年产50万吨煤制甲醇生产的工艺设计.docx

年产50万吨煤制甲醇生产的工艺设计 目 录1 前言11.1 合成甲醇的发展历程11.2 合成甲醇的重要性11.3 国内外甲醇的生产和供需概况21.3.1 国外甲醇的生产和供需概况21.3.2 国内甲醇的生产和供需概况31.4 甲醇的生产方法41.5 甲醇的生产规模61.6 粗甲醇的精制原理61.6.1 粗甲醇的组成61.6.2 粗甲醇中杂质的分类71.6.3 精甲醇的质量标准81.7 几种典型的甲醇精制工艺流程92 甲醇合成催化剂及合成工艺选择122.1 催化剂选择122.2 反应温度122.3 反应压力132.4 气体组成132.5 空速133 原料气的制取工艺153.1 煤的选用153.2 气化工艺153.3 原料气的变换173.4 脱硫脱碳工艺183.5 合成工艺流程203.6 精馏方案选择214 物料衡算224.1 合成过程的反应方程224.2 合成塔物料衡算224.3 合成反应中各气体消耗和生产量234.4 新鲜气和驰放气量的确定244.5 循环气气量的确定254.6 入塔气和出塔气组成264.7 甲醇分离器出口气体组成284.8 贮罐气组成295 热量衡算315.1 合成塔热量衡算相关计算式315.1.1 合成塔入塔热量计算315.1.2 合成塔的反应热325.1.3 合成塔出塔热量计算325.2 合成塔热量损失335.3 蒸汽吸收的热量335.4 合成气换热器的热量衡算345.4.1 合成气入换热器的热量345.4.2 合成气出换热器的热量345.5 换热器的热量衡算345.5.1 入换热器的出合成塔气热量345.5.2 出换热器的出合成塔气热量355.6 水冷器的热量衡算355.6.1 入水冷器的热量355.6.2 出水冷器的热量355.6.3 冷却水的用量365.7 甲醇分离器的热量衡算366 合成工段的设备选型376.1 催化剂的使用量376.2 合成塔的设计376.2.1 换热面积的确定376.2.2 换热管数的确定376.2.3 合成塔直径386.2.4 合成塔的壁厚设计386.2.5 壳体设计液压强度校核386.2.6 合成塔封头设计396.2.7 折流板和管板的选择及设计396.2.8 支座396.3 合成气进塔换热器的选型396.4 水冷器的选型436.5 汽包的选型446.6 加热器的选型446.7 分离器的设计456.8 合成气压缩机选型456.9 出塔气离心泵456.10 冷却水离心泵466.11 粗产品泵467 甲醇精馏工段的设计477.1 预精馏塔的设计477.1.1 进料组成477.1.2 加碱量的计算477.1.3 清晰分割法取出二甲醚487.1.4 预精馏塔塔釜温度计算497.1.5 理论板数的计算497.2 加压精馏塔设计507.2.1 清晰分割法分离物系507.2.2 塔顶、进料、塔釜温度计算517.2.3 回流比及理论板数计算527.3 加压精馏塔工艺尺寸设计537.3.1 平均摩尔质量、密度、表面张力计算537.3.2 精馏段塔径设计557.3.3 提馏段塔径设计557.3.4 塔板工艺尺寸计算567.3.5 热量衡算597.4 常压精馏塔设计617.4.1 清晰分割法分离物系617.4.2 塔顶、进料、塔釜温度计算627.4.3 回流比及理论板数计算637.5 常压精馏塔工艺尺寸设计647.5.1 平均摩尔质量、密度、表面张力计算647.5.2 精馏段塔径设计657.5.3 提馏段塔径设计667.5.4 精馏段塔板工艺尺寸计算677.5.5 精馏段塔板负荷性能图697.5.6 提馏段塔板工艺尺寸计算717.5.7 提馏段塔板负荷性能图747.6 热量衡算768 