年产30万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计5

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毕业设计任务书

题目： 年产30万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计 函授站： 甘肃石化技师学院 专业： 化工工艺 班级： 10高级化工工艺 学生姓名： 胡文花 指导教师： 王广菊

2013年02月03

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毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目： 年产30万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计 函授站： 甘肃函授站 专业： 应用化工技术（工业分析与检验） 班级： 甘化专111 （甘分专111） 学生姓名： 胡文花 指导教师（含职称）：王广菊 老师 1．设计（论文）的主要任务及目标

甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳化学的基础产品，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着甲醇下属产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，甲醇的需求大幅度上升。为了满足经济发展对甲醇的需求，开展了此20万t/a的甲醇项目。

2．设计（论文）的基本要求和内容

首先是采用GSP气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD脱硫脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合成，将原料气加压到5.14Mpa，加温到225℃后输入列管式等温反应器，在XNC-98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇。然后利用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。

3.主要参考文献

［1］徐振刚，宫月华，蒋晓林.CSP加压气流床气化技术及其在中国的应用前景[J].洁净煤技术，1998，

（3）:15～18.

［2］李大尚.GSP技术是煤制合成气(或H2)工艺的最佳选择[J].煤化工,2005，（3）:1～6.

［3］林民鸿，张全文，胡新田.NHD法脱硫脱碳净化技术.化学工业与工程技术，1995年，第3期. ［4］李琼玖，唐嗣荣，等.近代甲醇合成工艺与合成塔技术(下)[J].化肥设计，2004，42(1):3～8. ［5］陈文凯，吴玉塘，梁国华，于作龙.合成甲醇催化剂的研究进展.石油化工,1997年，第26卷. ［6］唐志斌，王小虎，付超，于新玲.新型低压甲醇合成催化剂XNC-98的工业应用.石化技术与应

用，第5期，第23卷.

［7］汪寿建.天然气的综合利用技术.第1版.化学工业出版社，2003. ［8］宋维端，房鼎业.甲醇工学.第1版.化学工业出版社，1991. ［10］王永全.甲醇精馏技术简述[J].化肥设计，2004，42(5):22～25.

［11］刘志臣，孙贞涛.三塔甲醇精馏技术的应用[J].小氮肥, 2004,（1）: 11～12. ［12］宋维端，房鼎业.甲醇工学.第1版.化学工业出版社，1991.

［13］梁红涛主编.最新化工生产工艺设计与化工产品检测技术手册.银声音像出版社，2004.

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［14］刁玉玮，王立业编著.化工设备机械基础.第5版.大连理工大学出版社，2003. ［15］唐宏青.GSP工艺技术[J].中氮肥，2005,（2）:14～18.

［16］刘道德等编著.化工厂的设计和改造.第二版.中南大学出版社，2005. ［17］冯元琦主编.联醇生产.第2版.化学工业出版社，1994.

［18］胡松涛.甲醇工业污水深度处理及回用的研究.黑龙江大学硕士学位论文，2006.

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目 录

1概论 ?????????????????????????????6 1.1概述 ???????????????????????????6 1.2设计的目的和意义 ?????????????????????7 1.3设计依据 ?????????????????????????7 1.4设计的指导思想 ??????????????????????8 1.5原料煤的规格 ???????????????????????8 2工艺论证 ???????????????????????????9 2.1 煤气化路线的选择 ………………………………………………………9 2.2净化工艺方案的选择 ………………………………………………… 11 2.3合成甲醇工艺选择 ………………………………………………………12 2.4甲醇精馏 …………………………………………………………………14 3工艺流程 ……………………………………………………………????18 3.1 GSP气化工艺流程 ………………………………………………………18 3.2净化装置工艺流程 ………………………………………………………19 3.3甲醇合成工艺流程 ………………………………………………………25 3.4甲醇精馏工艺流程 ………………………………………………………26 3.5氨吸收制冷流程 …………………………………………………………27 4工艺计算 ……………………………………………………………? ??29 4.1物料衡算 …………………………………………………………………29 4.2能量衡算 …………………………………………………………………35 5主要设备的工艺计算及选型 ………………………………………????41 5.1甲醇合成塔的设计 ………………………………………………………41 5.2水冷器的工艺设计 ………………………………………………………43 5.3循环压缩机的选型 ………………………………………………………46 5.4甲醇合成厂的主要设备一览表 …………………………………………46 6三废处理 ……………………………………………………………????47 6.1甲醇生产对环境的污染 …………………………………………………47 6.2 处理方法 …………………………………………………………………47 致谢 …………………………………………………………………………??50

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1.1 概述

1.1.1 甲醇性质

甲醇俗称木醇、木精，英文名为methanol，分子式CH3OH。是一种无色、透明、易

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NHD溶剂主要组分是聚乙二醇二甲醚的同系物，分子式为CH3O(C2H4O)nCH3, 式中n=2～8，平均分子量为250～280。 物理性质(25℃)：

密度 1.027kg/m3 蒸汽压 0.093Pa 表面张力 0.034N/m 粘度 4.3mPa.s 比热 2100J/(kg/K) 导热系数 0.18W/(m/K) 冰点 -22℃～-29℃ 闪点 151℃ 燃点 157℃ 应用性能：

表1 各种气体在NHD溶剂中的相对溶解度

组分 H2 CO CH3 CO2 COS H2S CH3SH4 CS2 H2O 相对溶解度 1.3 2.8 6.7 100 233 892 2270 2400 73300

(2) NHD溶剂吸收机理

甲醇生产要求净化气含硫量低，NHD溶剂脱硫(包括无机硫和有机硫)溶解度大，对二氧化碳选择性好，而且，NHD脱硫后串联NHD脱碳，仍是脱硫过程的延续。NHD脱硫脱碳的甲醇装置的生产数据表明，经NHD法净化后，净化气总硫体积分数小于0.1x10-6，再设置精脱硫装置，总硫体积分数可小于0.05×10-6，满足甲醇生产的要求。

综上所述，NHD法脱硫脱碳净化工艺是一种高效节能的物理吸收方法。且在国内某些装置上己成功应用，有一定的生产和管理经验，本着节约投资、采用国内先进成熟的净化技术这一原则，设计采用了NHD脱硫脱碳净化工艺。

2.3 合成甲醇工艺的选择

甲醇合成的典型工艺主要是：低压工艺（ICI低压工艺、Lurgi低压工艺）、中压工艺、高压工艺。甲醇合成工艺中最重要的工序是甲醇的合成，其关键技术是合成甲醇催化剂的和反应器，设计采用用的是低压合成工艺。 2.3.1 甲醇合成塔的选择

