180万吨甲醇可行性方案研究报告

本项目作为XXX煤制油XX煤制烯烃项目60万吨/年MTO装置的5），5密度（20℃),g/cm3---作为合成甲醇的原料。在甲醇生产装置中，合成气的制备，置总投资中占绝大部分（约为60%而甲醇的合成、粗甲醇的精馏以与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与工艺路线的选选用生产甲醇合成气的原料，可以从原料储量、现有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地区与俄罗斯以天然气为原料的大型甲醇生产装置甲醇成本较340万吨甲醇生产能力。一般认为，天然气价格高于0.7元/Nm3，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/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，则产品成分有了很大改进，污染问题也有所改善。现有一台工业示炉在德国运行，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，目前没有生气流床气化技术有美国德士古气化（Texaco）技小氮肥、小甲醇厂90%以上采用该工艺生该技术气化效率低，单炉产气量少，常压间歇气化，吹风过无吹风气排放，污染较少，但只能采用焦炭或无烟煤作原料，原0.03MPa(G)。气化炉是一个单段流化床，结构简单，可在流化床一次实现煤的破粘、脱挥发份、气化、灰团聚与分离、焦油类的裂解。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单位合作开发的水煤浆四喷嘴撞击流气化技术，该技术耗比德士古气化技术低，碳转化率可达98％，有效气体成分（CO+H）83～85％，这些指标均比德士古气化技术高。采用该技术建2收。恒升公司大氮肥国产化工程与兖矿集团年产24万吨甲均采用了该技术，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，加之事故原化工部临潼化肥研究所（现西北化工研究院）早在60年代气化装置。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，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嘴71低多采用干粉气化，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，国技术支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2有效气（CO+H2）含量高，生成的新鲜合XX焦化厂三联供装置、化肥厂均以水煤浆气化技术进行改造或扩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，可以控制并节省大量投资、同时可有效缩短建设周期。此外，该技术国支撑率高，生产运行管理经验多，风险少，故推荐做为本成气中甲烷含量大，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。由于氮气含量仍然很大，对于生产甲醇来说，意味着大量合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，一次投资与维修费用较大；激冷流程是在气化炉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浆气化，由于气化压力高，净化后合成气压力仍保持在现有的生产装置中灰水处理流程有三种：四级闪蒸、三级闪蒸加汽提与二级闪蒸。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量H2S、COS、CH4、N2，微量的氯，氨等成分。硫化物、氯、重金含量。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CO变换反应会产生大量的热，反应热可用来产生蒸汽、预热从国外煤气化装置中所采用的脱除酸性气体的工艺来看，低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，气体净程，一般在NHD净化后，增加精脱硫装置，这样才能保证合成气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℃级将粗水煤气调整为甲醇合成气，CO变换有两种流程，即部分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，气，容易调整，变换炉与粗煤气预热器设备煤气不经变换，其中的有机硫未能部分转化为无机硫，但是如果将粗煤气中的水/汽比降下来，粗煤气冷凝出来的工艺冷一定的灰尘，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，便部分变换的催化剂装填量约51m3，在进变换之前水煤气首先经过气液分离器、煤气过滤器除去气体中杂质和液体，然后经过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1111电113141但其运行费用较高。而且低温甲醇洗在国具有丰富的生产操作经大，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。国理在甲醇溶剂循环回路中设置甲醇过滤器，除去FeS、NiS等固一般采用氮气气提浓缩硫化氢，二氧化碳回收率为70%。未采用绕管式换热器，换热器均为管壳式，所有设备在国可部供给；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2000年获得了中石化科技进步三等奖，并且获得了国两项专利申请。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%。过程分析，为改进操作提出了有益的建议。同时该技术由理工大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存在着一定的风险。因此，考虑到项目合作以与可靠性，本冷凝、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，节省了氨蒸硫回收工艺种类繁多，主要可分为两大类：一类是固定床催然气加工副产酸性气体与其它含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2栲胶法在国合成氨厂已普遍使用，操作经验丰富，但设备数99.85%，但容易起泡，引起堵塔等一系列操作问题，影响推广应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。