年产20万吨甲醇工艺设计

年产20万吨煤制甲醇工艺设计专业：精细化学品生产技术组别：第六组指导老师：桑红源目录1文献综述51.1我国甲醇行业现状与开展建议5甲醇开展状况5甲醇市场状况6甲醇开展方向6甲醇行业的开展建议71.2甲醇生产方法简介7煤、焦炭制甲醇的生产方法简述7本设计工艺流程82煤制甲醇生产工艺流程92.1煤气化制粗原料气92.1.1煤气化根本原理92.1.2灰熔聚流化床煤气化技术概述92.1.3ICC灰熔聚流化床煤气化工艺92.2粗原料气栲胶法脱硫112.2.1栲胶法脱硫工艺原理112.2.2粗原料气栲胶脱硫工艺流程112.3原料气变换122.3.1一氧化碳变换的原理122.3.2加压全低变工艺流程132.4变换气栲胶法脱硫132.4.1变换气脱硫原因132.4.2变换气栲胶脱硫工艺流程132.5变换气碳酸丙烯酯法脱碳132.5.1碳酸丙烯酯法脱碳原理132.5.2碳酸丙烯酯法脱碳工艺流程142.6合成气〔变换气〕压缩142.7合成气合成甲醇152.7.1合成甲醇反响原理152.7.2鲁奇〔Lurgi〕低中压发合成甲醇工艺流程152.7.3鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成塔162.8粗甲醇精馏17精馏原理172.8.2加压蒸馏的目的及双效法定义172.8.3双效法三塔粗甲醇精馏工艺流程172.8.4双效法三塔粗甲醇精馏工艺流程特点182.9工艺流程总结193煤制甲醇生产工艺计算203.1ICC灰熔聚流化床煤气化工艺计算203.1.1原料煤及煤气发生炉数据203.1.2煤气化工艺物料衡算203.1.3煤气化工艺热量衡算253.1.4原料煤气化最终产物283.2粗原料气脱硫工艺计算293.3原料气变换工艺计算293.3.1变换反响的热效应293.3.2变换反响的平衡常数303.3.3变换率与平衡变换率303.4变换气脱硫工艺计算313.5变换气脱碳工艺计算313.6合成气〔变换气〕压缩工艺计算323.7合成气合成甲醇工艺计算323.7.1合成甲醇反响热效应323.7.2合成气合成甲醇计算333.8粗甲醇精馏工艺计算343.9工艺计算总结344合成车间设计5非工艺专业要求6三废处理附表1甲醇合成厂的主要设备一览表附甲醇快速检测方法：附本产品〔精甲醇〕执行国家《GB338—92》标准，具体指标见下表1文献综述1.1我国甲醇行业现状与开展建议1.1.1甲醇开展状况=1\*GB2⑴甲醇的性质纯甲醇为无色透明略带乙醇气味的易挥发液体，沸点65℃，熔点-97.8℃，和水相对密度0.7915(20/4℃)，甲醇能和水以任意比相溶，但不形成共沸物，能和多数常用的有机溶剂(乙醇、乙醚、丙酮、苯等)混溶，并形成恒沸点混合物，甲醇能和一些盐如CaCl2、MgCl2等形成结晶化合物，称为结晶醇如CaCl2·CH3OH、MgCl2·6CH3OH，和盐的结晶水合物类似，甲醇蒸气能和空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0～36.5％〔体积〕。甲醇燃烧时无烟，火焰呈蓝色。甲醇具有脂肪族伯醇的一般性质,连有羟基的碳原子上的三个氢原子均可被一一氧化,或脱氢生成甲醛,再氧化成甲酸,甲酸氧化的最终产物是二氧化碳和水。试剂甲醇常密封保存在棕色瓶中置于较冷处。=2\*GB2⑵甲醇生产工艺的开展1971年德国的Lurgi公司天然气－渣油为原料的低压法1966年英国ICI公司低压法、中压法1923年德国BAS公司1966年英国ICI公司低压法、中压法1923年德国BAS公司合成气在高压甲醇市场状况自2002年年初以来，我国甲醇市场受下游需求强力拉动，以及生产本钱的提高，甲醇价格一直呈现一种稳步上扬走势。甲醇市场价格最高涨幅超过100%，甲醇生产的利润相当丰厚，效益好的厂家每吨纯利超过了1000元/吨，因而甲醇生产厂家纷纷扩产和新建，使得我国甲醇的产能急剧增加。目前在建或拟建的大型甲醇工程主要有：中海石油化学在海南建设的年产180万吨甲醇工程，其中第一期工程为年产60万吨甲醇；山西焦化集团年产12万吨的甲醇技术改造工程；我国陕西榆林天然气化学工业公司在陕西榆林的30万吨/年甲醇装置，建成后，甲醇生产能力将增加到73万吨/年；香港建滔化工集团与重庆长寿化工园合资建造的年产75万吨甲醇工程，重庆化医控股〔集团〕公司与日本三菱化工合资兴建的年产85万吨甲醇工程，届时重庆的甲醇总产量将到达200万吨，长寿化工园也将成为全国最大的天然气化工基地。据粗略统计，这些新建甲醇装置如果全部建成投产，新增加的年产能至少在500万吨以上，将对我国甲醇市场供求关系产生明显的影响。甲醇开展方向甲醇是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行业都有广泛的应用，其衍生物产品开展前景广阔。目前甲醇的深加工产品已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有近30种。在化工生产中，甲醇可用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲胺、甲基叔丁基醚〔MTBE〕、聚乙烯醇〔PVA〕、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯〔DMT〕、二甲醚、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲醇等。以甲醇为中间体的煤基化学品深加工产业——从甲醇出发生产煤基化学品，是未来C1化工开展的重要方向。比方神华集团开展以甲醇为中间体的煤基化学品深加工，利用先进成熟技术，开展“甲醇－醋酸及其衍生物〞；利用国外开发成功的MTO或MTP先进技术，开展“甲醇－烯烃及衍生物〞的2大系列。随着C1化工的开展，由甲醇为原料合成乙二醇、乙醛和乙醇等工艺正日益受到重视。甲醇作为重要原料在敌百虫、甲基对硫磷和多菌灵等农药生产中，在医药、染料、塑料和合成纤维等工业中都有着重要的地位。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。1.1.4甲醇行业的开展建议在世界根底有机化工原料中，甲醇消费量仅次于乙烯、丙烯和苯，是一种很重要的大宗化工产品。作为有机化工原料，用来生产各种有机化工产品。虽然目前世界甲醇市场已供大于求，而且新建装置还将继续建成投产，但是根据专家对汽车代用能源的预测，甲醇是必不可少的替代品之一。另外，甲醇下游产品的开发也会进一步促进甲醇工业的开展，因此，甲醇工业的开展前景还是比拟乐观的。=1\*GB2⑴生产装置大型化我国甲醇工业目前还在一定程度上面临着进口产品的冲击，原因是国内大局部装置规模小、技术落后、能耗高，造成生产本钱高，无法与国外以天然气为原料的大型或超大型甲醇装置抗衡；另一方面，通过多年来技术引进及国内科研院所、高校的研究开发，目前我国甲醇工业已根本使用了国外各种类型的传统低压气相法反响装置；催化剂研制也到达国际最高水平；新工艺的研究也有较大的进展，主要问题在于装置的大型化。=2\*GB2⑵重视新技术加大根底研究工作液相甲醇合成工艺具有技术和经济双重优势。在不远的将来会与气相合成工艺在工业上竞争，并会趋于完善，循着类似低压法代替高压法的历程逐渐取代气相合成工艺。因此，应加大对液相合成工艺研究开发力度，一定要开发出自主的先进成套技术。CO2加氢合成甲醇、甲烷直接合成甲醇是甲醇工业的热点开发技术，一方面要跟踪国外先进技术；另一方面应加大根底研究工作，尤其是催化剂的研究开发。