目前，国内外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：

冷激式合成塔：这是最早的低压甲醇合成塔，是用进塔冷气冷激来带走反应热。

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该塔结构简单，也适于大型化。但碳的转化率低，出塔的甲醇浓度低，循环量大，能耗高，又不能副产蒸汽，现已经基本被淘汰。

冷管式合成塔：这种合成塔源于氨合成塔，在催化剂内设置足够换热面积的冷气管，用进塔冷管来移走反应热。冷管的结构有逆流式、并流式和U型管式。由于逆流式与合成反应的放热不相适应，即床层出口处温差最大，但这时反应放热最小，而在床层上部反应最快、放热最多，但温差却又最小，为克服这种不足，冷管改为并流或U形冷管。这种塔型碳转化率较高但仅能在出塔气中副产0.4MPa的低压蒸汽。日前大型装置很少使用。

水管式合成塔：将床层内的传热管由管内走冷气改为走沸腾水。这样可较大地提高传热系数，更好地移走反应热，缩小传热面积，多装催化剂，同时可副产2.5Mpa—4.0MPa的中压蒸汽，是大型化较理想的塔型。

固定管板列管合成塔：这种合成塔就是一台列管换热器，催化剂在管内，管间（壳程)是沸腾水，将反应热用于副产3.0MPa～4.0MPa的中压蒸汽。固定管板列管合成塔虽然可用于大型化，但受管长、设备直径、管板制造所限。在日产超过2000t时，往往需要并联两个。这种塔型是造价最高的一种，也是装卸催化剂较难的一种。随着合成压力增高，塔径加大，管板的厚度也增加。管板处的催化剂属于绝热段;管板下面还有一段逆传热段，也就是进塔气225℃，管外的沸腾水却是248℃，不是将反应热移走而是水给反应气加热。这种合成塔由于列管需用特种不锈钢，因而是造价非常高的一种。

多床内换热式合成塔：这种合成塔由大型氨合成塔发展而来。日前各工程公司的氨合成塔均采用二床(四床)内换热式合成塔。针对甲醇合成的特点采用四床（或五床)内换热式合成塔。各床层是绝热反应，在各床出口将热量移走。这种塔型结构简单，造价低，不需特种合金钢，转化率高，适合于大型或超大型装置，但反应热不能全部直接副产中压蒸汽。典型塔型有Casale的四床卧式内换热合成塔和中国成达公司的四床内换热式合成塔。

合成塔的选用原则一般为：反应能在接近最佳温度曲线条件下进行，床层阻力小，需要消耗的动力低，合成反应的反应热利用率高，操作控制方便，技术易得，装置投资要底等。

综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的经验，（大型装置不宜选用激冷式和冷管式），设计选用固定管板列管合成塔。这种塔内甲醇合成反应接近最佳温度操作线，反应热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内外使用较多，具有丰富的管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计的是年产20万吨的甲醇合成塔，塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不会很高，所以本设计采用了固定管板列管合成塔。

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2.3.2 催化剂的选用 （1） 甲醇合成催化剂

经过长时间的研究开发和工业实践，广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两大系列：一种是以氧化铜为主体的铜基催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌基催化剂。锌基催化剂机械强度好.耐热性好，对毒物敏感性小，操作的适宜温度为350～400℃，压力为25～32MPa(寿命为2～3年)；铜基催化剂具有良好的低温活性，较高的选择性，通常用于低、中压流程。耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏感，易中毒。操作的适宜温度为220～270℃，压力为5～15MPa(一般寿命为2～3年)。通过操作条件的对比分析，可知使用铜基催化剂可大幅度节省投资费用和操作费用，降低成本。 （2） XNC-98甲醇合成催化剂简介：

XNC-98型催化剂是四川天一科技股份有限公司研制和开发的新产品。目前已在国内20多套大、中、小型工业甲醇装置上使用,运行情况良好。用于低温、低压下由碳氧化物与氢合成甲醇，具有低温活性高、热稳定性好的特点。常用操作温度200～290℃,操作压力5.0～10.0MPa。 催化剂活性和寿命：

在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为： 230℃时：催化剂的时空收率≥1.20 kg/(L.h) 250℃时：催化剂的时空收率≥1.55 kg/(L.h) 在正常情况下，使用寿命为2年以上。

综上所述，催化剂的活性、选择性和使用寿命等主要技术经济指标均适合，所以本设计选用四川天一科技股份有限公司研制的XNC-98型催化剂。

2.4 粗甲醇的精馏

在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列的副反应。所得产品除甲醇为，还有水、醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸等几十种有机杂质。由于甲醇作为有机化工的基础原料，用它加工的产品种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求。甲醇的纯度直接影响下游产品的质量、消耗、安全生产及生产过程中所用的催化剂的寿命。所以粗甲醇必须提纯。 2.4.1 精馏原理

精馏是将沸点不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中，同时多次部分气化和多次部分冷凝，使其分离成纯态组分的过程。其分离的原理如下：

对于由沸点不同的组分组成的混合液，加热到一定温度，使其部分气化，并将气

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相与液相分离。因低沸点组分易于气化，则所得气相中低沸点组分含量高于液相中的含量，而液相中高沸点组分含量，较气相中高。若将气相混合蒸汽再部分冷凝下来，将冷凝液再加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离，则所得气相冷凝液中的低沸点组分又高于原气相冷凝液。如此反复，低沸点组分不断提高。到最后制得接近纯态的低沸点组分。 2.4.2 精馏工艺和精馏塔的选择

甲醇精馏按工艺主要分为三种：双塔精馏工艺技术、带有高锰酸钾反应的精馏工艺技术和三塔精馏工艺技术。 （1） 双塔精馏工艺

国内中、小甲醇厂大部分都选用双塔精馏工艺传统的主、预精馏塔几乎都选用板式结构。双塔精馏工艺流程见下图。来自合成工段含醇90%的粗甲醇，经减压进入粗甲醇贮槽。经粗甲醇预热器加热到45℃后进入预精馏塔。甲醇的精馏分2个阶段：先在预塔中脱除轻馏分，主要是二甲醚；后进入主精馏塔，进一步把高沸点的重馏分杂质脱除，主要是水、异丁基油等。从塔顶或侧线采出。经精馏甲醇冷却器冷却至常温后，就可得到纯度在99.9%以上的符合国家指标的精甲醇产品。

