年产10万吨煤制乙醇生产工艺设计

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摘 要

乙醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着乙醇下属产品的开发，特别是乙醇燃料的推广应用，乙醇的需求大幅度上升。为了满足经济发展对乙醇的需求，开展了10万t/a的乙醇项目。

本设计的主要内容是进行工艺论证，物料衡算和热量衡算等。本着符合国情、技术先进和易得、经济、资源综合利用、环保的原则，采用焦炉煤气为原料，低压下利用列管均温合成塔合成乙醇，双塔精馏工艺精制乙醇。此外，严格控制三废的排放，充分利用废热，降低能耗，保证人员安全与卫生。

关键词：乙醇；净化；合成；精馏

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Abstract

Ethanol is a kind of extremely important organic raw chemicals, and a kind of fuel, too. It is very important in national economy. In recent years, with the development of the products that are made from methanol, especially the popularization and application of the fuel of ethanol, the demand for the ethanol rises by a large margin. In order to satisfy economic development's demands for methanol, the 100000t/a ethanol project is carried out.

The main content of the design process is craft prove, material balance, heat balance etc. The principle of the design is in line with the national conditions, advanced in technology, accessible, comprehensive utilization of resources, as well as economic and environmental. This design mainly adopts the following process: coke oven gas as raw materials, tube average temperature ethanol synthesis reactor at low pressure, the rectification craft of two towers for rectifying ethanol. In addition, controlling of waste emissions strictly, the full use of waste heat, reducing energy consumption, staff safety and health are well considered.

Keywords: Ethanol; Purification; Synthesis; Distillation

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目录

摘 要........................................................... I Abstract ........................................................ I 第1章 绪论..................................................... 1

1.1 设计的目的和意义........................................ 1 1.2 产品的性质及用途........................................ 1

1.2.1 物理性质.......................................... 1 1.2.2 化学性质.......................................... 1 1.2.3 产品的用途........................................ 2 1.3 乙醇现状及建厂可行性分析................................ 2

1.3.1 国内乙醇发展现状及发展趋势........................ 2 1.3.2 建厂的可行性分析.................................. 3 1.4 合成气制备乙醇的原理与工艺.............................. 4

1.4.1 合成法制备乙醇的原理.............................. 4 1.4.2 乙醇合成的工艺过程................................ 5

第2章 工艺流程选择............................................. 6

2.1 工艺流程简图............................................ 6 2.2 原料气制备方案选择...................................... 6 2.3 净化工艺方案选择........................................ 6 2.4 转化工序................................................ 8 2.5合成气压缩工段 ......................................... 10 2.6 乙醇的合成............................................. 11

2.6.1 乙醇合成工艺的选择............................... 11 2.6.2 乙醇合成塔的选择................................. 11 2.6.3 催化剂的选用..................................... 13 2.7 粗乙醇的精馏........................................... 14

2.7.1 精馏原理......................................... 14 2.7.2 精馏工艺和精馏塔的选择........................... 15

第3章 工艺流程............................................... 18

3.1 原料气净化工艺流程..................................... 18

3.1.1 硫铵............................................. 19 3.1.2 洗脱苯........................................... 19

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3.1.3 精脱硫........................................... 20 3.1.4 转化............................................. 20 3.2 乙醇合成流程........................................... 22 3.3 乙醇精馏流程........................................... 23 第4章 工艺计算................................................ 24

4.1 乙醇生产的物料平衡计算................................. 24

4.1.1 合成塔物料平衡计算............................... 24 4.1.2 粗乙醇精馏的物料平衡计算......................... 30 4.2 甲醇生产的能量平衡计算................................. 32

4.2.1 合成塔能量计算................................... 32 4.2.2 主精馏塔能量衡算................................. 33

第5章 主要设备计算及选型...................................... 36

5.1 甲醇合成塔的设计....................................... 36 5.2 粗乙醇贮槽............................................. 38 5.3 主精馏塔的设计......................................... 39

5.3.1 精馏塔全塔物料衡算及塔板数的确定................. 39 5.3.2 塔径的确定....................................... 40 5.4 主精馏塔的选型......................................... 40

5.4.1 壁厚............................................. 40 5.4.2 封头............................................. 40 5.4.3 裙座............................................. 41 5.4.4 接管设计......................................... 41

第6章 总结.................................................... 43 致谢........................................................... 45 参考文献....................................................... 46 附录........................................................... 47

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第1章 绪论

1.1 设计的目的和意义

由于我国石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已成为我国经济发展的关键。乙醇作为石油的补充已成为现实，发展乙醇工业对我国经济发展具有重要的战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（我国情况更是如此），而且煤制乙醇的合成技术很成熟。随着石油和天然气价格的迅速上涨，煤制乙醇更加具有优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配置科学、安全环保”的原则；结合乙醇的性质特征设一座年产10万吨煤制乙醇的生产车间。

作为替代燃料，近几年，汽车工业在我国获得了飞速发展，随之带来能源供应问题。石油作为及其重要的能源储量是有限的，而乙醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一。我国政府已充分认识到发展车用替代燃料的重要性，并开展了这方面的工作。

通过设计可以巩固、深化和扩大所学基本知识，培养分析解决问题的能力；还可以培养创新精神，树立良好的学术思想和工作作风。通过完成设计，可以知道乙醇的用途；基本掌握煤制乙醇的生产工艺；了解国内外乙醇工业的发展现状；以及乙醇工业的发展趋势。

1.2 产品的性质及用途

1.2.1 物理性质

乙醇是一种很好的溶剂，既能溶解许多无机物，又能溶解许多有机物，所以常用乙醇来溶解植物色素或其中的药用成分，也常用乙醇作为反应的溶剂，使参加反应的有机物和无机物均能溶解，增大接触面积，提高反应速率。例如，在油脂的皂化反应中，加入乙醇既能溶解NaOH，又能溶解油脂，让它们在均相（同一溶剂的溶液）中充分接触，加快反应速率，提高反应限度。

乙醇的物理性质主要与其低碳直链醇的性质有关。分子中的羟基可以形成氢键，因此乙醇黏度很大，也不及相近相对分子质量的有机化合物极性大。室温下，乙醇是无色易燃，且有特殊香味的挥发性液体。

1.2.2 化学性质

乙醇具有酸性（不能称之为酸，不能使酸碱指示剂变色，也不与碱反应，也可

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说其不具酸性）乙醇分子中含有极化的氧氢键，电离时生成烷氧基负离子和质子。乙醇的pKa=15.9，与水相近。乙醇的酸性很弱，但是电离平衡的存在足以使它与重水之间的同位素交换迅速进行。因为乙醇可以电离出极少量的氢离子，所以其只能与少量金属（主要是碱金属）反应生成对应的醇金属以及氢气。醇可以和高活跃性金属反应，生成醇盐和氢气。醇金属遇水则迅速水解生成醇和碱。

（1）乙醇可以与金属钠反应，产生氢气，但不如水与金属钠反应剧烈。 （2）活泼金属（钾、钙、钠、镁、铝）可以将乙醇羟基里的氢取代出来。

1.2.3 产品的用途

乙醇的用途很广，主要有：基本有机化工原料，乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取、染料、涂料、洗涤剂等产品的原料。 汽车燃料，乙醇可以调入汽油，作为车用燃料，我国雅津甜高粱乙醇在汽油中占10%。美国销售乙醇汽油已有20年历史。

乙醇汽油也被称为（E型汽油），我国使用乙醇汽油是用90%的普通汽油与10%的燃料乙醇调和而成。它可以改善油品的性能和质量，降低一氧化碳、碳氢化合物等主要污染物排放。

车用乙醇汽油是指在不含乙基叔丁基醚（MTBE）、含氧添加剂的专用汽油组分油中，按体积比加入一定比例（我国目前暂定为10%）的变性燃料乙醇，由车用乙醇汽油定点调配中心按国标GB18351—2001的质量要求，通过特定工艺混配而成的新一代清洁环保型车用燃料，乙醇还广泛用作不同浓度的消毒剂、饮料等。

1.3 乙醇现状及建厂可行性分析

1.3.1 国内乙醇发展现状及发展趋势

目前燃料乙醇的生产大多还集中在国家规定的5家定点生产企业。其中吉林燃料乙醇公司30万吨后扩建到40万吨，河南天冠燃料乙醇公司30万吨，安徽丰原生化公司32万吨后扩建到44万吨，黑龙江华润酒精公司10万吨。另外，2007年底广西中粮生物质能源公司木薯乙醇项目投产，年产能为20万吨/年。 我国燃料乙醇主要生产厂家及其产能 生产企业2009 产能（万吨） 主要原料 吉林燃料乙醇有限公司 40 玉米 黑龙江华润酒精有限公司 10 玉米 安徽丰原生化股份有限公司 44 玉米 河南天冠燃料乙醇有限公司 30 小麦

