年产20万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计5.docx

2012 届毕业设计说明书
年产20万吨煤制甲醇生产工艺设计

系、 部： 材料与化学工程系
学生姓名： 刘 芳
指导教师： 王金银 职称： 教授
专 业： 化学工程与工艺
班 级： 化本0801班
完成时间： 2012年5月

摘 要

甲醇是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是碳化学的基础产品，在国民经济中占有十分重要的地位。近年来，随着甲醇下属产品的开发，特别是甲醇燃料的推广应用，甲醇的需求大幅度上升。为了满足经济发展对甲醇的需求，开展了此20万t/a的甲醇项目。设计的主要内容是进行工艺论证，物料衡算和热量衡算等。本设计本着符合国情、技术先进和易得、经济、环保的原则，采用煤炭为原料；利用GSP气化工艺造气；NHD净化工艺净化合成气体；低压下利用列管均温合成塔合成甲醇；三塔精馏工艺精制甲醇；此外严格控制三废的排放，充分利用废热，降低能耗，保证人员安全与卫生。

关键词：甲醇合成；气体精馏；工艺流程

ABSTRACT

Methanol is a kind of very important organic chemical raw materials, is also a kind of fuel, is a chemical carbon based products, in the national economy occupies very important position. In recent years, with the development of methanol subordinate products, especially the popularization and application of the methanol fuel, methanol demand increases. In order to meet the needs of economic development, methanol, carried out the 200000 t/a of methanol project. The design of the main content is process demonstration, and the material balance calculations and heat balance calculations, etc. This design with the situation of China, with advanced technology and are easy, economy, environment protection principle, the coal for raw materials; Use of GSP gasification process the gasification; NHD purification process synthesis gas purification; Low voltage of mean temperature tube synthesis tower methanol synthesis; Three tower distillation process refined methanol; In addition to strictly control the "three wastes" emissions, make full use of waste heat, reduce the energy consumption and ensure safety and health personnel.

Keywords：methanol synthesis；gas distillation；process flow

目 录

1概论 ……………………………………………………………………………6
1.1概述 ………………………………………………………………………6
1.2设计的目的和意义 ………………………………………………………7
1.3设计依据 …………………………………………………………………7
1.4设计的指导思想 …………………………………………………………8
1.5原料煤的规格 ……………………………………………………………8
2工艺论证 ………………………………………………………………………9
2.1 煤气化路线的选择 ………………………………………………………9
2.2净化工艺方案的选择 ………………………………………………… 11
2.3合成甲醇工艺选择 ………………………………………………………12
2.4甲醇精馏 …………………………………………………………………14
3工艺流程 ………………………………………………………………………18
3.1 GSP气化工艺流程 ………………………………………………………18
3.2净化装置工艺流程 ………………………………………………………19
3.3甲醇合成工艺流程 ………………………………………………………25
3.4甲醇精馏工艺流程 ………………………………………………………26
3.5氨吸收制冷流程 …………………………………………………………27
4工艺计算 ……………………………………………………………… ……29
4.1物料衡算 …………………………………………………………………29
4.2能量衡算 …………………………………………………………………35
5主要设备的工艺计算及选型 …………………………………………………41
5.1甲醇合成塔的设计 ………………………………………………………41
5.2水冷器的工艺设计 ………………………………………………………43
5.3循环压缩机的选型 ………………………………………………………46
5.4甲醇合成厂的主要设备一览表 …………………………………………46
6三废处理 ………………………………………………………………………47
6.1甲醇生产对环境的污染 …………………………………………………47
6.2 处理方法 …………………………………………………………………47
设计结果评价 ……………………………………………………………………48
参考文献 …………………………………………………………………………49
致谢 ………………………………………………………………………………50

