甲醇工艺流程简述
气化
由原料储运系统来的粒度＜10mm的原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。加入石灰石是为了降低灰熔点。煤浆经磨煤机出料槽（351V102~302）由磨机出料槽泵（351P103~303A/B）输送至煤浆槽（352V001A/B），再分别经煤浆给料泵（352P101~301A/B）升压至9.6MPa进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来的高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在6.5MPa，~1400℃条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约243℃，压力6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49送后续工序。
熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机（353H101~301）破碎后进入锁斗（353V105~305），定期排放渣池（353V106~306），再由渣池中的捞渣机（353L101~301）将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵（353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。
由洗涤塔（354T101~301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（354V105~305）进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机（351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）
作为锁斗的冲洗水，另一部分作为污水，连续排放至污水处理；再有一部分低压灰水泵（354P005A/B/C）灰水去蒸发热水塔与中压闪蒸气逆流接触，传质传热，送至洗涤塔（354T101~301）做为系统补充水循环使用。洗涤塔（354T101~301）不足的洗涤水由变换来的工艺冷凝液和高压锅炉给水补充。
蒸发热水塔（354T102~302）顶的闪蒸气经酸性气冷凝器（354E104~304）冷却后，进入酸性气分离器（354V107~307），分离后的气体去变换工段回收热量，分离后的冷凝液返回灰水槽使用。自低压闪蒸罐的闪蒸气进入低压闪蒸冷凝器（354E101~301）用循环水冷却后，进入低压闪蒸分离器（354V101~301），分离后的气体高点放空，分离后的冷凝液返回灰水槽使用。真空闪蒸罐顶的闪蒸气经真空闪蒸冷凝器（354E102~302）用循环水冷却后，送至真空闪蒸分离罐（354V106~306），分离后的气体经真空泵（354P103~303）和真空泵分离罐后放空，真空闪蒸分离罐分离的冷凝液自流进入灰水槽（354V009）使用。
变换
变换工序的主要目的是将气化送来的粗煤气中的CO经变换反应部分变换成H2，使变换气H2/CO比满足甲醇合成的要求，并根据不同的温度范围产生不同等级的蒸汽进行工艺余热回收。
来自气化工段的水煤气（243℃，6.40MPa（A），水气比为1.49），进变换系统后分成两股：一股作为配气，进入水煤气废热锅炉Ⅱ（371E005）降温到200℃，同时生产1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气进入第三水分离器（371V005）分离出冷凝液；另一股进入水煤气废热锅炉Ⅰ（371E001）温度降至225℃，并生产1.1MPa（G）饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气经第一水分离器（371V002）分离冷凝液后，经中温换热器/蒸汽过热器（371E002）的中温换热器预热至260℃进入变换炉（371R001），变换炉内装有两段耐硫变换催化剂，气体在变换炉中发生变换反应。出变换炉的变换气CO含量约为8.82%（干），温度约为442℃，依次经中温换热器/蒸汽过热器（371E002）和变换废热锅炉（371E003）温度降至238℃，同时生产2.5MPa（G）饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至380℃送管网。作为配气的水煤气与出变换废热锅炉（371E003）的变换气混合后经中压锅炉给水加热器（371E006）温度降至188℃，然后经低压废热锅炉（371E004）温度降至169℃进入第二水分离器（371V003），低压废热锅炉同时生产0.5MPaG饱和蒸汽送管网。经第二水分离器（371V003）分离冷凝液后的变换气依次经低压锅炉给水加热器（371E007）（降至153℃）、
脱盐水加热器（371E008）、变换气水冷器（371E009）温度降至40℃，然后进入洗氨塔（371T001）。在洗氨塔底部分离出冷凝液的变换气再用洗涤水洗掉变换气中的氨后送至低温甲醇洗工段。
第一、二、三水分离器（371V002/003/005）分离出的高温冷凝液都进入变换冷凝液槽（371V004），进行闪蒸，闪蒸后的冷凝液经冷凝液泵Ⅰ（371P001A,B）升压后送至气化工段，闪蒸出的不凝气与来自气化的高闪气一起进入冷凝液汽提塔（371T002）的中部。洗氨塔底部的变换冷凝液经汽提气冷凝分离器预热后进入冷凝液汽提塔的上部，冷凝液汽提塔用0.5MPaG饱和蒸汽从塔的底部进入进行汽提，塔顶出来的汽提气经汽提气冷凝分离器冷却后，含氨不凝气送至硫回收处理，塔底的冷凝液经冷凝液泵II（P002A,B）升压后送气化。
脱盐水站来的脱盐水进入脱盐水加热器（371E008），与变换气换热温度升至95℃后进入除氧器（371V006），净化、甲醇合成来的蒸汽冷凝液也送入除氧器。除氧器用本工段产生的0.5MPaG低压蒸汽吹入脱氧，除氧后的锅炉给水分为三股，第一股经低压锅炉给水泵I（371P004A,B）升压后一部分经低压锅炉给水加热器预热至150℃后送至水煤气废热锅炉Ⅰ（371E001）、水煤气废热锅炉Ⅱ（371E005）、低压废热锅炉（371E004），另一部分送气化作为仪表冲洗水；第二股经中压锅炉给水泵（371P005A,B）升压后，一分部分直接送至硫回收，另一部分经中压锅炉给水加热器（371E006）预热至190℃后分别送至变换废热锅炉（371E003）和甲醇合成工段使用；第三股经密封水泵（371P006A,B）升压后，一部分直接送至气化作为水洗塔补充用水和热密封水，另一部分经洗涤水冷却器（371E010）冷却至40℃后分别送至洗氨塔作洗涤水和气化工段作冷密封水用。变换另设有两台高压锅炉给水泵，用于气化工段备用气化炉的水洗塔开车用。
触媒的升温，硫化在0.4MP（A）采用低压氮气循环进行。
低压氮气经氮气循环风机（371C001）升压后经中温换热器换热升温进入氮气电加热炉（371F001）加热至需要温度，然后进入变换炉进行升温还原，从变换炉出来的循环氮气经中温换热器降温，充分利用热量，从而降低了电能得消耗。硫化过程需要的硫用二硫化碳计量泵补入循环系统。
