年產20萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計-wenkub.com

　 　

【正文】 吸收了 H2S 和部分 CO2的 NHD 富液自吸收塔底由富液泵（ P6012A， B）泵出，與再生塔來的 NHD 貧液經過貧富液換熱器Ⅰ（ E6012）和貧富液換熱器Ⅱ（ E6013）換熱后升溫到 135℃進入再生塔（ T6003）再生。 從一、二、三級冷凝器（ E6005,E6006,E6007）和尾氣分液罐（ V6005）中冷凝下來的液硫都進入液硫封（ V6004A,B） ,然后由液硫封（ V6004A,B）自流流入液硫貯罐（ V6007A,B），再用液硫泵（ P6002A,B）將液硫輸送到液硫高位罐（ V6009），由液硫高位罐（ V6009）經過過慮輸送到硫磺尖嘴滴落成型造粒機去造粒成型包裝出售。從一級冷凝器（ E6005）出來被冷卻至 150℃的氣體與酸性氣燃燒爐出口的一級高溫摻合閥（ TV6001）熱口進來的高溫氣體摻合提溫到 270℃進入一級 Claus 轉化器（ R6001）發生催化轉化反應。 系統中各排液、導淋回收的 NHD 溶液，經排液總管送入溶劑系統貯槽內。高壓閃蒸氣和來自脫硫工段的脫硫高壓閃蒸氣混合后進入閃蒸氣壓縮機（ C4001A， B），閃蒸氣升壓至 (A)、經閃蒸氣水冷器冷卻到 40℃與變換氣混合，經氣體換熱器（ E6401A， B）降溫后再去脫硫工段循環吸收。精脫硫時，凈化氣先進入水解槽預熱器（ E4004）被變換氣冷凝液加熱到 80℃，經水解槽（ R3001）水解后，在水解氣冷 卻器（ E4005）中冷卻至 40℃，進到精脫硫槽（ R3002A， B）精脫硫，得到符合甲醇合成所需的凈化氣體（ CO2： 2～ 3%， COS 和 H2S），送入合成甲醇工段。出貧富液換熱器 I 的 NHD 貧液已降溫到 ℃，再被脫碳工段的氨冷器 I 冷卻至 0℃，然后將出氨冷器 I 的貧液分為兩部分，一部分貧液直接進入燃氣脫硫塔（ T3004）；另一部分則進入 NHD 脫碳工段的脫碳塔上塔，在塔內吸收脫碳塔下塔過來的凈化氣中微量的 H2S 和 CO2，出塔后經脫硫貧液泵 I 增壓到(G)進入變換氣脫硫塔（ T3001）。采用甲醇馳放氣（ 40℃， (A)）作為氣提氣進入濃縮塔下部，塔頂出來的氣提氣中主要是 CO2 、 H2及少量 H2S、 COS 等氣體，該氣體與從脫碳閃壓機而來的約 (G)閃蒸氣合并經閃蒸氣水冷器 I（ E3004）冷卻至 40℃返回進 NHD 脫硫入口以回收高壓閃蒸氣中的 H2。 脫鹽水脫硫脫碳系統脫硫系統蒸汽網火炬水煤氣鍋爐補給水脫鹽水圖 5 變換工藝流程 脫硫脫碳 來自變換及燃氣熱回收系統的煤氣（ 36℃， (A)，含 H2S %）與燃氣脫硫塔（ T3004）頂部出口的燃氣脫硫氣換熱至 ℃進入燃氣脫硫塔（ T3004）下部，在塔內 NHD 吸收了煤氣中大部分的 H2S 氣體，同時也帶走部分 CO COS、 H2等氣體。從塔底排出的冷凝液送至氣化工段，塔頂排出的解析氣，送至氣化系統的火炬。另一部分去發電氣加熱器（ E2021），溫度降至 213℃，進入發電氣廢熱鍋爐（ E2021），產生 MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至 170℃，進入第四水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ（ E2021）加熱鍋爐給水，溫度降至 153℃，再進入第五水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ（ E2021）加熱來自熱電站的鍋爐給水，溫度降至 123℃，進入第六水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入脫鹽水加熱 器Ⅱ（ E2021），溫度降至 35℃，進入第七水分離器，分離出冷凝液后的煤氣（發電氣）去送至 NHD 脫硫脫碳工段。 年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 26 污水的處理過程是先送入減壓閃蒸槽，閃蒸后的液體進入沉淀池，沉淀后去濃縮，再去過濾。氣化原料中的礦物部分形成熔渣。 