安全技术与环境保护798.1 有毒物质的预防798.1.1 甲醇中毒的应急处理798.1.2 二甲醚中毒的应急处理798.1.3 一氧化碳中毒的应急处理798.1.4 硫化氢中毒的应急处理798.2 甲醇的贮藏809 总结81参考文献82符号说明83谢辞86附 录871.1 甲醇的性质表1-1 甲醇的性质序号项目单位数值1沸点64.564.72凝固点-97-97.83闪点12（闭口）16（开口）4自燃点473（空气中）461（氧气中）5蒸汽压力（20）Pa118256临界压力MPa7.957临界温度2408燃烧热（25液体）KJ/mol726.559蒸发潜热（64.7）KJ/mol35.310液体热容（2025）KJ/mol2.512.5311气体热容(77KJ/mol1.6312爆炸上限%36.513爆炸下限%614最小点火能量MJ0.216 1.2甲醇的用途1.甲醇是一种重要的化工产品，有很多用途，它是生产塑料、合成橡胶、农药、医药和染料的原料。甲醇是最基本的有机化工原料，自身产业链长，涉及化工、建材、能源、医药、农药等众多行业，在国民经济中具有重要地位。2.甲醇大量用于生产甲醛和对苯二甲酸二甲酯；以甲醇为原料经羰化反应直接合成醋酸也已经工业化，。ICI公司生产的甲醇蛋白商品名为“Pruteen”。“Pruteen”产品中含有72的粗蛋白，蛋氨酸和赖氨酸含量与鱼粉非常相近，作为富含热量、维生素、矿物质及高蛋白的饲料在市场上销售4，5，6。3、为了解决石油资源不足的问题，许多国家正研究充分利用煤和天然气资源，发展合成甲醇工业，以甲醇代替燃料或进一步合成汽油，也可以从甲醇出发合成乙醇，然后进行乙醇脱水生产乙烯，以替代石油生产乙烯的原料路线，或从甲醇直接制取乙烯、丙烯等低级烯烃7，8，9。甲醇在新兴替代能源领域，大有作为。为保障我国能源安全，国家大力推动可替代能源发展，作为甲醇深加工产品的二甲醚、甲醇燃料（单独使用或与汽油柴油掺混）等，均具有良好的传统能源替代性和可操作性。当前，车用燃料甲醇、车用甲醇汽油（M85）、城镇燃气用二甲醚等一系列国家标准的颁布实施，使得甲醇作为替代能源原料具有政策依据，发展前景广阔。目前全国已有山西、上海、浙江、新疆、陕西、四川、甘肃、内蒙古等省区在进行甲醇燃料试点及推广工作。2.1甲醇的生产工艺甲醇合成的主反应是：CO+2H2CH3OH 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10。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。(1)高压法(19.629.4MPa)是最初生产甲醇的方法，采用锌铬催化剂，反应温度360400，压力l 9.629.4MPa。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。 图2.1 西德某产高压合成甲醇工艺流程（2）中压法(9.819.6MPa)随着甲醇工业规模的大型化，(目前已有日产2000t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，如日本新泻工场的中压法生产甲醇。 图2.2 日本新泻公司中压合成甲醇工艺（3）低压法（5.09.8MPa)是20世纪60年代后期发展起来的甲醇合成技术，由英国ICI公司研究得出。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(240270)，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。下面是德国Lurgi低压法甲醇合成流程图。 