低温甲醇洗
低温甲醇洗工段的主要任务是利用低温的甲醇作为吸收剂，脱除变换气中的H2S、COS、CO2等酸性气体，为下游甲醇合成装置输送合格的净化气；同时，通过在适当压力下的闪蒸，制备纯度较高的CO2产品气，送往纯碱装置；并通过采取H2S 组分提浓措施，为硫回收工段制备合格的H2S浓度较高的酸性气。（1）原料气冷却
来自上游变换工段压力为 6.0MPaA、温度为40℃的原料气，首先进入绕管式换热器原料气冷却器Ⅰ372E001中，与净化气、CO2产品气、及CO2/N2尾气换热，原料气被冷却到16℃。随后，原料气进入原料气分离罐372V001分离出其中冷凝下来的液相。该液体主要是NH3和HCN的水溶液，可直接送回变换工段。经气液分离后，原料气中的NH3和HCN的浓度进一步大大降低，有利于低温甲醇洗的稳定运行。
原料气被进一步冷却之前，先喷入一股半贫甲醇，降低原料气中水的冰点，防止冷却时结冰而堵塞换热器。该股半贫甲醇来自主洗甲醇泵372P001A/B。同时，来自循环气压缩机后冷器372E007的循环气也在此与原料气混合，以回收闪蒸气的有效气成分。
混合后的原料气在绕管式换热器原料气冷却器Ⅱ372E002中与与净化气、CO2 产品气、以及CO2/N2尾气继续换热，被进一步冷却、降温。
（2）H2S/CO2吸收
冷却后的原料气首先进入洗涤塔372T001?下部的预洗段，彻底除去其中痕量的NH3和HCN组分。洗涤溶剂为来自脱碳段、经净化气/富碳甲醇换热器372E005 过冷的一小股富甲醇。离开塔底的预洗甲醇首先经过贫甲醇冷却器Ⅱ372E012回收冷量，再经预洗闪蒸罐372V005闪蒸后，进入热再生塔进行热再生。
经预洗后的气体通过升气管向上进入洗涤塔的脱硫段。用来自上端脱碳段的无硫甲醇脱除气体中的H2S和COS组分。无硫甲醇的量采取流量控制，控制与原料之间保持合适的比例。底部的富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔372T002进行闪蒸。脱硫后的气相进一步上升，通过升气管进入洗涤塔372T001的脱碳段下部。
在脱碳段，主要用闪蒸得到的低温半贫甲醇作为洗涤溶剂。同时在洗涤塔的上端用一股热再生得到的贫甲醇作为精洗甲醇，保证净化气的酸性气含量满足工艺要求。两股甲醇的用量通过流量控制，具体取决于原料气与洗涤甲醇之间的比例。
由于CO2的溶解为放热反应，因此随着甲醇自上而下不断吸收原料气中的
CO2 气，甲醇的温度逐渐升高。为了降低洗涤剂的温度，保证较好的洗涤效果，在两脱碳段之间设置了洗涤塔段间冷却器372E003以及洗涤塔段间深冷器372E004，降低洗涤甲醇的温度。洗涤塔段间深冷器372E004采用丙烯制冷剂制冷。
离开洗涤塔372T001塔顶的净化气，经净化气/无硫甲醇换热器372E005、原料气冷却器Ⅱ372E002以及原料气冷却器Ⅰ372E001回收冷量并达到常温后，送往下游工段。
（3）闪蒸再生以及H2S浓缩
脱碳段的无硫甲醇部分经净化气/无硫甲醇换热器过冷后，作为脱硫段以及预洗段的洗涤溶剂；其余部分则经无硫甲醇冷却器372E008过冷后，进入中压闪蒸塔372T002的中段进行闪蒸。闪蒸气主要含有H2、CO以及部分CO2，被引入中压闪蒸塔的下段，通过再次洗涤，降低其中CO2的浓度。
脱硫段的富硫甲醇进入中压闪蒸塔372T002的下段，闪蒸出溶解的有效气H2、CO以及部分CO2。为降低闪蒸气中的CO2含量，降低循环压缩机的负荷，特从热再生塔给料泵分出一股物料进入中压闪蒸塔372T002下段上部，洗涤闪蒸气的CO2气。离开中压闪蒸塔下段的闪蒸气首先通过氮气/循环气换热器372E020与进入解吸塔的低压氮气换热升温，而后与来自预洗闪蒸罐的闪蒸气混合后，进入循环压缩机分离罐372V002，随后经循环压缩机372C001压缩以及循环气压缩机后冷器372E007冷却后，并入原料气，循环利用。
在中压闪蒸塔中段闪蒸后的无硫甲醇，通过液位控制，经无硫甲醇深冷器372E009过冷后，进入中压闪蒸塔上部的闪蒸罐，闪蒸得到CO2产品气。所得的CO2产品气在原料气冷却器Ⅰ以及原料冷却器Ⅱ中与原料气换热后，出界区，送往纯碱装置。
随后闪蒸液进入解吸塔372T003顶部闪蒸罐继续闪蒸，得到CO2尾气。此段的闪蒸液大部分作为主洗甲醇，被主洗泵372P001A/B送往洗涤塔372T001的脱碳段；其余部分进入解吸塔372T003的上段。
解吸塔上段闪蒸得到的气体为CO2/N2尾气，该股气体被分成两部分：一股与塔顶闪蒸罐的CO2尾气混合后一起经原料气冷却器Ⅱ以及原料冷却器Ⅰ与进装置的原料气换热，一股在酸性气/尾气换热器372E019中与酸性气换热。随后两股一起进入尾气洗涤塔372T005。
中压闪蒸塔372T002底部闪蒸后的富硫甲醇通过液位控制，进入解吸塔
372T003 上部解吸段的中部，闪蒸出富甲醇中大部分的CO2、H2S、COS，在气体沿塔上升的过程中，H2S与COS被重新吸收。
离开解吸段底部的富甲醇经解吸塔甲醇循环泵Ⅰ370P002A/B升压后，经一系列换热器回收冷量后温度升高，这些换热器包括贫甲醇冷却器Ⅰ372E010、洗涤塔段间冷却器372E003、富硫甲醇冷却器372E006。复热后的甲醇返回解吸塔气提段顶部，来自闪蒸气冷凝器372E014的闪蒸气同样进入此段。
气提段上部的富甲醇经解吸塔甲醇循环泵Ⅱ372P004A/B升压后，经无硫甲醇冷却器372E008换热升温后返回解吸塔气提段下部，来自闪蒸气冷凝器372E014的冷凝液同样进入此段。
通过中间换热器的换热，富硫甲醇的温度逐渐升高，解吸塔372T003的底部闪蒸出大量的CO2气，同时通过解吸塔底部低压氮气的气提作用，CO2的释放量进一步增大。
解吸塔372T003底部的富硫甲醇，通过液位控制，经热再生塔给料泵372P003A/B 加压后，大部分贫甲醇冷却器Ⅱ372E011A-J与热再生甲醇换热后，进入热再生塔372T004，同时，从热再生塔给料泵372P003A/B出口引出一股富甲醇进入中压闪蒸塔372T002的下段上部，用以脱除闪蒸气中的CO2气。（4）热再生
进入热再生塔372T004的富硫甲醇首先在顶部闪蒸罐中进行高温低压闪蒸。闪蒸出的气体经预洗甲醇加热器372E012和闪蒸气冷凝器372E014冷凝后，循环回解吸塔372T003。这部分气体的循环，将提高富硫甲醇中硫化氢的浓度。同时经过初步的闪蒸，也降低了下段闪蒸出的酸性气中CO2的浓度。
闪蒸液经液位控制，进入热再生塔的热再生段。在热再生段，通过热再生塔下部产生的甲醇蒸气以及来自甲醇水分离塔372T005顶部的甲醇蒸气的气提作用，富硫甲醇中溶解的气体全部闪蒸出来。
热再生段顶端的甲醇/酸性气混合物经热再生塔冷凝器372E015冷凝后，进入热再生塔回流罐372V003。在热再生塔回流罐372V003中，酸性气与甲醇分开。酸性气经酸性气换热器372E017以及酸性气/尾气换热器372E019进一步过冷之后，进入酸性气分离罐372V004。经进一步分离后，酸性气经酸性气换热器372E017回收冷量后，出界区，送往硫回收工段；分离液送往热再生塔回流罐372V003。
