焦炉煤气制甲醇实用工艺方案设计.docx
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焦炉煤气制甲醇实用工艺方案设计
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4工艺技术方案
工艺技术方案的选择
原料路线确立的原则和依照
依据焦炉气的构成及甲醇合成对原料气的要求，确立工艺路线
以下。
由焦化厂送来的焦炉气是经过化产后的焦炉气，压力
33
1000mmH2O，温度40℃，H2S含量100mmg/Nm,有机硫250mmg/Nm,
第一进入焦炉气压缩机压缩到2.5MPa,再进入精脱硫装置，进行有机
硫加氢转变及无机硫脱除，将焦炉气中总硫脱至以下，以满
足转变催化剂及合成催化剂对原料气中硫含量的要求。
脱硫后的焦
炉气进入转变工段，在这里进行加压催化部分氧化，使焦炉气中的
甲烷和高碳烃转变为甲醇合成的有效成分氢气和一氧化碳。
为保证
脱硫精度，转变后仍串有氧化锌脱硫槽。
转变气经合成气压缩机提
压后进行甲醇合成，生成的粗甲醇进入甲醇精馏制得切合国标
GB338-2004优等等级精甲醇。
甲醇合成的弛放气一部分送转变妆置的预热炉作燃料，节余的
弛放气和回收氢后的尾气去焦化公司锅炉房作燃料。
转变采纳纯氧部分氧化，所需氧气由空分供应。
全厂方框流程
图及物料均衡表见附图。
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工艺技术方案的比较和选择
焦炉气压缩
由焦化厂送来的焦炉气
3
3
H2S小于100mg/Nm，有机硫约250mg/Nm，
压力为常压，在进一步办理前，一定进行气体的压缩。
本工程焦炉肚量较大，可选择的压缩机有来去式和离心式两种。
来去式压缩机技术成熟，价钱廉价，但单机打肚量小，机器宏大，噪音高，惯性力强，需要强固的基础。
别的，来去式压缩机易损件多，简单泊车，检修屡次，维修花费高，一定考虑备机，如采纳来去式压缩机，需两开一备，占地大，电耗稍高。
离心式压缩机体积与重量都小而流量很大，占地少，供气均匀、
运行安稳、易损件少、保护方便，能够长周期安全运行，不考虑备机。
更加有益的是能够用蒸汽透平驱动压缩机，进而合理地利用热能。
但
离心式压缩机价钱远高于来去式压缩机，投资为来去式压缩机投资的
两倍，别的，焦炉气含尘、含硫，简单造成离心式压缩机叶轮通道的拥塞，更加致命的是焦炉气中H2含量高，气体均匀分子量小，如采纳离心式压缩机设施加工难度大。
对比之下，来去式压缩机对气体组分没有要求，合用性广，技术成熟，所以焦炉气压缩采纳来去式压缩机。
该机采纳对称均衡型四列三级压缩，双一级气缸，二级、三级气缸各一个，对称均衡型压缩机惯性力完整均衡，同时因为相对两列的活塞力相反，能互相抵消，减少了主轴颈和主轴承之间的磨损。
精脱硫
焦炉气压缩机出来的焦炉气中H2S小于100mg/Nm3，有机硫约250
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3
mg/Nm，无机硫脱除相对简单，有机硫不简单直接脱除，一定先转变为无机硫，再进行脱除。
加氢转变反响属可逆反响，采纳有机硫两级转变和无机硫两级脱除有益于有机硫转变反响的进行，并简单保证脱硫精度。
有机硫转变催化剂主要有钴钼加氢催化剂、铁钼加氢催化剂和湖北所等单位开发的水解催化剂。
钴钼加氢催化剂价钱昂贵，过去主要用于天然气脱硫，经过研究加入有效助剂后，能够用于焦炉气脱硫，战胜了甲烷化的弊端，并且对噻吩有很高的转变率；水解催化剂主要用于水解羰基硫，对噻吩基本不起作用；铁钼加氢催化剂价钱适中，对各样有机硫有着较高的转变率，适合焦炉气脱硫，并且在很多焦化厂制取合成氨和甲醇装置中获取查验。
为保证脱硫精度，本装置采纳
两级铁钼加氢转变，串两级干法脱硫，脱硫后总硫控制在0.1ppm以下。
转变
焦炉气转变能够采纳蒸汽转变、催化部分氧化和非催化部分氧化
法。
蒸汽转变法不需要空分装置，转变炉能够借鉴天然气一段转变
炉，焦炉气与工艺蒸汽进行水碳比调理，混淆气在对流段预热至500℃以长进入转变炉管，在转变管内进行甲烷转变反响，生成H2、CO、CO2等组分。