图2.3 德国Lurgi低压法甲醇合成流程图(4) 中国独创联醇工艺由中国研究的联醇工艺，实际上也是一种中压合成甲醇的方法，所谓联醇，就是与合成氨联合生产甲醇，这是一种合成气净化的工艺，以代替合成氨生产中铜氨液脱除微量碳氧化物而开发的一种新工艺。联醇生产时在压缩机五段出口与铜洗工段进口之间增加一套甲醇的合成装置，包括甲醇合成塔、循环机、水冷器、分离器和粗甲醇贮槽等相关设备。压缩机五段出口气体先进入甲醇合成塔，使大部分原先要在铜洗工段除去的一氧化碳和二氧化碳在甲醇合成塔中与氢气反应生成甲醇，联产甲醇后进入铜洗工段的一氧化碳含量明显降低，减轻了铜洗工段的负荷；同时变化工序的一氧化碳的指标课相对放宽。降低了变换的蒸汽消耗，而且压缩机的前几段气缸输送的一氧化碳成为有效气体，使压缩机的电耗降低。1.6 粗甲醇的精制原理粗甲醇精制工序的目的脱除粗甲醇中的杂质，制备符合质量标准要求的甲醇。粗甲醇精制为精甲醇，主要采用精馏的方法，并根据粗甲醇的组成，在精制过程中，还可以采用化学净化与吸附等方法，其整个精制过程工业上习惯称为粗甲醇的精馏。1.6.1 粗甲醇的组成甲醇合成的生成物与合成反应条件有密切关系，虽然参加甲醇合成反应的元虚只有C、H、O三种，但是由于甲醇合成反应收合成条件，如温度、压力、空间速度、催化剂反应气组成及催化剂中微量杂质的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列副反应。由于n(H2)/n(CO)比例的失调，醇分离差及氧化锌的脱水作用，可能生成二甲醚；n(H2)/n(CO)比例太低是，催化剂中存在碱金属，可能生成高级醇；反应温度过高时，会生成醚、醛、酮的羰基化合物；进塔的水汽浓度过高是，可能生成有机酸；催化剂和设备管线中带有微量铁，就可能生成各种烃类物质。粗甲醇的组成是很复杂的，用色谱或色谱质谱联合分析的方法将粗甲醇进行定量和定性分析，可以看到除甲醇和和水以外，还含有醇、醛、酮、酸、酯、烷烃等有机杂质。用不同的方法生产的粗甲醇组成见表1.1：表2.1 不同生产方法粗甲醇组成1.6.2 粗甲醇中杂质的分类粗甲醇中所含有的杂质种类很多，根据其性质可以归纳为一下几类：1.有机杂质有机杂质包含了醇、酮、醛、醚、酸、烷烃等有机物，根据其沸点的不同。将其分为轻组分和重组分。精制的关键就是怎样将甲醇和这些杂质进行有效的分离，是精甲醇中含有的有机杂质尽可能少。2.水粗甲醇中的水是一种特殊的杂质，水的含量仅次于甲醇，水与甲醇的分离是比较容易的。但水与其中的许多有机杂质混溶，或形成水-甲醇-有机物的多元恒沸物，是彻底分离水分变得困难，同时难免与有机杂质甚至甲醇一起排除，甚至造成精制过程中甲醇的流失。3.还原性物质在有机杂质中，有些杂质由于碳碳双键和碳氧双键的存在，很容易被氧化，如果带入精甲醇中，则会影响其稳定性，从而降低了精甲醇的质量和使用价值。此类还原性物质除了异丁醛、丙烯醛、二异丙基甲酮、甲酸外，还有丙烯、甲酸甲酯、甲胺、丙醛等，其中以烯类最甚4.增加电导率的杂质粗甲醇中的胺、酸、金属以及不溶物残渣的存在，会增加其电导率。5.无机杂质粗甲醇中除了含有合成反应中生成的杂质以外，含有从生产系统中夹带的机械杂质以及微量的其他杂质。如微量铁在反应中生成的羰基铁Fe(CO)5混在粗甲醇中与甲醇共沸，很难处理掉，影响精甲醇的质量。1.6.3 精甲醇的质量标准精甲醇的质量是根据用途不同而定的，各国的甲醇质量标准有所差异。