每个酸性气冷凝步骤收集到的冷凝液，均被收集在热再生塔回流罐中。随后
通过液位控制，经热再生塔回流泵加压后，返回热再生塔372T004，作为回流。为了将HCN以及NH3在循环回路中的累积控制在?低水平，将在热再生塔回流泵372P007A/B的出口设置一个间断排放管线。
经彻底热再生的贫甲醇聚集在热再生塔372T004中段的底部，通过贫甲醇泵372P005A/B加压，部分送往热再生塔372T004的下段，经热再生塔再沸器的加热，为中段生产气提用甲醇气，同时提高下段塔釜中水的浓度。塔釜经富集的甲醇/水混合物通过甲醇/水分离塔给料泵送往甲醇水分离塔372T005。
另一部分贫甲醇被直接送往甲醇/水分离塔372T005的顶部，作为回流。
剩余的贫甲醇，则经贫甲醇冷却器Ⅱ372E011A-I以及贫甲醇冷却器Ⅰ372E010 过冷后，送往洗涤塔372T001的顶部作为精洗甲醇
（5）甲醇/水分离
通过在甲醇/水分离塔372T005中的精馏操作，实现甲醇/水的分离。目的是控制循环甲醇中的水含量，保证较好的吸收效果。
甲醇/水分离塔372T005的进料主要来自热再生塔372T004以及尾气洗涤他372T006。甲醇/水分离塔372T005底部的物料通过甲醇/水分离塔再沸器372E016进行加热。顶部产生的甲醇蒸气进入热再生塔372T004，作为热再生的气提气。
甲醇/水分离塔372T005排出的物料为废水，经废水冷却器冷却后，送出界区。（6）排污系统
由于整个低温甲醇洗装置存在连续的甲醇微量损失，因此需要在热再生塔设置一条补充甲醇管线。
此外，为了收集低温甲醇洗系统的低点排污，特设置了一地下污甲醇罐372V006。并在该罐设置一液下泵，将收集的污甲醇重新打入系统。
（7）尾气洗涤
来自甲醇/水分离塔372T005的废水，通过液位控制，经废水冷却器372E018冷却后，部分与来自界区的脱盐水混合，进入尾气洗涤塔372T006的顶部，作为尾气洗塔372T006的洗涤溶剂。尾气来自解吸塔372T003，经换热器372E002、372E001以及372E019回收冷量后，进入尾气洗涤塔372T006的底部。经洗涤后，尾气中的甲醇浓度达到环保要求，通过尾气放空筒排入大气。底部的洗涤水经尾气洗涤水泵372P008A/B加压，经废水冷却器加热后，送入甲醇水分离塔，进行分离。
冷冻站
从低温甲醇洗装置来的丙烯（-40℃，0.135MPaA）经压缩机进口分离器分373V001离后进入丙烯压缩机373C001，被压缩至1.70MPaA后依次进入丙烯冷却器373E001、丙烯冷凝器373E002A,B冷凝，使得气体丙烯全部冷凝为液体丙烯后进入丙烯储罐373V003，液体丙烯减压至0.5MPaA进入省功器373V004进行闪蒸，闪蒸出的气体丙烯与一段出口丙烯一起经闪蒸分离器后进入丙烯压缩机二段入口，从丙烯省功器器底部的液体分成两部分，一部分进入丙烯过冷器373E003的管程；另一部分经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器的壳程，两股液体丙烯进行换热，过冷至-20℃，压力为0.45MPaA的丙烯送去低温甲醇洗装置，为其提供冷量。从丙烯过冷器上部分离出的丙烯气体与低温甲醇洗来的丙烯气混合后经压缩机进口分离器373V001进入丙烯压缩机进行压缩。
来自管网的过热蒸汽（380℃，2.5MPaG）进入汽轮机373K001，产生的动
力供压缩机驱动。蒸汽透平出口蒸汽进入空冷器373E005进行冷凝，冷凝后
的冷凝液经冷凝液泵373P003A,B送至蒸汽冷凝液管网。
硫回收
硫回收装置处理上游甲醇装置的低温甲醇洗酸性气及变换装置的含氨酸性气，生成固体颗粒硫磺出装置，尾气达标排放。本装置由制硫、尾气处理、胺
液再生、液硫脱气等部分组成
低温甲醇洗来的一部分酸性气和变换装置来的全部含氨酸性气一起进入制硫燃烧炉(374F001)的烧嘴，在炉内根据制硫反应需氧量，通过比值调节和H2S/SO2在线分析仪反馈数据严格控制进炉燃烧氧量。为维持反应温度，采用富氧空气进行燃烧，氧气与制硫鼓风机I(374C001AB)供应空气量成比例控制，确保空气中氧含量的稳定。另一部分甲醇洗来的酸性气进入制硫燃烧炉(374F001)后部炉膛，其流量根据前部炉膛温度进行调节，保证前部炉膛温度＞1250℃，使NH3完全分解。之后过程气进入制硫余热锅炉(374E001)回收热量，锅炉副产2.7MPag饱和蒸汽。
余热锅炉(374E001)出口工艺气进入一级冷凝冷却器(374E002)，使反应生成的元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002A)；根据反应温度要求，一级冷凝冷却器(374E002)出来的过程气经一级高温掺合阀(374TV001)与制硫燃烧炉中的一部分高温气流混合升温，进入一级转化器(374R001)，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进行Claus反应，转化为元素硫，自一级转化器出来的高温过程气经过程气换热器(374E005)回收部分热量后，再进入二级冷凝冷却器(374E003)，使元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002B)；由二级冷凝冷却器出来的过程气经过程气换热器升温后进入二级转化器(374R002)，使过程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，二级转化器出口过程气经三级冷凝冷却器(374E004)使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入液硫池(374V011)；三级冷凝冷却器出来的制硫尾气进入尾气分液罐(374V001)进一步捕集液硫后进入尾气处理部分，一、二、三级冷凝冷却器同时副产生低压饱和蒸汽，供本工段使用。
由尾气分液罐出来的制硫尾气，经尾气加热器(374E007)换热、混氢后进入加氢反应器(374R003)，在低温加氢催化剂的作用下SO2及COS等被加氢水解，还原为H2S。进入加氢反应器的H2量根据加氢反应器后的在线氢分析仪给出的H2浓度信号进行调节。从加氢反应器出来的气流进入蒸汽发生器(374E008)回收余热，产生低压蒸汽之后与急冷水直接接触降温冷却至常温。尾气急冷塔(374T001)使用的急冷水用急冷水泵(374P002A,B)自急冷塔底部抽出，经急冷水冷却器(374E010A,B)冷却至40℃后，循环使用，因尾气温度降低而凝析下来的急冷水送至变换装置处理。为了防止非正常工况下设备腐蚀，在急冷水管线上设置了PH值在线检测，一旦PH值下降则需在急冷水中注入NH3，以调节其PH值保持在6~8。
急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔(374T002)，用再生部分送来的胺液（~25%的MDEA胺液）吸收其中的H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉(374F002)焚烧。在尾气焚烧炉570~600℃炉膛温度下，净化气中残余的H2S被燃烧为SO2，剩余H2和烃类燃烧成CO2和H2O，自尾气焚烧炉出来的高温烟气经蒸汽过热器(374E006)、尾气加热器(374E007)回收余热后由烟囱(374X003)排放。
