赛区-石油化工学院fate-6、初步设计说明书

目第1章项目总 项目概 项目设计依 项目设计原 工艺特 规模效益 使用工业级原 生产多种重要化工原料，回收资 选用活性好、选择性好、环境友好型催化 工艺过程绿色环 厂址概 产品方 项目污染物排放 主要物料规格及消 项目意 填补国内市场乙二醇的巨大缺 获得良好的收 实现企业资源的优化配 第2章工艺技术方 设计目 反应机 煤气化的反应机 调比合成气的反应机 合成乙二醇的反应机 煤气化生产工艺技 煤气化生产概 煤气化单元生产方 调比合成气生产工艺技 调比合成气概 变换单元生产方 净化单元生产方 分离单元生产方 合成乙二醇生产工艺技 合成乙二醇概 合成草酸酯生产方 草酸酯加氢生产方 乙二醇精制生产方 总工艺流程说 煤气化单 变换单 净化单 分离单 羰化单 酯化单 加氢单 精制单 催化剂简 变换催化 羰化催化 加氢催化 第3章物料与能量.....................................................................................................概 物料........................................................................................................................物料的意 物料的任 物料遵循原 物料结 能量........................................................................................................................能量的意 能量的任 能量遵循原 能量结 第4章能量平衡及节能优 概 夹点技 夹点技术遵循原 夹点匹配的可行性原 换热网络设计结 物料流股提 确定能量目 换热网络设 节能效 第5章设备设计与选 概 选型依 设计原 反应器设计与选 塔设备选 换热器选 泵选 风机选 储罐选 管道选 阀门选 第6章厂址平面布 设计依 设计原 设计范 总平面布 总平面布置要 厂区布置流 厂区布置结果概 设计理 行政生活区功能 道路径直短 生产分区紧凑集 生产区安 生产区流线、平 辅助设施布 主要建筑 道路...........................................................................................................厂区绿 供电与通 给排水系 供热采暖与通 储运设 维 消 第7章车间布 概 设计依 设计的内容和程 车间布置原 车间布 车间平面布 车间立面布 设备布 罐区布 外管架布 辅助和生活设施布 安全与卫 第8章管道布 设计依 设计原 管道布 塔的管道布 反应器的管道布 容器的管道布 换热器的管道布 加热炉的管道布 泵的管道布 压缩机的管道布 管廊上的管道布 管道编 需要编号的管 不需要编号的管 管道号组 管道号各部分含义说 安全措 第9章自动化控 设计依 设计要 控制概 自动化内 自动检测系 自动联锁保护系 自动及自动开停车系 自动控制系 控制系 简单控制系 复杂控制系 计算机控制系 常见仪表选 仪表选型原 常见仪表类 过程控制与检 泵的控制方 压缩机的控制方 换热设备的控制方 反应器的控制方 精馏塔的控制方 加热炉的控制方 储罐的控制方 紧急停车系统 第10章空压站、氮氧站、冷冻 设计依 空压 空压站系统组 仪表空气质量要 开车规 氮氧 氮气 氧气 冷冻 冷公用工 冷冻站主要设 第11章供热工 概 蒸汽系统设计原 蒸汽系统供热能力要 热量供需情 第12章采暖通风与空气调 概 设计依 设计范 设计目 厂址气候条 采暖设计方 通风系统设计方 车间空气有害物质标 通风设计要 通风设计方 第13章给水排水工 概 设计依 设计范 设计原 给水系统设 给水系 生产给水系 生活给水系 消防给水系 冷却水系 排水系统设 排水系 生产污水排放系 生活废水排放系 雨水排放系 节水措 第14章供配电工 概 设计依 设计范 设计原 电力负荷分 保安负 重要负 次要负 一般负 变配电系 供电电 电压等级和接地方 配电 配电装置的布 应急柴油发电机组的选择原 电压互感 继电保护的选择与整 照明系 室内照 路灯照 应急照 接地装 第15章电信工 概 设计依 设计范 电信系统设计方 行政系统设 调度系统设 无线通信系统设 扩音对讲系统设 电视系统设 火灾自动系统设 有线广播系统设 网络通信输送系统设 电信电路铺 第16章土建工 概 设计依 设计原 设计范 厂区自然条 气象条 地形条 土建工程设计方 防火设 防水防腐设 防噪防尘设 缩短建设工期的设 其他方面设 工程用地投资费 第17章储运工 设计依 设计原 系 储罐区设 储罐区安全措 罐区管理制 系 系统外储运措 系统内措 道路布 出及物流布 注意事 第18章消防工 概 设计依 性分 消防安全措 基础消防措 厂区消防布 生产过程的防火防 消防系 火灾系 自动喷水系 消防给水系 消防官网布 消防设 消防值 第19章防雷防静电工 概 设计依 防雷设 建筑物防雷措 第一类建筑物防雷措 第三类建筑物防雷措 露天储罐、气罐及户外管道防雷措 防静电与接地保 第20章与维 概 设计原 维修目 TPM维修管理模 TPM定 TPM特 设备三级保养 日常保 一级保 二级保 设备维 设备....................................................................................................................