水煤浆年产180万吨甲醇项目可行性研究报告

1 180 万吨 /年甲醇项目 可行性研究报告 2 生产规模及产品方案 产规模及产品方案 本项目作为 制油有限公司煤制烯烃项目 60 万吨 /年 醇装置公称生产规模为 180万吨 /年 ,5500吨 /日，年操作时间 8000 小时。 同时，本项目年副产硫磺 27072 吨。 品、副产品质量指标 1）甲醇 本项目产品甲醇除了满足 置对甲醇的质量要求外，同时要满足商品甲醇的需要。因此甲醇质量指标执行中华人民共和国国家标准工业甲醇（ 等品的要求。 中华人民共和国国家标准工业甲醇（ 项 目 指标 优等品 一等品 合格品 色度（钼 5 10 密度（ 20）， g/92 度范围（ 0， 101325, 程（包括 , 锰酸钾试验， 50 30 20 水溶液试验 澄清 - 水份含量， % 酸度（以 % 度（以 % 基化合物（以 发残渣含量， % 3 2）副产品硫磺 硫磺产品符合中华人民共和国国家标准（ 等品指标。 项 目 指标 优等品 一等品 合格品 硫， % 度（以 , % 份， % 份， % ， % 度 片状 片状 片状 4 工艺技术选择 料路线确定 甲醇是由一氧化碳与氢在催化 剂存在的情况下进行化学反应而制得。煤、焦炭、天然气、炼厂气、石脑油（轻油）、渣油（重油）、焦炉气和乙炔尾气等均可用来制造一氧化碳和氢（合成气），作为合成甲醇的原料。在甲醇生产装置中，合成气的制备，在装置总投资中占绝大部分（约为 60%），而甲醇的合成、粗甲醇的精馏以及公用工程等部分的投资所占比例较少，所以，甲醇生产原料路线的选择，主要是对合成气制备所用原料以及工艺路线的选择。甲醇生产装置各工序的投资比例见下表： 甲醇生产装置各工序投资比例表 序号 项 目 占总投资的比例 1 合成气制备（ 包括气化、净化、冷冻） 60% 2 甲醇合成 10% 3 甲醇精馏 10% 4 公用工程等 20% 选用生产甲醇合成气的原料，可以从原料储量、现有生产能力、原料价格、成本、投资费用与技术水平等进行综合考虑。 团万利煤矿地处鄂尔多斯市，矿区有丰富的煤炭资源，从储量和目前的生产能力上看，完全可满足合成甲醇所需合成气原料的需要。 以煤或天然气为原料制合成气的生产工艺都比较成熟，国内外都有大型工业化装置在运转。 国外大型甲醇装置大多采用以天然气为原料的生产路线，主 5 要原因除了一次性投资较低外，也与国外 的天然气价格低有关。比如沙特阿拉伯 1998 年的天然气价格为 / /罗斯的天然气价格在 /右。因此中东地区及俄罗斯以天然气为原料的大型甲醇生产装置甲醇成本较低，约在 100 120 美元之间。近年来，美国的天然气价格上涨幅度较大，由 /到 /2001 2002 年已先后关闭 340 万吨甲醇生产能力。一般认为，天然气价格高于 /甲醇成本大于 1100 元 /吨，已无竞争能力。与国外相比，我国以天然气为原料的甲醇厂由于规模 小（目前最大能力为 20 万吨 /年）、能耗高（一般为 1100 1260t，最高达 1770t 甲醇），其成本一般为 1300 1400 元 /吨。 2002 年我国进口 吨甲醇，到岸价全年平均为 元 /吨（折人民币 ），我国以天然气为原料的甲醇厂生产的甲醇在价格上无法与国外同类产品竞争。然而，以煤为原料的大型甲醇生产装置，则产品成本较低，且有成熟技术，可以与国外厂家相竞争。 本项目推荐以煤为原料生产甲醇的技术路线。 艺技术方案比较与选择 1） 气化工艺技术 a) 国外气化工艺技术概况 以煤为原料的气化方法主要有固定床和流化床、气流床等。 固定床气化技术 固定床气化技术在我国运用较广，较为先进的有鲁奇（ 6 气化技术。此技术经过英国煤气公司和鲁奇公司联合攻关，开发一种新炉型 , 变干粉排渣为熔融排渣，气化效率和气体成分有了很大改进，污染问题也有所改善。现有一台工业示范炉在德国运行，用于处理城市垃圾，所用原料为各种城市垃圾、废塑料和烟煤。但因气化温度变化不大，生成气中甲烷及氮气含量大，不宜做合成气；但其热值较高，用于做城市煤气较好。 流化床气化技术 流 化床气化技术主要有德国温克勒（ 化床粉煤气化技术。该技术压力较低，建有生产燃料气的装置，目前没有生产合成气的装置。 气流床气化技术 气流床气化技术有美国德士古气化（ 术和荷兰壳牌谢尔（ 煤加压气化技术。 b) 国内气化工艺技术概况 固定床气化 固定层间歇气化技术，该技术投资低，技术成熟，目前我国小氮肥、小甲醇厂 90%以上采用该工艺生产。 