临汾湿干家
范文一：合成甲醇工艺流程图
合成甲醇工艺流程图
二、气柜
2、物料平衡表
三、焦炉气压缩
1、系统图 0.3172Mpa 140℃ 40℃
2、物料平衡表
注意： 停车时造成煤气放散30000Nm3/h 2、物料平衡表
原材料消耗定额及消耗量表（生产甲醇耗煤气2176 Nm3/吨）
催化剂、化学品消耗定额及消耗量表
三废排放量表
四、转化
在转化炉中焦炉气发生如下反应：
2H2+O2=H2O+115.48kcal (1) 2CH4+O2=2CO+4H2+17.0kcal (2)
CH4+H2O=CO+3H2-49.3kcal (3) CH4+CO2=2CO+2H2-59.1kcal (4) CO+H2O=CO2+H2+9.8kcal (5) 反应最终按(5)达到平衡。 2、物料平衡表
（2）危险物料特性
装置危险性物料主要物性表
（3）催化剂技术规格
催化剂技术规格
（4）物料消耗（消耗定额以吨甲醇产品计）
原材料消耗定额及消耗量表
催化剂、吸附剂、化学品消耗定额及消耗量表
三废排放量表
燃料气使用甲醇合成工段的弛放气，合理利用了废气。利用转化气副产中压蒸汽，可回收热量13.85x103kw，并利用转化气预热锅炉给水和脱盐水，可回收热量12.1x10kw，充分回收了反应热。
3
五、合成气压缩
2、物料平衡
（1）本装置(630#)为10万吨/年甲醇合成装置的合成气压缩机组，处理新鲜气量46951Nm/h（干）,循环气量259592Nm3/h，合成气出口压力为6.0MPa(A)。除部分接管外，整个装置由压缩机厂成套供应。合成气压缩机为离心式二合一机组，由汽轮机驱动，汽轮机为抽汽凝汽式。正常操作时无三废排放，压缩机运转产生的噪声经消音、隔离处理后可降至85dBA以下。 （2）装置危险性物料主要物性表
3
动力消耗主要节能措施：
1、压缩机采用汽轮机驱动，减少了电力消耗。
2、二级射汽抽气器用凝汽器冷凝下来的冷凝液作冷却介质，节省了循环水用量。
合成塔中进行的反应是在催化剂的作用下进行甲醇合成反应 CO+2H2=CH3OH+Q CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q 副反应: 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O 8CO+17H2=C8H18+8H2O 等
2、物料平衡
（1）原材料技术规格 （2）产品技术规格 （3）催化剂、吸附剂、化学品技术规格 （4） 装置危险性物料主要物性
（5）消耗
A 原材料消耗定额及消耗量
B 动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
C 催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消耗量
D 三废排放量
E 主要节能措施
利用反应热副产蒸汽，回收高位热能5.6x106kcal/h.
利用洗醇塔回收弛放气中的甲醇，减少产品损失，每年可回收甲醇874吨。
七、甲醇精馏
1、流程图 收集所有塔器的排放气到排放槽用软水回收 去转化
馏所有排放的污甲醇排到地下槽，经地下槽液下泵送到粗甲醇贮槽。在开车时或事故状态下，经分析精甲醇中间槽内不合格的甲醇通过精甲醇泵送到粗甲醇贮槽，同时甲醇缓冲槽的液位靠从粗甲醇贮槽进出甲醇缓冲槽的甲醇流量来控制。
2、物料平衡
（1）原材料技术规格：
（2） 产品技术规格：
（3）车间（装置）危险性物料主要物性表：
（3）消耗
B 三废排放量
本工段内的废气为预精馏塔排出的低沸点的不凝气，废液为常压塔塔底排出的残液。废气去转化工段燃烧，残液经冷却送生化处理。 4.16.9 主要节能措施：
本装置常压塔利用了加压塔的废热，降低了蒸汽的消耗，又减少了冷却水的用量。
八、空分 1、流程图
2、物料平衡
（1）各装置的用气负荷及用气特点
其主要任务是为甲烷转化装置连续提供气量为5780Nm3/h，纯度为99.6%的氧气，以及全厂开车吹扫、还原用氮气，供气量为6000Nm3/h，纯度为99.9%的氮气。（各工段用气量、用气介质及使用方式如下表注： Nm3/h 系指 0 ℃， 1.013 bar下的状态，下同。）： （2）空分设备的选型及主要参数
根据上表所列氧气、氮气的需要量及质量要求，结合甲醇装置连续生产、且同时使用氧气、氮气，用量较大的实际情况，空分设备的设计选型以确保装置运转稳定可靠，操作维护方便为原则，选用代表当今国际上空分技术发展趋势的带增压透平膨胀机的全低压空分设备一套。其技术参数如下： 氧气产量： 5780Nm3/h、氧气纯度：99.6%O2；氮气产量：6000Nm3/h、氮气纯度：99.9%N2；空分装置连续运转周期 (两次大加温间隔期) ：>二年；装置加温解冻时间：～36 小时；装置启动时间：＜36 小时(从膨胀机启动到氧产品达到纯度指标)；当空分装置加工空气量在75—105%负荷变化时，空分装置各系统仍能稳定、可靠运行。 （3）水、电、汽消耗指标
（4）主要节能措施（采用节能新技术、新工艺、新材料、新设备情况、膨胀功及余热利用情况）
1）采用全低压、全板式的工艺流程和设备，可以取得较低的制氧能耗和较高的氧提取率。 2）空气预冷系统设置水冷塔，充分利用干燥氮气的吸湿性，使冷却水温降低。
3）分子筛纯化空气系统采用活性氧化铝-分子筛双层床结构，大大延长了分子筛的寿命，同时使床层阻力减少。 4）分馏塔上塔采用填料塔，大大降低了塔的阻力。氧提取率进一步提高。
5）透平膨胀机采用增压机制动工艺，从而减少了膨胀空气量，使精馏塔上塔工况稳定。
6）采用先进的DCS计算机控制技术，实现了中控、机旁、就地一体化的控制，可有效地监控整套空分设备的生产过程。成套控制系统具有设计先进可靠、性能价格比高等特点。
7）原料空气过滤器采用自洁式
范文二：合成甲醇工艺流程图
合成甲醇工艺流程图
一、总图
空分
脱硫后焦炉气
气 柜 焦炉气压缩 精脱硫 转化
甲醇外售
甲醇库 甲醇精馏 甲醇合成 合成压缩
驰放气作燃料气
二、气柜
1、系统图 钟 罩
3 25? 200mmHO 2 20000m 700 mmHO 去焦炉气压缩 2水 400mmHO 水 2 30? 封 封 ф39100*8530 槽 槽
水 封
新鲜水来自来水总管
污水去生化处理 2、物料平衡表 物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
3H55,58, NH?50 mg/m 2 3
3CH24,26, HS ?20 mg/m 4 2 3CO 6,8, 有机硫 350mg/m CH 2.5, mn
CO及其它 ,3, 233新鲜水消耗0.3Mpa: 正常16m/h，最大20 m/h 蒸汽0.6Mpa:正常2.4t/h 最大3.0t/h
三、焦炉气压缩
1、系统图 0.3172Mpa 140? 40?
200mmHO 2一级吸气 一级汽缸 一级排气缓冲器 一级冷却器 一级分离器 25? 缓冲器
分离水
? 0.957 Mpa 40
二级吸气 二级分离器 二级冷却器 二级排气缓冲器 二级汽缸 缓冲器 分离水
2.5Mpa 140? 40? 去精脱硫
三级吸气 2.5 Mpa 三级汽缸 三级出口缓冲器 三级冷却器 三级分离器 缓冲器 40?
分离水
2、物料平衡表
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
3H55,58, NH?50 mg/m 2 3
3CH24,26, HS ?20 mg/m 4 2 3CO 6,8, 有机硫 350mg/m CH 2.5, mn
CO及其它 ,3, 233化产循环水32?: 正常580m/h，最大650 m/h 蒸汽0.6Mpa:正常2.4t/h 最大3.0t/h
3注意: 停车时造成煤气放散30000Nm/h
一级加氢转化器 三、精脱硫 H+O?水 22
CH?饱和烃 mn1、系统图 有机硫?无机硫
3予脱硫槽 铁钼加氢催化剂27.4m 转化工段预热-1去除油雾 取空速1000h 2.5Mpa 器提温300? 过滤器 脱除无机硫 ф2300mm一台 ? 40
不合格返回 不合格返回
中温氧化铁脱硫槽 二级加氢转化器
脱除绝大部分无机硫 中温氧化锌脱硫槽 残余有机硫?无机硫 去转化
33 总硫量355mg/Nm 把关脱硫0.01ppm 铁钼加氢催化剂17m2.3 Mpa 380?
