目录
1.1概述 ----------------------------------------------------- 1
1.2市场分析 ------------------------------------------------------------- 2
1.2.1对世界甲醇供需现状的分析 ---------------------------------------- 2 1.2.2 我国甲醇发展预测 ----------------------------------------------- 3
第二章 工艺流程设计 ----------------------------------------- 6
2.1生产方法 ------------------------------------------------------------- 6 2.2 工艺流程化 ----------------------------------------------------------- 9
2.2.1反应工段 -------------------------------------------------------- 9 2.2.2原料预处理 ----------------------------------------------------- 13 2.2.3产品后处理 ---------------------------------------------------- 13 2.2.4废物回收或处理 ------------------------------------------------ 14 2.2.5流程简述 ------------------------------------------------------ 23
第三章 设备平面布置图 -------------------------------------- 24
3.1设备布置概述 -------------------------------------------------------- 24
3.1.1设备布置原则 --------------------------------------------------- 24 3.1.2设备布置内容 --------------------------------------------------- 25 3.1.3设备布置注意事项 ----------------------------------------------- 25 3.2主要设备一览表 ------------------------------------------------------ 27
致 谢 ----------------------------------------------------- 28 参考文献 --------------------------------------------------- 29
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第一章 总论
1.1概述
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。
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。
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。
1923年德国BASF公司首先用合成气在高压下实现了甲醇的工业化生产，直到
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1965年，这种高压法工艺是合成甲醇的唯一方法。1966年英国ICI公司开发了低压法工艺，接着又开发了中压法工艺。1971年德国的Lurgi公司相继开发了适用于天然气－渣油为原料的低压法工艺。由于低压法比高压法在能耗、装置建设和单系列反应器生产能力方面具有明显的优越性，所以从70年代中期起，国外新建装置大多采用低压法工艺。世界上典型的甲醇合成工艺主要有ICI工艺、Lurgi工艺和三菱瓦斯化学公司(MCC)工艺［1］ 。目前，国外的液相甲醇合成新工艺［2］具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，尤其是LPMEOHTM工艺，采用浆态反应器，特别适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2／(CO＋CO2)比的原料气，在价格上能够与天然气原料竞争。
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95 kt/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200 kt/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。
1.2市场分析
1.2.1对世界甲醇供需现状的分析