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广西中粮生物质能源公司 20 木薯

迄今为止，乙醇的生产方法有粮食发酵法，木材水解法，乙烯间接水合法，乙烯直接水合法， 乙醛加氢法，一氧化碳(二氧化碳)和氢气的碳基合成法等，这几种制备方法的技术经济指标见表1-1：

表1-1 几种乙醇生产方法的技术经济比较

原料 粮食 石油气 电石 合成气 生产方法 发酵法 乙烯水合法 乙醛加氢法 合成法

100 5400 劳动生产率 700 5000 100 产品成本 20 50 10 100 动力消耗 450 1200 400 100 基建费用 40 70 40

从表1-1 中的数据可以看出，乙烯水合法和合成气合成法除动力消耗较高外，劳动

生产率是发酵法的50倍以上，产品成本和基建投资只有发酵法的1/2 至1/5。

乙醛加氢法，由于首先要由乙烯氧化制取乙醛，增加了生产工序和设备，因此生产成本较高。

乙烯水合法则由于需要大量消耗乙烯这一重要化工原料也在一定程度上受到了限制。

发酵法尽管是乙醇的主要生产方法,占全球乙醇总产量的90 % 以上，但是需要以粮食和经济作物为原料，如巴西以甘蔗为原料，美国和欧盟以玉米和小麦为原料。

据统计，每吨乙醇大约需要45谷物125马铃薯和更多的甘蔗。虽然可以使用纤维素类原料生产乙醇,但同时需要高成本的水解酶或酸，废液产量十分惊人，而且仍有10% -40% 的木质素难以被降解，显然发酵法生产乙醇会越来越受到原料供应地限制，在这种情况下，采用合成气生产乙醇无疑具有良好的发展前景。

未来，中国政府还将继续发展乙醇行业，中国燃料乙醇的潜在市场规模将急剧扩大，国内乙醇汽油消费量占总汽油消费量的比例将上升至50%以上，这意味着中国乙醇产能和产量将会有一个质的飞跃。

本着“不与粮争地、不与民争粮”的原则，改走非粮为主的方案，是未来中国的必然选择。由于我国富煤贫油，而适合我国国情的技术就是利用煤化工技术，将煤转化为合成气，直接或者间接的合成乙醇。

1.3.2 建厂的可行性分析

乙醇不仅是一种很好的溶剂，而且还可以作为制取多种化工产品的原料。煤制乙醇将来可以用来替代粮食发酵法乙醇，用作生产下游化工产品。

据了解，有些企业打算对此进行实践。比如，江苏索普（集团）有限公司有关负责人表示，煤制乙醇的用途将用来合成醋酸乙酯。塞拉尼斯公司也宣布，先期将优先煤制乙醇产品的工业级应用。

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据业内人士介绍，中国当前每年消耗工业级乙醇约300万吨。单单我国醋酸乙酯产能就已达到200万吨左右，消耗的乙醇就为120万吨。用煤制乙醇生产下游化工产品，不仅能降低生产成本，而且能大大减少对粮食乙醇的依赖。石油和化学工业规划院高级工程师郑宝山表示，如果煤制乙醇能够成功生产出来，醋酸企业还可以将乙醇脱水生产乙烯，开发在国内有很大市场潜力的乙烯—乙烯醇树脂。黑龙江、吉林、辽宁、河南和安徽5省及湖北、河北、山东、江苏部分地区已基本实现车用乙醇汽油代替普通无铅汽油。

基于上述原因，在河南省焦作市地区建立年产10万吨的乙醇合成化工厂是十分重要的。这样一方面能源就近利用，另一方面可解决当地的就业问题，又可缓解中西部地区对乙醇的需求问题，并且要加大乙醇下游产品的研发，同时河南煤化集团建设有乙二醇项目，二乙醚项目，可以根据市场需求，来分配合成气生产乙醇和乙二醇的量，这样

对于厂子经济效益就有了很好的保障，因此，河南煤化集团的投建可以说是非常合理的。

1.4 合成气制备乙醇的原理与工艺

1.4.1 合成法制备乙醇的原理

以合成气为原料制备乙醇的优点主要有：①原料来源广泛：原料可以是固体(煤、焦、生物质)气体(天然气、乙炔尾气、焦炉煤气)和液体(轻油、重油、焦油)等，不同原料生产乙醇的区别主要体现在合成气的制造上，固体原料经过气化，气体原料经过转化，液体原料经过蒸汽转化，部分氧化等技术制得；②合成工艺简单，合成乙醇的原料气，合成装置，合成工艺条件( 温度、压力、氢碳比、空速等) 等与乙醇合成极为类似，除了反应催化剂不同外，其余工艺基本类似，所以可以参考乙醇生产组织乙醇的生产；③可以利用CO2合成乙醇，将乙醇生产与CO2消耗形成闭合循环，从而实现CO2减排，减缓地球温室效应；④生产乙醇的经济效益较好，据初步分析计算，生1t乙醇的原料气可以生产718kg乙醇，但是乙醇的市场价格通常是乙醇的两倍以上。

合成气制备乙醇的反应过程主要为：

2CO2+ 6H2→CH3CH2OH + 3H2O ( 1-l ) 2CO+ 4H2→CH3CH2OH + H2O ( 1-2 ) 可见，合成乙醇需要H2/CO的摩尔比为2:1 ，需要H2/CO2的摩尔比为3:1，当CO和CO2同时存在时H2/COx的摩尔比要求为 f=H2/(CO+CO2)=2.05-2.15，为了提高反应速率，需要适当提高反应温度，然而伴随着温度升高，一些副反应会相应发生 对生成乙醇产生抑制，为了促使反应向主反应方向进行，有必要寻找一种选择性能较高，催化性能较好的催化剂。

由于合成反应是摩尔数减小的反应，加压对合成过程有促进作用，合成乙醇的反应在尽可能低的温度，较高的压力和较高的H2/ COx比条件下进行，但是过高的H2/ COx

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比会带来氢气浪费，过高的压力不仅不能明显提高转化率，同时还会增大设备的磨损。

目前乙醇合成条件一般为：压力3-l0MPa ，温度250 -300℃，H2/ COx比3-5，空速6000-12000h-1，这与合成甲醇工艺较为相似，从目前合成醇类的研究发展和应用情况看，低压和10MPa 的中压法更更加具有市场价值，可以有效降低投资和运行成本。

1.4.2 乙醇合成的工艺过程

乙醇的合成工艺，大致可以分为原料气的制备和净化、压缩、合成和蒸馏四个工序。

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第2章 工艺流程选择

2.1 工艺流程简图

原料气净化 净化 压缩 乙醇

精馏 合成

图2-1 煤制乙醇的简单工艺流程

2.2 原料气制备方案选择

为便于原料就地利用及经济等方面考虑可选择焦炉煤气为原料气，这样既可充分利用炼焦过程中产生的附加产品焦炉煤气，从根本上解决焦炉煤气放散问题，而且是一个综合利用焦炉煤气，提高工厂效益的工程。

2.3 净化工艺方案选择

在乙醇合成过程中，对原料气的净化要求十分严格，原料气经过净化处理后才可作为合成乙醇的原料气。目前，原料气的成分比较复杂，除了含有多种类型的硫和氨，还含有焦油、酚类、苯、蔡甚至氯类杂质。下表2-1给出了某典型焦炉煤气的杂质组成。

表2-1 焦炉煤气中杂质含量 mg/m

名称

焦油

有机硫

硫化氢

苯

萘

COS

CS2

氢

噻吩类

3杂质 含量

80-120 250 200 2000-5000 300 100 80-100 300 20-50

原料气中含有多种杂质，其中焦油、苯、萘、不饱和烯烃会在后续的气体转化和乙醇合成中影响催化剂的活性， 由无机硫和有机硫组成的混合硫化物是气体转化和乙醇合成催化剂的毒物 ，否则会导致转化和合成催化剂永久性中毒失活。因此，能否彻底脱除杂质,深度净化原料气，直接影响着乙醇的合成，焦炉煤气中杂质含量高，净化难度大，净化成本高，制约了其作为化工原料气的用途和经济性。因此，彻底脱除杂质，深度净化焦炉煤气，是焦炉煤气资源化利用的

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关键。

原料气中杂质的脱除流程如下：原料气经过冷凝、电捕焦油、 脱氨、洗苯等操作流程，回收焦油、硫、氨、苯等化工产品。

焦油的脱除：原料气首先进人气液分离器，分离出焦油和氨水，再进人初冷器，用循环水和新鲜水对煤气进行了冷却，之后人鼓风机，提高压力后送至电捕焦油器脱除焦油；氨的脱除：采用硫酸进行化学吸收，氨与饱和器内母液中的硫酸中和生成硫酸铵；苯和萘的脱除：脱了氨的原料气先由终冷器冷却后经串联的多台洗苯塔内洗油脱除苯， 含苯洗油送苯蒸馏工序提取轻苯，合成气压缩至2MPa，进入脱硫工序，净化的难点是硫化物的脱除。焦炉煤气中含有的绝大部分无机硫和极少部分的有机硫可在焦化厂化产湿法脱硫时脱掉，而绝大部分有机硫只能采用干法脱除。

