焦炉煤气制甲醇工艺流程

焦炉煤气制甲醇工艺手册

4.1概述

4.1.1装置设计规模 甲醇年产量：21万吨 公称能力：20万吨

4.1.2装置组成及各工序名称

焦炉气制甲醇装置工艺装置包括以下各工序：

主项名称

（1） 焦炉气湿法脱硫 （2） 焦炉气净化及粗脱硫 （3） 焦炉气精脱硫 （4） 转化及热回收 （5） 甲醇合成 （6） 甲醇精馏 （7） 空分 （8） 焦炉气压缩 （9） 合成气压缩 （10） 焦炉气气柜 （11） 锅炉给水及除氧槽 （12） 中间罐区 （13） 成品罐区及装卸站 （14） 火炬 （15） 公用系统

4.1.3生产方法

本装置以焦炉气为原料，采用全低压、空气透平膨胀、内压缩（液氧）加氮压机流程的空分工艺；20000m3气柜；焦炉气压缩采用电机驱动无油螺杆式压缩机；

代号 00A 00B 01 02 03 04 05 06A 06B 07 08 09 10 11 12

简化代号

0A 0B 1 2 3 4 5 6A 6B 7 8 9 10 11 12

ADA+PDS湿法脱硫，氧化铁干法粗脱硫加变温吸附（TSA）脱除焦油、萘；二段加氢转化及干法脱硫；纯氧部分催化氧化，转化废热锅炉副产3.8MPa（g）中压蒸汽；合成气压缩采用蒸汽透平驱动带循环段离心式合成气压缩机（二合一机组）；甲醇合成采用等温型合成塔并副产中压蒸汽；甲醇精馏采用三塔精馏加回收塔工艺

全厂物料流程框图图号：200508-44-3

4.1.4流程特点

（1）空分采用液氧内压缩空气膨胀流程，即采用增压空压机＋液氧泵＋空气增压透平膨胀机并通过换热器系统的合理组织来取代外压缩流程氧压机。针对用氧压力高，装置规模大的特点，选择这一流程是最安全可靠的，同时也经济合理。

（2）焦炉气压缩采用无油螺杆式压缩机对焦炉气进行二级压缩，该压缩机具有以下优点：没有气阀、活塞环等易损件，结构简单、紧凑，运转可靠；压缩机寿命长；可保持气体的干净无油；