2005年世界甲醇的总生产能力为4568万吨/年，总产量为3487.1万吨，平均开工率为76%。中南美洲是世界上最大的甲醇生产地区，占世界总生产能力的24.3%，其它依次是亚洲占24.1%，中东占19%、北美占8.6%、中东欧占10.9%、西欧占7.9%。
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表1 2005年世界甲醇供需平衡情况（单位：万吨/年，万吨）
地区 非洲 亚洲 中东欧 中东 北美 大洋洲 中南美 西欧 合计 能力 178.3 1100.6 496.6 867.5 394.2 62.3 1108.5 360 4568 产量 147 705 348.5 783.5 253.1 38.5 932.4 279.1 3487.1 进口 5.3 698 59.1 39.5 689.2 6.2 28.2 621.8 2147.3 出口 132 102.8 186.2 616.8 82.7 33.3 830.6 196.6 2181 实际消费 20.3 1301.8 221.8 206.2 859.6 11.4 130 698.8 3450 1.2.2 我国甲醇发展预测
据统计，“十一五”期间我国新建、拟建甲醇项目共41个（不包括二甲醚、甲醇制烯烃生产企业自身配套的甲醇生产装置）。其中“十一五”期间可以投产的项目为34个，产能合计1178万吨/年。另外7个项目尚处于前期工作阶段，尚未开工建设，“十一五”期间能不能投产暂不确定。这7个项目产能共计670万吨/年
表2 “十一五”期间可以建成投产的甲醇项目 建设单位 地点 产能及项目情况 投产日期 1.香港建滔化工集团/重庆长寿重庆长一期45万吨/年（总计07年上半化工园区 寿 75万吨/年，投资17亿年 元） 2.山西焦化集团有限公司 山西 12万吨/年甲醇技术改2010年前 造 3.山西兰花科技创业公司 晋城 20万吨/年甲醇（1502010年前 万吨/年甲醇项目一期工程） 4.山西丰喜肥业（集团）有限公运城 20万吨/年甲醇技改工2010年前 司 程 （总规划160万吨/年） 5.哈尔滨气化厂 哈尔滨 25万吨/年甲醇 3
备注 天然气原料 焦炉气原料 以煤为原料 以煤为原料 振兴东北国吉林化工学院化工综合设计
6.大连大化集团有限责任公司 7.亿达信煤焦化能源公司 8.宝泰隆焦化有限公司 9.河南中原大化集团有限责任公司气化厂 10.河南省安阳化工集团公司化肥厂 11.河南蓝天集团有限公司（中原甲醇厂） 12.河南濮阳甲醇厂（上属永城煤电集团） 大连 黑龙江 黑龙江 濮阳 安阳 濮阳 30万吨/年甲醇项目 8万吨/年甲醇 20万吨/年甲醇 40万吨/年甲醇项目 20万吨/年 10万吨/年甲醇 债项目 2010年前 独资项目 2007年 以煤为原料 以煤为原料 07年12月 以煤为原料 2010年之 前 2008年初 天然气 08年初投天然气和煤 产 2007年 以煤为原料 8万吨/年甲醇项目（由12万吨/年扩产至20万吨/年） 13.河南开祥化工有限公司 河南义一期25万吨/年（总共马 50万吨/年） 14.河南永城煤电集团龙宇煤化河南永一期50万吨/年甲醇项工有限公司 城 目 15.安徽淮北矿业集团公司 淮北 一期20万吨/年甲醇项目 16.青海中浩天然气化工有限公格尔木 60万吨/年甲醇项目 司 2006年3月开工 17.陕西神木化学工业公司 榆林神40万吨/年甲醇项目 木 18.陕西黄河矿业有限责任公司 韩城 10万吨/年，焦炉气原—韩城黑猫焦化有限责任公司 料 19.陕西省投资集团公司 咸阳彬60万吨/年 长 20.山东兖矿国际焦化有限公司 兖州市 20万吨/年甲醇 07年12月 以粉煤为原料 07～09年 以煤为原料 2008年 2009年 07.2.10投产 天然气原料 2010年之焦炉气原料 前 21.兖矿集团榆林能源重化工基陕西榆60万吨/年甲醇项目一2010年前 以煤为原料 地 林 期 22.山东德齐龙化工集团 平原 30万吨/年甲醇项目 2007年3 月 23.新疆克拉玛依煤化工 新疆 20万吨/年甲醇项目2007年 以煤为原料 （一期） 24.内蒙古西洋煤化工有限公司 呼伦贝25万吨/年甲醇（40万2008年 以煤为原料 尔 吨扣二甲醚耗15万吨余25万吨） 25.内蒙古博源联合化工公司（2鄂尔多100万吨/年甲醇项目 2007年天然气原料 个甲醇生产厂） 斯 5.15投产 26.内蒙古庆华集团 阿拉善 100万吨/年甲醇项目 2010年 煤气为原料 27.泽楷实业集团 赤峰 100万吨/年甲醇项目 4
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28.河北开滦煤化工公司 29.云南得鑫公司 开滦 云南 由发改委审批 30.云南解化集团公司 云南 20万吨/年甲醇 2010年 以煤为原料 31.江苏恒盛化肥有限公司 20万吨/年甲醇 08年投产 32.重庆医药控股集团/三菱化重庆 85万吨/年，投资2亿2007年 天然气原料 工 美元 33.重庆万盛区/贵州桐梓县 重庆万30万吨/年甲醇 2010年之 盛 前 34.蓝星集团公司兰州煤气厂 兰州 20万吨/年技改项目 2007年 总计 1178万吨/年 表3 其它甲醇拟在建项目 建设单位 地点 产能及项目情况 投产日期 备注 1.山西大同煤矿集团有限公大同 司 2.河南平煤集团煤盐联合化平顶山 工产业（天安煤业、园区） 3.鹤岗矿业集团/大连华丰 大连 4.内蒙荣程能源化工公司 鄂尔多斯 5.内蒙华研能源化工有限公鄂尔多司 斯 6.内蒙包头华资工业 包头 7.内蒙古苏里格天然气化工苏里格 6司 总计