1 总论

1.1 概述
1.1.1 甲醇性质
甲醇俗称木醇、木精，英文名为methanol，分子式CH3OH。是一种无色、透明、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量32.04，相对密度0.7914(d420)，蒸气相对密度1.11(空气=1)，熔点-97.8℃，沸点64.7℃，闪点（开杯）16℃，自燃点473℃，折射率(20℃)1.3287，表面张力（25℃）45.05mN/m，蒸气压（20℃）12.265kPa，粘度（20℃）0.5945mPa·s。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0％～36.5﹪（体积比）。化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。
1.1.2 甲醇用途
甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少的原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醇也是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离。甲醇还是一种很有前景的清洁能源，甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一；另外燃料级甲醇用于供热和发电，也可达到环保要求。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低的优点，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景。
1.1.3 甲醇生产工艺的发展
甲醇是醇类中最简单的一元醇。1661年英国化学家R.波义耳首先在木材干馏后的液体产物中发现甲醇，故甲醇俗称木精、木醇。在自然界只有某些树叶或果实中含有少量的游离态甲醇，绝大多数以酯或醚的形式存在。1857年法国的M·贝特洛在实验室用一氯甲烷在碱性溶液中水解也制得了甲醇。
我国的甲醇生产始于1957年，50年代在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置。60年代建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺。70年代四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的95kt/a低压法装置，采用英国ICI技术。1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的200kt/a甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺利投产，标志着我国甲醇生产技术向大型化和国产化迈出了新的一步。2000年，杭州林达公司开发了拥有完全自主知识产权的JW低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI、Lurgi等国外少数公司所垄断拥的局面，并在2004年获得国家技术发明二等奖。2005年，该技术成功应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上。
1.1.4 甲醇生产原料
合成甲醇的工业生产是以固体（如煤、焦炭）、液体（如原油、重油、轻油）或气体（如天然气及其它可燃性气体）为原料，经造气、净化（脱硫）变换，除二氧化碳，配制成一定配比的合成气。在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件可单产甲醇（分高、中、低压法），或与合成氨联产甲醇（联醇法），将合成后的粗甲醇经预精馏脱除甲醚，再精馏而得成品甲醇。
1.2 设计的目的和意义
由于我国石油资源短缺，能源安全已经成为不可回避的现实问题，寻求替代能源已成为我国经济发展的关键。甲醇作为石油的补充已成为现实，发展甲醇工业对我国经济发展具有重要的战略意义。煤在世界化石能源储量中占有很大比重（我国情况更是如此），而且煤制甲醇的合成技术很成熟。随着石油和天然气价格的迅速上涨，煤制甲醇更加具有优势。本设计遵循“工艺先进、技术可靠、配置科学、安全环保”的原则；结合甲醇的性质特征设计一座年产20万吨煤制甲醇的生产车间。
通过设计可以巩固、深化和扩大所学基本知识，培养分析解决问题的能力；还可以培养创新精神，树立良好的学术思想和工作作风。通过完成设计，可以知道甲醇的用途；基本掌握煤制甲醇的生产工艺；了解国内外甲醇工业的发展现状；以及甲醇工业的发展趋势。
1.3 设计的依据
1.3.1 湖南工学院材料与化学工程系2012届毕业设计选题
《年产20万吨煤制甲醇生产工艺毕业设计》任务书
1.3.2 设计的基础资料
（1） 工艺流程资料
参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺流程资料和参考由房鼎业主编的《甲醇工学》。
（2）合成工段的工艺参数
参阅某化学工程公司的甲醇合成厂的工艺参数资料。具体数据为入塔压力5.14MPa，出塔压力4.9 MPa，副产蒸汽压力3.9 MPa，入塔温度225℃，出塔温度255℃。
1.4 设计的指导思想
以设计任务书为基础，适应我国甲醇工业发展的需要。加强理论联系实际，扩大知识面；培养独立思考、独立工作的能力。整个设计应贯彻节省基建投资，充分重视技术进步，降低工程造价，节能环保等思想，设计生产高质量甲醇产品。
1.5 原料煤规格
原料煤的元素分析为：C 67.5%；H 4.0% ；O 10.2%；N 0.65% ；S（可燃）1.73%；S（不可燃）0.34%；Cl/（mg/kg）229；F/（mg/kg）104；Na/（mg/kg）2180；K/（mg/kg）292。

