年产20万吨煤制醋酸的工艺过程设计毕业论文(编辑修改稿)

年产20万吨煤制醋酸的工艺过程设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

0℃ 左右的低温下对酸性气体溶解度极大的物理特性，同时分段选择性地吸收原料气中的 H2S、 CO2 及各种有机硫等杂质。 国内已有多套大型酸性气体净 化装置采用了低温甲醇洗工艺，有的装置已运行近20 年，在设计、施工、安装、操作等方面都积累了丰富的经验。 5 NHD 技术 NHD 法是南化集团研究院和天辰化学工程公司等单位联合开发成功的新技术，属于物理吸收净化技术。 其对 CO H2S 等均有较强的吸收能力，但对 COS 的吸收能力较弱。 NHD 净化可将 CO2 体积分数脱至 ％以下， H2S 体积分数小于 106。 一般在 NHD 净化后增加精脱硫装置，这样才能保证合成气中含硫体积分数小于 107。 低温甲醇洗与 NHD 工艺的比较 低温甲醇洗工 艺技术成熟可靠、能耗较低、气体净化度高，可将合成气中的 CO2体积分数脱至 105 以下， H2S 体积分数小于 1． 0107。 ，而且溶剂吸收能力大、循环量小、能耗省、价格便宜。 此外，操作费用低亦是此法的优越性所在。 该法缺点是在低温下操作，设备对低温材料要求较高，整个工艺投资较高。 NHD 技术虽然对 CO H2S 等均有较强的吸收能力，可将合成气中 CO2 体积分数脱至 ％以下， H2S 体积分数小于 106。 但该工艺对 COS 吸收能力差，需增加水解装置，而且脱硫和脱碳必须分开，从而使流程变得复杂。 另外， 其溶剂昂贵，吸收能力比甲醇低，因此溶剂循环量大，操作费用较高。 该法的优点在于对设备无腐蚀，可采用碳钢设备，整个工艺投资较少。 表 3 低温甲醇洗和 NHD 工艺相对值的比较 项目 低温甲醇洗 NHD 蒸汽 循环水 冷冻量 电 有效气损失 气提气（ N2） 投资 从表 3 中可以看出，虽然 NHD 的投资低于低温甲醇洗，但其运行费用较高。 低温甲醇洗在国内具有 丰富的生产操作经验，除部分低温材料需引进外，设备设计和制造等均可在国内解决。 NHD 工艺最主要的问题是项目规模大，溶液循环量大，液相管道较粗，因此配管和支撑等工程问题难以解决。 本设计采用低温甲醇法。 合成甲醇工艺的选择 合成甲醇工艺中最重要的工序是甲醇的合成，其关键技术是合成甲醇催化剂和反应器。 6 反应器的选择 目前国内外使用的甲醇合成塔主要有冷激式合成塔、冷管式合成塔、水管式合成塔、固定管板列管式合成塔和多床内换热式合成塔。 冷激式合成塔碳转化率和出塔甲醇浓度低，循环量大，能耗高，不能副产蒸汽 ，已基本淘汰：冷管式合成塔碳转化率较高但仅能在出塔气中副产 的低压蒸汽，大型装置中很少采用；水管式合成塔将床层内的传热管由管内走冷气改为走沸腾水，较大地提高传热系数，更好地移走反应热，缩小传热面积，能多装催化剂，同时可副产 ~ 的中压蒸汽，是大型化较理想的塔型，在国外 60 万 t 以上大型装置广为采用；固定管板列管合成塔是一台列管换热器，催化剂在管内，壳程是沸腾水，将反应热用于副产 ~ 的中压蒸汽，由于列管需用特种不锈钢，因而造价最高；多床内换热式合成塔由大型氨合 成塔发展而来，目前氨合成塔均采用三床 (四床 ) 内换热式合成塔。 合成塔的选用原则一般为：反应能在接近最佳温度曲线条件下进行，床层阻力小，需要消耗的动力低，合成反应的反应热利用率高，操作控制方便，技术易得，装置投资要底等。 综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的经验，（大型装置不宜选用激冷式和冷管式），设计选用固定管板列管合成塔。 这种塔内甲醇合成反应接近最佳温度操作线，反应热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内外使用较多，具有丰富的管理和维修经验，技术也较容易得到；外加考虑到设计的是年产 20 万吨的甲 醇合成塔塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不会很高，所以本设计采用了固定管板列管合成塔。 催化剂的选用 甲醇合成催化剂 合成甲醇工业的进展，很大程度上取决于新催化剂的研制成功以及质量的改进，广泛使用的合成甲醇催化剂主要有两大系列：一种是以氧化铜为主体的铜系催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌系催化剂。 锌系催化剂机械强度好 .