该技术气化效率低，单炉产气量少，常压间歇气化，吹风过程中放空气对环境污染严重，每吨合成氨的吹风放空气量达2800 3100 立方米。 该技术在国外已被淘汰。 国内固定床气化还有富氧连续气化技术，虽然该技术连续气化无吹风气排放，污染较少，但只能采用焦炭或无烟煤作原料， 7 原料价格高 ,且生成气中氮气含量高，不适合作合成甲醇的原料气。 流化床气化 国内流化床气化主要有中科院山西煤化学研究所开发的灰熔聚流化床粉煤气化技术 ， 该技术可用多种煤质作原料，如烟煤、焦炭、焦粉等，使用粉煤在 1100下气化，固体排渣，无废气排放。该技术工业示范装置已于 2001 年在陕西城固氮肥厂建成，小时耗煤量 4 。其煤种适应性广，操作温度约为 1000，反应压力为 )。气化炉是一个单段流化床，结构简单，可在流化床内一次实现煤的破粘、脱挥发份、气化、灰团聚及分离、焦油及酚类的裂解。带出细粉经除尘系统捕集后返回气化炉，再次参加反应，有利于碳利用率的进一步提高。产品气中不含焦油，含酚量低。碳转化率为 90%。主要的缺点是合成气中（ 2）为 68 72%，有效气体成分较低，其次是气化压力低、单炉产气量小。 恩德粉煤气化 恩德粉煤气化技术，在朝鲜有 30 多年的运行经验，适用于灰分不大于 40%的褐煤、长焰煤、不粘或弱粘结的煤粉（ 010气化剂采用蒸汽和富氧，富氧 分为两段加入气化炉，在常压下进行气化反应，反应温度为 10001100，固态排渣，无废气排放。气化炉无炉筚，空筒气化，操作可靠，气化炉运转率可达 92%。单炉产气量有 10000h， 20000h， 40000h 等。合成气（ 2）为 6265%， 2728%，其它为惰性组分。由于 8 气化剂为富氧，故合成气中氮气含量高，故此合成气适用于作为合成氨原料气。主要的缺点也是有效气体成分较低、且含氮高，气化压力低、单炉产气量小。 气流床气化 我国煤气化技术科研人员经过多年努力研究，开发出了 具有中国知识产权的煤气化技术，即华东理工大学会同鲁南化肥厂等单位合作开发的水煤浆四喷嘴撞击流气化技术，该技术氧耗、煤耗比德士古气化技术低，碳转化率可达 98，有效气体成分（ 83 85，这些指标均比德士古气化技术高。采用该技术建立的日处理煤量 20 吨的工业性试验装置已运转 400 小时以上，并经过 72 小时考核，取得了国家专利，经过科技部组织的评审与验收。德州恒升公司大氮肥国产化工程及兖矿集团年产 24 万吨甲醇项目均采用了该技术，现正在设计、建设中。由于该技术中试试验时间较短，大型装置未投产验证，有一定的 风险。气化炉烧嘴较多，停车检修或更换烧嘴时影响面较大，由于采用四喷嘴，需要配多台高压煤浆泵及相应管线和仪表控制系统，加之炉体加长，气化流程中增加了分离器等，投资与采用德士古水煤浆气化技术相比（计入德士古专利费后）略低。以日处理 750 吨煤的气化炉进行比较，初步估算投资费用差别如下： 9 德士古与四喷嘴炉投资比较 气化技术 德士古水煤浆 气化 水煤浆四喷嘴 撞击流气化 德士古炉 气化炉设备费（万元） 1 台 1 台 浆泵设备费 1 台 2 台 控仪表材 料费（万元） 1 套 4 套 他工程费（万元） 件费（万元） 1660 200 1460 合计（万元） 150 从上表可看出，水煤浆四喷嘴撞击流气化炉和典型的德士古水煤浆气化炉相比，硬件投资增加，但软件投资可节省，两者相抵，总投资相差不多，采用国内有自主知识产权的四喷嘴撞击流气化炉稍微低一点。但鉴于该炉型尚无工业运行的经验，加之事故和停车的几率增加，运行的可靠性较差，故本项目暂不推荐。 原化工部临潼化肥研究所（现西北化工研究院）早在 60 年代末就已开展水煤浆纯氧气化的研究， 70 年代初建立日处理 50 吨的气化装置。从水煤浆制备、纯氧气化、灰水处理等试验中取得工艺流程的优化，最终工艺条件的选择、设备材料的选择、自动控制，软件开发等一系列工程数据。本世纪初该院又开发了焦煤水加添加剂的混合煤浆气化技术，已成功地应用于油气化装置的改造，建有工业化装置，该技术已申请国家专利并获得批准，专利号 配合水煤浆气化的研究试验工作，洛阳材料研究所研究制成了水煤浆气化炉的耐火砖，原化工部化工机械研究所开发了二流道、三流道的烧嘴，重庆热工仪表研究所开发了适于水煤浆气化的测温度计等。 这一系列科研成果得到了化工部科技 10 司、国家科委的大力支持和技术鉴定，为今后我国水煤浆气化工程应用奠定了基础，也为工程设计提供了基础数裾。 c) 气化技术的选择 目前大型煤气化技术较为先进的有 煤浆气化， 定床加压气化。 