喂借个微笑22389917
范文一：甲醇生产工艺流程
甲醇生产工艺流程 （10万吨/年工艺！化工二院设计 ）
本工程以焦炉煤气为原料，选用湿法加干法脱硫，纯氧催化部分氧化转化，低压合成，三塔精馏工艺。
工艺流程简述
湿法脱硫:
首先将来自焦化厂气柜加压站的粗脱硫煤气(H2S:200mg/Nm3)进入本工程脱硫塔，与塔顶喷淋下来的烤胶脱硫液逆流接触洗涤、补雾段除去雾滴后送至焦炉气压缩气柜。
焦炉气压缩：
将来自气柜H2S含量小于20mg/Nm3 、200mmH2O、温度40℃的焦炉气，到一入总油水分离器分离油水，到一段入口缓冲器减压缓冲，进入一段气缸加压至0.23MPa（绝），温度130℃，经一段出口缓冲器减压缓冲，进入一段水冷却器冷却至40℃，一段油水分离器分离油水后，进入二段入口缓冲器减压缓冲，经二段气缸加压至0.491 MPa（绝）温度130℃经二段出口缓冲器减压缓冲，二段水冷却器冷却至40℃，二段油水分离器分离油水后，进入三段入口缓冲器减压缓冲，经三段气缸加压至11.10 MPa
（绝），温度130℃经三段出口缓冲器减压缓冲，三段水冷却器冷却至40℃，三段油水分离器分离油水后，进入四段入口缓冲器减压缓冲，经四段气缸加压至2.5 MPa，温度130℃，经四段出口缓冲器减压缓冲，四段水冷却器冷却至40℃，四段油水分离器分离油水后，送精脱硫转化工段。
转化：
焦炉气来自压缩机的压力2.5MPa,温度40℃的焦炉气经过过滤器（F61201A/B）.过滤器分离掉油水与杂质。再经预脱硫槽脱除大部分无机硫后去转化工段焦炉气初预热器预热300℃、压力2.5MPa。回精脱硫的一级加氢转化器，气体中的有机硫在此进行加氢转化生成无机硫；不饱和烃生成饱和烃。加氢后的气体进入中温脱硫槽（D61203ABC）脱除绝大部分的无机硫；之后再经过二级加氢转化器（D61205）将残余的有机硫进行转化；最后经过中温氧化锌（D61204AB）把关。使出口焦炉气中总硫
精脱硫来的29196Nm3/h焦炉气总硫?0.1ppm和转化废热锅炉自产蒸气14.376t/h混合进入C60602焦炉气预热器〈壳程〉预热330℃，进入B60601预热炉预热至660℃，进入D60601转化炉混合室，与来自空分氧气5864m3/h，纯氧和经过B60601上段预热
至300℃3.5t/h自产蒸汽的进入转化炉上段，进行纯氧蒸汽部分氧化燃烧、，温度达950-1250℃左右，高温气体在经催化剂床层进行甲烷蒸汽转化，控制出口气体CH4≤0.6%。温度≤985℃，经C60601废热锅炉回收热量，每小时产生2.95MPa的蒸汽：约22.371t/h，供转化和外管网用，废热锅炉出口气体温度降至540℃，进入C60602焦炉气预热器〈管程〉与壳程气体换热后温度降至370℃，再经过C60603焦炉气初预热器〈壳程〉与〈管程〉焦炉气换热后出口温度280℃，经C60604锅炉给水预热器〈管程〉与来自锅炉的除氧水换热，出口温度降至161℃，经C60605脱盐水预热器〈管程〉与脱盐水站来的脱盐水〈壳程〉换热，出口温度降至113℃，经C60606采暖水预热器（管程）与采暖水管网来的采暖水〈壳程〉换热，温度降至90℃，经C60607水冷器〈管程〉与水〈壳程〉换热，出口温度降至40℃，经F60602气液分离器分离掉水分，出口温度约为40℃，经D60602常温氧化锌脱氯剂和氧化锌脱硫剂进一步脱氯、脱硫，再经过精密过滤器过滤气体后,去合成压缩机。
合成：
来自转化的新鲜原料气（压力2.0Mpa，温度≤40℃）进入二合一合成气压缩机组，经一段压缩后，与合成塔未反应的循环气（压力5.4Mpa,温度≤40℃）混合，再经过二段压缩（压力5.9Mpa，
温度≤73℃），出压缩机的混合气体去甲醇合成工段。
来自合成气压缩(630#)的合成气，温度73℃，压力5.9 MPa，经气气换热器(C40001B-A )预热到225℃，进入甲醇合成塔(D4000
1)，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及副反应4CO+8H2=C4H9OH+3H2O等等。
甲醇合成塔为管壳式反应器，管内填装触媒，反应管外为沸腾热水，利用反应热副产中压饱和蒸汽。合成塔出口气进气气换热器(C40001A-B)与合成塔入口气换热，把入口气加热到活性温度以上，同时合成塔出口气温度降至100℃，经水冷器(C40002)冷却到40℃后，进入水洗塔(F40003)进行气液分离并把反应气中未冷凝的甲醇洗出来。水洗塔为分离和洗醇一体的新型设备，在分离器的下部进行甲醇分离，上升的气体与塔顶喷淋下来的水逆流接触，气体中的甲醇溶解在水中，形成稀醇水落入分离器底部，与分离的粗甲醇一并进入过滤器，过滤出石蜡等固体杂质后送往精馏系统进行精馏。出水洗塔的气体大部分作为循环气去合成气压缩增压循环利用，提高气体的总转化率。一小部分作为弛放气，压力约5.4MPa(g),经一次调节阀减压和二次调节阀减压后，送往转化装置、锅炉装置作燃料气。还有一小部分用于调整系统压力的放空气，送火炬燃烧。
精馏：
从合成工段来的粗甲醇，温度40℃，压力0.5MPa(g)，通过粗甲醇缓冲槽(F40501)，流量为19043.231kg/h，经粗甲醇预热器(C40510)预热到65℃进入预精馏塔(E40501)，调节粗甲醇缓冲槽液位的多余粗甲醇送入粗甲醇中间槽。当合成产量无法保证预塔进料时，启动粗甲醇泵补充进料。
为中和预塔塔底的少量酸，用固体NaOH在配碱槽（F40506）配制5%碱液，流至碱液槽（F40507），然后用碱液泵(J40506A/B)沿入口管线向预塔内加入碱液约25 kg/h，控制预塔的塔釜内液体PH=9~10范围内。
从预塔(E40501)塔顶出来的气体温度75℃，压力0.05MPa(g)，经预塔冷凝器I(C40502)和预塔冷凝器II(C40503)用循环水分级冷凝后，温度降到40℃，冷凝下来的甲醇溶液收集在预塔回流槽(F40508)内，通过预塔回流泵(J40509A/B)加压后，从预塔的塔顶进入到预塔内，预塔再沸器(C40501)的能力要满足一定的回流比。预塔再沸器的热源为低压蒸汽。预塔冷凝器II(C40503)中不凝气、预塔(E40501)塔顶少量的排放气和各塔顶部气体管线上安全阀后的排放气体，均通入排放槽(F40504)，用软水吸收回收甲醇后高空排放。回收的甲醇液自流入地下槽(F40505)内，有
液下泵打至粗甲醇中间槽继续精馏。
从预塔塔底出来脱除轻组分后的预后甲醇，温度为85℃，压力为0.08MPa，用预后甲醇泵(J40501A/B)抽出，送入加压精馏塔(E40502)，加压精馏塔(E40502)的操作压力为0.7MPa(g)，塔底有再沸器(C40504)加热，使塔底料液维持在135℃，压力0.7MPa，从甲醇加压塔塔顶出口的甲醇蒸汽温度123℃，压力0.6MPa，在常压塔再沸器(C40507)中冷凝，释放的热用来加热常压塔(E40503)中的物料。常压塔再沸器出口的甲醇冷凝液进入加压塔回流槽（F40502）一部分由加压塔回流泵(J40502A/B)在流量控制下送回加压塔顶回流；另一部分作为成品甲醇，成品甲醇首先经粗甲醇预热器(C40510)冷却，再经精甲醇冷却器(C40505)冷却到大约40℃，送往精甲醇中间槽(F40510A/B)。控制加压塔的液面使过剩的产物在135℃下进入常压塔(E40503)，常压塔(E40503)底部产物在107℃和0.08MPa(g)压力条件下，由加压塔顶产物的冷凝热再沸。离开常压塔顶的蒸汽约65℃压力0.03MPa，在常压塔顶冷凝器(C40506)中冷却到40℃后送到常压塔回流槽(F40503)，在流量控制下，再用常压塔回流泵(J40503A/B)将回流液送回塔顶，其余部分作为精甲醇产品送入精甲醇中间槽(F40510A/B)。精甲醇中间槽的甲醇产品经分析合格后，通过精甲醇泵(J40507A/B)送入到成品罐区。常压塔底的产物是水，含有微量的甲醇和高沸点杂醇。为防止高沸点的杂醇混入到精甲醇产品中，在常压
塔(E40503)的上部和中下部有杂醇采出，温度约85℃，压力约0.035MPa(g)，经杂醇冷却器(C40509)冷却到40℃，压力0.025MPa后，靠静压送到杂醇贮槽(F40509)，再通过杂醇泵(J40510)送到成品罐区贮存。
从常压塔(E40503)底部排出的废水温度105-110℃，压力约0.08MPa(g)，经残液泵送至残液冷却器冷却至40℃，分析甲醇含量≦0.2%时直接排入排水沟。甲醇含量≧0.2%时送至粗甲醇贮槽(F40511)。
排放的污甲醇排到地下槽(F40505)，经地下槽液下泵(J40505)送到粗甲醇贮槽(F40511)。
开车时或事故状态下，经分析精甲醇中间槽(F40510A/B)内不合格的精甲醇由精甲醇槽底部与粗甲醇槽出口管道一并进入粗甲醇泵，向塔内进料。
燃气锅炉:
由焦化装置产生的合格焦炉煤气，通过煤气母管送入燃气锅炉进行燃烧，燃气锅炉所产生的热加热锅炉给水，使其便为中压蒸汽，锅炉蒸汽供应工艺转化、甲醇精馏等用户。
范文二：甲醇生产工艺流程
甲醇生产工艺流程
一、生产工艺流程简述
结合国内外先进技术，采用自主开发的甲醇工艺，该工艺依现有合成氨装置为基础，低压机直接从现有合成氨造气装置分流部分富余气体经脱硫、变换、脱碳工序后的气体直供新建5.5MPa甲醇装置，工艺流程图见附件
各工序的工艺流程简述如下：
1、造气工序
采用自主开发的粉煤制气技术，以粉煤为原料生产半水煤气，吹风气全部送吹风气回收工序产蒸汽。产出合格水煤气进10000m气柜，要求进气柜的气体＜45℃。
2、半水煤气脱硫工序
采用栲胶脱硫。气柜出口的水煤气经降温塔降到40℃经静电除尘后去罗茨风机加压到300～350mmHg经降温塔，降到35℃去脱硫塔脱除硫化氢。经洗涤塔、分离器和静电除尘后H2S达80～100mg/Nm35℃去压缩工序，脱硫液再生后循环
使用。
3、变换工序
变换工序采用全低变串中温有机硫水解工艺，使半水煤气中的CO降低到5～15%，自压缩机来的半水煤气经油净化器后去热交加热到190～200℃经电炉去低变炉一段，经喷水降温到200℃进二段，出二段气体经热交降温到40℃分离水分后去后工序变脱。
4、变脱工序
变脱工序采用栲胶脱硫经变脱后的H2S要求5mg/m3。
自变换工序来的变换气进变脱塔，经分离器后去活性炭罐，气体进压缩机压缩，脱硫液再生后循环使用。
5、脱碳工序
变压吸附脱碳工艺，CO2降到2%～3%气体去压缩机压缩，硫化氢和二氧化碳放空，二氧化碳回收后去尿素。
6、精脱硫工序33
自脱碳工序来的气体首先经过T102脱除H2S后经ET—3脱氯，在经T104将有机硫转化为H2S进行吸收，使总硫＜0.1ppm去压缩机四段。
7、低压机工序
该工序采压缩机2台，电机功率2500KW，电压6000V，排气量260m3/min，流程如下：自脱硫工序来的半水煤气压力为0.2～0.4kg/cm2去18～20kg/cm2变换、变脱、脱碳工序，然后回压缩机四进进口，经四级压缩到55kg/cm2去产甲醇。
8、甲醇能力按年产5万吨设计，内件采用均温型，合成压力取55kg/cm2，流程如下：
自压缩机四段出口来的气体首先进入油分分离油水经塔前予热器提温后，通过开工电炉进合成塔出气经废热锅炉进塔前予热器，然后经冷却器降温到＜35℃进醇分分离粗甲醇，气体去循环机加压后和补充气一块进油分。粗甲醇经中间槽加压甲醇精馏工序，废锅产的蒸汽去5kg/cm2管网。
9、甲醇精馏工序
甲醇精醇采用二塔或三塔精馏工艺，粗甲醇经予塔萃取，提温后分离出轻组分，重组分在常压塔中排出，加压塔出口气体作为常压塔的热源，常压塔中下部采出杂醇和乙醇。自加压塔和常压塔采出的合格甲醇经降温后去甲醇灌区以备外售。