干法脱除有机硫有4种方法，即吸收法、热解法、水解法、加氢转化法，目前国内外主要采用水解法和加氢转化法脱除有机硫。

①水解法脱除有机硫由于操作温度为中低温，可避免强放热的乙烷化副反应发生，是目前国内外脱除煤气中有机硫十分活跃的研究领域。但水解催化剂的活性随温度的升高和煤气中氧含量的增大而急剧下降旧，且对COS、CS2水解效果好，对煤气中的噻吩、硫醚、硫醇基本不起作用，这是水解法脱除有机硫的致命缺陷。焦炉煤气经湿法脱硫后可脱去绝大部分的H2S和少量的有机硫。脱硫的技术瓶颈是如何深度脱除形态复杂、难以用常规方法分解脱除的有机硫，尤其是化学稳定性高、难以分解的噻吩、硫醚、硫醇类有机硫，需采用加氢转化法转化为无机硫后才能脱除。

②常用的有机硫加氢转化催化剂有钴钼、铁钼、镍钼等类型，加氢转化的氢气来自于焦炉煤气。根据焦炉煤气中有机硫的含量和形态，总结近几年国内建设的几套焦炉煤气制乙醇加氢脱硫装置的经验教训，对焦炉煤气有机硫净化可采取铁钼+镍钼两级加氢、铁锰+氧化锌两级吸收的方式。操作条件为：温度约350℃、压力约2.3 MPa。工艺流程为：铁钼加氢转化-铁锰粗脱硫-镍钼加氢转化-氧化锌精脱硫。

先采用活性较低、反应平缓的铁钼加氢催化剂（JT-8)打头阵，避免反应激烈使催化剂床层温升太快，原料气经过一级加氢转化后，用便宜但硫容较低的铁锰脱硫剂脱除转化的H2S；再用活性高、有机硫转化率高的镍钼催化剂(JT-1)进行二级加氢转化；最后用价格贵但硫容较高的氧化锌精脱硫剂把关，保证经精脱硫后原料气的总硫体积分数≤0.1×10-6，同时可将不饱和烃加氢转化为饱和烃，将微量的氧气与氢气反应生成水，使原料气中的杂质满足后续转化与合成的要求。其主要化学反应为：

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C4H4S(噻吩)+4H2→C4H10+H2S (2-1) R-SH(硫醇)+ H2→RH+ H2S (2-2) R1-S-R2(硫醚)+2H2→R1H+R2H+ H2S (2-3) COS+ H2→CO+H2S (2-4) COS+H2O→CO2+ H2S (2-5) CS2+4 H2→CH4+2 H2S (2-6) C2H4+ H2→C2H6 (2-7) C2H6+2 H2→C2H6 (2-8) O2+2 H2→H2O (2-9) MnO+ H2S→MnS+ H2O (2-10) Fe3O4+3 H2S + H2→ FeS+4 H2O (2-11) ZnO+ H2S→ZnS+ H2O (2-12)

该方案在河北、山东、陕西等省焦炉煤气制乙醇的净化工段使用，脱除有机硫效果良好。

综上所述，加氢转化法脱硫更具优势，本设计采用加氢转化法脱出原料气中的硫分。

2.4 转化工序

焦炉煤气中除含有一定量的H2、CO、CO2外，还有近30％的烃类(CH4和CmHn)，焦炉煤气的组成如下表2-2：

表2-2 焦炉煤气组成

组分 体 积分数/%

H2 54.0- 59.0

CO 5.0- 8.0

CO2 2.0- 4.0

CH4 23.0- 27.0

CmHn 2.0- 3.0

N2 3.0- 6.0

O2 0.2- 0.4

这些烃类必须转化为有效成分方可利用。经湿法脱硫和精脱硫后进入转化工段的焦炉煤气中乙烷体积分数约24％-26％，多碳烃体积分数约为2％～4％。在乙醇合成中，CH4、CmHn都不参与乙醇的合成反应，其作为惰性气体存在于合成气中并往复循环。如何将占焦炉煤气体积分数约30％的烷烃(CH4、CmHn)全部转化为合成气的有效组分(H2、CO)，提高合成效率，最大限度地降低不参加乙醇合成反应的气体组分(CH4、CmHn、N2、Ar)，减少乙醇合成回路的循环气量，降低单位乙醇产量的功耗，是焦炉煤气制乙醇的关键技术和难点之一。

焦炉煤气烷烃转化重整工艺：目前主要有蒸汽转化工艺、纯氧非催化部分氧化转化工艺、纯氧催化部分氧化转化工艺。

①蒸汽转化工艺

焦炉煤气蒸汽转化工艺类似于天然气制乙醇两段转化中的一段炉转化机理，

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其主要反应为：

CH4+H2O→CO+3H2 （2-13）

该反应为吸热反应，提高温度，有利于乙烷的转化。反应中需在反应管外燃烧燃料气间接外供热量，反应管需用耐高温的镍铬不锈钢制造，转化炉喷嘴多，结构复杂，制造要求高，造价高。常用于天然气的一段转化，焦炉煤气的乙烷含量仅为天然气的l/4，一般不采用蒸汽转化工艺。

②纯氧非催化部分氧化转化工艺

在纯氧非催化部分氧化转化工艺中，主要的转化反应分两个阶段，第一阶段为CH4、H2、CO的燃烧放热反应；第二阶段为甲烷转化为H2和CO阶段，是吸热的二次反应，为整个转化工艺的控制步骤，反应式为：

CH4+ H2O→CO+3H2 （2-14）

合成乙醇时要求新鲜合成气中CH4体积分数要低于0.4％。由于CH4转化是吸热反应，受热力学平衡的限制，纯氧非催化部分氧化转化工艺的转化温度必须在1200℃以上。纯氧非催化部分氧化转化工艺，生成的合成气氢碳比较为理想；合成乙醇时循环气中惰性气含量较低，有利于节能减排；尤其是转化过程不需要催化剂，无催化剂中毒问题，因此对原料气要求宽松，转化前焦炉煤气不需要深度脱硫净化，精脱硫过程可从转化前移到转化后；对于原料气中形态复杂、化学稳定性高、湿法脱硫无法脱除的噻吩、硫醚、硫醇类有机硫，在高达1200℃以上的高温转化场所全部被裂解为H2S和COS，可在转化后方便地将其脱除。相对于消耗大、造价的干法加氢转化脱硫，非催化部分氧化转化工艺使焦炉煤气脱硫净化过程大大简化，脱硫精度高，原料气净化成本低，减少了排放硫化物对环境的二次污染，是将来焦炉煤气净化与转化的发展方向。

非催化部分氧化转化工艺不足之处在于：在转化气的净化工艺中选择湿法脱硫工艺必然要同时脱碳，这样作为乙醇合成气的原料气中碳严重不够，单位乙醇消耗原料气比纯氧催化转化工艺多30％，纯氧耗量高；转化温度比催化氧化转化温度约高200℃，转化炉顶焦炉煤气烧嘴寿命短；到目前为止尚没有非催化部分氧化转化工艺的商业化应用先例，因此不采用纯氧非催化部分氧化转化工艺。

③纯氧催化部分氧化转化工艺

由于非催化部分氧化转化工艺需在1300～1400℃的高温下进行烷烃的转化反应，原料气消耗和纯氧消耗高。降低转化温度，加入蒸汽参与烷烃转化，加入催化剂加快转化反应速度，这就是纯氧催化部分氧化转化技术。

来自精脱硫的原料气，与部分蒸汽混合后进人催化部分氧化转化炉烧嘴，氧气经蒸汽预热后与部分蒸汽混合进入转化炉烧嘴，焦炉煤气和氧气在烧嘴中混合并喷出，在转化炉上部进行部分燃烧反应，然后进入转化炉下部的镍催化剂床层进行转化反应，反应后的气体经热量回收后去合成工段。其主要化学反应式为：

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H2+O2 → 2H2O (2-15) CH4+ H2O →CO+3H2 (2-16) CH4+CO2→2CO+2H2 (2-17)

上述反应中，反应(2-16)是控制步骤，控制指标为：转化后合成气中乙烷体积分数≤0.4％，对于总硫体积分数超标的原料气，可在催化部分氧化转化后再串接氧化锌脱硫槽，将原料气从氧化锌脱硫槽中通过，以确保合成气总硫体积分数达标。相对于非催化部分氧化法，纯氧催化部分氧化法燃料气和氧气消耗低，转化炉结构较简单，造价相对较低，有良好的规模化商业应用业绩，是目前广泛采用的焦炉煤气烷烃转化方案。本设计采用纯氧催化部分氧化法转化工序。