国外大型气化技术比较表 项 目 统 ) 气化压力 化温度 1300 1400 1400 1600 850 单炉最大能力 吨煤 /天 500 2000 2000 600 气化炉型式 热壁式、单喷 嘴 冷壁炉、四喷嘴 热壁炉 进煤方式 水煤浆浓度 60%泵送 煤粉用氮气输送 粒度 90%99 90 有效成份（ 2） 较高 80% 高 90% 68% 净化气中惰性气含量 25%）。如果原料气硫含量偏低，整个装置出现低负荷运转，当低负荷于 25%时， 置便不能正 23 常运行，因 而总硫回收率受到影响。 加拿大 司的 回收工艺是一种亚露点 改变了常规 应的平衡条件，在低于硫的露点下操作，三级 化，硫回收率可达 99%，它不仅是一种硫回收方法，也是较好的尾气净化方法； 荷兰 司开发的超级克劳斯硫回收工艺，一改以往单纯增加转化级数来提高 方法，在两级普通克劳斯转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将 接氧化成元素硫，总回收率达 99%以上，在国内外已有多套工业装置。 第二类主要有国内的栲胶法，还有国外的 艺（空气资源公司开发）等。 栲胶法在国内合成氨厂已普遍使用，操作经验丰富，但设备数量多、投资大，且尚无用于高 量酸气先例。本项目酸气中 量较高，因此不适用此法。 工业化于 1976 年，该法流程简单。但容易起泡，引起堵塔等一系列操作问题，影响推广应用。 由于项目用煤为低硫煤，低温甲醇洗浓缩的 体浓度较低，故本项目采用 回收工艺技术。 4) 甲醇合成与精馏的工艺技术方案选择 a) 国外工艺技术概况 1923 年，德国 司在合成氨工业化的基础上，首先用 24 锌铝催化剂在高温高压的条件下，实现了由一氧化碳和氢合成甲醇的工业化生产，从此逐步淘汰了由木材干馏制甲醇的生产方法。由于工业合成甲醇成本低，产量大，促进了甲醇工业的迅猛发展。甲醇消费市场的扩大，又促使甲醇生产工艺不断改进，生产成本不断下降，生产规模日益增大。 1966 年，英国 司成功地实现了铜基催化剂的低压合成甲醇工艺，随后又实现了当时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同时德国 司也成功地开发了中低压合成甲醇工艺。 虽然由 成甲醇的工艺至今已有 80 年历史，尽管催化剂、工艺流程和主要设备的发展到现在已相当完善，但世界各国仍在不断地开发研究新型催化剂、新的合成工艺和新型反应器。目前甲醇的生产工艺路线主要是采用铜基催化剂的 压法、低压法及 压法、中压法和采用锌铬催化剂的高压法。二十世纪七十年代中期以后不但新建厂全部采用低压法，而且老厂扩建或改造也几乎都采用低压工艺。在今后一段时期内，高中压法将逐步由低压法取代。 对甲醇合成工艺来讲，甲醇合成反应器是其核心设备，甲醇合成反应器的形式基本决定了甲醇合成工艺的系统设置，在选择甲醇合成工艺中，要考虑 合成反应器的操作灵活性、操作灵敏性、催化剂的生产强度、操作维修的方便性、反应热的回收利用等因素，对于大型的单系列甲醇装置，还必须要考虑运输的方便性和可能性。 25 国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式： 段冷激型甲醇合成反应器 醇合成塔 (反应器 )为多段冷激型，其主要优点有： 单塔操作，生产能力大；控温方便；冷激采用菱形分布器专利技术，催化剂层上下贯通，催化剂装卸方便，因此得到普遍使用。 其主要缺点是：反应器因有部分气体与未反应气体之间的返混，催化剂空时产率不高，用量较大；仅能回收低品位热能。 该 技术在我国首先引进的厂家是四川维尼伦厂。 压甲醇合成工艺及反应器 压甲醇合成工艺采用列管式反应器， 催化剂装填在列管式固定床中，反应热供给壳程中的饱和锅炉水产生中压蒸汽，反应温度通过控制反应器壳程中饱和水的压力来调节，操作温度和压力分别为 250 260和 5 10成气由天然气、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法以及煤气化制取，它与循环气一起压缩，预热后进入反应器。 艺可以利用反应热副产压力较高的中压蒸汽。 压合成甲醇反应器的优点主要有： 合成 甲醇反应器催化剂床层内温度较为均匀，大部分床层温度在 250之间，温度变化小，催化剂使用寿命长，并允许原料气中含有较高的 准确、灵敏地控制反应温度，催化剂床层的温度可以通过调节蒸汽压力控制；回收的反应热位能高，热 26 量利用合理；反应器出口甲醇含量较高，催化剂利用率高；设备紧凑，开停车方便；合成反应过程中副反应少，故粗甲醇中杂质含量少，质量高。 