甲醇水1预精馏塔 2主精馏塔 图1 甲醇双塔工艺流程

（2） 三塔精馏工艺

近年来，许多企业原有甲醇双塔精馏装置己不能满足企业的需要。随着生产的强化，不仅消耗大幅度上升，而且残液中的甲醇含量也大大超过了工艺指标。对企业的达标排放构成了较大的威胁。甲醇三塔精馏工艺技术是为了减少甲醇在精馏过程中的损耗，提高甲醇的收率和产品质量而设计的。预精馏塔后的冷凝器采用一级冷凝，用

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以脱除二甲醚等低沸点的杂质，控制冷凝器气体出口温度在一定范围内。在该温度下，几乎所有的低沸点馏分都为气相，不造成冷凝回流。脱除低沸点组分后，采用加压精馏的方法，提高甲醇气体分压与沸点，减少甲醇的气相挥发，从而提高了甲醇的收率。作为一般要求的精甲醇经加压精馏塔后就可以达到合格的质量。如作为特殊需要，则再经过常压精馏塔的进一步提纯。生产中加压塔和常压塔同时采出精甲醇，常压塔的再沸器热量由加压塔的塔顶气提供，不需要外加热源。粗甲醇预热器的热量由精甲醇提供，也不需要外供热量。因此.该工艺技术生产能力大，节能效果显著，特别适合较大规模的精甲醇生产。

甲醇粗甲醇釜液甲醇

1 预精馏塔 2加压精馏塔 3常压精馏塔

图2 三塔工艺流程

（3） 双塔与三塔精馏技术比较

工艺流程 三塔精馏与双塔精馏在流程上的区别在于三塔精馏采用了2台主精馏塔(其中1台是加压塔)和1台常压塔，较双塔流程多1台加压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并没常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馏既节约蒸汽，又节省冷却水。

蒸汽消耗 在消耗方面,由于常压塔加压塔的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馏的蒸汽消耗相比双塔精馏要低。

产品质量 三塔精馏与双塔精馏在产品质量上最大的不同是三塔精馏制取的精甲醇中乙醇含量低，一般小于50×10-6,而双塔精馏制取的精甲醇中乙醇含量为400×10-6～500×10-6，三塔精馏制取的精甲醇纯度可达99.99%，含有的有机杂质相对较少。

设备投资 三塔精馏的流程较双塔精馏流程要复杂，所以在投资方面，同等规模三塔精的设备投资要比双塔精馏高出20%～30%。

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操作方面 由于双塔精馏具有流程简单,运行稳定的特点,所以在操作上较三塔精馏要方便简单。

通过上述比较可知，虽然三塔精馏技术的一次性投入要比双塔精馏高但是从能源消耗、精甲醇质量上都要优于双塔精馏，所以设计采用三塔精馏工艺。 （4） 精馏塔的选择

精馏塔是粗甲醇精馏工序的关键设备，它直接制约着生产装置的产品质量、消耗、生产能力及对环境的影响。目前常用的精馏塔主要有四种塔型：泡罩塔，浮阀塔，填料塔和新型垂直筛板塔。其各自结构及特点如下：

泡罩塔 泡罩塔十多层板式塔，每层塔板上装有一个活多个炮罩。该类型塔塔板效率高，操作弹性大，塔阻力小，但单位面积的生产能力低，设备体积大，结构复杂，投资较大。该塔已经逐渐被其他塔代替。

浮阀塔 浮阀塔的塔板结构与泡罩相似，致使浮阀代替了泡罩及其伸气管。该类型塔板效率高，操作弹性大，操作适应性强，单位面积生产能力大，造价较低。但浮阀易损坏，维修费用高，安装要求高。目前该塔仍被广泛使用，但有使用逐渐减少的趋势。

填料塔 填料塔是在塔内装填新型高效填料，如不锈钢网波纹填料，每米填料相当5块以上的理论板。塔总高一般为浮阀塔的一半。该塔生产能力大，压降小，分离效果好，结果简单，维修量极小，相对投资较小，是目前使用较多的塔型之一。

新型垂直筛板 新型垂直筛板的传质单元，是由塔板开有升气孔及罩于其上的帽罩组成。该塔传质效率高，传质空间利用率好，处理能力大，操作弹性大，结构简单可靠，投资小，板液面梯度小，液面横向混合好无流动传质死区。

综上所述，填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用了填料塔。 （5） 生产工艺参数

预塔：入塔温度65℃，塔顶放空温度40℃，预精馏后甲醇比重维持在0.87，预精馏后甲醇pH值宜控制在8；加压塔：塔底釜液压强0.6Mpa，温度125℃，塔顶气体压强0.6Mpa，温度122℃，常压塔：塔顶气体压强0.13Mpa，温度67℃。

3 工艺流程

3.1 GSP气化工艺流程

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GSP气化工艺过程也主要是由给料系统、气化炉、粗煤气洗涤系统组成。即备煤、气化、除渣三部分组成。

固体气化原料被碾磨为不大于0.5㎜的粒度后，经过干燥，通过浓相气流输入系统送至烧嘴。气化原料与气化剂氧气经烧嘴同时喷入气化炉（R1001）内的反应室，然后在高温(1400一1600℃)、高压（4.0MPa)下发生快速气化反应，产生以CO和H2为主要成分的热粗煤气。气化原料中的矿物形成熔渣。热粗煤气和熔渣通过反应室底部的排渣口进入下部激冷室。冷却的粗煤气进入分离器（V1002），从分离器出来的气体分为两部分：一部分进入变换炉（R1002），气体出来后进入换热器（E1003），出来的气体和另外一部分气体混合后进入水解器，气体出来后入分离器（V1004），从V1004出来后去净化工段；而从分离器（V1002）下分离出的液体进入分离器（V1003），从V1003出来的气体经过冷却器（E1002）后，主要为H2S去硫回收系统；从V1003下分离的液体去污水处理系统，处理后的水和从E1002，E1003，V1004出来的冷液一起返回气化炉冷激室。气化炉冷激室里的渣粒固化成玻璃状，通过锁斗系统排出。污水的处理过程是先送入减压闪蒸槽，闪蒸后的液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩，再去过滤。

氧蒸汽原煤蒸汽硫回收冷却水系统去净化水污水处理图3 GSP气化工艺流程

3.2 净化装置工艺流程

3.2.1 变换

由气化工段送来的3.8MPa(A)，216℃左右，汽气比为1.43的水煤气经煤气水分离器（V2003）和中温换热器（E2002）温度升高至240℃进入预变换炉（R2001）后分成两部分：一部分进入变换炉（R2002），变换炉内装两段耐硫变换触媒，二段间配有煤

