某焦化公司10万吨甲醇方案.doc

某某焦化有限公司
10万吨/年甲醇工程

工艺技术方案

某工程有限公司
20 年 月

1 生产规模及产品方案
1.1 生产规模确定的原则
回收利用年产110万吨/年焦化装置放散焦炉煤气，以气定产。
焦化装置现放散焦炉煤气量为30000Nm3/h，可产精甲醇13.90t/h,年操作时间按8000小时设计，年产甲醇11.12万吨。
1.2 生产规模
甲醇装置规模：10万吨/年
年操作时为8000小时。
实际生产能力：11.12万吨/年
操作弹性范围为70~110%。
1.3 产品规格与质量指标
主产品：甲醇11.12万吨/年，产品质量达到GB338-2004优级等品，外观为无色透明液体，无特殊异臭气味。
副产品：杂醇1120吨/年；
驰放气：10720 Nm3/h,热值：~2400kcal/Nm3

表2-2 中华人民共和国工业甲醇标准GB338-2004
项 目
指 标
优等品
一等品
合格品
色度/Hazen单位（铂—钴色号） ≤
5
10
密度（20℃），g/cm3
0.791-0.792
0.791-0.793

沸程 (0℃，101.3kPa,在64.0℃~65.5℃范围内，包括64.6±0.1℃)/ ℃ ≤
64.0-65.5

0.8
1.0
1.5
高锰酸钾试验，min ≥
50
30
20
水混溶性试验
通过试验（1+3）
通过试验（1+9）
—
水的质量分数/% ≤
0.10
0.15
—
酸的质量分数(以HCOOH计)/% ≤
或碱的质量分数(以NH3计)/% ≤
0.0015
0.0002
0.0030
0.0008
0.0050
0.0015
羰基化合物含量(以CH2O计),% ≤
0.002
0.005
0.010
蒸发残渣的质量分数/% ≤
0.001
0.003
0.005
硫酸洗涤试验/Hazen单位（铂—钴色号） ≤
50
—
乙醇的质量分数/% ≤
供需双方协商
—