其缺点是反应器结构较复杂。 国内齐鲁公司第二化肥厂首先引进该工艺。 新型反应器合成甲醇工艺 该工艺及反应器由日本 洋工程公司）开发成功，由外 筒、催化剂筐和许多垂直的沸水管组成，沸水管埋于催化床中。合成气由中心管进入，径向流过催化床，反应后气体汇集于催化剂筐与外筒之间的环形集流流道中，向上流动，由上部引出。反应热传给冷管内沸水使其蒸发成蒸汽。 该反应器床层压降小，气体循环所需动力大幅度减少，床层温度分布均匀，甲醇生成的浓度和速度可大幅度提高，反应温度容易控制，催化剂用量减少，反应器结构紧凑。我国泸州天然气化工厂年产 40 万吨的甲醇装置引进了此项技术。 壳 该反应器为 应器的改进型，由日本三菱公司开 发，该反应器是在管壳反应器的催化管内加一根冷管，用于预热原料气，其主要特点是： 一次通过的转化率高；可以高位能回收热量；在反应器中预热原料气，可以省去一个换热器。 向流甲醇合成反应器 27 合成系统由三台绝热操作的径向流反应器组成，反应器之间设置外部换热器移走热量，气体在床层中向心流动，该 反应器特点是：径向流动，压降较小，可增大空速，提高产量；可使用小粒径催化剂，提高粒内效率因子，提高宏观反应速度；可方便地增大生产规模，在直径不变的情况下，增加反应器高度，即可增大生产规模，单系列能力可达 2000 吨 /天以上。 温型甲醇合成反应器 温型甲醇合成反应器，其结构与高效螺旋盘管换热器相似，盘管内为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管内沸水移走，其反应器特点是： 基本上在等温下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调节床层温度 冷却盘管与气流间为错流，传热系数较大。 国外已有数套装置采用此种塔型。反应器的结构较复杂，制造费用高。 液相法甲醇合成反应器技术 1985 年， 司开发了以液相热载体和浆态床反应器为基础的液相甲醇合成新技术，即 术。铜催化剂颗粒悬浮在惰性液体中，比传统固定床反应器温度更易控制。现已在美国田纳西州建成 72a 工业实验装置。 由于液相合成中使用了热容高，导热系数大的惰性液体，可以使甲醇的合成反应在等温条件下进行，同时，由于分散在液相 28 介质中的催化剂的比表面积非常大，加速了反应过程，反应温度和压力也下降很多，该技术尚需要大型工程化的验证。 国外低压甲醇合成反应器发展趋势 适应单系列、大型化的要求（如 应器等）；以较高位能回收反应热，副产蒸汽（如 应器）；催化剂床层 温度易于控制，可灵活调节温度（如 床层内温度尽可能均温，以延长催化剂寿命（如 应器）；催化剂生产强度大，反应中 化率高（如 应器）；采用径向或轴径向流动，压降低（如 应器）； 结构简单紧凑，催化剂装卸方便（如 应器）；所选用的材料具有抗羰基化物生成的能力及抗氢脆的能力（如 应器）。 b) 国内工艺技术概况 国内在甲醇技术的开发和实现工业化的历史也有几十年，在甲醇合成催化剂的开发中，有多家单位开发成功，并用于工业化生产。在甲醇合成反应器的开发中，开发成功单套管及双套管反应器。在甲醇新型反应器的开发中，也有较大的技术突破，尤其是九十年代以后，有最大规模达到 58 万吨 /年的国内自主开发的甲醇新型反应器应用于工业化。 在甲醇合成整体工艺开发中，联醇工艺是我国甲醇合成工艺的富有特色的工艺，为解决当时国内甲醇需求作出了较大贡献，一大批联醇厂纷纷建成投产，从造气、脱硫脱碳、甲醇合成到精 29 馏等，解决了一大批技术难题。 近几年，在低压合成甲醇技术国产化方面取得了很大进展，南化、西 南化工研究院已成功地开发了 低压甲醇合成催化剂， 15 20 万吨 /年大型反应器国内已有制造经验。华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热 管壳外冷复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了鲁奇管壳式反应器的优点又克服了其缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资，但国内目前运行的最大装置为约 10 万吨 /年。