转变管出口温度视炉型（顶烧炉和侧烧炉）和转变管资料而
有所不一样，一般为使转变管出口甲烷含量最低和获取尽可能高的CO含量，尽量提升转变炉出口温度。
炉管采纳耐高温的高镍铬合金管，
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1400℃，烃类转变
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蒸汽转变是吸热反响，需耗费大批的焦炉气作为燃料，供应反响所需的热量,能耗较高，操作成本高于催化部分氧化法。
固然蒸汽转变法不需要空分装置，但转变炉管价钱昂贵，两种转变方法的投资基真同样。
蒸汽转变法因为H2O/C高，转变炉出口H/C较高，造成甲醇合成弛放肚量大，甲醇产率低。
催化部分氧化法不需要昂贵的镍铬转变炉管，只要一段转变，转变炉近似于蒸汽转变法的二段炉，流程简单。
采纳纯氧自热式部分氧化，防止了蒸汽转变法外面间接加热的形式，反响速度比蒸汽转变法快，有益于加强生产，燃料气耗费低，焦炉气利用率高，投资省。
我院于二十世纪八十年月为山西焦化公司公司设计的焦炉气富氧部分
氧化制合成氨装置，向来使用到现在，别的，我院又先后为曲靖炼焦制气厂、河北建滔甲醇工程等多家公司设计了焦炉气纯氧转变制甲醇装置，这两个厂分别于2004年和2005年投产，所以，我院对焦炉气转变累积了成功的设计经验，并获准专利保护（专利号）。
非催化部分氧化法不用催化剂，反响温度约
率高，不用名贵的镍催化剂和高镍铬合金钢材，设施体积小，对原料
的硫含量要求不高，能够免却精脱硫装置。
弊端是转变炉反响温度高，
内衬金刚玉，造价高；焦炉气及氧气耗量高，甲醇产量低。
非催化裂
解生成许多炭黑，增添了后办理的困难，所以关于较易转变的焦炉气
一般不采纳此法。
经过以上比较能够看出，催化部分氧化法设施简单，流程短，投
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资少，能耗低，所以本项目焦炉气转变仍采纳催化部分氧化工艺。
甲醇合成
（1）合成压力的选择
甲醇工业始于20世纪初，最先采纳Zn-Cr催化剂、合成压力30MPa,跟着脱硫技术的发展，和铜系催化剂的开发成功与工业应用，在较低温度和中、低压力下就能够获取较高的甲醇产率。
铜系催化剂不单活性好，并且选择性好，减少了副反响，改良了甲醇质量。
因为压力低，设施制造比高压法简单，投资少，能耗低，成本也低。
当前高压法渐
趋裁减，一般都采纳低压法，超大型装置采纳中压法。
（2）甲醇合成反响器的比较与选择
当前，国内外甲醇反响器型式比许多，总的趋向是向醇净值高、
移热成效好、投资省、操作控制灵巧方便的方向发展。
1）冷激式合成塔
冷激式合成塔设施简单，塔体为空塔，无触媒筐，反响床层分为
若干绝热段，段间通入冷的原料气控制床层温度，触媒装卸方便，投
资省，并易于大型化，但不可以回收高位能反响热，只好副产低压蒸汽。
因为用冷激气喷入触媒段间以降低反响气温度，合成塔出口甲醇浓度
低，循环比大，操作花费高，动工需设动工加热炉。
2）管壳反响器
管壳反响器管内装填触媒，管间为沸腾水，反响放出的热量经
管壁传给管间的沸腾水，产生中压蒸汽。
经过调理蒸汽压力有效地控
制床层温度，床层温差变化小，操作安稳，副反响少，单程转变率高，
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循环比小，功耗低。
副产的中压蒸汽可用于驱动循环压缩机或作为甲
醇精馏系统的热源。
管壳式反响器构造复杂，资料要求高，投资比冷
激式反响器大，但操作花费低。
动工设施为蒸汽发射器，不必设置开
工加热炉。
3）MRF反响器
MRF反响器是日本东洋工程公司开发的甲醇合成塔。
该反响器由一个立式的压力容器，一个带中心管的催化剂筐，以及同锅炉给水分派总管和蒸汽采集总管相连结的立式锅炉列管构成。
列管摆列成若干层齐心圆，垂直安装在催化剂床层上，与水平径向流动的合成气垂直。
锅炉给水从炉底通入冷却管，产生的蒸汽聚集在蒸汽室内。
因为反响气是径向流动，床层阻力小；反响气垂直流过列管表面，传热系数高，移热成效好。
4）林德反响器
林德反响器也是管壳式反响器，与一般管壳式、MRF反响器的显