耐热性好，对毒物敏感性小，操作的适宜温度为 320～ 400℃ ，压力为 25～ 32MPa(寿命为 2～ 3 年 )；铜系催化剂具有良好的低温活性，较高的选择性，通常用于低、中压流程 ；耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏感，易中毒。 操作的适宜温度为 230～ 280℃ ，压力为 5～ 15MPa(一般寿命为 2～ 3 年 )。 通过操作条件的对比分析，可知使用铜基催化剂可大幅度节省投资费用和操作费用，降低成本。 随着脱硫技术的发展，使用铜基催化剂己成为甲醇合成工业的主要方向，锌基催化剂已于 80 年代中期淘汰。 因此本设计采用铜系催化剂。 合成工序工艺操作条件 7 为了减少副反应，提高甲醇产率，除了选择适当的催化剂外，选定合适的温度、压力、空速及原料组成也是很重要的。 采用 铜系 催化剂时，适宜的反应温度为 230~280℃ ；适宜的反应压力为~。 为使催化剂有较长的寿命，一般在操作初期采用较低温度，反应一定时间后再升至适宜温度，其后随着催化剂老化程度增加，相应的提高反应温度。 由于合成甲醇是强放热反应，需及时移出反应热。 否则易使催化剂温升过高，不仅影响反应速率，且会增大副反应，甚至导致催化剂因过热溶结而活性下降。 本设计入塔压力为，入塔温度为 225℃。 合成甲醇反应器中空速的大小将影响选择性和转化率，直接关系到生产能力和单位时间放热量，首先甲醇合成塔内的气体空速必须满足催化剂的使用要求， 国产铜基催化剂，一般要求气体空速在 8000～ 20xx0h1 之间。 空速过低，结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻力加大或合成系统投资加大，能耗增加，催化剂的更换周期缩短。 空速的选择需要根据每一种催化剂的特性，在一个相对较小的范围内变化。 本设计空速定为 120xx h1. 合成甲醇原料气 n（ H2） /n（ CO）的化学反应物质的量之比为 2:1。 CO 含量高不仅对温度控制不利，而且引起催化剂上集聚羰基铁，使催化剂失活，低 CO 含量有助于避免此问题，故一般采用 H2 含量 n（ H2） /n（ CO）比为 ~。 氢气过量，可改 善甲醇质量，提高反应速度，有利于导出反应热。 粗甲醇的精馏 在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列的副反应。 所得产品除甲醇外，主要含有两类杂质：一类是溶于其中的气体和易挥发的轻组分，如 H CO、 CO2 气体，二甲醚、乙醛、丙酮和甲酸甲酯等；另一类是难挥发的重组分，如乙醇、高级醇和水分等。 由于甲醇作为有机化工的基础原料，用它加工的产品种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求，所以粗甲醇必须提纯。 精馏原理 甲醇精馏是多个简 单蒸馏的组合。 由于液体混合物中所含组分的沸点不同，当其在一定温度下部分气化时，低沸点物在气相中的浓度高于其在液相中的浓度，反之液相中高沸点物的浓度较高，这就改变了气液两相的组成。 当对部分气化所得的蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物浓度较高，未冷凝气中低沸点物的浓度较高。 如此不断地气化、冷凝，最后使混合液中的组分几乎以纯甲醇组分被分离出来。 8 精馏工艺的选择 目前，国内甲醇精馏工艺主要分为双塔精馏工艺、带有高锰酸钾反应的精馏工艺和三塔精馏工艺。 带有高锰酸钾反应的精馏工艺需要对粗 甲醇中的还原性物质进行处理后再精馏，工艺复杂，该工艺主要用于对甲醇质量要求相当严格的场合。 由于双塔精馏和三塔精馏工艺完全能够保证工业上对精甲醇质量的要求，因此一般不必采用带高锰酸钾反应的精馏工艺。 下面就甲醇生产的最终工序粗甲醇的双塔精馏和三塔精馏进行剖析和比较。 双塔精馏工艺 国内中、小甲醇厂大部分都选用双塔精馏工艺传统的主、预精馏塔几乎都选用板式结构。 双塔精馏工艺流程见下图。 来自合成工段含醇 90%的粗甲醇，经减压进入粗甲醇贮槽。 经粗甲醇预热器加热到 45℃ 后进入预精馏塔。 甲醇的精馏分 2 个阶段： 先在预塔中脱除轻馏分，主要是二甲醚；后进入主精馏塔，进一步把高沸点的重馏分杂质脱除，主要是水、异丁基油等。 从塔顶或侧线采出 ,经精馏甲醇冷却器冷却至常温后，就可得到纯度在 %以上的符合国家指标的精甲醇产品。 该工艺具有流程简单，运行稳定，操作方便，一次投资少的特点。 该工艺适合于原料粗甲醇中二甲醚等轻组分、还原性杂质量较低的粗甲醇加工。 