采用“绝热 管壳外冷复合型”气固相催化反应器的 20 万吨 /年装置正在设计安装阶段。 国内杭州林达化工技术工程公司开发的低压均温合成甲醇反应器，在全部触媒床层中采用可自由伸缩活动的冷管，用管内冷气吸收 管外催化剂床层中的甲醇反应热，管内冷气与触媒层中反应气先后进行并流换热和逆流间接换热，触媒装填系数从 30%提高到 70%，因而相同直径反应器产能高，轴向温度差小，温度均匀，延长了触媒寿命，提高甲醇产量。本技术已用于哈尔滨气化厂 8 万吨 /年甲醇装置中，效果良好。但目前采用该反应器的最大装置 20 万吨 /年的渭河化肥厂甲醇装置尚处于设计阶段。 c) 甲醇合成工艺的比较与选择 本项目 180 万吨 /年甲醇装置是国内最大的甲醇生产装置，虽然有 20 万吨 /年的煤制甲醇装置在运行，但解决 180 万吨 /年甲醇合成塔的放大问题目前还无先例 ，存在较大的技术风险。目前国外的甲醇装置（单系列）生产能力一般在 40170 万吨 /年，整体效 30 益明显。另一方面，采用国外甲醇合成技术投资较大，设备制造周期长。同时考虑大件设备运输困难，无论采用何种技术，单台反应器均难以实现。 目前无论国内国外建设甲醇装置，大多采用低压法技术。低压法与中高压法相比，具有消耗定额低、能耗低、成本低、产品质量高等优点。在反应器方面有 段径向流动反应器，托普索三个并联激冷绝热径向流合成塔，三菱重工的管壳 些反应器比传统的低压合成法反应器具有转化率高、 反应器体积小、反应热移出更方便、床层压降小等优点。美国空气及化学制品公司（ 液相合成甲醇技术，尚需要大型工程装置的实践验证。 成反应器采用激冷式，设备结构简单、单系列生产能力大、投资小，其缺点是用原料气激冷控制温度，床层温度有波动时，循环比较大，操作费用高，需专设开工加热炉。 艺的能量回收系统最近也作了一系列改进，如利用低位能反应热预热锅炉给水，采用冷凝式蒸汽透平代替背压式透平机等。 成反应器，反应气转化率高，副反应少，系统对于反应热的回收和利用已经比较完善，操作费用低， 开工时不用设开工加热炉。但缺点是反应器结构较复杂，体积较大，运输困难。司为了实现甲醇装置的超大型化，还推出了两台反应器串联的流程，即气冷 系列甲醇能力可达 5000 吨 /天。 31 就目前应用最广、采用最多的合成甲醇技术是 术，这两种技术发展历史最长，积累的实践经验最多，在世界建厂也最多，拥有不同规模的甲醇合成装置，并且目前达到的单系列合成甲醇装置能力也最大。这两种工艺技术特点比较见下表： 甲醇 生产 方法比较表 项 目 合成压力 0 100 50 118 合成温度 225 250 230 270 催化剂组成 空收率 t/h 塔气 12 9 出塔气 6 7 5 6 循环气 /合成气 4:1 4:1 合成塔形式 管束式 激冷式 设备尺寸 设备紧凑 设备较大 合成开工设备 不设开工加热炉 要设开工加热炉 甲醇精制 三塔流程 两塔、三塔和四塔流程 艺甲醇合成塔，反应温度均匀，转化率 较高，反应副产物少，原料消耗低，副产物少，加上国外目前建设的大型 /超大型甲醇装置多采用 艺，大型装置工业化经验多，工艺成熟。 其次，就一台反应器和两台反应器来说， 司都可以提供。单按设备造价，一台反应器比两台反应器省，但其直径接近 5米，要采取特殊的运输方案，需要增加一笔可观的大件运输费，且建设时间延长。根据以上分析，考虑到合成塔的运输问题，本项目暂按 合成塔（气冷和管壳水冷）生产 180 万吨 /年甲 32 醇，采用双系统设计。至于两台反应器串联，即 合成塔（气冷和管壳水冷）还是两 台管壳式反应器并联，两者投资相差不多，因压缩机和控制方面的因素，前者略低。 d) 甲醇精馏工艺的选择 甲醇精馏工艺有三塔流程和两塔、 4+1 塔流程，其中三塔流程能耗是两塔流程的 60 70%。投资比两塔流程高 15%左右，产品纯度高；大型甲醇装置近年来多采用三塔流程。 本项目采用节能型三塔精馏工艺，双系列配置。 5) 空分装置 a) 国内外工艺技术概况 采用带增压膨胀机的分子筛流程及规整填料塔与全精馏制氩技术。 八十年代国内开发出了带增压膨胀机的分子筛流程空分设备（第五代），九十年代中期开发成功了采用规 整填料塔与全精馏制氩技术的新一代空分设备（第六代）。从九七年以后国内设计生产的 1000 ） /h 上的空分设备均采用了规整填料塔与全精馏制氩技术，采用这项技术后，对外压缩流程而言氧的提取率可达到 98 氩提取率可达 65 85%，能耗下降 10 13%以上，而且整个流程简单，操作方便、安全可靠、占地面积小，优势显而易见。 