3-13触媒总装22.6m 取空速1500h 触媒总装158.4m更换周期
ф1900mm两台串联工作 ф1900mm一台 4000小时，ф2900mm两开
一备共三台并联使用
(1)有机硫加氢转化:CS+H+HO?HS+CO COS+HO?HS+CO 2222222
(2)必须将系统中来自炼焦、压缩机等的氯杂质去除，在甲醇反应中会生成水溶性氯化物，影响整个床层。 2、物料平衡表
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
3H55,58, NH?50 mg/m 2 3
3CH24,26, HS ?20 mg/m 4 2 3CO 6,8, 有机硫 350mg/m0.01ppm CH 2.5, mn
CO及其它 ,3, 2
3原材料消耗定额及消耗量表,生产甲醇耗煤气2176 Nm/吨,
消耗量 消耗 序号 名称 规格 单位 备注 定额 每小时 每 年
31 焦炉气 Nm 2176 30000
催化剂、化学品消耗定额及消耗量表
加入设备 首次 消耗 消耗量 序号 名称 规格 单位 备注 名称 填装量 定额 (每年)
铁钼加氢催一级和二级加氢 1 Φ3~5 kg 33300 11100 化剂 转化器
中温 2 中温氧化铁 Φ4x5~15 kg 142587 402000 脱硫槽
氧化锌脱硫氧化锌 3 Φ5x5~15 kg 17856 19200 剂 脱硫槽
4 活性炭 Φ2~4 预脱硫槽 kg 14850 18000
氧化锌 5 脱氯剂 Φ5x10~15 kg 2130 2130 脱硫槽
6 吸油剂 Φ6~8 过滤器 kg 35640 17820
三废排放量表
序号 排放物名称 排放 排放物 排放情况 排放量,每年, 组成及 排放标准
点 形状 含量 连续 间断 单位 正常 最大 1 铁钼加氢催化剂 固 间断 t 11.1 2 中温氧化铁 固 间断 t 402 3 氧化锌脱硫剂 固 间断 t 19.2 4 脱氯剂 固 间断 t 2.13 5 吸油剂 固 间断 t 17.82 6 活性炭 固 间断 t 18
四、转化
1、系统图 氧气来自空分(100?) 经蒸汽加热270? 冷却水去外管
防止焦炉气高温析碳加入3.0Mpa饱和蒸汽 付产蒸汽去外管
来自精脱硫 540? 660? 540? 转化炉 预热炉 废热锅炉 2.3Mpa380? 520? ф2200mm 焦炉气预热器 2200mm*18m
960? 催化剂体积换热面积
燃料气来自合成 2.2Mpa 3 2 20.9m300m
催化剂床层高 与空气混合后
5.5m 370? 冷却水来自外管
焦炉气来自精脱硫 锅炉给水来自外管 脱盐水来自脱盐水管 采暖水来自管网 预脱硫槽 270?
焦炉气预热器 锅炉给水预热器 脱盐水预热器 采暖水预热器
预热到300?去精脱硫 脱盐水去锅炉房 117? 锅炉给水去合成 采暖水回水去管网
冷却水来自外管 2.0Mpa、40?去合成气压缩工段 40? 氧化锌脱硫槽 气液分离器 最终冷却器
冷凝水送街区 冷却水去外管
在转化炉中焦炉气发生如下反应:
2H+O=HO+115.48kcal (1) 2CH+O=2CO+4H+17.0kcal (2) 222422
CH+HO=CO+3H-49.3kcal (3) CH+CO=2CO+2H-59.1kcal (4) 422422
CO+HO=CO+H+9.8kcal (5) 反应最终按(5)达到平衡。 222
2、物料平衡表
(1)原料气
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
3H56.74, 71.39, NH?50 mg/m 2 3
CH27.17, 0.83, N4.7% 2.92% 4 2 CO 6.48, 16.52, 有机硫 0.01ppm CH 2.61, 0 mn
CO及其它 2.3, 7.8% 2
(2)危险物料特性
装置危险性物料主要物性表
爆炸极限 序熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 国家卫生V% 名称 分子量 备注 号 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
1 H2 2 -259 -252 400 74.2 4 甲 ?CT1 2 CH4 16 -182 -161 540 15 5.3 甲 ?AT1 3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5 ? 乙 ?AT1
(3)催化剂技术规格
催化剂技术规格
规 格 序号 名 称 控制组分名称 标 准 备 注 ,型号、尺寸,
1 热保护催化剂 Z205、Φ25x18x10 Ni0?5.00、SiO?0.20 2
2 转化催化剂 Z204、Φ19x19x9 Ni0?14.00、SiO?0.20 2
3 氧化锌脱硫剂 HT-305Φ5x5~15
(4)物料消耗(消耗定额以吨甲醇产品计)
原材料消耗定额及消耗量表
消耗量 消耗 序号 名称 规格 单位 备注 定额 每小时 每 年
31 焦炉气 Nm 2176 30000
32 氧气 Nm 418.5 5780
动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量表
小时消耗量 使用 消耗 序号 名称 规格 单位 备注 情况 定额 正常 最大
31 循环水 32? 连续 m 68.9 950 1050 2 电 380V 连续 kW.h 4.35 60 3 蒸汽 2.7MPa 连续 t -0.22 -3
34 燃料气 连续 Nm 224 3091 5 锅炉给水 4.2MPa 连续 t 2.03 28
催化剂、吸附剂、化学品消耗定额及消耗量表
消耗量(h) 序加入设备 首次填 消耗 名称 规格 单位 备注 号 名称 装量 定额 正常 最大 1 热保护催化剂 Φ25x18x10 转化炉 kg 4807 0.015 0.2 2 转化催化剂 Φ19x19x9 转化炉 kg 19228 0.058 0.8 3 氧化锌脱硫剂 Φ5x5~15 脱硫槽 kg 17523 0.04 0.6
三废排放量表
排放情况 排放量,每年, 排放物 组成及含排放 序号 排放物名称 排放点 备注 形状 量 标准 连续 间断 单位 正常 最大
31 烟道气 预热炉 气 连续 Nm/h 9273
2 转化催化剂 固 间断 t 8
3 氧化锌脱硫剂 固 间断 t 4.8 主要节能措施:
3燃料气使用甲醇合成工段的弛放气～合理利用了废气。利用转化气副产中压蒸汽～可回收热量13.85x10kw～并利
3用转化气预热锅炉给水和脱盐水～可回收热量12.1x10kw～充分回收了反应热。
五、合成气压缩
回路冷却器 1、系统图 冷却水回水去总管 转化气 3.5Mpa 冷却水来自外管 40?、2.1Mpa 109? 40? 气液分离器 中间气体冷却器 过滤器 压缩机一段
地沟 压缩机二段
循环气来自合成与二段压缩至5.5Mpa转化气混合 6.0Mpa合成气送至甲醇合成
,汽轮机轴功率3750kw～额定功率4538kw,
2、物料平衡
3,1,本装置(630#)为10万吨/年甲醇合成装置的合成气压缩机组～处理新鲜气量46951Nm/h,干,,循环气量
3259592Nm/h～合成气出口压力为6.0MPa(A)。除部分接管外～整个装置由压缩机厂成套供应。合成气压缩机为离心式二合一机组～由汽轮机驱动～汽轮机为抽汽凝汽式。正常操作时无三废排放～压缩机运转产生的噪声经消音、隔离处理后可降至85dBA以下。
,2,装置危险性物料主要物性表
爆炸极限V% 熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 卫生 序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
1 H2 2 -259 -252 400 74.2 4 甲 ?CT1 2 CH4 16 -182 -161 540 15 5.3 甲 ?AT1 3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5 ? 乙 ?AT1 4 CH3OH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 (3)动力消耗 动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年 1 循环水 0.5MPa(g) 32?Δt=8? t 82.61 1150 9200000 连续 2 电 380V kw〃h 2.03 28.2 225600 连续 4 蒸汽 3.43MPa(g) 435? t 2.16 30 240000 连续 主要节能措施:
1、压缩机采用汽轮机驱动～减少了电力消耗。
2、二级射汽抽气器用凝汽器冷凝下来的冷凝液作冷却介质～节省了循环水用量。
六、甲醇合成 蒸汽去管网
汽包 1、系统图 塔后出口气进气气换热器与入塔气换热到活性温度 锅炉给水来自转化
汽液混合物
合成塔(管壳式反应器) 合成气来自合成压缩机 220? 分离水回合成塔 连续排污去除氧站 3 气气换热器AB Ф3400*13000mm 触媒装填量26.4m 6.0Mpa～40? 蒸汽来自管网
反应管Ф38*2*6000mm，共计4513根 95?