2 工艺技术方案
2.1 工艺技术方案的选择
2.1.1 工艺路线确定的原则
根据焦炉煤气组成以及甲醇合成对气体成分的要求，确定以下工艺生产路线。
由焦化装置来焦炉煤气首先进入焦炉气气柜，经缓冲稳压后压力约200mmH2O（g），进入焦炉气压缩机，经四级压缩增压至2.5MPa(g)后, 进入精脱硫装置，将气体中的总硫脱至0.1ppm以下。
由于焦炉气中甲烷含量可高达26%左右，采用纯氧催化部分氧化转化工艺将气体中的甲烷及少量多碳烃转化为合成甲醇的有用成份一氧化碳和氢，转化后的气体压力2.0MPa(g)，作为新鲜甲醇合成气进入合成气压缩工段。
合成气压缩机采用离心式二合一机组，电机驱动，新鲜合成气在压缩段压缩至5.5MPa(g)后，与来自甲醇合成工段的循环气在循环段混合，混合后的气体被压缩至6.0 MPa(g)，送入甲醇合成工段。
甲醇合成采用低压合成技术，生成的粗甲醇送至甲醇精馏工段。甲醇精馏采用三塔精馏流程生产精甲醇，并连续采出副产品杂醇。甲醇精馏工段设置有中间罐区，用于静置和贮存不合格的甲醇产品，合格的精甲醇和杂醇在甲醇罐区贮存和外运。
甲醇合成部分弛放气、闪蒸气和甲醇精馏不凝气均送往转化预热炉，用作燃料气，剩余弛放气送往开工锅炉燃烧，开工锅炉副产低压蒸汽，除本工段使用外，送往低压蒸汽管网。
为了保护甲醇罐区和甲醇精馏中间罐区的甲醇贮槽免受火灾的危害，在其附近设置泡沫站。
另外设置空压站，以保证各装置正常运行所需的仪表空气和工艺用气要求。
转化工段中需要纯氧供给气体转化，故本项目设置空分装置一套。
详见工艺装置方块流程和物料平衡表。
2.1.2 工艺技术方案的比较和选择
（1）焦炉气气柜
焦炉气气柜采用低压湿式螺旋气柜，容积均为20000m3，并分别设有进气和出气水封以防止煤气泄漏，操作压力为200mmH2O。
（2）焦炉气压缩和合成气压缩
气体压缩机可供选择的型式有往复式和离心式两种，往复式压缩机气体流速低，损失小，压力范围广，适用于中、小流量场合，操作方便，技术成熟，对气体质量要求宽松，投资也较低。缺点是外形尺寸及重量大，结构复杂，易损件多，排气脉冲性大，进出口必须安装缓冲器，附属设备多。离心式压缩机气流速度高，损失大，适用于中、低压力，大流量场合，流量和出口压力变化由性能曲线决定，若进口气量小于规定进气量的最小值则发生喘振而无法运行，且会造成机件的损坏，另外，轴振动轴位移对机组的正常运行也会产生很大的影响，因此对气体的洁净度要求较高，操作时需严格控制各指标。但离心式压缩机外形尺寸和重量小，结构简单，易损件少，可不考虑备机，可由汽轮机驱动，节省电力消耗，排气均匀无脉冲，采用干气密封时，气体没有油污，虽然一次投资较高，但运行费用低。
在本甲醇生产工艺中，鉴于焦炉气流量不是很大，且杂质和尘含量较高的实际情况，在气体净化前的焦炉气压缩机选用往复式压缩机，由电机驱动，焦炉气压缩机设置三台，二开一备。合成气压缩机处理气量较大，气体洁净度高，选用一台离心式二合一机组，用电机驱动，可不考虑备机。
（3）精脱硫
精脱硫装置要将焦炉气中所含的各种形态的硫脱除至0.1ppm以下，以满足转化装置的转化触媒、甲醇合成触媒对硫的要求。湿法脱硫后焦炉气中含H2S 20mg/ Nm3, 有机硫250mg/ Nm3左右。由于焦炉气中的有机硫形态比较复杂，本装置采用两次加氢转化两次脱除的干法流程。加氢转化需在较高温度（300~400℃）下操作，为避免化工装置中忌讳的冷热病，采用加氢转化后中温干法脱除。
目前，干法脱硫随着脱硫剂的研究和开发，已有很多种成熟的脱硫方法，如钴钼加氢串氧化锌工艺，铁钼加氢串中温脱除法，以及湖北所的“夹心饼”工艺等。
湖北所的“夹心饼”工艺近年来在不少生产厂家应用，对于脱除气体中的有机硫和无机硫都收到了很好的效果，但未见在焦炉气脱硫中使用过，对焦炉气中噻吩的脱除没有生产实践。
铁钼加氢串中温脱除法在用焦炉气制合成氨工艺中已运行多年效果良好，本装置选择此方法，并采用二级加氢，二级脱除，最后用氧化锌把关的工艺，以确保总硫≤0.1ppm。
（4）转化
目前，工业上普遍采用的甲烷转化方法主要有蒸气转化法和催化部分氧化法。甲烷蒸汽转化为吸热反应，需采用外热式炉型，设备材质要求高，价格昂贵，通常用于甲烷含量高的天然气转化。催化部分氧化法又分常压催化部分氧化和加压催化部分氧化。这两种方法均能达到很好的转化率。但常压法由于气体体积大，且转化后气体体积增大，使得压缩功增加；另外，对于甲烷含量较高的气体，若混合不好可能会造成析碳。为此本工程推荐采用加压催化部分氧化法，此工艺已在云南曲靖炼焦制气厂等的焦炉气转化中成功运行，效果良好，转化率稳定。该流程具有以下特点：