（3）用ADA＋PDS湿法脱硫，H2S的脱除效率可以保证在90％以上，同时可以脱除部分有机硫、焦油和HCN；

（4）采用氧化铁粗脱硫串变温吸附（TSA）脱萘的工艺，流程简单且操作简便，同时也除去了焦油和部分有机硫；

（5）采用国产新型加氢脱硫催化剂，具有较高的加氢活性，同时适用于含高浓度CO和CO2气氛下焦炉气的加氢转化，且转化率高，副反应小；

（6）采用饱和塔，将原料气增湿，有效回收低位能及工艺冷凝液，并减少工艺蒸汽用量，消除大量工艺冷凝液的排放和处理；

（7）采用纯氧部分催化氧化法转化工艺，引进关键设备 —— 纯氧转化炉烧嘴，确保装置安全、稳定、长周期运转；

（8）转化气副产3.8MPa（g）的中压蒸汽，经加热炉过热后进入中压蒸汽管网，不仅可以充分利用高位能，而且还可减少外供蒸汽量；

（9）合成气压缩机采用单台带循环段的离心式压缩机，中压蒸汽透平驱动，提高装置的运行率，减少维修工作量；

（10）合成塔采用国内具有自主知识产权的绝热均温型合成塔技术，引进国

外催化剂。合成塔床层温度分布均匀，接近最佳合成温度，副产2.5～3.5MPa（g）的中压蒸汽；

（11）精馏采用三塔工艺流程，精馏塔采用高效规整填料，甲醇产品质量高，蒸汽消耗低。同时设甲醇回收塔，提高甲醇收率，降低废水排放量；

（12）本装置自动控制系统采用DCS集散控制, 使得全厂操作控制稳定，便利迅捷。同时采用一套安全仪表系统（SIS），为全装置关键的设备和系统提供安全保证。

4.1.5生产制度

本装置的年操作小时数：8000小时 本装置执行四班三运转生产制度。

4.2原材料、产品及催化剂、吸附剂、化学品主要技术规格 4.2.1原材料技术规格

本装置的原料、开工用燃料均为焦炉煤气，原料及燃料焦炉气总量为52900 Nm3/h。原料技术规格表如下：

表4-1 原料技术规格

4.2.2产品技术规格

本装置的产品及副产品见下表：

表4-2 甲醇装置产品及副产品

甲醇产品质量符合GB-338-92标准优等品或一级品；或美国联邦标准O-M-232G“AA”级，具体质量指标如下：

表4-3 中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB-338-92）

表4-4 工业甲醇美国联邦标准（O-M-232G）“AA”级

表4-5 空分产品规格

4.2.3催化剂、吸附剂、化学品技术规格

表4-6 催化剂、化学品技术规格

4.3 装置危险性物料主要物性

表4-7 装置危险性物料主要特性表

4.4 生产流程简述

4.4.1焦炉气湿法脱硫工段（00A工段） 工艺物料流程图，图号：200508-44-4 管道仪表流程图，图号：200508-44-13、14 4.4.1.1工艺原理

硫的各种化合物是烃类蒸汽转化催化剂和甲醇合成催化剂最主要的毒物，首先会使纯氧转化催化剂活性降低，转化炉出口气中残余甲烷含量增大，整个装置的能耗因此会增加，还会使甲醇合成催化剂中毒失活。因此，在焦炉气净化过程中，必须将总硫脱除到≤0.1ppm，为此需采取一系列的脱硫措施。焦炉气湿法脱硫工段（00A）的主要任务，就是初步将焦炉气中的硫化氢脱除到≤20 mg/Nm3，送往下一工序进一步将焦炉气中的硫脱除干净，达到≤0.1ppm，满足转化催化剂和甲醇合成催化剂的使用要求。

本工段使用ADA+PDS作为催化剂，以稀碱液作为吸收介质，对焦炉气中的无机硫进行脱除，同时HCN也被吸收脱除。吸收硫化氢的富液通过催化氧化，对溶液进行再生循环使用。4.4.1.2工艺流程简述

来自界区外的焦炉气（H2S含量≤300mg/Nm3、HCN含量≤500mg/Nm3）首先进入焦炉气气柜（07），均质稳压后经焦炉气压缩机（06A）一级压缩至压力约为0.3MPa

（g） ,入脱硫塔（T-0A01A/B）与自上而下的脱硫溶液（含ADA+PDS）逆流接触，气体中的H2S、HCN被吸收，出脱硫塔气体（H2S含量≤20mg/Nm3，HCN含量≤50mg/Nm3）去焦炉气净化及粗脱硫（00B）工段。吸收了H2S及HCN后的富液从脱硫塔的底部流出至喷射再生槽（V-0A01）进行氧化再生, 再生后的贫液经液位调节器进入贫液槽（V-0A02）循环使用；硫磺泡沫在再生槽内被分离出来进入硫泡沫槽（V-0A04），经硫泡沫泵（P-0A02A/B）送至熔硫釜（V-0A07），在熔硫釜内硫磺泡沫被夹套内的蒸气加热，清液自熔硫釜顶部排出（温度约90℃左右）返回贫液槽，熔融的液硫自熔硫釜底部放硫阀排出（温度约135℃左右），用液硫车送至硫库。

4.4.2焦炉气净化及粗脱硫工段（00B） 工艺物料流程图，图号：200508-44-5 管道仪表流程图，图号：200508-44-15、16 4.4.2.1工艺原理

变温吸附是利用吸附剂在不同的温度下，对物质的吸附能力不同来达到脱除杂质的目的。吸附剂在常温下对焦炉气中杂质（萘及焦油等）吸附，通过减压升温解吸来除去被吸附的萘及焦油。

4.4.2.2工艺流程简述

由湿法脱硫工段（00A）来的焦炉气首先进入V-0101中进行分液，然后用氧化铁干法粗脱硫，用廉价的氧化铁脱硫剂，初步将焦炉气中的H2S脱到＜1mg/Nm3，送入TSA净化系统。设了两台氧化铁脱硫槽（R-0B01A/B），生产时可串可并，任何一个都可以做为第一个槽，这样可以提高脱硫剂的有效硫容，也可以单独使用一个槽，另外一个槽更换脱硫剂。TSA系统有六个脱萘塔（T-0B01A～F），在此除去焦炉气中的萘及焦油，塔内装有特种吸附剂组成的复合吸附床。五个塔同时工作，另一个塔再生，再生气源为3.8MPa（g）的中压蒸汽经减压后进入脱萘器，解吸出的废液，进入污水槽，用污水泵（P-0B01）定时送往界外。脱萘器的工作周期为60天，脱萘剂使用寿命约为一年。TSA处理后的焦炉气中的萘≤5mg/Nm3，焦油＋尘≤1mg/Nm3送往焦炉气压缩工段（06A）二级压缩后送焦炉气精脱硫工段（01）。