2 工艺流程设计

首先是采用GSP气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD脱硫脱碳工艺将合成气转化为满足甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合成，将原料气加压到5.14Mpa，加温到225℃后输入列管式等温反应器，在XNC-98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇。然后利用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇。
2.1 煤气化技术路线的选择
煤气化技术按气化反应器的形式，气化工艺可分为移动床（固定床）、流化床、气流床三种。
2.1.1 移动床气化
采用一定粒度范围的碎煤（5mm～50mm）为原料，与气化剂逆流接触，炉内温度分布曲线出现最高点，反应残渣从炉底排出，生成气中含有可观量的挥发气。典型的气化炉为鲁奇（Lurgi）炉。
移动床气化，是目前世界上用于生产合成气的主要方法之一。在大型煤制甲醇的装置中，固定床的优点是投资低，可是它有很多不足：（1）对原料煤的黏结性有一定要求：（2）气化强度低：（3）环境污染负荷大，治较麻理烦。
2.1.1 流化床气化
采用一定粒度分布的细粒煤（＜10mm）为原料，吹入炉内的气化剂使煤粒呈连续随机运动的流化状态，床层中的混合和传热都很快。所以气体组成和温度均匀，解决了固定床气化需用煤的限制。生成的煤气基本不含焦油，但飞灰量很大。发展较早且比较成熟的是常压温克（Winkler）炉。
它的缺点是：（1）在常压或接近于常压下生产，生产强度低、能耗高、碳转化率只有88%～90%。（2）对煤的气化活性要求高，仅适合于气化褐煤和高活性的烟煤。（3）缺少大型使用经验；要在大型甲醇装置中推广，受一定限制。
2.1.3 气流床气化
气流床采用粉煤为原料，反应温度高，灰分是熔融状态。典型代表为GSP,Shell,Texaco气流床气化工艺。
气流床气化优点很多，它是针对流化床的不足开发的。气流床气化具有以下特点：
（1）采用<0.2mm的粉煤。
（2）气化温度达1400～1600℃，对环保很有利，没有酚、焦油，有机硫很少，且硫形态单一。
（3）气化压力可达3.5～6.5MPa，可大大节省合成气的压缩功。
（4）碳转化率高，均大于90%，能耗低。
（5）气化强度大。
（6）但投资相对较高，尤其是Shell粉煤气化。
从技术先进性、能耗、环保等方面考虑，对于大型甲醇煤气化应选用气流床气化为宜。从流程分，可分为冷激式流程和废热锅炉流程。前者在煤气离开气化炉后用激冷水直接冷却，它适合于制造氨气或氢气。因为这种流程易于和变换反应器配套，激冷中产生的蒸汽可满足变换反应的需要。后者热煤气是经辐射锅炉，再送往对流锅炉，产生高压蒸汽可用于发电或作热源。
目前，常用的、技术较成熟的气流床主要有干粉和水煤浆两种。
干粉气流床：该技术的特点是碳的转化率高，气化反应中，所产煤气中CO含量高，H2含量较低，这种煤气的热值较高。另外，这种气化炉均采用水冷壁而不是耐火砖，炉衬的使用寿命长。
水煤浆气流床：水煤浆气化技术的特点是煤浆带35%~40%水入炉，因此氧耗比干粉煤气化约高20%；炉衬是耐火砖，冲刷严重，每年要更换一次;生成CO2量大，碳的转化率低，有效气体成份(CO+H2)低；对煤有一定要求，如要求灰分<13%，灰熔点<1300℃，含水量<8%等，虽然具有气流床煤气化的共同优点，仍是美中不足。