设备安全检修要 维修人员管 维修人员主要任 维修人员能力要 维修人员管理要 维修车间设 第21章劳动安全与职业卫 概 设计依 QHSE管理体 公司QHSE方 公司QHSE目 公司的QHSE承 劳动安 工业毒 燃烧与.....................................................................................................噪 触电及机械.............................................................................................粉 职业卫 防尘防 防中 防辐 自然预 建筑布局安 安全防范措 编写安全生产 创建安全卫士管理部 预备重大安全事故应急预 创立卫生管理制 公共区域的清扫与保 室内卫生的管 废弃物收运与管 环境卫生设施的设置与管 的卫生管 劳动安全与职业卫生机 第22章环境保 设计依 投资项目污染物排 三废治理措 废气的处 废水的处 废渣的处 噪声的防 绿化设 第23章组织机构与劳动定 企业管理体 组织机构设 部门职能分 人力资源配 人员培 第1总本项目的目标是为化工石油设计一座年产30万吨乙二醇/碳酸二甲酯的分厂，建于省毕节市织金新能源化工。30万吨乙二醇/碳酸二甲酯产品设计方案有很好的市场调控功能，可根据乙二醇、碳酸二甲酯的市场需求对在年产30万吨乙二醇/碳酸二甲酯生产的过，产生的混合二元醇、硫磺等项目设计《中民环境保》和《中民劳动安全法》等相关的国家法律、；及有关专业的；由技术所有方编写的乙二醇/碳酸二甲酯分厂项目及上级部门有关项目设计 发的准和规范规模效益年产30万吨乙二醇/碳酸二甲酯产品设计方案确保了规模效应，提高了原料的在年产30万吨乙二醇/碳酸二甲酯生产的过，产生的混合二元醇、硫磺等使用工业级原COH2NOO2和精醇为原料，成本高，难以推广应CONOH2O2、工业甲醇为原料进行开发，使有机合成，分子结构中含有羰基、甲基和甲氧基等官能团，具有多种反应性能。由DMC无毒，它可作为甲基化剂或羰基化剂、油漆涂料、汽油添加剂、清洁剂、表面活变换反应采用QDB-05分，介孔分子筛MCM-41为载体。该催化剂在羰化反应过能够有效地提高CO/MN比和降低反应温度，提高原料转化率和成品选择性，降低生产成本。催化剂的使用较50t%Cu/SBA-15催化剂合成乙二醇。该催化剂提高原料转化率，产品选择性达到99%，符合原子经济性，降低生产成本。CO2）COCO的反应尾气可直CO气体，不会给环境造成污染。这些处理厂址选于省毕节市织金新型能源，在内本厂所需原材料煤供应毕节地区是我国长江以南最大的优质无烟煤，其煤炭资源具有分布广、储量大、提供大量煤制乙二醇原料。本厂与目前总公司180万吨/年的甲醇项目在同一内，本项

1-6-1产品方——式N2:93%，O2:6%，CO2:1%，有机物N2:99.5%，有机物N2:93%，O2:6%，CO2:1%，有机物CoO、MoO311.0Cu—主要物料1-8-1主要物料规格及消煤QDB-05Pd/Fe/MCM-41催化剂50t%的Cu/SBA-15电拓宽。多年来，亚太地区特别对乙二醇的需求一直保持着旺盛的增长，每年都有大该项目投产后，30万吨/年乙二醇生产装置将一定程度满足市场对下游产品聚酯等产获得良好的收 第2艺技术本项目的目标是为化工石油设计一座年产30万吨CO羰化偶联生成草酸酯，再加氢生产乙二醇，利用先进、节能、环保的工艺技术，降低CO和H2，典型副产物有CO2H2O、CH4、H2S等，煤气化可分为热解和气化两个阶段。在煤热解阶段，煤中的有机质随温度（1）煤热煤气（CO2、CO、CH4、H2O、H2、NH3、H2S）+焦油（液）+(3-2-CmHn mCO2+（n/2）(3-2-CmHn mCO+（n/2）(3-2- （1－y－x/8）C+yCO+（x/4）(3-2- （1－y）C+yCO+（x/2）(3-2-（2）气化反2CO+ (3-2-2H2+(3-2-CH4+(3-2-CO+CH4(3-2-CO2+CH4+(3-2-2CO+CH4(3-2-CO+H2(3-2-C+O(3-2-C+1/2O(3-2-C+H2(3-2-C+2H2+CO(3-2-C+(3-2-C(3-2-生SO2、H2S、COS等有害气体。副反应如下：S+O(3-2-1/2S2+H(3-2-1/2S2(3-2-H2S COS CO变换及其分离，CO变换反应是通过氧化和还原反应交替进行来完成的。在一定温度下，煤气中的CO与水蒸气在催化剂作用下发生变换反应生成H2CO2，其反应方程式如下： CO分子的碰撞而生成CO2，并离开催化剂表面。CO+ H2O+ Oad+ COad+ CO2+ NO、CO、O2、H2NOO2CH3OHCO与亚硝酸酯氧化偶联得到草酸酯，草 (3-2- （CH3O）2CO 生成了CH3O-Pd-NO。ONOCH3