1.2甲醇生产方法简介煤、焦炭制甲醇的生产方法简述煤与焦炭是制造甲醇粗原料气的主要固体燃料。用煤和焦炭制甲醇的工艺路线包括燃料的气化、气体的脱硫、变换、脱碳及甲醇的合成与精制。用蒸汽与氧气〔或空气、富氧空气〕对煤、焦炭进行热加工称为固体燃料气化，气化所的可燃气体通称煤气是制造甲醇的初始原料气。气化的主要设备是煤气发生炉，按煤在炉中的运动方式，气化方法可分为固定床〔移动床〕气化法、流化床气化法和气流床气化法。国内用煤与焦炭制甲醇的煤气化一般都沿用固定床间歇气化法，煤气炉沿用UGI炉。在国外对于煤的气化，目前以工业化的煤气炉有柯柏斯-托切克〔Koppers-Totzek〕、鲁奇〔Lurgi〕及温克勒〔Winkler〕三种。还有第二、第三代煤气化炉的炉型主要有德士古〔Texaco〕及谢尔-柯柏斯〔Shell-Koppers〕等。用煤和焦炭制得的粗原料气组分中氢碳比太低，故在气体脱硫后要经过变换工序。使过量的一氧化碳变换为氢气和二氧化碳，在经脱碳工序将过量的二氧化碳除去。原料气经过压缩、甲醇合成与精馏精制后制得甲醇。下面介绍各个煤气炉的工艺流程图：移动床常见炉型鲁奇煤气化炉德国鲁奇煤和石油技术公司在1926年开发的一种加压移动床煤气化设备。特点是煤和气化剂〔蒸汽和氧气〕在炉中逆流接触，煤在炉中停留时间1～3h，压力2.0～3.0MPa。适宜于气化活性较高，块度3～30mm的褐煤、弱粘结性煤等。鲁奇煤气化炉为立式圆筒形结构〔图2[鲁奇煤气化炉]炉体由耐热钢板制成，有水夹套副产蒸汽。煤自上而下移动先后经历枯燥、干馏、气化、局部氧化和燃烧等几个区域,最后变成灰渣由转动炉栅排入灰斗,再减至常压排出。气化剂那么由下而上通过煤床，在局部氧化和燃烧区与该区的煤层反响放热，到达最高温度点并将热量提供气化、干馏和枯燥用。粗煤气最后从炉顶引出炉外。煤层最高温度点必须控制在煤的灰熔点以下。煤的灰熔点的上下决定了气化剂HO/O比例的大小。高温区的气体含有二氧化碳、一氧化碳和蒸汽，进入气化区进行吸热气化反响，再进入干馏区，最后通过枯燥区出炉。粗煤气出炉温度一般在250～500℃之间。鲁奇炉由于出炉气带有大量水分和煤焦油、苯和酚等，冷凝和洗涤下来的污水处理系统比拟复杂。生成气的组成(体积％)约为：氢37～39、一氧化碳17～18、二氧化碳32、甲烷8～10,经加工处理可用作城市煤气及合成气。鲁奇炉是采用加压气化技术的一种炉型，气化强度高。目前共有近200多台工业装置,用于生产合成气的只有中国的9台。鲁奇炉现已开展到MarkⅤ型，炉径为5.0m,每台产气量可达100000m/h，已分别应用于美国、中国和南非。正在开发的鲁奇新炉型有:鲁奇-鲁尔-100型煤气化炉，操作压力为9MPa，两段出气；英国煤气公司和鲁奇公司共同开发的BGL炉，采用熔融排渣技术,降低蒸汽用量，提高气化强度并可将生成气中的焦油、苯、酚和煤粉等喷入炉中回炉气化。流化床常见炉型1.温克勒气化炉〔1〕温克勒气化炉温克勒气化工艺是最早的以褐煤为气化原料的常压流化床气化工艺。如图，气化炉为钢制立式圆筒形结构，内衬耐火材料。温克勒气化炉采用粉煤为原料，粒度在0～10mm左右。假设煤不含外表水且能自由流动就不必枯燥。对于黏结性煤，可能需要气流输送系统，借以克服螺旋给煤机端部容易出现堵塞的问题。粉煤由螺旋加料器参加圆锥局部的腰部，加煤量可以通过调节螺旋给料机的转数来实现。一般沿简体圆周设置二到三个加料口，互成180。或120。的角度有利于煤在整个截面上的均匀分布。温克勒气化炉的炉箅安装在圆锥体局部，蒸汽和氧(或空气)由炉箅底侧面送入，形成流化床。一般气化剂总量的60％～75％由下面送入，其余的气化剂由燃料层上面25～4m处的许多喷嘴喷入，使煤在接近灰熔点的温度下气化，这可以提高气化效率、有利于活性低的煤种气化。通过控制气化剂的组成和流速来调节流化床的温度不超过灰的软化点。较大的富灰颗粒比煤粒的密度大，因而沉到流化床底部，经过螺旋排灰机排出。大约有30％的灰从底部排出，另外的70％被气流带出流化床。气化炉顶部装有辐射锅炉，是沿着内壁设置的一些水冷管，用以回收出炉煤气的显热，同时，由于温度降低可能被局部熔融的灰颗粒在出气化炉之前重新固化。2.高温温克勒〔HTW〕气化法高温温克勒气化法的根底是低温温克勒气化法。它是采用比低温温克勒气化法较高的压力和温度的一项气化技术。除了保持常压温克勒气化炉的简单可靠、运行灵活、氧耗量低和不产生液态烃等优点外，主要采用了带出煤粒再循环回床层的做法，从而提高了碳的利用率。HTW的工艺流程如下图和低温温克勒气化炉相比拟，高温温克勒气化炉的主要特点是出炉粗煤气直接进入两级旋风除尘器，一级除尘器别离的含碳量较高的颗粒返回到床内进一步气化。二级除尘器流出的气体入废热锅炉回收热量，再经水洗塔冷却除尘。整个气化系统是在一个密闭的压力系统中进行的，加煤、气化、出尘均在加压下进行。含水量8%-12%的褐煤进入压力为0.98MPa的密闭料斗系统后，经过螺旋给料机输入炉内。为提高煤的灰熔点而按一定比例配入的添加剂〔主要是石灰石、石灰或白云石〕也经给料机参加炉内。经过预热的气化剂〔氧气、蒸汽或空气、蒸汽〕从炉子的底部和炉身适当位置参加气化炉内。和由螺旋给料机参加的煤料并流气化。3.U-GAS气化工艺它是一个单段流化床气化炉。如图，0～6mm的煤通过锁斗系统加到气化炉内。床内反响温度为955～1095℃，床温由进料煤性质决定，应使煤灰团聚而不结渣。操作压力在345～2412KPa范围变化。气化剂由两处进入反响器：①从分布炉篦进入，维持正常的流化；②由中心排灰装置进入。由中心进入气体的氧/汽比拟大，故床底中心区温度较高，当到达灰的初始软化温度时，灰粒选择性地和别的颗粒团聚起来。团聚体不断增大，直到它不能被上升气流托起为止。也就是说，由于气流的扰动使碳粒从团聚物中别离出来。文氏管形成的局部高温区，使未燃碳燃烧气化，又使灰粒相互粘结而团聚。控制中心管的气流速度，可到达控制排灰量的多少。中心管固体别离速度约10m/s，而流化床内气流速度为1.2～2m/s。

提高碳转化率的另一措施是带出物经过两段旋风别离器别离后返回流化床内，第二段分出的细灰进入排灰区域，经过气化和团聚成灰渣颗粒排出。灰渣含碳量<10％，碳转化率>97％。

KRW炉采用类似的方法，使碳利用率达90～95％，团聚灰含灰90％以上。气流床常见炉型1.K-T炉气化两炉头气化炉的外形是水平椭球体，两端的两个炉头象截去了头的锥体。每个炉头装有相邻的两个喷嘴，并与对面的炉头的喷嘴处于同一条直线上，以使火焰喷不到对面的炉壁，喷出的煤粉在自己的火焰区尚未燃尽时，可进入对方的火焰中气化。设置两个喷嘴还可改善湍流状态，即使一只喷嘴堵塞仍可保持继续操作。火焰温度2000℃，火焰末端即炉中部温度为1500～1600℃。煤中大局部灰分在火焰区被熔化，以熔渣形式进入熔渣激冷槽成粒状，由出灰机移走。其余灰分被气体带走。炉温一般比灰熔点高100～150℃，熔渣粘度控制在150Pa·S左右。后来设计的四炉头八喷嘴气化炉，四个炉头呈十字形排列，能气化煤470t/d，产气35000m3/h。炉上部的废热锅炉回收出炉热煤气的显热〔1400～1500℃〕，煤气先在辐射段被冷到1100℃以下，然后在上部对流段冷到低于300℃，废热锅炉产10MPa高压蒸气。2.德士古气化工艺德士古气化炉是一种以水煤浆进料的加压气流床气化装置，该炉有两种不同的炉型，根据粗煤气采用的冷却方式不同，可分为激冷型和废热锅炉性。两种炉型下部合成气的冷却方式不同，但炉子上部气化段的气化工艺是相同的。德士古加压水煤浆气化过程是并流反响过程。