4.4.3焦炉气精脱硫工段（01） 工艺物料流程图，图号：200508-44-6 管道仪表流程图，图号：200508-44-17、18

4.4.3.1工艺原理

焦炉气经粗脱硫和预净化后，有机硫和少量的硫化氢含量仍然不能满足后工序的要求，必须采用精脱硫工艺对焦炉气进行进一步脱硫。金属氧化物对无机硫有较好的脱除效果，但仍不能脱除有机硫，需采用加氢转化将有机硫转化为无机硫，再采用金属氧化物对无机硫脱除（干法精脱硫），以满足后续工序对原料气中总硫含量的要求。

4.4.3.2工艺流程简述

从焦炉气压缩机来的压力为2.0MPa（g），温度为40℃的焦炉气，首先送至焦炉气换热器（E-101）加热，然后去加热炉（F-101）的焦炉气加热器，加热至～300℃后，送入预加氢反应器（R-101）初步加氢，R-101还具有保护器的作用。然后出R-101的焦炉气进入第一加氢反应器（R-102），焦炉气中的不饱和烃、有机硫化合物（COS、噻吩等）在有氢气存在的条件下，经铁钼加氢催化剂的作用，不饱和烃转化为饱和烃，有机硫转化为易于脱除的H2S，典型有机硫转化反应式为：

R-SH + H2 = RH + H2S

R-S-R’+2 H2 = R’H + RH + H2S

经一段加氢转化后的焦炉气串联通过两台铁锰脱硫槽（R-103A/B），在这两个脱硫槽中，无机硫H2S被铁锰氧化物反应吸收。生产中这两个槽可串可并，任何一个都可以做为第一个槽，这样可以提高脱硫剂的有效硫容，也可以单独使用一个槽，另外一个槽更换脱硫剂。

经铁锰脱硫槽后的焦炉气仍然不能满足转化催化剂及合成催化剂对硫含量的要求，需要对其进一步加氢、精脱硫处理。焦炉气在钴钼加氢反应器（R-104）中进一步加氢转化，有机硫的转化率≥98%，几乎完全转化为无机硫。转化后的焦炉

气通过两台串联的氧化锌脱硫槽（R-105A/B），在这两个脱硫槽中，H2S被氧化锌吸收，反应式为：

ZnO + H2S = ZnS + H2O（g）

最终出氧化锌脱硫槽的焦炉气中总硫量为0.1ppm以下，温度为360℃，压力约为1.8MPa（g），该气体作为焦炉气换热器E-101的热源加热脱硫前的原料焦炉气后送往转化工段。

4.4.4转化及热回收工段（02工段） 工艺物料流程图，图号：200508-44-7 管道仪表流程图，图号：200508-44-19～24 4.4.4.1工艺原理

在转化炉顶部，氧气与净化后的焦炉煤气瞬间混合并发生不完全燃烧反应，放出大量热，这些热量将作为甲烷蒸汽转化所需热量的热源。反应方程式如下：

2H2 + O2 = 2H2O + Q转化气的高温余热能用于副产中压蒸汽，低温热能用于加热需加热的工艺介质及副产低压蒸汽。

4.4.4.2工艺流程简述

自脱硫工段来的焦炉气进入转化工段饱和塔（T-201）内，与塔顶下来的循环工艺水接触，使焦炉气被水蒸汽饱和。饱和塔内循环的工艺水为本工段回收的工艺冷凝液和来自精馏的部分工艺冷凝液。出饱和塔的混合气经与蒸汽混合后，再进入设在焦炉气加热炉中的焦炉气第二预热器（E1），温升至650℃，侧向进入转化炉顶部烧嘴。空分送来的压力3.0MPa（a）的纯氧气与来自中压蒸汽管网的3.8MPa（g）、450℃过热蒸汽按比例混合，再经设在焦炉气加热炉（F-201）中的氧气加热器（E4）加热后，温度升至300℃的富氧气进入转化炉顶部烧嘴，从烧嘴喷出，烧嘴带水夹套，并采用特殊合金制造，外衬耐高温材料，以防止烧嘴烧坏。氧气与侧向进入的焦炉气蒸汽混合，H2和O2立即发生氧化反应，在炉膛顶部燃烧，火焰中心温度达～2700℃，经合理设计的燃烧室流体动力场能保证了合适的气体回流，使转化炉的内衬里的表面温度在1400℃以下，高温气体随即向下进入转化催