尾气吸收塔使用后的富液用富液泵(374P003A,B)送至胺液再生部分进行溶剂再生。富胺液经贫富液换热器I,II(374E012A,B/374E015A,B)与来自溶剂再生塔
(374T003) 底的高温贫液换热至95℃左右进入再生塔上部，经过塔板自上而下的热交换和质交换过程，塔底获得的贫胺液进入贫富液换热器I,II壳程回收余热，再经贫液冷却器(374E011A,B)冷却后进入贫液贮罐(374V007)，贫液经贫液泵(374E004A,B)抽出，输送至本装置尾气吸收塔(374T002)。
再生塔底部的胺液进入塔底重沸器(374E014)，用低压蒸汽加热，为富胺液再生提供热源；塔底重沸器(374E014)产生的凝结水进入凝结水罐(374V009)，通过调节阀后送至凝结水回收器(374X002)。再生塔顶部的含H2S蒸汽经过再生塔顶水冷器(374E013A,B)冷却至40℃进入再生塔顶回流罐(374V010)，凝液经塔顶回流泵(374P006A,B)返回再生塔顶作回流；塔顶回流罐(374V010)的气相——酸性气，由塔顶送至硫磺回收部分作为原料。
制硫部分生产的液体硫磺进入液硫池(374V011)，通过往液硫中注入氨并用液硫脱气泵(374P007A,B)将液硫循环喷洒，将溶于液硫中的硫化氢逸出，用吹扫氮气及抽空器(374J001)将废气抽送至尾气焚烧炉(374F002)焚烧。脱气后的液体硫磺用液硫提升泵(374P008A,B)送至液硫成型机冷却固化为半圆形固体硫磺颗粒，进入包装机，自动称重、包装后运入硫磺库棚存放，产品外运出厂。
合成
简述
本项目的规模为100/年甲醇（折纯甲醇）。本装置主要包括合成气压缩、甲醇合成和氢回收。合成气压缩采用蒸汽透平驱动的联合式离心压缩机，新鲜气压缩机和循环气压缩机由共同的蒸汽透平拖动；氢气压缩机采用往复式压缩机。甲醇合成采用鲁奇（Lurgi）甲醇合成水冷器反应器（列管换热式反应器）合成压力（入口→出口）8.74MPa（G）→8.54MPa（G）。自焦化装置PSA 提氢的氢气经氢气压缩机压缩后，小部分送MTO 装置，其余大部分与来自氢回收装置的富氢气一起，和新鲜气混合，然后经新鲜气压缩机压缩（压缩至8.95 MPa（G））后，进入保护床脱除对合成催化剂有害的硫化物（8.89 MPa（G））后与从合成回路来的循环气（8.30MPa（G）、40℃）并经循环气压缩机压缩（压缩至8.89 MPa （G））后的气体混合预热后一起进入甲醇合成塔进行甲醇合成反应。合成回路中的弛放气（8.30MPa（G）、40℃）送至氢回收装置进行富氢气的回收。氢回收初步设计按照膜分离技术考虑。
（1）合成气压缩
合成气压缩工段设置一台新鲜气压缩机382C001、一台循环气压缩机382C002 和两台氢气压缩机382C003A/B。来自焦化装置PSA提氢的氢气经氢气压缩机381-C003A/B压缩后，与来自氢回收装置的富氢气一起，和新鲜气混合，然后经新鲜气压缩机381C001压缩并返回甲醇合成回路。来自甲醇合成回路的循环气经过循环气压缩机382C002压缩后返回合成回路。382C001和382C002采用共同的蒸汽透平382K001驱动，动力蒸汽为中压过热蒸汽。出382K001的蒸汽冷凝液通过空冷器冷凝后经冷凝液泵加压送蒸汽冷凝液管网。（2）甲醇合成
在鲁奇低压甲醇合成工艺内，甲醇由氢、一氧化碳和二氧化碳通过高选择性的铜基催化剂合成。主要合成反应如下
CO + 2 H2 ?CH3 OH + Q
CO2 + 3 H2?CH3OH + H2O + Q
反应剧烈放热，反应热在水冷甲醇反应器内被迅速移除。合成气在进入反应器前通过保护床移除硫、氯及羰基化合物等催化剂致毒剂。
来自合成气压缩的新鲜气经保护床382R011精脱硫后，与经循环气压缩机381C002压缩的循环气混合后作为合成气，进入中间换热器382E021内与甲醇水冷反应器382R021A/B出口的气体换热并被加热至大约220°C，然后进入甲醇水冷反应器382R021A/B进行甲醇合成反应。
鲁奇的甲醇水冷反应器382R021A/B为管式反应器，类似一个管壳式换热器：管内充满催化剂，换热管被壳程循环的沸水包围，汽包382V021安装在反应器之上。H2与CO和CO2的反应在换热管内进行，反应热被管外的沸水带走。因此，系统保持近似等温状态，保证高转换率并且消除了由于反应温度过高引起的催化剂损坏。
由于热虹吸的作用，来自汽包382V021的锅炉水通过一个分配器从底部进入反应器壳侧并由顶部流出；从反应器壳侧出来的蒸汽/水混合物在汽包382V021内分离。饱和中压蒸汽从382V021通过压力控制阀排出汽包，锅炉水循环回甲醇水冷反应器。
补充水由界区外锅炉给水泵控制，反应器的壳侧压力由蒸汽压力控制，通过控制副产蒸汽的压力来控制反应温度。汽包排污水经过排污膨胀槽382V023闪蒸副产低压蒸汽后，再经排污冷却器382AE022冷却后去污水回用系统。
离开甲醇水冷反应器382R021A/B的气体在中间换热器382E021的管程通过加热382R021A/B的进气被冷却。
除了甲醇和水蒸汽外，反应气中还含有未反应的H2、CO、CO2、惰性气体CH4 和N2以及一些微量的副产物，通过合成回路空冷器382AE021及合成回路终冷器382E022冷却至40℃后冷凝出粗甲醇，粗甲醇中除甲醇和水外，还包含少量溶解的气体和微量杂质。
在甲醇分离器382V023内粗甲醇和未反应的原料气分离。粗甲醇通过液位
控制送到稳定塔进行预精馏，分离出的气体大部分经循环气压缩机381C002
压缩并返回合成回路以增加合成转换率，另外一小部分以驰放气形式排出系统
以防止惰性气体的积聚。驰放气送入界区外氢气回收装置。
粗甲醇中仍含有水、溶解气和其它微量副产物杂质，其中部分的沸点要比甲醇低。预精馏的目的在于脱除微量杂质达到MTO级甲醇纯度要求。
粗甲醇在甲醇膨胀槽382V031中被闪蒸至大约0.55Mpa（G），闪蒸气经脱
盐水洗涤后送至燃料气管网或甲醇合成的蒸汽过热炉382F001。闪蒸后的甲醇进入稳定塔382T031。
经膨胀槽382V031闪蒸后的甲醇仍含有部分溶解的气体，如CO2、CH4等。这些溶解气和低沸物（醚类和甲酸等）将在塔顶移除。塔顶气相通过稳定塔冷凝器382AE031冷却后进入稳定塔回流槽382V032进行气液分离，分离得到的液相经稳定塔回流泵382P032A/B送至塔顶。不凝汽再经尾气冷却器382AE032回收部分甲醇，剩余气相经尾气过热器382E032加热后送至燃料气管网或甲醇合成的蒸汽过热炉382F001。
为了防止高温下精馏塔的腐蚀，采用用计量泵382P034A/B将NaOH 储槽382V034中的稀碱液送入系统。塔釜再沸器382E031采用0.5 Mpa（G）饱和蒸汽加热。釜液中带有微量低沸杂质的甲醇由382P031A/B送甲醇空冷器382AE041和甲醇冷却器382E041并?终冷却至大约40℃，然后送甲醇过滤器382S041A/B排除上游潜在的固体颗粒（如催化剂粉末等）的影响，?后送离子交换器382R041A/B。经离子交换处理得到的合格的MTO甲醇送MTO装置作为原料或者送甲醇罐区存储。