10、吹风气工序
配套新建发汽量的吹风气锅炉机组，锅炉的工作压力取39kg/cm2，产13kg蒸汽并13kg/cm2蒸汽管网。流程为：自造气来的吹风气和自合成来的驰放气，经燃烧炉燃烧后依次经水能屏，蒸汽过热器、余热锅炉、省煤器、空气予热器、经引风机加压后烟囱放空。
11、造气污水循环
造气污水凉水塔，流程为：凉水泵供造气，回水进热水池沉降，经热水泵加压后去凉水塔降温，循环使用。
12、脱硫循环水
凉水塔流程为：凉水泵供降温塔，回水进热水池，经热水泵，加压后去凉水塔降温，循环使用。
13、低压压缩机、变换、脱碳的凉水塔，流程为：凉水泵供用水单位，热水
带压回水去凉水塔降温后循环使用。
14、空压站
两台SCR－60A空压站系统和干燥器供低压机系统仪表用气。
15、脱盐水站
脱盐水装置向甲醇反应器供应脱盐水。
16、电器部分
自公司110KV变电站，出线供6000V电源，现场设开关站和变压站，再送到各用电单位。但公司变电站需新扩容40000KVA供电负荷。
17、仪表部分
造气工序有一个控制站，变换、变脱、联醇装置和甲醇精馏，各有一个控制室，其余工序操作现场设置。
18、蒸汽系统
自热电厂引两根管线，一根为13kg/cm2管网，一根为5kg/cm2管网，吹风气产的13kg/cm2蒸汽供变换和造气用，甲醇净化装置产的蒸汽供5kg/cm2管网，所缺部分自热电厂供给。
19、供水
不需新括能力，利用公司现有的一次水，供循环水补水用，置换水去脱硫循环水，脱硫循环水去造气污水置换，最终造气污水外排。
20、硫磺回收工序
半水煤气脱硫和变换气脱硫工序产的硫泡沫用泵送到新建的硫磺回收工序生产块状硫磺外售，需新建一套硫磺回收装置。
范文三：低温甲醇洗生产工艺流程
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低温甲醇洗生产工艺流程
1. 生产工艺原理
从变换工序来的变换气中除含有氢气、氮气外～约含有44.7,的CO2和少量的H2S与COS等硫化物～还含有CO、CH4、Ar以及饱和的水份等。含氧化合物与含硫化合物是氨合成触媒的毒物～同时CO又是生产尿素、食用二氧化2
碳等的原料～而一氧化碳、硫化物又可进一步回收利用～需要对它们分别脱除回收。
根据我厂整个工艺的设臵～采用低温甲醇洗涤法分别脱除变换气中的CO、2HS、COS～将脱除掉的合格CO送尿素～同时将再生出的HS送催化氧化硫回222
收系统。低温甲醇洗是一种物理吸收法～低温、高压下在吸收塔中完成甲醇对CO、HS、COS的吸收～吸收了CO、HS、COS的甲醇溶液,称为无硫富甲2222
醇和含硫富甲醇,分别经过节流降压,少量的H和CO在吸收过程中也被吸收～2
经节流降压闪蒸后得以回收,～释放出CO～再在热态下将CO、HS从甲醇溶222液中完全再生出来～得到完全再生的甲醇,称为贫甲醇,循环使用。系统需要的冷量来自冰机以及吸收了CO和HS的高压甲醇溶液的节流膨胀,即CO的解222吸,和各水冷器。
2. 工艺特点
甲醇溶剂与其它溶剂相比有如下优点:
1,在低温、高压下～甲醇吸收酸性气体的量远大于对N2～CO～H2～CH4等的吸收量～即选择性好～从而大大降低了甲醇的循环量和减少了有效气体H2和CO的损失。
2,甲醇在低温下平衡蒸汽压低～故甲醇损失少。
3,甲醇的化学稳定性好、冰点低。
4,甲醇的粘度小和腐蚀性小。
5,甲醇的吸收能力大,约是水的100倍～本菲尔化学溶剂的10倍,～且价廉易得。
但甲醇溶剂也有如下的缺点:
1,因其工艺是在低温下操作～因此设备的材质要求高。
2,为降低能耗～回收冷量～换热设备特多而使流程变长。
3,甲醇有毒～会影响人的健康。
3. 装臵规模
处理后的净化气量能满足日产合成氨 800t 的要求。
低温甲醇洗单元的操作弹性为装臵生产能力的50%-100%～低温甲醇洗单元在50%负荷运转时～能够回收较多的CO以充分满足尿素生产的需求。 2
装臵年操作330天。
4. 工艺流程叙述
一般一个HS吸收塔、CO吸收塔就可以将原料气中CO和HS洗涤干净～2222应该说洗涤过程是相对简单的～可是溶液的再生相当复杂～溶液再生时一是要获得一定数量的高纯度的CO～二是要将HS浓缩到一定浓度以满足硫回收装臵的22
要求～又要确保甲醇溶液的再生贫度。因此再生系统一般设有CO解吸塔、N22气提塔,又叫HS浓缩塔,、甲醇再生塔和甲醇/水分离塔。习惯上根据操作温度2
将甲醇洗工段分为“冷区”和“热区”。
冷区:HS吸收塔,C-2201,、CO吸收塔,C-2202,、中压闪蒸塔(C-2203)、22
CO解吸塔,HS浓缩塔,C-2204,以及相关设备因操作温度在 0?以下而称为22
冷区。
热区:甲醇再生塔,C-2205,、甲醇/水分馏塔,C-2206,以及相关设备～因操作温度在 0?以上而称为热区。
以下分单元对低温甲醇洗各工序进行详细说明。
,参阅PFD工艺流程图～所提供的数据为高硫100%负荷下的物料平衡数据, 4.1. 原料气的冷却
从变换来的压力3.1MPaA、温度40?、含H:53.76%、CO:44.77%、CO: 22
30.6%、HS+COS:2200PPm～水份0.18%,饱和水,的变换气112120Nm/h～经2
原料气净化气换热器,EA-2201,和原料气/闪蒸气换热器,EA-2217,换热后～温度降至27.43?～再经过原料气氨冷器,EC-2201,冷却至约12.25?～冷却后的原料气进原料气分离器,V-2201,分离。分离后的变换工艺冷凝液送出界区至气化。由于洗涤是在低温下进行的～为防止气体中所带的水份因冷却结冰造成管道
和设备的堵塞～同时为了避免水份带入系统造成对设备的腐蚀～然后向出变换气
3分离器(V-2201)的变换气中喷入少量甲醇,0.9328m/h,～和变换气带过来的饱和水形成共溶溶液～使甲醇水溶液的冰点降低。最后变换气经原料气/净化气/CO2产品换热器(EA-2202)～将变换气冷到-28(68?进HS吸收塔(C-2201)。 2
4.2. 原料气中HS等组分的脱除 2
进H2S吸收塔,C-2201,的变换气首先通过HS吸收塔的预洗段～在此微2
量组分如:NH、HCN等被来自HS吸收塔进料氨冷器(EC-2202)的一小股冷富32
甲醇经4快浮阀塔盘吸收洗涤～出HS吸收塔,C-2201,的预洗甲醇经塔底液2
位控制阀,LV-22007,送至预洗甲醇加热器(EA-2208)。
然后变换气通过HS吸收塔,C-2201,的HS吸收段～HS、COS等被来自222
CO吸收塔的富CO甲醇液吸收～由HS吸收塔进料泵(P-2201A/S)输送来的富222
CO甲醇液流量,FR-22004,经与原料气流量,FI-22002,比值调节后～送入2
HS吸收塔,C-2201,的上段。出HS吸收塔上段主集液盘的甲醇溶液经液位控22
制阀,LV-22005,送入中压闪蒸塔(C-2203)下段。
脱硫后的变换气再进入CO吸收塔下段。虽然CO在甲醇中的溶解热很小～22
由于CO在甲醇中的溶解度很大～致使溶液温升仍很大～当温度升高时～CO22在甲醇中的溶解度会减少～不利于吸收～因此必须及时将溶解热移出～保持溶液温度在合理的范围内。CO吸收塔又分为粗洗、主洗和精洗三段。温度-58.14?～2
流量270.98t/h的贫甲醇进入CO吸收塔的顶部～经上塔精洗段洗涤CO后溶液22温度升高到-27.89?～为保证甲醇溶液的吸收能力～将甲醇溶液(300.8 t/h)导出吸收塔～经富CO氨冷器,EC-2203,冷却到-34.95?后重新返回CO吸收塔～进22入主洗段继续吸收CO～溶液的温度又升高到-25.89?～再次将甲醇溶液(321.4t/h)2
导出吸收塔～甲醇液经甲醇循环冷却器,EA-2204,冷却到-41.03?后再次返回吸收塔～进入粗洗段继续吸收CO～经CO吸收塔粗洗段吸收CO后～溶液温222度为-23.47?导出吸收塔。由于甲醇对HS的选择性吸收能力比CO 要大得多～22因此将CO吸收塔导出来的已吸收了CO的温度-23.47?、流量为358.6t/h的甲22
醇溶液中的132.6t/h经HS吸收塔进料泵,P-2201A/S,及HS吸收塔进料氨冷22
器,EC-2202,～温度降为-34.95?～降温后返回到HS吸收塔,C-2201,去吸收2
HS+COS～其余未返回HS吸收塔的无硫甲醇富液226t/h去中压闪蒸塔(C-2203)22
上段。
出CO吸收塔的净化气:CO<><>
3压力3.2.94MPa、气量769645Nm/h经原料气/净化气/ CO产品换热器,EA-2202,2
复热回收冷量后～温度为8?～再经原料气/净化气换热器,EA-2201,换热后～温度31.14?、压力2.90MPaA～送往醇烃化工段。
4.3. 甲醇液的闪蒸再生与H2S的浓缩
出HS吸收塔,C-2201,上段的温度-23.54?、压力2.97MPa、流量131.8t/h2
的富含CO、HS等的含硫甲醇富液减压到1.5MPa后进入中压闪蒸塔,C-2203,22
下段～闪蒸出来的闪蒸气和中压闪蒸塔上段闪蒸出的气体混合后～经原料气/闪蒸气换热器,EA-2217,与变换气换热后去老厂。,含H:46.19%、CO:50.93%、22CO:1.04,、N:1.4,～气量1243Nm3/h, 2
C0的生产和HS的浓缩是在塔C-2204中完成的～该塔由上下两部分构成～22
上塔为解吸塔～共分上中下三段～由两层集液盘分开～中段装有30块塔板,下塔为气提塔～由中间集液盘分为上下两段～共有87块塔板～其中下段为14块塔板。
从中压闪蒸塔,C-2203,的上段底部引出的无硫甲醇经闪蒸甲醇氨冷器,EC-2206,降温后分两股～一股,流量121327?/h,经LV节流控制阀进入气提/ C0解吸塔,C-2204,的上段～解析出大部分C0～而甲醇液则作为C-220422
气提塔的再洗液～以确保尾气中硫含量指标,另一股,流量103.82?/h,经FV-22021节流控制阀进入气提/ C0解吸塔,C-2204,的中段顶部第30块塔板上～2
解析出大部分C0后作为该塔的再洗液～以确保C02产品气中硫含量指标。 2
从中压闪蒸塔,C-2203,的下段底部引出的含C0的富硫甲醇液经循环甲醇2
换热器,EA-2215,冷却降温,然后分两路:一路经FV-22022节流控制阀 ,流量142098?/h,进入气提/ C0解吸塔,C-2204,的中段第八块塔板上～在此部分2
CO2和H2S从甲醇中解析出来,上述第30块塔板和第八块塔板两路甲醇解析后收集于气提/ C0解吸塔,C-2204,下部集液盘～再进入气提/ C0解吸塔,C-2204,22
第20块塔板上继续解吸～由于减压、气提～其温度降至最低～并收集于气提/ C02解吸塔,C-2204,的集液盘后～用P-2202A/S泵加压并经EA-2205和EA-2204回收冷量～温度升高后进入气提/ C0解吸塔,C-2204,下段闪蒸～气相进入气2
提/ C0解吸塔,C-2204,中段～而甲醇液则经P-2205A/S泵加压并在EA-22152
中升温后进入气提/ C0解吸塔,C-2204,下部继续解吸。另一路经液位控制阀2
LV-22024控制中压闪蒸塔,C-2203,下段液位～去气提/ C0解吸塔,C-2204,2
的中段顶部第30块塔板。这样～出气提/ C0解吸塔,C-2204,顶的C02量达2
26405NM3,h～纯度99.01,～经原料气/净化气/CO产品换热器回收冷量后,温2
度为8?送至界外用户。
为使以上进入气提/ C0解吸塔,C-2204,的三路甲醇液中的C02进一步得2
到解析～浓缩HS～在气提/ C0解吸塔,C-2204,底部通入由界外来的低压氮22
(8000m3,h)～用N2气破坏原系统内的气液平衡。经气提/ C0解吸塔,C-2204,2