化剂床，发生转化反应：

CH4 + H2O ＝ CO + 3H2 －Q

此反应为吸热反应，根据设计计算，经催化床层出口混合气CH4含量降至0.4％（dry V％），甲烷转化率＞97％。转化气出转化炉温度～984℃，压力1.55MPa（g），再依次进入中压废锅（E-205）、锅炉给水预热器（E-206），温度降为160℃，进入第一水分离器（V-202）分离出工艺冷凝液，再进入低压废锅（E-207），副产0.2MPa（g）的低压蒸汽约9.4t/h，出低压废锅的气体温度降至140℃后，再进入第二水分离器（V-203）分离出工艺冷凝液后，再经脱盐水加热器（E-208）、最终水分离器（V-204）和最终水冷器（E-209），转化气温度降至40℃后送合成气压缩机压缩。转化气经过第一、第二和最终水分离器除去的工艺冷凝水经工艺冷凝液泵打至饱和塔循环工艺水系统。

饱和塔循环工艺水、脱盐水预热及副产蒸汽流程如下：

饱和塔底出来的循环水少量排出用来排污保持水量的平衡，其余的由工艺水循环泵加压后与来自工艺冷凝液泵的冷凝液混合后，进入设在焦炉气加热炉对流段的工艺水加热器（E3），循环热水被加热到195℃后进入饱和塔顶部与焦炉气逆流接触，使焦炉气饱和增湿，热水循环使用。工艺冷凝液中溶解的气体（CH4 、CO2、CO、H2、甲醇等）全部经饱和塔解吸，重又进入混合气中，消除了有害气体对环境的污染，工艺冷凝液得到了再利用。

中压废锅用的锅炉给水来自界区外脱盐水站，经脱盐水加热器加热后进入除氧器（V-801），除氧后的锅炉给水再经中压锅炉给水泵送至锅炉给水预热器，经加热后的锅炉给水进入汽包，废锅中副产蒸汽。中压废锅副产4.0MPa（g）中压饱和蒸汽约68.2t/h，经设在焦炉气加热炉中的中压蒸汽过热器（E2）过热至450℃，压力降为3.8MPa（g）后，送至中压蒸汽管网作为动力蒸汽。

焦炉气加热炉为底烧式方箱炉，设两个辐射室，一个对流室。辐射室A内设一组管组：焦炉气第二加热器，用于加热进纯氧转化炉的焦炉气。辐射室B内设一组管组，用于过热来自转化气废锅副产的中压蒸汽。两个辐射室的烟气共同流进一个烟道内，进入对流段的烟气温度约为938℃，烟道内设三组加热盘管，分别为工艺水加热器、氧气加热器和焦炉气第一预热器。在工艺水加热器内，烟气预

热饱和塔的循环工艺水，并降温至332℃，再经氧气加热器将氧气加热至300℃，同时烟气降温至约300℃，再经焦炉气第一加热器后进入空气预热器。焦炉气第一加热器仅在开工或焦炉气换热器（E-101）检修时使用，正常情况下脱硫工段依靠自身的反应热就可维持热平衡。在空气预热器（E6）中，烟气的余热将空气加热至约250℃后进入焦炉气加热炉底的烧嘴。

加热炉的燃料正常情况下是合成回路的驰放气及低压分离器（V-303）的闪蒸气，合成回路未开车的情况下则采用焦炉气作燃料，经稳压罐（V-210）稳压至0.3MPa（g）后送至加热炉的各烧嘴。

4.4.5 甲醇合成工段（03）

工艺物料流程图，图号：200508-44-8 管道仪表流程图，图号：200508-44-25～30 4.4.5.1工艺原理

H2与CO、CO2在加压及催化剂作用下合成甲醇，本工段以经过压缩的合成气为原料，经合成塔合成和冷凝分离器分离获得粗甲醇，送精馏工段精制；甲醇合成反应是放热反应，产生的热量用于副产蒸汽。其反应原理如下:

CO＋2H2 ＝ CH3OH

△H298℃＝－90.56KJ/mol △H298℃＝－49.43KJ/mol

CO2＋3H2 ＝ CH3OH + H2O

从上述化学反应式，可以看出甲醇合成反应有如下四个特点： —— 放热反应

甲醇合成是可逆放热反应，为使反应过程适应最佳温度曲线的要求，以达到较高的产量，要采取措施移走反应热。

—— 体积缩小反应

从化学反应式可以看出，无论是一氧化碳和氢合成甲醇还是二氧化碳和氢合成甲醇，都是体积缩小的反应，因此压力高有利于反应向生成甲醇的方向进行。

—— 可逆反应

即在一氧化碳、二氧化碳和氢合成甲醇的同时，甲醇也分解为一氧化碳、二氧化碳和氢，合成反应的转化率与反应压力、温度及（H2－CO2）/（CO＋CO2）有关。

—— 催化反应

有催化剂存在时，合成反应才能较快地进行。没有催化剂存在时，即使在较高的温度和压力的条件下，反应仍极慢地进行。

根据本装置规模及装置蒸汽平衡，合成回路的压力暂按5.0MPa，但为了便于下一步方案比较，将合成压力7.0MPa作为方案二列出。详见第二册图纸。

4.4.5.2工艺流程简述

从合成气压缩工段来的合成气经进出料换热器（E-301）壳程通过甲醇合成塔（R-301）出口气加热至220℃，进甲醇合成塔在合成催化剂的作用下进行如下反应:

合成反应过程中的主反应为：

CO + H2 ←→ CH3OH － Q CO2 + 3H2 ←→ CH3OH +H2O － Q

反应过程中还有一些少量的副反应，分别是：

2 CH3OH ←→ CH3OCH3（二甲醚） ＋ H2O 4CO + 8H2 ←→ i-C4H9OH（异丁醇） ＋ 3H2O 3CO + 5H2 ←→C3H6O-1（丙酮） ＋ 2H2O 2CO + 4H2 ←→C2H5OH-1（乙醇） ＋ H2O

由于主反应为放热反应，在甲醇合成反应过程中，反应热大约在2.0×106kJ/t甲醇，通过加热合成塔壳程中的锅炉给水产生2.5MPa（g）饱和汽水混合物去汽包（V-301），副产的2.5MPa（g）饱和蒸汽经分液罐（V-304）分液后去管网；同时锅炉给水在汽包和合成塔壳程之间自然循环，不断移走反应热，保持合成塔管程操作温度在245℃左右；锅炉给水通过管网补入汽包。

合成塔出口含6～7%（mol）甲醇的合成气经进出料换热器管程与合成气压缩工段来的合成气换热冷却至95℃，再去合成水冷器壳程用循环冷却水冷却至40℃，冷却后的出塔气为粗甲醇冷凝液和循环气混合物，去高压分离器（V-302）；在高压分离器顶部气相分三部分：一部分作为燃料气经洗涤塔（T-301）用高压脱盐水泵（P-301A/B）输送的脱盐水洗涤其中夹带的甲醇，洗涤后的气相去转化工段，

洗涤液为含甲醇的水溶液通过减压后送至低压分离器（V-303），同时控制合成回路的压力；一部分作为循环合成气去合成气压缩工段；另一部分作为弛放气，经减压后送至燃料气总管作为焦炉气加热炉（F-201）的燃料，同时调节循环气中的惰性组分含量。高压分离器底部液相（粗甲醇）通过减压阀03LV-021A/B减压至0.5MPa（g）后去低压分离器。在低压分离器顶部闪蒸气去燃料气总管，底部粗甲醇（CH3OH ～80%wt）去甲醇精馏工段（04）。

由于焦炉气的成分较复杂，为了尽量减少合成副反应，尤其是减少粗甲醇中重组分的含量，给甲醇精馏生产出优质精甲醇产品创造有利条件，甲醇合成催化剂建议引进，本设计暂按引进ICI公司的51-8考虑。该催化剂与丹麦托普索公司的MK101或MK121系列催化剂同是世界上著名的甲醇合成催化剂，具有如下特点：

（1） 51系列催化剂是世界上应用最广的甲醇合成工艺－ICI甲醇工艺的核心技术。它的生产工艺使其同时具有高活性和高选择性。

（2） 它具有一套独特的配方，首先以铜基矿物质为基础，然后用锌离子逐渐替换阳离子。活性相是一种特殊设计的铝酸锌化合物作为支持物的。这种支持物使得催化剂在其使用寿命中具有较强的机械性能，同时能使反应气移到活性铜金属表面。氧化锌的微晶体结构还可阻止活性铜表面因硫和氯化物等物质的存在而中毒。在制备过程中，加入氧化镁以改变催化剂的结构，使其在使用中发挥最大的活性。