a. 烃类和蒸汽利用内热进行转化反应，热效率较高。
b. 设备结构简单，材质便宜。
c. 不析出碳黑，可不另设置过滤等清除炭黑的装置。
（5）甲醇合成
甲醇合成工艺按压力分类可分为高压、中压、低压法。高压法是在30MPa,300~380℃操作压力下合成甲醇，其特点是技术成熟，但投资和生产成本较高，产品质量差，设备制造难度大，已逐渐被淘汰。中压法的合成压力为10MPa左右，操作温度200~300℃，使用Cu-Zn-AL系催化剂。中压法比高压法优越，主要表现在能耗低，粗甲醇产品质量高，设备易制造，投资相对较低。
低压合成法是目前国内外普遍采用的方法，几种主要的低压法工艺过程大致相同，技术都比较成熟，主要在于各种工艺所采用的反应器不同，反应热回收的方式不同。低压法中以英国I.C.I、德国Lurgi技术使用最早，此外还有丹麦托普索径向流动甲醇合成反应器、德国林德等温反应器、日本东洋公司的MRF多段径向流动甲醇合成反应器等。
我国于七十年代和八十年代先后引进I.C.I和Lurgi工艺技术，兴建了低压法甲醇生产装置，经过多年消化吸收已掌握了低压甲醇合成工艺，实现了甲醇反应器制造国产化。我国设计的甲醇反应器主要是管壳式等温反应器和杭州林达公司设计的JW型气冷式低压甲醇合成塔，已应用于多家厂家，技术都很成熟，但各有优劣，现把两种塔型对比如下：
管壳式反应器触媒装在反应管内，壳程为沸腾热水，利用反应热副产蒸汽，由于水汽化潜热大，移热效果好。反应温度易控制，径向温差5℃左右，轴向除反应器入口外几乎没有温差，因此不会由于超温而对触媒造成损害，且降低了副产物的生成。该反应器开工简便，不需要使用开工电加热器。管壳式反应器的缺点是：反应器结构复杂，催化剂装填系数低，设备制造难度大，反应管材质要求较高，因此投资也较大。
JW型合成塔最初用于氨合成塔和联醇装置的甲醇合成塔，哈尔滨气化厂低压合成甲醇装置进行改造时首次采用了JW型合成塔，效果比较满意。该反应器触媒床层内埋冷管，触媒同平面温差10℃左右，轴向温差20℃以内，结构简单，制造及维修方便，材料普通，完全实现了国产化，因此价格便宜。但该反应器由于冷管效应，部分催化剂活性较低，与管壳式反应器相比，在相同条件下催化剂装填量较多。JW型合成塔控制复杂，共有18个温度点进行灵敏点控制，通过内部换热和加入冷激气调节温度，醇净值没有管壳式反应器醇净值高。如果原料气成份偏离设计值稍大，床层温度的均温性就难以保证。
本工程原料气主要为焦炉煤气，气体成份和气量根据配煤比例波动较大，装置操作弹性范围广，本着技术先进可靠、操作方便稳定、适应性强和节能的原则，最终确定选用管壳式反应器。
（6）甲醇精馏
粗甲醇精馏流程是根据对产品甲醇不同的质量要求而定的，一般可分为单塔、双塔以及三塔流程。如果产品为燃料级甲醇时，可采用较简单的单塔流程，如果要想获得质量较高的甲醇时，常采用双塔流程。从节能的观点出发，还可采用三塔流程。三塔流程与双塔流程的区别在于三塔流程采用两个主精馏塔，第一主精馏塔加压操作，第二主精馏塔于常压下操作，利用加压塔的塔顶蒸汽冷凝热作为第二主精馏再沸器的加热源。这样不仅节省了加热蒸汽，而且也节省了冷却水，有效地利用了能量，通常三塔流程比双塔流程热能消耗降低30~40%。当然三塔精馏需要压力较高的蒸汽作热源，投资较大。本工程从节能降耗的原则出发，选用了三塔精馏流程。
（7）甲醇罐区
本装置为甲醇和杂醇的成品罐区。甲醇公称生产能力为10万吨/年精甲醇，实际精甲醇产量为11.12万吨/年,杂醇产量为1120吨/年。年操作时间为8000小时。甲醇按30天贮量，汽车装车设计；设置2个常压甲醇内浮顶罐，以减少物料的挥发，每个的公称容积为5000m3。杂醇按30天贮量，汽车装车设计；设置一个固定顶杂醇贮槽，采用呼吸阀减少贮槽气体的排放，公称容积为100m3。
（8）泡沫站
本泡沫站为保护甲醇罐区和甲醇精馏中间罐区的甲醇贮槽而设计。采用高压消防水。
系统组成：压力式（胶囊）泡沫比例混合装置、泡沫环管及泡沫栓。
（9）空压站
空压站的主要任务是为全厂气动仪表提供无油、无尘、露点为-40℃的仪表空气约900Nm3/h。