离子交换器382R041A/B用于移除类似胺类和碱金属的阳离子。为了达到MTO 级的酸度要求，粗醇中需加入碱。但由于钠离子是后续MTO反应催化剂的致毒剂，故在上游工段必须移除。离子交换器是后续MTO级甲醇质量的关键设备，特别是对钠离子和三甲基胺（总氮量）的处理。三甲基胺只会在开车和使用氮气扫线后产生。离子交换树脂大量富集阳离子后需再生，而再生过程和生产过程可同时进行。再生采用4%的稀硫酸，再生后的树脂需用脱盐水洗涤脱酸.此过程两反应器交替进行。再生用的稀硫酸通过硫酸装置382PU041提供，该装置主要包括硫酸储槽382V041、硫酸计量槽382V042和硫酸计量泵382P041A/B。开停车及事故时的工艺排放液集中排放至污甲醇槽382V033，然后通过382P033 输送至甲醇罐区。
（3）氢回收
来自甲醇合成的弛放气首先进入水洗塔383T001的底部，洗涤水通过高压水泵383P001A/B送到水洗塔的顶部，弛放气在洗涤塔中和洗涤水逆流流动，洗涤水吸收弛放气中的甲醇后，从塔底排出，送往甲醇合成工段，洗涤后的弛放气进入气液分离器383V001进行气液分离，分离后的气体进入加热器383E001中加热，然后送膜分离器383M001A~M。膜分离得到的富氢气返回甲醇合成工段，
非渗透气则送燃料气管网做燃料。
煤制甲醇工艺设计
煤制甲醇工艺流程化设计 主反应为：C + O 2 → C O + C O 2 + H 2 → C H 3O 副反应为： 1 造气工段 （1）原料：由于甲醇生产工艺成熟,市场竞争激烈,选用合适的原料就成为项目的关键,以天然气和重油为原料合成工艺简单，投资相对较少，得到大多数国家的青睐，但从我国资源背景看，煤炭储量远大于石油、天然气储量，随着石油资源紧缺、油价上涨，在大力发展煤炭洁净利用技术的形势下，应该优先考虑以煤为原料,所以本设计选用煤作原料。 图1-1 甲醇生产工艺示意图 （2）工艺概述：反应器选择流化床，采用水煤浆气化激冷流程。原料煤通过粉碎制成65%的水煤浆与99.6%的高压氧通过烧嘴进入气化炉进行气化反应，产生的粗煤气主要成分为CO ，CO 2，H ２等。 2423CO H CH H O +?+2492483CO H C H OH H O +?+222CO H CO H O +?+
2 净化工段 由于水煤浆气化工序制得粗煤气的水汽比高达1.4可以直接进行CO变换不需加入其他水蒸气，故先进行部分耐硫变换，将CO转化为CO2，变换气与未变换气汇合进入低温甲醇洗工序，脱除H2S和过量的CO2，最终达到合适的碳氢比，得到合成甲醇的新鲜气。 CO反应式： CO+H O=CO+H 222 3 合成工段 合成工段工艺流程图如图1。 合成反应要点在于合成塔反应温度的控制，另外，一般甲醇合成反应10～15Mpa的高压需要高标准的设备，这一项增加了很大的设备投资，在设计时，选择目前先进的林达均温合成塔，操作压力仅5.2MPa，由于这种管壳式塔的催化剂床层温度平稳均匀，反应的转化率很高。在合成工段充分利用自动化控制方法，实行连锁机制，通过控制壳程的中压蒸汽的压力，能及时有效的掌控反应条件，从而确保合成产品的质量。 合成主反应： CO+2H=CH OH 23 主要副反应： CO+3H=CH OH+H O 2232 4 精馏工段 精馏工段工艺流程图见图2。 合成反应的副产主要为醚、酮和多元醇类，本设计要求产品达质量到国家一级标准，因此对精馏工艺的合理设计关系重大，是该设计的重点工作。设计中选用双塔流程，对各物料的进出量和回流比进行了优化，另外，为了进一步提高精甲醇质量，从主塔回流量中采出低沸点物继续进预塔精馏，这一循环流程能有效的提高甲醇的质量。
001合成甲醇工艺流程
、工艺流程 A?联氨工艺流程图： 1.Ф2600煤气炉固定层间歇气化、生产的低氮煤气经集中余热回收，集中洗涤降温除尘去气柜。 2.出气柜的低氮煤气罗茨鼓风机加压后经冷却湿法脱硫静电除焦一部分气体进原压缩机一段、二段加压后，去变换将多余的CO变换为氢气，变换率和气体组成由集散控制，如果原小氮肥厂产品为碳铵经碳化系统脱碳并生产碳酸氢铵，碳化气仍然进原压缩系统 3.4段将气体压缩至5.0MPa 。 3.脱硫后大部分低氮煤气经低压机、脱硫、脱碳除去CO2经低压机将煤气压缩至5.0MPa与碳化气汇合去低压甲醇合成。 4.低压甲醇新鲜气组成H2：69.61%，CO:20.33%，N2：9.01%经低压甲醇合成后生产粗甲醇，放空气组成 H2：72.49%，CO：5.4%，CO2:0.33%，N2：20.12% 经原压缩机，将原料气压缩至30.0Mpa经甲醇化将CO，CO2净化并生产粗甲醇，微量的CO，CO2经甲烷化进行氨的合成。
B·低压甲醇工艺 1.小氮肥目前新建低甲醇工程一般方法是保持原化肥生产工艺路线，新建一套低压甲醇生产线，将低压甲醇的放空气回到合成氨系统。 2.煤气、脱硫、变换等必须二个系统，生产二种煤气（半水煤气和水煤气），操作和管理较复杂。 C·工艺流程特点 1.联氨新工艺流程既保留了原小氮肥厂合成氨工艺流程，又发挥了低压甲醇的优越性，避免了低压甲醇煤气化隋性气体过高，合成循环量较大，放空气量大，能耗较高等缺点。 2.采用固定层气化、低氮煤气脱硫等组成个系统，操作和生产管理方便，气体成份容易调节。 3.醇氨比容量调节，根据市场需求，甲醇生产能力或氨生产能力可以增加或减少便于季节调节。 4.由于生产低氮煤气，煤气炉操作与原小氮肥厂相同，工艺指标和气体组成根据醇氨比进行调节，煤气炉生产效率和煤利用率煤气炉发气量均要比单醇高，目前市场原料煤的价格较高，这对降低甲醇的成本有较大的优越性。 5.小氮肥厂工艺流程不变，原有设备全部可以利用，增加煤气炉设备及改造原湿法脱硫，增加低压甲醇圏、低压机、脱碳等，投资省，建设周期短等优点。 6.在合成高压圈内增加了等高压甲醇甲烷化工艺，甲醇化既作为净化装置又生产了部分甲醇，甲烷化代替了铜洗，使合成气净化度大大提高，延长了合成触媒使用寿命，取消铜洗，保护了环境。 7.联氨工艺与单醇比由于气化系统煤利用率高，低压合成圈循环比小，合成率要求低，没有放空气，投资省，因此甲醇的成本低，经估算二者相差150-200元/吨单醇。
合成气生产甲醇工艺流程
编号：No.20 课题：合成气生产甲醇工艺流程 授课内容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ? 了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ?掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ?分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ?对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习: ?合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ?对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ?合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足?