中国和外国精甲醇质量国家标准见下表：表1.2 工业精甲醇（GB 338-92）国家标准项 目指标优等品一等品合格品色度（铂钴），号 510密度（200C），g/cm30.7910.7920.7910.793温度范围(0,101325Pa)，沸程（包括64.60.10C）， 64.0-65.50.81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水溶性试验澄清水分含量，% 0.100.15酸度（以HCOOH计），% 或碱度（以NH3计），% 0.00150.0030.0050.00020.00080.0015羰基化合物含量（以CH2O计），% 0.0020.0050.01蒸发残渣含量，% 0.0010.0030.005表1.3 其他主要工业国家甲醇质量标准指标美国ASTM美国Federal日本三菱 特级前苏联AA级高级品相对密度0.79280.79280.7960.791-0.792馏程（101.33kpa)/99.099.0纯度/%99.8599.8599.999.95酸度/%0.0030.001mol/L NaOH 0.3ml/50ml0.002醛酮/%0.0030.001503010060水分/%0.10.10.0060.05不挥发物/%0.005g/100ml0.0010.0003乙醇/%522085.010.0200290本次设计采用由西南化工研究设计院开发的XNC-98，该催化剂是纳米级特殊载体制成的负载型催化剂，具有密度小、孔容大、孔分布合理、机械强度好、抗烧结性强、活性高、稳定性和选择性好的特点。2.2 反应温度在甲醇合成的反应中，温度对反应混合物的平衡和速率都有很大影响。对于化学反应来说，温度升高有利于甲醇合成反应速率的加快。但是甲醇合成反应是一个可逆的放热反应，温度升高虽然速率会升高，但是平衡常数将会降低。因此，甲醇合成反应存在一个最适合的反应温度。另一方面，反应温度与所选用的催化剂的类型有关，不同的催化剂有不同的活性温度。本次设计采用铜基催化剂，活性温度为240-270，所以整个催化剂层的温度应控制在这个温度范围内，若温度过高，副反应产物的含量会增多。2.3 反应压力压力是甲醇合成反应过程的重要工艺条件。甲醇合成反应是分子数减少的过程，因此提高反应压力有利于平衡，同时由于压力高，组分的分压也提高了，因而催化剂的生产强度也相应提高13。但是压力并不是单纯的由一个原因决定的，它与合成工艺选用的催化剂的性质、原料气碳氢比、催化剂活性温度、空间速度等因素有关。而且甲醇的平衡浓度也不是随压力而成线性增加，当压力增至某一定数值时，平衡常数将趋于稳定。另外，过高的反应压力对设备的制造及操作也是个不小的考验，不仅增加了建设投资，而且增加了生产中的能耗。在较高的压力下，一氧化碳和氢反应会生成二甲醚、甲烷、异丁醇等副产物，由于副产物的反应热高于甲醇合成反应，体系温度升高，催化了副反应的进度，若无法进行有效的调节，会造成温度猛升而使催化剂失活。表2.3 高、低压合成甲醇主要技术经济指标指标高压法低压法30MPa5MPa原料/m3710690冷却水/ m3211154电/KW.h-1600-1000350-420粗甲醇杂质含量/%3-60.2-0.7转化率（CO+CO2）/%90-9590-96.5催化剂类型Zn-CrCu-Zn-Al2.4 气体组成甲醇由一氧化碳和、二氧化碳和氢气反应生成。氢气和一氧化碳合成甲醇的物质的量之比为2，与二氧化碳反应的物质的量的比为3，当CO与CO2都存在时，对原料气，即合成工序的新鲜原料气中氢碳比的要求为14.15：=2.102.15。不同原料采用不同工艺所制的原料气组成往往偏离f值。生产中合理的氢碳比应比化学计量比略高一些，按化学计量比，f值约为2，实际上控制得略高于2，即保持略高的氢含量。过量的氢对减少羰基铁的生成与高级醇的生成，及延长催化剂使用寿命起着有益的作用。