中惰性组分含量约为5%，因此对于甲醇合成来说弛放气量要增加。与德士古综合比较，两种气化工艺的吨甲醇煤耗相差不大。Shell气化压力最高到4.0MPa，若甲醇合成采用5.2MPa合成压力，则合成新鲜气需要压缩。用Shell气化制甲醇合成气要增加一套净化合成气增压机；由于变换气进低温甲醇洗净化装置的压力低，也造成净化系统的投资增加。此外，因合成循环气中的惰气高，使合成回路循环压缩机的功耗增加；不但抬高了压缩机的造价，也增加了运行费和生产成本。该技术目前只有国外两套以煤为原料大型装置在运行，用于联合循环发电，工业化的经验不多，技术须依赖进口，国内技术支撑率低。国内有六套Shell气化装置正在建设，另有几个项目也签了引进合同。但从实际建设情况看，气化炉供货周期不少于18个月，关键设备国产化率低，使得Shell气化装置投资高，建设周期长，国内并无运行经验，因此也加大了投资的风险。德士古气化德士古气化技术属于气流床气化技术，是美国德士古（Texaco）公司根据油气化技术的思路开发出来的。它是在煤中加入添加剂、助熔剂和水，磨成水煤浆，加压后喷入气化炉，与纯氧进行燃烧和部份氧化反应。气化温度1300～1400℃，气化炉无转动部件，对于生产合成气的气化炉，大多采用冷激流程。该技术由于是水煤浆进料，大量水份要进行气化，因而以单位体积的(CO+H2)计的煤耗和氧耗均比Shell气化高。但其粗水煤气中惰性气体含量很少，因而在甲醇合成时不仅循环气量小、省压缩功，而且弛放气量小，可以不设弛放气氢回收装置。德士古气化还有以下优点：单台炉处理煤量大，最大日处理煤量2000吨；气化压力高，新鲜气可不需增压、且合成气压缩功耗省，尤其是生产甲醇时，可实现等压合成；有效气（CO+H2）含量高，生成的新鲜合成气惰性组分含量低，特别适合做生产甲醇的合成气，甲醇合成弛放气排放量低。煤的适应性宽。可利用粉煤，原料利用率高；三废量小，污染环境轻，废渣可做水泥原料；该技术在世界上已有7套装置运行，其中我国有4套；同时2004年，中国在建的德士古装置有7套。德士古气化技术在我国使用最多，鲁南化肥厂、渭河化肥厂、上海焦化厂三联供装置、淮南化肥厂均以水煤浆气化技术进行改造或扩建。本装置的原料煤属低变质长焰煤，化学活性良好，灰熔点1130℃，符合Texaco气化用煤。另外水煤浆气化技术经过我国有关科研、设计、生产、制造部门的多年研究，已基本掌握该技术，并能设计大型工业化装置，国产化率达90%以上，气化炉在国内制造，可以控制并节省大量投资、同时可有效缩短建设周期。此外，该技术国内支撑率高，生产运行管理经验多，风险少，故推荐做为本项目的气化工艺技术。鲁奇固定床加压气化鲁奇固定床加压气化工业化的时间最长，目前国外仍有100多台炉子在运行，在我国也建有兰州、哈尔滨、天脊、义马、解化等5套装置。该技术虽然能连续加压气化，但由于气化温度较低(~1000℃)，生成气中甲烷含量大，同时生成气中含苯、酚、焦油等一系列难处理的物质，净化流程长；尤其是该技术只能用碎煤不能用粉煤，因而原料利用率低，尽管筛分下来的粉煤可以配燃煤锅炉加以利用。应当指出的是，上个世纪九十年代此技术经过英国煤气公司和鲁奇公司联合攻关，开发出了一种新的炉型BGL炉，变干粉排渣为熔融排渣，气化效率和气体成分有了很大改进，污染问题也有所改善，目前有一台能力日处理500吨煤的示范炉在德国运行，原料为城市垃圾与煤混烧。由于尚无大的以煤为原料的BGL气化炉的数据和运行经验，故上表中仍暂列传统鲁奇炉的数据。由于BGL炉与传统鲁奇气化炉在气化温度上变化不大，生成气中甲烷及氮气含量仍然很大，对于生产甲醇来说，意味着大量合成气要放空，煤耗和功耗都要增加；其次，煤气净化流程变长，且三废治理难度加大，故不推荐做为大甲醇项目可研的气化技术。d)气化流程煤浆气化工艺流程有两种：激冷流程和废锅流程。废锅流程可产生高压蒸汽，但由于气化气温度高、带有大量煤渣，对废锅有磨蚀冲刷，设备材质要求高，一次投资及维修费用较大；激冷流程是在气化炉内将气体用水激冷降温的同时，洗涤除尘，出气化炉的气体带有大量的水蒸汽，在变换工段不再补加蒸汽；这种流程气化设备投资较低，维修工作量较少。本项目气化采用激冷流程。e)气化压力煤浆加压气化压力可以采用2.8MPa、4.0MPa和6.5MPa三种。三种气化压力均已有大型装置的运行经验。采用6.5MPa(G)压力煤浆气化，由于气化压力高，净化后合成气压力仍保持在5.2-5.7MPa(G)，正好符合低压合成甲醇的压力，因此合成气不需增压，比采用4.0MPa生产甲醇压缩机可降低30％能耗，故本项目选择6.5MPa压力气化。f)气化炉规格气化炉的规格有φ3.2×12.2m和φ2.8×12.2m两种，可根据合成气规模确定。由于本项目日处理煤量为8256吨，拟选用φ3.2m气化炉六台，五开一备。每台气化炉日处理煤量为1651吨，最大可达2000吨，有20%的增产能力。气化炉烧嘴正常的更换时间约为每40-60天一次，每次约8-16小时，每年至少更换或检修耐火砖一次，时间约1.5g)灰水处理现有的生产装置中灰水处理流程有三种：四级闪蒸、三级闪蒸加汽提及二级闪蒸。相比较而言，四级闪蒸或汽提工艺后被浓缩的灰水温度较低，有利于灰水的澄清，故本项目灰水处理工艺采用四级闪蒸、其中高压闪蒸将气化炉黑水和碳洗塔黑水分开进行，澄清槽沉淀、真空过滤机分离细渣。2)净化工艺技术a)净化工艺技术概况采用煤浆气化工艺生产的粗煤气除含CO、H2、CO2外，还有少量H2S、COS、CH4、N2，微量的氯，氨等成分。硫化物、氯、重金属镍等对甲醇合成催化剂是毒物，必须除去。另外H2与CO的比例也不能满足甲醇合成的需要，因而粗煤气需经部分变换调整H2/CO、除去多余CO2、H2S、COS等净化过程方可进行甲醇合成。变换煤浆气化气中CO含量为49～51%，H2含量为34～35%，不符合甲醇合成新鲜气的要求，需将部分粗合成气进行CO变换，增加H2含量。这部分气量约占总气量的55%左右，以调整甲醇合成气的组成。采用耐硫变换时，煤浆气化粗合成气经洗涤后含尘量1～2mg/m3（标），温度为230～245℃，并被水蒸汽饱和，水汽比约为1.4~1.6，直接经过加热升温后即可进入变换，不需再补加蒸汽。由于流程短，能耗低，故水煤浆气化配耐硫变换是最佳选择。CO变换反应会产生大量的热，反应热可用来产生蒸汽、预热脱盐水。脱硫脱碳从国内外煤气化装置中所采用的脱除酸性气体的工艺来看，低温甲醇洗(Rectisol)和NHD(或Selexol)较常见。低温甲醇洗(Rectisol)工艺是采用冷甲醇作为溶剂脱除酸性气体的物理吸收方法，是由德国林德公司和鲁奇公司联合开发的一种有效的气体净化工艺。