合格的水煤浆原料同氧气从气化炉顶部进入。煤浆由喷嘴导入，在高速氧气的作用下雾化。氧气和雾化后的水煤浆在炉内受到高温衬里的辐射作用，迅速进行着一系列的物理、化学变化：预热、水分蒸发、煤的干馏、挥发物的裂解燃烧以及碳的气化等。气化后的煤气主要是一氧化碳、氢气、二氧化碳和水蒸气。气体夹带灰分并流而下，粗合成气在冷却后，从炉子的底部排出。3.谢尔煤气化工艺原煤经粉碎枯燥至含水低于2％，粒度90％通过90μm〔170目〕筛孔。煤由常压煤仓进加压煤仓，粉煤用氮气浓相输送〔400kg/m3〕入气化炉。气化温度超过1370℃。熔化煤灰沿炉壁流入水浴固化，通过锁斗而排出。粗煤气用循环冷煤气激冷到900～1100℃，以防止粘性灰渣进入废热锅炉，煤气通过废热锅炉被冷到300℃，然后进入除尘和水洗系统。4.西门子(GSP)气化技术西门子(GSP)气化技术是采用干粉进料、纯氧气化、液态排渣、粗合成气激冷工艺流程的气流床气化技术。该流程包括干粉煤的加压计量输送系统(即输煤统)、气化与激冷、气体除尘冷却(即气体净化系统)、黑水处理等单元。图2西门子(GSP)气化工艺流程。通过此工艺，可以把价格低廉、直接燃烧污染较大的煤、石油焦、垃圾等原料转化为清洁的、高附加值的合成气，即一氧化碳与氢气，这是生产化工产品根本原料，可以用于生产化工产品如甲醇、合成氨，合成油，还可以用于发电或直接用于城市煤气，合成天然气使用。表1西门子(GSP)气化燃料分析表，表2西门子(GSP)气化合成气组成(干基)。干煤粉的加压计量输送系统经研磨的枯燥煤粉由低压氮气送到煤的加压和投料系统。此系统包括储仓、锁斗和密相流化床加料斗。依据下游产品的不同，系统用的加压气与载气可以选用氮气或二氧化碳。粉煤流量通过入炉煤粉管线上的流量计测量。图3干煤粉的加压计量输送系统示意图。气化与激冷系统载气输送过来的加压干煤粉，氧气及少量蒸汽〔对不同的煤种有不同的要求〕通过组合喷嘴进入到气化炉中。气化炉包括耐热低合金钢制成的水冷壁的气化室和激冷室。图4气化与激冷系统。西门子(GSP)气化炉的操作压力为2.5～4.0MPa(g)。根据煤粉的灰熔特性，气化操作温度控制在1350℃～1750℃之间。高温气体与液态渣一起离开气化室向下流动直接进入激冷室，被喷射的高压激冷水冷却，液态渣在激冷室底部水浴中成为颗粒状，定期的从排渣锁斗中排入渣池，并通过捞渣机装车运出。从激冷室出来的到达饱和的粗合成气输送到下游的合成气净化单元。气体除尘冷却系统气体除尘冷却系统包括两级文丘里洗涤器、一级局部冷凝器和洗涤塔。净化后的合成气含尘量设计值小于1mg/Nm3，输送到下游黑水处理系统系统产生的黑水经减压后送入两级闪蒸罐去除黑水中的气体成分，闪蒸罐内的黑水那么送入沉降槽，参加少量絮凝剂以加速灰水中细渣的絮凝沉降。沉降槽下部沉降物经压滤机滤出并压制成渣饼装车外送。沉降槽上部的灰水与滤液一起送回激冷室作激冷水使用，为控制水中总盐的含量，需将少量污水送界区外的全厂污水处理系统，并在系统中补充新鲜的软化水。本设计工艺流程烟煤↓灰熔聚硫化床粉煤气化制粗原料气工艺设备：ICC灰熔聚硫化床粉煤气化炉↓原料气栲胶法脱硫工艺↓Co-Mo全低温变换工艺↓变换气栲胶法脱硫工艺↓碳酸丙烯酯法脱除二氧化碳工艺↓变换气体压缩↓鲁奇〔Lurgi〕低中压发合成甲醇工艺设备：鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成反响器↓双效三塔粗甲醇精馏工艺↓甲醇产品2煤制甲醇生产工艺流程2.1煤气化制粗原料气2.1.1煤气化根本原理煤在气化炉中受热分解，先生成低分子量的碳氢化合物，燃料本身逐渐焦化，此时可将其视为碳，碳与气化剂发生一系列化学反响，生成气体产物。以富氧〔体积分数为98.6%〕为气化剂，碳与氧气之间发生化学反响的系统中含C、CO、CO2、O2四种主要物质，C、O两种元素，故系统独立反响个数为2，一般取以下两式为独立反响：C+O2CO2C+CO22CO以水蒸汽为气化剂，碳与水蒸汽之间发生化学反响的系统中含C、H2O、CO、CO2、H2、CH4六种组分，C、O、H三种元素，故系统中独立反响数为3，一般取以下三式为独立反响：C+H2OCO+H2CO+H2OCO2+H2C+2H2CH42.1.2灰熔聚流化床煤气化技术概述一般流化床煤气化炉要保持床层炉料高的碳灰比，而且使碳灰混合均匀以维持稳定的不结渣操作。因此炉底排出的灰渣组成与炉内混合物料组成根本相同，故排出的灰渣的含碳量就比拟高〔15%～20%〕。针对上述问题提出了灰熔聚〔或称灰团聚、灰黏聚〕的排灰方式。做法是在流化床层形成局部高温区，使煤灰在软的〔ST〕而未熔融〔FT〕的状态下，相互碰撞黏结成含碳量较低的灰球，结球长大到一定程度时靠其重量与煤粒别离下落到炉底灰渣斗中排出炉外，降低了灰渣的含碳量〔5%～10%〕，与液态排渣炉相比减少了灰渣带出的热损失，提高气化过程的碳利用率，这是煤气化炉排渣技术的重大开展。ICC灰熔聚流化床煤气化工艺=1\*GB2⑴ICC气化炉ICC灰熔聚流化床粉煤气化炉以空气或氧气和水蒸汽为气化剂，在适当的煤粒度和气速下，使床层中粉煤沸腾，气固两相充分混合接触，在局部燃烧产生的高温下进行煤的气化。11—气化炉；2—螺旋给料机；3—一级旋风别离器；4—二级旋风别离器；5—料阀图2.1ICC灰熔聚流化床煤气炉=2\*GB2⑵ICC煤气化工艺流程=1\*GB3①备煤系统粒径为0～30mm的原料煤〔焦〕，经过皮带输送机、除铁器，进入破碎机，破碎到0～8mm，而后由输送机送入回转式烘干机，烘干所需的热源由室式加热炉演导气供应，被烘干的原料，其含水量控制在5%以下，由斗提机送入煤仓储存待用。=2\*GB3②进料系统储存在煤仓的原料煤经电磁振动给料器、斗式提升机依次进入进煤系统，由螺旋给料器控制，气力输送原料煤进入气化炉下部。=3\*GB3③供气系统气化剂〔空气/蒸汽或氧气/蒸汽〕分三路经计量后由分布板、环形射流管、中心射流管进入气化炉。=4\*GB3④气化系统干碎煤在气化炉中与气化剂氧气-蒸汽进行反响，生成CO、H2、CH4、CO2、H2S等气体。气化炉为一不等径的反响器，下部为反响区，上部为别离区。在反响区中，由分布板进入蒸汽和氧气，使煤粒流化。另一局部氧气和蒸汽经计量后从环形射流管、中心射流管进入气化炉，在气化炉中心形成局部高温区使灰团聚形成团粒。生成的灰渣经过环形射流管、上、下灰斗定时排出系统，由机动车运往渣场。=5\*GB3⑤除尘系统从气化炉上部导出的高温煤气进入两级旋风别离器。从第一级别离器别离出的热飞灰，由料阀控制，经料腿用水蒸气吹入气化炉下部进一步燃烧、气化、以提高碳转化率。从第二级别离器分出的少量飞灰排出气化系统，这局部细灰含碳量较高〔60%～70%〕，可作为锅炉燃料在利用。=6\*GB3⑥废热回收系统及煤气净化系统通过旋风除尘的热煤气依次进入废热锅炉、蒸汽过热器和脱氧水预热器，最后进入洗涤冷却系统，所得煤气送至下一工段。=7\*GB3⑦操作控制系统气化系统设有流量、压力和温度检测及调节控制系统，由小型集散系统集中到控制室进行操作。1—1—皮带输送机；2—破碎机；3—刮板输送机；4—筛分机；5—烘干机；6—刮板输送机；7—煤仓；8—焦仓；9—振动给料机；10—提升机；11—配料系统；12—螺旋给料机；13—气化炉；14—排灰系统；15—一级旋风别离器；16—二级旋风别离器；17—废热锅炉；18—空气预热器；19—粗煤气洗气塔；20—蒸汽别离器；21—供氧系统ICC灰熔聚流化床煤气化工艺流程图2.2粗原料气栲胶法脱硫栲胶法脱硫工艺原理在碳酸钠〔Na2CO3〕稀碱液中添加偏矾酸钠〔NaVO3〕，氧化栲胶等组成脱硫液，与需净化粗原料气在填料塔内逆流接触脱去硫化氢〔H2S〕。