产品规格多样化，尤其是内压缩国内外已是一种发展趋势 九十年代中期以后，随着化工装置对空分产品的品种的要求， 33 大中型空分的高压内压缩流程已逐步占领市场，使用情况良好。内压 缩流程安全可靠，投资成本及运行成本相对较低，占地面积小。 采用计算机集散型自动化控制（ 对空分装置的整个工艺流程采用 制，具有合理调节产量，稳定操作，降低消耗，提高装置可靠性和降低运行费用的功能。使用计算机能检测瞬间大量工艺数据，并能自动调节设备工况，使产品产量、纯度、压力保持在设定的范围及指标内。 空分设备趋向大型化 随着大化肥、煤化工、石化、钢铁等大型工程项目的兴建和扩建，从降低投资费用，运行费用和方便管理等方面着眼，要求工程配套的空分设备也趋于大型化，国外最大的空分单机制氧能力已 达 100000 h 以上。目前国内已投运的宝钢 5# 空分单机制氧能力已达 70000h 等级。 优化成套设备配置方案，提高综合性能指标 空分设备系统复杂，配套机组多，为保证装置具有最优性价比，目前国际上一些著名的气体公司均采用择优选择，在全球范围进行大配套的做法。国内空分制造厂目前在这方面也已具有大量的实际操作经验，因而可以通过国内外众多渠道，择优选择配套设备，保证装置具有最优性价比。 b) 空分装置的选择 空分装置规模 34 本项目设计能力为年产甲醇 180 万吨，相应的氧气需要量为204421h。考虑煤种供应的变化和生产能力改变引起氧气消耗的波动，拟选择供氧能力在 56000 h 的空分装置四套。 空分装置流程的选择 空分装置的工艺流程采用分子筛预净化、增压透平膨胀机、全精馏提氩、氧氮产品内压缩等先进技术。 内压缩流程是现今国内外空分装置普遍采用的先进的工艺流程，内压缩流程具有以下几个主要优点： 由于用液氧泵取代了价格昂贵的氧气透平压缩机，可使投资降低； 液氧泵备品配件比氧压机的备品配件价格低，且运行安全可靠，易于操作，因而可使维护保养成本降低； 使用液氧泵内压缩后，可防止烃类 在冷凝蒸发器内聚集，因此安全性更好，装置也更可靠； 增压机可以和原料空压机合拼成为一个机组，因而占地减少、安装费用省、操作方便、控制简化。 内压缩空分流程分为空气循环（又称双泵流程）和氮气循环（又称单泵流程）。空气循环是用高压空气来复热高压液氧和高压液氮产品（根据需要），液氧、液氮根据需要用泵加压到所需压力；氮气循环流程是用高压氮气来复热高压液氧，用液氧泵压缩液氧达到所需压力，用氮压机压缩氮气达到所需压力。 单泵流程利用高压氮来使加压液氧汽化复热并回收其低温冷 35 量的缺点是：由于氮气的冷凝温度比空气低，氮气的潜 热比空气小，这意味着为汽化同样数量的加压液氧，需要被压缩的氮气量要比空气量更多，而且氮气的压力要高于空气的压力。由于被压缩的氮气来自冷箱。在冷箱里的氮气流路有压力损失，因此循环氮压机的吸入压力要低于相应的增压空气压缩机的吸入压力，这意味着氮压机的压缩比要大于增压空气压缩机的压缩比。因此，在同样规模的内压缩流程中，氮压机的尺寸要比增压空气压缩机的尺寸大，耗功也要高一些。另外循环氮气主要是作为吸收和转移低温冷量的一种载体，而空气则不仅完成了这种功能，还与精馏有机的结合了起来，并能使精馏过程更加有效。 目前，国内 外大型空分装置基本上采取增压透平膨胀或全低压透平膨胀、氮水预冷、分子筛吸附、内压缩（液氧）工艺流程。这样的装置已经工业化，并且在国内外的生产装置上应用多套。从技术上来说都是安全、可靠、先进、节能的。但是，相比之下采用中压膨胀循环，以中压空气绝热膨胀输出外功，带动透平增压机，可节省能耗。膨胀前后的空气产生焓降，可为空分装置提供一定的冷量。所以，本套空分装置选用全低压分子筛净化吸附、空气增压透平膨胀机制冷、全精馏无氢制氩、产品氧气内压缩、空气增压循环的工艺流程。目前大型化工行业空分装置多采用该工艺流程的空分装置 。 国内如杭州杭氧股份有限公司、开封空分设备有限公司等的大型空分设备制造公司在大型空分设备设计、加工制造中吸收、 36 引进国外技术，提高了自身的设计加工水平，在大型空分装置的设计加工上已有了成功的先例。如：德州 40000 h 空分即将开车、安庆、湖北 48000 h 空分已通过基础设计审查。 c) 空分装置特点 产品产量大； 气、液体的纯度要求高； 氧气产品压力高； 氮气产品品种多、按压力分有： 可提供不同压力等级的仪表空气、工厂空气。全厂设 统一的仪表空气和工厂空气管网。 