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气激冷管线，出变换炉变换气的CO含量约6.0%（干），温度为393℃左右进入中温换热器（E2002），温度降为332℃，与旁路调节的水解气混合进入变换气第一废热锅炉（E2003），生产1.4MPa(A)饱和蒸汽，使变换气温度降至为208℃进入变换气第二废热锅炉（E2004），产生0.5MPa(A)低压蒸汽，出口变换气温度约为197℃左右，进入第一水分离器（V2004），分离出的冷凝液去冷凝液闪蒸槽（V2007），变换气去脱硫再沸器及氨吸收制冷再沸器。自氨吸收制冷系统返回的变换气，温度145℃，进入锅炉给水加热器（E2005）后温度降至142℃，再进入第二水分离器（V2005），分离出的冷凝液去冷凝液汽提塔（T2001），分离后的变换气进入脱盐水加热器Ⅰ（E2006），加热来自脱盐水站的脱盐水，温度降至35℃，进入第三水分离器（V2006），分离出的冷凝液去冷凝液汽提塔（T2001），分离后的变换气去脱硫系统。

另一部分水煤气进入有机硫水解槽（R2003）脱硫，出来的240℃的水煤气分成两部分，一部分去调节变换炉出口变换气中CO含量，使CO含量为19%（干基）左右。另一部分去发电气加热器（E2007），温度降至213℃，进入发电气废热锅炉（E2008），产生0.5 MPa(A)低压蒸汽，出口水煤气温度降至170℃，进入第四水分离器（V2011），分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器Ⅱ（E2009）加热锅炉给水，温度降至153℃，再进入第五水分离器（V2012），分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器Ⅲ（E2010）加热来自热电站的锅炉给水，温度降至123℃，进入第六水分离器（V2013），分离出冷凝液后进入脱盐水加热器Ⅱ（E2011），温度降至35℃，进入第七水分离器，分离出冷凝液后的煤气（发电气）去送至NHD脱硫脱碳工段。

来自脱硫系统的发电煤气，温度80℃，压力3.57MPa（A），进入发电气加热器（E2007），温度升至230℃，然后去发电系统发电用。

由第一水分离器（V2004）、第四水分离器（V2011）分离出的高温冷凝液和来自氨吸收制冷、脱硫系统的冷凝液进入冷凝液闪蒸槽（V2007），闪蒸出的闪蒸气进入冷凝液汽提塔（T2001），冷凝液由闪蒸槽底部排出直接送至气化工段。

由第三水分离器（V2006）、第七水分离器（V2014）分离出的冷凝液进入冷凝液汽提塔的上部，由第二水分离器（V2005）、第五水分离器（V2012）、第六水分离器（V2013）分离出的冷凝液进入冷凝液汽提塔的中部，汽提塔采用垂直筛板塔，冷凝液闪蒸槽闪蒸出的闪蒸气（156℃，3.0MPa）进入冷凝液汽提塔的底部，低压蒸汽进入塔的底部进行汽提冷凝液，塔的操作压力为0.4～0.5MPa(A)。从塔底排出的冷凝液送至气化工段，塔顶排出的解析气，送至气化系统的火炬。

脱盐水站来的脱盐水分成两部分，一部分进入脱盐水加热器Ⅰ（E2006）与变换气换热温度升至98℃后分两股，一股脱盐水去热电站，另一股进入除氧器除氧；另一部分进入脱盐水加热器Ⅱ（E2011）与水煤气（发电气）换热温度升至98℃，进入除氧器除氧。除氧器用本工段产生的低压蒸汽吹入除氧，除氧后的锅炉给水由锅炉给水泵

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和高、低压给水泵提压，经低压锅炉给水泵升压至0.65MPa(A)去锅炉给水加热器Ⅱ（E2009），升温至153℃后，一部分去变换气第二废热锅炉（E2004）产生0.5MPa(A)低压蒸汽，另一部分去发电气废热锅炉（E2008）产生0.5MPa(A)低压蒸汽；经高压锅炉给水泵升压到5.60MPa(A)去甲醇合成系统；经低压锅炉给水泵升压到1.6MPa(A)进锅炉给水加热器（E2005），温度升至135℃，分成两部分，一部分去硫回收系统，另一部分去变换气第一废热锅炉（E2003）产生的1.4MPa(A)蒸汽。0.5MPa(A)蒸汽除一小部分本工段利用外绝大部分与1.4MPa(A)蒸汽一起送出本工段。

蒸汽网脱硫系统脱盐水火炬水煤气锅炉补给水脱硫脱碳系统脱盐水图4 变换工艺流程

3.2.2 NHD脱硫脱碳

来自变换及燃气热回收系统的煤气（36℃，3.7MPa(A)，含H2S1.18%）与燃气脱硫塔（T3004）顶部出口的燃气脱硫气换热至14.9℃进入燃气脱硫塔（T3004）下部，在塔内NHD吸收了煤气中大部分的H2S气体，同时也带走部分CO2、COS、H2等气体。除去H2S的煤气称之为燃气脱硫气，与进塔的煤气在气体换热器E3001A，B换热，温度由8.5℃升至30℃，为满足燃气发电对硫含量的要求，燃气脱硫气首先进入预脱硫槽R3001脱除H2S气体，然后在精脱硫槽预热器E3008中被变换气加热到80℃，进入精脱硫槽R3002A，B，精脱硫槽上部装水解催化剂，下部装精脱硫剂，精脱硫后的气体（H2S+COS<20ppm）返回到燃气热回收系统。

从变换工段过来的变换气（36℃，3.7MPa(A)，含H2S0.98%）与脱硫脱碳闪蒸气及浓缩塔顶气提气混合，经NHD脱碳工段的气体换热器换热冷却到18.9℃进入变换气脱硫塔（T3001）底部，与塔内自上而下的0℃ NHD溶液逆流接触吸收绝大部分H2S

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气体及部分CO2、COS、H2等气体，出脱硫塔的脱硫气温度为16.45℃，含H2S+COS<80ppm，含CO233.9%，经脱硫气分离器（V3002）分离掉夹带的NHD溶液后，去NHD脱碳。

变换气脱硫塔（T3001）底排出的约20.5℃的NHD富液和燃气脱硫塔（T3004）底出来的14.1℃左右的NHD富液一起由富液泵（P3003A,B）提压到4.5Mpa(G)经贫富液换热器I（E3002）换热至50℃；贫富液换热器II（E3003）加热到130℃，进入浓缩塔（T3002）。采用甲醇驰放气（40℃，4.6MPa(A)）作为气提气进入浓缩塔下部，塔顶出来的气提气中主要是CO2 、H2及少量H2S、COS等气体，该气体与从脱碳闪压机而来的约3.6Mpa(G)闪蒸气合并经闪蒸气水冷器I（E3004）冷却至40℃返回进NHD脱硫入口以回收高压闪蒸气中的H2。从浓缩塔底出来底NHD富液由脱硫水力透平（HT3001）回收能量后进入脱硫高压闪蒸槽（V3004），闪蒸压力为1.3MPa(A)，出口闪蒸气去脱碳闪压机。