设计满足上述气量及质量要求的空压机有活塞式和螺杆式，活塞式空压机虽一次投资略低，但易损件多，运行中故障率高，故不推荐采用。螺杆式压缩机运行平稳，易损件少，且代表了当今动力用空气压缩机的发展趋势，故本设计推荐选用螺杆式空气压缩机二台，一开一备，单台打气能力20m3/min,排气压力0.8MPa(g)。压缩后的空气大部分经无热再生空气干燥装置净化，成品气露点-40℃，最大含油量≤0.1ppm，最大固体粒子≤0.1μm, 最大含尘浓度≤1mg/m3,可满足全厂仪表空气用气露点及含尘、含油量的质量要求。经仪表空气储气罐缓冲、稳压后，送仪表用户使用。在保证仪表用气的情况下，从压缩机送出的一小部分压缩空气去工艺空气储气罐贮存，为间断用气的用户供气。若工艺空气用气量大时，则开启空气压缩机备机为其供气。不另设压缩机。
（10）空分
空分的主要任务是为转化装置提供压力为2.6MPa(g),气量5781.0Nm3/h,纯度为99.6%氧气，以及开车吹扫、置换、触媒升温还原提供压力为0.7MPa(g),气量12000Nm3/h, 纯度为99.99%的氮气。
目前工业上用于空气分离制取氧气和氮气的方法主要为深冷技术和变压吸附技术等。
深冷空分装置是通过人工制冷的方法使空气液化，然后根据各组分沸点的不同，在精馏塔内进行精馏获得氧、氮的装置。具有以下特点：生产能力较大，目前国内空分装置的最大能力为20000Nm3/h氧气；产品纯度高，氧气的纯度能达到99.6%，氮气的纯度能达到99.999%；产品种类多，能同时生产氧气和氮气，需要时还可制取稀有气体。
变压吸附装置是利用吸附对气体混合物中各组分的吸附能力随着压力的变化而呈现差异的特性，对混合气中不同气体组分进行选择性吸附，实现不同气体分离的装置。具有工艺简单每套设备数量少，操作方便，装置开停十分方便等优点，但产品单一，不能同时生产氧气，又生产氮气，产品纯度较低，制氧装置最高能达到93%的纯度，且生产能力低，目前国内变压吸附制氧装置的最大生产能力为1300Nm3/h。
根据本工程氧气和氮气用量及纯度的要求，宜采用深冷空分装置。因此，选用KDON-6000/12000型空分设备一套。
2.2 工艺流程和消耗定额
2.2.1气柜和焦炉气压缩
（1）工艺流程简述
从焦化厂来焦炉煤气经进气水封进入焦炉气气柜，气柜操作压力为200mmH2O,焦炉气经缓冲稳压后再经出气水封进入焦炉气压缩工段。经焦炉气压缩机四级压缩后，气体压力为2.5MPa(g)，经缓冲、冷却后，气体温度降至40℃，在分离器中分离掉水分后由总管送往转化工段预热，然后送往精脱硫。
（2）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
循环水
0.4MPa(g)
32℃ Δt=10℃
t
63.17
878
7024000
连续
2
电
10000V
kW·h
357.7
4972
39.78X106
连续
3
电
380V
kW·h
5.04
70
560000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.2 精脱硫
（1）工艺流程简述
来自焦炉气压缩的压力2.5MPa(g)，温度40℃的焦炉气经过滤器和预脱硫槽滤去油雾和脱除无机硫后送至转化装置利用余热提温到约300℃。提温后的气体经一级铁钼加氢预转化器、一级铁钼加氢转化器，气体中的有机硫在此转化为无机硫，另外，气体中的氧也在此与氢反应生成水，不饱和烃加氢成为饱和烃。加氢后的气体总硫约260mg/ Nm3,进入中温脱硫槽，脱去绝大部分的无机硫。之后再经过二级铁钼加氢转化器将残余的有机硫进行转化，再经中温氧化锌脱硫槽把关，使气体中的总硫达到0.1ppm。出氧化锌脱硫槽的气体压力约为2.3MPa(g)，温度约为380℃送往转化装置。
装置中设置中温脱硫槽三台，操作时可串可并，正常操作时两串一备。氧化锌脱硫槽为两台，正常操作时两台串联，单台需要更换触媒时，短时单台操作。开车时或更换新触媒后，中温氧化铁脱硫剂需要升温还原，一级铁钼加氢催化剂和二级铁钼加氢催化剂均需要升温硫化还原。升温气体通过升温炉来加热，升温炉用燃料气作热源。
（2）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
加氢催化剂
JT-8型
kg
0.181
2.515
20121