无论是催化还是非催化转化，焦炉煤气与纯氧都要在烧嘴中混合，烧嘴既要促进焦炉煤气与氧气混合，又要与炉体匹配形成适宜流场，进而形成适宜的温度分布。烧嘴是转化炉系统的关键设备，烧嘴的设计是转化工艺的核心技术。

乙醇转化工段的工艺有以下特点：转化炉氧气导入采用金属中心烧嘴。烧嘴按照独特工艺、使用特殊金属材料制作，烧嘴保护冷却水采用水处理工段提供的脱盐水，和保护蒸汽一起保证了烧嘴的安全稳定运行，延长了烧嘴使用寿命。

在上述工艺流程中，精脱硫与转化是整个焦炉煤气制乙醇的关键技术。工艺流程图如下：

来自焦化厂的焦炉气煤气 储气罐缓冲稳压 原料气压缩 加氢转化精 脱硫 精制乙醇 乙醇精 乙醇合 合成压纯氧催化部分氧缩气 化空分工段

2.5合成气压缩工段

来自净化的原料气，进入二合一机组。该机组为蒸汽透平驱动，可以同时压缩原料气和循环气，出口的压力为3-l0MPa。

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2.6 乙醇的合成

2.6.1 乙醇合成工艺的选择

乙醇的合成工艺按合成压力主要分为高压、中压和低压法。铬催化剂，合成压力为30MPa，合高压法的缺点是能耗高、设备复杂、产品质量差，现已淘汰。低压法相对于高压法设备简单、物料和动力消耗低、产品质量好、造价节省，具有明显的优越性，是目前合成乙醇的主要方法。

2.6.2 乙醇合成塔的选择

乙醇合成反应器实际是乙醇合成系统中最重要的设备。从操作结构，材料及维修等方面考虑，乙醇合成反应器应具有以下要求：

（1）催化剂床层温度易于控制，调节灵活，能有效移走反应热，并能以较高位能回收反应热；

（2）反应器内部结构合理，能保证气体均匀通过催化剂床层，阻力小，气体处理量大，合成转化率高，催化剂生产强度大；

（3）结构紧凑，尽可能多填装催化剂，提高高压空间利用率；高压容器及内件间无渗漏；催化剂装御方便；制造安装及维修容易。

乙醇合成塔主要由外筒、内件和电加热器三部分组成。内件是由催化剂筐和换热器两部分组成。根据内件的催化剂筐和换热器的结构形式不同，乙醇内件份为若干类型。

按气体在催化剂床的流向可分为：轴向式、径向式和轴径复合型。 按催化剂筐内反应惹得移出方式可分为冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类。

按换热器的形式分为列管式、螺旋板式、波纹板式等多种形式。 目前，国内外的大型乙醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种： （1）冷激式合成塔

这是用进塔冷气冷激来带走反应热。该塔结构简单，也适于大型化。但碳的转化率低，出塔的乙醇浓度低，循环量大，能耗高，又不能副产蒸汽，现已经基本被淘汰。

（2）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

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流或U形冷管。如1984年ICI公司提出的逆流式冷管型及1993年提出的并流冷管TCC型合成塔和国内林达公司的U形冷管型。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。

（3）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。

（4）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。代表塔型有Lurgi公司的合成塔和三菱公司套管超级合成塔，该塔是在列管内再增加一小管，小管内走进塔的冷气。进一步强化传热，即反应热通过列管传给壳程沸腾水，而同时又通过列管中心的冷气管传给进塔的冷气。这样就大大提高转化率，降低循环量和能耗，然而使合成塔的结构更复杂。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。

（5）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，针对乙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，设计选用固定管板列管合成塔。这种塔内乙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10万吨的乙醇合成塔，塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用不会很高，所以本设计采用了固定管板列管合成塔。

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2.6.3 催化剂的选用

合成气制乙醇异相催化剂大致分为两类：①贵金属催化剂；②非贵金属催化剂。贵金属催化剂主要是铑基催化剂，而非贵金属催化剂包括改性的合成乙醇催化剂、改性的费托合成催化剂和MoS2催化剂等。在这两大类催化剂中，使用贵金属催化剂得到的产物主要是乙醇和其它C2含氧化合物；而使用非贵金属催化剂得到的产物主要是乙醇和异丁醇。金属铑(Rh)由于其适中的CO吸附和解离能力，加其独特的对碳二含氧化产物的选择性，被认为是最有效的合成碳二含氧化物的活性组分。一氧化碳在铑基催化剂上加氢会发生多种不同的反应，各类反应相互交错形成一个非常复杂的反应网络,催化剂具有适中的CO解离、加氢和插人反应活性是提高碳二含氧化合物选择性和产率的关键。通过对助催化剂、载体和催化剂制备方法及条件的优化研究，可以显著提高Rh基催化剂的性能。

①助催化剂的影响

Li的添加使催化剂中Rh的粒径从3.4 nm降低至2.8 nm，从而有助于碳二含氧化合物选择性的提高。在Rh/SiO2催化剂中加入0.15％的Mn后，CO的转化率、碳二含氧化合物的选择性和时空收率都大大提高。随着Mn含量(0.15％、0.38％、0.53％、0.75％和1.50％)的继续增大，碳二含氧化合物的选择性缓慢增大，碳二含氧化合物的时空收率先增大，在0.53％时达到最大，然后随Mn含量的继续增大而降低，故Mn的最佳添加值为0.53％。当Fe含量为2.5％时，催化剂具有最高的乙醇收率。此外，随Fe含量的增大，乙醛和乙酸乙酯的选择性逐渐降低，表明催化剂的加氢能力逐渐增强。现稀土La的加入可明显提高Rh/SiO2和Rh-V/SiO2催化剂的活性和乙醇的选择。

②载体的选择

SiO2因其来源简单、比表面积大、物理化学性质稳定，是合成气制碳二含氧化物中最常用的一类载体。SiO2粒度对催化性能选择性的影响如下表2-3：

表2-3 SiO2颗粒大小对Rh-Mn-Li/SiO2性能的影响

碳二含氧化物产率

/目

/g/（kg-cat） 碳二含氧

化物

40-60 417.1 50．1 20-40 338.6 49.2 12-20 618.4 54.6 SiO2颗粒度

乙烷 34.6

36.7 37.6

选择率/% C1+烷烃 15.0 13.8 7.3

乙醇 0.3 0.3 0.5

乙醇 11.9 13.4 19.0

乙醛 25.3 23.7 23.2

由表2-3可见，以颗粒最大(14～20目)的SiO2为载体所制备催化剂的活性、乙醇选择性和含氧化合物的收率均最高，而除乙烷外烷烃的选择性最小。

综上所述，Rh-Mn-Li-Fe/SiO2是合成C2含氧化合物的性能优异的一种催化剂，正是本设计所采用的催化剂。

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③催化剂制备方法

Chen等采用浸渍法、沉积法和机械混合法制备了纳米SiO2负载的Rh催化剂(Rh/SiO2)，考察了催化剂制备方法对其催化性能的影响，见表2-4：

表2-4 制备方法对催化性能的影响

制备 方法

CO转化率/%

碳二氧化物选择性/% 25.8 31.0 50.1

烷烃选择性/%

含氧化物分布/%

乙醇 乙醇 乙醛 乙酸 乙酸乙酯

74.2 65.7 43.2

0 3.3 0

30.1 9.6 11.5

8.6 27.2 6.2

3.9 8.9 61.9

44.7 50.4 12.9

浸渍法 沉积法 机械混

0.9 0.5 0.3

结果表明，浸渍法制备催化剂的活性明显高于沉积法和机械混合法，三者的CO转化率分别为0.9％、0.5％和0.3％，但机械混合法制备催化剂的碳二含氧化物的选择性却显著高于浸渍法和沉积法制备的催化剂。不同方法所制备的催化剂，其含氧化合物的产物分布也有很大的差别，其中，浸渍法催化剂具有最高的乙醇选择性(30.1％)和较高的乙酸乙酯选择性(44.7％)，沉积法制备的催化剂具有最高的乙醛选择性(27.2％)和乙酸乙酯选择性(50.4％)，而机械混合法催化剂具有高达61.9％的最高的乙酸选择性。浸渍法是制备Rh基催化剂最常用的方法，也是本设计采用的催化剂制备方法。

2.7 粗乙醇的精馏

在乙醇合成时，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，在产生乙醇反应的同时，还伴随着一系列的副反应。所得产品除乙醇为，还有乙醇、水、醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸等几十种有机杂质。由于乙醇作为有机化工的基础原料，用它加工的铲平种类很多，因此对乙醇的纯度均有一定的要求。乙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，所以粗乙醇必须提纯。