从脱硫高压闪蒸槽底出来的富含H2S、CO2的闪蒸液进入再生塔（T3003），再生塔底部由变换气煮沸器（E3007）加热，使NHD富液中的气体全部解吸出来，得到约147℃的NHD贫液。贫液经贫富液换热器II（E3003）冷却到57℃，然后由贫液泵II（P3002A,B）加压到4.1Mpa(G)送入贫富液换热器I（E3002）；而在贫液进入贫富液换热器I前面有一旁路，把部分贫液减压到0.6Mpa(G)进入溶液过滤器（M3001A,B），过滤后的贫液再返回贫液泵II的入口。出贫富液换热器I的NHD贫液已降温到23.6℃，再被脱碳工段的氨冷器I冷却至0℃，然后将出氨冷器I的贫液分为两部分，一部分贫液直接进入燃气脱硫塔（T3004）；另一部分则进入NHD脱碳工段的脱碳塔上塔，在塔内吸收脱碳塔下塔过来的净化气中微量的H2S和CO2，出塔后经脱硫贫液泵I增压到4.25Mpa(G)进入变换气脱硫塔（T3001）。

出再生塔（T3003）填料段的再生气经塔上部的旋流板，用塔顶回流的40℃的冷凝液洗涤冷却到106℃左右进入酸性气水冷器（E3006）冷却到40℃，经酸性气分离器（V3005）分离掉酸性气中夹带水分，使酸性气中含H2S>25%，进入硫回收工段。

来自脱硫工段的脱硫气（温度16.45℃、压力3.55Mpa(A)、CO2、34%含COS＋H2S <80ppm）进入脱碳塔（T4001）下塔，气体自下而上与从下塔顶部而来的NHD溶剂逆流接触，下塔塔内有三层QH-1型碳钢扁环散堆填料，气体中的CO2被溶剂吸收，部分H2S、COS被吸收。从下塔顶出来的净化气（CO2<4%(V)、温度-2.5℃）直接进入脱碳塔上塔底部与从脱硫工段过来的被氨冷器I（E4002）冷却至0℃的NHD贫液逆相接触，从上塔顶出来的净化气（CO2约2～3%(V)、COS和H2S<5ppm、温度1.12℃），经净化气分离器（V4002）除去少量雾沫夹带的NHD后，进入气-气换热器（E4001A），温度升至30℃，压力3.47MPa(A)，然后将净化气送去精脱硫。精脱硫时，净化气先进入水解槽预热器（E4004）被变换气冷凝液加热到80℃，经水解槽（R3001）水解后，

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在水解气冷却器（E4005）中冷却至40℃，进到精脱硫槽（R3002A，B）精脱硫，得到符合甲醇合成所需的净化气体（CO2：2～3%，COS和H2S<0.1ppm），送入合成甲醇工段。

吸收了少量CO2、H2S和COS的NHD贫液从脱碳塔（T4001）上塔底部出来后返回到NHD脱硫工段。进脱碳塔下塔上部的NHD贫液温度为-5℃，在塔内吸收CO2的过程中，由于CO2的溶解热使溶液温度升高，出塔底的NHD富液温度达到14.1℃、压力3.52Mpa(A)。富液进入水力透平（HT4001A，B）回收静压能，压力降至1.3MPa(A)后进入脱碳高压闪蒸槽（V4003），脱碳高压闪蒸槽设备为板式塔，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出来，此气体即谓脱碳高压闪蒸气。高压闪蒸气和来自脱硫工段的脱硫高压闪蒸气混合后进入闪蒸气压缩机（C4001A，B），闪蒸气升压至3.7Mpa(A)、经闪蒸气水冷器冷却到40℃与变换气混合，经气体换热器（E6401A，B）降温后再去脱硫工段循环吸收。从脱碳高压闪蒸槽底部出来的溶液，减压进入低压闪蒸槽（V4004），在此塔内NHD实液中溶解的大部分CO2气体解吸出来，温度为0.55℃，此气体即谓CO2气，CO2气进入脱碳气体换热器（E4001B）回收冷量后放空。

低压闪蒸槽（V4005）底部出来的富液自流进入气提塔（T4002）塔内有五层QH-1型扁环散堆填料，溶液与气提氮气在填料层内逆流接触，此时溶液中溶解的CO2被气提出来，排至大气。从气提塔底出来的贫液经氨冷器（E4003）冷却到-5℃，由脱碳贫液泵（P4001A，B）提压至3.9 Mpa(A)进入脱碳塔下塔上部。

系统中各排液、导淋回收的NHD溶液，经排液总管送入溶剂系统贮槽内。

甲醇合成硫回收燃气热回收甘肃石化技师学院

图5 NHD脱硫脱碳工艺流程

3.2.3 硫回收

来自脱硫工段的酸性气经酸性气分水罐（V6001）分离掉酸性水，进入酸性气燃烧炉（F6001）与按一定比例配入的富氧空气混合燃烧，使炉膛温度保持在950℃左右。炉内发生H2S部分氧化反应，三分之一的H2S燃烧转化成SO2，生成的SO2再与剩下的H2S发生克劳斯发应生成单质硫。炉膛内发生的化学反应如下：

H2S+3/2O2 →SO2 +H2O+Q1 H2S+1/2SO2 →H2O+3/4S2 +Q2

燃烧后从炉内出来的混合气分成三股，一股去一级高温掺合阀（TV6001），一股去二级高温掺合阀（TV6002）,另一股经加氢预热器（E6003）与加氢工艺气体换热冷却到810℃，再经过废热锅炉（E6004）降温到330℃，然后进入一级冷凝器（E6005）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。从一级冷凝器（E6005）出来被冷却至150℃的气体与酸性气燃烧炉出口的一级高温掺合阀（TV6001）热口进来的高温气体掺合提温到270℃进入一级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应。其中主要反应：

2H2S+SO2 →3/2S2 +2H2O+Q

反应后的气体进入二级冷凝器（E6006），冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。转化气同样与酸性气燃烧炉出口的二级高温掺合阀（TV6002）热口进来的高温气体掺合提温到220℃进入二级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应，然后进入三级冷凝器（E6007）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。三级冷凝器（E6007）出口气体进入尾气分液罐（V6005）进一步分离出气体中夹带的液硫，从尾气分液罐（V6005）顶部出来的就是Claus尾气。