5.4Mpa 0.2Mpa 去转化预热炉加热 调节减压 冷却水来自外管 脱盐水 去焦炉燃烧加热 洗醇塔水冷器 冷却水回外管 脱盐水逆向喷洒 40? 驰放气 稀醇水排出去甲醇精馏
去合成气压缩增压并补充新鲜气
甲醇分离器
送甲醇精馏0.7Mpa 调节减压、过滤装置
,粗醇,
合成塔中进行的反应是在催化剂的作用下进行甲醇合成反应 CO+2H=CHOH+Q CO+3H=CHOH+HO+Q 232232副反应: 4CO+8H=CHOH+3HO 8CO+17H=CH+8HO 等 249228182
2、物料平衡
(1)原材料技术规格
序 号 名 称 规 格 标 准 备 注
T=40?、P=2.0MPa(g)、组分?100.0Vol%:H:71.68、CO:16.46 21 新鲜气
CO:7.77、CH:0.83、N:2.91、HO:0.35 2422
,2,产品技术规格
序 号 名 称 规 格 标 准 备 注
P=0.2MPa(g)、T=40?、组分?100.0 Vol%:HO:0.05 2
1 燃料气
H:77.87、CO:5.69、CO:3.79、CH:2.74、N:9.83 2242
2 副产蒸汽 2.0~3.9MPa(g)饱和蒸汽
P=0.5MPa(g)、T=40?、组分?100.0w%:N:0.10、HO:14.78 22
3 粗甲醇 H:377ppm、CO:799ppm、CO:1.43、CH:480ppm 224
CHOH 83.08、轻组分:0.28、高沸点醇 0.16 3
,3,催化剂、吸附剂、化学品技术规格
序 号 名 称 规 格 控制组分名称 标 准 备 注
1 Cu-Zn-Al C306催化剂 φ5X5
2 PO Na NaPO〃12HO 纯度>92% 34342
,4, 装置危险性物料主要物性
爆炸极限V% 熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 国家卫生序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
1 H 2 -259 -252 400 74.2 4 甲 ?CT1 2
2 CH 16 -182 -161 540 15 5.3 甲 ?AT1 4
3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5 ? 乙 ?AT1 4 CHOH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 3
,5,消耗
A 原材料消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年
381 新鲜气 Nm 3385 47116 3.77×10 连续
B 动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年 1 循环水 0.4MPa(g) 32?Δt=10? t 77.91 1074 8592000 连续 2 脱盐水 0.3MPa(g) 40? t 0.14 2 16000 连续 3 锅炉给水 4.15MPa(g) 200? t 1.33 18.5 148000 连续 4 蒸汽 2.0~3.9MPa(g) 饱和 t -1.120 -15.6 -124800 连续 5 蒸汽 3.43MPa(g) 435? t 0.0036 3.0 400 间断 6 电 380V kW〃h 1.38 19.2 153600 连续
C 催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消耗量
消耗量(kg) 首次装填消耗定序号 名称 规格 加入设备名称 位号 备用量 备注 量(kg) 额 每小时 每年
1 合成触媒 C306 φ5×5 甲醇合成塔 D40001 42240 0.190 2.64 21120
2 NaPO 〃12HO 纯度>92% 汽包 F40001 4.0 150 0.016 0.22 1760 连续 342
D 三废排放量
排放情况 排放量 组成及含量 备注 排放 序号 排放物名称 排放点 状态 连续 间断 单位 正常 最大
组分 Vol%
开车短期N?90% 去煤气放散装置统231 开车还原气 放空管 气 Nm/h 14000 排放 其它 一排放
H2 CO
见4.15.2.2 去转化予热炉和焦32 弛放气 洗醇塔顶 气 连续 Nm/h 14000 炉燃烧
H2O 3 Ph值9-11 汽包连排污水 汽包 液 连续 t/h 1.0 2.0 去除氧站 溶解固形物
<100mg>
H2O 4 Ph值9-11 汽包间排污水 汽包 液 间断 t/h 2.0 3.0 溶解固形物
<100mg>
5 两年更废旧触媒 甲醇合成塔 固 t 42.24 42.24 Cu-Zn-Al 送催化剂厂回收 换一次
E 主要节能措施
6利用反应热副产蒸汽～回收高位热能5.6x10kcal/h.
利用洗醇塔回收弛放气中的甲醇～减少产品损失～每年可回收甲醇874吨。
七、甲醇精馏
1、流程图 收集所有塔器的排放气到排放槽用软水回收 去转化
循环水上水
预塔冷凝器II排放槽
地下放空槽
预塔冷凝器I 粗甲醇来自罐区 75? 0.05Mpa 循环水下水
加压回流 40? 粗甲醇来自合成 预精馏塔 预塔回流槽 粗甲醇缓冲槽 粗甲醇预热器 0.5Mpa ,1400 40?流量17664kg/h H=27000
45块塔盘 配 5，10,NaOH溶液 NaOH 碱预塔再沸器 碱 低压蒸汽加热 计量泵25kg/h 液保证预精馏塔的槽 换热后蒸汽回总管 盐水 槽 回流比
用预塔后甲醇泵送入加压精馏塔 CWS
常压塔冷凝器 甲醇蒸汽去常压塔再沸器冷凝 65? CWR
一部分回流 40? 加压精馏塔 常压塔
用泵加压 ,1600 常压塔回流槽 ,2000、H=45000
85? 0.6Mpa 134? 一部分成品甲醇 去罐区 H=43000 85块塔盘 杂醇
40? 85块塔盘 塔底用再沸器冷贮槽 杂醇冷却器 凝热量保持
控制液面使过剩产物 采出杂醇85? 0.035Mpa 精甲醇 107?0.03Mpa 常压塔加压精馏塔 中间槽 在134?去常压塔 残液冷却器 再沸器 再沸器 成品甲醇 废水107?0.045Mpa 去罐区 维持塔底液 40? 加压塔回流槽 精醇冷却器 134? 成品甲醇经粗醇预热器 冷却到40?去生化处理 甲醇精馏所有排放的污甲醇排到地下槽～经地下槽液下泵送到粗甲醇贮槽。在开车时或事故状态下～经分析精甲醇中间槽内不合格的甲醇通过精甲醇泵送到粗甲醇贮槽～同时甲醇缓冲槽的液位靠从粗甲醇贮槽进出甲醇缓冲槽的甲醇流量来控制。
2、物料平衡 ,1,原材料技术规格:
序号 名称 规格 国家标准 备注
1 软水 T=40?、P=0.5MPa(g)
2 碱 固碱
T=40?、P=0.5 MPa(g)组成:w, CO:1.00 2
3 粗甲醇 CO:102PPm、H:25PPm、N:102PPm、CH:118PPm 224
CHOH:80.20、高沸点醇:0.16、(CH)O: 0.27、HO:18.30 3322
,2, 产品技术规格:
序号 名称 规格 国家标准 备注
1 甲醇 99.9%(wt) 优等品
2 杂醇 组成: w,、CHOH:40.70、高沸点醇: 21.10、HO:38.20 32
,3,车间,装置,危险性物料主要物性表:
爆炸极限V% 熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 国家卫生序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
4 CHOH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 3
,3,消耗
A 原材料、动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗
消耗量,小时, 消耗定额 序号 名称 规格 使用 情况 单位 备注 ,吨产品, 正常 最大 1 冷却水 连续 t 61.0 850 1020 ?t=10?
2 电 380V 连续 kW 9.8 136 205.0 3 低压蒸汽 0.5MPa(g)、T=158? 连续 kg 1221 17000 18600
34 仪表空气 0.7MPa(g)、露点<-40? 连续="" nm="" 3.6="" 50.1="" 60.1="" 5="" 软水="" 0.5mpa(g)、t="40?" 连续="" t="" 0.04="" 0.60="" 2.0="" b="" 三废排放量="">
本工段内的废气为预精馏塔排出的低沸点的不凝气～废液为常压塔塔底排出的残液。废气去转化工段燃烧～残液经冷却送生化处理。
排放量 排放物 排放物 排放 情国家排放序号 排放点 组成及含量 备注 名称 性状 况 标准 单位 正常 最大
:62.64、CO:1.00 组成v,:CO2
31 不凝气 排放槽 气 连续 NmH 142 170 : 3.42、N:1.00、CH:2.04、HO:5.08 2242
CHOH:8.59、(CH)O:16.22 332
甲醇残HO: 99.6 (wt,)、CHOH: 0.2(wt%) 232 甲醇残液 液 连续 t 3.2 4.0 液 高沸点醇: 0.2(wt%)
4.16.9 主要节能措施:
本装置常压塔利用了加压塔的废热～降低了蒸汽的消耗～又减少了冷却水的用量。
八、空分
1、流程图
空气过滤器 原料空气 去除灰尘和机械杂质 压力到0.62Mpa去清洗和预冷 离心式空气压缩机
由汽轮机驱动
去空压站
0.038Mpa12?氧气经氧气压缩机去氧气管网
分子筛纯化器AB 污氮气-181? 仪表空气
、CH等杂物 去除水分、CO222 氮气0.014Mpa 污氮气一部分进蒸汽加热器为分子筛再生气体
70%进主换热器 -193? 污氮气 15? 分 水冷却塔 30, 丝网除雾液空液馏 器除去机氮过冷塔 供空气冷 主换 械水滴 器 氧气 却塔上段 热器 -185? 使用 空气 纯液氮 水冷 冷却塔 -175? 0.548Mpa 下段使用冷却过的循环水 0.55Mpa-172? -179? 循环水回水 液体空增压 增压透 气 风机 平膨胀
机组
0.038Mpa-145?