2.7.1 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，

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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。

2.7.2 精馏工艺和精馏塔的选择

乙醇精馏可借鉴乙醇精馏，按工艺主要分为两种：双塔精馏工艺技术、和三塔精馏工艺技术。双塔精馏工艺技术由于具有投资少、建设周期短、操作简单等优点，其在联醇装置中得到了迅速推广。三塔精馏工艺技术是为减少产物在精馏中的损耗和提高热利用率，而开发的一种先进、高效和能耗较低的工艺流程。近年来在大、中型企业中得到了推广和应用。

a.双塔精馏工艺

国内中、小乙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。来自合成工段的粗乙醇，经减压进入粗乙醇贮槽。经粗乙醇预热器加热到45℃后进入预精馏塔。乙醇的精馏分2个阶段：先在预塔中脱除轻馏分后进入主精馏塔，进一步把高沸点的重馏分杂质脱除，从塔顶或侧线采出.经精馏乙醇冷却器冷却至常温后，就可得到纯度较高的精乙醇产品。该工艺具有流程简单，运行稳定，操作方便，一次投资少的特点。

b.三塔精馏工艺

近年来，许多企业原有乙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，而且残液中的乙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。 乙醇三塔精馏工艺技术是为了减少乙醇在精馏过程中的损耗，提高乙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，用以脱除二乙醚等低沸点的杂质，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，提高乙醇气体分压与沸点，减少乙醇的气相挥发，从而提高了乙醇的收率。作为一般要求的精乙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乙醇，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。粗乙醇预热器的热量由精乙醇提供，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乙醇生产。

c.双塔与三塔精馏技术比较

（1）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，并目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。

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（2）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。

（3）产品质量。三塔精馏制取的精乙醇纯度较高，含有的有机杂质相对较少。

（4）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%。

（5）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。

本设计中乙醇产量为10万t/a，属于中小型产量，由于生产能力小，蒸汽消耗量对全厂成本及蒸汽平衡影响比较小，可选用二塔流程。乙醇与水共沸浓度浓度为95.6%，双塔精馏大可满足精馏纯度的要求。通过上述比较可知，三塔精馏技术的一次性投入要比双塔精馏高出20%~30%。乙醇精馏综合考虑各项因素，所以设计可采用双塔精馏工艺。粗乙醇降压到0.5MPa后人闪蒸槽，释放出溶解在粗乙醇中的大部分气体，出来的粗乙醇则进入精馏塔。其中一个塔为粗馏塔，另一个为精馏塔，两塔之间不直接连通，互相影响较小，操作方便。乙醇混合液首先通过蒸发得到一定浓度的乙醇溶液，再通过精馏系统达到乙醇的共沸浓度，最后通过分子筛脱水得到无水乙醇。

d.精馏塔的选择

精馏塔是粗乙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。所以要根据企业的实际条件选择合适的高效精馏塔。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：

（1）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。

（2）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，单位面积生产能力大，造价较低。但浮阀易损坏，维修费用高。

（3）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。

（4）新型垂直筛板塔 新型垂直筛板塔的传质单元，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

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作弹性大，结构简单可靠，抗结垢、防堵塞性能好,由于操作气速高，气流自清洗能力强且升气孔直径大，很不容易堵塞，投资省，传质单元的间距较大，便于布置加热和冷却排管。板上液面梯度小，液面横向混合好、无流动及传质死区。

综合比较上面四种塔，可以知道填料塔和新型垂直筛板塔性质更加优越，同时垂直筛板塔技术更先进，操作简单，而且维修费用较低，所以设计选用了垂直筛版塔。

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第3章 工艺流程

3.1 原料气净化工艺流程

本工段包括煤气的冷凝、冷却和加压输送；焦油、氨水和焦油渣的分离、贮存输送；煤气中焦油雾滴、萘的脱除等。

工艺流程简介

从焦化厂来的焦油、氨水、苯族烃等与煤气的混合物约80℃进入气液分离器，煤气与焦油氨水等在此分离。分离出的粗煤气进入初冷器，煤气被冷却到22℃，冷却后的煤气经捕雾器捕雾后进入电捕焦油器，最大限度地清除煤气中的焦油雾滴及萘，经电捕后的煤气进入离心鼓风机加压，加压后的煤气送往硫铵工段。

此工段中焦炉煤气首先要冷却，因为： 1)煤气冷却可防止煤气中的化学产品发生裂解；

2)从煤气中回收化学产品和净化煤气时，在较低温度下才能保证较高的回收率； 3)含有大量水汽的高，品煤气体积大，所需输送煤气管道直径。鼓风机的输送能力和功率均增大；

4)煤气冷却过程中，不但有水汽冷凝，且大部分焦油和萘也被分离出来，部分硫化物、氰化物等腐蚀性介质溶于冷凝液中，从而可减少回收设备及管道的堵塞和腐蚀。

工艺特点

1)煤气的冷却采用冷却面积为5725m2横管式冷却器三台。横管冷却器分上、下两段，上段用循环水冷却，将煤气温度冷却到约45℃左右，下段用制冷水冷却，将煤气温度冷却到22℃以下，使煤气中焦油和萘在此充分脱除。三台初冷器并联使用，当吹扫或检修一台时，两台工作仍能满足设计要求。

2)煤气加压采用离心鼓风机，克服了罗茨鼓风机噪声高、效率低、寿命短、易漏气的缺陷；配套液力偶合器调速，不仅便于操作且节省能源。

3)煤气中焦油雾及萘的脱除采用高效蜂窝式电捕焦油器两台，处理气量为600000-70000m3/h，电捕焦油器布置在鼓风机前，能最大限度地脱除煤气中的焦油雾滴及萘，提高了后续工序的开工率。正常工作时，两台同时使用，当一台冲洗或发生故障时，另一台也能满足工艺要求。

运行效果：冷鼓电捕投运以后，运行效果良好，能最大限度的去除焦炉煤气中的箭由、氨水及萘等。

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3.1.1 硫铵

本工段包括煤气中氨的脱除，硫铵的干燥两部分。其主要任务是用硫酸作吸收剂，脱除煤气中的氨，生成硫铵并将其干燥后得到硫铵产品。

工艺流程简介：来自冷鼓工段的粗煤气经预热器用0.5MPa的蒸汽加热至60～70℃，进入硫铵饱和器上段的喷淋室，在此煤气中的氨被母液中的硫酸吸收，生成硫酸铵结晶。然后煤气进入硫铵饱和器内的除酸器，分离煤气中夹带的酸雾后，再经旋流板除酸器进一步除酸后送往洗苯工段。

在硫铵饱和器内发生的主要反应如下：

H2SO4+NH3→NH4HSO4 (3-1)

H2SO4+2N H3→(NH)2SO4 (3-2) NH4HSO4+N H3→(NH)2SO4 (3-3)

在饱和器中不断有硫铵结晶生成，用结晶泵将硫铵结晶连同一部分母液送至结晶槽，再放到离心机内进行离心分离，滤除母液。从离心机卸出的硫铵结晶，由螺旋输送初送至振动流化床，用热空气干燥后进入硫铵贮斗，然后称量包装送入成品库。振动流化床用的热空气由送风机吸进，在热风器加热到130-140℃后送入，振动流化床排出的尾气经旋风除尘器捕集夹带的细粒硫铵结晶后，由排风机抽送至水浴除尘器进行湿式再除尘，最后排入大气。

本工段流程特点：

1)采用喷淋式饱和器脱除焦炉煤气中的氨，它集酸洗与结晶为一体，煤气系统阻力小，流程简单，工艺先进，技术可靠。干燥采用振动流化来，技术成熟，操作稳定。

2)硫铵干燥尾气采用二级除尘，除尘效率达99.5％以上，实现基本无废物排放。

3.1.2 洗脱苯

本工段包括终冷、洗苯、脱苯三部分。

工艺流程简介：来自硫铵工段的粗煤气经终冷器换热后。由55℃降至29℃后由洗苯塔底部入塔，白下而上与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，煤气中的苯在此被循环洗油吸收，再经过旋流板捕雾器除去雾滴后去外管送往后续工序。洗苯塔底富油由贫富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60℃，然后至油油换热器与脱苯塔塔底出来的贫油换热，由60℃升到140℃，最后进入粗苯加热炉被加热至180℃左右，进入脱苯塔，用直接蒸汽进行气提蒸馏，从脱苯塔塔顶蒸出的粗苯油水混合汽进入粗苯冷凝冷却器被从洗苯塔底来的富油和16℃制冷水冷却至30℃左右，然后进入相苯油水分离器进行分离。分离出的粗苯入粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔塔顶作回流，其余部分溢流入粗苯贮槽由粗苯泵送往罐区。