从一、二、三级冷凝器（E6005，E6006，E6007）和尾气分液罐（V6005）中冷凝下来的液硫都进入液硫封（V6004A，B）,然后由液硫封（V6004A，B）自流流入液硫贮罐（V6007A，B），再用液硫泵（P6002A，B）将液硫输送到液硫高位罐（V6009），由液硫高位罐（V6009）经过过虑输送到硫磺尖嘴滴落成型造粒机去造粒成型包装出售。

配入一定量氢气的Claus尾气经过加氢预热器（E6003）预热至300℃进入加氢反应器（R6002）反应，将除H2S以外的硫化物几乎全部转化为H2S，反应器出口气体进入蒸汽发生器（E6008）冷却至160℃，再进入急冷塔（T6001）冷却到36℃。经急冷塔（T6001）急冷后的气体去吸收塔（T6002）与从塔顶下来的NHD贫液逆向接触，气体中所含的大部分H2S和部分CO2被贫液吸收下来，从吸收塔（T6002）顶出来的尾气进入尾气焚烧炉（F6002），与配入的稍过量的空气和燃料气进行高温焚烧，使H2S

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全部转化为SO2，焚烧气经尾气废锅（E6009）冷却至300℃，通过烟囱（X6001）高空排放。

急冷塔（T6001）底的急冷水用急冷水循环泵（P6011A，B）加压打入急冷水冷却器（E6016）冷却到36℃进入急冷塔上部，自上而下冷却从急冷塔下部而来的气体。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，与再生塔来的NHD贫液经过贫富液换热器Ⅰ（E6012）和贫富液换热器Ⅱ（E6013）换热后升温到135℃进入再生塔（T6003）再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器（E6017）加热，使富液中的H2S和CO2受热解析。从再生塔顶出来的温度约为107℃的再生气经再生气水冷器（E6014）冷却至40℃，再经再生气分离器（V6014）除去水，然后返回酸性气燃烧炉再次进行Claus转化；分离出来的水则经回流水泵（P6014A，B）打回再生塔。受热解析出H2S和CO2的NHD贫液与吸收塔（T6002）出来的富液换热、循环水冷却、氨冷器冷却降温到0℃进入吸收塔(T6002)再去进行吸收。

本装置接收到从变换工段送来的中压锅炉给水在废热锅炉（E6004）产1.3MPa（G）蒸汽送入管网；从变换过来的低压锅炉给水在各级冷凝器（E6005，E6006，E6007）、蒸汽发生器（E6008）和尾气废锅（E6009）中产生0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。

造粒图6 硫回收工艺流程

3.3 甲醇合成工艺流程

来自脱碳装置的新鲜气（40℃，3.4MPa）与循环气一起经甲醇合成气压缩机（C7001）压缩至5.14MPa后，经过入塔气预热器（E7001）加热到225℃，进入甲醇合成塔（R7001）

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内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应：

CO+2H2 =CH3OH+Q CO2 +3H2 =CH3OH+H2O+Q

甲醇合成塔（R7001）为列管式等温反应器，管内装有XNC-98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。

反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（3.9MPa饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。

甲醇合成塔（R7001）出来的合成气（255℃，4.9MPa），经入塔气预热器（E7001），甲醇水冷器（E7002A，B），进入甲醇分离器（V7002），粗甲醇在此被分离。分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽（V7003），被减压至0.4MPa后送至精馏装置。甲醇分离器（V7002）分离出的混合气与新鲜气按一定比例混合后升压送至甲醇合成塔（R7001）继续进行合成反应。

从甲醇分离器（V7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽（V7003）顶部排出的膨胀气去燃料气系统。

合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部。

汽包（V7001）排污，经排污膨胀槽（V7006）膨胀减压后就地排放。

新鲜气蒸汽弛放气图7 合成工艺流程

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3.4 甲醇精馏工艺流程

来自甲醇合成装置的粗甲醇（40℃，0.4MPa），通过预塔进料泵（P8002A,B），经粗甲醇预热器加热至65℃，进入预精馏塔（T8001），预塔再沸器（E8004）用0.4MPa的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料；回收的甲醇液通过预塔回流泵（P8003A，B）作为该塔回流液。预精馏塔（T8001）底部粗甲醇液经加压塔进料泵（P8004A，B）进入加压精馏塔（T8002），加压塔再沸器（E8005）以1.3MPa低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.6MPa，122℃）经常压塔再沸器（E8007A，B）后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽（V8004），一部分精甲醇经加压塔回流泵（P8005A，B），回到加压精馏塔（T8002）作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器（E8006）冷却后进入精甲醇计量槽（V8007A，B）中。加压精馏塔（T8002）塔底釜液（0.6MPa，125℃）进入常压精馏塔（T8003），进一步精馏。常压塔再沸器（E8007A，B）以加压精馏塔（T8002）塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔（T8003）顶部排出精甲醇气（0.13MPa，67℃），经常压塔冷凝冷却器（E8008）冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔（T8003），另一部分打到精甲醇计量槽（V8007A，B）内贮存。

产品精甲醇由精甲醇泵（P8008A，B）从精甲醇计量槽（V8007A，B）送至甲醇罐区装置。

为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵（P8002A，B）后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。

甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去燃料气系统。

由常压精馏塔（T8003）底部排出的精馏残液经废水冷却器（E8009）冷却至40℃后，由废水泵（P8007A，B）送到生化处理装置。

由甲醇精馏来的精甲醇贮存到精甲醇贮槽（V9101A，B）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（P9101A,B），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（P9101A,B）的能力，至少有三台槽车同时装料。

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二甲醚图8 精馏工艺流程

3.5 氨吸收制冷流程

由净化装置（NHD脱硫脱碳工段）及醋酸装置来的气氨（-15℃，0.22MPaA），进入本装置，经过冷器（E2503）与出工段的液氨换热，升到23.8℃进入吸收器（R2501AB、R2502AB），被由溶液热交换器（E2502A，B）来的稀氨水（47℃）吸收为浓氨水（37℃）。其吸收反应热由冷却水带出。