解吸出的C02随着气提N2作为尾气由塔顶送出(流量36405NM3,h～温度-60.7?)～一部分在氮气冷却器,EA-2207,中与气提氮换热～温度升高到3.03?～一部分在酸性气/尾气 ,EA-2211,中与酸性气换热～两股气体汇合后温度为151.31?～进入尾气洗涤塔,C-2207,～用脱盐水(2000kg,h)洗涤～以确保尾气中CH3OH含量达到要求后部分送往硫回收～部分放空。
4.4. 甲醇热再生
从气提/ C0解吸塔,C-2204,底部出来的含有H2S和少量CO2的甲醇用热2
再生塔进料泵,P-2203,抽出。经S-2201过滤并在贫富甲醇换热器,EA-2206,中加热后进入热再生塔,C-2205,的第26块塔板上,用甲醇蒸汽加热气提再生～硫化物和残余C02随甲醇蒸汽由塔顶排出在预洗甲醇加热器,EA-2208,和热再生塔顶冷凝器,EA-2209,中冷却～部分冷凝下的甲醇在回流罐,V-220,中分离～用热再生塔回流泵,P-2207A/S,送至热再生塔,C-2205,顶作为回流液。出V-2203罐的气体继续在酸性气再加热器,EA-2210,和酸性气/尾气换热器,E-2211,冷却后入酸性气分离器,V-2202,～冷凝的甲醇送至V-2203回收～而气体部分循环至气提/ C0解吸塔,C-2204,的第14块塔板上～另一部分经E-22102
升温后送至界外硫回收。
经C-2205再生后的甲醇由塔中下部经贫甲醇泵,P-2204,抽出～大部分经气提/CO2解析塔甲醇/贫甲醇,EA-2205A/B,和贫/富甲醇换热器,EA-2206A-L,中换热降温至约,56.15?～进入C0,C-2202,塔顶部作为洗涤液～部分2
,1780kg/h,送至甲醇,水分馏塔,C-2206,顶部底～做为的甲醇,水分离
,C-2206,回流液。部分去甲醇,水分馏塔,C-2206,塔底。塔底有蒸汽再沸器EC-2204提供热量～部分甲醇溶液经甲醇,水分馏塔进料泵,P-2206,抽出～送至甲醇,水分馏塔,C-2206,中部。P-2204送出的贫甲醇有一小部分作为洗涤液送至中压闪蒸塔,C-2203,。
由于进料气体含硫高～正常操作时～热再生塔顶出气部分不返回 H2S浓缩塔～全部去硫回收装臵～这样既可节省冷耗又能减少热耗。但在设计中保留部分气体返回 H2S 浓缩塔的H2S增浓管线,以使开停车或进料气中含硫低时,多一种调节手段。
4.5. 甲醇,水分离
从甲醇,水分馏塔,C-2206,塔底部引出的含水甲醇进入C-2206塔的第21块塔板上作为进料。从塔C-2207底部来的甲醇水溶液经P-2210加压并在EA-2212中升温进入C-2207塔的第17块塔板上参与蒸馏,该塔的回流液即P-2206来的一小部分贫甲醇～塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C-2205塔的第13块塔板上作为气提介质～塔底的废水～在EA-2212中回收热量后～部分作为C-2207水洗塔洗涤水～部分作为废水排放送至生化处理, C-2206塔由蒸汽再沸器EC-2205提供热量来维持塔的热平衡。
4.6. 尾气洗涤
C-2204气提塔解吸出的尾气去尾气洗涤塔(C-2207)洗涤放空。洗涤后的废液经洗涤水泵加压～污水冷却器加热后去甲醇水分离塔.为了保证尾气洗涤塔(C-2207)的操作温度～防止塔板结冰～设臵蒸汽管道～由调节阀控制尾气洗涤塔塔尾气温度。
4.7. 新鲜甲醇的补入和废甲醇的回收利用
为保证系统甲醇的需要～本工号所需要的甲醇是由精馏工段提供。当开车充甲醇或正常运行时需向系统补入甲醇时～联系调度启动精甲醇库的送料泵～将甲醇注入新鲜甲醇罐,V-2208,或再生塔,C-2205,塔底,工号停车时～可将甲醇通过贫甲醇泵,P-2204,、污甲醇泵,P-2208,排往精馏甲醇贮槽。
为了方便检修时各塔和管线设备中的甲醇排放～设有污甲醇地下污甲醇罐,V-2206,～容积约10m3～并配有污甲醇泵,P-2208,～当污甲醇罐,V-2206,液位高时～可以启动污甲醇泵,P-2208,,将甲醇送往热再生塔回流罐,V-2203,～
回收甲醇。
4.8. 氨冷冻系统。
低温甲醇洗系统所需冷量由合成工序的冰机提供。液氨在本工序各氨冷器内蒸发后气氨返回冰机。
4.9. 溶液过滤
本系统设有3台溶液过滤器。由于在变换工序～会有 Fe(CO)和 Ni(CO)54,当煤中含有 Ni 时,生成～且随变换气带入甲醇洗工序中。在无 CO 存在的时候～Fe(CO)5和 Ni(CO)4与硫化物反应生成 FeS 和 NiS 的固体颗粒～加之变换气挟带的催化剂粉尘等～能使甲醇变成为悬浮液～则应通过溶液过滤器除去。如若不保持循环甲醇的清净～固体颗粒会沉积在换热器的管壁上～增加了传热热阻～最终导致冷耗和热耗增加。
开车前的准备工作
在施工单位机械竣工的基础之上～化工投料之前需要完成如下工作:气相管线的吹扫、液相管线的水冲洗、系统的气密试验、单体试车、系统水联动试验、系统干燥。
1.1. 气相管线的吹扫
1,目的
设备和管道在安装过程中会带入各种各样的杂质～如焊渣、尘土等～在化工投料前必须把其清除干净～以防止在运行中对阀门、设备造成意外故障。 2,范围
本工序选用空气作为吹扫介质～对本工序所有气相经过的管线、设备进行吹扫。
3,技术要求
?公称直径大于或等于 600mm 气体管道～采用人工清理,公称直径小于 600mm的气体管道采用空气吹扫。
?管道吹扫前拆除流量计、法兰连接的调节阀、重要阀门、节流阀、安全阀、仪表等～用短管代替。
?吹扫的顺序按主管、支管、疏排管依次进行～吹扫出的脏物不得进入已合格的管道。
?吹扫前检查管道支、吊架的牢固程度～必要时予以加固。
?吹扫时吹扫口周围设臵禁区～并标有危险区警示牌。
?管道吹扫合格复位后～不得再进行影响管内清洁的其他作业。
?吹扫利用生产装臵空压机～进行间断性的吹扫,吹扫压力不得超过容器和管道的设计压力～流速大于 20m/s。
?吹扫过程中～当目测排气无烟尘时～在排气口设臵涂有铅油靶板检验～5min内靶板上无铁锈、尘土、水份及其他杂物～视为合格。
?吹扫后的复位工作～注意与机器、设备连接的管道保持自由对中。
?拆除气体所经过设备顶部的除沫器并在吹扫合格后安装好。 4,吹扫前的准备工作
?准备木锤10把,以备吹除时使用; 准备好大小不等F扳手5-8把,以备开关阀门时使用;
?准备白布5米;
?准备盲板若干块,
?准备好手套、防护眼镜等防护用品,
?拆除气相管线上所有的流量测量元件～并接相同尺寸短管,
?拆除气相管线上所有止逆阀并接相同尺寸短管,
?将现场所有压力、温度仪表连接管拆开～并在仪表侧用堵头或塑料布包住～当主管线吹扫合格后～打开仪表根部阀对仪表导压管进行吹扫。
?确认系统所有阀门处于关闭状态～与上游及下游工序已彻底隔离～对拆卸口根据具体情况用临时盲板或塑料包住～防止在吹扫前或吹扫过程中进入赃物。
?统计系统吹扫所需短管的数量及规格并编号。
5,吹扫步骤,根据现场实际情况由开车工程师完善,
6,吹扫注意事项
?整个吹扫过程必须做好记录～内容应包括:
a.吹扫的管线号、路径、吹扫过程情况记录,
b.吹扫口的具体位臵～临时盲板情况表,
c.吹扫好后管道复位情况确认表。
?在拆卸和复位时～一定要确认相关管线上阀门关闭～吹扫气已全部停止～并经工艺人员确认同意,
?每段吹扫管道必须有专职人员检查、签字认可,
?吹扫应注意安全～吹扫口应设警戒线或由专人看护,
?吹扫气源的停送由专人负责指挥～拆装管件、检验时必须断气～不同工序间气源的停送采用物料停送联络单～气源控制阀门专人操作,
?操作人员防护用品:安全帽、安全带、耳塞及防砸、防烫等用品齐全,
?吹扫排放口周围 15 米设立安全警戒区～吹扫现场周围设警示牌～夜间设警示灯,
?设备内作业办理相关票证～照明采用安全行灯或手电,
?临时管线的配管应满足吹扫压力要求,
?参加作业人员必须通过培训并考试合格,
?吹扫前组织预危分析并培训,
?夜间吹扫作业～在界区气源控制阀处、吹扫口排放处设有充足照明,
?吹扫现场必须确保通道畅通～场地平整。
1.2. 液相管线的水冲洗
1,目的
在本工序设备安装、吹扫结束后～在设备,如塔、罐、换热器、泵等,和甲醇流经的管道中仍可能有一些杂质～如焊条、焊渣、铁锈和灰尘等～可能会引起管道、阀门堵塞～造成设备磨损～泵入口滤网及过滤器的频繁堵塞而影响装臵的平稳运行～因此要将这些杂质从设备及管道中冲洗出来。
2,范围
水冲洗的范围为:本工序甲醇流经的管道、塔、罐、换热器和泵等设备。 3,技术要求
?公称直径大于或等于 600mm 液体管道～采用人工清理,公称直径小于 600mm的液体管道采用水冲洗。
?冲洗管道上拆除孔板、法兰连接的调节阀、重要阀门、节流阀、安全阀、仪表等。
?水洗的顺序按主管、支管、疏排管依次进行～冲出的脏物不得进入已合格
的管道。
?水洗前检验管道支、吊架的牢固程度～必要时应予以加固。
?水冲洗时冲洗口周围设臵禁区。
?管道冲洗合格并复位后～不得再进行影响管内清洁的其他作业。
?冲洗管道使用洁净水～冲洗奥氏体不锈钢管道时～水中氯离子含量不得超过 25×10,6,25ppm,。
?冲洗时～采用最大流量～流速不低于 1.5m/s。
?排放水引入可靠的排水井或沟中～排放管的截面积不小于被冲洗管截面积的 60,。排水时～不得形成负压。
?管道的排水支管全部冲洗。
?水冲洗连续进行～以排出口的水色和透明度与入口水目测一致为合格。
?当管道经水冲洗合格后暂不运行时～将水排净～并及时吹干。
?水洗后的复位工作～注意与机器、设备连接的管道应保持自由对中。
?水洗按照流程分段进行～在每个塔、罐、换热器前断开做水洗排放口～另外也从设备及管道的低点导淋处排放～每段水洗干净后方可进入下一段～严禁杂质被带入下一设备中～以保证水洗质量,
,水洗前的准备工作 4
?设备及管道安装和吹扫工作已完成,
?现场和中控的液位计具备投用条件～中控 DCS 具备投用条件,
?各塔、罐及管道底部导淋管道上的盲板臵通位,
?本工序地沟已清理干净～具备投用条件,
?所有孔板、滤网、节流阀及止逆阀的阀芯已拆除～并逐个记录妥善保管～待水洗后复位,
?液位计的根部阀打开,
?水源具备条件～管道已接好,
?所有泵的单试已完成,
?水洗的排放管接入可靠的排水沟～并保证排泄畅通和安全～排放管的截面积不小于被冲洗管截面的 60,,
?冲洗所经过的设备在水冲洗前必须进行人工清理且清理合格。
5,水洗步骤,根据现场实际情况待完善,
6,注意事项
?整个水洗过程必须做好记录～内容应包括:
a.水洗的管线号、路径、水洗过程情况记录,
b.水洗排放口的具体位臵～临时盲板情况表,
c.水洗完成后管道复位情况确认表。
?在拆卸和复位时～一定要确认上游有关管线阀门关闭～冲洗水已全部停止～应有工艺人员的确认同意,
?水冲洗应注意安全～排放口应设警戒线或由专人看护。
1.3. 气密试验
1,目的
低温甲醇洗工序的工艺气为易燃、易爆气体～甲醇为易燃、易爆有毒液体～任何一种介质泄漏都会给人身安全和环境带来直接的危害。另外本工序有操作压力高、温度特别低的特点～任何一种工艺介质的泄漏既不利于人身安全也不利于系统的稳定和冷量的平衡。因此应对本工序所有设备接口、管道焊缝、阀门、连接法兰作气密试验～以便将所有的泄漏在开车之前查出并进行处理。 2,范围
低温甲醇洗工序所有设备接口、管道焊缝、阀门、连接法兰。 3,技术要求
本工序从操作上可分高、中、低压三个区～在查漏工作做完后～要求各压力区用空气充到设计压力～然后关闭充气阀～检查并确认各区的泄漏率是否满足国家标准～如不满足继续查漏处理～直到合格为止。升压,卸压速率均不能大于0.1MPa/3min。本系统的气密试验介质为空气。升压时按一定的压力等级逐步升至设计压力。按国家标准～泄漏率试验合格标准为:当达到试验压力后～稳定 24 小时～试验系统每小时平均泄漏率应符合规范要求～即 A?0.5%。