态CH3OOC-Pd-NO。 CH3OOC-Pd-NO之间的偶联反应开始发生并生成Pd（COOCH3）2NO。 ④从Pd（COOCH3）2生成DMO

(3-2-(3-2-(3-2-(3-2-H2O+(3-2-(3-2-（3） (3-2-（CH2OH）2+ Poels研究DMO加氢过程，Cu0解离H2，Cu+稳起亲电子或路易斯酸的作用，通过与C=O的孤对电子作用来极化C=O催化体系中Cu+和Cu0在反应过吸附不同的原料DEOEG选择性。Cu+DMO分子，将其固定在催化剂表面；Cu0DMO应，生成乙醇、1,2一丙二醇、1,2一丁二醇等副产物。煤气化生产概历史。1950年代，西门子公司开发出用于生产燃气的第一台阶梯式炉蓖的煤气发生炉。2020年代，催生煤气化技术开始用于合成气生产。为了提高煤气化的气化率和气化强度，改善环境，2070年代以来发达国家加快了新一代煤气化技术的开发和工途径之一，通化过程将固态的煤转化成气态的合成气，同时副产蒸汽、焦油、灰渣等方式的优缺点比较见表2-3-2。SO2/O2/+++++-+氧气/煤典型粗煤气组26-----小小大大大表2-3-23种煤气化技术工艺方式的优缺点比1300℃10％-15），否则需加入助熔剂，增加运行成本；煤气化单HT-L航天HT-L航天粉煤加压气化技术航天科技公司下属航天长征化学工程有限公司拥有的专利技术，该技术对于实现粉煤加压气化装置，打破国际技 到至关重要的作用。该工艺借鉴荷兰S、德国GSP、Texaco煤气化工艺中先进技E101-氧气预热器；X102-混合器；V105-中压汽包；P101A/B-中压汽包循环水泵V101研磨至粒径<90μm。通过空气鼓风机（K101）的空气和气与粉煤过滤器（SR101）一（F101（V102（V103（V103（F102（V106（V106分水经渣锁斗循环水泵（P103A/B）加压后返回气化炉激冷室；粗合成气丘里洗涤（Z101（F1022-3-3主要操作参℃℃℃TexacoTexaco煤气化技术也称为水煤浆气化技术，是由Texaco公司在重油气化的基础80年代投入工业化生产，是具有代表性的第二代煤气化技术，属于加用激冷流程或辐射锅炉的方式回收能量，气化过程包括煤浆、煤浆气化和灰水处理等（助熔剂（165～70的水煤浆，通过滚筒筛滤去较大颗粒后进入磨机出口槽，最后经磨机出口槽泵和振动筛送至煤浆槽中。煤浆槽（2）中煤浆由高压煤浆泵（3）送气化炉工艺喷嘴，与空分来的氧气一起进入气化炉（41300～1400℃进行O4级闪蒸处理后，部分灰水返回洗涤塔作洗涤水，经激冷水泵（6）水处理。熔渣被激冷后进入锁査罐（5，特大块渣经破碎进入锁斗，定期排入渣池，由捞渣机捞出定期外运。表2-3- 主要操作参℃s3—℃200—℃250— 1993年采用壳牌煤气化技术的第一套大型工业化生产装置在荷兰建成。S煤气化成气，CO2的含量较少。图2-3-3S煤气化工艺流程作为动力带走煤中的水分，再经袋式过滤器过滤，干燥的煤粉进入煤粉仓中。来自空气化炉的气体先在气化炉顶部被激冷压缩机（2）送来的冷煤气激冷至900℃,然后经输气350℃再进入高温高压陶瓷过滤器除去合成气中99%的飞灰。出高温高压过滤器的气体分为2股：一股进入激冷气压缩机压缩后作为激冷气；另一股进入洗涤器和洗涤塔，经高压工艺水除去其中剩余的灰并将温度降至150℃后去气体净化装置，处理后的煤气含尘量小于1mg/m3，然后送后续工序。在气化炉内产生的熔渣沿气化炉壁流入气化炉底部的渣池，遇水成玻璃状炉渣，然后通过收100℃后进入飞灰贮罐，一部分飞2-3-6主要操作参℃S有效气成分水冷壁结构简单，属圆筒盘管型，水路简单，水冷壁呈多段竖管排列，水路复杂，合金钢材质，制造难度大，寿气化原料煤几乎涵盖从褐煤到无烟煤的所有煤对煤种要求高（灰低于1250℃，成浆性气化原料煤几乎涵盖从褐煤到无烟煤的所有煤低低高2-3-8工艺优缺点比HT-L技TexacoS技够洁净高效地利用我国丰富的煤炭资源的HT-L粉煤加压气化工艺。CO（约CO变换、气体净化和分离才能进入下个工序生产乙二醇。CO变换单元即在变换炉及催化剂的作用下，使部COH2OH2CO2，气体成分得到有效调整，满足合成乙二醇对气体组CO2COH2的分离，主要的分离方法有三种，即深冷分离法、变压吸附法（PSA法）和膜分离法。1-气液分离器；2-预变换炉；3-1#变换炉；4-2#变换炉；5-1#低压废锅；6-中压废锅7-中压蒸汽过热器；8-3#变换炉；9-预变炉进气加热器；10-2#低压废锅；11-3#低压废表2-4-1高水气比变换工艺流程由粉煤气化单元送来的粗合成气进入气液分离器（1），出分离器顶部的工艺气进入预1#变换炉（3）CO深度变换反应。1#变换炉（3）出口的高温变换气依次进入中压废锅（6）和1#低压废锅（5）副产中压蒸汽和低压蒸汽，降温后进入2#变换炉（4）继续进行变换反应，中压蒸汽经中压蒸汽过热器（7）加热后送入预变换炉（2），低压蒸汽排向大气。2#变换炉（4）出口变换气先进入变换炉进气加热器（9）加热进口粗合成气，再进入2#低压废锅（10）副产低压蒸汽，然后3#变换炉（8）进行反应。3#变换炉（8）CO0.40%，此变换气进入2-4-1主要操作参℃℃—1#变换℃℃—2#变换℃℃—3#变换℃℃—宁波技术石油中国直接投资的直属企业，为提升技术的研发、创新水平，提高企业的竞争力。