该技术成熟可靠，能耗较低，气体净化度高，可将CO2脱至10ppm以下，H2S小于0.1ppm。NHD(或Selexol)同低温甲醇洗一样，同属物理吸收，其对CO2、H2S等均有较强的吸收能力，但对COS的吸收能力较弱。NHD净化可将CO2脱至0.1%以下，H2S小于1ppm。制取甲醇合成气的净化流程，一般在NHD净化后，增加精脱硫装置，这样才能保证合成气的总S小于0.1ppm。目前世界上大型煤气化装置产生的合成气净化采用低温甲醇洗技术较为普遍；采用NHD技术的装置很少，NHD净化大都用于中小型装置。压缩制冷低温甲醇洗净化工艺需外供冷量，提供冷量的技术较多，较常用的有溴化锂吸收制冷技术，适用于提供4～20℃级的冷量；氟制冷技术，适用于提供-5～-35℃级的冷量；氨制冷技术，适用于提供-25～-45℃级的冷量；乙烯制冷技术，适用于提供-43～-115℃级的冷量等等。本项目采用的低温甲醇洗技术需要-35℃级的冷量移出反应热，采用氨压缩制冷工艺流程。b)净化工艺技术的比较及选择变换将粗水煤气调整为甲醇合成气，CO变换有两种流程，即部分变换和全部变换。两种工艺各有优点：部分变换的优点是由于部分气体进变换炉，气量少，气体中水/汽比高（约1.4），变换反应推动力大，催化剂用量少，其中经变换气体中的有机硫约95％以上可转化为H2S；H2/CO的调整靠配气，容易调整，变换炉及粗煤气预热器设备小；缺点是有部分粗煤气不经变换，其中的有机硫未能部分转化为无机硫，但是如果采用低温甲醇洗净化，有机硫也能完全脱除。全部变换时全部粗煤气经过变换，其中的灰尘会被催化剂截留，但变换率靠调整气体的水/气来实现，生产控制难度较大，且由于气体水气比小，变换反应推动力小，催化剂用量大，其中有机硫的转化会降低到60％左右，总的有机硫的转化与部分转化差不多。全部变换流程中粗煤气需先经废热锅炉换热产生低压蒸汽，将粗煤气中的水/汽比降下来，粗煤气冷凝出来的工艺冷凝液含有一定的灰尘，用这部分高温冷凝液去气化碳洗塔洗涤粗煤气，洗涤效果差；变换前的低压废热锅炉也容易被灰尘堵塞。根据粗水煤气量，本项目采用部分变换流程，变换气和未变换气分开，这样使得设备尺寸减小，变换炉尺寸约为φ4.0m，便于制造和运输。部分变换的催化剂装填量约51m3脱硫脱碳低温甲醇洗(Rectisol)工艺技术成熟可靠，能耗较低，气体净化度高，可将合成气中的CO2脱至10ppm以下，H2S小于0.1ppm。而且溶剂吸收能力大，循环量小，能耗省，溶剂价格便宜，操作费用低亦是此法的优越性所在。该法缺点是在低温下操作，设备低温材料要求较高，整个工艺投资较高。NHD(或Selexol)溶液对CO2、H2S等均有较强的吸收能力，采用这种技术可将合成气中的CO2脱至0.1%以下，H2S小于1ppm，但对COS吸收能力差，需增加水解装置，而且该工艺须将脱硫和脱碳分开脱除，使得流程复杂，另外其溶剂昂贵，吸收能力比甲醇低，因而，溶剂循环量大，操作费用较高，该法的优点在于设备无腐蚀，可采用碳钢设备，整个工艺投资较少。关于低温甲醇洗和NHD的比较见如下表：低温甲醇洗和NHD技术比较

项目单位低温甲醇洗NHD蒸汽相对值11循环水相对值14.5冷冻量相对值1.61电相对值14.5有效气损失相对值13气提气,N2相对值14投资相对值1.41从上表对比中可以看出，虽然NHD的投资低于低温甲醇洗，但其运行费用较高。而且低温甲醇洗在国内具有丰富的生产操作经验，除部分低温材料需引进外，设备设计和制造等均可在国内解决。最主要的问题是由于本项目规模大，如采用NHD工艺溶液循环量大，液相管道较大，因此，推荐酸性气体脱除选用低温甲醇洗工艺。目前，国外低温甲醇洗工艺国外有林德工艺和鲁奇工艺二种流程，二者在基本原理上没有根本区别，而且技术都很成熟。两家专利在工艺流程设计、设备设计和工程实施上各有特点。国内大连理工大学经过近20年的研究，也开发成功了低温甲醇洗工艺软件包，并获得了国内两项专利。林德低温甲醇洗工艺采用林德的专利设备―高效绕管式换热器，提高换热效率，特别是多股物流的组合换热，节省占地、布置紧凑，能耗较省；但高效绕管式换需要国外设计（可国内制造）。在甲醇溶剂循环回路中设置甲醇过滤器，除去FeS、NiS等固体杂质，防止其在系统中积累而堵塞设备和管道。一般采用氮气气提浓缩硫化氢，二氧化碳回收率为70%。鲁奇低温甲醇洗工艺未采用绕管式换热器，换热器均为管壳式，所有设备在国内可以设计和制造，投资可节省约2200万元。由于没有中间循环甲醇提供冷量，吸收所需的冷量全部由外部供给；甲醇溶液循环量相对较大，相对于林德流程能耗稍高，吸收塔的尺寸也较大。系统冷量全部由外部提供，操作调节相对灵活。大连理工大学低温甲醇洗工艺流程：大连理工大学从1983年开始进行低温甲醇洗的工艺过程研究,在中石化和浙江大学的协助下1999年该项研究通过了中石化的鉴定，2000年获得了中石化科技进步三等奖，并且获得了国内两项专利申请。经改进后该技术采用六塔流程，与林德工艺相似，据介绍冷负荷和设备投资比林德工艺低~10%。利用该项开发成果大连理工大学为国内采用低温甲醇的8个厂进行了过程分析，为改进操作提出了有益的建议。同时该技术由大连理工大学提供工艺包，也被德州化肥厂国产化大化肥项目、渭河化肥厂20万吨甲醇项目、以及湘火炬甲醇项目先后予以采用。考虑林德与鲁奇二种低温甲醇洗工艺都非常成熟，尽管各有特点，但其消耗相差不大。而大连理工大学低温甲醇洗工艺虽然技术指标不比国外技术差，但鉴于至今尚无一套利用该技术的装置正式投入使用，和林德与鲁奇技术相比缺少实际运行经验和数据，存在着一定的风险。因此，考虑到项目合作以及可靠性，本项目的酸性气体脱除推荐采用林德或鲁奇低温甲醇洗工艺。c）氨压缩制冷氨制冷装置是以氨为制冷剂通过制冷压缩机及辅机由压缩、冷凝、节流、蒸发四个过程组成制冷循环，为低温甲醇洗装置提供冷量。常用的制冷机种类有活塞式制冷机、螺杆式制冷机、离心式制冷机等。离心式制冷机与其它几种类型的制冷机相比，具有转速高，制冷量大，蒸发温度低，机械磨损小，易损件少，维护简单，连续工作时间长，振动小，运行平稳，机组重量轻、占地面积小，能经济方便地调节制冷量等优点，同时采用蒸汽透平驱动离心式制冷压缩机，节能效果明显。因此，本方案拟选用离心式制冷压缩机。为提高制冷循环的经济性，节约能源和制取低蒸发温度下的冷量，本方案采用节能型双级离心式压缩制冷循环，工艺流程中带有“中间省功器”。该流程的优点是可降低能耗，尤其是部分负荷时机组的效率较高。满负荷时比单级压缩节省轴功率13%左右，部分负荷时节省轴功率约20%；其次是可以扩大稳定工作范围，改善调节特性，部分负荷时不易喘振。采用了省功器后，部分中间压力的低温气体补入压缩机的二级入口，起到了一次补气冷却的作用，从而达到节能的效果。