2
中温氧化铁脱硫剂
ф4X5~15
kg
2.75
38.20
305572

3
中温氧化锌脱硫剂
ф5X5~15
kg
0.115
1.60
12754

4
活性碳
ф2~4
kg
0.119
1.657
13259

5
吸油剂
ф6~8
kg
0.172
2.39
19093

6
脱氯剂

kg
0.0137
0.19
1522

注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.3 转化
（1）工艺流程简述
来自焦炉气压缩的焦炉气，流量30000Nm3/h,压力2.5MPa(g)，温度40℃，甲烷含量约26%。初步脱除油污和无机硫后，经焦炉气初预热器加热至约300℃后，再送往精脱硫工段进一步脱除有机硫和无机硫。
脱硫后的焦炉气，压力2.3MPa(g)，温度380℃返回转化工段。为甲烷转化反应的需要，同时为防止焦炉气在高温下析碳，在焦炉气中加入3.0MPa(g)的饱和蒸汽，蒸汽流量根据焦炉气的流量来调节。加入蒸汽后的焦炉气经焦炉气预热器加热至520℃后，再经预热炉预热至660℃进入转化炉上部。预热炉用燃料气作为热源。
来自空分的氧气，温度100℃，压力约2.6MPa(g)，加入过热蒸汽后进入转化炉上部，氧气流量根据转化炉出口温度和焦炉气流量来调节。
焦炉气和氧气分别进入转化炉上部后立即进行氧化反应放出热量，并很快进入催化床层，进行以下反应：
2H2+O2=2H2O+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）式达到平衡，转化气由转化炉底部引出，温度950~960℃, 压力约2.2MPa(g)，甲烷含量约0.8%（干基）。先进入废热锅炉回收热量副产蒸汽，转化气温度降为540℃，然后经焦炉气预热器加热入炉焦炉气和蒸汽，温度降为370℃，再进入焦炉气初预 热器加热原料焦炉气，温度降至270℃后，经锅炉给水预热器、脱盐水预热器和变频空冷器进一步回收反应热后，转化气温度降至40℃，经气液分离器分离工艺冷凝液后，进入氧化锌脱硫槽，为进入甲醇合成的气体作最后把关。出氧化锌脱硫槽的转化气，压力约2.0MPa(g)，送往合成气压缩工段。
来自锅炉房的锅炉给水，温度105℃，压力约4.1MPa(g)，在锅炉给水预热器中用转化气加热至200℃，经废热锅炉的汽包进入废热锅炉，生产中压蒸汽。废热锅炉所生产的蒸汽除供给本工段用汽外，富裕蒸汽送往蒸汽管网。
来自甲醇精馏工段的闪蒸气与不凝气经燃料混和器混合后，进入预热炉底部，与空气鼓风机送来的空气混合后燃烧，为焦炉气和氧气预热提供热量。
（2）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
氧气

Nm3
415.90
5781.0
46.25X106
连续
2
燃料气

Nm3
239.28
3326
26.61X106
连续
3
氧化锌脱硫剂

kg
0.056
0.778
6226

4
脱氯剂

kg
0.0114
0.158
1262

5
热保护催化剂

kg
0.0227
0.315
2520

6
转化催化剂

kg
0.0927
1.288
10300

7
脱盐水
0.3MPa(g)
40℃
t
0.309
4.3
34400
连续
8
锅炉给水
4.2MPa(g)
105℃
t
2.39
33.2
265600
连续
9
蒸汽
3.0MPa(g)
235℃
t
-0.309
-4.3
-34400
连续
10
电
380V
kW·h
15.97
222
1776000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.4合成气压缩
（1）工艺流程简述
来自转化工段的转化气，温度40℃，压力2.1MPa(A),进入合成气压缩机压缩段，压缩至5.6MPa(A)，然后进入循环段与来自甲醇合成的循环气混合，压缩至6.1MPa(A)。压缩机出口合成气送至甲醇合成。
合成气压缩机采用电机驱动。
（2）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
循环水
0.4MPa(g)
32℃ Δt=10℃
t
37.77
525
4200000
连续
2
电
380V
kW·h
2.59
36
288000
连续
3
电
10000V
kW·h
265.11
3685
29.48X106
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.5甲醇合成
（1）工艺流程简述
来自合成气压缩的合成气，经气气换热器预热到220℃左右，进入甲醇合成塔，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
8CO+17H2=C8H18+8H2O 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，利用反应热副产蒸汽。合成塔出口气进气气换热器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95℃，经蒸发式水冷器冷却到40℃后，进入甲醇分离器进行气液分离。出甲醇分离器气体大部分作为循环气去合成气压缩机增压并补充新鲜气，一小部分作为弛放气，进入洗醇塔底部，与塔顶喷淋下来的水逆流接触，气体中的甲醇溶解在水中，形成稀醇水从塔底排出。从洗醇塔顶出来的气体，压力约5.5MPa(g),经调节阀减压至0.2MPa(g),一部分送往转化装置作燃料气，其余去焦炉燃烧。
甲醇分离器底部出来的粗甲醇减压至0.7MPa(g)后送入甲醇精馏工段粗甲醇缓冲槽。洗醇塔底出来的稀醇水也送往甲醇精馏粗甲醇缓冲槽。
甲醇合成塔壳侧出来的汽液混合物经上升管进入汽包进行汽液分离，分离下的水返回合成塔，蒸汽则进入蒸汽管网。
为了保证锅炉水质量，从汽包定期排放锅炉污水，同时向汽包内加入少量磷酸盐溶液以改善锅炉水的水质。
（2）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
新鲜气