本低水气比工艺正是该与化工CO变换蒸汽消耗量大、能耗高等缺点。该工艺采用新型等温变换炉以及低水气比工艺，改变了传统工艺的缺点。图2-4-2低水气比变换工艺流程先将粗合成气送入气液分离器（1），液体从气液分离器（1）的底部出口流出。从气的少量中压过热蒸汽充分混合，进入脱毒槽（2）（4（6预变混合气在饱和塔（7）内从下向上流动，同时与来自热水塔（12）的工艺循环水逆流接触进行传热传质，出饱和塔（7）（8）加压，送回热水塔（12）3％～8防止有害物质在工艺循环水中累积。预变混合气在饱和塔（7）低位热能。由热水塔（）底部流出的工艺循环水分别经变换气冷却器（）7。由热水塔（）顶部送出的等温变换气送入下2-4-2主要操作参℃℃℃—℃—h-℃℃—℃℃—h-℃℃℃宁波工程根据生产出现的问题对变换流程进行改进，改用低串中水气1-气液分离器；2-预变换炉；3-1#变换炉；4-2#变换炉；5-1#低压废锅；6-中压废锅7-中压蒸汽过热器；8-3#变换炉；9-预变炉进气加热器；10-2#低压废锅；11-3#低压废图2-4-3低串中水气比变换工艺流从由粉煤气化单元送来的粗合成气进入气液分离器（1），分离器顶部的工艺气进入预换气与来自的中压过热蒸汽以及工艺冷凝液混合，然后进入1#变换炉（3）进行CO深度变换反应。出1#变换炉（3）的高温变换气依次进入中压废锅（6）和1#低压废锅（5）2#变换炉（4）继续进行入2#低压废锅（10）副产低压蒸汽，然后进入3#变换炉（8。3#变换炉（8）出口气体中CO含量降到0.40%，此变换气进入3#低压废锅（11）副产低压蒸汽后去下游。2-4-3主要操作参℃℃-1#变换℃℃-2#变换℃℃-3#变换℃℃-2-4-4操作条件对K8-11QCS-QDB-QDB-03QDB-04混313空速/h-——2-4-5工艺优缺点对①提高了CO的平衡变换2-4-6CO变换催化剂性能对QDB-QDB-QDB-规格Ф3.5~4.5×5堆密度0.75孔容比表面磨损率——温度压力常压常压常压干气气速/h-硫含量—CO的平衡转化率，避免甲烷化副反应的发生，但是存在能耗过高，预变催化剂短，反应的深度难以控制等一系列问题。的低水气比变换工艺具有煤选择范围广，减少蒸汽用量，易控制变换出口CO含量等特点，但其发生甲烷化副反应的可能性大，催化剂短，再生难。宁波低串中水气比变换工艺具有运行环境温和，运行情况稳定，操作费特点，但其中压蒸汽消耗比低水气比高，并存在少量甲烷化副反应。为了能清洁环保地生产，CO变换单元决定选用的低水气比变换工艺，并在其基础进行工艺创新，采用新型高效的QDB-05混合型催化剂，改进其存在的缺点。工艺方法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、CH4N2、微量的氯、氨等成分。合成气中的硫会引起合成催化剂失活，在合成气进入合成10μL/L以下。变换气中大量CO2会导致COH2在反应器中的分压降低，对反应不利。2-4-7工艺优缺点比要求较高的生产流适用于以煤为原料天然气为原料的生C4H4S、RSH等有机硫；CO2含量会使溶剂循环量急剧增加，这将造成系统的能耗大大增加，经济上不合理；而物本项目CO2气体脱除选择物理吸收法脱除酸性气体。CO2同时脱除，以简化流程和提高效率。综合脱硫、脱NHD法时，也能脱除CO2等酸性组分。低温甲醇于处理含硫渣油部分氧化、煤气化生成的气体中CO2和硫化物。低温甲醇洗技术的出现可以追溯到20世纪50年代鲁奇（Lurgi）公司和林德（Linde）公司的研究工作。鲁奇公司于1954年在南非Sasol公司建成了世界上第一个低温甲醇洗的工业示范装置，林德公司第一V105-塔顶回流罐；E108-再沸器；E109-加热器；T105-分离塔；E110-再沸（T101（E103（T102（T101，大（V102CO2解吸塔（T102）H2S浓缩塔（T103）CO2（T102）H2S甲醇进入H2S（T103）H2S（T103）II（E104冷却器（E103）回收冷量后进入甲醇洗涤塔（T101）重新进行洗涤。H2S浓缩塔（T103）底部出来甲醇经过贫甲醇冷却器I（E105）和热再生塔进料加热器（E106）换热后进入热（T104（V105H2（T104罐内的新鲜甲醇加压后一小部分注入原料气中，另一大部分经贫甲醇冷却器I（E105）冷（T105热塔。塔顶甲醇蒸汽送入热再生塔（T104，塔底排出的废水送往污水处理系统。2-4-8主要操作参CO2品纯度大于99%，有利于下游利用。NHD聚乙二醇二甲醚法首先由Allied化学公司于1965年开发，称为Selexol，它使用多组分的聚乙二醇二甲醚的混合溶剂。目前Selexol是UOP公司的专利技术。我国南有良好的经济效益与社会效益。H2SNHD溶剂中的溶解度服从亨利定律，其溶解度随变换气与混合闪蒸气一起，进入脱硫塔（1）NHD贫液逆流接触，H2S、COSCO2，出脱硫塔顶的硫，送往脱碳系统。脱硫塔（1）底排（9NHD脱硫的脱硫气，经气体换热器（16）冷却后进入脱碳塔（17。气体在塔内与自上而下的CO2的富液，从脱碳塔（17）底流出，经过水力透平（18）减压，然后在脱（22，重新用于吸收CO2。2-4-9主要操作参℃℃℃—℃0.1μL/L。中溶剂损耗一般不超过0.2kg/tCO2，工艺流可不设置溶剂回收装置。