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，高中压法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单塔操作，生产能力大；控温方便；冷激采利技术，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，故粗甲醇中杂质含合成气由中心管进入，径向流过催化床，反应后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。我国天然气化工一次通过的转化率高；可以高位能回收热量；在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，即可增大相似，盘管为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管沸水移基本上在等温下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调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，反应温度较高位能回收反应热，副产蒸汽（如Lu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，开发成功单套管与双套管反应器。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”服了其缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资，但国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”在全部触媒床层中采用可自由伸缩活动的冷管，用管冷气吸收管外催化剂床层中的甲醇反应热，管冷气与触媒层中反应气先后进而相同直径反应器产能高，轴向温度差小，温度均匀，媒寿命，提高甲醇产量。本技术已用于气化厂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，单台法与中高压法相比，具有消耗定额低、能耗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高、反应器体积小、反应热移出更方便、床国空气与化学制品公司（APCI）的液相合成大、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，开工时不用设开联的流程，即气冷-管壳反应器串联与热量偶合的流程，单系列甲技术，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~12~9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◆采用带增压膨胀机的分子筛流程与规整填料塔与全精馏制八十年代国开发出了带增压膨胀机的分子筛流程空分设备氩技术的新一代空分设备（第六代）。从九七年以1000m3（标）/hO2以上的空分设备均采用了规整填料制氩技术，采用这项技术后，对外压缩流程而言氧的提取率可达而且整个流程简单，操作方便、安全可靠、占地面积小◆产品规格多样化，尤其是压缩国外已是一种发展趋势大中型空分的高压压缩流程已逐步占领市场，使用情况良好。压◆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◆空分设备趋向大型化扩建，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◆优化成套设备配置方案，提高综合性能指标比，目前国际上一些著名的气体公司均采用择优选择，在全球围进行大配套的做法。国空分制造厂目前在这方面也已具有大量的◆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，且运行安全可使用液氧泵压缩后，可防止烃类在冷凝蒸发器聚集，因此安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单泵流程利用高压氮来使加压液氧汽化复热量的缺点是：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。因在同样规模的压缩流程中，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，还与精馏透平膨胀、氮水预冷、分子筛吸附、压缩（液氧）工艺流程。这样的装置已经工业化，并且在国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LP2N2；可提供不同压力等级的仪表空气、工厂空气。全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◆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：空分来的纯氧流量:204421Nm3/h；温度:37℃;压力:8.7MPa(G)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)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。为了控制煤浆粘度与用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机水易挥发出氨，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CmHnSr+m/2O—→mCO+（n/2-r）H+rHSCO+H2O—→H2+CO2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CO+HO—→H+CO水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，一部分（约变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成汽换热、过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与换的粗水煤气换热，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，与另一部分未然后进入脱盐水加热器、水冷却器最终冷却到40℃进入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离器，出分离器的变换气与循环高压闪蒸气混合后醇，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 H2S+COS<0.1ppm。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提。高压闪蒸器上部的无硫甲醇富液不含H2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。