生 產工藝參數 預塔：入塔溫度 65℃，塔頂放空溫度 40℃， 預 精餾 后甲醇比重維持在 ，預 精餾 后甲醇 pH 值宜控制在 8 ；加壓塔：塔底釜液壓強 ， 溫度 125℃，塔頂氣體壓強 ，溫度 122℃，常壓塔：塔頂氣體壓強 ，溫度 67℃ 。該塔生產能力大，壓降小，分離效果好，結果簡單，維修量極小，相對投資較小，是目前使用較多的塔型之一。但浮閥易損壞，維修費用高 ，安裝要求高 。 該類型塔塔板效率高，操作彈性大，塔阻力小，但單位面積的生產能力低，設備體積大，結構復雜，投資較大。 精餾塔的選擇 精餾塔市粗甲醇精餾工序的關鍵設備，它直接制約著生產裝置的產品質量、消耗、生產能力及對環境的影響。 年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 24 表 5 雙塔精餾與三塔精餾的投資與操作費用比較表 ［ 18］ 項目 雙塔精餾 三塔精餾 生產規模 t/a 10 5 2.5 10 5 2.5 投資 100 100 100 113 1 129 操作費用 100 100 100 64 6 71 能耗 100 100 100 60 6 6 注：投資、操作費用、能耗為相對數 通過上述比較可知， 雖然三塔精餾技術的一次性投入要比雙塔精餾高出 20%~30%,但是從能源消耗、精甲醇質量上都要優于雙塔精餾 ， 特別是能耗低的優點十分突出。 （ 4） 設備投資。 （ 2） 蒸汽消耗。因此 .該工藝技術生產能力大 ，節能效果顯著，特別適合較大規模的精甲醇生產。作為一般要求的精甲醇經加壓精餾塔后就可以達到合格的質量。 甲醇三塔精餾工藝技術是為了減少甲醇在精餾過程中的損耗，提高甲醇的收率和產品質量而設計的。該工藝適合于原料粗甲醇中二甲醚等輕組分、還原性雜質量較低的粗甲醇加工。經粗甲醇預熱器加熱到 45℃后進入預精餾塔。近年來在大、中型企業中得到了推廣和應用。帶有高錳酸鉀反應的精餾工藝技術僅在單醇生產中用鋅鉻為催化 劑的產品中有應用。道最后制得接近純態的低沸點組分。其分離的原理如下： 對于由沸點不同的組分組成的混合液，加熱到一定溫度，使其部分氣化，并將氣年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 21 相與液相分離。由于甲醇作為有機化工的基礎 原料，用它加工的鏟平種類很多，因此對甲醇的純度均有一定的要求。空速的選擇需要根據每一種催化劑的特性，在一個相對較小的范圍內變化。所以二氧化碳的含量應該盡可能低一些，一般不超過 5%。合成塔中氫氣過量，對減少副反 應是有利的。 近年來普遍使用的銅基甲醇合成催化劑，其活性溫度范圍在 200～ 300℃，有較高的活性，對于規模小于 30 萬噸 /a 的工廠，操作壓力一 般可降為 5Mpa左右；對于超大型的甲醇裝置，為了減少設備尺寸，合成系統的操作年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 20 壓力可以升至 10Mpa 左右。甲醇合成反應時分子數 變 少，因此增加壓力對反應有利，由于壓力 高，組分的分壓提高，因而催化劑的 生產強度也提高。例如副產蒸汽型等溫甲醇合成塔采用國產銅系催化劑，使用前期，可控制床層零 點 溫度 230～ 240℃，熱點溫度260℃左右；后期，可控制床層零 點 溫度 260～ 270℃，熱點溫度 290℃。 綜上所述，催化劑的活性、選擇性和使用壽命等主要技術經濟指標均優于進口催化劑 及國產 C 型催化劑，所以本設計選用四川天一科技股份有限公司研制的 XNC98型催 化劑 。 75%負荷下合成系統未發現結蠟 ,粗甲醇質量符合設計要求。 (3)適用溫區寬 ,使用壽命 長。 外 觀 ： 有色金屬光澤的圓柱體 堆積密度 ： ～ 外型尺寸 ： 5 (～ 5)mm 徑向抗壓強度 ： ≥ 200N/cm 催化劑活性和壽命 ： 在該催化劑質量檢驗規定的活性檢測條件下 ， 其活性為 ： 230℃時 ： 催化劑的時空收率≥ kg/() 250℃時 ： 催化劑的時空收率≥ kg/() 在正常情況下 ， 使用壽命為 2 年以上。它是一種高活性、高選擇性的新催化劑。 表 3 國內外常用銅基催化劑特性對比 ［ 10］ 催化劑型號 組分 /％ 操作條件 CuO ZnO Al2O3 壓力 /MPa 溫度 /℃ 英國 ICI 513 60 30 10 190～ 270 德國 LG104 51 32 4 210～ 240 美國 C792 220～ 330 丹麥 LMK 40 10 220～ 270 中國 C302 系列 51 32 4 210～ 280 中國 XCN98 52 20 8 ~ 200～ 290 從表的對比可以看出，國產催化劑的銅含量 已 提 50%以上。 