工艺对2-4-10溶剂性质的比密度沸点-闪点表2-4-11各工艺操作条件及一般指标比温度压力溶剂循环量/t·h-CO2H2S回收率—2-4-12工艺优缺点比CO2H2SCOS；NHD采用低温甲醇洗工艺时更为有利，因为合成气制乙二醇段也有消耗和生产甲醇，和运工艺方法主要的分离方法有三种，即深冷分离法、变压吸附法（PSA法）和膜分离法。关于三种分离方法的比较见表2-4-13。2-4-13三种分离方法的对比小CO纯度CO收率—H2收率高低低⑤可在高压下CO①要消耗大量的冷②当原料气中含N2②需要高纯度CO时，设1960年Skarstrom提出PSA专5APSA装置。随着科技不断的发展，变压吸两段温甲醇洗后的原料气中的甲醇等重组分杂质脱除，保护PSA-CO工序吸附剂。CO工序（PSA-CO）185台吸附塔CO的目的。在一个周期中每个吸附塔均经历：吸附、均压降压、顺放、逆向放吸附塔由四种吸附剂组成，分别是HQ-901、HQ-602、HQ-606和HQ-102，具体装填情况见表2-4-14。1HQ-2HQ-3HQ-4HQ-一段碳的变压吸附方法。本装置采用的一段法是同盛科技公司的工艺。图2-4-7一段法分离流程图吸附。该工段共有15台吸附塔，同时间段内各有2台吸附，控制第二吸附塔出口的CO100ppm，从第一吸附塔的下部得到≥98.5%CO。以下以第一吸附塔（T101）的吸附下，其中的CO2、CO、H2O等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流（T102当第二吸附塔（T102）CO100ppm，停止第一吸附塔（T101）的吸附，此时第一吸附塔（T101）的压力约为0.05MPa；④CO产物顺着吸附方向自第一吸附塔（T101）底进入吸附塔，将第一吸附塔（T101）H2、N2⑤逆放：逆着吸附的方向对第一吸附塔（T101）进行降压，此逆放气作为产物（V104（P101A/B（V104吸附塔的真空度达到-0.08时，停止抽空；（V102出口CO的浓度达到100ppm或者氢气纯度低于99.99%时，初步吸附步骤结束；2-4-15主要操作参%%体参数见表2-4-16。2-4-16吸附剂参数孔容—工艺对202-4-18两段法与一段法的优缺点对合成乙二醇概合成气制乙二醇的生产工艺的主要路线是以草酸二甲酯为基本，包括CO催化羰化偶联合成DMO和DMO催化加氢两步，共四个单元，分别是羰化单元、酯化单元、加氢单元和精制单元。羰化单元的作用是进行CO和MN之间的催化偶联反应，得到中间产物草酸二甲酯（DMO。酯化单元的作用是将羰化单元生成的NO和加氢单元得到的甲醇精制单元是将粗EG产品精制获得聚酯级EG和冷冻级EG产品。概1965年UnionOil公司Fenton等首先发现了一氧化碳催化偶联合成草酸酯的新路一系列改进，但仍存在反应条件苛刻、草酸酯选择性低和产品分离等问题，选择该法国内福建物构所、、华东理工大学、焦化、戊正公司等都对气相法合成草酸酯进行了研究，气相法的研究重点是对工艺流程的优化、NO循环利用和羰化催化剂等关键问题上。这里主要比较福建物构所、焦化和戊正福建物构所工中国福建物质结构从1979年开始，经过近30年的攻关，开发成功气相催NO200912月在内蒙古通辽金煤化工建成20万吨/年煤制乙二醇项目。草酸酯合成装置原料全部采用CO、NO、O2CO气体脱氢催化剂及脱氢除氧净化技术、NO工艺流程示意图见图2-5-1。图2-5- 福建物构所工艺流程CO送入载有催化剂的固定床反应器（R101）中，并按一定比例混入普氧，5%～40%反应产物进入冷凝吸收塔（T102NO的反2-5-1主要操作参h-℃℃s℃0华谊华谊是应用洁净煤技术为主体，发展煤基多联产的综合性大型化工企业。已实现工业化，项目中关键技术之一的羰化催化剂SJ/T02-01具有高选择性、长、高图2-5-2华谊工艺流程下部，与来自净化塔（3）塔顶的水逆流接触，净化后的气体并进入干燥器（4）干O（（，并经循环压缩机（0）压缩后返回酯化再生塔（1，甲醇洗涤塔（7）塔底出来的液体进入2-5-2主要操作参℃s℃℃戊正戊正公司为山东华鲁恒升5万吨/年乙二醇装置设计制作的第一7000小时，催化剂的各项性能未有明显变化。20121月8日，戊正工程技术研发的第三代煤制乙二醇催化剂已有较大进展，将为乙R101-羰化反应器；V101-汽包；E101-出口换热器；V102-第一气液分离器；T101-脱水塔V103-DMC储罐；R201-酯化反应塔；T201-甲醇回收塔；E201-酯化反应器冷凝器；E202-酯化反应器再沸器；E203-甲醇回收塔顶冷凝器；E204-甲醇回收塔底再沸器图2-5-3戊正工艺流程来自分离单元的CO、外界补充的作为惰性气源的N2以及来自酯化单元的亚硝酸甲酯（E101，经壳（101（V101气排到系统行处理，塔釜液相组分进入甲醇精馏塔（T103）进行精馏分离，塔顶回收的甲醇和亚硝酸甲酯MN混合物循环至酯化单元再利用，塔釜重组分进入DMO精馏塔（T104（V103（R201塔板处进料，O23路分别从第222325块塔板处进入，与从塔顶第1块塔板处（T201）10块进料的塔釜回流液在塔内（T201塔顶甲醇轻组分经采出后部分与补充新鲜甲醇汇合后通往酯化反应塔（R2012-5-3主要操作参℃h-块℃℃块℃℃块℃℃—块℃℃℃2块℃℃—③联产DMCDMO，增加经济效益⑤O2分段进料，提高反应速率（5）浦景工工大学、淮化合作的煤制乙二醇中试装置于2010年初奠基，装置运行稳定，安前国内最大规模的工业生产装置，公司占有该项技术30%以上的市场份额。--图2-5-4浦景工艺流程将净化单元出来的CO和循环气（含有甲醇、 、O、MN、CO、N2等）按（0.6556∶1）体积比各分成两股后分别混合，然后进入DMC合成反应器（1）和DMO合成出来的液体部分送入DMO精馏塔（5）顶部，第二冷液分离器（4）出来的液体部分送入DMO精馏塔（5）底部大约第9块塔板上，经精馏后塔底可得DMO。DMO精馏塔（5）