塔底出来的甲醇从净化各制冷点蒸发后的-33℃气氨进入氨液分离器，将气体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氧化硫和硫磺蒸汽，为防止污染，尾气送到焚烧炉进行经甲醇洗脱硫脱碳净化后的合成气压力约为5.76MPa，与约为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一部分循环气作为弛放气排出系统以调节合成循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，常压塔顶下部设有侧线采出，采出甲醇、乙醇和水的混合物，由料泵送入汽提塔，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，全原料空气经自洁式空气过滤器除去灰尘与其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从上塔顶部得到低压氮气，经过冷器、高压板式换热器复热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2作为回流液，经粗氩塔精馏得到99.6Ar，2ppmO的粗氩，送入2精氩塔中部，经精氩塔精馏在精氩塔底部得到纯1234567Nm3Nm3Nm3Nm3Nm30.7MPaG0.7MPaG0.7MPaG1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机柜室、工程师站室、电源室、备品备件室与维修室等组成。中央控变换、净化、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇贮存、空分、公用工程等组燃烧和爆炸，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系统主要的和重要的工艺参数集中到甲醇装置中央控制室由D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，并可将压缩机的转体分组与温度等级，原则上采用本安型仪表，为此，模拟信号和开关用于热电偶、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DN40或更大口径的管线的流量测量一般采用标准法兰取压孔板,里管或电磁流量计,低压和大尺寸管线采用阿牛巴流量计。用于仪表用红外线吸收型分析仪，硫磺回收的H2S气体分析将采用紫外线型分件的需要，分别选用球阀、角阀、蝶阀、三通阀。其中气化工段的渣23站、打印机、辅助操作台、通讯总线、外围设备、相关的接口和三重按照工艺要求选用适合介质特性的有运行业绩的可靠现场检测本设计选用可靠的仪表材料，如仪表阀门、电缆、接线箱等，精压缩机随机仪表盘（含监视、报警、安全联锁、操作仪表和按钮含油量10mg/m3用量6000Nm3/h。低温甲醇洗、脱硫脱碳等各工序的主要设备的制造与选型可以立足德士古专利烧嘴、高压煤浆泵、破渣机、渣阀、缠绕式换热器，部分低温材料、低温阀门考虑引进，其他设对于国制造有困难的大型机组，部分关键的转动设备、特殊考虑资金来源和保证重点的原则下逐步明确提出。目前阶段仅列还包括耐火衬里、破渣机、表面温度计与渣阀等附属部分。压力压力壳体：是一个由中间锥体分为两部分的压力容器，操作270℃。壳体材料选用1.25Cr－0.5Mo合金钢。激冷耐火衬里：其主要作用是隔热和抵御高温熔渣的关键是解决炉衬向火面所需要的高铬耐火材料。关，国产耐火材料已经达到国际同类产品先进水激冷环：安装在气化炉燃烧室和激冷室相连接的件操作条件极为苛刻，是气化炉中关键的易损部件，材料特殊，破渣机：是一台置于气化炉下部出口的炉渣破碎机械，其作渣机已开始研制。这一设备非常关键，单台设备价格不菲，有一渣阀：气化炉操作压力稳定在6.5MPa，而锁渣罐操作压力需封和排渣的双重作用。由于渣阀频繁启闭操作又必须严密不漏的特殊要求，因而成为煤气化装置安全稳定操作的关键部件之一。作用，是一台承受循环载荷的压力容器。按其载荷性质该设遵循压力容器应力分析设计规进行设计制造和检验。该设备分析该塔结构设计的关键技术是气体的高效洗涤和水分脱除。本项目拟对塔盘、气体分布器与气液分离装置进行优化设计，采用新型技术，壳体材料的选择除要求有较好的高温强度外，还必须具有优良的抗氢和耐酸性气体腐蚀的性能。结构设计方面，为了防止变换催化剂被浸湿或污染失效，在变换炉上部拟单独增加一段予变换催化剂层。该段催化剂可装填新的或废拆卸式支承结构，以便同下段催化剂装填共用一个顶部人孔。进低温甲醇洗工艺技术，是通过甲醇吸收脱除粗合成气中的酸作条件为低温中压，塔体采用低温碳钢或镍钢，塔盘与件采本工程甲醇合成回路选用冷管式和管壳式联合反应器，管壳维修等方面考虑；对甲醇合成塔的要求主要有：催化剂控制容易、调节简单、压降低，结构简单紧凑、空间利用率高，催化剂装卸方便；材料选择上要求具有抗羰基化物和抗氢腐蚀的在大型甲醇装置中，为了降低装置的投资，增加装置的操作分子筛吸附系统采用4~6小时长周期切换，再生气加热器采低温氧泵、液氩循环泵选择离心式，配置变频控制器。均采透平膨胀机采用增压风机制动，操作弹性为60～110%。6000Nm3、3.0MPa(G)氮气采用液氮储存、泵加压、空浴式气化3循环水(△t=10℃)tkgkgkgkgt电9123456煤、气化、灰水处理、变换、低温甲醇洗、硫回收、甲醇合成、中间b）装置布置应满足生产、防火、防爆、装置外运输、施工安装特性要求条件下，尽量靠近负荷中心，减少消耗且便于生产管本装置的货物运输主要包括原料煤、煤渣、成品甲醇、各种催化《化工企业总图运输设计规》HG/T2064XX集团XXXX煤制烯烃项目甲醇装置设计规模与本界区的给排水和消防水管网。全厂性的生123456789一系统供气化、灰水处理、变换、低温甲醇洗装置。率N=220kW，冷却后的水用泵送往各用水H=49m，N=800kW。压力P=0.4MPa。系统由冷却塔、加压泵、循环水给、回水塔，泵房设循环水泵四台(三用一备)，单台性能为：Q=9720m3/h，H=50m，N=2000Kw。采用液氯杀菌灭藻，投加液氯量约为80k旁滤处理，处理水量约按总水量的4%考虑，设钢制全自动无阀系统由冷却塔、加压泵、循环水给、回水管网、旁滤设备和加药、加氯设施等组成。冷却塔选用NBTL-4500型钢筋混凝土逆流式冷却塔用一备)，单台性能为：Q=10800m3/h旁滤处理，处理水量约按总水量的4%考虑，设钢制全自动无阀泵房与值班、配电设在同一建筑，另外，加药、加氯、分析化验等附1NH-N：300mg/l23453为：生活污水系统，生产废水系统，二次回用水系设计遵循的标准,以国家标准和化工行业标准为主，其它标准辅GB50058-92《爆炸和火灾危险场所电力装GB50062-92《电力装置的继电保护和自动装置灰水处理、变换、硫回收、甲醇洗、甲醇合成、甲醇精馏与循环水等本工程工艺装置先进、自动化水平高，生产过程连续性强，存在起连续性生产过程混乱，需要长时间才能恢复生产，经济损失很大，DC110V，120Ah123456789246332623台台套套报警系统。该系统由火灾报警控制器、火灾报重复警显示器，火灾探在本装置区与重要通道口安装若干个手动报警按钮，在车间综合1121551212341234567894.14.11.11.11.11.11.11.11.1根据气化、甲醇、空分