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1、目 录第一章 总论1-11.1 项目概况11.2 设计依据11.3 工艺特点11.4 产品方案1第二章 厂址选择2-32.1 选择原则22.2 厂址选择及优势陈述3第三章 工艺说明3-113.1 工艺方案的选择与比较33.2 本项目工艺说明63.3 流程模拟说明6第四章 原料、辅助材料采购与产品营销11-124.1 原料及辅助材料采购114.2 主要产品标准12第五章 物料衡算与能量衡算12-235.1 概述125.2 全局物料衡算125.3 全局能量衡算205.4 操作单元物料横算表及能量横算表20第六章 装置布置23-276.1 车间布置说明23第七章 总图运输24-307.2 厂区组成2
2、47.3 布局说明247.4 建筑设计范围267.5 建筑设计与结构设计方案297.6 布局指标297.7 产品包装297.8 运输30第八章 设备及维修说明30-1078.1 塔设备设计及校核358.2 换热器设计518.3 产品储罐设计1058.4 设备选型一览表1078.5 设备维修方案111第九章 自动控制107-1119.1 自动水平和方案1079.2 自动控制内容107第十章 电气电信111-11210.1 设计范围11110.2 设计标准规范11110.3 设计原则11110.4 供配电系统11110.5 电信方案112第十一章 公用工程及辅助设施112-11711.1 公用工程
3、初步方案和原则确定11211.2 给排水工程11211.3 供热11611.4 采用通风117第十二章 消防设计专篇117-12112.1 危险性物质概述及其他物化性质11712.2 事故发生的可能性急危险性分析11712.3 消防安全措施1112.4 消防系统121第十三章 环境保护专篇121-12713.1 建设地点环境状况12113.2 编制依据及采用标准12113.3 环境评价12213.4 主要污染源及污染物12613.5 环境保护措施127第十四章 劳动安全卫士专篇127-12914.1 设计依据12714.2 生产过程中危险有害因素分析12714.3 安全防范措施12714.4
4、消防与急救12814.5 工业卫生129第十五章 工厂组织与劳动定员129-131第十六章 概算132-13716.1 投资估计13216.2 财务评价137148第一章 总论1.1项目概况本项目为陕西省渭南市大荔国家级高科技工业园区新建以高气煤为原料年产20万吨二甲醚的生产项目。 项目总投资21.5亿，固定投资21.5亿，考虑到多方面因素干扰，建设预计期限为2年。1.2 设计依据1、化工工程设计相关规定。2、国家经济、建筑等相关政策。3、2010年西北大学化工学院课程设计指导书。1.3 工艺特点本厂以高气煤为原料，在多段绝热床中利用一步法合成二甲醚（DME）及副产物甲醇，收集足够甲醇作为副产
5、品销售。高气煤来源于本省及周边省市煤源基地，原料充足。1.4 产品方案本厂产品主要有二甲醚、甲醇，并副产一定量的低压蒸汽。产品名称本厂规格国家规定产量（万吨/年）单价（元/吨）二甲醚摩尔分率0.991燃料级203650甲醇摩尔分率0.999工业级6.52100蒸汽2.5MPa中压级200表 1-1 产品分析二甲醚、甲醇主要销售市场在以渭南为中心的关中地区，关中地区主要燃料依旧是煤及天然气，二甲醚作为新型节能环保燃料，在此地区有广大的发展前景，本项目联系其他化工厂，构成联合生产线，合作生产。第二章 厂址选择2.1 选择原则1) 原料和市场厂址应靠近各种原料产地和市场2) 能源化工厂需要大量的动力