2-5-4主要操作参℃DMO合成℃块—块—（6）工艺对2-5-5合成草酸酯工艺方法对CO、普氧CO、O2CO、N2、O2Pd-Zr/α-Pd-Ir/α-1122温度压力—空速/h-—温度0压力—2停留时间———2-5-6工艺优缺点对化剂提高了效率，降低飞温的性；N2O3N3O4中的一种或多种的任意①用新型板式反应器，单套反应器生产③联产DMC和DMO，增加经济效益②④联产DMC和DMO，可根据市场调Pd为活性组分，但助剂和载体有差别。国内气相法合成草酸酯催化剂性能见表2-5-7。表2-5-7国内气相法合成草酸酯催化剂性能温度转化率选择性Pd-Zr/α-63.9>95Pd-Ir/α-85～95—9295Pd/Fe/MCM-9299Pd-Ti-Ce/α-57>96Pd-Fe/α-20～60>96Pd-纳米碳纤>85100>80>99Pd-Ga/α-35～5585标注：①亚硝酸甲酯的转化率；②CO单程转化率；③草酸二甲酯的选择性；④草酸二乙料Pd/Fe/MCM-41催化剂，该催化剂以金属钯为主活性组分，铁为助活性组分，介孔分子筛MCM-41为载体。化剂长、操作简便等优点，具有较大的优越性，因而处于显著领先地位。但其循环利他产品，经济效益差。华谊的工艺具有高选择性、原料来源广泛、工艺成熟可靠等特他产品。浦景的工艺虽联产DMO和DMC，但所需反应器较多。戊正的工艺具有单产能力大，高选择性、高转化率，催化剂装填量较少，降低废物排放，且联产DMO和草酸酯加氢生产方概草酸酯加氢主要是工艺优化与加氢催化剂使用的研究，根据催化剂的使用情况，Ru等到贵金属催化剂为主的液相加氢法和以铜基2080Matteoli等的羰基钌络合物催化剂，他们以甲醇为溶剂，Ru(CO)2(CH3COO)2(PBu3)2为催化剂，在反应温度180℃，反应氢分压13.2MPa，乙二醇26.7%。90TeunisseRu催化剂进行了改进，使得反下降、缩短，所以国内对草酸酯加氢催化剂进行了大量的研究。浦景公司工艺（两步法催化加氢2012年8月中旬，由华东理工大学、浦景化工技术、淮化共同建设的1000吨/年煤基合成气羰化耦联加氢制乙二醇中试装置，通过了组织的60万吨/年乙二醇装置单线于326日一次投料开车成功，产出优等级乙二醇产品，该套乙醇酸酯合成反应器（1），经催化剂催化加氢后生成的乙醇酸酯与第二股氢气共同进入第，反应产物与第四股氢气共同进入第二乙二醇合成反应器（5），反应后进入第二气2-5-8主要操作参质量空速/h-西南化工研究设计院工图2-5-6西南化工研究设计院工艺流程（72-5-9主要操作参℃℃℃℃-h-戊正工程技术是一家以石油化工、煤化工为技术的高技术企业，它为山东华鲁恒升5万吨/年乙二醇装置设计制作的第一代催化剂中试试验7000小时，催化剂的各项性能未有明显变化。目前，戊正公司正在研究第三代加氢催化剂，各项性能更加优越，其转化率将接近100%，选择性大于98%。分离的H2三股气流混合后经加氢循环压缩机（C101）加压后，与来自羰化单元的草酸二甲酯DMO混合，进入出口换热器（E102）经壳加氢反应器（R101）塔釜底部出来的（F101，预热后的气体作为原料气达到催化剂床层温度后进入催化剂床层进行加氢（V101（V103一步精制。膜分离器（V105）顶部出来的尾气排到系统行处理，底部出来的H2作为

2-5-10主要操作参℃（5）工子公司扬子合成气制乙二醇试验装置顺利完成全部试验任务，并成为国内第一家以合成气为原料，成功聚合级乙二醇的企业，这标志着中国已经拥有成套成煤制乙二醇技术，其加氢制聚合级乙二醇工艺领先于同类技术。图2-5-8草酸酯加氢反应流程温后再进混合器（4。在混合器（4）内氢气与预热后的草酸酯原料充分混合，并将草酸气液分离罐（8）中的液相目标产物进后续精制单元，气相去循环压缩机（1。2-5-11主要操作参℃h-（6）工艺对2-5-12草酸酯加氢工艺方法对222温度压力—2-5-13工艺优缺点对15%以上；①采用等温反应器或者等温反应器与绝了反应器床层温升，又保证了转化的效温度ARCO公司Cr-Cu-B-————Cu-Mg-Al2Cu/SBA-Cu/SBA-6Cu1.9Au/SBA-ZhangS——WangSYinA——HeZCu-MCM-41分筛2 学的50t%Cu/SBA-15催化浦景公司的加氢单元采用两步法加氢，该工艺的系统氢酯比较低，且多应器的性差、较短等问题，且系统的氢酯比过大。戊正的加氢工艺采用采用新型板式反应器，减少系统投资费用，催化剂选择性高，转化率高，且充分进行尾气、废液、固废的回收循环利用，符合绿色经济，但其设备费相对较高，催化剂费用高。的工但其换热设备较多，相应的增加了建设投资，催化剂较短。