另外，实行中间节流后，单位质量工质的制冷量增大，节省了氨蒸汽进入一级压缩的压缩功，达到了省功的目的。3)硫回收工艺技术a)硫回收工艺技术概况硫回收工艺种类繁多，主要可分为两大类：一类是固定床催化氧化法，另一类是湿式氧化法。b)硫回收工艺技术比较及选择第一类主要代表是克劳斯（Claus）法，它是目前炼厂气、天然气加工副产酸性气体及其它含H2S气体回收硫的主要方法。其最大的特点是：流程简单、设备少、占地少、投资省、回收硫磺纯度高。林德（Linde）公司开发的Clinsulf法可以处理低H2S含量的酸性气体，H2S含量小于15%，最低可达3～7%（Vol%），此工艺目前有多套工业化装置。鲁奇（Lurgi）的Sulfree工艺在世界范围内已有多套工业化装置，我国也引进了多套。该工艺与传统的克劳斯工艺接近，对原料气中H2S浓度有要求（>25%）。如果原料气硫含量偏低，整个装置出现低负荷运转，当低负荷于25%时，Sulfree装置便不能正常运行，因而总硫回收率受到影响。加拿大Delta公司的MCRC硫回收工艺是一种亚露点Claus转化，即改变了常规Claus反应的平衡条件，在低于硫的露点下操作，三级MCRC转化，硫回收率可达99%，它不仅是一种硫回收方法，也是较好的尾气净化方法；荷兰Comprimo公司开发的超级克劳斯硫回收工艺，一改以往单纯增加转化级数来提高H2S的方法，在两级普通克劳斯转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，总回收率达99%以上，在国内外已有多套工业装置。第二类主要有国内的栲胶法，还有国外的LO-CAT工艺（空气资源公司开发）等。栲胶法在国内合成氨厂已普遍使用，操作经验丰富，但设备数量多、投资大，且尚无用于高CO2含量酸气先例。本项目酸气中CO2含量较高，因此不适用此法。LO-CAT法工业化于1976年，该法流程简单。硫回收率高达99.85%，但容易起泡，引起堵塔等一系列操作问题，影响推广应用。由于项目用煤为低硫煤，低温甲醇洗浓缩的H2S气体浓度较低，故本项目采用Linde的Clinsulf硫回收工艺技术。4)甲醇合成与精馏的工艺技术方案选择a)国外工艺技术概况1923年，德国BASF公司在合成氨工业化的基础上，首先用锌铝催化剂在高温高压的条件下，实现了由一氧化碳和氢合成甲醇的工业化生产，从此逐步淘汰了由木材干馏制甲醇的生产方法。由于工业合成甲醇成本低，产量大，促进了甲醇工业的迅猛发展。甲醇消费市场的扩大，又促使甲醇生产工艺不断改进，生产成本不断下降，生产规模日益增大。1966年，英国ICI公司成功地实现了铜基催化剂的低压合成甲醇工艺，随后又实现了当时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同时德国Lurgi公司也成功地开发了中低压合成甲醇工艺。虽然由CO加H2合成甲醇的工艺至今已有80年历史，尽管催化剂、工艺流程和主要设备的发展到现在已相当完善，但世界各国仍在不断地开发研究新型催化剂、新的合成工艺和新型反应器。目前甲醇的生产工艺路线主要是采用铜基催化剂的ICI中压法、低压法及Lurgi低压法、中压法和采用锌铬催化剂的高压法。二十世纪七十年代中期以后不但新建厂全部采用低压法，而且老厂扩建或改造也几乎都采用低压工艺。在今后一段时期内，高中压法将逐步由低压法取代。对甲醇合成工艺来讲，甲醇合成反应器是其核心设备，甲醇合成反应器的形式基本决定了甲醇合成工艺的系统设置，在选择甲醇合成工艺中，要考虑合成反应器的操作灵活性、操作灵敏性、催化剂的生产强度、操作维修的方便性、反应热的回收利用等因素，对于大型的单系列甲醇装置，还必须要考虑运输的方便性和可能性。国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式：ICI多段冷激型甲醇合成反应器ICI甲醇合成塔(反应器)为多段冷激型，其主要优点有：单塔操作，生产能力大；控温方便；冷激采用菱形分布器专利技术，催化剂层上下贯通，催化剂装卸方便，因此得到普遍使用。其主要缺点是：反应器因有部分气体与未反应气体之间的返混，催化剂空时产率不高，用量较大；仅能回收低品位热能。该技术在我国首先引进的厂家是四川维尼伦厂。Lurgi低压甲醇合成工艺及反应器Lurgi低压甲醇合成工艺采用列管式反应器，CuO／ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热供给壳程中的饱和锅炉水产生中压蒸汽，反应温度通过控制反应器壳程中饱和水的压力来调节，操作温度和压力分别为250～260℃和5～10MPa。合成气由天然气、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法以及煤气化制取，它与循环气一起压缩，预热后进入反应器。Lurgi工艺可以利用反应热副产压力较高的中压蒸汽。Lurgi低压合成甲醇反应器的优点主要有：合成甲醇反应器催化剂床层内温度较为均匀，大部分床层温度在250-255℃之间，温度变化小，催化剂使用寿命长，并允许原料气中含有较高的CO；能准确、灵敏地控制反应温度，催化剂床层的温度可以通过调节蒸汽压力控制；回收的反应热位能高，热量利用合理；反应器出口甲醇含量较高，催化剂利用率高；设备紧凑，开停车方便；合成反应过程中副反应少，故粗甲醇中杂质含量少，质量高。其缺点是反应器结构较复杂。国内齐鲁公司第二化肥厂首先引进该工艺。TEC的新型反应器合成甲醇工艺该工艺及反应器由日本TEC（东洋工程公司）开发成功，由外筒、催化剂筐和许多垂直的沸水管组成，沸水管埋于催化床中。合成气由中心管进入，径向流过催化床，反应后气体汇集于催化剂筐与外筒之间的环形集流流道中，向上流动，由上部引出。反应热传给冷管内沸水使其蒸发成蒸汽。该反应器床层压降小，气体循环所需动力大幅度减少，床层温度分布均匀，甲醇生成的浓度和速度可大幅度提高，反应温度容易控制，催化剂用量减少，反应器结构紧凑。我国泸州天然气化工厂年产40万吨的甲醇装置引进了此项技术。MHI/MGC管壳-冷管复合型甲醇合成反应器该反应器为Lurgi反应器的改进型，由日本三菱公司开发，该反应器是在管壳反应器的催化管内加一根冷管，用于预热原料气，其主要特点是：一次通过的转化率高；可以高位能回收热量；在反应器中预热原料气，可以省去一个换热器。TOPSOL径向流甲醇合成反应器合成系统由三台绝热操作的径向流反应器组成，反应器之间设置外部换热器移走热量，气体在床层中向心流动，该反应器特点是：径向流动，压降较小，可增大空速，提高产量；可使用小粒径催化剂，提高粒内效率因子，提高宏观反应速度；可方便地增大生产规模，在直径不变的情况下，增加反应器高度，即可增大生产规模，单系列能力可达2000吨/天以上。