泄漏率公式:A=100(1-PT/PT)/t % 2112
A,每小时平均泄漏率～,,
P,试验开始时的压力～MPaA, 1
P,试验结束时的压力～MPaA, 2
T,试验开始时的温度～K, 1
T,试验结束时的温度～K, 2
t,试验时间～小时,
试验压力:C-2201、C-2201 为:3.8MPaG,
C-2203为:1.7MPaG,
TC-2204、 C-2206 为:0.4MPaG,
C-2207 为:0.3MPaG,
高压区分 0.5MPaG、1.5MPaG、3.0MPaG、和试验压力 3.8MPaG 四个等级～分别进行查漏试压,
中压区分 0.5MPaG、1.5MPaG、和试验压力 2.2MPaG 三个等级～分别进行查漏试压,
低压区直接升到试验压力进行查漏试压,
4,气密前的准备工作
?准备好盛肥皂水的容器若干只～毛刷3---4把～肥皂若干。
?确认设备、管道吹扫、水洗工作已完成,
?空压机已送出合格的空气,
?确认本工序的仪表及调节阀具备投用条件,
?本工序所有的安全阀已调校完毕～所有的阀门在安装前已水压试验,气压试验合格,
?确认本工序所有的临时管线已拆除～管道上盲板处于正确位臵～所有阀门已关闭～与其他工序连接的阀门也已关闭,
?试压用压力表或临时用压力表已安装好～压力表已校验好～精度不低于1.5 级～最大刻度值为最大被测量压力的 1.5,2 倍。
5,气密步骤,根据现场实际情况由开车工程师完善,
6,安全注意事项
a.试压过程中严禁系统超压,
b.严禁高压串低压操作,
c.严格控制充压、泄压速率,
d.详细做好各项记录,
e.空气充压后～严重泄漏点如果处于死角部位～严禁无防护措施靠近或紧固,试气密时～人员进入设备基础、地槽等死角部位查漏～必须两人以上同行～其中一人专司监护,
f.试气密时～严禁在设计压力或接近设计压力下紧固,
g.气密现场设警戒、警示区～严防无关人员进入,升压过程中法兰、法兰盖侧面和正面不准站人,
h.查漏人员登高须正确使用安全带、安全帽、气密用小桶必须牢固可靠。 1.4. 单体试车
1.4.1 电机试运转
a.地脚螺栓应紧固完毕～二次灌浆应达到设计强度～抹面工作应结束,
b.电机绝缘电阻应符合设计规定,
c.在电机试运转前用盘车器进行盘车～并检查各运动部件有无异常现象。若正常、可停止盘车～点动电机确认电机运转方向正确后～运转 2 小时以上。 1.4.2 注意事项
a.检查电机有无异常噪音、声响等。
b.检查主要部位的温度是否在规定范围内。
c.检查机器各紧固部位有无松动现象～检查驱动电机的电压、电流及温升等不应超过规定值。
5.5、如有异常现象应立即停机检查、处理。
d.试车借宿后断开电源及其他动力来源
e.在运转过程中～试车人员不得在电机上、安全罩和栏杆上坐立或行走。 1.5. 系统水联动
1,目的
在本工序的吹扫、水洗及气密工作结束后～为使化工投料试车一次成功～需对本工序做水联运～即按照甲醇洗的流程将水充到系统内～将所有泵启动～用水代替甲醇建立循环。水联运过程中要对所有泵进行联动试车～以暴露问题和不足并排除之,将所有仪表控制回路投用～作进一步的调试～使其达到设计性能～将
所有连锁投用并作连锁试验,对泵用电机作性能考核看是否达到设计参数,投用中控 DCS 系统～看是否操作灵便、省力,水联运过程中可以起到练兵的作用～操作工就像在正常开车和操作一样熟悉开车、正常操作及停车程序～对流程、DCS的操作、现场工艺、设备更进一步的了解～对机、电、仪人员也是一个练兵机会。水运过程中要投用所有的滤网、过滤器～也是对设备管道的进一步水洗。总而言之～水联运是对化工投料的预演习。
臵换和干燥步骤,根据现场实际情况待完善,
采用重复充压排放的方法～做到不留死角。
?第一回路 由50MN22001B/A引入中压氮气
EA-2201——EA2216——EC2201——V-2201——EA-2202——C2201——C2202——EA2202——EA2201——V2213——压缩机进口放空
逐步切换开各设备管线最低点排放阀,排污阀后盲板在通位,
?第二回路 由50MN2203B/A引入中压氮气
打开C-2201到中压闪蒸塔调节阀～用第一回路的氮气臵换C-2201到中压闪蒸塔,C-2203,上段这部分管子～然后关闭此调节阀LV-22011。臵换C-2202到中压闪蒸塔,C-2203,下段这部分管子～然后关闭此调节阀LV-22004。
中压氮气——中压闪蒸塔下段——原料气/闪蒸气换热器——闪蒸气去老厂放空
中压氮气——中压闪蒸塔上段——EC2206——
第三回路 由125IN22002引入低压氮气
低压氮气——氮气冷却器——C2204——EA2202——EA2216——C2207,一部分去CO2压缩机进口放空
逐步打开,切换,各设备管线最低排放口进行吹除
低温甲醇洗净化装臵开车操作
2.3.1.系统N2冲压
开启进原料气/净化气换热器(EA-2201)管线350PG22001 R1B上的N2阀门～
用氮气给系统充压。
a.HS、CO吸收塔,C-2201、2202,系统充压。 22
b.闪蒸塔系统充压。
c.热再生系统充压。
2.3.2.甲醇循环系统灌装甲醇
甲醇溶剂送至装臵区内新鲜甲醇贮罐,V-2008,中～系统首次灌装甲醇溶剂约350m3左右。
用新鲜甲醇泵,P-2209,将新鲜甲醇贮罐,V-2008,中的甲醇送到热再生塔,C-2205,的上部,其操作压力较低,。
甲醇从热再生塔,C-2205,沿正常工艺流程灌入系统～工艺泵用于甲醇输送。按制造商提供的操作说明启动泵～并按PID图所示送入或排出系统。
适当调节小流量旁路阀～换热器完全地排气～一旦有液体加入塔内～就应检查和比较控制室的液位所示与就地玻璃液位计的所示。观察高、低液位报警和变化。
整个甲醇循环系统灌装甲醇顺序及操作如下:
主洗甲醇流程灌充中间分两路:
第一路顺序:
a.启动新鲜甲醇泵,P-2209,把甲醇送入热再生塔,C-2205,最上部热再生段～使热再生段建立液位。
b.待再生段LI-22011液位指示到50%左右～打开最小流量开调节阀HV-22022～启动贫甲醇泵,P-2204A/S,～然后打开调节阀FV-22008～缓慢地将甲醇依次灌充到贫/富甲醇换热器(EA-2206A-L)、气提/CO2解吸塔甲醇/贫甲醇换热器,EA-2205A-B,的壳程～最后送入CO吸收塔顶部第85块塔板处。 2
c.甲醇依次灌充通过CO吸收塔上段塔盘?吸收塔进料氨冷器2
(E-C2203)?CO2吸收塔中段塔盘?甲醇循环冷却器,EA-2204,?CO2吸收塔下段集液盘～使CO2吸收塔集液盘建立液位。
d.待CO2吸收塔集液盘液位达到50%时～启动H2S吸收塔给料泵,P-2201A/S,～缓慢地将甲醇依次灌充进H2S吸收塔进料氨冷器,EC-2202,的管程～进入H2S吸收塔,C-2201,顶～灌充流经86层塔盘最后汇集在集液盘上。
e.H2S吸收塔集液盘建立起甲醇液位后～开LV-22005阀把甲醇送至中压闪蒸塔,C-2203,下段。
f.待中压闪蒸塔下段LC-22008液位到50%左右～开流量调节阀,FV-22022,将甲醇送入气提/CO2解吸塔解吸下段～或开液位调节阀LV-22008将甲醇送入气提/CO2解吸塔气提段～甲醇液汇集在解吸段塔底～塔底甲醇经过U型管线再自流到气提段第21层塔板处。
g.待气提段液位LI-22018指示50%时～启动气提/CO2解析塔循环泵,P-2202A/S,～甲醇依次经过EA-2205A-B、EA-2204 ～然后通过液位调节阀LV-22018把甲醇送入气提塔中下部第18块塔盘处。
h.待气提塔中部LI-22023液位指示50%时～启动气提/CO2解吸塔下塔循环泵,P-2205A/S,～甲醇灌充进EA-2215管程后进入气提塔下段。
i.待气提塔下段液位LI--22024指示50%时～开最小流量阀HV-22024～然后启动热再生塔进料泵,P-2203A/S,～开FV-2205阀对EA2206L-A管程进行甲醇灌充。
另一路再生甲醇灌充如下:
a.H2S吸收塔给料泵,P-2201A/S,运行稳定～CO2吸收塔集液盘液位在50%处并稳定～缓慢开调节阀,LV-22010,把甲醇送入中压闪蒸塔,C 2203,上段。
b.待C-2203上段液位LI-22012在50%时～开调节阀LV-22012或开调节阀FV-22021缓慢地将甲醇送入闪蒸甲醇氨冷器,EC-2206,管程～最后进入气提/解吸塔,C-2204,解吸段顶部流至解吸塔中间集液盘～集液盘的甲醇经过U型管线自流到气提段第87层塔板处。至此主洗流程甲醇罐装结束。
其它甲醇罐装如下:
a.甲醇经液位调节阀,FV-22005,送入H2S吸收塔,,C-2201,预洗段～待LI-22007液位达50%左右开FC-22050～对EA-2208管程及C-2206塔进行灌充。
b.开调节阀,FV-22003,向原料线喷入少量甲醇～使喷淋管线充液。
c.在罐装流动停止后～开经调节阀,LV-22042,～甲醇送入热再生塔,C-2205,下部气提段和热再生塔再沸器,EC-2204,管程。
2.3.3 甲醇循环冷却和热再生,甲醇循环回路建立,
在甲醇循环系统罐装甲醇后～甲醇即可在系统里进行循环。打开去热再生塔
顶冷却器,EA-2209,冷却水。
为稳定甲醇循环操作～压力调节阀应设臵为自控状态～一旦甲醇循环开始～就要用N2代替原料气不断的对系统补入N2～使系统压力保持稳定～因尽管N2在甲醇中溶解度低～但仍不能忽视被吸收的N2量使系统压力降低。
随甲醇进入中压闪蒸塔的一部分N2在中压闪蒸塔,C2203,排出送至火炬。在气提/解吸塔,C2204,顶部排放N2～经装臵的CO2产品管线和调节阀,PV-2206,排至大气。
此外～在气提/解吸塔,C-2204,下部～N2经尾气管线排至大气在热再生塔中释放出来的N2～经调节阀,PV-22043,送至火炬。
在甲醇未被冷冻系统冷却时～系统的操作温度将随N2/甲醇循环而上升。,注意～由于大量甲醇在较高的闪蒸温度下～闪蒸出来的N2随甲醇一起被饱和,
逐渐增加甲醇的流量到正常值的50-80%～由于泵输入能量甲醇温度开始上升～冷量必须由HS2吸收塔进料氨冷器,EC-2202,和富CO2甲醇氨冷器,EC-2203,中的液氨蒸发来提供。因为甲醇和液氨之间的温差比正常时高很多～当通过氨冷器液位调节阀加液氨时～暂时不起作用。进入氨冷器的液氨将马上蒸发。调节阀设臵为手动状态并仅开启一点。当甲醇冷却下来～将调节阀投入自控状态。为了使装臵初次完全地冷却～冷却的速率应控制每小时不超过2?。当氨冷器液氨的液位建立后～氨冷器的液氨液位调节阀可转换到自控状态。当溶解气在甲醇循环过程中产生的闪蒸冷却降温后～最终能使甲醇温度达到冷却。
使热再生系统防真空N2自调节阀投用～为了避免装臵加热的部分过冷到允许的温度以下～热再生塔,C-2205,必须在氨蒸发开始后立刻投用～适当开启去热再生塔最下部气提段进料阀,LV-22042,～并慢慢地把蒸汽引入热再生塔再沸器,EC-2204,～热再生塔顶冷凝器,EA-2209,供冷却水～待回流罐,V-2203,液位LG-22043达50%左右～启动热再生塔回流泵,P-2207A/S,使热再生塔,C-2205,再生段的液位,LI-22041,控制在正常值。
2.3.4 甲醇水分离运行
在建立甲醇循环后～甲醇/水分馏塔,C-2206,必须投用。操作步骤如下:
a.检查PI-22044正常操作值～如果压力太低～供N2至热再生塔,C-2205,。
b.把去火炬的压力控制阀设臵为自控状态,去硫回收装臵的气路关闭,.