2、物料平衡
,1,各装置的用气负荷及用气特点
其主要任务是为甲烷转化装置连续提供气量为5780Nm3/h～纯度为99.6%的氧气～以及全厂开车吹扫、还原用氮气～供气量为6000Nm3/h～
3纯度为99.9%的氮气。,各工段用气量、用气介质及使用方式如下表注: Nm/h 系指 0 ?～ 1.013 bar下的状态～下同。,:
3 介质 用气装置 用气负荷,Nm/h, 纯度,体积分率, 压力 MPa(A) 用气特点 氧气 甲烷转化装置 5780 O ? 99.6% ?2.6 连续 2
氮气 甲醇装置 6000 99.9% 间断 ,2,空分设备的选型及主要参数
根据上表所列氧气、氮气的需要量及质量要求～结合甲醇装置连续生产、且同时使用氧气、氮气～用量较大的实际情况～空分设备的设计选型以确保装置运转稳定可靠～操作维护方便为原则～选用代表当今国际上空分技术发展趋势的带增压透平膨胀机的全低压空分设备一套。其技术参数如下: 氧气产量: 5780Nm3/h、氧气纯度:99.6%O2,氮气产量:6000Nm3/h、氮气纯度:99.9%N2,空分装置连续运转周期 (两次大加温间隔期) :>二年,装置加温解冻时间:，36 小时,装置启动时间:,36 小时(从膨胀机启动到氧产品达到纯度指标),当空分装置加工空气量在75—105%负荷变化时～空分装置各系统仍能稳定、可靠运行。
,3,水、电、汽消耗指标
消耗量 使用 序号 名称 规格 单位 备注 情况 每小时 每 年
1 循环水 32? t 连续 1781 14248000
2 电 380V kw.h 连续 159 1272000 3 中压蒸汽 3.43MPa t/h 连续 34.9 279200 4 低压蒸汽 1.27MPa t/h 连续 1.7 13600 5 低压蒸汽 1.1MPa t/h 连续 1.0 8000
,4,主要节能措施,采用节能新技术、新工艺、新材料、新设备情况、膨胀功及余热利用情况, 1,采用全低压、全板式的工艺流程和设备～可以取得较低的制氧能耗和较高的氧提取率。 2,空气预冷系统设置水冷塔～充分利用干燥氮气的吸湿性～使冷却水温降低。
3,分子筛纯化空气系统采用活性氧化铝-分子筛双层床结构～大大延长了分子筛的寿命～同时使床层阻力减少。 4,分馏塔上塔采用填料塔～大大降低了塔的阻力。氧提取率进一步提高。
5,透平膨胀机采用增压机制动工艺～从而减少了膨胀空气量～使精馏塔上塔工况稳定。 6,采用先进的DCS计算机控制技术～实现了中控、机旁、就地一体化的控制～可有效地监控整套空分设备的生产过程。成套控制系
统具有设计先进可靠、性能价格比高等特点。
7,原料空气过滤器采用自洁式
范文三：合成甲醇工艺流程图.doc
合成甲醇工艺流程图
一、总图
空分
脱硫后焦炉气
气 柜 焦炉气压缩 精脱硫 转化
甲醇外售
甲醇库 甲醇精馏 甲醇合成 合成压缩
驰放气作燃料气
二、气柜
1、系统图 钟 罩
25? 200mmH3O 2 20000m 700 mmHO 去焦炉气压缩 2水 400mmHO 水 2 30? 封 封 ф39100*8530 槽 槽
水 封
新鲜水来自来水总管
污水去生化处理 2、物料平衡表 物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
355,58, ?50 mg/m H NH 2 3 324,26, ?20 mg/m CH HS 4 2 36,8, 有机硫 CO 350mg/m
2.5, CH mn
CO及其它 ,3, 233新鲜水消耗0.3Mpa: 正常16m/h，最大20 m/h 蒸汽0.6Mpa:正常2.4t/h 最大3.0t/h
三、焦炉气压缩
1、系统图 0.3172Mpa 140? 40?
200mmHO 2一级吸气 一级汽缸 一级排气缓冲器 一级冷却器 一级分离器 25? 缓冲器
分离水
40? 0.957 Mpa
二级吸气 二级分离器 二级冷却器 二级排气缓冲器 二级汽缸 缓冲器 分离水
2.5Mpa 140? 40? 去精脱硫
三级吸气 2.5 Mpa 三级汽缸 三级出口缓冲器 三级冷却器 三级分离器 缓冲器 40?
分离水
2、物料平衡表
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
355,58, ?50 mg/m H NH 2 3 324,26, mg/m ?20CH HS 4 2 36,8, 有机硫 CO 350mg/m
2.5, CH mn
CO及其它 ,3, 233化产循环水32?: 正常580m/h，最大650 m/h 蒸汽0.6Mpa:正常2.4t/h 最大3.0t/h
3注意: 停车时造成煤气放散30000Nm/h
一级加氢转化器 三、精脱硫 H+O?水 22
CH?饱和烃 mn1、系统图 有机硫?无机硫
3予脱硫槽 铁钼加氢催化剂27.4m 转化工段预热-1去除油雾 取空速1000h 2.5Mpa 器提温300? 过滤器 脱除无机硫 40? ф2300mm一台
不合格返回 不合格返回
中温氧化铁脱硫槽 二级加氢转化器
中温氧化锌脱硫槽 残余有机硫?无机硫 脱除绝大部分无机硫 去转化
332.3 Mpa 380? 把关脱硫0.01ppm 铁钼加氢催化剂17m 总硫量355mg/Nm
3-13 取空速1500h 触媒总装158.4m更换周期触媒总装22.6m
ф1900mm两台串联工作 ф1900mm一台 4000小时，ф2900mm两开
一备共三台并联使用
(1)有机硫加氢转化:CS+H+HO?HS+CO COS+HO?HS+CO 2222222
(2)必须将系统中来自炼焦、压缩机等的氯杂质去除，在甲醇反应中会生成水溶性氯化物，影响整个床层。 2、物料平衡表
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
355,58, ?50 mg/m H NH 2 3
324,26, mg/m ?20CH HS 4 2 36,8, 有机硫 CO 350mg/m0.01ppm
2.5, CH mn
CO及其它 ,3, 2
3原材料消耗定额及消耗量表,生产甲醇耗煤气2176 Nm/吨,
消耗 消耗量 序号 名称 规格 单位 备注 定额 每小时 每 年
3焦炉气 1 Nm 2176 30000
催化剂、化学品消耗定额及消耗量表
加入设备 首次 消耗 消耗量 序号 名称 规格 单位 备注 名称 填装量 定额 (每年) 铁钼加氢催一级和二级加氢 Φ3~5 1 kg 33300 11100 化剂 转化器
中温 中温氧化铁 Φ4x5~15 2 kg 142587 402000 脱硫槽
氧化锌脱硫氧化锌 Φ5x5~15 3 kg 17856 19200 剂 脱硫槽
活性炭 Φ2~4 预脱硫槽 4 kg 14850 18000
氧化锌 脱氯剂 Φ5x10~15 5 kg 2130 2130 脱硫槽
吸油剂 Φ6~8 过滤器 6 kg 35640 17820
三废排放量表
序号 排放物名称 排放 排放物 排放情况 排放量,每年, 组成及 排放标准
点 形状 连续 间断 单位 正常 最大 含量 铁钼加氢催化剂 固 间断 1 t 11.1
中温氧化铁 固 间断 2 t 402 氧化锌脱硫剂 固 间断 3 t 19.2
脱氯剂 固 间断 4 t 2.13
吸油剂 固 间断 5 t 17.82
活性炭 固 间断 6 t 18
四、转化
1、系统图 氧气来自空分(100?) 经蒸汽加热270? 冷却水去外管
防止焦炉气高温析碳加入3.0Mpa饱和蒸汽 付产蒸汽去外管
来自精脱硫 540? 660? 540? 转化炉 预热炉 废热锅炉 520? 2.3Mpa380?焦炉气预热器 ф2200mm 2200mm*18m
960? 换热面积 催化剂体积
燃料气来自合成 2.2Mpa 3 2 20.9m300m
与空气混合后 催化剂床层高
370? 冷却水来自外管 5.5m
焦炉气来自精脱硫 锅炉给水来自外管 脱盐水来自脱盐水管 采暖水来自管网 预脱硫槽 270?