Linde等温型甲醇合成反应器Linde等温型甲醇合成反应器，其结构与高效螺旋盘管换热器相似，盘管内为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管内沸水移走，其反应器特点是：基本上在等温下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调节床层温度冷却盘管与气流间为错流，传热系数较大。国外已有数套装置采用此种塔型。反应器的结构较复杂，制造费用高。液相法甲醇合成反应器技术1985年，AirProduct＆Chemical公司开发了以液相热载体和浆态床反应器为基础的液相甲醇合成新技术，即LPMEOH技术。铜催化剂颗粒悬浮在惰性液体中，比传统固定床反应器温度更易控制。现已在美国田纳西州建成72kt／a工业实验装置。由于液相合成中使用了热容高，导热系数大的惰性液体，可以使甲醇的合成反应在等温条件下进行，同时，由于分散在液相介质中的催化剂的比表面积非常大，加速了反应过程，反应温度和压力也下降很多，该技术尚需要大型工程化的验证。国外低压甲醇合成反应器发展趋势适应单系列、大型化的要求（如Lurgi、ICI反应器等）；以较高位能回收反应热，副产蒸汽（如Lurgi、MHI/MGC、Linde反应器）；催化剂床层温度易于控制，可灵活调节温度（如Lurgi、ICI反应器）；床层内温度尽可能均温，以延长催化剂寿命（如Lurgi、MHI/MGC、Linde反应器）；催化剂生产强度大，反应中CO转化率高（如Lurgi、MHI/MGC反应器）；采用径向或轴径向流动，压降低（如TOPSOL、TEC、Casale反应器）；结构简单紧凑，催化剂装卸方便（如ICI反应器）；所选用的材料具有抗羰基化物生成的能力及抗氢脆的能力（如Lurgi、ICI反应器）。b)国内工艺技术概况国内在甲醇技术的开发和实现工业化的历史也有几十年，在甲醇合成催化剂的开发中，有多家单位开发成功，并用于工业化生产。在甲醇合成反应器的开发中，开发成功单套管及双套管反应器。在甲醇新型反应器的开发中，也有较大的技术突破，尤其是九十年代以后，有最大规模达到5~8万吨/年的国内自主开发的甲醇新型反应器应用于工业化。在甲醇合成整体工艺开发中，联醇工艺是我国甲醇合成工艺的富有特色的工艺，为解决当时国内甲醇需求作出了较大贡献，一大批联醇厂纷纷建成投产，从造气、脱硫脱碳、甲醇合成到精馏等，解决了一大批技术难题。近几年，在低压合成甲醇技术国产化方面取得了很大进展，南化、西南化工研究院已成功地开发了Lurgi型低压甲醇合成催化剂，15～20万吨/年大型反应器国内已有制造经验。华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热—管壳外冷复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了鲁奇管壳式反应器的优点又克服了其缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资，但国内目前运行的最大装置为约10万吨/年。采用“绝热—管壳外冷复合型”气固相催化反应器的20万吨/年装置正在设计安装阶段。国内杭州林达化工技术工程公司开发的低压均温合成甲醇反应器，在全部触媒床层中采用可自由伸缩活动的冷管，用管内冷气吸收管外催化剂床层中的甲醇反应热，管内冷气与触媒层中反应气先后进行并流换热和逆流间接换热，触媒装填系数从30%提高到70%，因而相同直径反应器产能高，轴向温度差小，温度均匀，延长了触媒寿命，提高甲醇产量。本技术已用于哈尔滨气化厂8万吨/年甲醇装置中，效果良好。但目前采用该反应器的最大装置20万吨/年的渭河化肥厂甲醇装置尚处于设计阶段。c)甲醇合成工艺的比较与选择本项目180万吨/年甲醇装置是国内最大的甲醇生产装置，虽然有20万吨/年的煤制甲醇装置在运行，但解决180万吨/年甲醇合成塔的放大问题目前还无先例，存在较大的技术风险。目前国外的甲醇装置（单系列）生产能力一般在40~170万吨/年，整体效益明显。另一方面，采用国外甲醇合成技术投资较大，设备制造周期长。同时考虑大件设备运输困难，无论采用何种技术，单台反应器均难以实现。目前无论国内国外建设甲醇装置，大多采用低压法技术。低压法与中高压法相比，具有消耗定额低、能耗低、成本低、产品质量高等优点。在反应器方面有TEC的MRF多段径向流动反应器，托普索三个并联激冷绝热径向流合成塔，三菱重工的管壳-冷管复合反应器等，这些反应器比传统的低压合成法反应器具有转化率高、反应器体积小、反应热移出更方便、床层压降小等优点。美国空气及化学制品公司（APCI）的液相合成甲醇技术，尚需要大型工程装置的实践验证。ICI合成反应器采用激冷式，设备结构简单、单系列生产能力大、投资小，其缺点是用原料气激冷控制温度，床层温度有波动时，循环比较大，操作费用高，需专设开工加热炉。ICI工艺的能量回收系统最近也作了一系列改进，如利用低位能反应热预热锅炉给水，采用冷凝式蒸汽透平代替背压式透平机等。Lurgi合成反应器，反应气转化率高，副反应少，系统对于反应热的回收和利用已经比较完善，操作费用低，开工时不用设开工加热炉。但缺点是反应器结构较复杂，体积较大，运输困难。Lurgi公司为了实现甲醇装置的超大型化，还推出了两台反应器串联的流程，即气冷-管壳反应器串联及热量偶合的流程，单系列甲醇能力可达5000吨/天。就目前应用最广、采用最多的合成甲醇技术是Lurgi和ICI技术，这两种技术发展历史最长，积累的实践经验最多，在世界建厂也最多，拥有不同规模的甲醇合成装置，并且目前达到的单系列合成甲醇装置能力也最大。这两种工艺技术特点比较见下表：甲醇生产方法比较表项目Lurgi法ICI法合成压力bar50～10050～118合成温度℃225～250230～270催化剂组成Cu-Zn-Al-VCu-Zn-Al时空收率t/m3·h0.720.70进塔气CO含量%～12～9出塔气CH3OH含量%6～75～6循环气/合成气4:14:1合成塔形式管束式激冷式设备尺寸设备紧凑设备较大合成开工设备不设开工加热炉要设开工加热炉甲醇精制三塔流程两塔、三塔和四塔流程Lurgi工艺甲醇合成塔，反应温度均匀，转化率较高，反应副产物少，原料消耗低，副产物少，加上国外目前建设的大型/超大型甲醇装置多采用Lurgi工艺，大型装置工业化经验多，工艺成熟。其次，就一台反应器和两台反应器来说，Lurgi公司都可以提供。