10万吨焦炉气制甲醇2009年 （一期） 15万吨焦炉气制甲醇 2007年 3.35亿元 60万吨/年 2010年前 以煤为原料 以煤为原料 以煤为原料 以煤为原料 50万吨/年甲醇项目一期 2010年 60万吨/年甲醇项目 年产500万吨兰炭、100万甲醇，总投资10亿元 100万吨甲醇，投资45亿元 100万吨/年甲醇项目 200万吨/年甲醇 670万吨/年 08年 2010年 2010年前 以煤为原料 2007年 1.3甲醇进出口
我国是甲醇的消费大国，2001-2007年，随着国内甲醇产能与产量的快速增长，甲
醇进口量逐渐减少，出口量逐渐增加，进口依存度明显降低，2007年我国甲醇进口量和进口依存度均达到阶段性低位，出口量明显增加。但2008年以来，甲醇进口量开始迅速增长，尤其是2009年和2010年，我国甲醇年进口量维持在500万吨以上，而出口量不足2万吨，进口依存度升至20%以上。
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表4 近年甲醇进出口量及进口依存度
年份 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 进口量（万吨） 152.1 179.9 140.2 135.9 136 112.7 84.5 143.4 528.79 518.9 出口量（万吨） 0.96 0.09 5.08 3.3 5.4 19 56.3 36.76 1.38 1.24 进口依存度（%） 42.26 46.02 31.13 23.13 19.60 11.16 2.71 8.76 31.96 24.73 甲醇消费量持续增长，甲醇价格持续高位，甲醇利润可观，导致甲醇产能迅速扩大。由于甲醇生产需要消耗大量能源和资源，世界甲醇生产格局和消费格局将发生重大变化，欧美、日本等工业发达国家已由甲醇自产自给国家转变为主要进口国，因中国有丰富廉价的煤炭资源，中东和拉丁美洲有丰富廉价的天然气资源，未来甲醇产能将集中在中国、中东和拉丁美洲，随着甲醇产能和需求的不断扩大，中国将成为世界上最大的甲醇生产和消费国家。
第二章 工艺流程设计
2.1生产方法
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。
1.移动床气化
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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有一定要求：（2）气化强度低：（3）环境污染负荷大，治理较麻烦。
2.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。 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1 400～1 600℃，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
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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。 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［3］：
(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)
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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 工艺流程化
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。
2.2.1反应工段
甲醇合成反应器实际是甲醇合成系统中最重要的设备。从操作结构，材料及维修等方面考虑，甲醇合成反应器应具有以下要求：
（1）催化剂床层温度易于控制，调节灵活，能有效移走反应热，并能以较高位能回收反应热；
（2）反应器内部结构合理，能保证气体均匀通过催化剂床层，阻力小，气体处理量大，合成转化率高，催化剂生产强度大；
（3）结构紧凑，尽可能多填装催化剂，提高高压空间利用率；高压容器及内件间无渗漏；催化剂装御方便；制造安装及维修容易。
甲醇合成塔主要由外筒、内件和电加热器三部分组成。内件事由催化剂筐和换热器两部分组成。根据内件的催化剂筐和换热器的结构形式不同，甲醇内件份为若干类型。
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按气体在催化剂床的流向可分为：轴向式、径向式和轴径复合型。