c.给甲醇/水分馏塔,C-2206,和甲醇/水分馏塔再沸器,EC-2205,供脱盐水～当建立起液位时～停止供脱盐水。当甲醇/水分馏塔加热时～如果甲醇/水分馏塔液位消失～最好多补充一些脱盐水。
d.甲醇/水分馏塔再沸器,EC-2205,缓慢引入蒸汽～将调节阀,FC-22052,设臵为自控状态。
e.在甲醇/水分馏塔,C-2206,顶部,TI-22050,指示约100?后～开启甲醇/水分馏塔进料泵,P-2206A/S,送料。
f.根据,TI-2202,温度指示～调节蒸汽流量。直到甲醇水分馏塔中部温度、顶部与底部之间的温度达到一个稳定值。
g.将调节阀控制器,TC/FC-22052,设臵为自控状态。
h.在甲醇水分馏塔操作稳定后,看稳定温度区域指示,～塔底取样分析～如果塔底物料已达到指标要求～污水可排放至界区外。为连续冲洗塔下部的塔盘和保持塔底的液位～应向甲醇水分馏塔加入少量的脱盐水。
i.提高供料和回流的流量至满负荷正常指标。
j.注意甲醇和水的沸点温度～根据操作压力～适当地调整,TC-22052,。
当循环甲醇含水量,去P-2204A/S,升高时～水被认为是甲醇最初罐装或甲醇水分馏塔操作不正常时而带入装臵内的～处理方法是:用新鲜甲醇加速循环可有效促使甲醇含水量的减少～具体做法是用来自新鲜甲醇贮罐,V-2208,甲醇作为回流液代替部分循环的甲醇脱水～但在用新鲜甲醇作回流液之前～先由贫甲醇泵,P-2204A/S,作为回流～待甲醇/水分馏塔,C-2206,操作稳定后～再转换到用新鲜甲醇作为回流。
,TC-22052,安装在甲醇水分馏塔,C-2206,第19层塔盘上～为了塔顶产品更好～第15块塔盘上和第13块塔盘上分别装有,TI-22053,和,TI-22055,两处测温点～以便于监控水分馏塔运行情况。
2.3.5.原料气导入低温甲醇洗装臵:
A、在原料气送入低温甲醇洗装臵之前～为了避免气体系统的压力升高～对气体系统阀门作如下检查操作。
1、净化气去火炬管线上的,PV-22003,设臵为自控状态。
2、产品CO2去火炬管线上的,PV-22006,设臵为自控状态。
3、闪蒸气去火炬管线上的,PV-22021,设臵为自控状态。
4、C-2204下段的气提尾气放空。
5、酸性气去火炬管线上的,PICA-22043,设臵为自控状态,所有压力调节阀设为正常操作值。
B、在上述气体管线准备好后～检察甲醇系统是否完全具备以下条件: 1、满负荷操作甲醇/水分馏塔,C-2206,,当原料气导入装臵时～热再生塔再沸器,EC-2204,始终在加热～以使热再生系统能获得大量的热量,, 2、循环甲醇中水含量小于1%,
3、检查再冷却器期间～由于材料的收缩和拉紧而产生的任何泄露, 4、来自氨冷器的甲醇温度?-33?,
5、去原料气管线上的甲醇喷淋在打开位臵,
6、预洗甲醇流量为100%,
7、新鲜甲醇灌,V-2206,贮存一定数量的备用甲醇～
8、所有排放和放空关闭～并拆除盲板。
C、确认以下工作都完成的情况下～按如下操作顺序接原料气进低温甲醇洗装臵: 、将净化气去火炬的压力调节阀,PC-22003,的压力设臵为稍高于原料气的压1
力,
2、原料气管线和其他部分停止用N2充压～将8字盲板SFS-22001转至关闭位臵,
3、为平衡进装臵阀门的压力～微开进装臵原料气管线上阀门的旁路阀～然后再打开进装臵原料气管线上阀门。
4、通过降低去火炬的净化气压力调节阀,PC-22003,设臵的压力～慢慢地增加原料气的负荷～原料气的负荷由上游工段调节。
5、送液氨至原料气氨冷器,EC-2201,～为避免原料气中的水结冰～在原料气氨冷器壳程氨的温度应避免降至4?以下。
6、观察压力、温度和甲醇液位的变化。
7、开始向气提/CO2解析塔,C-2204,气提段连接充气提N2。 8、上面几项工作做好后～随后再开大原料气进口阀～为了使净化装臵达到正常操作温度～适当地调节甲醇的流量比。
9、将净化气管线上的在线分析仪投入使用～稳定装臵操作～现场取样分析～检查在线分析仪和下游工段的气体以及放空气体。
D、净化气、CO2气和富H2S气体送出:
1、整个净化系统运行稳定～负荷在50%左右～工艺正常。
2、确认净化气、CO2气和富H2S气合格～合成、压缩,气化,、硫回收具备接气条件。
3、向合成送净化气～联系合成～开净化气出口截止阀旁路阀导气均压～压力平衡后～全开切断阀～同时～调节去火炬自调阀PC-22003。
4、向压缩,气化,送CO2气～,联系压缩～开CO2气去压缩的截止阀～根据压力变化调节去火炬自调阀PV-22006。
5、向硫回收送富H2S气～联系硫回收岗位～缓慢打开PV-22044调节阀～根据压力变化调节去火炬自调阀PICA-22043。
停 车
1.正常停车
1.1联系调度及与岗位相联的岗位-合成、CO2压缩、变换、硫回收～做停车准备。 1.2逐渐减少相同负荷～直至到最低负荷。
1.3现场逐渐关闭系统净化气出口截止阀～同时根据压力缓慢打开净化气去火炬调节阀,PC-22003阀也可设定压力自动放空,。
1.4现场缓慢打开进低温甲醇洗装臵管线上的放空阀,如变换需要保压～打开此阀时要注意不能让压力下降过多～压力要满足变换的要求,～并逐渐关闭进低温甲醇洗装臵的截止阀。
1.5根据压力缓慢打开CO2气去火炬调节阀,PC-22006,,同时现场逐渐关小CO2气去压缩截止阀～直至关闭。
1.6打开PV-22043阀～关闭PV-22044阀～H2S富气去火炬～停止给硫回收送气。 1.7停喷淋甲醇～打开充N2管线维持甲醇循环系统压力。
1.8保持甲醇循环回路、热再生塔,C-2205,和甲醇水分馏塔,C-2206,运行一段时间,3-4小时,～以正常的蒸汽量操作甲醇水分馏塔再沸器,EC-2205,～并减少甲醇去热再生塔,C-2205,的流量～以致在热再生塔,C-2205,中维持甲醇更好的脱除H2S、CO2和H2O。
1.9在甲醇循环期间～根据温度及氨冷器液位情况～提前关闭各氨冷器液位调节阀前截止阀～停止加氨。
1.10当甲醇再生彻底后～停系统充氮～停甲醇循环。
停甲醇循环操作:
a.停主洗甲醇循环泵:顺序:P-2204A/S、P-2201A/S、P-2202A/S、P-2205A/S、P-2203A/S～在停泵期间及停完泵后要控制好C-2201、C-2202、C-2203塔液位～由于塔盘上持有大量甲醇液～泵停止后液位还会上涨～要注意各段液位～不能使甲醇液溢到气相管线。
b.停热再生系统甲醇循环～根据热再生系统温度～逐渐降低C-2205、C-2206再沸器热负荷～直至停止加热。停泵顺序:P-2210A/S、P-2206A/S、P-2207A/S。
c.主洗系统甲醇循环停止后～要根据液位立即关闭LC-22020、LC-22005、FV-22050、LV-22012、FC-22021、LV-22008和FC-22022调节阀前的截止阀～防止高压系统气体串入低压系统。
d.停去再沸器的蒸汽～冷却水和所有的泵～为了避免热再生塔再沸器,EC-2204,结冰～热再生塔,C-2205,的温度不能冷却到5?以下。
e.将系统的甲醇排放去污甲醇系统前～必须确认系统的排放压力应低于地下污甲醇槽,C-2206,的设计压力～不要充满地下污甲醇槽。
2. 短期停车程序
短期停车程序与正常停车程序基本相同～不同之处是由于停车时间短～甲醇循环可以不停～可采取把甲醇循环降至最低流量维持循环、循环甲醇各点温度控制节能指标限、甲醇水分馏塔系统保持底负荷运行。
3( 紧急停车程序
紧急停车主要是针对装臵发生危险事件～如:大量泄露、着火及危及人身安
全、设备安全以及事态可能扩大等紧急情况下使用。
1、确认需要紧急停车～主控立即与上、下工序联系停车。
2、现场立即关闭净化气出口阀。
3、现场立即关闭进口原料气总阀。
4、现场立即停各甲醇泵～总控控制好各塔液位～待各塔液位到指标内～立
即关闭LC-22010、LC-22005、FV-22050、LV-22012、FC-22021、LV-22008
和FC-22022调节阀前的截止阀～防止高压系统气体串入低压系统。 5、停止送CO2气去压缩～停止送富H2S气去硫回收～把CO2、富H2S气
倒送到火炬管线。
根据事故情况再进一步进行隔离、卸压、排液等处理。
范文四：甲醇的生产工艺流程设计
酒 泉 职 业 技 术 学 院
毕业设计（论 文）
专业
题 目： 毕业时间： 学生姓名： 指导教师： 班 级：
2011 年 3月20日
酒泉职业技术学院
毕业论文（设计）成绩评定表
摘要
在有机合成工业中，甲醇是仅次于乙烯、丙烯和芳烃的重要基础原料，是极为重要的有机化工原料，在化工、医药、轻工、纺织及运输等行业都有广泛的应用，目前，甲醇的主要应用领域是生产甲醛，其用量约占总量的一半以上。随着科学技术的进一步发展，以甲醇为为原料生产有机化工产品的新应用领域有了很大的突破，甲醇合成蛋白质的产品已经进入市场，以甲醇为原料生产烯烃和汽油已实现工业化，随着我国国民经济的高速发展，对甲醇的需求量也在不断增加。据预测，2005年我国的甲醇消费量将超过600万吨，将创下历史新高，其衍生物产品发展前景广阔。
关键词：甲醇，技术，发展
目录
第一章 甲醇的生产技术概述……………………………………………………………………..3
一、合成原料气选择优缺点 ······························································································· 4 二、催化剂选择优缺点 ······································································································ 4 三、合成方法的比较 ·········································································································· 4 （一）高压法(19.6～29.4MPa) ··························································································· 5 （二）低压法(5.0～8.0MPa) ······························································································ 6 （三）中压法(9 .8～13.0MPa) ···························································································· 6 四、 甲醇的现状 ················································································································ 8 第二章 甲醇合成工艺及技术分析………………………………………………………………11
一、原料气方面 ················································································································ 11 二、合成工艺方面 ············································································································ 11 三、生产装置方面 ············································································································ 12 四、能量利用方面 ············································································································ 12 第三章 甲醇精馏系统工艺流程…………………………………………………………………13
一、生产原理···················································································································· 13 二、工艺流程···················································································································· 13 三、运行情况···················································································································· 14 四、精馏操作要点和经验 ································································································ 15 （一）物料平衡 ················································································································ 15 （二）热量平衡 ················································································································ 16 （三）回流量的调节 ········································································································ 16 （四）温度控制 ················································································································ 16 （五）流量控制 ················································································································ 17 （六）液位控制 ················································································································ 18 （七）压力控制 ················································································································ 18 第四章 甲醇行业存在的问题…………………………………………………………… ……19