单按设备造价，一台反应器比两台反应器省，但其直径接近5米，要采取特殊的运输方案，需要增加一笔可观的大件运输费，且建设时间延长。根据以上分析，考虑到合成塔的运输问题，本项目暂按Lurgi双合成塔（气冷和管壳水冷）生产180万吨/年甲醇，采用双系统设计。至于两台反应器串联，即Lurgi双合成塔（气冷和管壳水冷）还是两台管壳式反应器并联，两者投资相差不多，因压缩机和控制方面的因素，前者略低。d)甲醇精馏工艺的选择甲醇精馏工艺有三塔流程和两塔、4+1塔流程，其中三塔流程能耗是两塔流程的60～70%。投资比两塔流程高15%左右，产品纯度高；大型甲醇装置近年来多采用三塔流程。本项目采用节能型三塔精馏工艺，双系列配置。5)空分装置a)国内外工艺技术概况采用带增压膨胀机的分子筛流程及规整填料塔与全精馏制氩技术。八十年代国内开发出了带增压膨胀机的分子筛流程空分设备（第五代），九十年代中期开发成功了采用规整填料塔与全精馏制氩技术的新一代空分设备（第六代）。从九七年以后国内设计生产的1000m3（标）/hO2产品规格多样化，尤其是内压缩国内外已是一种发展趋势九十年代中期以后，随着化工装置对空分产品的品种的要求，大中型空分的高压内压缩流程已逐步占领市场，使用情况良好。内压缩流程安全可靠，投资成本及运行成本相对较低，占地面积小。采用计算机集散型自动化控制（DCS）对空分装置的整个工艺流程采用DCS控制，具有合理调节产量，稳定操作，降低消耗，提高装置可靠性和降低运行费用的功能。使用计算机能检测瞬间大量工艺数据，并能自动调节设备工况，使产品产量、纯度、压力保持在设定的范围及指标内。空分设备趋向大型化随着大化肥、煤化工、石化、钢铁等大型工程项目的兴建和扩建，从降低投资费用，运行费用和方便管理等方面着眼，要求工程配套的空分设备也趋于大型化，国外最大的空分单机制氧能力已达100000Nm3/h以上。目前国内已投运的宝钢5#空分单机制氧能力已达70000Nm3/h等级。优化成套设备配置方案，提高综合性能指标空分设备系统复杂，配套机组多，为保证装置具有最优性价比，目前国际上一些著名的气体公司均采用择优选择，在全球范围进行大配套的做法。国内空分制造厂目前在这方面也已具有大量的实际操作经验，因而可以通过国内外众多渠道，择优选择配套设备，保证装置具有最优性价比。b)空分装置的选择空分装置规模本项目设计能力为年产甲醇180万吨，相应的氧气需要量为204421Nm3/h。考虑煤种供应的变化和生产能力改变引起氧气消耗的波动，拟选择供氧能力在56000Nm3/h的空分装置四套。空分装置流程的选择空分装置的工艺流程采用分子筛预净化、增压透平膨胀机、全精馏提氩、氧氮产品内压缩等先进技术。内压缩流程是现今国内外空分装置普遍采用的先进的工艺流程，内压缩流程具有以下几个主要优点：由于用液氧泵取代了价格昂贵的氧气透平压缩机，可使投资降低；液氧泵备品配件比氧压机的备品配件价格低，且运行安全可靠，易于操作，因而可使维护保养成本降低；使用液氧泵内压缩后，可防止烃类在冷凝蒸发器内聚集，因此安全性更好，装置也更可靠；增压机可以和原料空压机合拼成为一个机组，因而占地减少、安装费用省、操作方便、控制简化。内压缩空分流程分为空气循环（又称双泵流程）和氮气循环（又称单泵流程）。空气循环是用高压空气来复热高压液氧和高压液氮产品（根据需要），液氧、液氮根据需要用泵加压到所需压力；氮气循环流程是用高压氮气来复热高压液氧，用液氧泵压缩液氧达到所需压力，用氮压机压缩氮气达到所需压力。单泵流程利用高压氮来使加压液氧汽化复热并回收其低温冷量的缺点是：由于氮气的冷凝温度比空气低，氮气的潜热比空气小，这意味着为汽化同样数量的加压液氧，需要被压缩的氮气量要比空气量更多，而且氮气的压力要高于空气的压力。由于被压缩的氮气来自冷箱。在冷箱里的氮气流路有压力损失，因此循环氮压机的吸入压力要低于相应的增压空气压缩机的吸入压力，这意味着氮压机的压缩比要大于增压空气压缩机的压缩比。因此，在同样规模的内压缩流程中，氮压机的尺寸要比增压空气压缩机的尺寸大，耗功也要高一些。另外循环氮气主要是作为吸收和转移低温冷量的一种载体，而空气则不仅完成了这种功能，还与精馏有机的结合了起来，并能使精馏过程更加有效。目前，国内外大型空分装置基本上采取增压透平膨胀或全低压透平膨胀、氮水预冷、分子筛吸附、内压缩（液氧）工艺流程。这样的装置已经工业化，并且在国内外的生产装置上应用多套。从技术上来说都是安全、可靠、先进、节能的。但是，相比之下采用中压膨胀循环，以中压空气绝热膨胀输出外功，带动透平增压机，可节省能耗。膨胀前后的空气产生焓降，可为空分装置提供一定的冷量。所以，本套空分装置选用全低压分子筛净化吸附、空气增压透平膨胀机制冷、全精馏无氢制氩、产品氧气内压缩、空气增压循环的工艺流程。目前大型化工行业空分装置多采用该工艺流程的空分装置。国内如杭州杭氧股份有限公司、开封空分设备有限公司等的大型空分设备制造公司在大型空分设备设计、加工制造中吸收、引进国外技术，提高了自身的设计加工水平，在大型空分装置的设计加工上已有了成功的先例。如：德州40000Nm3/h空分即将开车、安庆、湖北48000Nm3/h空分已通过基础设计审查。c)空分装置特点产品产量大；气、液体的纯度要求高；氧气产品压力高；氮气产品品种多、按压力分有：VHPN2、MP1N2、MP2N2、LP1N2、LP2N2；可提供不同压力等级的仪表空气、工厂空气。全厂设统一的仪表空气和工厂空气管网。供氧方式采用液氧由液氧泵加压至一定压力后，经高压换热器气化复热后、送出空分装置进入管网。全厂需用的氮气1、氮气2、氮气3由空分装置提供，设统一的氮气管网。d)连续运转周期连续运转周期不少于二年。1.2.3技术来源及引进意见根据以上工艺技术路线的确定，主要技术来源及引进范围如下：1）水煤浆气化引进德士古工艺软件包及专利许可证，基础设计和详细设计由国内完成；或采用国内多喷嘴水煤浆气化技术。2）低温甲醇洗购买Lurgi或Linde的工艺软件包或基础工程设计，详细设计由国内完成。3）硫回收采用Linde的Clinsulf硫回收工艺技术，购买工艺软件包或基础工程设计，详细设计由国内完成。4）甲醇合成可研阶段暂按引进德国Lurgi公司技术考虑，最终确定有待进一步的技术交流和谈判，建议引进范围如下：引进工艺包和基础设计引进专有设备如甲醇合成反应器引进关键设备和材料国内不能制造的其他设备和仪表。5）甲醇精馏设计，设备和材料全部依靠国内。6）变换及热回收全部技术立足国内。7）空分装置由国内合资空分设备制造厂成套供货。