浓氨水由氨水泵（P2501A、B）加压，经溶液热换热器，与来自精馏塔塔釜稀氨水（140℃）换热，升到114℃，进入精馏塔（T2501A、B）中部进行精馏。

蒸出的气氨经塔顶回流冷凝器，进入氨冷凝器（E2504A～D），冷凝为液氨，进入液氨贮槽，然后液氨经过冷器换热，过冷到16.9℃送到用户。

来自NHD脱硫工段的变换气（182℃），进入本工段再沸器（E2501A，B）后，再经冷凝液分离器（V2504A，B）后返回到变换甲烷工段，为精馏氨水提供热源。

由精馏塔出来的氨水，经（立式）膜式再沸器，蒸出气氨及稀氨水混合液，返回到精馏塔。

稀氨水由塔底出来进入溶液热交换器。

整个装置形成气氨吸收，浓氨水精馏，冷凝液氨的循环系统，为用户提供冷量。 来自合成、净化的循环水装置的循环冷却水，分别进入吸收器，冷凝器，塔顶回流冷却器，分别移出氨的反应热和冷凝热。

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4 工艺计算

4.1 物料衡算

4.1.1 精馏工段

工厂设计为年产精甲醇20万吨，开工时间为每年330天，采用连续操作，则每小时精甲醇的产量为25.25吨，即25.25 t/h。

精馏工段

通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，三塔精馏工艺中甲醇的收率达97%。则入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量25.25/0.97=26.03t/h。由粗甲醇的组成通过

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计算可得下表：

表2 粗甲醇组成

组分 甲醇 二甲醚

高级醇（以异丁醇计） 高级烷烃（以辛烷计） 水 粗甲醇

百分比

产量

93.40% 813.50kmol/h 即 18222.40m3/h 0.42% 0.26% 0.32% 5.6% 100%

2.53 kmol/h 即 57.00 m3/h 0.98kmol/h 即21.94 m3/h 0.78kmol/h 即17.52m3/h 86.72kmol/h 即 1942.36m3/h

28.87t/h

注；设计中的体积都为标准状态下

计算方法:

粗甲醇=26.03/0.9340=27.87t/h

二甲醚=27.87×0.42%=117.05kg/h即2.53kmol/h，57.00m3/h

高级醇（以异丁醇计）=27.87×0.26%=72.48kg/h即0.98kmol/h，21.94m3/h 高级烷烃（以辛烷计）=27.87×0.32%=89.22kg/h即0.78kmol/h，17.52m3/h 水=27.87×5.6%=1561.28kg/h即86.72kmol/h，1942.36m3/h 4.1.2 合成工段

（1） 合成塔中发生的反应:

主反应CO+2H2=CH3OH （1）

CO2+3H2=CH3OH+H2O （2）

副反应2CO+4H2=（CH3O）2+H2O （3） CO+3H2=CH4+H2O （4）

4CO+8H2=C4H9OH+3H2O （5） 8CO+17H2=C18H18+8H2O （6）

CO2+H2=CO+H2O （7）

（2） 粗甲醇的合成

工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52m3（标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为1.90kmol/h，42.38m3/h。

由于甲醇入塔气中水含量很少，忽略入塔气带入的水。由反应（3）、（4）、（5）、（6）得出反应（2）、（7）生成的水分为；

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86.72－1.90－2.54－0.98×3－0.78×8=73.06kmol/h

由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以计算中忽略反应（2）。则反应（7）中二氧化碳生成了73.06kmol/h，即1636.54m3/h的水和一氧化碳。 （3） 粗甲醇中的溶解气体量

粗甲醇中气体溶解量查表5Mpa、40℃时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表：

表3 吨粗甲醇中合成气溶解情况

气体

3

H2 CO 0.815

CO2 7.780

N2 0.365

Ar 0.243

CH4 1.680

溶解量（m/t粗甲醇） 4.364

则粗甲醇中的溶解气体量为：

H2=28.87×4.364=121.64 m3/h 即5.44kmol/h CO=28.87×4.364=22.72m3/h 即1.02kmol/h CO2=28.87×4.364=216.84m3/h 即9.68kmol/h N2=28.87×4.364=10.18m3/h 即0.46kmol/h Ar=28.87×4.364=6.78m3/h 即0.30kmol/h CH4=28.87×4.364=46.82m3/h 即2.10kmol/h （4） 粗甲醇中甲醇扩散损失

40℃时,液体甲醇中释放的溶解气中,每立方米含有37014g的甲醇,假设减压后液相中除二甲醚外,其他气体全部释放出，则甲醇扩散损失

G=（121.64+22.72+216.84+10.18+6.78+46.82）×0.03714=15.80kg/h 即0.50kmol/h，11.04m3/h

（5） 合成反应中各气体的消耗和生成情况

表4 弛放气组成

气体 组成

表5 合成反应中消耗原料情况

CH3OH 0.61%

H2 81.82%

CO 9.16%

CO2 3.11%

N2 3.21%

Ar 0.82%

CH4 1.89%

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消耗项 单位

CO

CO2

消耗原料气组分

H2 33171.72

1636.54

228.00 127.14 175.52 297.50 1636.54

N2

Ar

反应（1） 反应（3） 反应（4） 反应（5） 反应（6） 反应（7）

m/h m/h m/h m/h m/h m/h

33333

3

16585.86 114.00 42.38 87.74 140.20 （1636.54）

注：括号内的为生成量；反应（1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量

表6 合成反应中生成物情况

生成项

单位

CH4

反应（1）

m/h

3

生成物组分

CH3OH 16585.86

（CH3O）2

C4H9OH

C18H18

H2O

反应（3） 反应（4） 反应（5） 反应（6）

m/h m/h m/h m/h

333

3

42.38

57.00

21.94

17.52

57.00 42.38 65.80 140.20

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表16 甲醇合成塔内反应热

气体 CH3OH ( CH3 )2O C4H9OH C8H18 CH4 CO 生成热kJ/mol 102.37 49.62 200.39 957.98 115.69 －42.92 生成量kmol /h 813.50 2.54 0.98 0.76 86.72 73.04 反应热kJ/h 83277995.00 126034.80 196382.20 747224.40 10032636.80 －3135735.20

反应热合计=91244538.00kJ/h

表17 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量

气体 H 2 CO CO2 N2 Ar CH3OH CH4 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O 合计

热容 29.56 30.01 45.04 29.61 25.16 72.05 48.14 18.03 19.23 101.73 36.25

气量 10723.06 1210.04 412.24 424.14 108.54 821.44 251.52 2.54 0.98 0.76 86.68

出塔热量/kJ/（h.k） 316973.66 36313.30 18567.28 12556.42 108.54 821.44 12108.18 45.80 18.86 77.32 3142.16 461717.32

出塔气体温度255℃即528.15k

Q2=461717.32×528.15=243855997.28kJ/h 全塔热量损失的确定

全塔热损失为4%,即Q3=(∑Q1+∑Qr)×4%=(234058766.40+91244538.00)