授课班级: 授课时间: 四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个 工序，见图5-1。 图5-1 甲醇生产流程图 1.原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石 油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（出—CO2）/（CO+CO2）=2.1 左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其 含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有 少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则 在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2.净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即 使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法 一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方 法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工
生产甲醇的工艺流程
生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工序需设置在原料气设备之前；其它制原料气方法，则脱硫工序设置在后面。 二是调节原料气的组成，使氢碳比例达到前述甲醇合成的比例要求，其方法有两种。 （1）变换。如果原料气中一氧化碳含量过高（如水煤气、重质油部分氧化气），则采取蒸汽部分转换的方法，使其形成如下变化反应：CO+H2O==H2+CO2。这样增加了有效组分氢气，提高了系统中能的利用效率。若造成CO2多余，也比较容易脱除。 （2）脱碳。如果原料气中二氧化碳含量过多，使氢碳比例过小，可以采用脱碳方法除去部分二氧化碳。脱碳方法一般采用溶液吸收，有物理吸收和化学吸收两种方法。（如：低温甲醇洗）
年产50万吨甲醇合成工艺初步设计
年产50万吨甲醇合成工艺初步设计 摘要 本设计重点讨论了合成方案的选择，首先介绍了国内外甲醇工业的现状、甲醇原料的来源和甲醇本身的性质及用途。其次介绍了合成甲醇的基本原理以、影响合成甲醇的因素、甲醇合成反应速率的影响。在合成方案里面主要介绍了原料路线、不同原料制甲醇的方法、合成甲醇的三种方法、生产规模的选择、改善生产技术来进行节能降耗、引进国外先进的控制技术，进一步提高控制水平，来发展我国甲醇工业及简易的流程图。在工艺条件中，主要介绍了温度、压力、氢与一氧化碳的比例和空间速度。主要设备冷激式绝热反应器和列管式等温反应器介绍。最后进行了简单的物料衡算。 关键词:甲醇，合成塔
一、综述 (一)国内外甲醇工业现状 甲醇是重要的化工原料，应用广泛，主要用于生产甲醛，其消耗量约占甲醇总量的30%～40%;其次作为甲基化剂，生产甲胺、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、甲基叔丁基醚、对苯二甲酸二甲酯;甲醇羰基化可生产醋酸、酸酐、甲酸甲酯、碳酸二甲酯等。其次，甲醇低压羰基化生产醋酸，近年来发展很快。随着碳化工的发展，由甲醇出发合成乙二醇、乙醛、乙醇等工艺正在日益受到重视。国内甲醇装置规模普遍较小，且多采用煤头路线，以煤为原料的约占到78%;单位产能投资高，约为国外大型甲醇装置投资的2倍，导致财务费用和折旧费用高，这些都会影响成本。据了解，我国有近200家甲醇生产企业，但其中10万吨/年以上的装置却只占20%，最大的甲醇生产装置产能也就是60万吨/年，其余80%都是10万吨/年以下的装置。根据这样的装置格局，业内普遍估计，目前我国甲醇生产成本大约在1400,1800元/吨(约200美元/吨)，一旦出现市场供过于求的局面，国内甲醇价格有可能要下跌到约2000元/吨，甚至更低。这对产能规模小，单位产能投资较高的国内大部分甲醇生产企业来讲会加剧增。 而以中东和中南美洲为代表的国外甲醇装置普遍规模较大。目前国际上最大规模的甲醇装置产能以达到170万吨/年。2008年4月底，沙特甲醇公司170万吨/年的巨型甲醇装置在阿尔朱拜勒投产，使得
甲醇生产工艺原理
一氧化碳加氢为多方向反应，随反应条件及所用催化剂的不同，可生成醇、烃、醚等产物，因而在甲醇合成过程中可能发生以下反应： ●主反应：CO＋H2≒CH3OH＋Q CO2＋3 H2≒CH3OH＋H2O＋Q ●副反应：CO＋3H2≒CH4＋H2O＋Q 2CO＋4H2≒C2H5OH(乙醇)＋H2O＋Q 2CO＋4H2≒CH3OCH3（甲醚）＋H2O＋Q 一、甲醇合成反应影响因素有哪些？ 1、温度 2、压力 3、空速 4、惰性气 5、CO2含量：CO2也能参加合成甲醇的反应，但对锌铬系催化剂，对于铜系催化剂，CO2的作用比较复杂，即有动力学方面的作用，还可能具有化学助剂的作用，归纳起来，其有利的方面为： 1)含有一定量的CO2可促进甲醇的提高 2)提高催化剂的选择性，可降低醚类等副反应的发生 3)可更有利于调节温度，防止超温，延长催化剂使用寿命 4)防止催化剂结炭 其不利方面：
1)与CO合成甲醇相比，每生成1kg甲醇多消耗0.7m3的H2 2)使粗醇中水含量增加，甲醇浓度降低 总之，在选择操作条件时，应权衡CO2作用的利弊。通常，在使用初期，催化剂活性较好时，应适当提高原料气中CO2的浓度使合成甲醇反应不致于过分剧烈，以得于床层温度的控制；在使用后期，可适当降低原料气中的CO2浓度，促进合成甲醇反应的进行，控制与稳定床层温度。 二、铜基甲醇催化剂还原方法有几种，优缺点？ 铜基甲醇催化剂掺入使用前，必须用氢小心还原使其活化。其还原过程是一个强放热反应，每消耗1%的H2，引起绝热漫长约28℃，反应式如下： CuO+H2=Cu+86.7kj/mol 在工作业上，可采用低氢和高氢还原两种方法。 低氢还原特点：床层温度便于控制，有利于提高催化剂的活性，缺点：时间较长（80-100小时）。 高氢还原特点：还原时间较短40小时，缺点：操作必须十分细心严格，稍有不慎，将引起催化剂床层剧烈超温，导致催化剂失活报废。另外操作不当，催化剂强度易受到损害，造成催化剂部分粉化而引起床层压差大。有文献认为，在高浓度氢气下，容易发生深度还原，使CuO全部还原成金属铜而引起活性与选择性的下降。 三、何为醇净值？怎样进行估算？
煤气化制甲醇工艺流程
煤气化制甲醇工艺流程 1 煤制甲醇工艺 气化 a）煤浆制备 由煤运系统送来的原料煤干基（<25mm）或焦送至煤贮斗，经称重给料机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。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，为了调整煤浆的PH值，加入碱液。出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。煤浆制备首先要将煤焦磨细，再制备成约65%的煤浆。磨煤采用湿法，可防止粉尘飞扬，环境好。用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用三台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～ 53t/h，可满足60万t/a甲醇的需要。 为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。 煤浆气化需调整浆的PH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的PH值，碱液初步采用42％的浓度。 为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。 b）气化 在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。 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过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应： CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S CO+H2O—→H2+CO2 反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。 气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。 气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。 c）灰水处理 本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 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至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。 闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。 闪蒸出的低压气体直接送至洗涤塔给料槽，澄清槽上部清水溢流至灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽、气化锁斗、磨煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。 洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温气体换热后送碳洗塔循环
甲醇工艺流程简述
气化 由原料储运系统来的粒度＜10mm 的原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。加入石灰石是为了降低灰熔点。煤浆经磨煤机出料槽（351V102~302 ）由磨机出料槽泵（351P103~303A/B ）输送至煤浆槽（352V001A/B ），再分别经煤浆给料泵（352P101~301A/B）升压至9.6MPa 进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来的高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在 6.5MPa，~1400℃条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约243℃，压力6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49 送后续工序。 熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机（353H101~301 ）破碎后进入锁斗（353V105~305 ），定期排放渣池（353V106~306 ），再由渣池中的捞渣机（ 353L101~301 ）将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵（353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。 由洗涤塔（354T101~301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（354V105~305 ）进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机（351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）