1.3主要操作条件1）磨煤机煤称重进料机给料速率：50t/h磨煤机出口槽液位63％磨煤机出口槽泵出口水煤浆流量：56m3/h；温度：50℃；压力：0煤浆给料泵入口水煤浆压力：0.11MPa(G)水煤浆控制指标水煤浆控制指标浓度60-65％(wt)<8目100％密度1260kg／m3<14目99.9％温度38℃-60℃粒度分布<40目99.5％粘度900-1500cp<325目55.0％PH值7—92）煤浆给料泵和氧气煤浆给料泵出口水煤浆流量:95945kg/h；温度:50℃；压力:7.88MPa(G)空分来的纯氧流量:204421Nm3/h；温度:37℃；压力:8.7MPa(G)纯度:99.6%3）气化炉气化炉气化反应温度:1300-1450℃；压力:6.50MPa(G)气化炉洗涤冷却室出口合成气温度:250.9℃；压力:6.42MPa(G)气化炉支撑板温度：250℃气化炉表面热电偶温度：295℃气化炉与炉出口合成气压差：0.08MPa烧嘴冷却水泵进出口压差：1.38MPa锁斗与气化炉出口合成气压差0-6.5MPa烧嘴冷却水气体分离器CO分析 0ppm4）碳洗塔碳洗塔液位:60%碳洗塔出口合成气流量:600306Nm3/h温度:244.5℃压力6.24MPa(G)碳洗塔出口合成气CH4分析 <1000ppm碳洗塔出口合成气H2分析 34.21％(mol)碳洗塔出口合成气CO分析 50.91％(mol)碳洗塔出口合成气CO2分析 13.87％(mol)5)变换炉气量：320020Nm3/h（干基）入口温度：260℃，出口温度：372℃操作压力：6.2MPa，水气比：1.4入口CO（湿基）：23.79%，出口CO（湿基）：2.05%6）酸性气体吸收塔气量：740247Nm3/h（干基）变换气入口温度：-20℃，出口温度：-49℃操作压力：5.76MPa贫甲醇：930m37)甲醇合成塔入口新鲜气量：517668Nm3/h入口循环气量：2370000Nm3/h入口温度：235℃，出口温度：250℃操作压力：6.0MPa入口甲醇：0.35%，出口甲醇：6.21%8）循环气压缩机入口新鲜气：517668Nm3/h入口循环气：2370000Nm3/h入口温度：40℃，入口压力：5.2MPa压缩机出口压力：6.0MPa1.4甲醇装置工艺流程1.4.1气化1)煤浆制备由煤运系统送来的原料煤（干）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤，湿法磨煤无粉尘，操作环境好。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，并加入碱液调整煤浆的pH值。出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用7台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～53t/h，可满足180万t/a甲醇的需要。为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。煤浆气化需调整浆的pH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的pH值，碱液初步采用42%的浓度。为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。2)气化流程a)气化在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。煤浆由煤浆槽经煤浆加压泵加压后连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应：CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2SCO+H2O—→H2+CO2反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。b)灰水处理本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。从气化炉和碳洗塔排出的高温黑水分别进入各自的高压闪蒸器，经高压闪蒸浓缩后的黑水混合，经低压、两级真空闪蒸被浓缩后进入澄清槽，水中加入絮凝剂使其加速沉淀。澄清槽底部的细渣浆经泵抽出送往过滤机给料槽，经由过滤机给料泵加压后送至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。闪蒸出的低压气体直接送至洗涤塔给料槽，澄清槽上部清水溢流至灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽、气化锁斗、磨煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温气体换热后送碳洗塔循环使用。1.4.2变换在本工段将气体中的CO部分变换成H2和CO2。本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：CO+H2O—→H2+CO2由气化碳洗塔来的粗水煤气经气液分离器分离掉气体夹带的水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，一部分（约为55%）进入原料气预热器与变换气换热至305℃左右进入变换炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成及变换副产的中压蒸汽换热、过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，温度约335℃进入中压蒸汽发生器，副产4.0MPa蒸汽，温度降至270℃之后，与另一部分未变换的粗水煤气（约为45%）混合，一起进入低压蒸汽发生器温度降至180℃，然后进入脱盐水加热器、水冷却器最终冷却到40℃进入低温甲醇洗吸收系统。气液分离器分离出来的高温工艺冷凝液送气化工段碳洗塔。气液分离器分离出来的低温冷凝液经汽提塔用高压闪蒸气和中压蒸汽汽提出溶解在水中的CO2、H2S、NH3后送洗涤塔给料罐回收利用；汽提产生的酸性气体送往火炬。1.4.3低温甲醇洗本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中CO2、全部硫化物、其它杂质和H2O。1）吸收系统本装置采用的吸收系统，用来处理经过变换和热回收后的气体，经过甲醇吸收净化后的原料气，作为甲醇合成的新鲜气。