焦炉气预热器 锅炉给水预热器 脱盐水预热器 采暖水预热器
预热到300?去精脱硫 脱盐水去锅炉房 117? 锅炉给水去合成 采暖水回水去管网
冷却水来自外管 2.0Mpa、40?去合成气压缩工段 40? 氧化锌脱硫槽 气液分离器 最终冷却器
冷凝水送街区 冷却水去外管
在转化炉中焦炉气发生如下反应:
2H+O=HO+115.48kcal (1) 2CH+O=2CO+4H+17.0kcal (2) 222422
CH+HO=CO+3H-49.3kcal (3) CH+CO=2CO+2H-59.1kcal (4) 422422
CO+HO=CO+H+9.8kcal (5) 反应最终按(5)达到平衡。 222
2、物料平衡表
(1)原料气
物料名称 输入量 输出量 备注 物料名称 输入量 输出量 备注
356.74, 71.39, ?50 mg/m H NH 2 3
27.17, 0.83, CH N4.7% 2.92% 4 2 6.48, 16.52, 有机硫 CO 0.01ppm
2.61, CH 0 mn
CO及其它 2.3, 7.8% 2
(2)危险物料特性
装置危险性物料主要物性表
爆炸极限 序熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 国家卫生名称 分子量 备注 V% 号 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
甲 ?CT1 1 H2 2 -259 -252 400 74.2 4
甲 ?AT1 2 CH4 16 -182 -161 540 15 5.3
? 乙 ?AT1 3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5
(3)催化剂技术规格
催化剂技术规格
规 格 序号 名 称 控制组分名称 标 准 备 注 ,型号、尺寸,
热保护催化剂 Z205、Φ25x18x10 Ni0?5.00、SiO?0.20 1 2
转化催化剂 Z204、Φ19x19x9 Ni0?14.00、SiO?0.20 2 2
氧化锌脱硫剂 HT-305Φ5x5~15 3
(4)物料消耗(消耗定额以吨甲醇产品计)
原材料消耗定额及消耗量表
消耗量 消耗 序号 名称 规格 单位 备注 定额 每小时 每 年
3焦炉气 1 Nm 2176 30000
3氧气 2 Nm 418.5 5780
动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量表
使用 消耗 小时消耗量 序号 名称 规格 单位 备注 情况 定额 正常 最大
3循环水 32? 连续 1 m 68.9 950 1050
电 连续 2 380V kW.h 4.35 60 蒸汽 连续 3 2.7MPa t -0.22 -3
3燃料气 连续 4 Nm 224 3091 锅炉给水 连续 5 4.2MPa t 2.03 28
催化剂、吸附剂、化学品消耗定额及消耗量表
消耗量(h) 序加入设备 首次填 消耗 名称 规格 单位 备注 号 名称 装量 定额 正常 最大 热保护催化剂 Φ25x18x10 转化炉 1 kg 4807 0.015 0.2 转化催化剂 Φ19x19x9 转化炉 2 kg 19228 0.058 0.8 氧化锌脱硫剂 Φ5x5~15 脱硫槽 3 kg 17523 0.04 0.6
三废排放量表
排放物 排放情况 排放量,每年, 组成及含排放 序号 排放物名称 排放点 备注 形状 连续 间断 单位 正常 最大 量 标准
3烟道气 预热炉 气 连续 1 Nm/h 9273 转化催化剂 固 间断 2 t 8 氧化锌脱硫剂 固 间断 3 t 4.8
主要节能措施:
3燃料气使用甲醇合成工段的弛放气～合理利用了废气。利用转化气副产中压蒸汽～可回收热量13.85x10kw～并利
3用转化气预热锅炉给水和脱盐水～可回收热量12.1x10kw～充分回收了反应热。
五、合成气压缩
回路冷却器 1、系统图 冷却水回水去总管 转化气 3.5Mpa 冷却水来自外管 40?、2.1Mpa 109? 40? 气液分离器 中间气体冷却器 过滤器 压缩机一段
地沟 压缩机二段
循环气来自合成与二段压缩至5.5Mpa转化气混合 6.0Mpa合成气送至甲醇合成
,汽轮机轴功率3750kw～额定功率4538kw,
2、物料平衡
3,1,本装置(630#)为10万吨/年甲醇合成装置的合成气压缩机组～处理新鲜气量46951Nm/h,干,,循环气量
3259592Nm/h～合成气出口压力为6.0MPa(A)。除部分接管外～整个装置由压缩机厂成套供应。合成气压缩机为离心式二合一机组～由汽轮机驱动～汽轮机为抽汽凝汽式。正常操作时无三废排放～压缩机运转产生的噪声经消音、隔离处理后可降至85dBA以下。
,2,装置危险性物料主要物性表
熔点 沸点 闪点 燃点 爆炸极限V% 毒性 火险 爆炸 卫生 序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
甲 1 H2 2 -259 -252 400 74.2 4 ?CT1
甲 2 CH4 16 -182 -161 540 15 5.3 ?AT1
? 乙 3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5 ?AT1 4 CH3OH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 (3)动力消耗 动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年
循环水 0.5MPa(g) 32?Δt=8? 连续 1 t 82.61 1150 9200000
电 kw〃h 连续 2 380V 2.03 28.2 225600
蒸汽 3.43MPa(g) 435? 连续 4 t 2.16 30 240000 主要节能措施:
1、压缩机采用汽轮机驱动～减少了电力消耗。
2、二级射汽抽气器用凝汽器冷凝下来的冷凝液作冷却介质～节省了循环水用量。
六、甲醇合成 蒸汽去管网
汽包 1、系统图 塔后出口气进气气换热器与入塔气换热到活性温度 锅炉给水来自转化
汽液混合物
合成塔(管壳式反应器) 合成气来自合成压缩机 220? 分离水回合成塔 连续排污去除氧站 3 气气换热器AB Ф3400*13000mm 触媒装填量26.4m 6.0Mpa～40? 蒸汽来自管网
反应管Ф38*2*6000mm，共计4513根 95?
5.4Mpa 0.2Mpa 去转化预热炉加热 调节减压 冷却水来自外管 脱盐水 去焦炉燃烧加热 洗醇塔水冷器 冷却水回外管 脱盐水逆向喷洒 40? 驰放气 稀醇水排出去甲醇精馏
去合成气压缩增压并补充新鲜气
甲醇分离器
送甲醇精馏0.7Mpa 调节减压、过滤装置
,粗醇,
合成塔中进行的反应是在催化剂的作用下进行甲醇合成反应 CO+2H=CHOH+Q CO+3H=CHOH+HO+Q 232232副反应: 4CO+8H=CHOH+3HO 8CO+17H=CH+8HO 等 249228182
2、物料平衡
(1)原材料技术规格
序 号 名 称 规 格 标 准 备 注
T=40?、P=2.0MPa(g)、组分?100.0Vol%:H:71.68、CO:16.46 2
新鲜气 1
CO:7.77、CH:0.83、N:2.91、HO:0.35 2422
,2,产品技术规格
序 号 名 称 规 格 标 准 备 注
P=0.2MPa(g)、T=40?、组分?100.0 Vol%:HO:0.05 2燃料气 1
H:77.87、CO:5.69、CO:3.79、CH:2.74、N:9.83 2242
副产蒸汽 2.0~3.9MPa(g)饱和蒸汽 2
P=0.5MPa(g)、T=40?、组分?100.0w%:N:0.10、HO:14.78 22
粗甲醇 H:377ppm、CO:799ppm、CO:1.43、CH:480ppm 3 224
CHOH 83.08、轻组分:0.28、高沸点醇 0.16 3
,3,催化剂、吸附剂、化学品技术规格
序 号 名 称 规 格 控制组分名称 标 准 备 注
C306催化剂 φ5X5 1 Cu-Zn-Al
NaPO〃12HO 纯度>92% 2 NaPO 34234
,4, 装置危险性物料主要物性
熔点 沸点 闪点 燃点 毒性 火险 爆炸 国家卫生爆炸极限V% 序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 上限 下限 程度 分类 级组 标准
甲 1 H 2 -259 -252 400 74.2 4 ?CT1 2
甲 2 CH 16 -182 -161 540 15 5.3 ?AT1 4
? 乙 3 CO 28 -205 -191 605 74.2 12.5 ?AT1 4 CHOH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 3
,5,消耗
A 原材料消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年
38新鲜气 连续 1 Nm 3385 47116 3.77×10
B 动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗量
消耗量 序号 名称 规格 单位 消耗定额 备注 每小时 每年
循环水 连续 1 0.4MPa(g) 32?Δt=10? t 77.91 1074 8592000
脱盐水 连续 2 0.3MPa(g) 40? t 0.14 2 16000
锅炉给水 连续 3 4.15MPa(g) 200? t 1.33 18.5 148000
蒸汽 连续 4 2.0~3.9MPa(g) 饱和 t -1.120 -15.6 -124800
蒸汽 间断 5 3.43MPa(g) 435? t 0.0036 3.0 400
电 连续 6 380V kW〃h 1.38 19.2 153600
C 催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消耗量
消耗量(kg) 首次装填消耗定序号 名称 规格 加入设备名称 位号 备用量 备注 额 量(kg) 每小时 每年
合成触媒 甲醇合成塔 1 C306 φ5×5 D40001 42240 0.190 2.64 21120
汽包 连续 2 NaPO 〃12HO 纯度>92% F40001 4.0 150 0.016 0.22 1760 342
D 三废排放量
排放情况 排放量 组成及含量 备注 排放 序号 排放物名称 排放点 状态 连续 间断 单位 正常 最大
组分 Vol%
开车短期去煤气放散装置统?90% N23开车还原气 放空管 气 1 Nm/h 14000 排放 其它 一排放
H2 CO
去转化予热炉和焦见4.15.2.2 3弛放气 洗醇塔顶 气 连续 2 Nm/h 14000 炉燃烧
H2O 3 Ph值9-11 汽包连排污水 汽包 液 连续 去除氧站 t/h 1.0 2.0 溶解固形物
<100mg>
H2O 4 Ph值9-11 汽包间排污水 汽包 液 间断 t/h 2.0 3.0 溶解固形物
<100mg>
两年更5 废旧触媒 甲醇合成塔 固 送催化剂厂回收 t 42.24 42.24 Cu-Zn-Al 换一次
E 主要节能措施
6利用反应热副产蒸汽～回收高位热能5.6x10kcal/h.