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流程特点：

⑴用每台换热面积为3319m2横管式间接终冷器冷却焦炉煤气，将硫铵来的煤气冷却至25℃。该工艺较直接终冷工艺相比具有流程短、设备少、废水量小等优点。

⑵洗苯脱苯的操作过程中，循环洗油的质量逐渐恶化，为保证洗油质量采用洗油再生器将脱苯塔底来的部分热贫油再生。用过热蒸汽加热，蒸出的油汽进入脱苯塔。

⑶降低洗油中的含萘量，在脱苯塔上都设3块塔板进行侧线采萘，萘油流入萘扬液槽后用蒸汽压出送至冷鼓工段。

3.1.3 精脱硫

自洗苯塔顶部出来的焦炉煤气经压缩机压缩至压力2.1MPa，经过滤器滤去油雾后进氧化铁脱硫槽，脱除气体中的无机硫后送转化装置预热。预热后压力约2.02MPa、温度300～350℃，进入加氢转化器，气体中的有机硫在此转化为无机硫，不饱和烃加氢饱和。另外，气体中氧也与氢反应生成水。加氢转化后的气体进入氧化锰脱硫槽，脱去大部分无机硫；再进入加氢转化器II，将残留的有机硫彻底转化并经中温氧化锌脱硫槽把关，使总硫脱至≤0.1 ppm，脱硫槽的气体约1.85MPa、70℃左右，送转化装置。

3.1.4 转化

精脱硫的焦炉气，温度约370℃,与废热锅炉蒸气混合，进入焦炉气蒸气预热器，预热到660℃，然后进转化炉。来自空分装置的氧气加入安全蒸气后，预热到300℃，进入转化炉，在转化炉顶部与焦炉气蒸气混合。混合气中的氧先与可燃气体反应产生热，为甲烷转化提供热源。气体入床层后， 在催化剂作用下，甲烷及少数多碳烃转化为一氧化碳和氢。出转化炉的转化气约960℃，入废热锅炉副产饱和蒸气后，经焦炉气预热器、焦炉气初预热器、锅炉给水预热器、再沸器、脱盐水预热器回收热量后，用水冷却到40℃，分离冷凝液经氧化锌脱硫槽把关后送合成气压缩机。分离出的工艺冷凝液经汽提塔汽提出溶解气后，用泵加压送锅炉房。

工艺流程如图1：

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去合成工段氧化锌脱硫槽冷凝器除酸器硫酸循环洗油富油粗苯脱苯塔粗苯回流槽罐区预热器安全蒸汽来自空分混合槽焦炉煤气来自焦化厂制冷水0.5MPa蒸汽循环氨水油库焦油焦油渣煤场澄清槽硫铵饱和塔转化炉洗苯塔加热炉油水分离器压缩机预热器混合槽汽提塔捕雾器气液分横管冷离器却器冷却器废热锅炉脱水站预热器排空水浴除尘器电捕焦油器预热器鼓风机冷凝液去管网终冷器贫油换热器油泵洗油再生器氧化铁脱硫槽预热器氧化锰加氢反脱硫槽应器1加氢反应器2氧化锌脱硫槽废水去生化处理排风机旋风除尘器萘液槽振动流化床离心机螺旋输送机母液结晶槽结晶泵冷凝液去管网过热蒸汽循环上水洗油循环站贮斗空气送去包装系统循环回水循环水站

图1 净化工段工艺流程图

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3.2 乙醇合成流程

来自转化装置的转化气压力约1.6 MPa，温度40℃，进入该压缩机新鲜气段；来自乙醇合成的循环气进入循环段，压至5.3 MPa送往乙醇合成，合成气压缩机用蒸气透平驱动。来自合成气压缩机的合成气压力5.3 MPa、 温度约40℃，进入气气换热器，用出塔气升温后进入乙醇合成塔，在催化剂作用下进行乙醇合成反应。乙醇合成塔为管壳式反应器，管内装有乙醇合成触媒，壳程为沸腾热水。反应产生的热量用来生产中压饱和蒸气。因此，反应温度可稳定控制在一定范围内。

合成气制备乙醇的反应过程主要为：

2CO2+6H2→CH3CH2OH+3H2O (3-4)

2CO+4H2→CH3CH2OH + H2O (3-5)

出合成塔的气体入气气换热器，在此与合成塔入口气体换热，把入塔气加热到触媒活性温度。出该换热器的气体经水冷器用循环水冷却到40℃。此时气体中大部分乙醇和水蒸气被冷凝，然后在乙醇分离器内进行气液分离。顶部出来的气体一部分作为循环气进入二合一机组，升压后与原料气进入下一个循环，进一步合成乙醇，另一部分则作为驰放气排放。底部出来的粗乙醇降压到0.5MPa后入闪蒸槽，释放出溶解在粗乙醇中的大部分气体，闪蒸后的粗乙醇去乙醇精馏工序或粗乙醇储罐。

自界区来的锅炉给水进入汽包，经下降管进入合成塔壳程下端，再沿合成塔上行并吸热，过热饱和后的锅炉水进入汽包，在汽包里进行汽水分离，产生的蒸汽经压力控制后进入蒸汽管网，出来的排污水进入排污膨胀槽，产生的蒸汽也送到蒸汽管网，剩下的污水送去污水处理。合成工艺流程如图2：

中压蒸汽合成气汽 包透平机合成气压缩机合成塔驰放气开工中压蒸汽开工蒸汽喷射器乙醇分离器全收率乙醇分离器脱盐水站排污最终冷却器循环水中间换热器闪蒸气去气化装置闪蒸槽粗醇计量槽图2 合成工艺流程图

22

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3.3 乙醇精馏流程

精馏系统采用双塔蒸馏流程，其中一个塔为粗馏塔，另一个为精馏塔，两塔之间不直接连通，互相影响较小，操作方便。乙醇混合液首先通过蒸发得到一定浓度的乙醇溶液，再通过精馏系统达到乙醇的共沸浓度，最后通过分子筛脱水得到无水乙醇。

来自合成工段的粗乙醇，经减压进入粗乙醇贮槽。经粗乙醇预热器加热到45℃后进入预精馏塔。从塔顶出来的气体先经过一级冷凝器冷却，冷凝液体进入预精馏塔回流槽，通过预塔回流泵回流到预精馏塔顶部，未冷凝气体进入二级冷凝器，其中不凝气体通过预塔水封放空。其中冷凝液进入二级冷凝液储槽，进行脱盐水萃取，萃取后的乙醇水进入预精馏塔回流槽进行回流，预塔回流槽中需要通过碱液泵加入2%~5%的碱液，用于防腐蚀。在预塔中脱除轻馏分后进入主精馏塔，进一步把高沸点的重馏分杂质脱除，从塔顶或侧线采出。经精馏乙醇冷却器冷却至常温后，通过分子筛脱水得到无水乙醇。塔底的废水经常压塔废水冷却器冷却，并经过常压塔废水泵送到废水处理工段，工艺流程如图3：

0.5Mpa低压蒸汽不凝气放空预塔放空水封预塔二级回流冷凝器预塔二级冷凝液槽预级回流冷凝器预塔回流槽预精馏塔主塔回流槽主精馏塔预塔回流泵主塔回流泵预塔再沸器分子筛干燥器精乙醇主塔进料泵粗醇预热器主塔再沸器废水去生化处理塔底废水泵粗乙醇泵粗醇计量槽冷凝液去管网塔底废水冷却器循环回水循环水站循环上水图3 精馏段工艺流程图

23

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第4章 工艺计算

4.1 乙醇生产的物料平衡计算

4.1.1 合成塔物料平衡计算

初始条件：

年产10万吨99.5%的无水乙醇；每年以8000h计算 粗乙醇中乙醇含量 69.31%

轻组分：(以乙醛CH3CHO计算) 0.95% 重组分：(以异丁醇C4H9OH计算) 0.06% 水：29.68%

所以，时产精乙醇 (100000×1000)/8000=12500Kg/h 时产粗乙醇 (12500×99.5%)/69.31%=17944.741kg/h 根据粗乙醇组分，算得各组分的生成量为：

乙醇(46)：12500Kg/h 271.74kmol/h 6086.96Nm3/h 乙醛 (44)：170.475 Kg/h 3.874 kmol/h 86.787Nm3/h 异丁醇(74)： 10.767Kg/h 0.145kmol/h 3.259Nm3/h 水(18)：5326Kg/h 295.889kmol/h 6627.91Nm3/h

合成气制备乙醇的反应过程主要为：

2CO+4H2→CH3CH2OH+ H2O ?H=-255.868KJ/mol (4-1) 副反应为：

2CO +3H2 →CH3CHO + H2O ?H=-186.958KJ/mol (4-2) CO+3H2 →CH4+H2O ?H =-115.69 kJ/mol (4-3) 4CO+8H2 →C4H9OH+3H2O ?H=-557.774 kJ/mol (4-4) CO2+H2 →CO+ H2O