著差别是：
后两种反响器都是直管式反响器，而林德反响器则为绕管
式管壳反响器，触媒装在壳程，绕管埋在触媒内，管内充水，利用反
应热副产饱和蒸汽，使触媒在等温下操作。
因为林德反响器
采纳环绕式列管和球型管板，很好地解决了热应力问题。
5）Casale轴径向合成塔
Casale轴径向塔的特色是触媒床顶端不关闭，造成触媒床上部
为轴向流动，床层主要部分为径向流动。
触媒筐的外壁开有不一样散布
的孔，以保证气流散布。
各段床层底部关闭，反响后气体经中心管流
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入合成塔外的换热器，回收热量。
因为不采纳直接冷激，而采纳塔外
换热，各床层段出口甲醇浓度较高，所需的床层段数较少，长处是易
于大型化。
6）林达均温型合成塔
林达均温型合成塔在触媒床层内埋有能够自由伸缩的冷管制，用管内冷气汲取管外反响热，管内冷气与触媒层中反响气有并流和逆流间接换热，出塔反响气副产低压蒸汽。
均温塔不受压力限制，调温提压简单，资料简单，价钱廉价，运行稳固。
综上所述，在选择合成塔种类时要综合考虑技术靠谱性、投资及运行花费。
冷激式反响器在甲醇合成工业业绩最多，但与管壳式、MRF、林德管壳式等温反响器对比，其差距是十分显然的。
国内仅有的几套冷激式反响器现均改成了其他型式的反响器。
林达反响器固然有价钱上的优势，但因为高位能没有获取有效利用，在大型项目上推行有必定难度。
管壳式、MRF、林德反响器均为管壳式等温反响器，因为设施内列管占去较大多数体积，催化剂装填系数低，当生产规模较大时，反响器体积较大，给反响器的设计制造带来较大难度。
Casale反响器因为是轴径向流动，催化床层阻力降显然减少，
能够增添合成塔的高度，但因为是绝热反响，床层温度变化较大，易
形成副产物，别的该反响器是卧式反响器，占地较大。
管壳式、MRF、林德反响器均为等温反响器，但只有管壳式等温
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反响器实现了国产化，并有多套生产装置在成功运行，为操作方便，
本工程甲醇反响器采纳管壳式等温反响器。
甲醇精馏
甲醇精馏分为两塔精馏和三塔精馏流程，主要差别在于三塔流程
采纳两个主精馏塔，一个加压操作，一个常压操作，用加压塔塔顶蒸
汽冷凝热作常压塔塔底再沸器热源，进而减少蒸汽和冷却水耗费，但
流程稍长，投资稍有增添。
从能耗和投资综合考虑，本装置采纳三塔流程。
精馏塔内件可采纳填料也能够采纳塔板，两者投资靠近，都能够达到甲醇成品精度要求，考虑到板式塔简单调理采出和进料地点，操作方便，本可研精馏塔内件采纳俘阀塔板。
工艺流程和耗费定额
焦炉气压缩
从焦化厂来的压力为1500mmH2O、温度40℃的焦炉气进入焦炉气压缩机，升压至，冷却到40℃后送精脱硫装置。
焦炉气共三台，两开一备。
动力耗费定额（吨精甲醇）及耗费量
序
使用
耗费
耗费量
名称
规格
单位
备注
号
状况
定额
每小时
每年
循环
t
500
4x106
1
连续
P
水32℃
2
电
10kV
连续
kW
4800
x106
3
电
380V
连续
kW
18
x106
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精脱硫
来自焦炉气压缩的压力，温度40OC的焦炉气经过过滤器
和预脱硫槽滤去油雾和脱除无机硫后送至转变妆置利用余热提温到
约220OC。
提温后的气体经过一级加氢转变器，气体中的有机硫在此转变为
无机硫，此外，气体中的氧也在此与氢反响生成水，不饱和烃加氢成
3
为饱和烃。
加氢转变后的气体含总硫约252mg/Nm，进入中温脱硫槽，
脱去绝大多数的无机硫。
以后经过二级加氢转变器将节余的有机硫进
行转变，再经中温氧化锌脱硫槽把关，负气体中的总硫达到。
出氧化锌脱硫槽的气体压力约为，温度约为380OC送往转变妆
置。
装置中设置中温脱硫槽三台，操作时可串可并，正常操作时两开
一备。
氧化锌脱硫槽为两台，正常操作时两台串连，当一台需要改换
触媒时，短时单台操作。
开车时或改换新触媒后，中温氧化铁脱硫剂，需要升温复原、铁
钼加氢催化剂需硫化。
升温气体经过升温炉来加热，升温炉用燃料气