按催化剂筐内反应惹得移出方式可分为冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类。
按换热器的形式分为列管式、螺旋板式、波纹板式等多种形式。 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： （1）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。 （2）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。如1984年ICI公司提出的逆流式冷管型及1993年提出的并流冷管TCC型合成塔和国内林达公司的U形冷管型。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。 （3）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。 （4）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。代表塔型有Lurgi公司的合成塔和三菱公司套管超级合成塔，该塔是在列管内再增加一小管，小管内走进塔的冷气。进一步强化传热，即反应热通过列管传给壳程沸腾水，而同时又通过列管中心的冷气管传给进塔的冷气。这样就大大提高转化率，降低循环量和能耗，然而使合成塔的结构更复杂。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
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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。 （5）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（日产量为650吨左右），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。
国产催化剂的铜含量已提50%以上。制备工艺合理，使该催化剂的活性、选择性、使用寿命和机械强度均达到国外同类催化剂的先进水平，并且价格较低。 煤制合成气 合成气净化 甲醇合成 甲醇精馏 图1 煤制甲醇的简单工艺流程
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甲醇粗甲醇釜液甲醇
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
精馏塔市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。所以要根据企业的实际条件选择合适的高效精馏塔。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：
（1）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。
（2）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。
（3）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。
（4）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。
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综合比较上面四种塔，可以知道填料塔和新型垂直筛板性质更加优越，同时考虑到新型垂直筛板是一种新型塔，目前使用很少，技术难得，而填料塔使用较普遍，技术非常成熟，所以设计选用了填料塔。
2.2.2原料预处理
1.设备选型
储罐根据形状划分有方形贮罐、圆筒形贮罐、球形贮罐和特殊形贮罐，由于本工艺不高，并且腐蚀性较小，选用普通碳钢的圆筒形贮罐。 搅拌釜选用普通碳钢的搅拌釜。 2.精馏段
低沸物回流低沸物预精馏塔主精馏塔 闪蒸气粗甲醇饱和蒸汽塔底残液产品甲醇
图3 精馏工段工艺流程图
2.2.3产品后处理
将甲醇的下游产品做成化肥
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图4 甲醇下游产品的处理
2.2.4废物回收或处理 1.废水处理
以有机物为主要污染物的废水，只要毒性没达到严重抑制作用，一般都可以用生物法处理，一般认为生物方法是去除废水中有机物最经济最有效的方法，特别对于BOD浓度高的有机废水更适宜。本设计选用A/O生物处理法，即厌氧与好氧联合生物处理法，此法是近年来开发成功的、以深度处理高浓度有机污水的生化水处理工艺，其典型的工艺流程如下图所示：
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甲醇污水 上升式厌氧污泥过滤反应器 混凝沉淀池 生物接触氧化塔 二次沉淀池 外排或回用
图5 A/O生化法处理甲醇工艺