甲醇工艺流程简述
气化 由原料储运系统来的粒度＜10mm的原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。加入石灰石是为了降低灰熔点。煤浆经磨煤机出料槽（351V102~302）由磨机出料槽泵（351P103~303A/B）输送至煤浆槽（352V001A/B），再分别经煤浆给料泵（352P101~301A/B）升压至9.6MPa进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来的高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在6.5MPa，~1400℃条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约243℃，压力6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49送后续工序。 熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机（353H101~301）破碎后进入锁斗（353V105~305），定期排放渣池（353V106~306），再由渣池中的捞渣机（353L101~301）将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵（353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。 由洗涤塔（354T101~301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（354V105~305）进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机（351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）
甲醇工艺流程
甲醇的工艺流程 目前工业上几乎都是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇.典型的流程包括原料气制造、原料气净化、甲醇合成、粗甲醇精馏等工序. 天然气、石脑油、重油、煤及其加工产品(焦炭、焦炉煤气)、乙炔尾气等均可作为生产甲醇合成气的原料.天然气与石脑油的蒸气转化需在结构复杂造价很高的转化炉中进行.转化炉设置有辐射室与对流室,在高温,催化剂存在下进行烃类蒸气转化反应.重油部分氧化需在高温气化炉中进行.以固体燃料为原料时,可用间歇气化或连续气化制水煤气.间歇气化法以空气、蒸汽为气化剂,将吹风、制气阶段分开进行,连续气化以氧气、蒸汽为气化剂,过程连续进行. 甲醇生产中所使用的多种催化剂,如天然气与石脑油蒸气转化催化剂、甲醇合成催化剂都易受硫化物毒害而失去活性,必须将硫化物除净.气体脱硫方法可分为两类,一类是干法脱硫,一类是湿法脱硫.干法脱硫设备简单,但由于反应速率较慢,设备比较庞大.湿法脱硫可分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类. 甲醇的合成是在高温、高压、催化剂存在下进行的,是典型的复合气-固相催化反应过程.随着甲醇合成催化剂技术的不断发展,目前总的趋势是由高压向低、中压发展. 粗甲醇中存在水分、高级醇、醚、酮等杂质,需要精制.精制过程包括精馏与化学处理.化学处理主要用碱破坏在精馏过程中难以分离
的杂质,并调节PH.精馏主要是除去易挥发组分,如二甲醚、以及难以挥发的组分,如乙醇高级醇、水等. 甲醇生产的总流程长,工艺复杂,根据不同原料与不同的净化方法可以演变为多种生产流程. 下面简述高压法、中压法、低压法三种方法及区别 高压法 高压工艺流程一般指的是使用锌铬催化剂,在 300—400℃,30MPa高温高压下合成甲醇的过程.自从1923年第一次用这种方法合成甲醇成功后,差不多有50年的时间,世界上合成甲醇生产都沿用这种方法,仅在设计上有某些细节不同,例如甲醇合成塔内移热的方法有冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类,反应气体流动的方式有轴向和径向或者二者兼有的混合型式,有副产蒸汽和不副产蒸汽的流程等.近几年来,我国开发了25-27MPa压力下在铜基催化剂上合成甲醇的技术,出口气体中甲醇含量4%左右,反应温度230-290℃. 中压法 中压法是在低压法研究基础上进一步发展起来的,由于低压法操作压力低,导致设备体积相当庞大,不利于甲醇生产的大型化.因此发展了压力为10MPa左右的甲醇合成中压法.它能更有效地降低建厂费用和甲醇生产成本.例如ICI公司研究成功了51-2型铜基催化剂,
合成气生产甲醇工艺流程
编号：No.20课题：合成气生产甲醇工艺流程授课内容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ●了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ●掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ●分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习： ●合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ●合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足？ 授课班级： 授课时间：年月日
四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序，见图5-1。 或氧、空气 图5-1 甲醇生产流程图 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法
甲醇精馏工艺流程
甲醇精馏工艺流程 由合成工序闪蒸槽来的粗甲醇在正常情况下直接进入本工序的粗甲醇预热器（E11101）预热至65C后进入预精馏塔（T11101）（在非正常情况下，粗甲醇来自甲醇罐区粗甲醇储槽，经粗甲醇泵加压后进粗甲醇预热器预热。粗甲醇预热器的热源来自常压塔再沸器出来的精甲 醇冷凝液温度。）预精馏塔（T11101）作用是除去溶解在粗甲醇中的气体和沸点低于甲醇的含氧有机物，以及C10以下的烷烃。预精馏塔顶部出来的甲醇蒸汽温度为73.6 C,压力为 0.0448MPa,塔顶出来进入预塔冷凝器I （E11103）,塔顶蒸汽中所含的大部分甲醇在第一冷 凝器中被冷凝下来，流入预塔回流槽（V11103）经预塔回流泵（P11102AE）打回流。未冷凝 的少部分甲醇蒸汽，低沸点的组分和不凝气进入塔顶冷凝器H （E11104）继续冷凝，冷凝液 可进入网流槽也可作为杂醇采出，不凝气经排放槽中的脱盐水吸收其中的甲醇后放空排放。用不凝气的排放量控制预精馏塔（T11101）塔顶压力，排放槽吸收液达到一定浓度后作为杂 醇送入杂醇储槽或返回粗甲醇储槽重新精馏。预塔再沸器（E11102）的热源采用0.5MPa的 低压饱和蒸汽。蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经冷凝水泵（P11110AE）送往动力站循 环使用。为中和粗甲醇中的少量有机酸，在配碱槽中加入定量固体NaOF配置碱溶液储存在 配碱槽（V11101）中。经碱液泵（P11101AE）进入扬碱器（V11110AB再进入预塔回流槽（V11103）经过预塔回流泵（P11102AE）沿预精馏塔（T11101）进料管线加入预塔，控制预塔塔釜溶液PH值为9 —10,预精馏塔（T11101）塔釜维持一定液位，塔釜甲醇溶液经加压塔进料泵 （P11103AE）加压后进入加压塔进料预热器（E11105）预热后的甲醇进入加压塔（T11102）进料口，塔顶出来的甲醇气体温度121 C压力约0.574MPa进过常压塔再沸器（E11107）将 甲醇冷凝下来，冷凝后的甲醇液进入加压塔回流槽（V11111）。回流槽中的甲醇一部分经加 压塔回流泵（P11104AE）后打回流入加压精馏塔（T11102）,其余部分经粗甲醇预热器（E11101）与粗甲醇换热降温后再经精甲醇冷却器（E11110）冷却作为产品送往精甲醇中间槽（V11106）。加压塔再沸器的热源采用0.5MPa饱和蒸汽，蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经P11110AB 冷凝水泵送往动力站循环使用。 常压塔部分：加压精馏塔（T11102）塔釜维持一定液位，甲醇溶液靠自压进入常压精馏 塔（T11103）进料口，从常压精馏塔（T11103）塔顶出来的甲醇蒸汽温度气体温度为66C, 压力为0.008MPa,经常压塔冷凝器（E11108）冷凝，冷凝下来的甲醇进入常压塔回流槽 （V11104）, 一部分经常压塔回流泵（P11105AE）打回流进入精馏塔（T11103），其余作为产品进入精甲醇冷却器（E11110）冷却到40C送往精甲醇中间槽（V11106）,另有一部分去预塔回流槽（V11103），常压精馏塔（T11103）中上部和下部设有侧线可采出杂醇。降低塔内高沸点物的富集浓度，杂醇经杂醇冷却器（E11109）冷却后送杂醇储槽（V11108）累计一定 量后又杂醇油泵（P11108）抽出卖掉或是去粗甲醇罐区和稀醇水槽（V11113）。从常压塔釜 排出的残液进残液罐（V11107）由残液泵P11107AB加压后去综合污水处理。在开车和事故状态下， 当采出的精甲醇不合格时，由副线改送到粗甲醇储槽重新精馏。
煤制甲醇工艺原理
第一章:甲醇生产工艺原理 第一节:甲醇得物理化学性质、用途 甲醇就是一种有机化学产品。16６1年英国化学家波义耳最早从干馏木材中发现了甲醇。所以也叫木醇。19２２年,德国BＡSF公司用化学方法合成了甲醇、１９23年建成年产3０0吨得甲醇生产装置。采用锌铬催化剂,在高压条件下生产甲醇,所以也叫高压法甲醇。到１966年,英国帝国化学工业(I。C.Ｉ)研究出了铜基催化剂,开发出了低压合成工艺,１971年,德国鲁奇公司(Ｌurgi)也开发出了低压合成甲醇工艺,以后,世界上甲醇生产工艺基本上采用低压合成工艺。 从1975年以后,世界上甲醇生产规模越来越大,甲醇装置单套生产能力达到20万吨／年,到90年代,单套生产能力达到60-80万吨/年,目前已达到10０万吨／年得水平、 1.甲醇得物理化学性质 在常态下,甲醇就是无色透明得液体,有轻微得酒香;有良好得溶解性,与水、乙醇互溶,在汽油中有较大得溶解度;易燃易爆;有毒性,人摄入20－３0ml,会导致失明;摄入50—60ml,会致死。 甲醇分子式:CH3OH,分子量:32 结构式: H H —C—OH H 沸点:64、4－64．８℃; 冰点:—97。68℃;比重0.７91; 爆炸极限:6、０%—36、5%;闪点:１6℃;
2。甲醇得主要用途、 甲醇得化学性质很活泼。可进行氧化、脂化、羰基化、胺化、脱水反应、甲醇就是一种重要得基本有机化工原料。就是碳一化学得基础、用甲醇可以生产上百种化工产品。典型得有:甲醛、聚甲醛、醋酸、甲胺、甲基叔丁基醚(MTBE)、甲基丙烯酸甲脂(MＭA)、聚乙烯醇、碳酸二甲脂、硫酸二甲脂、对苯二甲酸二甲脂(DMＴ)、二甲脂甲酰胺(ＤMF)、二甲醚、乙烯、丙烯及苯,等等。还就是一种重要得能源,可直接做燃料、做甲醇燃料电池、甲醇汽油、还可以分解制氢与一氧化碳。2０08年,全球甲醇产量达到4500万吨。我国甲醇产量1０00多万吨。 第二节:甲醇生产工艺原理 1、合成气得制造与生产甲醇得主要原料 合成气(含有ＣO、ＣO2、H2得气体)在一定压力(5—10MＰa)、温度２３0－2８0℃)与催化剂得条件下反应生成甲醇,合成反应如下: CO+2H2=ＣH3OＨ+Ｑ CO2+3H2=CH3OH+H2Ｏ＋Q 1.1生产甲醇得主要原料 含有CＯ、ＣO2、H2得气体叫合成气、能生产合成气得原料就就是生产甲醇得原料、主要有: Ａ.气体原料:天然气、油田伴生气、煤层气、炼厂气、焦炉气、高炉煤气; B.液体原料:石脑油、轻油、重油、渣油;