吸收了硫化氢的稀碱液经氧化槽被空气氧化使溶液再生并浮选出单质硫。溶液循环使用。主要反响：Na2CO3+H2SNaHS+NaHCO32NaHS+4NaVO3+H2ONa2V4O9+4NaOH+2SNa2V4O9+Q〔氧化态〕+2NaOH+H2O4NaVO3+Q〔复原态〕NaHCO3+NaOHNa2CO3+H2O粗原料气栲胶脱硫工艺流程来自除尘工段的粗原料气从脱硫塔底部进入与塔顶上喷淋下来的栲胶脱硫溶液逆流接触，脱除硫化氢的原料气由塔顶出来，去压缩。脱硫后的富液由塔底出来去脱硫塔液封槽，进入富液槽，然后由再生泵加压送到喷射再生槽的喷射器，在管内进行反响，然后液气一起进入再生槽，再生后的贫液流入贫液槽再由脱硫泵分别送往脱硫塔，循环使用。喷射再生槽顶浮选出来的硫泡沫自动溢流入中间泡沫槽，再由泡沫泵抽其硫泡沫到上泡沫槽，经加温，搅拌、静止分层后，排去上清液，该上清液流入富液槽内，硫泡沫经真空过滤机过滤，滤液流入地下槽，硫膏进入熔融釜进行熔硫，熔融硫流入铸膜，待冷却成型后即成为副产品硫磺。脱硫后的原料气脱硫后的原料气2.3原料气变换2.3.1一氧化碳变换的原理原料气中一氧化碳与水蒸气作用，按下式进行：CO+H2O(g)CO2+H2这是一个可逆放热反响。从化学平衡来看，降低温度、增加蒸汽量和除去二氧化碳，可使平衡向右移动，从而提高一氧化碳变换率；从反响速度看，提高温度有利于反响速度的增加。因此，目前采用两端或三段变换，以获得较高的变换率。一氧化碳在某种条件下，能发生以下副反响：CO+H2C+H2OCO+3H2CH4+H2OCO2+4H2OCH4+2H2O这几个副反响都是放热反响，副反响的发生对变换操作的正常进行是不利的。由于这些副反响都是放热和体积缩小的反响，所以低温、高压有利于反响的进行。在变换的正常操作中，提高反响温度，或是选用对变换反响具有良好选择性的催化剂就可以防止或减少副反响的发生。2.3.2加压全低变换工艺流程工艺特点：Co-Mo系催化剂的活性明显高于Fe-Cr系催化剂，因此在到达同样变换率要求的情况下，催化剂用量可以大幅度缩减。由于Co-Mo系催化剂的起活温度很低，到达180℃，因此半水煤气入口温度也相应降低，由此主热交的换热量减少，主热交的换热面积也大幅度减少。相比Fe-Cr系中变系统，Co-Mo系低温变换系统的热点温度要降低100℃以上，使反响远离平衡，加大了反响推动力，提高了反响速度。由于活性的提高，变换系统的汽气比可以降低，从而降低了饱和热水塔的热回收负荷。在同等生产能力下，全低变系统的设备可以大幅缩小，变换炉可以减薄或取消内保温，或者在现有设备根底上，提高设备通过能力达50%。除尘和脱硫后的原料气，经高压机压缩至2.0MPa，送入甲碳过滤器，在此油污及水被过滤掉后，从饱和塔底部进入，与塔顶喷淋下来的温度为135～140℃的热水逆流接触，气体温度升至130℃左右从饱和塔顶部出来，由于原料气被加热增湿，因而带出大量蒸汽，混合气体经原料气别离器别离掉所夹带的水，然后就进入原料气换热器与变换炉第二段出来的变换气换热。温度升至210～250℃后，进入变换炉反响。变换炉分三段，一般添加蒸汽从二段参加，段间用脱碳的蒸汽冷凝液或脱盐水冷激增湿降温，三段出口240℃左右的变换气进入水加热器，加热热水塔出来的热水，自身冷却后由下部进入热水塔，与饱和塔下来的热水逆流换热后，由热水塔上部出去，送往后工序。2.4变换气栲胶法脱硫2.4.1变换气脱硫原因一般来说栲胶脱硫只能脱除粗原料气中无机硫——硫化氢〔H2S〕，对其有机硫脱除率很低，但在变换炉中，有机硫能与氢气反响，可转化成硫化氢〔H2S〕。这样有机硫被转化成无机硫后，使变换气中硫化氢含量增加，假设不除去，会严重威胁后工序正常生产，所以要增设变换气脱硫装置〔简称变脱或者可以称之为二次脱硫〕。以利后工艺正常运行。2.4.2变换气栲胶脱硫工艺流程变换气脱硫工艺流程与粗原料气脱硫工艺流程、装置根本相同，相关工艺参看“2.2.2粗原料气栲胶脱硫工艺流程〞。此处不再赘述。2.5变换气碳酸丙烯酯法脱碳2.5.1碳酸丙烯酯法脱碳原理碳酸丙烯酯法脱碳是利用变换气中CO2、H2S等酸性气体在加压条件下溶于碳酸丙烯酯溶液中，到达脱除CO2、H2S的目的，溶解有CO2、H2S气体的碳酸丙烯酯溶剂在减压〔或真空〕、汽提条件下，将所溶解的大局部CO2、H2S等气体解吸出来到达再生循环使用。在变换气中，CO2分压在小于2.0MPa以下时，其在碳酸丙烯酯溶液中的溶解度规律服从亨利定律。碳酸丙烯酯法脱碳的根本环节,由吸收——闪蒸——汽提——洗涤回收这四个局部组成。2.5.2碳酸丙烯酯法脱碳工艺流程变换气从吸收塔底部进入塔内，在填料塔中与碳酸丙烯酯溶剂逆流接触，CO2被吸收，含CO21%左右的净化气从吸收塔顶离开吸收塔，去后工序。吸收了CO2的碳酸丙烯酯富液从塔底引出，减压，进入闪蒸气返回氮氢气压缩机予以回收，重新进入吸收塔。闪蒸液依靠自身压力，进入气提塔上部的常压解吸塔段，释放出所溶的大局部CO2气体。常解后的碳酸丙烯酯溶液进入气提塔气提段，与送入塔内的空气逆流接触，进一步气提出残留于溶液中的CO2。气提气放空，出气提塔的碳酸丙烯酯贫液经泵加压，经水冷器冷却，送入吸收塔循环使用。2.5碳酸丙烯酯法脱碳工艺流程图2.6合成气〔变换气〕压缩变换气体压缩到一定压力才能在合成工序中催化剂的存在下发生反响，进而合成甲醇，由于压缩工序涉及根本都是物理变化，工艺相比照拟简单，此处不再赘述。2.7合成气合成甲醇2.7.1合成甲醇反响原理=1\*GB2⑴甲醇合成反响步骤甲醇合成是一个多相催化反响过程，这个复杂过程，共分五个步骤进行：=1\*GB3①合成气自气相扩散到气体-催化剂界面；=2\*GB3②合成气在催化剂活性外表上被化学吸附=3\*GB3③被吸附的合成气在催化剂外表进行化学反响形成产物=4\*GB3④反响产物在催化剂外表脱附=5\*GB3⑤反响物自催化剂界面扩散到气相中。全过程反响速度决定于较慢步骤的完成速度。其中第三步进行得较慢，因此，整个反响决定于该反响的进行速度。=2\*GB2⑵合成甲醇的化学反响由CO催化加H2合成甲醇，是工业化生产甲醇的主要方法。=1\*GB3①主要化学反响CO+2H2CH3OH(g)当有二氧化碳存在时，二氧化碳按以下反响生成甲醇：CO2+H2CO+H2O(g)CO+2H2CH3OH(g)两步反响的总反响式为CO2+3H2CH3OH(g)+H2O=2\*GB3②典型的副反响CO+3H2CH4+H2O(g)2CO+4H2CH3OCH3(g)+H2O(g)4CO+8H2C4H9OH+3H2O鲁奇〔Lurgi〕低中压发合成甲醇工艺流程合成气经冷却后，送入离心式透平压缩机，压缩至5～10MPa压力后，与循环气体以1∶5的比例混合。混合气经废热锅炉预热，升温至220℃左右，进入管壳式合成反响器，在铜基催化剂存在下，反响生成甲醇。催化剂装在管内，反响热传热给管程的水，产生蒸汽进入汽包。除反响器的气体温度约250℃含甲醇7%左右，经换热冷却至85℃，再用空气和水分别冷却，别离出粗甲醇，未凝气体经压缩返回合成反响器。冷凝的粗甲醇送入闪蒸罐，闪蒸后送至精馏塔精制。2.7.2Lurgi低中压发合成甲醇工艺流程鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成塔鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成塔是一种管束型副产蒸汽合成塔。操作压力为5MPa，温度为250℃。鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成塔既是反响器又是废热锅炉。合成塔内部类似于一般的列管式换热器，列管内装催化剂，管外为沸腾水。甲醇合成反响放出的热很快被沸腾水移走。合成塔壳程的锅炉给水是自然循环的，这样通过控制沸腾水上的蒸汽压力，可以保持恒定的反响温度，变化0.1MPa相当于1.5℃。4.93MPa、225℃的出塔气体与进塔气换热后冷却到40℃，在4.82MPa压力下进入甲醇别离器，别离出来的气体大局部回到循环机入口，少局部排放送辅助锅炉作燃料，液体粗甲醇那么送精馏工段。鲁奇〔Lurgi〕低中压发合成甲醇工艺的主要特点是采用管束式合成塔。这种合成塔温度几乎是恒定的，温度恒定的好处一是有效的抑制了副反响；二是催化剂寿命长，由于温度比拟恒定，因此当操作条件发生变化时〔如循环机故障等〕，催化剂也没有超温危险，仍可平安运转。利用反响热产生的中压蒸汽〔4.5～5MPa〕，经过热后可带动透平压缩机〔即甲醇合成气压缩机及循环气压缩机〕，压缩机用过的低压蒸汽又送至甲醇精馏局部使用，因此整个系统热的利用很好。但是鲁奇〔Lurgi〕管壳型甲醇合成塔的结构较为复杂，装卸催化剂不太方便。这是它的缺乏之处。2.8粗甲醇精馏精馏原理精馏是屡次简单蒸馏的组合。蒸馏操作系基于混合液中各组分在相同的温度条件下具有不同的挥发度，当加热至沸腾以后，将生成的蒸汽引出进行冷凝，其冷凝液组成与原来的混合液不同，其中易挥发组分的含量较前增加。如此不断气化、冷凝操作，最后使混合液中的组分几乎以纯组分被别离出来。2.8.2加压蒸馏的目的及双效法定义精馏过程的能耗很大，且热能利用率很低，在能源极其珍贵的今天，粗甲醇的精馏也向着节能的方向开展。三塔加压蒸馏的目的是更合理的利用了热量，它采用了两个主精馏塔，第一主精馏塔加压蒸馏，操作压力为0.56～0.60MPa，第二主精馏塔为常压操作，第一塔由于加压，亦使沸点升高，顶部气相甲醇液化温度约为121℃，远高于第二常压塔塔釜液体〔主要为水〕的沸点温度，将其冷凝潜热作为第二主精馏塔再沸器的热源。这一过程称为双效法，叫双塔流程节约热能30%～40%左右，不仅节省了加热蒸汽，也节省了冷却用水，有效地利用了能量。两个主精馏塔塔板数增加了一倍，自然别离效率大大提高，然而其能量的消耗反而降低。加压塔对于向塔内提供热源的蒸汽要求较高，对受压容器的材质、壁厚，制造也有相当的要求，对于精馏规模较大的装置，从长计意，效益是明显的。2.8.3双效法三塔粗甲醇精馏工艺流程粗甲醇进入预蒸馏塔前，先在粗甲醇产热器中，用蒸汽冷凝液将其预热至65℃，粗甲醇在预蒸馏塔中除去其中剩余溶解气体及低沸物。塔内设置48层浮阀塔板，当然也可采用其他塔型。塔顶设置两个冷凝器。将塔内上升汽中的甲醇大局部冷凝下来进入预塔回流槽，经预塔回流泵送入塔顶作回流。不凝气，轻组分及少量甲醇蒸气通过压力调节后至加热炉作燃料。预蒸馏塔塔低由低压蒸汽加热的热虹式再沸器向塔内提供热量。为防止粗甲醇对设备的腐蚀，在预蒸馏塔下部高温区参加一定量的稀碱液，使预后甲醇的pH值保持在8左右。由预蒸馏塔塔底出来的预后甲醇，经加压塔进料泵升压后，进入第一主精馏加压塔，加压塔为85块浮阀塔，塔顶甲醇蒸气进入冷凝器/再沸起既第一精馏加压塔的气相甲醇又利用冷凝潜热加热第二精馏常压塔的塔釜，被冷凝的甲醇进入回流槽，在其中稍加冷却，一局部由加压塔回流泵升压至约0.8MPa送至加压塔作回流液，其余局部经加压塔精甲醇冷却器冷却到40℃后作为成品送至精甲醇计量槽。加压塔用低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，通过低压蒸汽的参加量来控制塔的操作温度。加压塔操作压力约0.57MPa，塔顶操作温度约121℃，塔底操作温度约127℃。由加压塔塔底排出的甲醇溶液送至第二主精馏常压塔下部，常压塔也采用85块浮阀塔板。从常压塔塔顶出来的甲醇蒸气经常压塔冷凝器冷凝冷却到40℃后，进入常压塔回流槽，再经常压塔回流泵加压，一局部送至常压塔塔顶作回流，其余局部送至精甲醇计量槽。常压塔顶操作压力为0.006MPa，塔顶操作温度约69.5℃，塔底操作温度约94.8℃。常压塔的塔底残液另由汽提塔进料泵加压后进入废水汽提塔，塔顶蒸汽经汽提塔冷凝器冷凝后，进入汽提塔回流槽，由汽提塔回流泵加压，一局部送废水汽提塔塔顶作回流，其余局部经汽提塔甲醇冷却器冷却至40℃，与常压塔采出的精甲醇一起送至产品计量槽。如果采出的精甲醇不合格，可将其送至常压塔进行回收，以提高甲醇蒸馏的回收率。汽提塔塔底用低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量，塔底下部设有侧线，采出局部杂醇油，并与塔底排出的含醇废水一起进入废水冷却器冷却到40℃，由废水泵送至污水生化处理装置。上述方法，精甲醇纯度可达99.95%以上，甲醇回收率至少为90%，高达95%～99%，经甲醇中含乙醇小于10ppm.2.8.4双效法三塔粗甲醇精馏工艺流程特点=1\*GB2⑴废热回收。利用再沸器冷凝水及塔釜液等显热来预热进料温度，以提高蒸馏过程的热能利用效率。=2\*GB2⑵减少蒸馏过程的热能消耗。粗甲醇精制过程中采用多效蒸馏方法，即利用热源蒸汽潜热的多重效用〔双效法〕。=3\*GB2⑶甲醇产品中分出有机杂质，特别是乙醇，而不增加甲醇的损失量。=4\*GB2⑷热能的合理利用，提高精馏他的压力，可将塔顶汽相组分的冷凝潜热用于常压塔塔釜的热源。2.9工艺流程总结通过本章对总体工艺流程的介绍可以看到初步确定的工艺流程是有科学依据并有一定创新性和较强实践性的集科学、创新、先进、实用性于一体的一套煤制甲醇生产工艺流程。3煤制甲醇生产工艺计算以下工艺计算均以100㎏神木烟煤为计算基准。3.1ICC灰熔聚流化床煤气化工艺计算原料煤及煤气发生炉数据=1\*GB2⑴神木烟煤工业分析〔质量分数%〕War=4.42Aar=5.99Vdaf=3=2\*GB2⑵神木烟煤元素分析〔质量分数%〕Car=73.98Har=4.46Ora=9.70Nar=1.24Sra=0.21=3\*GB2⑶干发生炉煤气组成〔体积分数%〕CO=12.71CO2=13.66CH4=1.38H2=15.46N2=56.68H2S=0.1=4\*GB2⑷焦油产率Vj=0〔即表示煤气中几乎不带焦油，可忽略〕=5\*GB2⑸带出物产率VT为工作原料的3%=6\*GB2⑹带出物组成〔质量分数%〕CT=80AT=20=7\*GB2⑺干灰渣含硫量〔质量分数%〕CF=15.0=8\*GB2⑻煤气温度500℃=9\*GB2⑼蒸汽饱和温度58℃3.1.2煤气化工艺物料衡算=1\*GB2⑴确定工作原料组成War=4.42Aar=5.99Car=73.98Har=4.46Oar=9.70Nar=1.24Sra=0.21=2\*GB2⑵确定干灰渣生成率因原料中的灰分分配在带出物和灰渣中，故Aar=AT×VT+AF×VFVF===6.34%式中VF——灰渣生成率，%〔占工业原料重量〕；VT——带出物产率，%〔占工业原料重量〕；AF——灰渣中灰含量，㎏/㎏；AT——带出物中灰渣量，㎏/㎏。