此外原料气之中含有一定量的CO2，可以减少反应热量的放出，利于床层温度的控制，同时还抑制二甲醚的生成。2.5 空速单位时间内，每单位体积催化剂所通过的气体量，也就是说气体与催化剂接触的时间，一般用空间速度来表示。生产过程中，如果采用较低的空速，反应过程中气体混合物的组成与平衡组成较接近，催化剂的生产强度较低，但是单位甲醇产品所需的循环气体量较小，气体循环的动力消耗较少，预热未反应的气体到催化剂进口温度所需换热面积较小，并且离开反应器气体的温度较高，其热能利用价值较高；若采用较高的空速，催化剂的生产强度可以提高，但增大了所需的传热面积，出塔气体热能利用价值降低，增加了分离反应产物的费用。值得考虑的是，当空速增加到一定程度后，催化剂床层的温度将不能维持，这将严重影响生产过程。因此，在甲醇合成生产中，空速控制在1000030000h-之间。3 生产工艺的确定3.1 煤的选用煤是由古代植物转变而来的大分子有机化合物。煤中除了含有碳、氢、氧、氮、硫五种元素之外，还含有水分、灰分及焦油的等挥发性物质。煤的选择标准要考虑以下几个方面：（1）水分。煤中的水分是指煤所含有的游离水（开采、运输、堆放过程所沾上的水）、吸附水（凝胶水、表面吸附水、毛细孔吸附水和矿物质结晶水）和化合水，它关系到煤的热值和实用价值。原料煤的水分高，有效成分降低，气体产率降低。气化过程中水蒸气带出的热量增加，煤消耗定额增加。( 2 )挥发分。挥发分与煤的变质过程有关，挥发分高，制得的煤气的甲烷等碳氢化合物的含量高。（3）硫分。硫在煤中主要以有机硫、单质硫、硫化物和硫酸盐四种形式存在，。在气化的过程中硫变成硫化氢和有机硫存在于煤气中，对设备会产生腐蚀，并使催化剂中毒。故原料其中硫含量越低越好。（4）灰分。煤的灰分是指煤中所有可以燃烧以及矿物质在高温下产生分解、化合等复杂反应后剩下来的残渣，其主要成分是金属与非金属的氧化物和盐类。此次设计采用煤气化的技术，综合考虑各方面因素，采用的原料煤为无烟煤，组分见下表：表3.1 无烟煤的元素组成（质量分数） %成分水分挥发分灰分碳氢氧氮硫含量2.806.758.1691.31.894.400.630.893.2 气化工艺此次设计采用GSP气化工艺。GSP工艺技术是20世纪70年代末由GDR(原民主德国)开发并投入商业化运行的大中型煤气化技术。与其他同类气化技术相比，该技术因采用了气化炉顶干粉加料与反应室周围水冷壁结构，因而在气化炉结构以及工艺流程上有其先进之处。GSP气化技术的主要特点如下： (1)采用干粉煤作为气化原料，根据后续化工产品的要求，煤粉可用氮气，操作十分安全。由于气化温度高，故对煤种的适应性更为广泛，从较差的褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤到石油焦均可使用16，也可以两种煤掺混使用。对煤的灰熔点的适用范围比其他气化工艺更宽，即使是高水份、高灰分、高硫含量和高灰熔点的煤种也能使用。(2)气化温度高，一般在1800-2200，气化炉工作压力为3Mpa。(3)氧耗较低，相比于水煤浆加压气化工艺，减少将近15%20%的氧气，可降低投资及成本。(4)气化炉采用水冷壁结构，无耐火材料衬里。水冷壁使用寿命长，正常使用时维护量很少，运行周期长。(5)只有一个联合喷嘴(开工喷嘴与生产喷嘴合二为一)，喷嘴使用寿命长，为气化装置长周期运行提供了可靠保障。(6)碳转化率高达99%以上，冷煤气效率高达80%以上。(7)气化过程基本无废气排放，污染小，符合环保理念。(8)气化成本低，投资少。GSP气化工艺过程也主要是由给料系统、气化炉、粗煤气洗涤系统组成。即备煤、气化、除渣三部分组成。固体气化原料被碾磨为不大于0.5的粒度后，经过干燥，通过浓相气流输入系统送至烧嘴。