由变换来的变换气进入原料气一级冷却器、氨冷器、进入分离器，出分离器的变换气与循环高压闪蒸气混合后，喷入少量甲醇，以防止变换气中水蒸气冷却后结冰，然后进入原料气二级冷却器冷却至－20℃，进入变换气甲醇吸收塔，依次脱除H2S+COS、CO2后在－49℃出吸收塔，然后经二级原料气冷却器，一级原料气冷却器复热后去甲醇合成单元。净化气中CO2含量小于3%，H2S+COS<0.1ppm。来自甲醇再生塔经冷却的甲醇－49℃从甲醇吸收塔顶进入，吸收塔上段为CO2吸收段，甲醇液自上而下与气体逆流接触，脱除气体中CO2，CO2的指标由甲醇循环量来控制。中间二次引出甲醇液用氨冷器冷却以降低由于溶解热造成的温升。在吸收塔下段，引出的甲醇液大部分进入高压闪蒸器；另一部分溶液经氨冷器冷却后回流进入H2S吸收段以吸收变换气中的H2S和COS，自塔底出来的含硫富液进入H2S浓缩塔。为减少H2和CO损失，从高压闪蒸槽闪蒸出的气体加压后送至变换气二级冷却器前与变换气混合，以回收H2和CO。未变换气的吸收流程同变换气的吸收流程。2）溶液再生系统从高压闪蒸器上部和底部分别产生的无硫甲醇富液和含硫甲醇富液进入H2S浓缩塔，进行闪蒸汽提。甲醇富液采用低压氮气汽提。高压闪蒸器上部的无硫甲醇富液不含H2S从塔上部进入，在塔顶部降压膨胀。高压闪蒸器下部的含硫甲醇富液从塔中部进入，塔底加入的氮气将CO2汽提出塔顶，然后经气提氮气冷却器回收冷量后，作为尾气高点放空。富H2S甲醇液自H2S浓缩塔底出来后进热再生塔给料泵加压，甲醇贫液冷却器换热升温进甲醇再生塔顶部。甲醇中残存的CO2以及溶解的H2S由再沸器提供的热量进行热再生，混和气出塔顶经多级冷却分离，甲醇一级冷凝液回流，二级冷凝液经换热进入H2S浓缩塔底部。分离出的酸性气体去硫回收装置。从原料气分离器和甲醇再生塔底出来的甲醇水溶液经泵加压后甲醇水分离器，通过蒸馏分离甲醇和水。甲醇水分离器由再沸器提供。塔顶出来的气体送到甲醇再生塔中部。塔底出来的甲醇含量小于300ppm的废水送水煤浆制备工序或去全厂污水处理系统。3）氨压缩制冷从净化各制冷点蒸发后的-33℃气氨进入氨液分离器，将气体中的液粒分离出来后进入离心式制冷压缩机一段进口压缩至冷凝温度对应的冷凝压力，然后进入氨冷凝器。气氨通过对冷却水放热冷凝成液体后，靠重力排入液氨贮槽。液氨通过分配器送往各制冷设备。4）硫回收来自低温甲醇洗得富含硫化氢的酸性气体进Clinsulf中进行硫回收。酸性气体在进反应器前用反应器中产生的中压蒸汽预热，同时，这个系统还需要从外界补充一部分中压蒸汽来弥补硫化氢浓缩过程中对热量的需求。硫化氢进行氧化反应所需氧气由空气风机提供。空气在进反应器前要在预热器中用中压蒸汽预热到一定的温度。空气的流量是根据酸性气体的流量和硫化氢在其中的浓度两个因素来确定。经过预热后的酸性气体和空气，通过静态混合器混合后进入Clinsulf反应器中，完成一个成硫反应。Clinsulf反应器由两个反应段组成。第一段的催化剂床层是不经过冷却的，这里主要是进行初始化的激活反应，第一段中较高的温度有利于反应的发生和进行。第二段的催化剂床层是要经过冷却的。在催化剂床层上有内部冷却管来降低反应温度。冷却的催化剂有利于反应向生成硫的方向发展，当向单质硫生成反应的方向得到加强时，硫化氢转化成硫的转化率会提高。为防止硫磺在催化剂上冷凝附着，出反应器的气体温度要远远高于硫磺的露点，反应后产品的进一步冷却放在反应器外的冷凝冷却器中完成，用冷凝冷却器放出的冷凝热产生低压蒸汽，蒸汽在空冷器中冷凝后的凝液再回流到冷凝冷却器中，这样循环可以很好的维持单质硫磺的液化温度。液化后的硫在后续的分离器中分离而达到回收单质硫的目的。经过Clinsulf硫回收后的尾气中还会含有少量的硫化氢、二氧化硫和硫磺蒸汽，为防止污染，尾气送到焚烧炉进行进一步的焚烧处理后高空排放。1.4.4甲醇合成及精馏1)甲醇合成经甲醇洗脱硫脱碳净化后的合成气压力约为5.76MPa，与5.2MPa甲醇合成循环气经甲醇合成循环气联合压缩机分别增压至6.0MPa，然后进入冷管式反应器（气冷反应器）冷管预热到235℃，进入管壳式反应器（水冷反应器）进行甲醇合成，CO、CO2和H2在Cu-Zn催化剂作用下，合成粗甲醇，出管壳式反应器的反应气温度约为240℃，然后进入气冷反应器壳侧继续进行甲醇合成反应，同时预热冷管内的工艺气体，气冷反应器壳侧气体出口温度为250℃，再经低压蒸汽发生器，锅炉给水加热器、空气冷却器、水冷器冷却后到40℃，进入甲醇分离器，从分离器上部出来的未反应气体进入循环气压缩机压缩，返回到甲醇合成回路。一部分循环气作为弛放气排出系统以调节合成循环圈内的惰性气体含量。粗甲醇从甲醇分离器底部排出，经甲醇膨胀槽减压释放出溶解气后送往甲醇精馏工段。系统弛放气及甲醇膨胀槽产生的膨胀气混合送往工厂锅炉燃料系统。甲醇合成水冷反应器副产中压蒸汽经变换过热后送工厂中压蒸汽管网。2)甲醇精馏从甲醇合成膨胀槽来的粗甲醇进入精馏系统。精馏系统由预精馏塔、加压塔、常压塔组成。预精馏塔塔底出来的富甲醇液经加压至0.8MPa、80℃，进入加压塔下部，加压塔塔顶气体经冷凝后，一部分作为回流，一部分作为产品甲醇送入贮存系统。由加压塔底出来的甲醇溶液自流入常压塔下塔进一步蒸馏，常压塔顶出来的回流液一部分回流，一部分作为精甲醇经泵送入贮存系统。常压塔底的含甲醇的废水送入磨煤工段作为磨煤用水。在常压塔下部设有侧线采出，采出甲醇、乙醇和水的混合物，由汽提塔进料泵送入汽提塔，汽提塔塔顶液体产品部分回流，其余部分作为产品送至精甲醇中间槽或送至粗甲醇贮槽。汽提塔下部设有侧线采出，采出部分异丁基油和少量乙醇,混合进入异丁基油贮槽。汽提塔塔底排出的废水，含少量甲醇，进入沉淀池，分离出杂醇和水，废水用于磨煤用水。1.4.5空分装置本装置工艺为分子筛净化空气、空气增压、液氧和液氮气压缩流程，带中压空气增压透平膨胀机，采用规整填料分馏塔，全精馏制氩工艺。原料空气经自洁式空气过滤器除去灰尘及其它机械杂质。过滤后的空气进入离心式空压机经压缩，然后进入空气冷却塔冷却。空气自下而上穿过空气冷却塔，在冷却的同时，又得到清洗。冷却水为经水冷塔冷却后的水。经空冷塔冷却后的空气进入交替使用的分子筛纯化器空气中的二氧化碳、碳氢化合物和水分被吸附。分子筛纯化器为两台，其中一台工作时，另一台再生。纯化器的切换周期约为4-6小时，定时自动切换。净化后的空气分成两股，一股直接进入低压板式换热器，从换热器底部抽出后进入下塔。另外一股进入空气增压机，然后一部分进入高压板式换热器，冷却后进入增压透平膨胀机，增压膨胀后空气进入下塔精馏。另一部分高压空气进入高压板式换热器，冷却后经节流阀节流后进入下塔。空气经下塔初步精馏后，获得富氧液空、纯液氮，富氧液空经过冷器过冷后节流进入上塔。在上塔进一步精馏后，上塔底部获得液氧，并经液氧泵压缩后进入高压板式换热器，复热后出冷箱，进入氧气管网。