6、和蒸汽，应靠近燃料的供应点3) 气候4) 运输条件尽量考虑靠近铁路枢纽以及利用河流、运河、湖泊或海洋进行运输的可能性，公路运输可用作铁路和水路的补充5) 供水化工厂使用大量的水，用于产生蒸汽、冷却、洗涤，有时还用做原料。因此，厂址必须靠近水量充足和水质良好的水源。6) 对环境的影响应得到当地环保部门的认可，和便于妥善处理废物7) 劳动力的来源8) 用地节约用地，尽量少占耕地，并考虑工厂发展的土地空间9) 协作条件选择在贮运、机修、公用工程（电力、蒸汽）和生活设施等方面具有良好协作条件的地区10) 预防灾害及其他避免低于洪水水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段，以及地震、泥石流、滑坡、有开
7、采价值的矿藏、文物保护等地区。2.2 厂址选择及优势陈述本项目目标：以高气煤为原料年产20万吨二甲醚。本厂具体选址：陕西省渭南市大荔国家级高科技工业园区2.3区域位置 厂区位于国家12.5大规划西部开发关中天水经济园龙头位置，工业园区距大荔县6公里108国道4公里，京昆高速15公里、西侯铁路1公里，陇海线310国道10公里，西距渭北最大发电厂秦岭电厂10公里，省道209横贯厂区南北，南距渭水6公里，洛河3公里水电交通方便充足，工业园区三通一平绿化全部到位。第三章 工艺说明3.1 工艺方案的选择与比较（1） 二甲醚的性质二甲醚又称甲醚，简称DME。其英文名称为dimethyl ether，分子式
8、为CH3-O-CH3，相对蒸气密度（空气为1）1.62，爆炸范围：3.427.0%（VV），引燃温度：350，二甲醚易溶于水，醇和乙醚中。二甲醚具有惰性、无腐蚀性、无致癌性、几乎无毒。二甲醚在空气中长期曝露不会形成过氧化物。在常压下是一种无色气体，有醚类特有气味。二甲醚作为氟里昂的替代物，在气雾剂和制冷剂行业的使用量迅速增加。二甲醚为环保染料，在取代柴油等染料上很有发展前景，为未来可利用理想能源之一。（2） 二甲醚的生产工艺比较DME合成时发生的反应主要有：DME生产技术很快发展到现有的几种方法。 甲醇液相脱水法传统生产二甲醚的方法是以甲醇为原料在浓硫酸的催化作用下，生成硫酸氢甲酯，硫酸氢甲酯
9、再与甲醇反应生成二甲醚。该反应的特点是反应温度低(130160)，选择性及转化率均大于90，可间歇和连续生产，投资少。操作简单。由于浓硫酸对甲醇的碳化作用较大，催化剂的使用周期短，同时脱除反应会产生大量的残酸和废水。对环境污染严重；中间体硫酸氢甲酯毒性较大，危害人体健康。传统工艺的生产规模都相对较小。上海石油化工研究院在传统的甲醇液相脱水装置上。通过将反应与分离操作合成一体有效抑制了有机物的碳化。同时硫不受损耗而被封闭在反应器中供长期使用(首次使用时间达6年多)大大降低了成本减少了污染121。 气相甲醇脱水法1965年美国Mobil公司最早报道了气相甲醇脱水法制二甲醚的方法。其基本原理是在固定
10、床催化反应器中使甲醇蒸汽通过固体酸性催化剂(氧化铝或结晶硅酸铝)，发生非均相反应，甲醇脱水生成二甲醚，脱水后的混合物再进行分离、提纯，得到燃料级或气雾剂级的二甲醚。国内有专利报道，在较低温度(1001250C)、常压(0005MPa)和新的催化剂作用下进行脱水生产出二甲醚气体。解决了酯化脱水、催化剂再生和反应过程同步等技术问题。上海石油化工研究院采用自行开发的D_4型氧化铝催化剂也取得了成功。并建成2 000ta甲醇气相催化脱水制二甲醚工业装置。于1995年开车成功。该装置的甲醇转化率60，二甲醚选择性I99，催化剂使用寿命大于6个月产品规格达到气雾剂级的高纯度二甲醚131。气相甲醇脱水法合成
11、二甲醚的国内外工艺进展情况见图3-1图 3-1 气相甲醇脱水法合成二甲醚的国内外工艺进展情况 液相脱合成气一步法合成二甲醚国内外对甲醇合成和甲醇脱水反应的动力学进行了广泛研究。中科院大连化物所近年来在合成气一步法合成二甲醚方面研制出了性能良好的双功能催化剂。并在此基础上开发了固定床合成气一步法合成二甲醚新工艺。该工艺采用固定床反应器合成气原料njco为12，COC02为1525，操作压力2540MPa，反应温度2303000C原料合成气进气空速700l 500h-1所用催化剂为自制的金属沸石催化剂。另外还开展了甲烷化空气催化氧化部分氧化制合成气与含氮合成气制二甲醚技术的研究，希望通过廉价氧源实