气化原料与气化剂（氧气和蒸汽）经烧嘴同时喷入气化炉（R1001）内的反应室，然后在高温(1 400-1 600)、高压（4. 0 MPa)下发生快速气化反应，产生以CO和H2为主要成分的热粗煤气。气化原料中的矿物部分形成熔渣。热粗煤气和熔渣一起通过反应室底部的排渣口进入下部的激冷室。 冷却后的粗煤气进入分离器（V1002），从分离器出来的气体分为两部分：一部分进入变换炉（R1002），气体出来后进入换热器（E1003），出来的气体和另外一部分气体混合后进入水解器，气体出来后入分离器（V1004），从V1004出来后去净化工段；而从分离器（V1002）下分离出的液体进入分离器（V1003），从V1003出来的气体经过冷却器（E1002）后，主要为H2S去硫回收系统；从V1003下分离的液体去污水处理系统，处理后的水和从E1002，E1003，V1004出来的冷液一起返回气化炉冷激室。气化炉冷激室里的渣粒固化成玻璃状，通过锁斗系统排出。污水的处理过程是先送入减压闪蒸槽，闪蒸后的液体进入沉淀池，沉淀后去浓缩，再去过滤。图3.1 GSP气化工艺3.3 原料气的变换以煤为原料制得的粗甲醇原料气必须经过一氧化碳变换工序。变换工序主要有两个方面的作用：通过变换调整氢碳比和使有机硫转化为无机硫。由气化工段送来的3.8MPa(A)，216左右，汽气比为1.43的水煤气经煤气水分离器（V2003）和中温换热器（E2002）温度升高至240进入预变换炉（R2001）后分成两部分：一部分进入变换炉（R2002），变换炉内装两段耐硫变换触媒，二段间配有煤气激冷管线，出变换炉变换气的CO含量约6.0%（干），温度为393左右进入中温换热器（E2002），温度降为332，与旁路调节的水解气混合进入变换气第一废热锅炉（E2003），生产1.4MPa(A)饱和蒸汽，使变换气温度降至为208进入变换气第二废热锅炉（E2004），产生0.5MPa(A)低压蒸汽，出口变换气温度约为197左右，进入第一水分离器（V2004），分离出的冷凝液去冷凝液闪蒸槽（V2007），变换气去脱硫再沸器及氨吸收制冷再沸器。自氨吸收制冷系统返回的变换气，温度145，进入锅炉给水加热器（E2005）后温度降至142，再进入第二水分离器（V2005），分离出的冷凝液去冷凝液汽提塔（T2001），分离后的变换气进入脱盐水加热器（E2006），加热来自脱盐水站的脱盐水，温度降至35，进入第三水分离器（V2006），分离出的冷凝液去冷凝液汽提塔（T2001），分离后的变换气去脱硫系统。另一部分水煤气进入有机硫水解槽（R2003）脱硫，出来的240的水煤气分成两部分，一部分去调节变换炉出口变换气中CO含量，使CO含量为19%（干基）左右。另一部分去发电气加热器（E2007），温度降至213，进入发电气废热锅炉（E2008），产生0.5 MPa(A)低压蒸汽，出口水煤气温度降至170，进入第四水分离器（V2011），分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器（E2009）加热锅炉给水，温度降至153，再进入第五水分离器（V2012），分离出冷凝液后进入锅炉给水加热器（E2010）加热来自热电站的锅炉给水，温度降至123，进入第六水分离器（V2013），分离出冷凝液后进入脱盐水加热器（E2011），温度降至35，进入第七水分离器，分离出冷凝液后的煤气（发电气）去送至NHD脱硫脱碳工段。来自脱硫系统的发电煤气，温度80，压力3.57MPaA，进入发电气加热器（E2007），温度升至230，然后去发电系统发电用。