（3） 它性能稳定而且操作效率高。其增强的强度保证它可以承受操作过程中产生的所有应力，从而在其寿命结束时，很容易卸出与处理。该催化剂通常寿命为3～4年， 有些工厂甚至用了8年多。

（4） 适应高CO2组分的合成气生产甲醇，现已查明当 CO2/CO比值较高时，其表面会过分氧化，从而减小催化剂的活性。但是Katalco51的这种“失活”是暂时的，因为该系列催化剂表面的氧化反应是可逆的。

（5） 在甲醇合成过程中，主要生产的副产物是乙醇、二甲醚和甲基甲酸盐，但丙酮和其它酮类对生产AA级产品至关重要。尽管所有副产物的浓度都会随催化剂使用时间的延长和转化器温度的上升而增长；但当使用 Katalco51－8时，副产物浓度总是很低。由于 Katalco51系列催化剂具有高活性且性能稳定， 因而运行

生产在较低温度下进行，这会大幅增加选择性。

（6） Katalco51系列催化剂的选择性极高。如采用先进的转化器设计，可在更长的时间内保持极低的副产物浓度，这样很容易精制粗甲醇，使其达到美联邦AA等级。

4.4.6 甲醇精馏工段（04）

工艺物料流程图，图号：200508-44-9 管道仪表流程图，图号：200508-44-31～35 4.4.6.1工艺原理

根据各种物质在不同温度下的特性、沸点、蒸汽分压的不同，通过精馏的方法，将粗甲醇中的杂质除去，同时获得高纯度的精甲醇。本工段采用三塔精馏加回收塔的工艺流程，预塔的主要目的是除去粗甲醇中溶解的气体（如CO2、CO、H2等）及低沸点组分（如二甲醚、甲酸甲酯等），加压塔及常压塔的目的是除去水及高沸点杂质（如异丁基油），同时获得高纯度的优质甲醇产品。另外，为减少废水排放，增设甲醇回收塔，进一步回收甲醇，减少废水中的甲醇含量。

4.4.6.2工艺流程简述

从甲醇合成工段（或从粗甲醇贮罐）来的粗甲醇加入少量稀碱以中和其中的有机酸，然后进入粗甲醇预热器（E-401）与各再沸器来的蒸汽冷凝水进行换热后被送往预塔（T-401）进料，经预塔分离后，塔顶气相为二甲醚、甲酸甲酯、CO2等轻组分气体，经二级冷凝冷却后，不凝气通过火炬排放，冷凝液中补充脱盐水返回预塔作为回流液，塔釜为甲醇水溶液，经预后泵（P-403A/B）增压后与加压塔塔釜出料液换热后送入加压塔（T-402）进料。

经加压塔分离后，塔顶气相为甲醇蒸汽，与常压塔（T-403）塔釜液换热后部分返回加压塔打回流，部分采出作为精甲醇产品，经冷却后送中间罐区产品罐，塔釜出料液与加压塔进料换热后作为常压塔的进料。

在常压塔中甲醇与轻、重组分及水得以进一步分离，塔顶气相为含微量不凝气的甲醇蒸汽，经冷凝后，不凝气通过火炬排放，冷凝液部分返回常压塔作为回

流液，部分作为精甲醇产品，经冷却后送中间罐区产品罐，塔中下部侧线采出杂醇油作为回收塔（T-404）的进料。塔釜出料液为含微量甲醇的水，送界区外污水处理站进行处理达标后二次利用或排放。

经甲醇回收塔分离后，塔顶蒸汽经冷凝冷却后部分返回甲醇回收塔回流，部分送粗甲醇罐（甲醇含量99%左右）或甲醇产品罐，塔中部侧线采出异丁基油经冷却后送中间罐区异丁基油储罐，底部的少量废水与常压塔底废水合并。

三塔精馏加回收塔工艺流程的主要特点是热能的合理利用：

采用双效精馏方法：将加压塔塔顶气相的冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器热源。

废热回收：一是将加压塔再沸器换热后，分离掉工艺冷凝液后的气体作为预塔再沸器的热源；其二是加压塔、预塔各自第二再沸器冷凝水用来预热进料粗甲醇；其三是加压塔塔釜出料与加压塔进料充分换热。4.4.7 空分工段（05）