12、现廉价合成气，从而降低二甲醚合成生产成本。一步法合成二甲醚。特别是浆态床一步法合成二甲醚是目前新开发的技术。与传统甲醇脱水工艺相比工艺装置结构简单，便于移出反应热，易于实现恒温操作，可以使反应与传热过程耦合，从而达到最佳反应温度。防止催化剂失活。它可直接利用CO含量高的煤基合成气。还可在线装卸催化剂，具有较高的CO单程转化率和二甲醚产率，使二甲醚在成本上更具有优势。目前。该技术正处于小试及中试阶段。 加氢直接合成法近年来，加氢制含氧化合物的研究越来越受重视，有效利用可以减少工业排放对环境的污染。日本关西电力公司和三菱重工公司把合成甲醇脱水生成二甲醚反应设计在一个固定床里反应条件为温度25030
13、00C。压力410MPa，采用专利双功能催化剂，小试转化率达90，二甲醚选择性为45。国内对与氢气合成二甲醚也有研究。中科院兰州化物所利用研制的功能催化剂，采用固定床管式反应器，在240、的条件下。转化率达到345。二甲醚选择性为607；华东理工大学房鼎业等人采用国产C302型铜基催化剂和CM一31改性分子筛组成的复合催化剂，在260、50MPa、为4的原料气条件下，考察了在搅拌釜反应器中加氢合成二甲醚的反应性能，转化率为65，二甲醚选择性为60。二甲醚生产工艺比较甲醇液相硫酸催化法和甲醇气相法二甲醚生产技术较为成熟，两种方法均有工业装置运转。甲醇脱水法以精甲醇为原料。脱水反应副产物少，二甲醚
14、纯度达99，适用于有较高要求的气雾产品，也可以用作制冷剂或医用气雾剂的抛射剂。该工艺比较成熟可以依托老企业建设新装置，也可单独建厂生产。但该方法要经过甲醇合成、甲醇精馏、甲醇脱水和二甲醚精馏等工艺。流程较长。因而设备投资大，产品成本高，受甲醇市场波动的影响也比较大。合成气法生产二甲醚工艺是一项适合中国国情的技术路线。特别是在淤浆床中，反应温度分布均匀，热平衡较易控制，操作简单且稳定性好，生产成本低。合成气法所用的合成气可由煤、重油、渣油气化及天然气转化制得，原料经济易得，因而该工艺可用于化肥厂和甲醇厂。这些工厂可将甲醇装置适当改造用于生产二甲醚。形成规模生产。目前一步法生产二甲醚面f盗的关键问
15、题是：需要高效低价的煤制气工艺及设备；需要能满足大型化二甲醚生产用的反应器；解决以煤为原料制二甲醚生产过程中的利用问题；相关催化荆的开发与生产；成熟而经济的二甲醚分离提纯技术。3.2 本项目工艺说明本项目采用的原料是传统的煤炭资源，由于所选厂区自然资源丰厚可进行大规模采集，因此原料采集不是本厂生产瓶颈，初步计算本厂规模可在年产二甲醚20万吨，年产甲醇6.5万吨，大型的生产规模保证了生产成本的大幅度降低进而使二甲醚能在经济上与LPG媲美。根据本厂的生产特点及各一步法工艺优缺点的比较，本分厂利用二氧化碳和氢气为原料，采用多段绝热床一步法工艺合成二甲醚。但由于该工艺尚处于研发过程中，有许多技术难题需
16、攻克，本项目根据根据现有资料进行了初步设计。3.3 流程模拟说明图 3-2 AUTOCAD流程模拟图一、 反应工段 1、综述原料气与循环气混合后，经过换热器到达反应所需的温度后，进入反应器合成二甲醚。由于二氧化碳加氢直接合成二甲醚是一个复杂的化学反应体系，体系中共有6个化学物种，即、CO、和，用原子矩阵法确定立反应数。原子矩阵的秩为3，反应体系组分总数为6，故独立反应数应为3。现将二氧化碳加氢合成甲醇反应、逆水煤气变换反应和甲醇脱水反应选作独立反应：反应器出口气中含有CO、H2、CH3OH、CO2、CH3OCH3、H2O，经过三次换热后进入吸收工段。图 3-3 反应工段2、反应器 本项目采用三
17、段绝热固定床反应器，段间利用饱和水间接冷却。在260，4Mpa下，：为1:3的条件下进行合成二甲醚。特点： 三段绝热式固定床反应器的主要由反应段和换热段两部分构成，原料由反应器顶部气体入口分布器进入反应器，气体入口分布器的结构和结构参数直接影响反应器内流体的均布情况，入口分布器的使用是实现气流均匀分布的重要手段和必要措施。原料气在第一反应段达到一定转换率后，由于该反应放热，物料温度升高，进入第一换热段换热，换热后物料进入第二反应段继续反应，在第二反应段达到一定转化率后进入第二换热段换热，换热后进第三反应段。该反应器共有三段，故物料在第三反应段达一定转化率后，从反应器底部出料。反应后的物料经多级