一、甲醇下游需求量的快速增长能否消化新增产能 ······················································· 19 二、甲醇制烯烃技术工业化的进程 ················································································· 19 三、中国目前甲醇现象是否过热 ····················································································· 19 四、甲醇作为替代能源自身竞争力的状况 ······································································ 20 五、健康危害···················································································································· 21 六、泄漏应急处理 ············································································································ 21 第五章 甲醇产业的发展方向……………………………………………………………………22
一、甲醛 ··························································································································· 22 二、甲酸甲酯···················································································································· 22 三、碳酸二甲酯 ················································································································ 22 四、甲基叔丁基醚 ············································································································ 23 五、大力开发甲醇能源技术 ····························································································· 23 致 谢……………………………………………………………………………………… …..29 参考文献……………………………………………………..…………………………… ……31
前言
甲醇( Methanol, Methyl alcohol) 又名木醇、木酒精,是一种最简单的饱和醇，见图1。甲醇用途广泛, 是基础的有机化工原料和优质燃料, 主要应用于精细化工、塑料等领域, 用来制造甲醛、合成橡胶、甲胺、对苯二甲酸二甲酯、甲基丙烯酸甲酯、氯甲烷、醋酸、甲基叔丁基醚等多种有机产品, 也是农药、医药的重要原料之一, 而且还可以加入汽油掺烧或代替汽油作为动力燃料以及用来合成甲醇蛋白。随着当今世界石油资源的日益减少和甲醇生产成本的降低, 用甲醇作为新的石化原料来源已经成为一种趋势。尽管目前全球甲醇生产能力相对过剩, 并且不排除由于某种原因而引起甲醇市场的波动, 但是对于有着丰富的煤、石油、天然气资源的地区, 除了研究开发新技术降低成本, 还要不断开拓甲醇的应用领域, 大力生产和发展甲醇下游产品, 从而促进整甲醇工业的发展。
图1 甲醇的锯型投影式
第一章 甲醇的生产技术概述
近十年来，随着甲醇工业的迅速发展，以碳的氧化物与氢合成甲醇的方法，在原料路线，工艺技术，能源利用和生产规模等方面取得了许多新的成就。在甲醇生产过程中同样具有较多的有毒物质和易燃易爆物质，而且生产流程复杂，运转设备和高温、高压设备比较多。因此，在合成氨厂的工作人员，必须通晓与生产过程有关的安全技术知识，并且在工作中能自觉和认真地贯彻安全技术要点，从而保证人身安全和设备安全。
一、 合成原料气选择优缺点
生产甲醇的原料大致有煤、石油、天然气和含H2、CO (或CO2)的工业废气等。早期以煤为主要原料生产水煤气合成甲醇。从20世纪50年代开始,天然气逐步成为制造甲醇的主要原料。目前全球甲醇总产量中约有70%左右是以天然气为原料合成的。其实,利用工业废气(如乙炔尾气或乙烯裂解废气)生产甲醇更为经济,但能量受到限制。以不同的原料制取甲醇的经济效果是不同的。
可见,以煤为原料生产甲醇的装置投资要高于天然气、乙炔尾气和焦炉气。但随着石油和天然气供给紧张、价格上涨,如果选用廉价的粉煤为原料生产甲醇,会使生产成本大大降低。合成甲醇原料气的生产工艺技术选择应根据当地的原料资源状况来确定,淮化地处淮南,本地煤资源相对比较丰富,所以加大对淮南煤的技术研究,尽可能利用本地煤炭资源,就可以最大限度地减少投资,较好地利用资源。
在原料气生产方面合成甲醇原料气的生产工艺技术选择应根据当地的原料资源状况来确定，甲醇生产的原料主要是煤焦油、天然气。在石油和天然气供给紧张、价格上涨的情况下，以煤为原料制取甲醇合成原料气是甲醇生产的最好选择。我国煤炭资源丰富，在未来的甲醇生产中将逐步走向以煤为原料的路线。虽然以煤为原料生产甲醇，煤气化生产甲醇原料气的装置投资费用要高于天然气和油，但由于廉价的煤炭使甲醇合成的原料气生产成本大降低，经济效益显著。为此以煤为原料生产甲醇将是我国甲醇生产的方向。
合成甲醇的方法有多种，如早期用木材制成木质素干馏法制甲醇的方法和目前工业上几乎都采用的一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇的方法。前者今天在工业上已经被淘汰了。
二、 催化剂选择优缺点
甲醇合成工艺目前总的趋势是由高压向低、中压发展,而低、中压流程所用的催化剂都是铜基催化剂与的优缺点比较如表1-1,两者合成甲醇平衡时合成塔出口甲醇摩尔分数比较如表3,不同氧化物组成的铜基催化剂的合成反应参数如表4 (反应气组成为H2+CO+CO2+CH4)。
表1-1 铜基催化剂与锌铬催化剂的主要优缺点 种类 铜基催化剂
优点
活性温度低，选择性好
锌铬催化剂
耐热性好，耐毒性好
在催化剂方面，1966 年以前国外的甲醇合成工厂几乎都使用锌铬催化剂，基本上沿用了1923年德国开发的30MPa 的高压工艺流程。在我国，1954 年开始建立甲醇工业，也使用锌铬催化剂。但锌铬催化剂的活性温度较高(320~400℃)，为了获取较高的转化率，必须在高压下操作。从50年代开始，很多国家着手进行低温甲醇摧化剂的研究工作。1966年以后，英国I．C．I 公司和联邦德国的Lurgi 公司先后提出了使用铜基摧化剂， 操作压力为5MPa，1966 年末I．C．I．公司在英国Bilingham工厂的低压(5MPa)甲醇合成装置正式投入工业生产，使低压法最先问世。目前总的趋势是由高压向低、中压发展，而低、中压流程所用的催化剂都是铜基催化剂。
差
活性温度高 缺点
耐热性和耐毒性
三、合成方法的比较
在合成反应中，合成气制甲醇工艺按压力分为高压、中压和低压法。高压法是在3 0 M P a 以上、320℃~380 ℃的操作条件下通过Cu 系催化剂合成甲醇，其特点是技术成熟，但投资和生产成本较低压法高；中、低压法比高压法优越，主要表现在能耗低、粗甲醇质量高、设备简单和投资相对较低。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。中、低压法比高压法优越，前者能耗低，粗甲醇质量高，设备简单和投资相对较低。铜基催化剂活性温度低，选择性高，是最佳的中低压法催化剂。
下面简要介绍一下这三种合成方法：工业上合成气合成甲醇工艺流程主要有高压法和中、低压法。 （一）高压法(19.6～29.4MPa)
高压法是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度360～400℃，压力19.6～29.4MPa。随着脱硫技术的发展，高压法也在逐步采用活性高的铜系催化剂，以改善合成条件，达到提高效率和增产甲醇的目的。高压法虽然有70 多年的历史，但是，由于原料及动力消耗大，反应温度高，生成粗甲醇中有机杂质含量高， 而且投资大，成本高，其发展长期以来处于停滞状态。天然气为原料的高压合成甲醇工艺流程如图1-1所示。
图1-1 高压法合成甲醇工艺流程
（二） 低压法(5.0～8.0MPa)
低压法(5.0～8.0MPa)是20世纪60 年代后期发展起来的甲醇合成技术。低压法基于高活性的铜系催化剂。铜系催化剂的活性明显高于锌铬催化剂，反应温度低(240～270℃)，因此，在较低的压力下可获得较高的甲醇收率。而且选择性好，减少了副反应，改善了甲醇质量，降低了原料的消耗。此外，由于压力低，不仅动力消耗比高压法降低很多，而且工艺设备的制造也比高压法容易，投资得以降低。总之，低压法比高压法有显著的优越性 如图1-2 所示。
图1-2 低压法甲醇合成的工艺流程 （三）中压法(9 .8～13.0MPa)
中压法(9 .8～13.0MPa)随着甲醇工业规模的大型化，(目前已有日产3000t 的装置甚至更大单系列装置)，如采用低压法，势必导致工艺管道和设备较大，因此，在低压法的基础上适当提高合成压力，即发
展成为中压法。中压法仍采用高活性的铜系催化剂，反应温度与低压法相同，它具有与低压法相似的优点，但由于提高了压力，相应动力消耗略有增加。目前，世界上新建或扩建的甲醇装置几乎都采用低压法或中压法，其中尤以中压法为最多，中压法甲醇生产工艺流程如图1-3。
图1-3 中压法甲醇生产工艺流程
四、 甲醇的现状：
世界各国的甲醇生产主要以天然气为原料。2006年世界甲醇总产能为4695万吨/年。2007～2010年全球甲醇产能年增长率为4.5%～5.0%，到2010年产能将达到5800万～6000万吨/年。
进入本世纪以来，新建装置集中在中东、拉美和东亚等地天然气资源丰富的地区，谋求以成本优势占领市场。装置规模也呈现出大型化(5000～12000吨/天)的趋势。世界甲醇生产格局的变化导致消费格局发生重大变化。美国、欧洲、日本等发达国家和地区甲醇消费已由自给逐步转变为依靠进口。中国也成为世界甲醇生产商的目标市场。
在全球经济一体化的今天，国际贸易竞争己进入中国市场。我国在发展甲醇产业时，应统筹考虑两个资源、两个市场。我国煤制甲醇能否与天然气制甲醇的进口价相抗衡值得关注，特别在东南沿海地区。同时亦要密切关注甲醇主产地在西部，而主市场在东部的地域不平衡带来的运输问题。
国内甲醇呈高速、无序发展的态势 。
我国甲醇生产以煤为主要原料，产业结构不尽合理，装置规模偏小，企业数目过多，原料路线和工艺技术五花八门。由于对醇醚燃料需求的高度期待，我国甲醇发展过热，几乎“遍地开花”。据报导[5]，2000～2007年我国甲醇产能年均增长率为24.8%，2007年我国共有甲醇生产企业177家，总规模已突破1600万吨/年。目前在建、拟建甲醇项目有34个，到2010年总产能将达到2600万吨～3060万吨/年。我国规划中的甲醇产能已超过同期世界其他各国的总产能。2007年下半年甲醇出口激增。而煤基甲醇是资源消耗型产品，是低附加值产品，依靠大量出口来消化过剩的产能是不妥的。
要采取措施遏制甲醇产能过快增长，有些项目应缓建。与此同时，宜加速淘汰一批能耗高、污染重、规模小的落后企业。努力推行“关小建大”总量平衡的方针。甲醇装置规模效益非常明显，要力推甲醇装置的大型化。
相关资料显示, 近几年来, 我国甲醇产量上升速度非常迅速。
1998 年产量为148.87 万吨,2000 年为198.69 万吨, 2003 年为326 万吨, 2004 年达到440.65 万吨, 2005年达到569 万吨, 2006 年达到
762 万吨, 2007 年产量在900 万吨左右。中国甲醇产能已占世界产能的1/4, 而且目前国内在建和拟建甲醇项目较多, 总能力逾1500 万吨。这些项目如能顺利进行, 预计到2010 年国内甲醇总能力将达到约2000 万吨。这标志着中国将由原来的甲醇进口国成长为出口国, 而且正在向世界甲醇强国的地位发展, 成为世界甲醇市场的新焦点。目前全球有30 多个国家建有甲醇生产厂, 2006 年世界甲醇总生产能力为4965 万吨, 到2010 年将达到5099 万吨。世界甲醇生产主要以大型化为主, 其中能力大于30 万吨/年的装置占世界甲醇总生产能力的80%。
第二章 甲醇合成工艺及技术分析
一、 原料气方面
甲醇生产的原料大致有煤、石油、天然气和含H2、CO (或CO2)的工业废气等。早期以煤为制造甲醇的主要原料，生产水煤气制造甲醇。从50年代开始天然气逐步成为制造甲醇的主要原料，因为它简化了流程，便于输送，降低了成本，据估算，其约为以煤为原料投资的5％，成本约为50％。目前，世界甲醇总产量中约有7 0 ％左右是以天然气为原料的。另外，利用工业废气( 如乙炔气或乙烯裂解废气) 更为经济，但数量有限受到限制。