×4%=13012132.18kJ/h

沸腾水吸收热量的确定

由公式(1)可得Q=∑Q1+∑Qr－∑Q2 －∑Q3=68435174.94kJ/h （2）入塔气换热器的热量计算 入换热器的被加热气体热量的确定

表18 入换热器被加热气体各组分热容和显热

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气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66 气量kmol /h 8.88 12318.08 1896.64 493.24 424.14 108.54 249.66 热量kJ/（h.k） 851.32 360303.84 55837.08 18874.94 12499.40 2730.86 9901.52

合计：入换热器的被加热气体热量为461098.96kJ/（h.k），入口温度为40℃， 461098.96×313.15=144393139.32 kJ/h

出换热器的被加热气体热量的确定 出换热器的被加热气体显热=入合成塔气体的显热，即234058766.40kJ/h

入换热器的热气体热量的确定 入换热器的加热气体显热=出合成塔气体的显热，即243855997.28kJ/h

出换热器的热气体热量的确定 被加热气体吸收的热量=出换热器的被加热气体显热－入换热器的被加热气体热=234058766.40－144393139.32=89665627.08kJ/h，所以 出换热器的加热气体显热量=入换热器的加热气体显热－被加热气体吸收的热量=243855997.28－89665627.08=154190370.20kJ/h

出换热器的加热气体的温度的确定 假设出换热器的加热气体各组分热容与出塔时相同，则出口温度为154190370.20/461717.32=333.95k即60.8℃ （3） 水冷器热量的计算 水冷器热平衡方程

Q1+Q2=Q3+Q4+Q5

式中：Q1——入换热器气体显热，KJ/h；

Q2——气体冷凝放热，KJ/h； Q3——出水冷器气体显热，KJ/h； Q4——粗甲醇液体显热，KJ/h； Q5——冷却水吸热，KJ/h。

水冷器入口气体显热的确定

水冷器入口气体的显热=入塔气换热器出口加热气体的显热，即77095185.10 kJ/h水冷器出口气体显热的确定

表19 水冷器出口气体各组分热容和热量

气体 CH3OH H 2 CO CO2 N2 Ar CH4 热容kJ/（kmol.k）95.87 29.25 29.44 38.47 29.47 25.18 39.66

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气量kmol /h 80.52 10717.62 1209.04 410.50 423.68 108.24 80.52 热量kJ/（h.k） 7719.46 313490.38 35595.14 15791.94 12485.84 2722.32 9893.58

合计：水冷器出口气体显热397698.66 kJ/（h.k）；出口温度40℃，

出口气体显热=397698.66×313.15=124539335.38 kJ/h

出水冷器的粗甲醇液体热量的确定

表20 粗甲醇中液体组分气化热和液体热容

组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 气化热KJ/kg 531.75 577.81 307.05 2260.98 1117.93 液体比热容KJ/(kg.℃) 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72

表21 出塔气在水冷器中冷凝放热量

组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 冷凝量kg /h 117.10 72.48 89.22 1561.28 26040.00 放热量KJ/h 62267.92 41879.66 27395.00 3530022.86 29110897.20

合计：水冷器中冷凝放热量为32772462.64 KJ/h

表22 粗甲醇中各组分液体显热

组分 （CH3O）2 C4H9OH C18H18 H2O CH3OH 液体比热容KJ/(kg.℃) 2.638 2.596 2.26 4.187 2.72 热量KJ/（h .℃） 308.90 188.16 201.64 6537.08 70828.80

合计：粗甲醇中各组分液体显热=78064.58 KJ/（h.℃），粗甲醇温度40℃，即

313.15k，Q3=78064.58×313.15=24445922.02KJ/h

水冷器冷却水吸热的确定

由水冷器热平衡方程可得 Q5 = Q1+Q2－Q3－Q4

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即 Q5 =154190370.20+32772462.64－24445922.02－124539335.38

=37977574.44KJ/h

冷却水用量的确定

入口冷却水温度20℃，出口冷却水温度35℃，平均比热容4.187 KJ/(kg.℃) 37977574.44 /（（35－20）×4.187）=604690.30kg/h 即 604.70t/h。

流程中并用了两个相同的水冷器，所以每个水冷器用水量为302.35t/h，吸收热量为18988787.22KJ/h，既5274663.12w

5 主要设备的计算和选型

5.1 甲醇合成塔的设计

传热面积的确定

传热温差为10℃，传热量为68435174.94kJ/h，合成塔内的总传热系数取为289.78W/（m2.℃）。 由公式Q=kA△Tm

得A=Q/（K△Tm）=68435174.94/（3.6×289.78×10）=6362㎡

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催化剂用量的确定

入塔气空速12000h-1，入塔气量3486585.82m3/h，所以，

催化剂体积为3486585.82/12000=290.55m3。 传热管数的确定

传热管选用Ф32×2.5 ，长度9000mm的钢管，材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢。

由公式A=3.14×d×L×n

得n=A/（3.14×d×L）=6362/（3.14×9×0.027）=8338 其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为8326根。 合成塔壳体直径的确定

合成塔内管子分布采用正三角形排列，管间距a=40mm，壳体直径：

Di=a（b-1）+2L

式中：a=40

b=1.1×n0.5=1.1×83380.5 =100.44 L=125mm

所以 Di=40×（100.44-1）+2×125=4227.80 圆整后取为4300mm 合成塔壳体厚度的确定

壳体材料选用13MNiMoNbR钢，计算壁后的公式为：

S=PcDi/（2[σ] tФ-Pc）

式中：Pc——5.14Mpa；

Di=4300mm； Ф=0.85

[σ]t=190Mpa（取壳体温度为50℃）

S=4300×5.14/（2×190×0.85-5.14）=69.53mm 取C2=1mm；C1=1mm，原整后取S=73mm 合成塔封头的确定

上下封头均采用半球形封头，材质选用和筒体相同。 封头内径为4300+2×73=4446，原整后取4500 由封头厚度计算公式： S=PcDi/（2[σ] tФ-0.5Pc）

式中：Pc——5.14Mpa Di=4500mm Ф=0.85 [σ] t =190Mpa（取壳体温度为50℃） S=4500×5.14/（2×190×0.85-0.5×5.14）=72.18mm

取C2=1mm ；C1=1mm，原整后取S=76mm，所以封头为DN4500×76。 管子拉脱力的计算

a、在操作压力下，每平方米胀接周边所产生的力

q=pf/（3.14×do×L）

p

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