18、换热后进吸收塔吸收。3、催化剂由于利用二氧化碳和氢气为原料合成二甲醚工艺尚不成熟，催化剂仍处于研发间段，本项目中根据现有催化剂有关报道，采用改良后的CuO-ZnO-A1203HZSM一5复合催化剂。根据报道在260，4Mpa，CO2：H2=1:3的条件下，CO2转化率：29.4%，DME选择性：68%，DME的收率：19.3%。a. 甲醇合成阶段Cu基催化剂具有优异的加氢性能，自被发现以来，已取代以往的Zn-Cr催化剂、Pd系催化剂，成为普遍使用的甲醇合成催化剂。Zn和烈是Cu基催化剂最常用的助剂，加入zn以后可以增加Cu的表面积，使Cu2+不易被还原；Al起着结构助剂的作用，可使Cu晶粒均匀
19、分布，尺寸减小。因此，CuZnO催化剂尤其得到广泛深入的研究和广泛应用，许多种制各方法在CuZnO催化剂的制备过程中得到应用。与贵金属(如Pt、Pd、Au等)催化剂比较，CuZnO催化剂价格要便宜得多，在经济上更具优势。根据文献调研结果以及本课题组以前的研究基础，考虑到今后的工业化实际应用，本项目选择CuZnO体系作为甲醇合成催化剂组分。b. 甲醇脱水阶段对于复合催化剂中甲醇脱水催化剂组分的选择，大致应满足以下几条要求：具有较高的脱水活性和较好的DME选择性；具有较好的稳定性，遇水不易失活；脱水活性温度与Cu基催化剂的甲醇合成活性温度匹配性好；具有酸强度适当的表面酸中心，且表面酸性易于调变；具
20、有较大的比表面积和适当的孔结构；实现工业化生产的基础。HZSM5分子筛是良好的甲醇脱水催化剂，在190(2反应条件下，甲醇的转化率为78，DME的选择性达到100，而且HZSM-5的稳定性良好，在有水的存在的条件下不易失活，在较宽温度范围内(150275)均有较高的甲醇脱水活性。在类似的合成气直接合成DME的研究中，HZSM5分子筛作为复合催化剂中的脱水组分已经得到应用，且效果良好，故本项目选择HZSM一5分子筛作为加氢合成DME的甲醇脱水催化剂组分。4、原料气氢碳比对反应的影响:可以看出，提高氢碳摩尔比有利于提高转化率、二甲醚选择性和收率，降低CO选择性。同时看到，随着氢碳摩尔比的不断增大，
21、在原料气中的浓度降低，催化剂的生产强度会有所下降。二、 吸收循环工段吸收循环工段包括一个二甲醚吸收塔和两组CO变压吸附塔，反应器出口气中的二甲醚、甲醇和未反应的原料。经过DME吸收塔被吸收到塔釜液中，塔顶出来的混合气体变压吸附CO，脱CO后的气体（净化气）循环到混合器V-101进行循环利用。分离出的CO可以同工业园其他化工厂合作使用获得的部分来源。图 3-4 吸收工段3 、精制阶段精制工段包括三个精馏塔：T-204、T-205和T-206，分别用于预精馏、DME精馏、甲醇精馏。预精馏塔T-204的操作压力为2.5MPa，经过此塔后，塔顶得到C02，DME，进入DME精馏塔T-205；塔底得到甲
22、醇和水,一部分进入甲醇精馏塔T-206，另外一部分作为T-201吸收剂使用。DME精馏塔T-205的操作条件为2.3MPa，经过分离后得到符合质量要求的DME，送入DME产品储罐。顶分离出的收集起来送回原料罐循环使用。T-206的操作压力为常压，经分离后塔顶得到甲醇，经泵送入甲醇储罐，塔底的水送入水处理中心。图 3-5 精馏工段第四章 原料、辅助材料采购与产品营销4.1 原料及辅助原料采购1） 原料采集煤主要来源于总厂及工业园区其他化工厂，原料充足。2） 辅助原料采购 CuZnO甲醇合成催化剂及HZSM一5分子甲醇脱水催化剂均可在附近购买获得。4.2 产品主要标准表4-1 本厂产品标准产品名称