为了能更清洁环保地生乙二醇精（1）戊正工2-5-9三塔法流程（T101（T1032-5-15主要操作参℃℃-块℃℃-块℃℃-块（2）淮化工2010年，淮化与浦景化工技术和华东理工大合，精制技术出来的产品质量稳定，该装置具有自主知识的创新技术。目前已有工业示范V104-乙二醇合格品罐；V105-乙二醇优级品2-5-10五塔法流程（T101V101（V101（T103（V102（T104V103（V104（T104（V1052-5-16主要操作参℃℃℃℃℃（3）LNGLNG低温法是江苏中核华纬工程设计研究设计的，通过换热方式将LNG气目前共沸精馏方法提纯乙二醇，解决制乙二醇能耗过高、纯度低的问题。图2-5- LNG低温法工艺流程LNG储罐（1）LNG低温液体通过换热单元（2）换热升温至室温气化，气化入换热单元（2）换热降温。降温后的粗产物通过换热乙二醇粗产物输送管道输送至辅（4,5）分离出来的乙二醇粗产物中乙二醇、1,2-1,2-丁二醇等产物，输送至换热2-5-17主要操作参℃℃℃①综合利用LNG的冷能，大幅降低能耗，缓解LNG气化时对环境的影响（4）华谊工图2-5-12华谊工艺流程（1（2（3（4（4（5O（6。产品精馏塔（6）BD（0.1％—5％）的乙二醇，塔釜出重组分。精馏产品通（72-5-18主要操作参℃%1块块-3℃℃℃℃℃2块块6-1℃℃℃℃BDO块块-℃℃℃℃块块-℃℃℃℃防冻级产品进行再利用，提高了粗产品中乙二醇的回收和利用率，节约了能源；好，催化剂利用率高的优点。工艺对比，四种精制工艺的优缺点对比见表2-5-19。2-5-19工艺优缺点对工艺确产量低，项目收益低。淮化公司的工艺具有副产物的纯度较高，压力较低，设备负荷较小，优品级乙二醇产量高等特点，但该工艺流程长，设备较多，成本高。低温LNG法的工艺具有创新性，热能可有效利用，能耗较低，但其成本过高。华谊公司的工艺具益，精制单元决定选用淮化的工艺，并在其基础上进行工艺改进，降低能耗，增加聚总工艺流程说COCON2废 补充

2-6-1本项目总工艺流程方框煤气化单（V101一端出来由袋式过滤器回流鼓风机（C103）加压后的气体进入惰性气体发生器（F101（2（V103（C102界外经氧气预热器（E101）预热的氧气与中压过热蒸汽经混合器（X102）混合后作（F102（V106（P102A/B（V106环被水激冷后，沿下降管导入激冷室进行水浴，粗渣被破渣机（H101）破碎后通过渣（T101，（F102变换单（20（E201）换热后，去脱毒槽（T2）除去煤（T21（R20进行预反（0（R20口水气比要求后，再进入等温变换炉（22）的内外筒环隙（，径向通过催化层，（E21（E2（P202A加压后的脱盐水进行换热。加热后的脱盐水进入汽包（，与从等温变换炉（R20）炉顶出来202（E2（E20（3分（分离出工艺冷凝水混合后经工艺冷凝水给料泵（P202A/）加压后返回煤气化段洗涤塔（T11）再利用，变换气经变换气压缩机（C20）加压后输送至下一工段。净化单（E301）冷却后进入进料分离罐（V301）分离出其中的甲醇水溶液。原料气在塔底进入回收冷量后送下一工段。从进料分离罐（V301）分离出的甲醇、水混合物经甲醇水（T305来自甲醇洗涤塔（T101）的富含CO2的甲醇，先经甲醇换热器（E303）和无硫甲醇氨冷（V303（V304，闪蒸液则进入CO2解吸塔（T302）塔顶进行解吸，解吸出CO2气体经原料气冷来自CO2解吸塔（T302）上部的甲醇液送入H2S浓缩塔（T303）的中上部，来自CO2（T302）H2S甲醇进入H2S（T303）H2S（T303）N2进料泵（P309A/B）加压N2CO2H2S浓缩塔（T303）的微量甲醇和H2S后排空。H2S浓缩塔（T303）上段抽出的甲醇液通过甲醇闪蒸罐给料泵（P302A/B）先后用贫甲醇冷却器II（E305、循环甲醇冷却器（E302）回收冷量后进入甲醇闪蒸罐（V302（P301A/B）加压后经甲醇冷却器（E303）回收冷量后进入CO2解吸塔（T302）底部。H2S浓缩塔（T303）底部出来甲醇先经甲醇热再生塔给料泵（P303A/B）I（E309（T304（V306H2S冷却器（E314）H2S氨冷器冷却后进入H2S气体分离罐（V307）分离，分离出的冷H2S浓缩塔（T303）H2SH2S换热器（E314）加热H2S组分的浓度，一部分来自酸性气分H2S浓缩塔（T303）鲜甲醇混合，用贫甲醇泵（P304A/B）加压后经贫甲醇水冷器（E310）和贫甲醇冷却器水加热器（E316）换热塔。该塔由甲醇水分离塔再沸器（E317）进行加热，塔顶甲醇（T304（T305分离单加压后进入吸附塔进行程控吸附。该工段共有15台吸附塔，同时间段内各有2台吸CO2、CO、H2O等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流（T402附，当第二吸附塔（T402）出口的CO浓度达到100ppm，停止第一吸附塔（T401）的迅速回收进解析气缓冲罐（V403）CO88%时，停止顺放，此时第一吸附塔（T401）的压力约为0.05MPa；附塔（T401）内残存的H2、N2等气体杂质顺向从吸附塔置换出去至解吸气缓冲罐（V403CO缓冲罐（V4040.01MPa时，逆放过程结束；（P401A/B（V404，当吸附塔的真空度达到-0.08时，停止抽空；（T401出口CO的浓度达到100ppm或者氢气纯度低于99.99%时，初步吸附步骤结束；羰化单（C503）CO鼓风机（C501）CO（E501（V501（T502（E502（T503（T503（T504塔回流罐（V503DMO精馏塔回流泵（P505A/B）升压后，一部分送回（T504塔釜重组分DMO换热后进入加氢单元。