A/O法处理甲醇废水的优点主要表现在：该法既发挥了厌氧生化能处理高浓度有机污水的优点，又避免了生物接触氧化法抗负荷冲击力弱的缺点，能够较为彻底地消解废水中的主要污染物甲醇，基本上不需要更深程度的处理措施。
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(1 400一1 600℃)、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。
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氧蒸汽原煤蒸汽硫回收冷却水系统去净化水污水处理图6 GSP气化工艺流程
2. 净化装置工艺流程
（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。
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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3.57MPaA，进入发电气加热器（E2007），温度升至230℃，然后去发电系统发电用。
由第一水分离器（V2004）、第四水分离器（V2011）分离出的高温冷凝液和来自氨吸收制冷、脱硫系统的冷凝液进入冷凝液闪蒸槽（V2007），闪蒸出的闪蒸气进入冷凝液汽提塔（T2001），冷凝液由闪蒸槽底部排出直接送至气化工段。
由第三水分离器（V2006）、第七水分离器（V2014）分离出的冷凝液进入冷凝液汽提塔的上部，由第二水分离器（V2005）、第五水分离器（V2012）、第六水分离器（V2013）分离出的冷凝液进入冷凝液汽提塔的中部，汽提塔采用垂直筛板塔，冷凝液闪蒸槽闪蒸出的闪蒸气（156℃，3.0MPa）进入冷凝液汽提塔的底部，低压蒸汽进入塔的底部进行汽提冷凝液，塔的操作压力为0.4～0.5MPa(A)。从塔底排出的冷凝液送至气化工段，塔顶排出的解析气，送至气化系统的火炬。
脱盐水站来的脱盐水分成两部分，一部分进入脱盐水加热器Ⅰ（E2006）与变换气换热温度升至98℃后分两股，一股脱盐水去热电站，另一股进入除氧器除氧；另一部分进入脱盐水加热器Ⅱ（E2011）与水煤气（发电气）换热温度升至98℃，进入除氧器除氧。除氧器用本工段产生的低压蒸汽吹入除氧，除氧后的锅炉给水由锅炉给水泵和高、低压给水泵提压，经低压锅炉给水泵升压至0.65MPa(A)去锅炉给水加热器Ⅱ（E2009），升温至153℃后，一部分去变换气第二废热锅炉（E2004）产生0.5MPa(A)低压蒸汽，另一部分去发电气废热锅炉（E2008）产生0.5MPa(A)低压蒸汽；经高压锅炉给水泵升压到5.60MPa(A)去甲醇合成系统；经低压锅炉给水泵升压到1.6MPa(A)进锅炉给水加热器（E2005），温度升至135℃，分成两部分，一部分去硫回收系统，另一部分去变换气第一废热锅炉（E2003）产生的1.4MPa(A)蒸汽。0.5MPa(A)蒸汽除一小部分本工段利用外绝大部分与1.4MPa(A)蒸汽一起送出本工段。
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蒸汽网脱硫系统脱盐水火炬水煤气锅炉补给水脱硫脱碳系统脱盐水图7 变换工艺流程
（2）.NHD脱硫脱碳
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+COS<20ppm）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+COS<80ppm，含CO233.9%，经脱硫气分离器（V3002）分离掉夹带的NHD溶液后，去NHD脱碳。
变换气脱硫塔（T3001）底排出的约20.5℃的NHD富液和燃气脱硫塔（T3004）底出来的14.1℃左右的NHD富液一起由富液泵（P3003A,B）提压到4.5Mpa(G)经贫富
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液换热器I（E3002）换热至50℃；贫富液换热器II（E3003）加热到130℃，进入浓缩塔（T3002）。采用甲醇驰放气（40℃，4.6MPa(A)）作为气提气进入浓缩塔下部，塔顶出来的气提气中主要是CO2 、H2及少量H2S、COS等气体，该气体与从脱碳闪压机而来的约3.6Mpa(G)闪蒸气合并经闪蒸气水冷器I（E3004）冷却至40℃返回进NHD脱硫入口以回收高压闪蒸气中的H2。从浓缩塔底出来底NHD富液由脱硫水力透平（HT3001）回收能量后进入脱硫高压闪蒸槽（V3004），闪蒸压力为1.3MPa(A)，出口闪蒸气去脱碳闪压机。
从脱硫高压闪蒸槽底出来的富含H2S、CO2的闪蒸液进入再生塔（T3003），再生塔底部由变换气煮沸器（E3007）加热，使NHD富液中的气体全部解吸出来，得到约147℃的NHD贫液。贫液经贫富液换热器II（E3003）冷却到57℃，然后由贫液泵II（P3002A,B）加压到4.1Mpa(G)送入贫富液换热器I（E3002）；而在贫液进入贫富液换热器I前面有一旁路，把部分贫液减压到0.6Mpa(G)进入溶液过滤器（M3001A,B），过滤后的贫液再返回贫液泵II的入口。出贫富液换热器I的NHD贫液已降温到23.6℃，再被脱碳工段的氨冷器I冷却至0℃，然后将出氨冷器I的贫液分为两部分，一部分贫液直接进入燃气脱硫塔（T3004）；另一部分则进入NHD脱碳工段的脱碳塔上塔，在塔内吸收脱碳塔下塔过来的净化气中微量的H2S和CO2，出塔后经脱硫贫液泵I增压到4.25Mpa(G)进入变换气脱硫塔（T3001）。