作热源。
协助资料耗费定额及耗费量表
序
耗费
耗费量
号
名称
规格
单位
定额
备注
每小时
每年
1
铁钼加氢催
kg
11700
化剂
2
中温氧化铁
kg
257000
3
氧化锌脱硫
kg
27000
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剂
4
活性炭
kg
7950
5
吸油剂
kg
17800
注：
耗费定额以吨甲醇产品计
转变
脱硫后的焦炉气，压力约，温度约350OC进入转变工段。
为甲烷转变反响的需要，同时为防备焦炉气在高温下析碳，在焦炉气
中加入的饱和蒸汽。
加入蒸汽后的焦炉气经焦炉气预热器加
热至520OC后，再经预热炉预热至660OC进入转变炉上部。
预热炉用燃
料气作为热源。
来自空分工段的氧气，温度100OC，压力约，加入过热蒸
汽后进入转变炉上部，氧气流量依据转变炉出口温度和焦炉气流量来
调理。
焦炉气和氧气分别进入转变炉上部后立刻进行氧化反响放出热
量，并很快进入催化床层，进行以下反响：
2H2+O2=H2
（1）
2CH4+O2
（2）
CH4+H2O=CO+3H2（3）
CH4+CO2=2CO+2H-59.1kcal（4）
CO+H2O=CO2+H2（5）
反响最后按（5）式达到均衡，转变气由转变炉底部引出，温度
950OC～985OC、压力约、甲烷含量约0.7%（干基），进入废热
锅炉回收热量副产蒸汽，转变气温度降为540OC，而后经焦炉气预热
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器加热入炉焦炉气和蒸汽，温度降为370OC，进入焦炉气初预热器加
热原料焦炉气，温度降至270OC后，经锅炉给水预热器、脱盐水预热
器、采暖水加热器进一步回收反响热后，转变气温度降至约100OC，
再进入水冷器冷却至40OC。
经气液分别器分别工艺冷凝液后，由氧化
锌脱硫槽脱除气体中节余的硫，为甲醇合成做最后的把关。
出氧化锌
脱硫槽的转变气温度40OC，压力约，经过滤器送往合成气压
缩工段。
气液分别器出口的工艺冷凝液作为循环水增补水。
来自锅炉房的锅炉给水，温度约105OC，压力约，在锅炉给水预热器用转变气加热至200OC后，一部分送往甲醇合成，一部分
经废热锅炉的汽包进入废热锅炉，生产中压蒸汽。
废热锅炉
所生产的蒸汽除供应本工段用汽外，富饶蒸汽送往蒸汽管网。
协助资料、动力耗费定额（吨精甲醇）及耗费量
序
使用
耗费
耗费量
名称
规格
单位
每小
备注
号
状况
定额
每年
时
循环
t
7.6x106P
1
连续
水32℃
2
电
380V
连续
kW
43
0.344x106
3
锅炉
连续
t
0.191x106
给水
105℃
4
蒸汽
连续
t
-44000
转变
5
催化
kg
12000
剂
6
氧化
kg
1200
锌脱
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硫剂
合成气压缩、甲醇合成
来自转变的合成气（1.9MPa），进入合成气压缩机组，经一级压
缩后，与循环气混淆进入合成气压缩机组第二级压缩到6.0MPa。
该
机组由蒸汽透平驱动，可同时压缩合成气和循环气。
出压缩机组的气
体经气气换热器换热升温至220℃，进入甲醇反响器，在催化剂的作
用下进行甲醇合成反响，主要反响以下
CO+2H=CH3OH+Q
CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q
甲醇反响器为管壳式反响器，管内填装触媒，反响管外为沸腾热水，利用反响热副产中压饱和蒸汽。
反响器出口气进气气换热器与合成塔进口气换热，把进口气预热到活性温度以上，而后进入水冷器冷却到40℃，最后进入甲醇分别器进行气液分别。
出甲醇分别器气体大多数作为循环气去合成气压缩机增压后合成甲醇，另一部分去洗醇塔清洗甲醇。
洗醇塔出口气依据需要分别去转变和焦化妆置。
由甲醇分别器底部出来的粗甲醇减压到0.5MPa后进入闪蒸槽，闪蒸出的溶解气去转变作燃料气，闪蒸槽出来的粗甲醇去甲醇精馏精制。
协助资料、动力耗费定额及耗费量
序
名称
规格
使用
单位
耗费
耗费量
备