=3\*GB2⑶确定干煤气产率按碳平衡计算Vg===475Nm3/100kg煤式中Vg——干煤气产率，Nm3/100kg煤;Car——原料煤含碳量，kg/100kg煤；CF——灰渣中含碳量，CF=6.34×0.15=0.95kg/100kg煤；Cj——焦油中含碳量，Cj=0；CT——带出物种含碳量，CT=3×0.8=2.4kg/100kg煤；CO2、CO、CH4、2C2H4——每标准立方米煤气中各成分含量，Nm3=4\*GB2⑷确定空气消耗量按氮平衡计算VK===340Nm3/100kg煤式中VK——空气消耗量，Nm3/100kg煤；N2g——每标准立方米干煤气中含氮量，N2g=0.5678Nm3；Vg——干煤气产率，Nm3/100kg煤；Nar——煤中含氮量，Nar=1.24kg/100kg煤=5\*GB2⑸确定蒸汽消耗量蒸汽饱和温度为58℃，查得含湿量为0.175㎏/m3,故蒸汽消耗量为WZ=0.175×3.40=0.595kg/kg煤=6\*GB2⑹确定煤气中含水量按氢平衡计算H2Og===0.0703㎏/Nm3式中H2Og——干煤气中含水量，㎏/Nm3；Har——原料煤中氢含量，Har=0.0446kg/kg煤;War——原料煤中含水量，War=0.0.0442kg/kg煤;WZ——蒸汽消耗量，WZ=0.595kg/kg煤;Vg——干煤气产率，Vg=4.75Nm3/kg煤；Hj——焦油中含氢量，Hj=0H2、H2S、CH4、C2H4——每标准立方米干煤气中各成分含量，Nm3=7\*GB2⑺确定湿煤气的产率湿煤气产率为干煤气的体积和煤气中水分体积之和Vg=Vg×=4.75×=5.151Nm3/kg煤式中Vg′——湿煤气产率，Nm3/kg煤；Vg——干煤气产率，Vg=4.75Nm3/kg煤；H2Og——干煤气中含水量，H2Og=0.0703㎏/Nm3；0.833——蒸汽密度，㎏/Nm3=8\*GB2⑻确定蒸汽分解率当气化100㎏原料煤时，在煤气中有水分0.0703×475=33.4㎏，其中War=4.42㎏热解水〔一般考虑煤中50%的氧转变为水，即0.5Oar〕0.5×9.7×〔18÷16〕=5.46㎏因此，在煤气中由送风中带入的不分解蒸汽为33.4-〔4.42+5.46〕=23.52㎏故分解蒸汽为59.5-23.52=35.98㎏蒸汽分解率为35.98÷59.5=60.3%=9\*GB2⑼计算煤气的质量组成碳C=(12÷22.4)×(CO2+CO+CH4+2C2H4)×0.01×Vg=(12÷22.4)×(12.71+13.66+1.38+0)×0.01×475=70.61㎏氢H=(2.02÷22.4)×(H2S+H2+2CH4+2C2H4)×0.01×Vg=(2.02÷22.4)×(0.01+15.46+2×1.38+0)×0.01×475=7.81㎏氧O2=(32÷22.4)×(CO2+O2+0.5CO)×0.01×Vg=(32÷22.4)×(13.66+0+0.5×12.71)×0.01×475=135.8㎏氮N2=(28.02÷22.4)×N2×0.01×Vg=(28.02÷22.4)×56.78×0.01×475=337.4㎏硫S=(32÷22.4)×H2S×0.01×Vg=〔32÷22.4〕×0.01×0.01×475=0.08㎏=10\*GB2⑽其它局部物料气化过程中通煤孔气封用的蒸汽也应计入，对气化100㎏神木烟煤采用约2㎏蒸汽，这局部蒸汽也成为煤气中的水分。综上所述，气化过程的物料平衡见表3.1所示。表3.1气化过程物料平衡表〔100㎏燃料的㎏数〕工程组成〔%〕总计CHONSA进入干原料73.984.469.701.240.215.9995.58原料水分——0.493.93——————4.42空气————102.03336.17————438.20气化用蒸汽——6.6152.89——————59.50通用孔气封用蒸汽——0.221.78——————2.00合计73.9811.78170.33337.400.215.99599.70支出干煤气70.617.81135.80337.400.08——551.70送风的未分解蒸汽——2.5920.93——————23.52原料水分——0.493.93——————4.42分解水——0.957.70——————8.65通用孔气封用蒸汽——0.221.78——————2.00带出物2.40————————0.603.00灰渣1.00————————5.346.34误差-0.03-0.28+0.990.00+0.13+0.05+0.86合计73.9811.78170.33337.400.215.99599.70煤气化工艺热量衡算=1\*GB2⑴入方原料煤的发热量Q1Q1=29200×100=2920000kJ29200——煤的高热值，kJ/㎏煤原料煤的物理热Q2Q2=1.088×20×100=2176kJ式中1.088——煤的比热，kJ/㎏煤·℃20——煤的温度，℃气化用蒸汽的物理热Q3Q3=〔2490+58×1.883〕×59.5=154653kJ式中2490——水蒸汽的潜热，kJ/㎏1.833——水蒸汽的比热，kJ/㎏·℃拨火孔气封用蒸汽的物理热Q4Q3=2746×2=5492kJ式中2746——气封用表压4㎏/㎝3水蒸汽的热焓，kJ/㎏气化用空气的物理热Q5Q5=1.304×58×340=25715kJ总进入量Q入=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=2920000+2176+154653+5492+25715=3108036kJ=2\*GB2⑵出方干煤气的发热量Q1′Q1′=4119×475=1956525kJ式中4119——干煤气的高热值，kJ/Nm3干煤气的物理热Q2′Q2′=1.374×500×475=326325kJ式中1.374——干煤气的平均比热，kJ/Nm3·℃煤气中水分的热含量Q3′煤气中蒸汽量=0.0703×475+2=35.4㎏Q3′=〔2490+1.975×1058〕×35.4=162116kJ带出物的化学热Q4′Q4′=34045×0.8×3=81708kJ式中34045——碳的高热值，kJ/㎏带出物的物理热Q5′Q5′=0.837×3×500=1256kJ式中0.837——带出物的比热，kJ/㎏·℃灰渣中可燃碳的化学热Q6′Q6′=34045×3=102135kJ灰渣的物理热Q7′灰渣排出温度取400℃，在该温度下灰渣的比热为0.857kJ/㎏·℃Q7′=400×0.857×6.34=2173kJ发生炉水套生产蒸汽所消耗的热量Q8′水套受热产生的蒸汽全部被空气饱和带入炉内，故发生炉水套生产的蒸汽量可假设与气化用蒸汽量相一致，即Q8′=〔2490+58×1.883〕×59.5=154653kJ向四周散热的热量损失Q9′Q9′——按热量收支的差额计算=3\*GB2⑶气化效率n1n1=×100%=×100%=67.00%=4\*GB2⑷热效率n2n2=×100%=×100%=83.64%综上所述，气化过程的热量平衡见表3.2所示。表3.2气化过程热量平衡表〔100㎏燃料的kJ数〕入方kJ%出方kJ%原料煤发热量Q1292000093.95干煤气发热量Q1′195652562.95原料煤物理热Q221760.07干煤气物理热Q2′32632510.50气化用蒸汽物理热Q31546534.98煤气中水分的热含量Q3′1621165.22拨火孔气封用蒸汽的物理热Q454920.18带出物的化学热Q4′817082.63气化用空气的物理热Q5257150.83带出物的物理热Q5′12560.04灰渣中可燃碳的化学热Q61021353.29灰渣的物理热Q7′21730.07发生炉水套生产蒸汽所消耗的热量Q8′1546534.97向四周散热的热量损失Q932114510.33合计3108036100.00合计3108036100.00原料煤气化最终产物由干煤气组成可得干煤气的平均摩尔分子量为28×0.1271+44×0.1366+16×0.0138+2×0.1546+28×0.5668+34×0.001=26g/mol100㎏原料煤所得干煤气质量为551.70㎏，那么所得干煤气的总物质的量为=21219.20mol干煤气中各组分的物质的量〔mol〕为MCO=21219.20×0.1271=2697MCO2=21219.20×0.1366=2899MCH4=21219.20×0.0138=294MH2=21219.20×0.1546=3280MN2=21219.20×0.5668=12027MH2S=21219.20×0.001=21实际工业生产中气化剂用富氧〔体积分数98.6%〕进行而不是用空气进行的，干煤气中的N2只是由原料煤和富氧中的少量氮得来，所以实际生产中MN2=44+13=57综上所述，原料煤气化所得最终粗原料气组成如表3.3所示。