23、本厂规格国家规定产量（万吨/年）单价（元/吨）二甲醚摩尔分率0.991燃料级203650甲醇摩尔分率0.999工业级6.52100蒸汽2.5MPa低压级200第五章 物料衡算与能量横算5.1概述本设计采用多段绝热床一步法制二甲醚，在吸收循环工段用循环吸收剂甲醇溶液吸收，精制工段中采用3个精馏塔实现除去残留CO2、产品DME、甲醇的分离提纯。在设计中利用chemcad完成了对全流程的模拟，并在此基础上完成物料衡算、能量衡算。图 5-1 chemcad流程模拟5.2全局物料衡算本项目中，新鲜原料与循环原料在混合器V101中混合后进入反应器合成二甲醚和副产品甲醇。从反应器出来的混合物进入吸收塔T20
24、1，塔顶主要有未反应的原料气和生成的一氧化碳，该混合气进入一氧化碳变压吸附塔T202、T203进行分离一氧化碳；塔顶的混合液到精馏车间进行精制。精馏车间设有三个精馏塔T204、T205、T206。T204精馏塔塔顶采出二甲醚和二氧化碳，塔底采出甲醇水溶液，塔顶的混合气进入T205进行分离二氧化碳和二甲醚，塔底采出产品二甲醚，塔顶的二氧化碳循环到二氧化碳原料罐进行循环利用；从T204塔底采出的甲醇水溶液一部分作T201的吸收剂使用，另一部分在塔T206精制甲醇。5.2.1主要物料规格及消耗表5-1主要物料规格及消耗与产出序号项目规格数量(万吨/年)1原料1.1煤工业级362催化剂2.1Cu-Zn
25、-Cr和H-ZSM-53主产物与副产物高气3.1二甲醚（DME）燃料级203.2甲醇工业级 6.54公用工程4.1冷却水2512704.2冷冻盐水-153924.3饱和蒸汽2.5MPa2345.2.2反应工段表 5-2 反应器物料物料反应器进口流量反应器出口流量 CO2（kmol/hr）74305364.409 DME（kmol/hr）0629.5 H2O（kmol/hr）02695 MEOH（kmol/hr）0314.75 H2（kmol/hr）2229117078 CO（kmol/hr）3494.93Mole Flow（kmol/hr） 2972426573.6Mass Flow （kg/
26、hr） 371929.3371929.3Volume Flow （m3/hr）30593.6628588Temperature 240260Pressure MPA4.24.15.2.3精制工段各精馏塔物料表 5-3 预精馏塔T204物料衡算进塔物料塔顶采出塔釜采出总流量（kmol/hr）21153.6215204619001.56 CO2 （kmol/hr）15081461508.1450.001 H2（kmol/hr）5.985.980.001 DME（kmol/hr）629.5629.40.1 MEOH（kmol/hr）1948.68.221940.38 H2O（kmol/hr）1706
27、10.0417060.96 CO（kmol/hr）0.1960.1960.01Mass Flow kg/hr465185495654.11369531.29Temperature 31.43933207.3Pressure MPA2.5252.5表 5-4 二甲醚精馏塔T205物料衡算进塔物料塔顶采出塔釜采出总流量（kmol/hr）2152.0461525.33719001.56 CO2 （kmol/hr）15081451508.1440.001 H2（kmol/hr）5.985.980 DME（kmol/hr）629.411618.4 MEOH（kmol/hr）8.220.018.21 H2
28、O（kmol/hr）0.040.0010.039 CO（kmol/hr）0.1960.0010.195Mass Flow kg/hr95654.1166898.6528755.5Temperature 39.33-3.982Pressure MPA2.32.32.3表 5-5 二甲醚精馏塔T206物料衡算进塔物料塔顶采出塔釜采出总流量（kmol/hr）3001.55309.42692.176 CO2 （kmol/hr）0.010.010 H2（kmol/hr）000 DME（kmol/hr）0.010.010 MEOH（kmol/hr）306.53042.5 H2O（kmol/hr）26955