号
状况
定额
每小时
每年
注
1
蒸汽
℃
连续
t
16
128000
2
蒸汽
饱和
连续
t
-126400
3
电
380V
连续
kW
52
416000
文案大全
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4
锅炉给
4.5MPa105℃
连续
t
132800
水
5
软水
0.2MPa40℃
连续
t
8800
6
循环水
0.4MPa32℃
连续
t
2280
18.24x106
7
甲醇催
kg
23200
化剂
甲醇精馏
从甲醇合成来的粗甲醇，温度40℃，压力0.5MPa（g），进入粗甲
醇缓冲槽，出粗甲醇缓冲槽的粗甲醇经粗甲醇预热器预热后进入预精
馏塔。
出粗甲醇缓冲槽的贮罐气经压力调理送到转变工段焚烧。
为中和预塔塔底的少许酸，由碱液泵向预塔加入少许的5~10%的
NaOH溶液。
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和预塔冷凝器II用循环水分级冷凝后，温度降到40℃，冷凝下来的甲醇溶液采集在预塔回流槽内，经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知足必定的回流比。
预塔再沸器的热源为低压蒸汽。
预塔冷凝器II中不凝气、预塔塔顶少许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，用软水汲取回收甲醇后送至燃料气系统焚烧。
回收的甲醇液自流入地下槽内。
从预塔塔底出来脱除轻组分后的预后甲醇，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），塔底用再沸器加热，使塔底料液保持在134℃，从甲醇加压塔塔顶出来的甲醇蒸汽在常压塔再沸器中冷凝，开释的热用来加热常压塔中的物料。
常压
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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，成品甲醇第一经
粗甲醇预热器冷却，再经精甲醇冷却器冷却到大概40℃，送往精甲
醇中间槽。
控制加压塔的液面使节余的产物在134℃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。
走开常压塔顶的蒸汽约65℃，在常压塔顶冷凝器中
冷却到40℃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，其他部分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剖析合格后，经过精甲醇泵送到成品罐区
储存。
常压塔底的产物是水，含有微量的甲醇和高沸点杂质。
为防备
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），经杂醇冷却器冷却到40℃后，靠
静压送到杂醇贮槽，再经过杂醇泵送到成品罐区储存。
从常压塔底部排出的废水温度107℃，压力约0.045MPa（g），经残液冷却器冷却到40℃后，由残液泵送往水办理装置进行废水办理。
协助资料、动力耗费定额（吨精甲醇）及耗费量
使用
耗费
耗费量
序号
名称
规格
情
单位
备注
定额
况
每小时
每年
1
蒸汽
连续
t
0.147x106P
158℃
2
循环
连续
t
870
6.96x106
水
32℃
3
电
380V
连续
kWh
140
1.12x106
4
NaOH
100%
连续
kg
12300
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空分装置
本装置为10万吨/年甲醇装置的配套设施。
其主要任务是为
3
转变妆置连续供应压力为2.5MPa（G）,肚量6300Nm/h，纯度为99.6%
3
的氧气；为开车吹扫、置换、触媒升温复原供应肚量3000Nm/h、纯
度为99.99%
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