甲醇合成原理方法与工艺
甲醇合成原理方法与工艺 图1煤制甲醇流程示意图 煤气经过脱硫、变换，酸性气体脱除等工序后，原料气中的硫化物含量小于0.1mg／m3。进入合成气压缩机，经压缩后的工艺气体进入合成塔，在催化剂作用下合成粗甲醇，并利用其反应热副产3.9MPa中压蒸汽，降温减压后饱和蒸汽送入低压蒸汽管网，同时将粗甲醇送至精馏系统。 一、甲醇合成反应机理 自CO加氢合成甲醇工业化以来，有关合成反应机理一直在不断探索和研究之中。早期认为合成甲醇是通过CO在催化剂表面吸附生成中间产物而合成的，即CO是合成甲醇的原料。但20世纪70年代以后，通过同位素示踪研究，证实合成甲醇中的原子来源于CO2，所以认为CO2是合成甲醇的起始原料。为此，分别提出了CO和CO2合成甲醇的机理反应。但时至今日，有关合成机理尚无定论，有待进一步研究。 为了阐明甲醇合成反应的模式，1987年朱炳辰等对我国C301型铜基催化剂，分别对仅含有CO或CO2或同时含有CO和CO2三种原料气进行了甲醇合成动力学实验测定，三种情况下均可生成甲
醇，试验说明：在一定条件下，CO和CO2均可在铜基催化剂表面加氢生成甲醇。因此基于化学吸附的CO连续加氢而生成甲醇的反应机理被人们普遍接受。 对甲醇合成而言，无论是锌铬催化剂还是铜基催化剂，其多相(非匀相)催化过程均按下列过程进行： ①扩散——气体自气相扩散到气体一催化剂界面； ②吸附——各种气体组分在催化剂活性表面上进行化学吸附； ③表面吸附——化学吸附的气体，按照不同的动力学假说进行反应形成产物； ④解析——反应产物的脱附； ⑤扩散——反应产物自气体一催化剂界面扩散到气相中去。 甲醇合成反应的速率，是上述五个过程中的每一个过程进行速率的总和，但全过程的速率取决于最慢步骤的完成速率。研究证实，过程①与⑤进行得非常迅速，过程②与④的进行速率较快，而过程③分子在催化剂活性界面的反应速率最慢，因此，整个反应过程的速率取决于表面反应的进行速率。 提高压力、升高温度均可使甲醇合成反应速率加快，但从热力学角度分析，由于CO、C02和H2合成甲醇的反应是强放热的体积 缩小反应，提高压力、降低温度有利于化学平衡向生成甲醇的方向移动，同时也有利于抑制副反应的进行。 二、甲醇合成的主要反应 (1)甲醇合成主要反应 CH3OH CO+2H CO2CH3OH+H2O 同时CO2和H2发生逆变换反应 CO 2CO+H2O
煤制甲醇的工艺流程
煤制甲醇的工艺流程 煤制甲醇工艺 气化 a）煤浆制备 由煤运系统送来的原料煤干基（<25mm）或焦送至煤贮斗，经称重给料机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。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，为了调整煤浆的PH值，加入碱液。出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。煤浆制备首先要将煤焦磨细，再制备成约65%的煤浆。磨煤采用湿法，可防止粉尘飞扬，环境好。用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用三台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～53t/h，可满足60万t/a甲醇的需要。 为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。 煤浆气化需调整浆的PH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的PH值，碱液初步采用42％的浓度。 为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。 b）气化 在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。 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过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应： CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S CO+H2O—→H2+CO2 反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。 气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。 气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。 c）灰水处理 本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 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至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。 闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。 闪蒸出的低压气体直接送至洗涤塔给料槽，澄清槽上部清水溢流至灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽、气化锁斗、磨煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。 洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温气体换热后送碳洗塔循环使用。 2）变换 在本工段将气体中的CO部分变换成H2。 本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示： CO+H2O—→H2+CO2 由气化碳洗塔来的粗水煤气经气液分离器分离掉气体夹带的水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，一部分（约为54%）进入原料气预热器与变换气换热至305℃左右进入变换炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成及变换副产的中压蒸汽换热、过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，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，进入低压蒸汽发生器温度降至180℃，然后进入脱盐水加热器、水冷却器最终冷却到40℃进入低温甲醇洗
煤气化制甲醇工艺流程
煤气化制甲醇工艺流程 煤气化制甲醇工艺流程简述 1）气化 a）煤浆制备 由煤运系统送来的原料煤**t/h（干基）（<25mm）或焦送至煤贮斗，经称重给料机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。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，为了调整煤浆的PH值，加入碱液。 出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。 煤浆制备首先要将煤焦磨细，再制备成约65%的煤浆。磨煤采用湿法，可防止粉尘飞扬，环境好。 用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。 煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用三台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～53t/h，可满足60万t/a甲醇的需要。 为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。 煤浆气化需调整浆的PH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的PH值，碱液初步采用42％的浓度。 为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。 b）气化 在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。 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过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应： CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S CO+H2O—→H2+CO2 反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。 气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。 气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。 c）灰水处理 本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 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至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。 闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。
合成气生产甲醇工艺流程图
编号：No.20课题：合成气生产甲醇工艺流程 授课容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ●了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ●掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ●分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习： ●合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ●合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足？ 授课班级： 授课时间：年月日
四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序，见图5-1。 图5-1 甲醇生产流程图 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工序需设置在原料气设备之前；其它制原料气方法，则脱硫工序设置在后面。 二是调节原料气的组成，使氢碳比例达到前述甲醇合成的比例要求，其方法有两种。