利用洗醇塔回收弛放气中的甲醇～减少产品损失～每年可回收甲醇874吨。
七、甲醇精馏
1、流程图 收集所有塔器的排放气到排放槽用软水回收 去转化
循环水上水
预塔冷凝器II排放槽
地下放空槽
预塔冷凝器I 粗甲醇来自罐区 75? 0.05Mpa 循环水下水
加压回流 40? 粗甲醇来自合成 预精馏塔 预塔回流槽 粗甲醇缓冲槽 粗甲醇预热器 40? 0.5Mpa ,1400 流量17664kg/h H=27000
45块塔盘 5，10,NaOH溶液 NaOH 碱配预塔再沸器 碱 低压蒸汽加热 计量泵25kg/h 液保证预精馏塔的槽 换热后蒸汽回总管 槽 盐水
回流比
用预塔后甲醇泵送入加压精馏塔 CWS
常压塔冷凝器 甲醇蒸汽去常压塔再沸器冷凝 65? CWR
一部分回流 40? 加压精馏塔 常压塔
用泵加压 ,1600 常压塔回流槽 ,2000、H=45000
85? 0.6Mpa 134? 一部分成品甲醇 去罐区 H=43000 85块塔盘 杂醇
4085块塔盘 ? 塔底用再沸器冷贮槽 杂醇冷却器 凝热量保持
控制液面使过剩产物 采出杂醇85? 0.035Mpa 精甲醇 107?0.03Mpa 加压精馏塔 常压塔 在134?去常压塔 中间槽 残液冷却器 再沸器 再沸器 成品甲醇 废水107?0.045Mpa 去罐区 维持塔底液 40? 加压塔回流槽 精醇冷却器 134? 成品甲醇经粗醇预热器 冷却到40?去生化处理 甲醇精馏所有排放的污甲醇排到地下槽～经地下槽液下泵送到粗甲醇贮槽。在开车时或事故状态下～经分析精甲醇中间槽内不合格的甲醇通过精甲醇泵送到粗甲醇贮槽～同时甲醇缓冲槽的液位靠从粗甲醇贮槽进出甲醇缓冲槽的甲醇流量来控制。
2、物料平衡 ,1,原材料技术规格:
序号 名称 规格 国家标准 备注
软水 1 T=40?、P=0.5MPa(g)
碱 固碱 2
T=40?、P=0.5 MPa(g)组成:w, CO:1.00 2
粗甲醇 3 CO:102PPm、H:25PPm、N:102PPm、CH:118PPm 224
CHOH:80.20、高沸点醇:0.16、(CH)O: 0.27、HO:18.30 3322
,2, 产品技术规格:
序号 名称 规格 国家标准 备注
甲醇 优等品 1 99.9%(wt)
杂醇 2 组成: w,、CHOH:40.70、高沸点醇: 21.10、HO:38.20 32
,3,车间,装置,危险性物料主要物性表:
熔点 沸点 闪点 燃点 爆炸极限V% 毒性 火险 爆炸 国家卫生序号 名称 分子量 备注 ,?, ,?, ,?, ,?, 程度 分类 级组 标准 上限 下限
4 CHOH 32 -98 64.5 12 473 36.5 6 III 甲B IIAT2 3
,3,消耗
A 原材料、动力,水、电、汽、气,消耗定额及消耗
消耗定额 消耗量,小时, 序号 名称 规格 使用 情况 单位 备注 ,吨产品, 正常 最大
冷却水 连续 1 ?t=10? t 61.0 850 1020
电 连续 2 380V kW 9.8 136 205.0
低压蒸汽 连续 3 0.5MPa(g)、T=158? kg 1221 17000 18600
3仪表空气 连续 4 0.7MPa(g)、露点<-40? nm="" 3.6="" 50.1="" 60.1="">
软水 连续 5 0.5MPa(g)、T=40? t 0.04 0.60 2.0 B 三废排放量
本工段内的废气为预精馏塔排出的低沸点的不凝气～废液为常压塔塔底排出的残液。废气去转化工段燃烧～残液经冷却送生化处理。
排放量 排放物 排放物 排放 情国家排放序号 排放点 组成及含量 备注 名称 性状 况 单位 正常 最大 标准
:62.64、CO:1.00 组成v,:CO2
3不凝气 排放槽 气 连续 1 Nm 142 170 H: 3.42、N:1.00、CH:2.04、HO:5.08 2242
CHOH:8.59、(CH)O:16.22 332
甲醇残HO: 99.6 (wt,)、CHOH: 0.2(wt%) 23甲醇残液 液 连续 2 t 3.2 4.0 液 高沸点醇: 0.2(wt%)
4.16.9 主要节能措施:
本装置常压塔利用了加压塔的废热～降低了蒸汽的消耗～又减少了冷却水的用量。
八、空分
1、流程图
空气过滤器 原料空气 去除灰尘和机械杂质 压力到0.62Mpa去清洗和预冷 离心式空气压缩机
由汽轮机驱动
去空压站
0.038Mpa12?氧气经氧气压缩机去氧气管网
分子筛纯化器AB 污氮气-181? 仪表空气
、CH等杂物 去除水分、CO222 氮气0.014Mpa 污氮气一部分进蒸汽加热器为分子筛再生气体
70%进主换热器 -193? 污氮气 15? 分 水冷却塔 30, 丝网除雾液空液馏 器除去机氮过冷塔 供空气冷 主换 械水滴 器 氧气 却塔上段 热器 -185? 使用 空气 纯液氮 水冷 冷却塔 -175? 0.548Mpa 下段使用冷却过的循环水 0.55Mpa-172? -179? 循环水回水 液体空增压 增压透 气 风机 平膨胀
机组
0.038Mpa-145?
2、物料平衡
,1,各装置的用气负荷及用气特点
其主要任务是为甲烷转化装置连续提供气量为5780Nm3/h～纯度为99.6%的氧气～以及全厂开车吹扫、还原用氮气～供气量为6000Nm3/h～
3纯度为99.9%的氮气。,各工段用气量、用气介质及使用方式如下表注: Nm/h 系指 0 ?～ 1.013 bar下的状态～下同。,:
3 介质 用气装置 用气负荷,Nm/h, 纯度,体积分率, 压力 MPa(A) 用气特点 氧气 甲烷转化装置 5780 O ? 99.6% ?2.6 连续 2
氮气 甲醇装置 6000 99.9% 间断 ,2,空分设备的选型及主要参数
根据上表所列氧气、氮气的需要量及质量要求～结合甲醇装置连续生产、且同时使用氧气、氮气～用量较大的实际情况～空分设备的设计选型以确保装置运转稳定可靠～操作维护方便为原则～选用代表当今国际上空分技术发展趋势的带增压透平膨胀机的全低压空分设备一套。其技术参数如下: 氧气产量: 5780Nm3/h、氧气纯度:99.6%O2,氮气产量:6000Nm3/h、氮气纯度:99.9%N2,空分装置连续运转周期 (两次大加温间隔期) :>二年,装置加温解冻时间:，36 小时,装置启动时间:,36 小时(从膨胀机启动到氧产品达到纯度指标),当空分装置加工空气量在75—105%负荷变化时～空分装置各系统仍能稳定、可靠运行。
,3,水、电、汽消耗指标
消耗量 使用 序号 名称 规格 单位 备注 情况 每小时 每 年
1 循环水 32? t 连续 1781 14248000
2 电 380V kw.h 连续 159 1272000 3 中压蒸汽 3.43MPa t/h 连续 34.9 279200 4 低压蒸汽 1.27MPa t/h 连续 1.7 13600 5 低压蒸汽 1.1MPa t/h 连续 1.0 8000
,4,主要节能措施,采用节能新技术、新工艺、新材料、新设备情况、膨胀功及余热利用情况, 1,采用全低压、全板式的工艺流程和设备～可以取得较低的制氧能耗和较高的氧提取率。 2,空气预冷系统设置水冷塔～充分利用干燥氮气的吸湿性～使冷却水温降低。
3,分子筛纯化空气系统采用活性氧化铝-分子筛双层床结构～大大延长了分子筛的寿命～同时使床层阻力减少。 4,分馏塔上塔采用填料塔～大大降低了塔的阻力。氧提取率进一步提高。
5,透平膨胀机采用增压机制动工艺～从而减少了膨胀空气量～使精馏塔上塔工况稳定。 6,采用先进的DCS计算机控制技术～实现了中控、机旁、就地一体化的控制～可有效地监控整套空分设备的生产过程。成套控制系统具有设计先进可靠、性能价格比高等特点。
7,原料空气过滤器采用自洁式
范文四：低压甲醇合成工艺流程设计
目录
摘要.................................................... 1 关键词.................................................. 1 前言.................................................... 1 1.制备原料气............................................ 1
1.1连续制气的二段转化法............................. 2
1.2 部分氧化法 ...................................... 3 2.净化工序.............................................. 4
2.1静电除尘......................................... 4
2.2干法脱硫......................................... 4
2.3湿法脱硫......................................... 6 3 ICI低压法工艺流程 .................................... 7