表3.3粗原料气组成表组分COCO2CH4H2N2H2S合计组成〔体积分数%〕29.1631.353.1835.470.620.23100.00物质的量〔mol〕269728992943280572192483.2粗原料气脱硫工艺计算查《现代煤化工技术手册》知栲胶法脱硫工艺脱硫效率可达98%，此处直接套用已有经验公式，可得粗原料气脱除硫化氢量为21×98%=20.58mol那么出粗原料气脱硫系统的原料气中硫化氢含量为21–20.58=0.42mol综上所述，粗原料气经脱硫系统后所得最终原料气组成如表3.4所示。表3.4原料气组成表组分COCO2CH4H2N2H2S合计组成〔体积分数%〕29.2331.423.1935.550.62——100.00物质的量〔mol〕269728992943280570.4292273.3原料气变换工艺计算3.3.1变换反响的热效应一氧化碳变换反响是放热反响CO+H2O(g)CO2+H2反响热效应可由各组分的标准生成热与恒压热容求出△HR=-10000–0.219T+2.845×10-3T2-0.9703×10-6T3[cal/mol]式中T——温度，K反响热的绝对值随温度的增高而减少，见表3.5所示。表3.5一氧化碳变换反响热效应温度，℃25200250300350400△HR，kJ/mol41.1610.0439.6439.2338.7538.30变换反响的平衡常数通常变换反响是在压力不太高时进行的，故计算化学平衡常熟Kp时，各组分用分压表示已足够准确。Kp==式中p*与y*分别表示平衡状态下各组分分压和摩尔分率。平衡常数与温度的关系可由各组分的标准自由能和恒压热容求出。下式可供使用：㏒Kp=–0.1102㏒T+0.6218×10-3T–1.0604×10-7T2–2.218不同温度下一氧化碳变换反响的平衡常数见表3.6所示。表3.6一氧化碳变换反响的平衡常数温度，/℃25200250300350400Kp1.03×105327.996.539.224.511.73.3.3变换率与平衡变换率一氧化碳的变换程度可用变换率表示，它定义为反响中变换了的一氧化碳量与反响前气体中一氧化碳量之比。取1摩尔干原料气为基准，参加n摩尔水蒸汽进行变换反响〔n称为汽气比或水气比〕，当一氧化碳变换率为a时，可得：a=反响到达平衡时的变换率为平衡变换率，用a*表示：Kp*=式中y*i、yi分别为反响前与反响都i组分的干基摩尔分率。知道各温度下的Kp，便可由上式求出平衡转化率a*，再进行物料衡算，就可以求出各组分的平衡组成。由以上各式可得：a*=30%综上所述，原料气经变换系统后所得最终变换气组成如表3.7所示。表3.7变换气组成表组分COCO2CH4H2N2合计组成〔体积分数%〕18.8136.952.9240.740.57100.00物质的量〔mol〕18883708294408957100363.4变换气脱硫工艺计算一般来说栲胶脱硫只能脱除粗原料气中无机硫——硫化氢〔H2S〕，对其有机硫脱除率很低，但在变换炉中，有机硫能与氢气反响，可转化成硫化氢〔H2S〕。这样有机硫被转化成无机硫后，使变换气中硫化氢含量增加，假设不除去，会严重威胁后工序正常生产，所以要增设变换气脱硫装置〔简称变脱或者可以称之为二次脱硫〕。以利后工艺正常运行。变换气脱硫工艺计算与粗原料气脱硫工艺根本相同，且对变换气中其它主要组分根本没有影响，因此篇幅限制，此处不再赘述。3.5变换气脱碳工艺计算合成气中氢碳比应满足以下表达式n=那么由变换工序来的变换气中CO与H2的量可确定脱碳后合成气中CO2的量：2.05〈〈2.15即合成气中CO2的量应在以下范围9mol〈CO2〈72mol此处取合成气中CO2的量为60mol。那么脱碳工艺中二氧化碳的脱除率为:×100%=98%综上所述，变换气经脱碳工序后所得最终合成气组成如表3.8所示。表3.8合成气组成表组分COCO2CH4H2N2合计组成〔体积分数%〕29.560.944.6064.010.89100.00物质的量〔mol〕18886029440895763883.6合成气〔变换气〕压缩工艺计算变换气体压缩到一定压力才能在合成工序中催化剂的存在下发生反响，进而合成甲醇，由于压缩工序涉及根本都是物理变化，工艺相比照拟简单，且对变换气中其它主要组分根本没有影响，因此篇幅限制，此处不再赘述。3.7合成气合成甲醇工艺计算3.7.1合成甲醇反响热效应一氧化碳和氢反响生成甲醇是一个放热反响，常压下不同温度和反响热可按下式计算：△H0T=4.186〔-17920-15.84T+1.142×10-2T2-2.699×10-6T3〕式中△H0T——常压下合成甲醇的反响热，J/mol；T——开式温度，K。根据上式计算得到不同温度下的反响热见表3.9所示。表3.9不同温度下的反响热温度/℃25100200300400500600700△H0T，kJ/mol90.893.6896.8899.44101.4102.9104104.68在甲醇和成反响中，反响热不仅与温度有关，而且与压力也关系。加压下反响热的计算式：△HP=△HT–0.5411P–3.255×106T-2P利用上式可以计算出不同温度和不同压力下的反响热。反响热〔kJ/mol〕与温度和压力〔107Pa〕的关系，见图3.1所示。图3.1反响热与温度和压力关系图从图3.1可以看出，合成反响热的变化范围是比拟大的。在高压低温时反响热大。25℃，100℃等温线比300℃等温线的斜率大。因此合成甲醇在低于300℃条件下操作比在高温条件下操作时要求严格，温度与压力波动时容易失控。而且在压力为20MPa及温度大于300℃时，反响热变化不大、操作容易控制，故采用这种条件对甲醇合成是有利的。合成气合成甲醇计算查《现代煤化工技术手册》得鲁奇〔Lurgi〕低中压发合成甲醇工艺流程操作条件及技术指标如表3.13所示。表3.13操作条件及技术指标工程名称技术指标工程名称技术指标合成反响压力/MPa5～10催化剂层最大温差/℃4～10合成反响温度/℃230～264催化剂寿命/a一年以上时空速度/h-18×108～1.4×104催化剂时空收率/(t×m-3×h-3)0.6～0.7循环气/新鲜原料气4.5∶1CO单程转化率/%约50新鲜原料气氢碳比2.0～2.2CO总转化率/%约99催化剂CuO-ZnO-Al2O3-V2O5CO2总转化率/%约90由表3.13可知，该工艺CO总转化率可达99%，CO2总转化率可达90%，那么由合成气中CO、CO2的含量如表3.14所示。