NM3
3390
47116
3.77X108
连续
2
软水
0.4MPa(g)40℃
t
1.12
15.5
124000
连续
3
锅炉给水
4.1MPa(g) 200℃
t
0.91
12.6
100800
连续
4
蒸汽
2.5~3.9MPa(g)
215~250℃
t
-0.86
-12.0
-96000
连续
5
蒸汽
3.43MPa(A)
435℃
t
0.0045
3.0
500
开车时用
6
电
380V
kW·h
9.42
131
1048000
连续
7
合成催化剂
C307
kg
0.204
2.83
22630

8
Na3PO4·12H2O
纯度>92%
kg
0.024
0.336
2688

注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.6甲醇精馏
（1）工艺流程简述
从甲醇合成工段来的粗甲醇和稀醇水，温度40℃，压力0.7MPa(g) ，流量为16592kg/h，进入粗甲醇缓冲槽，将溶解在其中的气体释放出来，产生的贮罐气送转化预热炉燃烧，闪蒸槽出来的粗甲醇，经粗甲醇预热器预热后，进入预精馏塔。
为中和预塔塔底的少量酸，用碱液泵向预塔内加入少量的5~10%的NaOH溶液约28 kg/h。
从预塔塔顶出来的气体温度75℃，压力0.05MPa(g)，经预塔冷凝器I和五合一冷却器 ，用蒸发式空气冷却器分级冷凝后，温度降到40℃，冷凝下来的甲醇溶液收集在预塔回流槽内，通过预塔回流泵加压后，从预塔的塔顶进入到预塔内，预塔再沸器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。五合一冷却器中预塔塔顶不凝气经气液分离器分离后，不凝气 、预塔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，用软水吸收回收甲醇后送至转化工段作为燃料燃烧。回收的甲醇液自流入地下槽内。气液分离器分离出的甲醇液经分析自流到预塔回流槽内或杂醇贮槽内。
从预塔塔底出来脱除轻组分后的预后甲醇，温度为85℃，用预后甲醇泵抽出，送入加压精馏塔，加压精馏塔的操作压力为0.6MPa(g)，塔底有再沸器加热，使塔底料液维持在135℃，从甲醇加压塔塔顶出口的甲醇蒸汽在常压塔再沸器中冷凝，释放的热用来加热常压塔中的物料。常压塔再沸器出口的甲醇冷凝液一部分由加压塔回流泵经回流槽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冷却，再经五合一冷却器冷却到大约40℃，送往精甲醇中间槽。控制加压塔的液面使过剩的产物在135℃下进入常压塔，常压塔底部产物在107℃和0.03MPa(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℃，在常压塔顶冷凝器中靠空气冷却到60℃后送到常压塔回流槽，在流量控制下，再用常压塔回流泵将回流液送回塔顶，其余部分经五合一冷却器冷却到大约40℃，作为精甲醇产品送入精甲醇中间槽。精甲醇中间槽的甲醇产品经分析合格后，通过精甲醇泵送入到成品罐区贮存。常压塔底的产物是水，含有微量的甲醇和高沸点杂质。为防止高沸点的杂醇混入到精甲醇产品中，在常压塔的下部有杂醇采出，温度约85℃，压力约0.035MPa(g)，经五合一冷却器冷却到大约40℃后，靠静压送到杂醇贮槽，再通过杂醇泵送到成品罐区贮存。
从常压塔底部排出的废水温度111℃，压力约0.045MPa(g)，经五合一冷却器将甲醇残液冷却到40℃后，由残液泵送往焦化厂水处理装置进行废水处理。
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。
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）原材料及动力消耗定额
原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
软水
0.2MPa(g)
40℃
t
1.33