4.粗甲醇精馏的工艺流程.................................. 9
小结................................................... 11 参考文献............................................... 12 致谢................................................... 13
低压合成甲醇的工艺流程设计 摘要:目前，虽然低压合成甲醇的工艺流程有所不同，但基本都是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇，都是在铜系催化剂和锌铬催化剂存在下，在4~5MPa左右，温度360~400摄氏度下进行的。大致可以分为以下几个工序:制备原料气、净化原料气、压缩、合成甲醇、粗甲醇精馏。 关键词:低压 原料气 净化 合成甲醇 精馏 脱硫
前言
甲醇，分子式CH3OH，是饱和醇中最简单的一元醇，它是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机原料。甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，是容易运输的清洁燃料，可直接用于还原铁矿得到高质量的海绵铁。随着近些年来碳一化学的工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、乙酸乙烯、甲酸甲酯和氧分解性好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。目前，甲醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。
1966年英国帝国化学工业公司研制成功铜基催化剂，并开发了低压合成甲醇工艺，即ICI工艺。1971年，德国鲁奇公司开发了另一种低压合成甲醇的工艺，简称Lurgi工艺。此外美国i电动研究所还研制了三相甲醇合成技术，三相甲醇合成技术虽已研制成功但未建立大规模的生产厂。20世纪70年代中期以后，世界上新建和扩建的甲
虽然低压合成甲醇的工艺流程有所不同，但基本都醇装置几乎都采用低压法。目前,
是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇,即:
CO+2H=CHOH 23
CO+3H=CHOH+HO 2232
以上反应都是在铜系催化剂和锌铬催化剂存在下，在4~5MPa左右，温度360~400摄氏度下进行的。大致可以分为以下几个工序:制备原料气?净化原料气?压缩?合成甲醇?粗甲醇精馏。
本文主要阐述以天然气为原料采用ICI法制取甲醇的工艺流程。 1.制备原料气
目前世界上采用ICI法制取甲醇的大规模化工厂大多都是以天然为原料来制取甲醇。
天然气的主要组分是甲烷和其他碳氢化合物。用天然气制造合成气，主要是将气体中包括甲烷在内的烃类化合物转化成氢气和一氧化碳。
1.1连续制气的二段转化法
在现代大型化工企业里，常采用连续生产的管式炉二段转化工艺，使气体原料转化成甲醇生产所需的合成气。从化学平衡分析，转化反应是摩尔增加的反应，应维持在低压或常压下进行，但为了节省动力，管式炉厂在加压下进行。且为了降低转化气中甲烷的含量，转化分两段进行，以下为二段转化工艺流程图:
1引风机 2蒸汽过滤器 3锅炉给水预热器 4燃料气预热器 5工艺空气预热器 6原料气月热器 7转化炉反应管 8转化炉烧嘴 9二段转化炉 10气泡 11锅炉水循环泵 12废热锅炉
在一段转化炉里，天然气和蒸汽以一定的比例进入转化炉反应7，在管内的催化剂作用下，于1073~1123K的高温下进行转化反应。反应管外用燃料气燃料加热，提供管内反应所需的热量。
由于受催化剂耐热程度和炉管材料条件的限制，在一段转化炉内甲烷的转化率只能达到百分之九十到百分之九十五。为了提高甲烷转化率，一段转化炉出口气体经集气管进入二段转化炉9
二段转化炉利用自热式，即加入一部分经预热的工艺空气进行部分氧化，所产生的热量供给甲烷继续转化。由于二段转化生产不需要耐热合金钢材，反应温度不受材质限制，可以高达1273K以上，在此温度下，如果催化剂活性好，出口气体组成可以接近该温度下的平衡组成，甲烷含量可以降低到百分之零点三到百分之零点五。
在高温下进行天然气转化，气体中的硫、磷、砷、氯等杂质对催化剂的活性和使用寿命影响很大，所以转化前的气体原料必须进行净化处理，严格控制杂质含量，
3含硫量必须小于0.5mg/m。
在加压下进行天然气的蒸汽转化，有利于反应气体的热量回收利用。在以管式炉加压转化的生产工艺中，可供回收的热量有两大部分:一部分是转化炉燃烧气体，温度高达1373K的高温烟气，通过转化炉对流段，作为加热混合原料气、预热空气、过热蒸汽及预热锅炉积水的热源，最后温度降低到423~573K，由烟道排入大气;另一部分是二段转化炉出口工艺气，温度约在1273K左右，主要用于废热锅炉12产生高压蒸汽，作为压缩机的动力和工艺蒸汽的来源。
1.2 部分氧化法
烃类碳氢化合物在高温和有氧气存在的情况下，发生如下反应:
CH+1/2O?CO+2H+35.60KJ 422
CH+O?CO2+2H+109.45KJ 242
CH+2O?CO+2HO+802.30KJ 42222
CH+CO?2CO+2H-247.27KJ 422
当氧气供给不足时，还有如下反应
CH?C+2H-74.85KJ 42
1饱和塔 2热交换器 3混合器 4转换器 5润湿塔
天然气在0.16~0.17MPa压力下进入饱和塔1，用热水预热天然气并使天然气饱和水蒸气。饱和后的天然气再加入转化所需要的足够蒸汽，经热交换器2与转化气换热后，入混合气3中。在混合器中，加入氧气或富氧空气使充分混合，随即进入转化器
4进行部分氧化转化反应，转化温度1173~1273K。出转化器的气体，通过润湿塔5加水润湿。润湿塔出口转化气通过热交换器冷却到673~693K，进入下一工段处理。
2.净化工序
净化工序专指静电除尘(焦)和多次脱硫。
2.1静电除尘
静电除尘的主要任务是清除由造气送来的原料气中的灰尘和等杂质，然后有罗茨风机加压、冷却后送至工段。
如上图所示湿式电除尘器(QS-SGD104-1)，内有104根直径325mm*8mm的钢管(俗称阳极管)，每根管中心悬挂着一根直径3mm的金属导线，组成气体净化场。所有阴极线与高压直流电的负极相连接组成的电晕电极，阳极管接正极称为沉淀电极。将高压直流电加入到除尘内两个电极上后，在电晕极和沉淀电极之间形成一个强大的电场，当含有尘粒的煤气通过这个电极时，煤气中的尘粒便带上电荷。由于不均匀电场面的缘故，大部分尘粒都移向沉淀电极管壁，与电极上的异性电荷中和，水沿沉淀电极管壁将粉尘 冲去使煤气得以净化。 2.2脱硫
脱硫是甲醇生产中的必经步骤，当以天然气为原料时，在采用蒸汽转换制气前就需将硫化物除净，以满足烃类蒸汽转化催化剂的要求。如天然气含硫量高时，先经湿法脱硫，再进行干法脱硫。
2.2.1干法脱硫
基本原理 用氢氧化铁法脱除硫化氢，反应式如下
2Fe(OH)+3HS=FeS+6HO 32232
这不是可逆反应，反应原理不受平衡压力影响，但水蒸气的含量对脱硫效率影响很大。副产硫黄，用过的氢氧化铁还可以再生，再生反应为
2FeS+6HO+3O=4Fe(OH)+6S 3223
再生有间歇与连续两种。间歇再生用含氧气体进行循环再生，连续再生在脱硫槽进口处向原料气不断加入空气与水蒸气，后者简便、省时、能提高脱硫剂利用率。
使用条件 氢氧化铁脱硫剂组成为aFe2O3.Xh2o，脱硫剂需要是以的含水量，最好为30%~50%，否则会降低脱硫率。请氧化铁法使用时无特殊要求，在常温、常压与加压下都能使用，但脱硫效果与接触时间关系很大，在脱硫过程中，原料气含硫量与所需接触时间几乎成直线关系。
2.2.2氧化锌脱硫法
氧化锌是内表面积较大，硫含量较高的一种固体脱硫剂，在脱出气体中的硫化
-6氢及部分有机硫的过程中，速度极快，净化后的气体总含量一般在3*10(质量分
-7数)以下，最低可达10(质量分数)以下，广泛用于精细脱硫。
基本原理 氧化锌脱硫可直接吸收硫化氢生成硫化锌，反应式为
HS+ZnO=ZnS+HO 22
对有机硫，如硫氧化碳，二硫化碳等则先转化成硫化氢，然后再被氢化锌吸收，反应式如下
COS+H=HS+CO 22
CS+4H=2HS+CH 2224
氧化锌脱硫剂对噻吩的转化能力很小，又不能直接吸收，因此单独用氧化锌是不能把有机硫完全脱出的。
氧化锌脱硫的化学反应速率很快，硫化物从脱硫剂的表面通过毛细孔到达脱硫剂的内表面，内扩散速度较慢，它是脱硫反应过程的控制步骤。因此，脱硫剂粒度小，空隙率大，有利于反应的进行。同样，压力臯也能提高反应速率和脱硫剂的利用率。上述即为氧化锌脱硫反应机理。
氧化锌脱硫剂 氧化锌脱硫剂是以氧化锌为主体(约占95%左右)，并添加少量的氧化锰、氧化铜或氧化镁为助剂，脱硫剂装入设备后用氮气置换至O2含量,0.5%以下，再用氮气或者原料气进行升温，升温速度:常温到120?，为30~50?/h，120?