出再生塔（T3003）填料段的再生气经塔上部的旋流板，用塔顶回流的40℃的冷凝液洗涤冷却到106℃左右进入酸性气水冷器（E3006）冷却到40℃，经酸性气分离器（V3005）分离掉酸性气中夹带水分，使酸性气中含H2S>25%，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COS＋H2S <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（CO2<4%(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2～3%(V)、COS和H2S<5ppm、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，
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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（CO2：2～3%，COS和H2S<0.1ppm），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。
进脱碳塔下塔上部的NHD贫液温度为-5℃，在塔内吸收CO2的过程中，由于CO2
的溶解热使溶液温度升高，出塔底的NHD富液温度达到14.1℃、压力3.52Mpa(A)。富液进入水力透平（HT4001A,B）回收静压能，压力降至1.3MPa(A)后进入脱碳高压闪蒸槽（V4003），脱碳高压闪蒸槽设备为板式塔，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出来，此气体即谓脱碳高压闪蒸气。高压闪蒸气和来自脱硫工段的脱硫高压闪蒸气混合后进入闪蒸气压缩机（C4001A，B），闪蒸气升压至3.7Mpa(A)、经闪蒸气水冷器冷却到40℃与变换气混合，经气体换热器（E6401A，B）降温后再去脱硫工段循环吸收。
从脱碳高压闪蒸槽底部出来的溶液，减压进入低压闪蒸槽（V4004），在此塔内NHD实液中溶解的大部分CO2气体解吸出来，温度为0.55℃，此气体即谓CO2气，CO2气进入脱碳气体换热器（E4001B）回收冷量后放空。
低压闪蒸槽（V4005）底部出来的富液自流进入气提塔（T4002）塔内有五层QH-1型扁环散堆填料，溶液与气提氮气在填料层内逆流接触，此时溶液中溶解的CO2被气提出来，排至大气。从气提塔底出来的贫液经氨冷器（E4003）冷却到-5℃，由脱碳贫液泵（P4001A，B）提压至3.9 Mpa(A)进入脱碳塔下塔上部。
系统中各排液、导淋回收的NHD溶液，经排液总管送入溶剂系统贮槽内。
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甲醇合成硫回收燃气热回收图8 NHD脱硫脱碳工艺流程
（3）.硫回收
来自脱硫工段的酸性气经酸性气分水罐（V6001）分离掉酸性水，进入酸性气燃烧炉（F6001）与按一定比例配入的富氧空气混合燃烧，使炉膛温度保持在950℃左右。炉内发生H2S部分氧化反应，三分之一的H2S燃烧转化成SO2，生成的SO2再与剩下的H2S发生克劳斯发应生成单质硫。炉膛内发生的化学反应如下：
H2S + 3/2 O2 → SO2 + H2O + Q1 H2S + 1/2 SO2 → H2O + 3/4 S2 + Q2
燃烧后从炉内出来的混合气分成三股，一股去一级高温掺合阀（TV6001），一股去二级高温掺合阀（TV6002）,另一股经加氢预热器（E6003）与加氢工艺气体换热冷却到810℃，再经过废热锅炉（E6004）降温到330℃，然后进入一级冷凝器（E6005）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。从一级冷凝器（E6005）出来被冷却至150℃的气体与酸性气燃烧炉出口的一级高温掺合阀（TV6001）热口进来的高温气体掺合提温到270℃进入一级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应。其中主要反应：
2H2S + SO2 → 3/2 S2 + 2H2O + Q
反应后的气体进入二级冷凝器（E6006），冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。转化气同样与酸性气燃烧炉出口的二级高温掺合阀
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（TV6002）热口进来的高温气体掺合提温到220℃进入二级Claus转化器（R6001）发生催化转化反应，然后进入三级冷凝器（E6007）冷却到150℃分离出液硫，同时冷凝器壳程产生0.3MPa（G）的低压蒸汽。三级冷凝器（E6007）出口气体进入尾气分液罐（V6005）进一步分离出气体中夹带的液硫，从尾气分液罐（V6005）顶部出来的就是Claus尾气。