表3.14合成气组成表组分COCO2CH4H2N2合计组成〔体积分数%〕29.560.944.6064.010.89100.00物质的量〔mol〕1888602944089576388及以下甲醇合成反响CO2+H2CO+H2OCO+2H2CH3OH可得理论甲醇产量为1888+60=1923mol即甲醇合成工序出来的粗甲醇中含有纯甲醇1923mol。3.8粗甲醇精馏工艺计算查《甲醇工学》得在双效三塔粗甲醇精馏工艺中竟甲醇纯度可达99.95%以上，甲醇回收率可达95-99%。由此数据可得精甲醇最终产量为=1828mol其质量为1828×32=59㎏3.9工艺计算总结=1\*GB2⑴100㎏神木烟煤最终产甲醇质量为59㎏；=2\*GB2⑵生产每吨甲醇耗神木烟煤为1.710吨；=3\*GB2⑶年产20万吨甲醇厂年耗神木烟煤为34.2万吨；=4\*GB2⑷年工作日以360天计日产甲醇555.56吨，日耗神木烟煤为950吨；每小时产甲醇23.15吨，每小时耗神木烟煤为39.58吨。4合成车间设计4.1厂房的整体布置设计根据生产工艺流程﹑生产特点﹑生产规模和建筑结构等来进行整体布置设计。〔1〕由于塔较高，不宜采用单层厂房，但设备不多，因此采用单层厂房与多层厂房相结合的方式。〔2〕由于合成车间流程简单，操作人数不多，因此在布置时可只安排控制室，厕所等生产辅助设施和行政设施，至于配电室﹑机修室﹑化验室可以与其他车间共用，在此不做考虑。〔3〕根据车间设备情况，厂房采用6×6米的柱网，厂房宽度也采用6米〔一跨〕厂房分为4层，每层高度为4米。4.2合成车间设备布置的设计车间设备布置的设计，是在满足生产工艺要求的根底上，综合考虑设备安装与检修、平安生产、操作及开展情况来进行的。〔1〕采用流程式布置，甲醇膨胀槽和压缩机放在最底层，把甲醇别离器放在第二层，甲醇水冷器安装在第三层，入塔换热器安装在最高层。〔2〕甲醇膨胀槽和压缩机安排在最低层，主要考虑到它们笨重；〔3〕为了便于流体流动甲醇别离器安装在甲醇膨胀槽的顶上，水冷器安装在甲醇别离器顶上。5非工艺专业要求5.1公用工程5.1.1水﹑电和汽的来源水主要来自附近的自来水厂和地下水；电主要由煤气化后所得的原料气体，经过脱硫后发电而来；汽主要由废热锅炉和甲醇合成塔所产生。5.1.2精甲醇的运输﹑装卸和贮存由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽中。精甲醇贮槽为两台10000m3的固定顶贮罐，贮存量按15天产量计。当甲醇外运时，启动精甲醇泵，将甲醇输送到甲醇装卸栈台，通过火车鹤管进入火车槽车，通过汽车鹤管进入汽车槽车。甲醇装卸栈台共设有12台火车鹤管和6台汽车鹤管，根据精甲醇泵的能力，至少有三台槽车同时装料。5.1.3自控仪表本设计采用一次仪表现场分散，二次仪表就地或局部集中控制方式。拟采用DCS控制系统，一次仪表采用电III型，DCS系统设七个工作站，其中甲醇生产系统〔包括造气、脱硫、变换、脱碳、甲醇合成及甲醇精馏〕五个工作站，公用工程两个工作站〔水处理、锅炉工作站一个，总调度室工作站一个〕。生产过程中主要工艺参数，工艺过程控制，工艺流程图等集中在各个工作站由DCS系统显示和控制，次要的参数及设定值，不需经常调整的参数，可采用就地显示和调节。5.2平安卫生5.2.1车间有毒气体最高允许浓度及保证不超标的措施表5-1物质一氧化碳氨硫化氢甲醇氧化氮二氧化硫最高允许浓度/〔mg/m3〕30301050510防止超标的措施：〔1〕消除跑冒滴漏，按无泄漏工厂标准进行设备和管道的管理，使泄漏率降到2‰以下，力争到达万分之五以下。〔2〕加强车间通风。〔3〕按照有关平安技术规程的规定，定点、定期进行尘毒检测，有条件应设置毒物自动分析报警装置，及时发现及时消除。5.2.2一氧化碳中毒的病症、急救及预防措施一氧化碳中毒是侵入血液中的一氧化碳与血红蛋白结合，是血液失去携氧的能力，结果使全身组织陷入缺氧的状态。表现为：轻度中毒头痛、心悸、恶心、呕吐、全身乏力、昏厥等病症体征，重者昏迷、抽搐，甚至死亡。急救方法如下：〔1〕迅速将中毒者撤离毒区，静卧在通风良好的地方，注意保暖。〔2〕解开中毒者的衣领、裤带及一切不利于呼吸的物件，面部朝上，保证呼吸道畅通。〔3〕对中毒较重者，应迅速报告医务人员给予吸氧，如呼吸停止要立即施行心脏挤压术。预防措施：在生产场所中，应加强自然通风，防止输送管道和阀门漏气，有条件时，可用CO自动报警器。生产车间，应严格遵守操作规程，并宣传普及预防知识。进入CO浓度较高的环境内，须戴供氧式防毒面具进行操作。5.2.3甲醇中毒病症和急救甲醇主要经呼吸道及消化道吸收，皮肤也可局部吸收，吸收后迅速分布于各组织器官，含量与该组织器官的含水量成正比。其中毒机理主要为甲醇的氧化产物新生态甲醛或甲酸盐与细胞内的蛋白质相结合所致中毒病症〔1〕轻度中毒，病人可呈现醉酒状态，有疼痛、乏力、失眠、步履不稳等病症。〔2〕中度中毒者恶心、呕吐、腹痛、腹泻，肝炎和胰腺炎，出现幻听、幻视、视物模糊、四肢厥冷等病症。〔3〕重度中毒者，可有面色惨白、呼吸和脉搏加快、出冷汗、意识模糊、昏迷、休克，最后因呼吸和循环衰竭而死亡。急救处理〔1〕口服中毒者，可用小苏打水或肥皂水灌服催吐，反复几次，洗胃，并给予0．5硫酸到60毫升。〔2〕吸入中毒者，迅速撤离现场，移至空气清新、通风良好的地方，保持呼吸道的畅通。必要给予氧气。〔3〕病症急救。处于昏迷、休克者平躺、头稍低并偏向一侧，及时去除口腔异物，防止异物吸入呼吸道引起窒息。要防止眼睛受光线照射，可以给予病患者戴上有色眼镜或眼罩，或用布遮住眼。5.2.4甲醇生产中的防火和防爆工艺介质的易燃与易爆是相互关联的，防爆的首要措施是防火，所以甲醇生产的平安，首要先从防火做起。根据甲醇生产的特点，应采取以下防火措施：贮存输送甲醇的贮罐、管线附近严禁火源，并有明显的指示牌和标志。厂房内不存放易燃物质，地沟保持通畅，防止可燃气体、液体积聚，加强厂房里通风。电气设备须选用防防爆型，电缆、电源绝缘良好，防止产生电火花。接地牢靠，防止产生静电。备有必须的消防器材。爆炸可分为化学爆炸与物理爆炸。甲醇生产发生这两种爆炸的可能性同样存在，为防止爆炸应该注意如下几点：严格执行受压容器、受压设备使用、管理有关规定，操作人员必须经过严格训练。不准任意改变运行中的工艺参数，不得超温、超压及提高设备的使用等级。受压容器、管线的平安设施齐全，且证明确实灵敏可靠，如平安阀、压力表、防爆板及各种连锁信号、自动调节装置等。严格执行防火规定及平安技术措施，严格控制可爆介质不得到达爆炸范围。6三废处理6.1甲醇生产对环境的污染6.1.1废气〔1〕甲醇膨胀槽出来的膨胀气，其中含有较多的一氧化碳和有机毒物。〔2〕精馏时预塔顶排放出的不凝气体。〔3〕其他如精馏塔顶还有少量含醇不凝性气体等。〔4〕锅炉排放烟气，烟气中含粉。〔5〕备煤系统中的煤的输送、破碎、筛分、枯燥等过程中产生的粉尘。6.1.2废水〔1〕甲醇别离器排放的油水，各输送泵填料的漏液。〔2〕甲醇生产中对水源污染最严重的是精馏塔底排放的残液。〔3〕气化工段气液别离出来的含煤水。6.1.3废渣废渣主要来自气化炉炉底排渣及锅炉排渣，气化炉二旋排灰6.2处理方法6.2.1废气处理甲醇精馏系统各塔排放的不凝性气体送去燃料气系统作燃料；甲醇膨胀槽排放的膨胀气也送去燃料气系统；气提塔排放的解析气送去气化系统火炬燃烧；脱硫工段的酸性气体去硫回收系统；锅炉烟道气经高效旋风别离除去烟尘85％，后送至备煤系统回转枯燥机，利用锅炉烟道气余热加热原料回收余热后湿式除尘器二次除尘后，引风机送至烟囱排入大气；原料煤破碎、筛分产生的粉尘，经布袋除尘后排入大气。6.2.2废水处理以有机物为主要污染物的废水，只要毒性没到达严重抑制作用，一般都可以用生物法处理，一般认为生物方法是去除废