?H=49.2kJ/mol (4-5)

生产中，测得每生产1吨粗乙醇生成甲烷7.56 Nm3,即0.34 kmol，故CH4每小时生成量为：7.56?17.944741=135.662Nm3，即6.056 kmol/h，96.901Kg/h。

忽略原料气带入水份, 根据②、③、④得反应⑤生成的水的量为：295.889-271.74-3.874-0.145?3-6.056=13.784kmol/h，即在CO逆变换中生成的H2O为13.784kmol/h，即308.762Nm3/h。

5.06 MPa，40℃时各组分在乙醇中的溶解度列表于表4-1：

24

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表4-1 5.06Mpa，40℃时气体在乙醇中的溶解度

组 分 溶解度

Nm3/t乙醇 Nm3/h

H2 0 0

CO 0.682 2.016

CO2 3.416 11.022

N2 0.341 1.008

Ar 0.358 1.058

CH4 0.682 2.016

据测定：35 ℃时液态乙醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每立方米含53.39g乙醇，假定溶解气全部释放，则乙醇扩散损失为：

53.39(2.016+11.022+1.008+1.058+2.016)?1000= 0.914kg/h

即0.0198kmol/h，0.446 Nm3/h。

根据以上计算，则粗甲醇生产消耗量及生产量及组成列表4-2(见下页)：

25

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表4-2 乙醇生产消耗和生成物量及组成

消耗方式 单位 CO ① 式 ② 式 ③ 式 ④ 式 ⑤ 式 气 体 溶 解 扩 散 损 失 合计 生成质量 生成组成 kmol Nm3 kmol Nm3 kmol Nm3 kmol Nm3 kmol Nm3 Nm3 Nm3 Nm3 kg %(wt) 543.48 12173.92 7.748 173.555 6.056 135.662 0.58 12.992 -13.784 -308.742 2.016 0.446 12189.849 消耗物料量 H2 1086.96 24347.84 11.622 260.333 18.168 406.986 1.16 25.984 13.784 308.742 0 0.892 31437.737 CO2 13.784 308.742 11.002 319.744 N2 1.008 1.008 CH4 6.056 135.662 2.016 137.678 C2H5OH 271.74 6086..96 -0.446 6086.514 12499.091 69.31 3..259 10.767 0.06 生成物料量 C4H9OH 0.145 3.259 CH3CHO 3.874 86.787 86.787 170.475 0.95 H2O 271.74 6086.96 3.874 86.787 6.056 135.662 0.435 9.744 13.784 308.762 6627.915 5326 29.68 消耗 36521.76 433.888 542.648 38.976 617.484 15.142 1.338 43948.338 合计 生成 12173.92 173..575 271.324 13.003 617.484 0.446 12942.153 18006.333 100 26

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设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%。

表4-3 驰放气组成

组分 Mol%

H2 79.31

CO 6.29

CO2 3.50

CH4 4.79

N2 3.19

Ar 2.30

C2H5OH 0.61

H2O 0.01

G新鲜气＝G消耗气+G驰放气=G消耗气+0.09 G新鲜气=43948.338+0.09 G新鲜气

所以：G新鲜气=48294.877 Nm3/h 新鲜气组成见表4-4：

表4-4 乙醇合成新鲜气组成

组分 Nm3 组成mol%

H2 34884.97 72.233

CO 12463.2 25.807

CO2 471.873 0.977

N2 139.663 0.289

总计 48294.87

100

测得：乙醇合成塔出塔气中含乙醇7.12%。根椐表4-2、表4-4，设出塔气量为G出

塔

，又知醇后气中含醇0.61%。 所以：（12173.474+0.61%×G醇后）/ G出塔=7.12%

G醇后=G新鲜-(G醇＋G副＋G扩)+GCH4

=48294.877 -43948.338+137.678=4484.217 Nm3/h

所以：G出塔＝171359.94Nm3/h

G循环气=G出塔 －G醇后 －G生成 + GCH4－G溶解

=171359.94-4484.217-12942.153+137.678-15.142=154055.166Nm3/h

乙醇生产循环气量及组成见表4-5：

表4-5 乙醇生产循环气量及组成

组分 流量：Nm3/h 组成V%

CO 9690.07 6.29

CO2 5407.336 3.50

H2 122181.15 79.31

N2 4914.36 3.19

CH4 7379.242 4.79

Ar 354

939.737

3.27 2.3

0.61

6 0.01

166 100

C2H5OH

H2O 15.40

合计 154055.

G入塔= G循环气+G新鲜气=154055.166+48294.877=202350.043 Nm3/h 由表4-4及表4-5得到的乙醇生产入塔气流量及组成单位表4-6：

27

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表4-6 乙醇生产入塔气流量及组成 单位：Nm3/h

组分

CO

CO2 5879.209 2.905

(V)%

8

H2 157066.127 77.621

N2 5054.02

7379.242

3.316 10.94

2.457

3.647

1.751

0.464

0.008

100

3

27

CH4

Ar 3543.

939.737

6

0.04

C2H5OH

H2O 15.40

合计 20235

流量：2215Nm3/h 组成

又由G出塔= G入－G消耗＋G生成

据表4-2、4-6、得出入塔成分表汇总表4-7：

表4-7 出入塔成分表汇总 组分 入塔 消耗 生成 出塔 组成V 73.315.815 3.245 9 9 2.944.387 2．068 3.874.101 7 0.002 0.051 100 5059963.467 5559.465 125623.018.39 5 92 27 1 .321 7516.3543.7026.2566433.259 86.787 855 171343.CO CO2 H2 N2 50522153.316 12189.8319.744 49 37 8 137.678 6086.514 15 6627.93..259 86.787 12942.153 5879.209 157064.026.127 3 31437.71.00 43948.338 242 27 7379.3543.939.737 06 15.4 04 202350.CH4 Ar OH C2H5H2O C4H9OH CH3C合计 HO 乙醇分离器出口气体和液体产品的流量、组成见表4-8：

28

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表4-8 乙醇分离器出口气体组成、流量：单位：Nm3/h

组分 损失 出气 V

6.052 % 出液 wt

kg wt

%

69.31

0.06

0.95

29.68

100

12500

10.767

170.475

5326

242

6086.514

3.259

86.787

91

47 18007.

3.371

76.327

3.069

6

6627.

12804.

2.016 9961.451

11.002 5548.463

0 125628.39

1.008 5052.007

2.016 7514.904 4..56

2.152

4.269

100

1.058 3542.

7025.805

212

3.178

0.446

17.311 16459

CO

CO2

H2

N2

CH4

Ar

H C

2H5O

C4H9OH

CH3 CHO

H2O

合计

粗甲醇贮罐气流量及组成分表4-9：

表4-9 贮罐气组成、流量

组成 流量：Nm3/h 组成：(V)%

CO 2.016 12.129

CO2 11.002 60.774

H2 0 0

CH4 2.016 12.129

Ar 1.058 6.365

C2H5OH 0.466 2.539

N2 1.008 6.064

合计 17.311 100

由表4-2到表4-9得表4-10（见下页）：

29

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表4-10 乙醇生产物料平衡汇总表

新鲜气

组分

流量 Nm3 12463.24

CO

6

CO2 H2 N2 Ar CH4 C2H5O

H C4H9OH CH3C

HO H2O 合计

48294.8

100

15.406 154055.16

0.01 100

15.406 202350.04

0.008 100

6643.321 171343.85

3.877 100

86.787

0.051

3.259

0.002

939.737

0.61

939.737

0.464

7026.251

4.101

471.873 34884.97

72.233

7 139.663

0.289

4914.36 3543.27 7379.242

3.19 2.30 4.79

5054.023 3543.27 7379.242

2.457 1.751 3.647

5053.015 3543.27 7516.92

2.949 2.068 4.387

122181.15

79.3

157066.127 77.621

125628.39

73.319

0.977

5407.336

3.50

5879.209

2.905

5559.465

3.245

25.807

9690.07

6.29

22153.316

10.948

9963.467

5.815

组成 (v)%

循环气 流量 Nm3

组成 (v)%

入塔气 流量 Nm3

组成 (v)%

出塔气 流量 Nm3

组成 (v)%

4.1.2 粗乙醇精馏的物料平衡计算

1.预塔的物料平衡 (1).进料

A.粗乙醇：17944.741 kg/h 。根据以上计算列表4-11：

表4-11

组分 流量：kg/h 组成：(wt)%

乙醇 12500 69.31

乙醛 170.475 0.95

异丁醇 10.767 0.06

水 5326 29.68

合计 17944.741 100

B.碱液：据资料，碱液浓度为8%时，每吨粗乙醇消耗0.1 kg的NaOH。 则消耗纯NaOH：0.1?17944.741?1.794kg/h 换成8%为：1.794/8% =22.425 kg/h