在下塔顶部抽取的液氮，大部分经高压液氮泵压缩后进入高压板式换热器，在其中被气化复热后送至用户，其余液氮经过冷器过冷后出冷箱，进入液氮贮罐。另一部分进入经过过冷节流后做为上塔回流液。从上塔顶部得到低压氮气，经过冷器、高压板式换热器复热后出冷箱，进入产品氮压机。从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复热出冷箱后分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气去水冷塔。从上塔中部抽取一定量的氩馏份送入粗氩塔，粗氩塔在结构上分为两段，第二段氩塔底部的回流液经液体泵送入第一段顶部作为回流液，经粗氩塔精馏得到99.6Ar，2ppmO2的粗氩，送入精氩塔中部，经精氩塔精馏在精氩塔底部得到纯度为99.999%Ar的精液氩作为产品抽出送入贮槽。全厂氮气消耗量表序号装置名称单位小时消耗量备注正常最大1甲醇装置Nm330000300005.9MPaG2PPNm32002001.6MPaG3甲醇装置Nm352000520000.7MPaG4MTPNm38008000.7MPaG5PPNm3100015000.7MPaG6甲醇装置Nm3260026000.45MPaG7合计Nm3=SUM(ABOVE)86600=SUM(ABOVE)87100全厂氧气消耗量表序号装置名称单位小时消耗量备注正常最大1甲醇装置Nm32044212044218.3MPaG1.4.6工艺流程图物料平衡图及平衡表见附图3。工艺流程图见附图4。1.5自控水平1.5.1 自动控制水平和主要控制方案甲醇装置采用分散控制系统（DCS）在甲醇装置区设中央控制室对整个甲醇装置区的生产过程进行集中监视和自动控制。所选用的DCS系统是整个工厂管理和控制系统的一部分，现场仪表检测所得各种工艺参数通过现场监视和控制站连到总线上，实时数据可通过网络接口连接到工厂数据管理网上。甲醇装置的安全联锁系统将由独立于DCS系统的紧急停车系统（ESD）完成。ESD主要用于气化工艺系统安全联锁和全厂联锁。甲醇装置的复杂控制系统，如德士古气化炉的燃烧控制、O2/C比控制、甲醇H2/CO比控制等，将在DCS中完成，并辅之以必要的PC处理机。顺序控制例如锁渣罐顺控也将在DCS中完成。蒸汽透平驱动的压缩机组检测和控制系统包括速度控制、防喘振控制等将采用压缩机专用监测控制系统来完成，并将对压缩机的转速、轴温、轴振动、轴位移等进行数据处理，传送到全厂机械管理系统。甲醇装置区设置一个中央控制室对整个装置区的工艺过程进行集中监视和控制，中央控制室为密闭型（设中央空调），由操作室、机柜室、工程师站室、电源室、备品备件室及维修室等组成。中央控制室的建筑面积约为800m2在压缩机厂房内设置现场小型控制室，安装压缩机组随机配套仪表盘和开车用DCS操作站。1.5.2甲醇装置对自动控制的要求甲醇装置工艺从煤贮运开始,包括煤浆制备、煤气化、渣水处理、变换、净化、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇贮存、空分、公用工程等组成。水煤浆气化过程是在高温高压下进行的，最高温度达1500℃，最高压力等级为ANSI1500LB。水煤浆介质为高粘度非牛顿流体，具有高磨蚀性。氧气是带强氧化性的极危险介质。气化气中的氢气极易燃烧和爆炸，一氧化碳除易燃易爆外，尚有很强的毒害性。所以，煤气化工艺过程为高度易燃易爆连续生产过程，PDP开发商定为TUV5~6级安全等级，生产线布置在敞开式的框架内，防爆等级为II区T4组。甲醇合成是在具有较高压力和温度下的放热反应，甲醇产品也是易燃易爆介质，且具有毒性。本装置甲醇单条生产线的能力很大。由上，确定本甲醇装置采用集中控制的方式，在装置的中央控制室使用DCS进行检测和自动控制，并采用独立的符合TUV5~6级安全等级的ESD系统完成煤气化和全装置的安全联锁保护。另外，设置可燃和有毒气体检测系统，当装置内的可燃和有毒气体浓度超过要求时，发出报警信号。另外，煤气化和灰渣处理工段的黑水和灰水中含有较多的灰渣颗粒，其中并含有较高的氯离子和硫化物离子，具有较强的腐蚀性，对仪表材料的选用提出较高的要求。装置的生产过程存在固体物料，需要选用测量和控制固体物料的仪表。空分、甲醇装置设有压缩机组，它们与生产过程有紧密的联系，压缩机组的检测和控制在甲醇装置中央控制室进行。XXX甲醇工厂建立在气候条件比较恶劣的地区，应选取较高防护标准的仪表。1.5.3甲醇生产过程自动控制水平及仪表选型原则1）自动控制水平甲醇装置工艺过程决定了必须隔离和集中操作和控制，所以，本设计拟采用当今世界上可靠而先进并且便于操作和编程的DCS系统在装置中央控制室对整个甲醇装置生产过程进行监视和自动控制。并对一些顺序控制过程如气化炉渣锁排渣过程进行程序控制。主要的和重要的工艺参数集中到甲醇装置中央控制室由DCS系统显示和控制。不重要的工艺参数，其设定点不经常调整的参数，采用就地显示和控制仪表。必须在现场操作和监视的机组或设备，则在机组或设备附近的现场安装仪表或操作盘，例如压缩机、大型机泵等。甲醇装置的安全联锁系统主要包括气化工艺安全联锁和全厂联锁，将由独立于分散控制系统（DCS）的紧急停车系统（ESD）完成。根据工艺PDP要求，紧急停车系统（ESD）选用符合TUV安全认证的三重化冗余可编程逻辑控制器（PLC）独立承担，ESD带有显示器（CRT），编程简单容易。系统能区分第一事故，并发出声光报警。系统具有事故追忆功能，发生联锁后，自动高速记忆事故前后的现场状态，并可按事件顺序打印出来，以便分析事故原因。蒸汽透平驱动的压缩机组检测和控制系统包括速度控制、防喘振控制等将采用压缩机专用监测控制系统来完成，并可将压缩机的转速、轴温、轴振动、轴位移进行数据处理，传送到全厂机械管理系统。2）仪表选型原则甲醇装置选用的仪表将是可靠的、先进的和准确的，以保证装置安全正常操作和维修方便。除一些就地气动控制器和随设备成套的特殊测量仪表外，通常仪表采用电子型。位于危险场所的仪表选型应适应有关的区域等级划分，并适合气体分组及温度等级，原则上采用本安型仪表，为此，模拟信号和开关量信号要与安全栅相配。所有现场仪表是全天候的，最低相当于IP54的要求。a)温度仪表一般热电偶应为K型/2级，热电阻为Pt100/A级，温度计套管用于热电偶、热电阻、双金属温度计和压力式温度计。但还有一些专用温度仪表如：气化炉炉壁表面温度监视器、气化炉体、煤筒仓、甲醇合成塔的温度元件选用特殊的多点式。b)压力仪表就地压力表一般采用波登管型测量元件，根据工艺介质要求采用弹簧管、隔膜和膜盒型。压力或差压变送器将采用