从一、二、三级冷凝器（E6005,E6006,E6007）和尾气分液罐（V6005）中冷凝下来的液硫都进入液硫封（V6004A,B）,然后由液硫封（V6004A,B）自流流入液硫贮罐（V6007A,B），再用液硫泵（P6002A,B）将液硫输送到液硫高位罐（V6009），由液硫高位罐（V6009）经过过虑输送到硫磺尖嘴滴落成型造粒机去造粒成型包装出售。
配入一定量氢气的Claus尾气经过加氢预热器（E6003）预热至300℃进入加氢反应器（R6002）反应，将除H2S以外的硫化物几乎全部转化为H2S，反应器出口气体进入蒸汽发生器（E6008）冷却至160℃，再进入急冷塔（T6001）冷却到36℃。经急冷塔（T6001）急冷后的气体去吸收塔（T6002）与从塔顶下来的NHD贫液逆向接触，气体中所含的大部分H2S和部分CO2被贫液吸收下来，从吸收塔（T6002）顶出来的尾气进入尾气焚烧炉（F6002），与配入的稍过量的空气和燃料气进行高温焚烧，使H2S全部转化为SO2，焚烧气经尾气废锅（E6009）冷却至300℃，通过烟囱（X6001）高空排放。
急冷塔（T6001）底的急冷水用急冷水循环泵（P6011A，B）加压打入急冷水冷却器（E6016）冷却到36℃进入急冷塔上部，自上而下冷却从急冷塔下部而来的气体。吸收了H2S和部分CO2的NHD富液自吸收塔底由富液泵（P6012A，B）泵出，与再生塔来的NHD贫液经过贫富液换热器Ⅰ（E6012）和贫富液换热器Ⅱ（E6013）换热后升温到135℃进入再生塔（T6003）再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器（E6017）加热，使富液中的H2S和CO2受热解析。从再生塔顶出来的温度约为107℃的再生气经再生气水冷器（E6014）冷却至40℃，再经再生气分离器（V6014）除去水，然后返回酸性气燃烧炉再次进行Claus转化；分离出来的水则经回流水泵（P6014A，B）打回再生塔。受热解析出H2S和CO2的NHD贫液与吸收塔（T6002）出来的富液换热、循环水冷却、氨冷器冷却降温到0℃进入吸收塔(T6002)再去进行吸收。
本装置接收到从变换工段送来的中压锅炉给水在废热锅炉（E6004）产1.3MPa（G）蒸汽送入管网；从变换过来的低压锅炉给水在各级冷凝器（E6005，E6006，E6007）、
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蒸汽发生器（E6008）和尾气废锅（E6009）中产生0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套及管道伴热使用。
造粒图9 硫回收工艺流程
2.2.5流程简述
新鲜气蒸汽弛放气 合成工艺流程
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二甲醚图10 精馏工艺流程
第三章 设备平面布置图
3.1设备布置概述
在现代工程设计的理念中，设备布置是最重要的环节之一。设备布置的合理性，直接关系到装置建成后能否满足工艺流程的要求，是否符合环境保护、防火及其它安全生产的要求，能否创造更良好的操作条件，便于安装和维修，以及最大限度满足经济合理的要求。对其进行研究和总结，可以促使我们的工程设计更加完美，给社会带来更大的经济效益。
3.1.1设备布置原则
1.最大限度地满足工艺生产包括设备维修的要求。 2.有效地利用车间建筑面积(包括空间)和土地。
3.要为车间的技术经济指标先进合理以及节能等要求创造条件。 4.考虑其他专业对本车间布置的要求。 5.要考虑车间的发展和厂房的扩建。
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6.车间中所采取的劳动保护、防腐、防火、防毒、防爆及安全卫生等措施是否符合要求。
7.本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管线最短，联系最快
8.考虑建设地区的气象、地质、水文等条件。 9.人流物流不能交错。
3.1.2设备布置内容
1.确定各个设备在车间范围内平面与车间立面上的准确的、具体的位置，同时确定场地与建、构筑物的尺寸。
2.安排工艺管道、电气仪表管线、采取通风管线的位置。
3.1.3设备布置注意事项
1、满足工艺要求。
满足工艺要求，必须对工艺流程、原材料和产品物性、操作条件比较熟悉，布置设备时才能顺畅，紧凑、合理，特总结以下要求：
（1）设备布置应按工艺流程次序进行，要保证水平方向和垂直方向的连续性；在不影响流程顺序的原则下，应将较高的设备集中布置，以便充分利用空间。
（2）通常把计量槽、高位槽布置在最高层；主要设备布置在中层；较大的槽罐设备及振动较大的设备布置在底层。这样既可利用位差进出物料，又可减少楼面荷载。
（3）有重力流要求的设备，一定要注意最小位差。
（4）有抽真空要求的设备，真空泵要尽可能靠近被抽真空的设备布置。如蒸汽喷射泵应注意大气腿与水封槽的位差。