管道仪表流程图，图号：200508-44-36 4.4.7.1工艺原理

利用空气中不同组份沸点的差异，在深冷液化的基础上对空气进行精馏，将空气中的氧、氮、氩等分离，从而获得氧气、液氧、液氩、氮气、仪表空气、工厂空气等不同的空分产品。

4.4.7.2工艺流程简述

空分设备采用分子筛吸附预净化、增压透平膨胀机、填料精馏及液氧泵内压缩工艺。整套设备包括：空气过滤系统、空气压缩系统、空气预冷系统、分子筛纯化系统、分馏塔系统、全精馏制氩系统、液体贮存系统、仪控系统、电控系统等。

全套工艺、设备均由空分专业厂商设计、供货。供货商将待本项目实施阶段经国内招标确定。由于各制造厂采用的工艺技术不尽相同，现暂按目前国内先进、通用的工艺对生产流程简述如下。

（1） 空气过滤和压缩

空气首先进入自洁式空气吸入过滤器，在空气吸入过滤器中除去灰尘和其它颗

粒杂质，然后进入主空压机，经过多级压缩后进入空冷塔，压缩机级间的热量被中间冷却器中的冷却水带走。

（2） 空气的冷却和纯化

空气在进入分子筛吸附器前在空冷塔中冷却，以尽可能降低空气温度减少空气

中水含量从而降低分子筛吸附器的工作负荷，并对空气进行洗涤。进入空冷塔上部的冷冻水，首先在水冷塔中利用干燥的出分馏塔污氮气和氮气进行冷却，然后再进入空冷塔上部。

分子筛纯化系统由两台分子筛吸附器和三台电加热器（两用一备）组成，分子

筛吸附器吸附空气中的水份、二氧化碳和一些碳氢化合物，两台分子筛吸附器一台工作，另一台再生。

（3） 空气的精馏

出吸附器的空气分为两部分：一部分直接进入主换热器冷却后进入下塔；另一部分通过空气增压机进一步压缩，中抽出一股经过膨胀机增压端的压缩及后冷却器的冷却，再进入主换热器被冷却，经膨胀机膨胀后进入下塔；从空气增压机末级排出的空气经增压机后冷却器冷却后送入冷箱经高压主换热器冷却变为液体后节流进入下塔。

下塔中的上升气体通过与回流液体接触含氮量增加。所需的回流液氮来自下塔顶部的冷凝蒸发器，在这里氧得到蒸发，而氮得到冷凝。

4.4.8 压缩工段（06A/06B）

管道仪表流程图，图号：200508-44-37～38 本工段包括焦炉气压缩（06A）和合成气压缩（06B） 4.4.8.1压缩工艺原理

（1）无油螺杆式压缩工作原理：无油螺杆压缩机的一对阴阳转子通过同步齿轮带动，阴转子、阳转子不接触，相互间存在一定的间隙。所谓无油是指气体在压缩过程中完全不与油接触，即压缩机的压缩腔和转子之间没有油润滑。但压缩机中的轴承，齿轮等零部件仍需用油进行润滑。

（2）离心式压缩机的主轴带动叶轮旋转时，气体自轴向进入，并以很高的速

度被离心力甩出叶轮，进入流通面积逐渐扩大的扩压器中，使气体的速度降低而压力提高，采用多级叶轮，通过一级一级提高压力，一直达到额定的压力要求。采用离心式压缩机对焦炉气进行压缩，提高进下一工序的压力，以至于满足整个生产工艺的要求。

4.4.8.2工艺流程简述 （1） 焦炉气压缩（06A）

焦炉气压缩机采用2台并联，原料焦炉气从焦炉气气柜进入焦炉气压缩机（C-6A01A/B）的一级进口，进口压力为300mmH20（A），经过一级压缩，压力达到0.3MPa（g），两台压缩机一级压缩后，合并进入段间冷却器（E-6A01）进行冷却，在段间分离器（V-6A01）中进行气液分离后，送去粗脱硫及净化。净化气返回压缩机的二段进口，经过第二级压缩后，焦炉气的压力达到1.9MPa（g），送往焦炉气精脱硫工段。

（2） 合成气压缩（06B）

来自转化工段的温度40℃、压力1.3MPa（g）的转化气，作为合成甲醇的新鲜气，首先经进口分离器（V-6B01）分水后，进入合成气压缩机（K-6B01）一段，压缩至4.0MPa（a）后出压缩机，经级间冷却器冷却至40℃进入压缩机（K-6B01）二段，压缩至5.1MPa（a）后出压缩机，经段间冷却器冷却至40℃，与经循环气分离器（V-6B02）分水后的合成工段循环气混合，进入合成气压缩机（C-6B01）循环段，经循环段压缩至5.6MPa（a）送至合成工段。