供氧方式采用液氧由液氧泵加压至一定压力后，经高压换热器气化复热后、送出空分装置进入管网。 全厂需用的氮气 1、氮气 2、氮气 3 由空分装置提供，设统一的氮气管网。 d) 连续运转周期 连续运转周期不少于二年。 技术来源及引进意见 根据以上工艺技术路线的确定，主要技术来源及引进范围如下： 1）水煤浆气化 引进德士古工艺软件包及专利许可证，基础设计和详细设计 37 由国内完成；或采用国内多喷嘴水煤浆气化技术。 2）低温甲醇洗 购买 工艺软件包或基础工程设计， 详细设计由国内完成。 3）硫回收 采用 回收工艺技术，购买工艺软件包或基础工程设计，详细设计由国内完成。 4）甲醇合成 可研阶段暂按引进德国 司技术考虑，最终确定有待进一步的技术交流和谈判，建议引进范围如下： 引进工艺包和基础设计 引进专有设备如甲醇合成反应器 引进关键设备和材料 国内不能制造的其他设备和仪表。 5）甲醇精馏 设计，设备和材料全部依靠国内。 6）变换及热回收 全部技术立足国内。 7）空分装置 由国内合资空分设备制造厂成套供货。 38 主要操作条件 1） 磨煤机 煤称重进料机给料速率： 50t/h 磨煤机出口槽液位 63 磨煤机出口槽泵出口水煤浆流量： 56m3/h；温度： 50；压力：) 煤浆给料泵入口水煤浆压力： ) 水煤浆控制指标 水煤浆控制指标 浓度 60( 8目 100 密度 126014目 温度 38 粒度分布 40目 粘度 900325目 7 9 2）煤浆给料 泵和氧气 煤浆给料泵出口水煤浆流量 :95945kg/h；温度 : 50；压力 :) 空分来的纯氧流量 : 204421h；温度 : 37；压力 : ) 纯度 :3）气化炉 气化炉气化反应温度 :1300压力 : ) 气化炉洗涤冷却室出口合成气温度 :压力 : ) 39 气化炉支撑板温度： 250 气化炉表面热电偶温度： 295 气化炉与炉出口合成气压差： 嘴冷却水泵进出口压差： 锁斗与气化炉出口合成气压差 嘴冷却水气体分离器 析 0）碳洗塔 碳洗塔液位 :60% 碳洗塔出口合成气流量 : 600306h 温度 : ) 碳 洗塔出口合成气 1000洗塔出口合成气 (碳洗塔出口合成气 析 (碳洗塔出口合成气 (5) 变换炉 气量： 320020h（干基） 入口温度： 260，出口温度： 372 操作压力： 气比： 口 基）： 出口 基）： 6）酸性气体吸收塔 气量： 740247h（干基） 变换气入口温度： 出口温度： 40 操作压力： 甲醇： 930m3/h 7) 甲醇合成塔 入口新鲜气量： 517668h 入口循环气量： 2370000h 入口温度： 235，出口温度： 250 操作压力： 口甲醇： 出口甲醇： 8）循 环气压缩机 入口新鲜气： 517668h 入口循环气： 2370000h 入口温度： 40，入口压力： 缩机出口压力： 41 甲醇装置工艺流程 化 1) 煤浆制备 由煤运系统送来的原料煤（干）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，湿法磨煤无粉尘，操作环境好。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，并加入碱液调整煤浆的 。 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。 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 7 台棒磨机，单台磨机处理干煤量 43 53t/h，可满足 180 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 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 ，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。 42 2) 气化流程 a) 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： m/2 n/2H2+O+ 应在 G） 、 1350 1400下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成 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。 