以煤为原料制取甲醇的投资和成本最高。但是，随着能源的紧张，如何有效地开发煤炭资源，这是个从未中断过的研究课题。从长远的战略观点来看，世界煤的贮藏量远远超过天然气和石油，我国情况更是如此，将来终将以煤制取甲醇的原料路线占主导地位，有着美好的前景。然而，谋求以含碳废物（如木质素、工业垃圾）取代传统能源制取甲醇的工艺路线的 探讨，亦未曾终止过。从我们淮南本地来说, 煤资源相对来说比较丰富，所以加大对淮南煤的技术研究，尽可能利用本地煤炭资源，这样可以最大量地减小投资和增大资源利用。
二、 合成工艺方面
70 年代以来，国外甲醇工业发展总趋势如下：
(1)新建厂多采用中低压法，投资及操作费用低。
(2) 高压法处于停滞状态，为中低还法所替代。旧有的尚压法，在努力改善催化剂的活性，对合成塔作某些改进后，其生产能力可提
高20～50％，其能源利用率亦显著提高。
由于低压法合成设备比较庞大，故不适合大型工业化，因此对于大型化生产采用中压法为宜。
三、 生产装置方面
近年来，生产装置趋向于大型化，由于大型装置设备利用率和能源利用率较好，可以节省单位产品的投资和降低产品的成本。
四、 能量利用方面
由于甲醇合成为放热反应，因此，在工厂的设计方面，我们应加大能量利用方面的考虑，最大可能地将生产过程中释放的能量回收，这样我们可以尽最大量地减小生产成本。由于廉价的煤炭使甲醇合成的原料气生产成本大大降低，经济效益显著，我国煤炭资源丰富，以煤为原料制取甲醇合成原料气是甲醇生产的最好选择。
第三章 甲醇精馏系统工艺流程
采用三塔精馏流程,具有热利用率高、甲醇损耗少等优点。
一、 生产原理
根据萃取原理,利用粗甲醇中各组分的挥发度不同,首先在预精馏塔(以下简称为预塔)中加入萃取水脱除轻馏分,使各种难溶于水的轻馏分分离出来;然后利用甲醇与水及其它有机成分的挥发度不同,在加压精馏塔(以下简称为加压塔)与常压精馏塔(以下简称为常压塔)中进行蒸馏。根据对甲醇产品质量的不同要求,在加压塔顶部采出AA级精甲醇,在常压塔顶部采出GB级精甲醇,在常压塔中间某层采出杂醇油,在底部排出残液。
二、 工艺流程
来自甲醇合成工段膨胀槽的粗甲醇进入粗甲醇贮槽,经进料泵加压送入预塔。粗甲醇也可直接通过进料泵出口管线,经控制流量后压入预塔,从而降低精馏电耗。粗甲醇先进入粗甲醇预热器的壳程,用管程的蒸汽冷凝液预热后,从32层, 36层或40层中的一层进入预塔。预塔的主要作用是除去粗甲醇中残余溶解气体以及以二甲醚、甲酸甲酯等为代表的低沸点物质。塔顶设置2台冷凝器,分别是预塔一级冷凝器和预塔二级冷凝器。一级冷凝器将塔内上升气中的甲醇大部分冷凝下来,甲醇冷凝液进入预塔回流槽,经预塔回流泵加压送入预塔顶部作为回流。部分未冷凝的甲醇蒸气、不凝气及轻组分进入预塔二级冷凝器,被管程内的循环水冷却至40 ℃,其中绝大部分的甲醇冷凝回收,不凝气则通过压力调节阀控制,排至放空总管。在预塔二级冷凝器回
收的甲醇进入甲醇萃取槽,用甲醇合成弛放气洗涤水进行萃取,萃取出的甲醇和水排入预塔回流槽。萃余液主要是以烷烃为主的油性组分—甲醇油,进入甲醇油贮槽。
由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向预塔塔底甲醇溶液提供热量。预塔的顶/底操作压力为0. 085 MPa /0. 025 MPa; 塔顶操作温度为( 65 ±2) ℃,塔底操作温度为(80 ±2) ℃。
为了防止粗甲醇中微量酸性物质对设备的腐蚀及促进胺类和羰基物的分解,在预塔下部高温部分,通过加碱装置加入适量的NaOH溶液,保持预塔塔底甲醇溶液的pH值在8. 0左右。预塔塔底的甲醇水溶液经加压塔进料泵加压后送至加压塔下部。加压塔塔顶甲醇蒸气进入冷凝器/再沸器,作为常压塔的热源,甲醇蒸气被冷凝后进入加压塔回流槽;在回流槽中稍加冷却后,一部分由加压塔回流泵升压后送至加压塔顶部作为回流液,其余部分经加压塔精甲醇冷却器冷却至40 ℃以下作为AA级精甲醇产品送至精甲醇计量槽。
由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向加压塔塔底甲醇溶液提供热量,加压塔的顶/底操作压力为0. 65 MPa /0. 58 MPa,塔顶操作温度为(122 ±2) ℃,塔底操作温度为(135 ±2) ℃。
由加压塔底部排出的甲醇液经加压塔换热器换热降温后,从14层, 16层, 18层或20层中的一层进入常压塔。从常压塔塔顶出来的甲醇蒸气经常压塔冷凝器冷却至40 ℃后,进入常压塔回流槽,再经常压塔回流泵加压后,一部分送至常压塔塔顶作为回流,其余部分作为GB 级产品送至甲醇计量槽。
常压塔的塔顶/塔底操作压力为0. 015 MPa /0. 085 MPa,塔顶操作温度为(65 ±2) ℃,塔底操作温度为(114 ±2) ℃。在常压塔下部4层, 6层,8层或10层中的一层塔板采出的110 ℃的富含乙醇及其它杂醇的杂醇油,经杂醇油冷却器冷却至40 ℃送往杂醇油槽。
三、 运行情况
该装置于2006 年1月一次开车成功。虽然在原始开车初期曾出现常压塔塔顶呈负压、产品质量波动较大、精甲醇酸度及水分超标等问题,但经过工艺运行参数的调整和设备改造,精馏系统的操作很快趋向稳定。通过对工艺指标的优化及技术攻关,在三塔精馏操作方面已形成一套成熟的控制手段,该装置生产能力达到150 kt/ a。从2007 年1 月起, 针对C307型催化剂选择性好、副反应少的特点,在保证甲醇质量的前提下,为提高甲醇收率、降低能耗,通过加强精馏系统工艺的整体优化和控制,保持了精馏系统的稳定运行,并生产出符合
GB3382—2004 高纯度级的精甲醇,优等品率达到99%以上,且每吨精甲醇蒸汽消耗下降0. 13～0. 15 t。
四、 精馏操作要点和经验
为确保精甲醇产品的质量和降低蒸汽消耗,采用三塔精馏工艺流程,在预塔、加压塔和常压塔中将粗甲醇反复气化和冷凝,使其中的水分、有机和无机杂质被除去,从而制取纯度较高的精甲醇。精馏操作主要是维持物料、热量以及气液平衡,需要掌握好温度、压力、液位、流量及物料组成的变化规律及其相互间的有机联系。在操作时要依据甲醇- 水系统的气液相平衡关系, 随时平衡加压塔、常压塔所需物料
和热量。在调节时,应全面分析各个参数的相互影响关系,做到细调、慢调、超前调节,保证精馏工况的正常运行。
（一） 物料平衡
对于精馏塔来说,入料量=产品采出量+塔底出料或排放量+塔顶馏出气体量。如果入料多、产品采出少,会出现塔内温度低、压力大的现象,易造成液泛;如果采出量大,则采出精甲醇密度不合格,塔内各点温度升高。
（二） 热量平衡
加入蒸汽量过多,则产生塔底压力大、液位升高,易发生液泛,使产品质量不合格;加入蒸汽量少,则影响回流量,使精甲醇采不出或采出产品不合格。
（三） 回流量的调节
在精馏过程中,回流对保证产品质量起着决定性的作用。在规定的范围内,回流量越大,精甲醇质量越好,精馏段效率越高,但蒸汽、水、电耗量增加;回流量下降时,对产品质量不利。在正常情况下,回流量减少时要适当减少精甲醇采出量,待回流量恢复正常时再增大采出量。在上述方法无效时,应适当增加塔底蒸汽加入量。为了保持回流稳定,入料量和加热蒸汽量应尽可能保持不变。
（四） 温度控制
温度是反映塔内热量平衡的标志,是调节流量的依据,正常的温度能保证产品质量并降低消耗。操作的基本原则是稳定入料、稳定回流、稳定蒸汽并按比例稳定各项采出。入料量一经固定,就调节好加
热蒸汽流量,使回流比保持一定;蒸汽调好后,一般不要再轻易变动,更不要随便调节回流量;操作中要做到勤调、细调。
1.精甲醇或其它馏分采出多,塔内重组分将上移,会引起温度升高,此时只能调节回流量,维持物料平衡,稳定操作温度。
2.入料量增大、入料组成变轻、入料温度低,塔内温度就要下降,反之就要升高,即塔盘上的液体组成与温度相对应。
3.压力对温度也有直接影响。塔内负荷大,塔底压力高,全塔温度都要升高;甲醇采出少也会导致塔压憋高,使塔下部温度升高,轻馏分难以气化,从而出现回流槽液位降低的反常现象。操作时应果断采出憋在塔内的精甲醇,使各部分温度稳定。
（五） 流量控制
调节流量是保持物料平衡的直接手段。物料是载热体,故流量变化直接影响塔内热量平衡,从而使温度波动。
(1)甲醇采出量应根据入料量及组成按比例恒定采出。采出量过大,易使塔内重组分上移;过小,则轻组分下移。
(2)回流是稳定全塔温度、保持塔盘上气液相良好接触、保证分离效率的先决条件,回流波动直接影响产品质量。故操作中一定要稳定回流量,稳定回流比。
（六）液位控制
液位是操作稳定与否的信号。
(1)塔底液位受入料量、采出量、加热蒸汽量的影响。稳定液位是为了保证塔内正常的上升蒸汽量。液位太低,汽化面积小,塔内气化
量不够;液位太高,易使热虹吸或再沸器溶液循环受阻,也不利于换热,故应使之稳定在指标范围内。
(2)回流液收集槽液位是反映物料平衡和热量平衡的标志,其液位随入料量和蒸汽量的增加而升高,随精甲醇和其它馏分采出量加大而降低。一般原则是固定回流比,将加热蒸汽量调整合适,此时甲醇采出量合适,收集槽液位就不会有大的变化。
（七）压力控制
压力也能反映出塔内物料、热量是否平衡。如果塔内压力增高,可能是加热蒸汽量大,也可能是塔内积存的物料过多或处理量过大。
甲醇精馏垂直筛板型三塔工艺技术的成功开发与应用,为企业大幅度降低甲醇生产成本、提高产品质量和扩大市场占有率提供了可能,具有明显的经济效益和社会效益。精馏系统的运行状况在甲醇生产企业的整体效益中处于关键地位,因此甲醇生产企业应结合自身条件和实际状况,科学、合理、有序地对精馏系统进行整体优化、控制和管理,使三塔精馏的优势和企业自身效益发挥出最好水平。
第四章 甲醇行业存在的问题
在行业风险和机遇并存的形势下, 中国甲醇行业要更加健康地发展。把握机会, 不断寻求发展机遇固然重要, 防范风险并将由风险所带来的损失降到最低更要引起重视, 其中有四大核心问题影响着中国甲醇行业的未来。
一、 甲醇下游需求量的快速增长能否消化新增产能
经济的快速增长使得我国需要大量的甲醇, 但是我国能否消化
国内众多的新增产能还是未知数。尽管已经有企业直接兴建了一些下游装置, 但是对于消化原料甲醇产能的迅速扩大, 是远远不够的。从长远来看, 势必会造成国内甲醇的供应过剩。
二、甲醇制烯烃技术工业化的进程
甲醇制烯烃技术是大家看好的甲醇新用途, 但至今世界上还没
有真正意义上的工业装置建成投产, 许多技术仍在不断改进之中, 整个甲醇制烯烃技术仍处于试验阶段, 与工业化尚有一定距离。
三、中国目前甲醇现象是否过热
从现在的各种统计数据来看, 即使不算规划中的甲醇项目, 我国将来甲醇的生产能力也远远大于需求量, 在甲醇燃料、甲醇制烯烃等技术还不完全成熟的条件下, 新上甲醇项目还需慎之又慎。
四、 甲醇作为替代能源自身竞争力的状况
甲醇作为替代能源能否得到市场认可并快速发展, 还取决于自
身竞争力, 即性能和成本。在性能相符的情况下, 替代成本是关键。因此, 发展甲醇工业, 必须考虑自身替代的综合成本, 包括原料成
本、生产成本、储运成本、销售成本以及环保成本等。只有在综合成本低于替代成本的情况下, 甲醇发展才有可能成为有利可图的产业。
五、 健康危害
甲醇被大众所熟知，是因为其毒性。工业酒精中大约含有4%的甲醇，被不法分子当作食用酒精制作假酒，而被人饮用后，就会产生甲醇中毒。甲醇的致命剂量大约是70毫升。
甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、视力减退、消化障碍。甲醇摄入量超过4克就会出现中毒反应，误服一小杯超过10克就能造成双目失明，饮入量大造成死亡。致死量为30毫升以上，甲醇在体内不易排出, 会发生蓄积，在体内氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂，我国有关部门规定，空气中允许甲醇浓度为50mg/m3，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具，废水要处理后才能排放，允许含量小于200mg／L。
甲醇的中毒机理是，甲醇经人体代谢产生甲醛和甲酸（俗称蚁酸），然后对人体产生伤害。常见的症状是，先是产生喝醉的感觉，数小时后头痛，恶心，呕吐，以及视线模糊。严重者会失明，乃至丧命。失明的原因是，甲醇的代谢产物甲酸会累积在眼睛部位，破坏视觉神经细胞。脑神经也会受到破坏，产生永久性损害。甲酸进入血液
后，会使组织酸性越来越强，损害肾脏导致肾衰竭。
甲醇中毒，通常可以用乙醇解毒法。其原理是，甲醇本身无毒，而代谢产物有毒，因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一种酶，而这种酶和乙醇更具亲和力。因此，甲醇中毒者，可以通过饮用烈性酒（酒精度通常在60度以上）的方式来缓解甲醇代谢，进而使之排出体外。而甲醇已经代谢产生的甲酸，可以通过服用小苏打（碳酸氢钠）的方式来中和。
六、 泄漏应急处理
迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防静电工作服。不要直接接触泄漏物。尽可能切断泄漏源。防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。
第五章 甲醇产业的发展方向
大力生产和发展甲醇下游产品甲醇下游产品种类很多, 结合市场需求, 发展国内市场紧缺, 特别是可以替代石油化工产品的甲醇下游产品, 是未来大规模发展甲醇生产, 提高市场竞争能力的重要方向。
一、甲醛
甲醛是甲醇最重要的下游产品之一, 也是最重要的基本有机化
工原料之一。它最大的用途是生产酚醛树脂、黏合剂及其它有机化学品。近年来, 随着我国经济建设的迅速发展, 甲醛产量每年以4.5%的速度增长, 年需原料甲醇100 万吨以上。为满足化工市场的需求, 应大力开发以甲醇为原料的甲醛生产新工艺, 以满足优质工程塑料(酚醛树脂)和乌洛托品等合成的需要。
二、 甲酸甲酯
甲酸甲酯(MF)被誉为万能的中间体, 由它衍生出的化学品达几
十种。它是当前C1 化学发展的热点, 目前国内外广泛采用的大规模生产方法是甲醇羰基化法粗甲醇脱氢法。甲醇羰基化法制甲酸甲酯成本仅为传统酯化法的1/3。甲酸甲酯可用于生产甲酸、甲酰胺和其他精细化工产品, 还可直接用作杀虫剂、杀菌剂、熏蒸剂、烟草处理剂和汽油添加剂, 它的需求量将以每年10%的速度递增。随着环保要求的不断提高, 由甲醇、CO2 和H2 合成工艺甲酸甲酯值得关注。