酯化单OO（2混合后进入酯化反应塔（R60，2经2鼓风机（C60）分3路进入，与经甲醇泵（P60/）1块塔板处进料的新鲜甲醇和羰化单元的回收甲醇经酯化塔甲醇进料混合（1）5块进料的来自甲醇回收塔（T6）回收的甲醇与新鲜（）10块进料的塔釜经酯化反应塔出口泵（03A/B）加压的回流液在塔内进行气液逆流接触，发生酯化反应；塔釜出料经酯化反应塔出口泵（P603A/）加压后一股回流至反应塔内，另一股进入甲醇（T0（E60冷却后进（0（P602A/升压返回酯化反（R60MN（C50（T51（T6）塔顶混合物经甲醇回收塔顶冷却器（E603）冷却后，凝液进入甲醇回收塔回流罐（V602II（P605A/B）加压后部分与补充的新鲜甲醇汇合，送入酯化反加氢单分离单元的H2与膜分离器（SR701）分离出的经氢气循环鼓风机（C703）加压后的H2在加氢气体混合器（X701）混合后进入加氢循环压缩机（C703）进行压缩，压缩后进入加氢氢气进料预热器（E701）换热后与经进料预热器（E702、加热炉（F701）加热的（X701（V701过热蒸汽接触换热，得到的饱和水从加氢反应器（R701）底部进入，进行循环换热，并得到饱和蒸汽。加氢反应器（R701）气相出料与循环氢在进料预热器（E701）（70精制单（T801，脱甲醇塔（V801回流泵（/B）升压后，一部分送回脱甲醇塔（1）塔顶回流，另一部分甲醇进入分经脱轻组分塔泵（/B）加压后进入脱轻组分塔（2）分离提纯。脱轻组（V803（V804（T803（V805（V806（P806/B（V807催化剂简变换催化厂家：青岛联信催化材料；堆密度比孔容比表面0.752-7-2催化剂使用条温度压力常压剂进行再生，延长使用年限，QDB-05型催化剂的再生过程相对简0.1～0.3：1的中压蒸汽通入再生系统，以84℃/h的升温速率给催化剂床层升温，直到催化剂床止。通入工艺空气，与蒸汽在再生混合器内充分混合后，含约2%（体积）浓度的空气的混合物进入床层，观察床层温度1小时，可以从床温的变化来观察床层含碳物质的燃烧情24小时后，当在出口气体中的不凝性气体中的CO22%，而氧气大约15%时可以认为再生过羰化催化厂家：江苏金聚合金材料；表2-7-3Pd/Fe/MCM-41催化剂具体参催化剂的：首先采用常规方法介孔分子筛MCM-41，然后挤条成型做为载体。称1.3gPdCl245ml1.0％HCl的溶液当中，9515min使其溶解，1204h8％20的比例加入软水，702hpHpH催化剂的改性：采用Fe对Pd/Fe/MCM-41催化剂进行改性。加氢催化厂家：复旦大学；2-7-450t%Cu/SBA-15催化剂具体参空速/g·（g·h）-催化剂的：将定量P123（Aldrich，EO20PO70-EO20，Ma=5800）和120mlHC1（2M）放到烧杯巾搅扑混合，然后加入定量TEOS（正硅酸乙酯40℃的水浴中揽拌4h，将10048h，冷却至室温后，经过抽滤、洗漆SBA-15样品原粉。后将该样品放在马弗炉中，在空气气氛下5℃/min的速54010hSBA-15。采用等体积共浸渍法Cu/SBA-15催化剂.SBA-15分子筛浸渍于计算量的溶液中，室温下干燥过夜，120℃干燥3h，500℃焙烧4h，即制得Cu/SBA-15催化剂。第3章物料与能概工艺设计中，物料是在工艺流程确定后进行的。目的是根据原料与产品之间的定量转化关系，计算原料的消耗量，各种中间产品和副产品的产量，生产过各阶段的消全流程的模拟，得到物料和能量的数据，然后对物料和能量进行了。物物料的意物料是确定化工生产过物料比例和物料转变的定量关系的过程，是化工工艺计算中最基本、最重要的内容之一。在化学工，设计或改造工艺流程和设备，了解和物料的任物料的主要任务在于物料遵循原物料以质量守恒定理为理论基础，对物料平衡进行的计算。它是研究某一体系内物料结消耗、生产与积累的情况进行计算得到全局物料和各单元物料。能能量的意对于新设计的生产车间，能量的主要目的是确定设备的热负荷。根据设备的热负能量的任能量遵循原QinQout Qin：表示输入设备热量的总和QoutQlQ+W=ΣHout-其中 Q：设备的热负荷∑Hout：离开设备的各物料∑Hin：进入设备的各物料焓能量结热负荷对于系统能量的影响，分别根据上述三个方面对各设备进行。第4章能量平衡及概化工行业是耗能大户，我国炼油、化工等过程的耗能占总耗能的一半左右，如何提高工业能源的利用率已经成为影响国民经济能力的重要因素；在化工过，采用新技AspenEnergy FCp流出≥FCp物料流股首先将AspenPlus流程模拟文件导入AspenEnergyyzerV8.4，得到物流数据。物表热物流被冷却。具体导入数据见图4-3-1。确定能量4-3-24-3-2可知热集成网络总年度费用指数随换热温差从小到大有一个先降后升的过热温差，最小传热温差即为7.5℃。7.54-3-3所示。上方曲线为热流股的组合曲线，4-3