图3.2 变换工艺流程3.4 脱硫脱碳工艺采用聚乙二醇二甲醚法（NHD法）。聚乙二醇二甲醚溶剂是一种物理溶剂，称为Selexol溶剂，能选择性地脱除原料其中的二氧化碳和硫化氢。该溶剂本身无毒，对碳钢等金属无腐蚀性，并且不起泡，吸收CO2、H2S、COS等酸性气体的吸收能力强，价格相对便宜。聚乙二醇二甲醚溶剂的分子式为CH3-O-(C2H40)n-CH3。该溶剂是n=29的混合物，分子量250280。凝固点-22 -29，闪点151，蒸汽压（25）1.33Pa,密度（25）1.031g/L，黏度（25）Pa.s。来自变换及燃气热回收系统的煤气（36，3.7MPa(A)，含H2S 1.18%）与燃气脱硫塔（T3004）顶部出口的燃气脱硫气换热至14.9进入燃气脱硫塔（T3004）下部，在塔内NHD吸收了煤气中大部分的H2S气体，同时也带走部分CO2、COS、H2等气体。除去H2S的煤气称之为燃气脱硫气，与进塔的煤气在气体换热器E3001A,B换热，温度由8.5升至30，为满足燃气发电对硫含量的要求，燃气脱硫气首先进入预脱硫槽R3001脱除H2S气体，然后在精脱硫槽预热器E3008中被变换气加热到80，进入精脱硫槽R3002A,B，精脱硫槽上部装水解催化剂，下部装精脱硫剂，精脱硫后的气体（H2S+COS20ppm）返回到燃气热回收系统。从变换工段过来的变换气（36，3.7MPa(A)，含H2S0.98%）与脱硫脱碳闪蒸气及浓缩塔顶气提气混合，经NHD脱碳工段的气体换热器换热冷却到18.9进入变换气脱硫塔（T3001）底部，与塔内自上而下的0 NHD溶液逆流接触吸收绝大部分H2S气体及部分CO2、COS、H2等气体，出脱硫塔的脱硫气温度为16.45，含H2S+COS25%，进入硫回收工段。来自脱硫工段的脱硫气（温度16.45、压力3.55Mpa(A)、CO2、34%含COSH2S 80ppm）进入脱碳塔（T4001）下塔，气体自下而上与从下塔顶部而来的NHD溶剂逆流接触，下塔塔内有三层QH-1型碳钢扁环散堆填料，气体中的CO2被溶剂吸收，部分H2S、COS被吸收。从下塔顶出来的净化气（CO24%(V)、温度-2.5）直接进入脱碳塔上塔底部与从脱硫工段过来的被氨冷器I（E4002）冷却至0的NHD贫液逆相接触，从上塔顶出来的净化气（CO2约23%(V)、COS和H2S5ppm、温度1.12），经净化气分离器（V4002）除去少量雾沫夹带的NHD后，进入气-气换热器（E4001A），温度升至30，压力3.47MPa(A)，然后将净化气送去精脱硫。精脱硫时，净化气先进入水解槽预热器（E4004）被变换气冷凝液加热到80，经水解槽（R3001）水解后，在水解气冷却器（E4005）中冷却至40，进到精脱硫槽（R3002A，B）精脱硫，得到符合甲醇合成所需的净化气体（CO2：23%，COS和H2S0.1ppm），送入合成甲醇工段。吸收了少量CO2、H2S和COS的NHD贫液从脱碳塔（T4001）上塔底部出来后返回到NHD脱硫工段。图3.3 脱硫脱碳工艺流程3.5 合成工艺流程来自净化工段的合成原料气，经离心式压缩机加压至压强3.5Mpa，温度313.15K（40）后，与来至合成塔的循环气进行混合，经离心压缩机内再次加压到5.2 MPa，混合气在进反应器前先与合成塔出来的气体进行换热，升温到225 ，然后从上到下经过管程进入反应器的铜基催化剂，在催化剂的作用下发生反应。反应器为列管式反应器，管程走反应气。合成塔出口气体温度528.15K（255），壳程走0.1MPa，373.15K（100）的水蒸气作为冷却介质，作用是及时带走合成反应放出的热量，维持体系得到温度，使反应快速进行，同时也起到保护催化剂的作用，出口温度为473.1