29、.42699.6 CO（kmol/hr）000Mass Flow kg/hr58372.459837.4328755.5Temperature 20764.799.7Pressure MPA常压常压常压5.3全局能量衡算概述：在全流程模拟的基础上，完成了对本工艺中各设备的能量衡算。1、合成工段新鲜原料和循环原料在混合器V101混合后，经过原料器预热器E101和费热锅炉E102,进入绝热床反应器,出口的高温高压能量换热后温度升至240。能量进入反应器后被迅速加热到260，反应器内压强为4.15MPa。表5-6二甲醚原料反应E101单元能量衡算表反应前物料反应后物料FromV101E101ToV1
30、01E101Phase: liquidVaporTemperature 82120Pressure MPA4.24.2Molar Enthalpy MJ/h-2907182-2871174表5-7二甲醚原料混合加压E102与 R101单元能量衡算表加热前加热后FromE102E102ToR101R101Phase: VaporVaporTemperature 240260Pressure MPA4.24.15Molar Enthalpy MJ/h-2754233-28288492、吸收循环工段粗产品经过E201、E202分别和原料、闪蒸罐进料、冷盐水换热至20后进入吸收塔T201，在其中用甲醇
31、溶液吸收DME。气相进入吸收塔T202除去CO2。吸收塔T202塔底采出经过吸收塔T203,从塔顶采出物料去副产物CO的储罐.表5-8吸收工段T201单元能量衡算表吸收前塔顶采出塔底采出FromE102ABSORBABSORBToR101ABS21-SepPhase: MixedLiquidLiquidTemperature 2060.3130.79Pressure MPA4.0533Molar Enthalpy MJ/h-3170272-1658565-5963516表5-9吸收工段T202单元能量衡算表吸收前塔顶采出塔底采出FromT201T203T202ToT202T203V201Pha
32、se: LiquidLiquidLiquidTemperature 60.3160.3160.31Pressure MPA333Molar Enthalpy MJ/h-1658565-1569134-100701.9表5-10吸收工段V201单元能量衡算表解析前FromT203ToV204Phase: LiquidTemperature 31.42Pressure MPA2.5Molar Enthalpy MJ/h-60642183、精制工段粗产品进入预精馏塔T204，除去剩余的CO2。塔顶混合物经过制冷设备冷却至39.3364，CO2经过气液分离后进入下一步的再利用。塔釜采出经过预精馏塔再沸
33、器E205进料换热后，进入T205。T205塔顶采出DME产品，塔釜采出一部分在E203冷却后直接进入甲醇精馏塔T206.表5-11精制工段T204单元能量衡算表进塔能量塔顶采出塔釜采出FromV201T204T204ToT204T205供用工程Phase: LiquidLiquidVaporTemperature 31.4139.33171.09Pressure MPA2.52.52.5Molar Enthalpy MJ/h-6064218-714185-5059706表5-12精制工段塔顶冷凝、塔底再沸器E205单元能量负荷表塔顶冷凝塔底再沸温度 39.3364207.2686表5-13精制工段T205单元能量衡算表DME塔进料塔顶DME塔釜采出FromE205T205T205ToT205CO2储罐供应工程Phase: LiquidLiquidLiquidTemperature 39.33-3.9082.01Pressure MPA2.52.32.3Molar Enthalpy