18.5
148000
连续
2
固碱
纯NaOH
kg
0.101
1.4
11200
连续
3
蒸汽
0.5MPa(g)
158℃
t
1.295
18.0
144000
连续
4
电
380V
kW·h
15.97
222
1776000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.7 甲醇罐区
（1）工艺流程简述
甲醇贮运：由甲醇精馏工段送来的甲醇和杂醇分别进入甲醇贮槽和杂醇贮槽，需要时用泵通过各自装车鹤管装汽车外售。
（2）原材料及动力消耗定额原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
电
380V
kW·h
3.74
52
416000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.8 泡沫站
（1）工艺流程简述
压力式（胶囊）泡沫比例混合装置是一种正压式胶囊泡沫比例混合装置。由储罐、胶囊、比例混合器、进出水管、送排液管、排气管、液位显示计和控制阀门等部件组成。当压力水流经比例混合器时，泡沫药剂与水按比例自动混合，产生的泡沫混合液经管道送往贮槽上的泡沫发生器或经泡沫栓连接泡沫枪发泡进行灭火。
2.2.9 空压站
（1）工艺流程简述
空气自大气吸入，经螺杆空气压缩机压缩后，其压力达到0.8MPa(g),冷却后温度约为40℃，压缩后的大部分空气进入无热再生空气干燥器，在这里空气中的灰尘和水份被吸附，达到露点-40℃，符合质量要求的空气，经仪表空气储气罐缓冲、稳压后由外管去仪表空气用户。压缩后的小部分空气经工艺空气储气罐贮存，需要时，由管道输送至使用工段。
（2）原材料及动力消耗定额原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
循环水
0.4MPa(g)
32℃
t
2.01
28
224000
连续
2
电
380V
kW·h
15.97
222
1776000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.2.10 空分
（1）工艺流程简述
本装置采用目前较为先进的分子筛纯化增压流程，空气经自洁式过滤器除去杂质进入透平压缩机被压缩至0.6MPa(g)左右，通过空气冷却塔被经污氮冷却后的水及制冷机组来的冷水二次冷却。冷却至约10℃左右进入分子筛纯化器除去空气中水份、二氧化碳及乙炔等杂质使空气得到净化，由于分子筛吸附热之故，空气被复热至11~12℃，然后分二路入分馏塔，一路是绝大部分空气进入分馏塔中主换热器被返流气冷却至-172℃（其中有一小部分被液化）进入下塔底部，而另一路空气经过增压机增压至0.8~0.9MPa(g),经冷却后进入主换热器被冷却至-108℃左右，再从主换热器中部抽出去透平膨胀机膨胀至0.14MPa(g)左右，以-165℃温度进入上塔进行精馏，得产品氧气和氮气，部分污氮作为再生分子筛使用，出塔后的氧气和氮气压缩至所需压力后送往用户。
（2）原材料及动力消耗定额原材料、动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量
序号
名称
规格
单位
消耗定额
消耗量
备注
每小时
每年
1
循环水
0.4MPa(g)
32℃
t
56.33
730
5840000
连续
2
电
10000V
kW·h
312.35
4048
32384000
连续
3
电
380V
kW·h
45.29
587
4696000
连续
注：消耗定额以吨精甲醇产品计
2.3 主要设备的选则
2.3.1 焦炉气气柜
焦炉气气柜采用低压湿式螺旋气柜，容积均为20000m3，操作压力为200mmH2O。气体停留时间约40分钟。
2.3.2 焦炉气压缩
焦炉气压缩机按流程选用性能稳定、操作方便的往复式压缩机三台及其配套的辅助设备，二开一备。单机正常排气量为15000Nm3/h，最大16500Nm3/h，四级排气压力2.5MPa(g)。采用对称平衡型六列四级压缩，该压缩机技术成熟，对称平衡型压缩机惯性力可以完全平衡，同时由于相对两列活塞力相反，能相互抵消，减少了主轴颈和主轴承之间的磨损。