通过比较可知道大型甲醇的煤气化的应该优先考虑干粉煤气化。设计采用的是GSP冷激气化工艺，其兼有shell和Texaco的技术优点。代表着未来气流床加压气化技术的发展方向。
2.1.4 GSP工艺技术简介
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(水份含量<2%)作为气化原料，根据后续化工产品的要求，煤粉可用氮气或一氧化碳输送，故操作十分安全。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、烟煤到石油焦均可使用，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1450～1600℃，煤气中甲烷体积分数小于0.1%，(CO+H2)体积分数高达90%以上。
（3）氧耗较低，与水煤浆加压气化工艺相比，氧耗低约15%～20%，可降低配套空分装置投资和运行费用。
（4）气化炉采用水冷壁结构，无耐火材料衬里。水冷壁设计寿命按25年考虑。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）对环境影响小，气化过程无废气排放。
（8）投资省，粗煤气成本较低。
2.2 净化工艺方案的选择
净化工艺包括；变换、脱硫脱碳、硫回收三个部分。
2.2.1 变换工序
变换工艺主要有：鲁奇低压甲醇生产中的变换工艺，Tops￠e法甲醇生产中的变换工艺，以及国内的以重油为原料的全气量部分变换工艺。设计中的变换工艺是一种全新的设计，该工艺采用的是部分气变换。该工艺的简单流程为：气化工段来的水煤气首先进入预变换炉，出炉后分为两部分：一部分进入另一变换炉，变换后经过多次换热和气液分离后去了脱硫系统；另一部分先进入有机硫水解槽脱硫，出来后气体又分为两部分，部分去调节变换炉出口CO含量，部分去发电系统发电。
(1)工艺条件的确定：
温度 设计中的变换炉（R2002）内装两段耐硫变换触媒，两段间配有煤气激冷管线，采用连续换热式来降低温度，控制温度在393℃左右。预变换炉温度控制在240℃左右。
压力 设计中是将气体压缩到3.8Mpa后送入变换炉的。压力对反应的化学平衡没有影响，但对反应速率影响显著，在0.1～0.3Mpa范围内反应速率大约与压力的0.5次方而成正比，故加压操作可提高设备生产能力。现代甲醇装置采用加压变换可以节约压缩合成气的能量，并可充分利用变换气中过剩蒸汽的能量。
最终变换率 最终变换率由合成甲醇的原料气中氢碳比及一氧化碳和二氧化碳的比例决定的。当全气量通过变换工序时，此时要求最终变换率不太高，必须保证足量的CO作为合成甲醇的原料；设计中采用的是部分气量变换，其余气量不经过变换而直接去合成，这部分气体可以调节变换后甲醇合成原料气中CO的含量，所以通过的气体变换率达90%以上。
催化剂粒度 为了提高催化剂的粒内有效因子，可以减少催化剂粒度，但相应地气体通过催化剂床的阻力就将增加，变换催化剂的适宜直径为6～10mm，工业上一般压制成圆柱状，粒度￠5×5或￠9×9mm。设计中采用催化剂粒度为￠9×9mm。
2.2.2 NHD脱硫脱碳
(1) NHD溶剂的物理性质和应用性能
NHD溶剂主要组分是聚乙二醇二甲醚的同系物，分子式为CH3O(C2H4O)nCH3,
式中n=2～8，平均分子量为250～280。
物理性质(25℃)：
密度 1.027kg/m3
蒸汽压 0.093Pa
表面张力 0.034N/m
粘度 4.3mPa.s
比热 2100J/(kg/K)
导热系数 0.18W/(m/K)
冰点 -22℃～-29℃
闪点 151℃
燃点 157℃
应用性能：
表1 各种气体在NHD溶剂中的相对溶解度