水甲醇 1 预精馏塔； 2 主精馏塔 图 1 甲醇双塔工艺流程 三塔精馏工艺 近年来，许多企业原有甲醇双 塔精馏装置己不能满足企业的需要。 随着生产的强化，不仅消耗大幅度上升，而且残液中的甲醇含量也大大超过了工艺指标。 对企业的达标排放构成了较大的威胁。 甲醇三塔精馏工艺技术是为了减少甲醇在精馏过程中的 9 损耗，提高甲醇的收率和产品质量而设计的。 预精馏塔后的冷凝器采用一级冷凝，用以脱除二甲醚等低沸点的杂质，控制冷凝器气体出口温度在一定范围内。 在该温度下，几乎所有的低沸点馏分都为气相，不造成冷凝回流。 脱除低沸点组分后，采用加压精馏的方法，提高甲醇气体分压与沸点，减少甲醇的气相挥发，从而提高了甲醇的收率。 作为一般要求的精甲 醇经加压精馏塔后就可以达到合格的质量。 如作为特殊需要，则再经过常压精馏塔的进一步提纯。 生产中加压塔和常压塔同时采出精甲醇，常压塔的再沸器热量由加压塔的塔顶气提供，不需要外加热源。 粗甲醇预热器的热量由精甲醇提供，也不需要外供热量。 因此 .该工艺技术生产能力大，节能效果显著，特别适合较大规模的精甲醇生产。 粗甲醇甲醇甲醇釜液 图 2 三塔工艺流程 1 预精馏塔 2 加压精馏塔 3 常压精馏塔 双塔与三塔精馏技术比较 表 4 双塔精馏与三塔精馏的投资 与操作费用比较表 项目 双塔精馏 三塔精馏 生产规模 t/a 10 5 10 5 投资 100 100 100 113 129 操作费用 100 100 100 64 71 能耗 100 100 100 60 注：投资、操作费用、能耗为相对数 通过上表比较可知，虽然三塔精馏技术的一次性投入要比双塔精馏高出 20%~30%,但是从能源消耗、精甲醇质量上都要优于双塔精馏，特别是能耗低的优点十分突出。 随着三塔精馏生产规模的扩大，能耗还有进一步下降 的空间。 而双塔精馏技术仅在生 10 产规模低于 5 万 t/ a 时具有一定得优势。 本设计中甲醇产量为 20 万 t/a，远大于 5 万 t/a，综合考虑各项因素，所以设计采用三塔精馏工艺。 精馏塔的选择 甲醇精馏的工序关乎到产品的质量、能源消耗等问题，而精馏塔是精馏中的重要设备。 传统的精馏塔在使用当中，由于自身结构复杂、操作困难，而且传热效果差，所以导致产品的质量存在很大的问题。 随着对甲醇精馏要求的不断增加，新开发出的填料塔在精馏装置中的使用，可以降低能耗，提高产品的质量。 在目前的化工产业中，大部分的甲醇精馏都是采用了 填料塔，内部采用了不锈钢的处理工艺，同时还安装了新型的气液分离器，所以就能够避免在精馏的过程中发生 “壁流 ”的现象。 在实际的使用当中，传热效率高，而且维护和检修都非常的方便，与传统的板式塔相比，整体的高度降低了三分之一，但是设备的成本比较高。 填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用了填料塔。 生产工艺参数 预塔：入塔温度 65℃ ，塔顶放空温度 40℃ ，预精馏后甲醇比重维持在 ，预精馏后甲醇 pH 值宜控制在 8 ；加压塔：塔底釜液压强 ，温度 125℃ ，塔顶气体压强 ，温度 122℃ ，常压塔：塔顶气体压强 ，温度 67℃。 11 第三章 工艺流程 干煤粉气流床气化工艺流程 干煤粉气流床气化技术是采用干粉进料、纯氧气化、液态排渣、粗合成气激冷工艺流程 的气化技术。 该流程包括干粉煤的加压计量输送系统、气化与激冷、气体洗涤、灰水处理等单元（见图 3）。 图 3 气化工艺流程 经研磨的干燥 粉煤由低压氮气送到煤的加压进料系统，此系统包括常压储仓、变压锁斗和密相气流床加料斗。 煤粉通过浓相气流 ( N2 或 CO2) 输送到气化炉顶部的烧嘴系统，粉煤流量通过入炉煤粉管线上流量计测量。 载气输送过来的加压干煤粉、氧气及少量蒸汽通过喷嘴进入到气化炉中。 气化炉包括耐热低合金钢制成的水冷壁气化室和激冷室。 然后在高温（ 1 400~1 600℃ ） 、高压（ 4. 0 MPa） 下瞬间完成气化反应（约 10s）。 反应后的气体与液态渣一起进入反应室下部的激冷室，由喷射的高压激冷水冷却，液态渣在激冷室底部水浴中凝固成颗粒状，定 期从排渣锁斗中排入渣池，并通过捞渣机装车运出，从激冷室出来的、达到饱和的粗合成气输送到下游的合成气净化单元。 气体洗涤系统包括文丘里洗涤器、一级部分冷凝器和汽水分离器；净化后的合成气输送到下游。 系统产生的灰水经减压后送人闪蒸罐去除灰水中的气体成分，闪蒸罐内的灰水则送入沉降槽，加入少量絮凝剂以加速灰水中细渣的絮凝沉降。 沉降槽下部沉降物经压滤机滤出。