耐 熱性 較 差 ， 對硫、氯及其化合物敏感 ， 易中毒 。 綜上所述和借鑒大型甲醇合成企業的經驗，（大型裝置不宜選用激冷式和冷管式），設計選用固定管板列管合成塔。各床層是絕熱反應，在 各床出口將熱量移走。這種合成塔由于列管需用特種不銹鋼，因而是造價非常高的一種。這種塔型是造價最高的一種，也是裝卸催化劑較難的一種。進一步強化傳熱，即反應熱通過列管傳給殼程沸騰水，而同時又通過列管中心的冷氣管傳給進塔的冷氣。 （ 3）水管式合成塔 將床層內的傳熱管由管內走冷氣改為走沸騰水。由于逆流式與合成反應的放熱不相適應，即床層出 口處溫差最大，但這時反應放熱最小，而在床層上部反應最快、放熱最多，但溫差卻又最小，為克服這種不足，冷管改為并流或 U 形冷管。該塔結構簡單，也適于大型化。 按 氣體在催化劑床的流向可分為 ：軸向式、徑向式和軸徑 復合型 。從操作結構，材料及維修等方面考慮，甲醇合成反應器應具有以下要求： （ 1） 催化劑床層溫度易于控制，調節靈活，能有效移走反應熱，并能以較高位能回收反應 熱； （ 2）反應器內 部 結構合理，能保證氣體均勻通過催化劑床層，阻力小，氣體處理量 大， 合成轉化率高，催化劑生產強度大； （ 3）結構緊湊，盡可能多填裝催化劑，提高高壓空間利用率；高壓容器及內件間無滲漏；催化劑裝御方便；制造安裝及維修容易。 且 在國內某些裝置上己成功應用，有一定的生產和管理經驗，本著節約投資、采用國內先進成熟的凈化技 術這一原則，設計采用了 NHD 脫硫脫碳凈化工藝。降低壓 力、升高溫度可實現溶劑的再生。再生時，只需空氣氣提可節約大量再生能耗。 (6)具有選擇性吸收 H2S 的特性，并且可以吸收 COS 等有機硫 。 (2)溶劑的蒸汽壓極低，揮發性小 。 （ 4）催化劑粒度 為了提高催化劑的粒內有效因子，可以減少催化劑粒度，但相應地氣體通過催化劑床的阻力就將增加，變換催化劑的適宜直徑為 6～ 10mm，工業上一般壓制成圓柱狀，粒度￠ 5 5 或 ￠ 9 9mm。壓力對反應的化學平衡沒有影響，但對反應速率影響顯著，在 ～ 范圍內反應速率大約 與 壓力的 次方而成正比，故加壓操作可提高設備生產 能力 。為了讓反應年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 13 沿著最佳溫度曲線進行，必須移走反應熱以降 低反應溫度。 變換工藝主要有：魯奇低壓甲醇生產中的變換工藝， Tops￠ e法甲 醇生產中的變換工藝，以及國內的以重油為原料的全氣量部分變換工藝。 (8)投資省，粗煤氣成本較低 。正常使用時維護量很少，運行周期長。 (2)氣化溫度高，一般在 1450～ 1600℃ ，煤氣中甲烷體積分數小于 %， (CO+H2)體積分數高達 90%以上。與其他同類氣化技術相比，該技術因采用了氣化爐頂 干 粉加料與反應室周圍水冷壁結構，因而在氣化爐結構以及工藝流程上有其先進之處。 通過比較可知道大型甲醇的煤氣化的應該優先考慮干粉煤氣化。 干粉氣流床 ： 該技術的特點是碳的轉化率高，氣化反應中，所產煤氣中 CO 含量高， H2 含量 較低，這種煤氣的熱值較高。 前者在煤氣離開氣化爐后用激冷水直接冷卻，它適合于制造氨氣或氫氣。 (4)碳轉化率高，均大于 90%，能耗低 。 氣流床氣化 優點 很多，它是針對流化床的不足開發的。（ 2）對煤的氣化活性要求高，僅適合于氣化褐煤和高活性的煙煤。所以氣體組成和溫度均勻，解決了固定床氣化需用煤的限制。典型的氣化爐為魯奇 （ Lurgi） 爐。 ） ， ℃ ≤ 高錳 酸鉀試驗， min ≥ 50 30 20 水溶性試驗 澄清 水分含量， % ≤ 酸度（以 HCOOH 計）， % ≤ 或堿度（以 NH3計）， % ≤ 羰基化合物含量（以 CH2O 計）， % ≤ 蒸發殘渣含量， % ≤ 2 工藝 流程設計 圖 1 煤制甲醇的簡單工藝流程 首先是采用 GSP 氣化工藝將原料煤氣化為合成氣；然后通過變換和 NHD 脫硫脫甲醇合成 合成氣凈化 煤制合成氣 甲醇精餾 年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 10 碳工藝將合成氣轉化為滿足甲醇合成條件的原料氣；第三步就是甲醇的合成，將原料氣加壓到 ，加溫到 225℃ 后輸入列管式等溫反應器，在 XNC