组分 H2 CO CH3 CO2 COS H2S CH3SH4 CS2 H2O
相对溶解度 1.3 2.8 6.7 100 233 892 2270 2400 73300
(2) NHD溶剂吸收机理
甲醇生产要求净化气含硫量低，NHD溶剂脱硫(包括无机硫和有机硫)溶解度大，对二氧化碳选择性好，而且，NHD脱硫后串联NHD脱碳，仍是脱硫过程的延续。NHD脱硫脱碳的甲醇装置的生产数据表明，经NHD法净化后，净化气总硫体积分数小于0.1x10-6，再设置精脱硫装置，总硫体积分数可小于0.05×10-6，满足甲醇生产的要求。
综上所述，NHD法脱硫脱碳净化工艺是一种高效节能的物理吸收方法。且在国内某些装置上己成功应用，有一定的生产和管理经验，本着节约投资、采用国内先进成熟的净化技术这一原则，设计采用了NHD脱硫脱碳净化工艺。
2.3 合成甲醇工艺的选择
甲醇合成的典型工艺主要是：低压工艺（ICI低压工艺、Lurgi低压工艺）、中压工艺、高压工艺。甲醇合成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的和反应器，设计采用用的是低压合成工艺。
2.3.1 甲醇合成塔的选择
目前，国内外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：
冷激式合成塔：这是最早的低压甲醇合成塔，是用进塔冷气冷激来带走反应热。该塔结构简单，也适于大型化。但碳的转化率低，出塔的甲醇浓度低，循环量大，能耗高，又不能副产蒸汽，现已经基本被淘汰。
冷管式合成塔：这种合成塔源于氨合成塔，在催化剂内设置足够换热面积的冷气管，用进塔冷管来移走反应热。冷管的结构有逆流式、并流式和U型管式。由于逆流式与合成反应的放热不相适应，即床层出口处温差最大，但这时反应放热最小，而在床层上部反应最快、放热最多，但温差却又最小，为克服这种不足，冷管改为并流或U形冷管。这种塔型碳转化率较高但仅能在出塔气中副产0.4MPa的低压蒸汽。日前大型装置很少使用。
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。这样可较大地提高传热系数，更好地移走反应热，缩小传热面积，多装催化剂，同时可副产2.5Mpa—4.0MPa的中压蒸汽，是大型化较理想的塔型。
固定管板列管合成塔：这种合成塔就是一台列管换热器，催化剂在管内，管间（壳程)是沸腾水，将反应热用于副产3.0MPa～4.0MPa的中压蒸汽。固定管板列管合成塔虽然可用于大型化，但受管长、设备直径、管板制造所限。在日产超过2000t时，往往需要并联两个。这种塔型是造价最高的一种，也是装卸催化剂较难的一种。随着合成压力增高，塔径加大，管板的厚度也增加。管板处的催化剂属于绝热段;管板下面还有一段逆传热段，也就是进塔气225℃，管外的沸腾水却是248℃，不是将反应热移走而是水给反应气加热。这种合成塔由于列管需用特种不锈钢，因而是造价非常高的一种。
多床内换热式合成塔：这种合成塔由大型氨合成塔发展而来。日前各工程公司的氨合成塔均采用二床(四床)内换热式合成塔。针对甲醇合成的特点采用四床（或五床)内换热式合成塔。各床层是绝热反应，在各床出口将热量移走。这种塔型结构简单，造价低，不需特种合金钢，转化率高，适合于大型或超大型装置，但反应热不能全部直接副产中压蒸汽。典型塔型有Casale的四床卧式内换热合成塔和中国成达公司的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。
2.3.2 催化剂的选用
（1） 甲醇合成催化剂
经过长时间的研究开发和工业实践，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基催化剂，一种是以氧化锌为主体的锌基催化剂。锌基催化剂机械强度好.耐热性好，对毒物敏感性小，操作的适宜温度为350～400℃，压力为25～32MPa(寿命为2～3年)；铜基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220～270℃，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。
（2） XNC-98甲醇合成催化剂简介：
XNC-98型催化剂是四川天一科技股份有限公司研制和开发的新产品。目前已在国内20多套大、中、小型工业甲醇装置上使用,运行情况良好。用于低温、低压下由碳氧化物与氢合成甲醇，具有低温活性高、热稳定性好的特点。常用操作温度200～290℃,操作压力5.0～10.0MPa。
催化剂活性和寿命：
在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为：
230℃时：催化剂的时空收率≥1.20 kg/(L.h)
250℃时：催化剂的时空收率≥1.55 kg/(L.h)
在正常情况下，使用寿命为2年以上。
综上所述，催化剂的活性、选择性和使用寿命等主要技术经济指标均适合，所以本设计选用四川天一科技股份有限公司研制的XNC-98型催化剂。
2.4 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。所得产品除甲醇为，还有水、醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸等几十种有机杂质。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。甲醇的纯度直接影响下游产品的质量、消耗、安全生产及生产过程中所用的催化剂的寿命。所以粗甲醇必须提纯。
2.4.1 精馏原理
精馏是将沸点不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中，同时多次部分气化和多次部分冷凝，使其分离成纯态组分的过程。其分离的原理如下：
对于由沸点不同的组分组成的混合液，加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离。因低沸点组分易于气化，则所得气相中低沸点组分含量高于液相中的含量，而液相中高沸点组分含量，较气相中高。若将气相混合蒸汽再部分冷凝下来，将冷凝液再加热到一定温度，使其部分气化，并将气相与液相分离，则所得气相冷凝液中的低沸点组分又高于原气相冷凝液。如此反复，低沸点组分不断提高。到最后制得接近纯态的低沸点组分。
2.4.2 精馏工艺和精馏塔的选择
甲醇精馏按工艺主要分为三种：双塔精馏工艺技术、带有高锰酸钾反应的精馏工艺技术和三塔精馏工艺技术。
（1） 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99.9%以上的符合国家指标的精甲醇产品。