b) 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 43 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。 换 在本工段将气体中的 分变换成 本工段的化学反应 为变换反应，以下列方程式表示： 2O 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 55%）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，汽，温度降至 270之后 ，与另一部分未变换的粗水煤气（约为 45%）混合，一起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 44 洗吸收系统。 气液分离器分离出来的高温工艺冷凝液送气化工段碳洗塔。 气液分离器分离出来的低温冷凝液经汽提塔用高压闪蒸气和中压蒸汽汽提出溶解在水中的 送洗涤塔给料罐回收利用；汽提产生的酸性气体送往火炬。 低温甲醇洗 本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中 部硫化物、其它杂质和 1）吸收系统 本装置采用的吸收系统，用来 处理经过变换和热回收后的气体，经过甲醇吸收净化后的原料气，作为甲醇合成的新鲜气。 由变换来的变换气进入原料气一级冷却器、氨冷器、进入分离器，出分离器的变换气与循环高压闪蒸气混合后，喷入少量甲醇，以防止变换气中水蒸气冷却后结冰，然后进入原料气二级冷却器冷却至 20，进入变换气甲醇吸收塔，依次脱除 在 49出吸收塔，然后经二级原料气冷却器，一级原料气冷却器复热后去甲醇合成单元。净化气中 量小于 3%， 来自甲醇再生塔经冷却的甲醇 49从甲醇吸收塔顶进 入，吸收塔上段为 收段，甲醇液自上而下与气体逆流接触，脱除气体中 指标由甲醇循环量来控制。中间二次引出甲醇液用氨冷器冷却以降低由于溶解热造成的温升。在吸收塔下段， 45 引出的甲醇液大部分进入高压闪蒸器；另一部分溶液经氨冷器冷却后回流进入 收段以吸收变换气中的 塔底出来的含硫富液进入 缩塔。为减少 失，从高压闪蒸槽闪蒸出的气体加压后送至变换气二级冷却器前与变换气混合，以回收 未变换气的吸收流程同变换气的吸收流程。 2）溶液再生系统 从高压闪蒸器上 部和底部分别产生的无硫甲醇富液和含硫甲醇富液进入 缩塔，进行闪蒸汽提。甲醇富液采用低压氮气汽提。高压闪蒸器上部的无硫甲醇富液不含 塔上部进入，在塔顶部降压膨胀。高压闪蒸器下部的含硫甲醇富液从塔中部进入，塔底加入的氮气将 提出塔顶，然后经气提氮气冷却器回收冷量后，作为尾气高点放空。 富 醇液自 缩塔底出来后进热再生塔给料泵加压，甲醇贫液冷却器换热升温进甲醇再生塔顶部。甲醇中残存的 2S 由再沸器提供的热量进行热再生，混和气出塔顶经多级冷却分离，甲醇一级冷凝液回流，二 级冷凝液经换热进入缩塔底部。分离出的酸性气体去硫回收装置。 从原料气分离器和甲醇再生塔底出来的甲醇水溶液经泵加压后甲醇水分离器，通过蒸馏分离甲醇和水。甲醇水分离器由再沸器提供。塔顶出来的气体送到甲醇再生塔中部。塔底出来的甲醇含量小于 300废水送水煤浆制备工序或去全厂污水处理系 46 统。 3）氨压缩制冷 从净化各制冷点蒸发后的 氨进入氨液分离器，将气体中的液粒分离出来后进入离心式制冷压缩机一段进口压缩至冷凝温度对应的冷凝压力，然后进入氨冷凝器。气氨通过对冷却水放热冷凝成液体后，靠重力排入液氨 贮槽。液氨通过分配器送往各制冷设备。 4）硫回收 来自低温甲醇洗得富含硫化氢的酸性气体进 进行硫回收。酸性气体在进反应器前用反应器中产生的中压蒸汽预热，同时，这个系统还需要从外界补充一部分中压蒸汽来弥补硫化氢浓缩过程中对热量的需求。 硫化氢进行氧化反应所需氧气由空气风机提供。空气在进反应器前要在预热器中用中压蒸汽预热到一定的温度。空气的流量是根据酸性气体的流量和硫化氢在其中的浓度两个因素来确定。 经过预热后的酸性气体和空气，通过静态混合器混合后进入应器中，完成一个成硫反应。 应器由两个反应段组成。第一段的催化剂床层是不经过冷却的，这里主要是进行初始化的激活反应，第一段中较高的温度有利于反应的发生和进行。 第二段的催化剂床层是要经过冷却的。在催化剂床层上有内部冷却管来降低反应温度。冷却的催化剂有利于反应向生成硫的 47 方向发展，当向单质硫生成反应的方向得到加强时，硫化氢转化成硫的