2.3.3 精脱硫
焦炉气中硫形态复杂，且无机硫和有机硫含量都较高，因此设置预脱除、加氢转化、脱除、再加氢转化、再脱除的脱硫工艺，选用的主要设备如下：
（1）过滤器：一台，内径 ф2600，内装吸油剂，装填量31.82m3。
（2）预脱硫槽：一台，内径 ф2600，内装活性碳脱硫剂，装填量31.82m3。
（3）一级加氢转化器：一台，内径 ф2300，内装JT-8型铁钼加氢催化剂，催化剂装填量29.1m3，分两层装填，每层高度3.5m。
（4）中温脱硫槽：三台，二开一备，内径 ф2900，内装中温氧化铁，每台装填量56.6m3，触媒更换周期为4000小时。
（5）二级加氢转化器：一台，内径 ф1900，内装JT-8型铁钼加氢催化剂，催化剂装填量18.7 m3，分两层装填，每层高度3.3m。
（6）氧化锌脱硫槽：两台串连操作，内径 ф1900，内装中温氧化锌脱硫剂和脱氯剂，氧化锌装填量21 .26m3，脱氯剂装填量3.04 m3。
2.3.4 转化
转化的主要设备为转化炉和预热炉。
（1）转化炉：采用内部衬里加外部水夹套结构，保持承压壳体壁温在耐火衬里出现问题的情况下不超温。氧气、蒸汽与焦炉气采用混合器结构，使气体混合更均匀，有利于气体转化。其规格为：
内径ф2200，H≈18580mm
内装Z-205耐热催化剂和Z-204转化催化剂，催化剂装填量22.42m3,催化剂床层高度5.9米。
（2）预热炉：采用立式圆筒型加热炉。其规格为：
内径ф5000，H≈18000mm
内有ф108X6加热管，总换热面积~350m2。
2.3.5合成气压缩
选用新鲜气和循环气联合压缩的二合一机组，由电机驱动。主要性能参数如下：
合成气压缩机 一台
轴功率 正常3685kW，最大4055kW
电机 一台
额定功率 4500kW
2.3.6 甲醇合成
甲醇合成的主要设备为甲醇合成塔，选择操作稳定、易于控制的管壳式甲醇合成塔，管内装触煤，管外为沸腾水。具体参数如下：。
甲醇合成塔 一台
反应管 φ38X2X6000
触媒装填量 26.4m3
塔径 φ3400mm
塔高 ~15000mm
2.3.7甲醇精馏
甲醇精馏的主要设备为预精馏塔、加压塔和常压塔。这三个塔是精馏装置的核心设备。
塔设备分为板式塔和填料塔两大类，近年来由于新型填料的出现，填料塔的应用逐渐增多，但对于常压或加压物系，特别是大塔径、多侧线的气液传质设备，目前仍以板式塔为主。为节省投资，降低塔的高度，提高操作弹性。目前预精馏塔、加压塔和常压塔选用复合塔盘的逐渐增多。且在工业上已得到应用，取得了良好的效果。本次设计三塔均按复合塔盘考虑。
预精馏塔： ф1400 H≈29000
加压塔： ф1600 H≈32000
常压塔： ф2000 H≈47000
2.3.8 甲醇罐区
主要设备为二台甲醇贮槽和杂醇贮槽。甲醇贮槽选用常压内浮顶罐，以减少物料的挥发。按30天贮量考虑，设置2个，每个的公称容积为5000m3。杂醇贮槽选用1个固定顶贮槽，采用呼吸阀减少贮槽气体的排放，按30天贮量设计，公称容积为100m3。
2.3.9 空分
本工程提供的焦炉气中的甲烷含量可高达26%左右，计算正常耗氧量为5781.0Nm3/h,考虑到甲烷含量的波动性，为保证装置的稳定运行。选用KDON-6000/12000型空分设备一套，其中空压机和氧压机均采用电机驱动。主要技术参数如下：
氧气6000 Nm3/h,纯度为99.6%
氮气12000 Nm3/h,纯度为99.99%。

3 原料、辅助材料及燃料供应
3.1 原料供应
甲醇工程所需的原料气为焦化装置副产的焦炉煤气，总气量为30000 Nm3/h，由管道直接送至甲醇装置界区。
焦炉煤气成分如下：
组分
H2
CO
CO2
CH4
N2
CnHm
O2
∑
V%
58.00
6.20
2.20
26.00
4.50
2.50
0.60
100.00
焦炉煤气中无机硫含量 20mg/Nm3
有机硫含量250mg