由于本项目所采用的螺杆压缩机要求对气体的适应性强，能适应焦炉煤气中高焦油、高萘的特点，能满足装置长周期生产要求，目前国内尚不能生产该类型的机器，因此在充分比较和技术交流的前提下，本次设计按照引进考虑。

焦炉气压缩机采用二台，各占50%负荷，一方面增加设备运行可靠性，另一方面即使有一台停车，也不至于使得装置停车。

4.4.9 锅炉给水泵及脱氧槽工段（08） 管道仪表流程图，图号：200508-44-39

4.4.9.1热力喷雾除氧工艺原理

气体在水中的溶解度与该气体在水面上的分压力、温度和气体种类有关。根据亨利定律，当水温达到相应压力下饱和温度时水就开始沸腾，就不再溶解气体，此时水面上的蒸汽压力与外界压力相等，气体的分压力就等于零。此工艺是将水雾化并通过特殊的填料与蒸汽充分接触加热，使其在一定压力下沸腾，达到除氧的目的，以满足锅炉给水的要求。

通过调节蒸汽流量，使除氧器内的工作压力保持在0.02MPa（g），并通过调节给水流量，进而达到水与蒸汽之间的换热平衡，使其在一定压力下达到沸腾，脱去溶解于水中的氧。

4.4.9.2 热力喷雾除氧工艺流程简述

采用热力喷雾除氧工艺，设置额定能力为112t/h热力喷雾除氧器（X-801）一台。调节进除氧器蒸汽流量，使除氧器内的工作压力保持在0.02MPa（g），并调节进除氧器脱盐水流量，进而达到水与蒸汽之间的换热平衡。除氧后的锅炉给水温度为115℃，含氧量≤0.007mg/L，将脱掉溶解氧的锅炉给水一部分通过联胺加药装置（X-802）加联氨后，再用中压锅炉给水泵（P-801A/B）输送到转化工段的转化汽包和甲醇合成工段的合成废锅使用；另一部分通过两台低压锅炉给水泵（P-802A/B）将低压锅炉给水送往转化工段低压废热锅炉及所有减温器用水处。

中压锅炉给水泵及低压锅炉给水泵均为一开一备，采用电机驱动。

4.4.10 中间罐区（09工段）

管道仪表流程图，图号：200508-44-40 4.4.10.1工艺流程原理

中间罐区设有粗甲醇储罐、精甲醇储罐、异丁基油储罐以及相应的泵和管道系统。中间罐区是粗甲醇、精甲醇、异丁基油的暂时储存处，生产过程中没有化学变化。

设备选型：标准大气压（101.325 kPa）下，粗甲醇、精甲醇的沸点为64.8℃。为了减少甲醇的挥发损失，设计选用内浮顶储罐。

标准状况下，甲醇的闪点是11℃，属于甲B类火灾危险性物料，为了安全生产，粗甲醇、精甲醇储罐也应该选用内浮顶储罐。与立式拱顶罐相比，内浮顶储罐几乎没有甲醇蒸汽与空气的混合物，发生火灾的危险性要小很多。

异丁基油的成分是高级醇、甲醇和水等,从安全方面考虑，设计选用内浮顶储罐。

自动控制：储罐设有非接触式高精度雷达液位计（液位误差±1mm），可显示液位并能进行高低液位报警。进行标定的储罐，用液位计进行流量计量，其计量精度远远高于0.2％。储罐还设有高高液位报警开关，进行高高液位报警并连锁关闭储罐进口阀门，防止储罐发生泄漏事故，确保罐区以及整个甲醇装置的安全。

储罐设有就地温度计、远传温度计。可定期检测储罐温度。

储罐只设一个进出口总管，安装有可靠的气动阀门。在紧急情况下可以在控制室关闭所有的储罐进出口总管阀门。储罐在进出口总管后面分设两路管道，可同时进行物料的进出作业。

泵的出口设有压力表。每台泵的运行信号进中央DCS。

在向成品罐区输送甲醇的管道上设有精度为0.2％的质量流量计，以方便工段之间的计量。在异丁基油装车管道上也设有流量计。

中间罐区的物料储运情况及储罐的容量、数量及形式见下表：

表4-8 物料储运情况表

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