三、 碳酸二甲酯
以甲醇气相氧化羰基化法合成的碳酸二甲酯( DMC) , 是近年来
受到国内外广泛关注的环保型绿色产品。随着全球环境保护及安全生产要求的日趋严格, 硫酸二甲酯、光气、氯甲酸甲酯、氯甲烷等化学品将在世界范围内被淘汰。DMC 化学结构中含有甲基、羧基和甲氧羰基, 在化学合成反应中可以起到上述化学品的功能,仅代替上述产品的市场份额就相当可观; 而且DMC 通过了非毒性化学品的注册登记, 为其在医药、光电子材料及其它应用领域打开了通道。中科院有机化学研究所开发出的新型甲醇液相氧化羰化合成DMC 的工艺路线, 包括新型共沸精细工艺, 达到了国际先进水平, 显示出良好的工业化应用前景, 不仅可以提高我国甲醇和氮肥行业的经济效益, 而且可以帮助带动医药、农药和特种行业的技术经济进步, 其应用前景十分广阔。
四、 甲基叔丁基醚
甲基叔丁基醚( MTBE) 是甲醇下游产品中增长最快的一个品种, 它是一种重要的高辛烷值汽油添加剂, 曾被誉为第三代石油化学品。尽管最近一项研究表明,MTBE极易对土壤、地下水造成污染, 且能致癌, 但在第四代石油化学品未出现之前, 它还是较为理想的汽油添加剂。随着我国政府对环境保护的日益重视和汽油无铅化的呼声不断高涨, 为MTBE 提供了广泛的市场空间。据有关专家预测, 今后几年我国对MTBE 的需求将会有更大的增长,生产MTBE 所需甲醇将达到25 万吨/年左右。
五、 大力开发甲醇能源技术
（一）甲醇掺烧汽油和柴油
20 世纪70 年代出现的两次石油危机及严格的环保要求, 大大
促进了甲醇车用燃料的开发。甲醇汽油是液态清洁燃料, 在国际上早已作为汽车清洁燃料使用。从热值上讲, 甲醇含氧更高, 与汽油混合燃烧充分, 所以动力很足。国际上和国内目前正面临着能源日益紧张, 汽车日渐增多, 油价持续上涨的难题, 而甲醇优越的燃料品质, 进一步引起了人们的重视。经过多年的研究开发, 我国甲醇燃料的开发及应用已具有了一定的基础, 在汽油中掺入5%、15%、25%和85%的甲醇及用纯甲醇(100%)作为汽车燃料的试验研究已经进行了大量实质性工作, 特别是低比例掺烧甲醇, 汽车无需做任何改动, 可直接掺入汽油中使用。2002 年, 甘肃省就已在长安大学汽车学院开始了普通汽车试用甲醇汽油。目前, 甘肃省已制定了甲醇汽油的相关标准, 并已经开始推广使用。
（二）直接甲醇燃料电池
为适应全球性的能源可持续利用和环境保护的需要, 燃料电池
技术已经成为国际高技术研究开发的热点。直接以甲醇为燃料, 以甲醇和氧的电化学反应将化学能自发地转变成电能的发电技术称之为直接甲醇燃料电池( DMFC) 。DMFC 是一种综合性能优良, 操作简便, 具有广泛应用前景的燃料电池。它的主要特点是甲醇不经过预处理可直接应用于阳极反应产生电流, 同时生成水和二氧化碳, 对环境无污染, 为洁净的电源; 它的能量转换率高, 实际效率可达70%以上, 即可提高燃料的利用率两倍以上, 是节能高效的发电技术。因具备高能源密度、高功率、零污染等特性, 致使燃料电池成为近年来最被看
好的替代能源供应技术主流。此外, 因消费者对于可携式电子产品之功能要求越来越多, 又因传统二次电池能提供的使用时数明显不足, 故直接甲醇燃料电池已成为近年来最被看好的未来电子用品的主流电源。
（三）甲醇生产二甲醚燃料
二甲醚( DME) 除了在日用化工、制药、农药、染料、涂料等方面具有广泛的用途外, 它还具有方便、清洁、十六烷值高、动力性能好、污染少、稍加压即为液体, 易贮存等燃料性能, 较好地解决了能源和污染的矛盾这一世界难题, 被誉为“21 世纪的绿色燃料”。在我国大力发展二甲醚燃料已经具备较成熟的条件, 通过锅炉改用二甲醚燃料或建设二甲醚为燃料的燃气轮机, 目前火力发电中供应越来越紧张的柴油和燃料油也可以考虑用二甲醚来代替。目前, 甲醇、DME 生产技术和规模使得DME作为燃料在经济上是可行的, 其发展前景广阔。
（四）甲醇的原料
以煤或天然气为原料生产甲醇，再以甲醇为原料生产乙烯、丙烯等低碳烯烃的生产工艺技术MTP/MTO。煤基甲醇制烯烃项目的实施，可有效缓解我国石脑油的不足和低碳烯烃对国际市场的依赖程度。 中科院大连化物所已掌握甲醇制烯烃(MTO)的核心技术，乙烯和丙烯的比例可根据市场需要进行调整，这项具有自主知识产权的新技术已完成现场中试，现正按国家批准建设工业示范装置，期待这一项目的成功。目前不宜再布新点进行示范试验。现在各地大有看好甲醇
制烯烃，抢势快上之势，建议稳健决策，在首套工业示范装置运行成功并经鉴定通过后再作决策为宜。国内目前尚不具备大规模产业化推广的技术条件。
我国已有多个甲醇制烯烃项目规划，总规模达到700万吨/年。其中2007年开工建设的有3项，合计产能113万吨/年。根据资料，甲醇的价格是技术经济的关键。根据MTO项目规模的不同，甲醇的完全成本占MTO完全制造成本的70%～85%。为降低甲醇的成本,要使甲醇装置大型化(100万吨/年以上)。煤价上涨，煤基甲醇的成本相应增加。煤基烯烃的成本与石油基烯烃的成本相比能否有竞争力，值得高度关注。另外甲醇制烯烃的煤烃比为6.1∶1，用6吨多煤换1吨低碳烯烃的代价是否划算，需对煤价、资源消耗以及对环境和生态的影响进行综合评估。同时应对油价、煤价、甲醇价格的长期走势进行前瞻性的分析预测。
以甲醇为原料生产低碳烯烃( MTO/MTP)甲醇制烯烃的MTO 工艺和甲醇制丙烯的MTP 工艺是目前重要的C1 化工技术, 是以煤基或天然气基合成的甲醇为原料, 生产低碳烯烃的化工工艺技术, 是以煤替代石油生产乙烯、丙烯等产品的核心技术。我国国民经济的发展及对低碳烯烃需求的日渐攀升, 作为乙烯生产原料的石脑油、轻柴油等原料资源, 面临着越来越严重的短缺局面。因此, 加快甲醇制烯烃工艺的工业应用引起了各方面的重视。石油资源短缺已成为我国乙烯工业发展的主要瓶颈之一, 国民经济的持续健康发展要求我们必须依托自身的资源优势发展石化基础原料生产, 国际油价的节节攀升使
MTO/MTP 项目的经济性更具竞争力。年利用1 万吨甲醇制烯烃工业化试验装置于2004 年8 月初在陕西榆林能源化工基地开工建设, 标志着我国最大也是唯一的MTO 项目正式启动, 开辟了我国非石油资源生产低碳烯烃的煤化工新路线。甲醇制低碳烯烃( MTO/MTP) 项目将成为众多煤化工项目产业链中的重要一环。
（五）甲醇生长促进剂
国外研究实践表明, 用甲醇生长促进剂喷施在不同的农作物上, 可以大量增产; 另外喷施甲醇生长促进剂后, 农作物还会保持枝叶鲜嫩、茁壮茂盛, 即使在炎热的夏季也不会枯萎, 可大量减少灌溉用水, 有利于干旱地区农作物的生长。近几年来, 甲醇生长促进剂的肥效作用已经引起国内外专家的高度重视。甲醇的这一用途可以大大缓解我国肥料的供求矛盾。
（六） 甲醇蛋白
无论从甲醇下游产品开发, 还是从饲料工业需求角度分析, 甲醇蛋白都是十分重要且极具市场潜力和发展前景的产品。以甲醇为原料经微生物发酵生产的甲醇蛋白被称为第二代单细胞蛋白。与天然蛋白相比, 甲醇蛋白营养价值高, 它的粗蛋白含量比鱼粉和大豆高得多,而且含有丰富的氨基酸以及丰富的矿物质和维生素, 可以代替鱼粉、大豆、骨粉、肉类和脱脂奶粉。据中国农科院饲料研究所的有关专家分析, 到2010 年和2020 年,我国蛋白质饲料需求量分别为0.6 亿吨和0.72 亿吨, 而资源供给量仅为0.22 亿吨和0.24 亿吨, 供需缺口分别为0.38 亿吨和0.48 亿吨。解决好我国蛋白质原料饲料的这一巨额
缺口, 是摆在我国饲料企业面前的巨大商机。如果到2010 年, 10%的
蛋白质缺口由甲醇蛋白顶替, 则需求量为380 万吨。这个数字如果能
够实现, 对甲醇工业的意义将十分重大。
致 谢
敬爱的老师们、亲爱的同学们：
请接收我最真挚的谢意！谢谢你们！
三年，微笑回首来路，一幕幕，宛在昨天。人生就是如此吧，每
个段落结束的时候，我们总会感慨时光飞逝。三年，给予我的，是不
断丰厚的学识，是从容、自信的能力，还有，珍贵的友谊。在未来的
日子里，我们可以共同分享许多美好的回忆。尽管就要各奔东西，但
三年同窗之谊，我们会成为一生的朋友。
三月的学校正值紧锣密鼓之际，我开始了我的毕业论文写作，毕
业论文的写作可以说是既让我激动，还令我茫然。在我写论文这段时
间我学习到了很多以前都不知道的东西。感谢我的指导老师张禄梅，
在百忙的工作中，严谨为我们的毕业论文把好质量关，感谢你们；感
谢我们系的领导为我们提供在系机房写论文的机会，提供给我们这么
好的学习环境；感谢图书馆的老师；感谢我的同学们，是你们无微不
至的关心和帮助，才使我能够顺利地完成论文的写作，感谢你们，深
深地感谢你们！
三年，充实快乐。感谢给予我帮助的老师，感谢我的同学，感谢
我的室友，是你们，让我觉得生活如此美好。翻过这一页，开启我们
人生更美好的段落！
谨以此文献给我敬爱老师，挚爱的朋友，还有那些为此论文付出
辛劳的日日夜夜！！！
参考文献
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范文五：合成气生产甲醇工艺流程
第五章 甲醇生产-3.2
编号:No.20
课题:合成气生产甲醇工艺流程
授课 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
第五章 甲醇生产-3.2
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。
第五章 甲醇生产-3.2
(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+H2OH2 + 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。
3(压缩
通过往复式或透平式压缩机，将净化后的气体压缩至合成甲醇所需要的压力，压力的高低主要视催化剂的性能而定。
4(合成
根据不同的催化剂，在不同的压力下，温度为240,270?或360,400?，通过催化剂进行合成反应，生成甲醇。由于受催化剂选择性的限制，生成甲醇的同时，还有许多副反应伴随发生，所以得到的产品是以甲醇为主和水以及多种有机杂质混合的溶液，即粗甲醇。
5(蒸馏
粗甲醇通过蒸馏方法清除其中有机杂质和水，而制得符合一定质量标准的较纯的甲醇。称精甲醇。同时，可能获得少量副产物。
(二)工艺流程
工业上合成甲醇工艺流程主要有高压法和中、低压法。
1(高压法合成甲醇的工艺流程
高压法工艺流程一般指的是使用锌铬催化剂，在高温高压下合成甲醇的流程，如图5-2所示。
由压缩工段送来的具有31.36MPa压力的新鲜原料气，先进入铁油分离器(5)，在此与循环压缩机(4)送来的循环气汇合。这两种气体中的油污、水雾及羰基化合物等杂质同时在铁油分离器中除去，然后进入甲醇合成塔(1)。CO与H2在塔内于30MPa左右压力和360,420?温度下，在锌铬催化剂上反应生成甲醇。转化后的气体经塔内热交换预热刚进入塔内的原料气，温度降至160?以下，甲醇含量约为3%。经塔内热交换后的转化气体混合物出塔，进入喷淋式冷凝器(2)，出冷凝器后混合物气体温度降至30,35?，再进入高压甲醇
第五章 甲醇生产-3.2
图5-2 高压法合成甲醇工艺流程
1,合成塔;2,水冷凝器;3,甲醇分离器;4,循环压缩机;5,铁油分离器;6,粗甲醇中间槽 分离器(3)。从甲醇分离器出来的液体甲醇减压至0.98,1.568MPa后送入粗甲醇中间槽(6)。由甲醇分离器出来的气体，压力降至30MPa左右，送循环压缩机以补充压力损失，使气体循环使用。
为避免惰性气体(N2、Ar及CH4)在反应系统中积累，在甲醇分离器后设有放空管，以维持循环气中惰性气体含量在15%,20%左右。
原料气分两路进入合成塔。一路经主线(主阀)由塔顶进入，并沿塔壁与内件之间的环隙流至塔底，再经塔内下部的热交换器预热后，进入分气盒;另一路经过副线(副阀)从塔底进入，不经热交换器而直接进入分气盒。在实际生产中可用副阀来调节催化层的温度，使H2和CO能在催化剂的活性温度范围内合成甲醇。
2(低压法合成甲醇工艺流程
低压工艺流程是指采用低温、低压和高活性铜基催化剂，在5MPa左右压力下，
-3所示。 由合成气合成甲醇的工艺流程，如图5
第五章 甲醇生产-3.2
图5-3 低压法甲醇合成的工艺流程
1,加热炉;2,转化炉;3,废热锅炉;4,加热器5,脱硫器;6，12，17，21，24,水冷器; 7,气液分离器;8,合成气压缩机;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,脱轻组分塔;18,分离塔;19，22,再沸塔;20,甲醇精馏塔;23,CO2吸收塔
天然气经加热炉(1)加热后，进入转化炉(2)发生部分氧化反应生成合成气，合成气经废热锅炉(3)和加热器(4)换热后，进入脱硫器(5)，脱硫后的合成气经水冷却和汽液分离器(7)，分离除去冷凝水后进入合成气三段离心式压缩机(8)，压缩至稍低于5MPa。从压缩机第三段出来的气体不经冷却，与分离器出来的循环气混合后，在循环压缩机(9)中压缩到稍高于5MPa的压力，进入合成塔(10)。循环压缩机为单段离心式压缩机，它与合成气压缩机一样都采用气轮机驱动。
合成塔顶尾气经转化后含CO2量稍高，在压缩机的二段后，将气体送入CO2吸收塔(23)，用K2CO3溶液吸收部分CO2，使合成气中CO2保持在适宜值。吸收了CO2的K2CO3溶液用蒸汽直接再生，然后循环使用。
合成塔中填充CuO-ZnO-Al2O3催化剂，于5MPa压力下操作。由于强烈的放热反应，必须迅速移出热量，流程中采用在催化剂层中直接加入冷原料的冷激法，保持温度在240,270?之间。经合成反应后，气体中含甲醇3.5%,4%(体积)，
送入加热器(11)以预热合成气，塔(10)釜部物料在水冷器(12)中冷却后进入分离器(13)。粗甲醇送中间槽(14)，未反应的气体返回循环压缩机(9)。为防止惰性气体的积累，把一部分循环气放空。
第五章 甲醇生产-3.2
粗甲醇中甲醇含量约80%，其余大部分是水。此外，还含有二甲醚及可溶性气体，称为轻馏分。水、酯、醛、酮、高级醇称为重馏分。以上混合物送往脱轻组
)，塔顶引出轻馏分，塔底物送甲醇精馏塔(20)，塔顶引出产品精甲醇，分塔(16
塔底为水，接近塔釜的某一塔板处引出含异丁醇等组分的杂醇油。产品精甲醇的纯度可达99.85%(质量)。