1预精馏塔 2主精馏塔
图1 甲醇双塔工艺流程
（2） 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。

1 预精馏塔 2加压精馏塔 3常压精馏塔
图2 三塔工艺流程
（3） 双塔与三塔精馏技术比较
工艺流程 三塔精馏与双塔精馏在流程上的区别在于三塔精馏采用了2台主精馏塔(其中1台是加压塔)和1台常压塔，较双塔流程多1台加压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并没常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馏既节约蒸汽，又节省冷却水。
蒸汽消耗 在消耗方面,由于常压塔加压塔的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馏的蒸汽消耗相比双塔精馏要低。
产品质量 三塔精馏与双塔精馏在产品质量上最大的不同是三塔精馏制取的精甲醇中乙醇含量低，一般小于50×10-6,而双塔精馏制取的精甲醇中乙醇含量为400×10-6～500×10-6，三塔精馏制取的精甲醇纯度可达99.99%，含有的有机杂质相对较少。
设备投资 三塔精馏的流程较双塔精馏流程要复杂，所以在投资方面，同等规模三塔精的设备投资要比双塔精馏高出20%～30%。
操作方面 由于双塔精馏具有流程简单,运行稳定的特点,所以在操作上较三塔精馏要方便简单。
通过上述比较可知，虽然三塔精馏技术的一次性投入要比双塔精馏高但是从能源消耗、精甲醇质量上都要优于双塔精馏，所以设计采用三塔精馏工艺。
（4） 精馏塔的选择
精馏塔是粗甲醇精馏工序的关键设备，它直接制约着生产装置的产品质量、消耗、生产能力及对环境的影响。目前常用的精馏塔主要有四种塔型：泡罩塔，浮阀塔，填料塔和新型垂直筛板塔。其各自结构及特点如下：
泡罩塔 泡罩塔十多层板式塔，每层塔板上装有一个活多个炮罩。该类型塔塔板效率高，操作弹性大，塔阻力小，但单位面积的生产能力低，设备体积大，结构复杂，投资较大。该塔已经逐渐被其他塔代替。
浮阀塔 浮阀塔的塔板结构与泡罩相似，致使浮阀代替了泡罩及其伸气管。该类型塔板效率高，操作弹性大，操作适应性强，单位面积生产能力大，造价较低。但浮阀易损坏，维修费用高，安装要求高。目前该塔仍被广泛使用，但有使用逐渐减少的趋势。
填料塔 填料塔是在塔内装填新型高效填料，如不锈钢网波纹填料，每米填料相当5块以上的理论板。塔总高一般为浮阀塔的一半。该塔生产能力大，压降小，分离效果好，结果简单，维修量极小，相对投资较小，是目前使用较多的塔型之一。
新型垂直筛板 新型垂直筛板的传质单元，是由塔板开有升气孔及罩于其上的帽罩组成。该塔传质效率高，传质空间利用率好，处理能力大，操作弹性大，结构简单可靠，投资小，板液面梯度小，液面横向混合好无流动传质死区。
综上所述，填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用了填料塔。
（5） 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0.87，预精馏后甲醇pH值宜控制在8；加压塔：塔底釜液压强0.6Mpa，温度125℃，塔顶气体压强0.6Mpa，温度122℃，常压塔：塔顶气体压强0.13Mpa，温度67℃。

3 工艺流程

3.1 GSP气化工艺流程
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经烧嘴同时喷入气化炉（R1001）内的反应室，然后在高温(1400一1600℃)、高压（4.0MPa)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。气化原料中的矿物形成熔渣。热粗煤气和熔渣通过反应室底部的排渣口进入下部激冷室。冷却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 GSP气化工艺流程
3.2 净化装置工艺流程
3.2.1 变换
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Ⅰ（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Ⅱ（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Ⅲ（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Ⅱ（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3.57M