C.软水：据资料记载。软水加入量为粗乙醇的20%计，则需补加软水：

17944.741?20%－22.425?(1－8%)=3568.317 kg/h

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据以上计算列表4-12：

表4-12 预塔进料及组成

物料量：kg/h 粗乙醇 碱液 软水 合计

C2H5OH 12500 12500

H2O 5326 20.631 3568.317 8914.948

NaOH

1.794 1.794

CH3CHO 170.475

170.475

C4H9OH 10.767 10.767

合计 17944.741 22.425 3568.317 21535.483

(2)出料

A.塔底。乙醇：12500kg/h B.塔底水。粗乙醇含水：5326kg/h 碱液带水：20.631 kg/h 补加软水：3568.317 kg/h 合计：8914.948kg/h C.塔底异丁醇及高沸物：10.767kg/h D.塔顶乙醛及低沸物：170.475kg/h 由以上计算列表4-13：

表4-13 预塔出料流量及组成

物料量kg/h

塔顶 塔底 合计

C2H5OH

12500 12500

H2O 8914.948 8914.948

NaOH 1.794 1.794

CH3CHO 170.475

170.475

C4H9OH

10.767 10.767

合计 170.475 21427.689 21535.483

2 主塔的物料平衡计算 (1)进料

预后粗甲醇：21427.689kg/h (2)出料

主塔塔釜液含乙醇0.5%。塔顶形成乙醇水的共沸物，乙醇含量94.5%（经分子筛脱水后达到99.5%）：塔顶出料：94.5%G顶=12500×99.5%×99.5%kg/h

则塔顶出料G顶=13095.569kg/h 塔釜 G醇=12500×0.5%=62.5kg/h

G水=8914.948-(13095.569-12500×99.5%) =8256.879kg/h

塔釜组成

塔釜 塔釜kg/h

乙醇 62.5

水 8256.879

NaOH 1.794

高沸物 10.767

31

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总出料：由以上计算，得表2-15甲醇精馏塔物料平衡汇总表：单位：kg/h，总物料为12500+8914.948+1.974+10.767=21427.689kg/h 得乙醇精馏塔物料平衡汇总表4-14：

表4-14 乙醇精馏塔物料平衡汇总表

物料 乙醇 NaOH 水 高沸物 合计

总物料 12500 1.974 8914.948 10.767 21427.689

塔顶出料 12437.5

658.069

13095.569

塔釜出料 62.5 1.974 8256.879 10.767

8332.1

4.2 甲醇生产的能量平衡计算

4.2.1 合成塔能量计算

已知：合成塔入塔气为220℃，出塔气为250℃，热损失以5%计，壳层走4MPa的沸水。

查《化工工艺设计手册》得，4MPa下水的气化潜热为409.7 kcal/kg，即1715.00 kJ/kg，密度799.0 kg/m3，水蒸气密度为19.18 kg/m3，温度为250℃。入塔气热量表4-15：

表4-15 5MPa，220℃下入塔气除(C2H5OH)热容

组分 流量：Nm3 比热：kJ/kmol℃ 热量：kJ/℃

30.15

45.95

29.34

30.35

21.41

47.05

/ 273341.10

29817.968

12060.252 205728.759

6847.75

3386.67

15499.703

2

CO 22153.316

CO2 5879.209

H2 157066.127

3 N2 5054.02

3543.27

7379.242

7

Ar

CH4

合计 201075.18

查得220℃时乙醇的焓值为42248.46 kJ/kmol，流量为939.737 Nm3。

939.737所以：Q入=42248.46?22.4+273341.102?220=61907472.84kJ

出塔气热容除(C2H5OH)见表4-16：

32

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表4-16 5MPa，250℃下出塔气除 (C2H5OH) 热容

组分

CO

CO2 5548.463 46.58 11537.831

H2 125628.39 29.39 164831.179

N2 5052.507 30.41 6859.229

Ar 3542.212 21.36 3377.752

CH4 7514.904 48.39 16234.206

C4H9OH 3.259

CH3CHO 86.787

H2O 6627.91 83.49 24703.759

合计

流量： 9961

3

Nm .451 比热：

30.1

kJ/km

3

ol℃

1339

热量：

9.04

kJ/℃ 1

170.97 95.85 / 241339

.235

24,875 371.363

查得250℃时乙醇的焓值为46883.2kJ/kmol，流量为7026.251 Nm3/h。 所以：Q出=46883.2?由反应式得: Q反应=[22.46086.967026.25122.4+241339.235?250=75040752.09 kJ

.662?186.958+13522.4?115.69

?255.868+

86.78722.4308.7423.259?+22.4557.774+22.4?(-42.92)] ?1000

=70443978.61kJ Q热损失=(Q入＋Q反应) ?5%

=(61907472.84+70443978.61) ?5%=6617572.572kJ 所以：壳程热水带走热量 Q传 = Q入 + Q反应－Q出－Q热

=61907472.84+70443978.61-75040752.09-6617572.572=50693126.79kJ

又：Q传=G热水r热水 所以：G热水=

50693126.79=29558.675 kg/h 1715.00即时产蒸气：

29558.675=1541.12m3 19.184.2.2 主精馏塔能量衡算

查《化工工艺设计手册》，乙醇露点温度t=78℃

操作条件：塔顶78℃，塔釜105℃，进料温度124℃，回流液温度40℃，取回流液与进料的比例为4.5:1。

1. 带入热量见表4-17：

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表4-17 主塔入热

物 料 组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 热量:kg/h

乙醇 12437.5

124 2.46 3793935

进 料

水+碱 8916.922 124 4.26 4710274.877

回流液 乙醇 55968.75 40 2.46 5507325

加热蒸汽

Q

加热

Q入=Q进料+Q回流液+Q加热

= 3793935+1814481.157+5507325 +Q加热 = 11115741.16+ Q加热

2. 带出热量见表4-18：

表4-18 主塔物料带出热量

物料 组分 流量：kg/h 温度：℃ 比热：kJ/kg℃ 潜热：kJ/kg 热量:kg/h

精乙醇 乙醇 12437.5 78 2.46 846.19 2387353

回流液 乙醇 55968.75 78 2.46 855.19 10740138

乙醇 62.5 105 2.46 16143.75

残液

水+碱 8916.922 105 4.187 3920191.003

热损失 5%Q入

所以Q出＝ 2387353.69＋10740138.94＋16143.75＋3920191.003＋5%Q入 = 17063827.38+5%Q入 因为：Q出＝Q入

所以：Q入= Q出= 17961923.56kJ/h

所以：Q加热 =17961923.56 －11115741.16 = 6846182.398kJ/h 已知水蒸气的汽化热为2118.6 kJ/kg 所以：需蒸汽G3蒸汽=3. 冷却水用量计算

对热流体：Q入＝Q产品精甲醇+Q回流液

= 2387353.69+10740138.94=13127492.63 kJ/h

Q出 = Q精甲醇(液)+Q回流液(液)

=13095.569? 40?2.46 +5507325 = 6795928.99 kJ/h Q传 = 11934238.88?(1-5%)－ 6795928.99 = 4541597.946kJ/h 冷却水温：30℃

40℃

6846182.398= 3231.465kg/h 2118.6 34

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4541597.946所以：冷却水用量G3水=（40-30）?4.187?1000= 108.469t水/h

108.469所以：每吨精乙醇消耗G3水=12.5=8.678t水/t精甲醇

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第5章 主要设备计算及选型

设备是化工工艺运作的载体，选择合适的设备，对于提高生产率，降低原料能量消耗有着重要的作用。

5.1 甲醇合成塔的设计

（1）传热面积的确定

传热温差为10℃，传热量为5153522.946 kJ/h，合成塔内的总传热系数取为289.78W/（m2·℃）。

Q = KA△Tm （5-1）

由公式（5-1）得：

A =Q/K?Tm =5153522.946/（289.78×10）=1778.426m2。 （2）催化剂用量的确定

入塔气空速6000h-1，入塔气量202350.04m3/h，所以，催化剂体积为202350.04/6000=33.725m3。

（3）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。

A =3.14×d×L×n （5-2）

由公式（5-2）得：

n = A/（3.14×d×L）=1778.426/（3.14×9×0.027）=2330.77 取整为2331。

其中因要安排拉杆需要减少12根，实际管数为2319根。 （4）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 （5-3）

式中 a = 40；

b = 1.1×n0.5 = 1.1×62620.5= 87.05； L = 125mm。

所以 ：Di=40×（87.05-1）+2×125=3692，圆整后取为3700 mm （5）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[?] tФ-Pc） （5-4）

式中：Pc=5.14MPa ；

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