恒温过程2h，120~220?为50?/h，220?恒温1h。恒温过程中即可逐步升压每10分钟升0.5MPa直到操作压力。在温度、压力达到要求后先维持4小时的轻负荷生产，然后再逐步随系统一起加大负荷，转入正常生产。
工艺流程:工业上为了能提高和充分利用硫容，采用了双床串联倒换法，如下图所示，一般单床操作质量硫容仅为13%~18%。而采用双床操作第一床质量硫容可达25%或更高。当第一床更换ZnO脱硫剂后，则应将原第二床改为第一床操作。
1加氢反应器 2氧化锌脱硫槽
2.3湿法脱硫
干法脱硫净化度高，并能脱除各种有机硫。但是干法脱硫剂不能再生，或者再生非常困难并且只能周期性操作，设备庞大，劳动强度大，而湿法脱硫有着便于输送，脱硫剂较易再生并能回收富有价值的化工原料硫磺，有利用产生更大经济价值的优点。目前，合成甲醇的工业上经常将湿法脱硫之后串联干法脱硫，通过多次脱硫，多次转化，使脱硫在工艺上和经济上都更合理。
湿法脱硫的基本原理 湿法脱硫包含三个过程。一是脱硫剂的吸收剂将原料气中的硫化氢吸收，二是将吸收到溶液中的硫化氢的氧化以及吸收剂的再生;三是单质硫的浮选和净化凝固。
吸收的基本原理及吸收剂的选择 硫化氢是酸性气体，其水溶液呈酸性，吸收的过程可表示为
+-HS(g)?H+HS 2
+-H+OH(碱性吸收剂)?HO 2
再生的基本原理与催化剂的选择 碱性吸收剂只能将原料气中的硫化氢吸收到溶液中，不能使硫化氢氧化为单质硫，因此，需要借助其他物质来实现。通常使在溶液中添加催化剂作为载氧体，氧化态的催化剂将硫化氢氧化为单质硫，其自生呈还原态。还原态催化剂在再生时被空气中的氢氧化后恢复能力，如此循环使用。
载氧体+HS?S+载氧体 2
载氧体+1/2O?HO+载氧体 22
总反应式:HS+1/2O?S+HO 222
2.3.1烤胶法工艺流程
由静电除尘岗位来的原料气进入脱硫塔，在脱硫塔除去HS后，进入汽水分离器2
除去夹带的液体后去压缩机。脱硫液经再生泵送入再生槽，在再生槽内，完成溶液的再生和单质的浮选。硫泡沫被送入熔硫釜，再生液贫液泵再送回脱硫塔，流程图如下:
3 ICI低压法工艺流程
近些年来，甲醇的合成，大多采用铜系低温高活性催化剂，可在5MPa低压下将CO+H合成气体或含有CO的CO+H合成气进行合成，并得到较高的转化率。222
目前低压法合成技术主要是ICI法和Lurgi法，这两种低压制甲醇法得到了普遍的应用。
下图为ICI低压法工艺流程图
1加热炉 2转化器 3废热锅炉 4加热器 5脱硫器 6，12，17，21，34水冷器
7气液分离器 8合成器压缩 9循环气压缩机 10甲醇合成塔 11，15热交换器
13甲醇分离器 14粗甲醇中间槽 16脱轻组峰分塔 18分离器 19，22再沸器
20甲醇精馏器 23 CO 2
该工艺使用多段冷激式合成塔，合成气在51-1型铜基催化剂上进行一氧化碳、二氧化碳加氢合成甲醇的化学反应，反应在压力5MPa，温度230~270?下进行，新鲜原料气与分离甲醇后的循环气混合后进入循环压缩机，升至5MPa。此入塔气体分为两股，一股进入热交换器与从合成塔出来的反应热气体换热，预热至245?左右，从合成塔顶部进入催化剂床层进行甲醇合成反应。另一股不经预热作为合成塔各层催化剂冷激用，以控制合成塔内催化剂床层温度，根据生产的需要，可将催化剂分为多层(三、四或五层)，各催化剂层的气体进口温度，可用向热气流中喷入冷的未反应的气体(即冷激气)来调节，最后一层催化剂气体出口温度为270?左右。合成塔出口甲醇含量为4%。从合成塔底部出来的反应气体与入塔原料气换热后进入甲醇冷凝器，绝大部分甲醇蒸汽在此被冷凝冷却，最后由甲醇分离器分离出来粗甲醇，减压后进入粗甲醇储槽。未反应的气体作为循环使用。为了维持系统中惰性气体含量在一定范围内，甲醇分离器后设有放空装置。催化剂升温还原时需用开工加热炉。
4.粗甲醇精馏的工艺流程
粗甲醇的组分是很复杂的，除了甲醇、水外有可能还包括醛、酮、醚、酯、烷烃、羧基铁等十几种微量有机杂质。工业生产上粗甲醇精馏的工艺流程，因粗甲醇合成的方法有所不同，其精制过程的复杂程度有一定的差别，但基本原理是一致的。首先，利用蒸馏的原理在蒸馏塔的顶部，脱出较甲醇沸点低的轻组分，这时，也可能有部分高沸点的杂质与甲醇形成共沸物，随轻组分一起从塔顶除去，然后，利用蒸馏的方法在蒸馏塔的底部或底侧除去水和重组分，从而得到纯净的甲醇。
ICI法单塔粗甲醇精馏工艺流程
ICI法制取的粗甲醇的精馏采用了单塔流程，如下图所示:
由于铜系催化剂的使用，甲醇合成中副反应明显减少，粗甲醇中不仅还原性杂质含量明显减少，粗甲醇中不仅还原性杂质含量大大减少，而且二甲醚的含量几十倍的降低，因此在取消化学净化的同时，采用一台精馏塔就能获得一般工业上所需的精甲醇。显然单塔流程对节约投资和减少热能损耗都是有益的。
以生产20万吨总氨，醇氨比40,，即粗醇产量8万吨/ 的甲醇精馏系统为例，采用三塔精馏工艺。
年工作日以330天计。
1、小时精馏的粗醇量 ,10101.010kg/h
2、粗醇组分
(1)甲醇含量:92.1,
(2)水含量:3.6,
(3)轻馏分含量:21,(以二甲醚计)
(4)初馏物:2.2,(以水计包括高沸点乙醇烷烃等杂质)
精甲醇耗碱0.1kg/T，将烧碱配成含NaOH 2,5,溶液连续加入预塔入料中，预
塔排出的轻馏分占粗醇加入量的2.1,;
用联醇岗位醇洗塔排出的含醇约10,的稀醇液连续加入预塔回流槽做萃取水，
加入稀醇量占粗醇量的15,;
在预塔排出的初馏物占总初馏物的60,;
在常压塔排出的初馏物占总初馏物的40,。 3、预塔物料衡算
(1)入料量
? 甲醇量,粗醇含醇量+稀醇(萃取水)含醇量. 粗醇含醇量,10101.010×0.921,9303.030kg 稀醇(萃取水)含醇量,10101.010×0.15×0.1,151.515kg 甲醇量,9303.030+151.515,9454.545kg ? 水量,粗甲醇含水+稀醇含水+碱液含水
粗醇含水,10101.010×0.036,363.634kg
(1-0.1),1363.636kg 稀醇含水,10101.010×0.15×
? 碱液带入水量,碱液量?碱液含水量
加入的碱量,甲醇量×每吨甲醇的耗碱量,9454.545?0.1/1000, 0.945kg
碱液量以3.5,NaOH溶液计。
碱液量,27.000kg
碱液带入水量,27(1-0.035),26.055kg 水量,363.634+1363.636+26.055,1753.325kg ? 轻馏分量
轻馏分量,粗甲醇量?轻馏分含量,10101.010?0.021,212.121kg
? 初馏物(预塔排出的初馏物占总初馏物的60,) 初馏物,粗甲醇量?初馏物含量?0.6,10101?0.022?0.6,133.333kg
(2)出料量
? 甲醇(粗醇含醇量+稀醇含醇量)
9303.030+151.515,9454.545kg
? 水(粗醇含水+稀醇含水+碱液含水)
363.634+1363.636+26.055,1735.325kg. ? NaOH
0.945kg
? 轻馏分
212.121kg
? 初馏物
133.333kg
小结
ICI法和Lurgi法制取甲醇工艺技术指标
项目 ICI法 Lurg
合成压力/MPa 5 5 合成反应温度/? 230~270 225~250
催化剂成分 Cu Zn Al Cu Zn Al V
3空时产率/[t/(m?h)] 0.33 0.65 进塔气中CO含量/% ~9 ~12 出塔气中CHOH含量/% 3~4 5~6 3
循环气:新鲜气 10:1 5:1 合成反应热的利用 不副产中压蒸汽 副产中压蒸汽
合成塔的型式 冷激型 管束型
设备尺寸 设备较大 设备紧凑
合成开工设备 要设加热炉 不设加热炉
甲醇精制 采用两塔流程 采用三塔流程 ICI法使生产费用降低，合成塔可副产4~5MPa的中亚蒸汽，热利用率好，循环气与新鲜气的比列低，不仅减少了动力消耗，而且缩小的设备与管线的尺寸，减少了设备费用。
参考文献
[1] 宋维端，肖任坚.甲醇工学.北京:化学工业出版社.2005 [2] 郑广俭，张志华.无机化工生产技术.北京:化学工业出版社.2006
第2版.北京:化学工业出版社.2004 [3] 陈五平.无机化工工艺学.
[4] 张子锋，张凡军.甲醇生产技术.北京:化学工业出版社.2007 [5] 梁凤凯，舒均杰.有机化工生产技术.北京:化学工业出版社.2002
致谢
本课题在选题及研究过程中得到龙燕老师的悉心指导，她为我指点迷津，帮助我开拓研究思路，精心点拨、热忱鼓励。龙老师一丝不苟的作风，严谨求实的态度，给以我终生受益无穷的启迪。对龙老师的感激之情是无法用言语表达的。此外感谢新疆轻工职业技术学院，我的母校～和那些辛勤培育、教导我的老师们，是他们在这3年里一直关心、爱护、教育着我，使我顺利走向社会、走向工作岗位，这篇论文的顺利完成离不开各科老师所授予我的丰富的知识和思考问题的方法～在此，由衷感谢龙老师和可敬的轻校老师们～谢谢您们的栽培和指导～
范文五：001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CO 2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H 2：69.61%，CO:20.33%，N 2：9.01%经低压甲醇合成后生产粗甲醇，放空气组成H 2：72.49%，CO ：5.4%，CO 2:0.33%，N 2：20.12% 经原压缩机，将原料气压缩至30.0Mpa 经甲醇化将CO ，CO 2净化并生产粗甲醇，微量的CO ，CO 2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。
表一、单醇与联氨工艺比较
表二、全工段物料平衡表及组成