（5）输送低沸点流体和输送温度较高的流体（如：丙烯、丁二烯及蒸汽冷凝水等）在布置容器和泵时应注意位差，要满足泵的净正吸入压头，避免汽蚀现象。
（6）固定床反应器应留出足够的装卸催化剂空间。 （7）设备布置形式采取露天布置、敞开布置或是封闭布置，应依据当地气温、降水量、风沙等自然条件来确定。如西北地区风沙较大，设备不宜露天布置；东北地区气温比较低，怕冻的设备不宜露天布置。
（8）大直径管道、振动管道和热力管道在设备布置时也应当考虑，振动管道和热力管道应提交管机专业进行应力计算分析，如不能满足管道安装要求应及时调整设备布置。否则，振动或热应力会影响、甚至破环整个管道系统系或设备的正常运行。 2、满足安全要求。
安全是关系生命财产的大事，是重中之重，要以人为本。安全应从设计源头抓起，在设计中应杜绝一切不安全的隐患，严格遵守现行的强制规范，特别注意以下几点：
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（1）布置明火设备要远离泄漏可燃气体的设备。应将明火设备布置在装置边缘（全年最小频率风向的下风侧）。
（2）充分了解与设备布置有关的物料特性，火灾危险性类别高的易燃易爆介质的设备，不能和火灾危险性类别低的设备布置在一起，否则在危险区域范围内的电气设备都得选防爆设备，造成投资增加。
（3）易燃易爆的设备，如：油罐、液氨贮槽等，应与其它工艺设备相隔一条道路或遵照防火规范规定的距离布置。如场地受到限制不能完全遵照上述规定时，可在危险设备的周围三边设置防爆墙，敞开的一面应对着空旷地或无人区。
（4）安全疏散出口的布置，与设备布置联系紧密，也是消防部门审查重点。厂房安全疏散出口数目，不应少于两个，且安全疏散出口的门应向外开。
（5）罐区防火堤内应设集液坑，防火堤外应设阀门井和水封井，以防事故状态溢流出的物料或被污染的雨水排入厂区的清净雨水排放系统，这也是消防和环保的要求，设计中应非常重视。
（6）凡是笨重设备或运转时会产生很大振动的设备，如：压缩机、离心机等应尽可能布置在厂房的底层，以减少厂房楼面荷载和振动；有剧烈振动的设备，其设备平台和基础不得与建筑物的柱子、墙体连在一起，避免影响建筑物的安全性。
3、满足环保要求。
凡是有毒和具有化学灼伤的危险性作业区，应设必要的事故淋浴器、洗眼器等安全和卫生防护设施，其服务半径应小于15m.事故淋浴器、洗眼器可设在出、入通道口旁（如：楼梯口）或在紧急情况时人容易触摸的地方。
在生产过程中排出的废水、废气、废渣，首先应考虑综合利用；不能综合利用，需进行无害化处理的，其相关的处理设备在作布置时应加以考虑。
噪音污染也属于环保控制要求指标之一。噪音大的运转设备，应按相关规范要求进行布置，必要时应采取一定降噪措施。
4、满足安装、维修和操作要求。
厂房内设备布置间距与罐区不同，罐区对设备布置间距有严格要求；而厂房内的设备间距没有规范要求，只有规定要求，设备间距以满足安装、操作、维修方便为宜。设备布置要为操作人员创造良好的操作条件，主要包括：操作和检修通道、合理的设备间距和净空高度、必要的平台、梯子和安全出入口等。
设备安装和维修所需空间和占地面积，应根据设备的大小、结构及吊装方案来确定。如：设备到现场后的摆放位置，主吊车和辅助吊车的占位等，以便留出安装用的占地面积。
通过楼层的设备，楼面上要设吊装孔；多层楼面的吊装孔应设在同一平面位置；在底层吊装孔附近要设大门，使需要吊装的设备由此进出，大门的规格，应比最大设备的外缘宽0.5米。吊装孔不宜开的过大，一般控制在3.0米以内。对外形尺寸特别大的设备，可采用安装墙和安装梁的方式进行设备吊装；也可在厂房顶预留安装洞，待设备吊装就位后再施工封堵墙、梁、洞。预留安装墙、安装梁、安装洞应事先和土
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建专业协商，由土建专业进行设计。在设备布置图中应加以标注，并在工程设计说明中加以强调。
设备检修、拆卸应考虑起重设备，起重设备的形式可根据使用要求确定。如不设永久性起重设备，则应考虑安装临时起重设备的场地，以便悬挂起重葫芦；如厂房设置永久性起重运输设备，则要考虑起重运输设备本身的高度，并使设备起吊后的高度要大于运输途中最高设备的高度。 5、设备布置应尽可能经济美观。
3.2主要设备一览表
表5
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11
流程号 名称 规格或型号 ￠2900mm ￠4000mm BCL456+2BCL407 ￠4300mm ￠1000mm ￠2000mm F=3600 m2 ￠3200×24000 ￠4000×28000 ￠3200×28000 V=20000 m3 数量 1 1 2 1 2 2 1 1 1 1 2 材料 13CrMo44 13CrMo44 13MNiMoNbR 20R 13MNiMoNbR 13CrMo44 13MNiMoNbR 13CrMo44 备注 1台备用 R1001 气化炉 R2002 变换炉 C7001 压缩机 R7001 合成塔 E7002 水冷器 V7002 甲醇分离器 E7001 T8001 T8002 T8003 入塔气预热器 预精馏塔 加压精馏塔 常压精馏塔 V9101 精甲醇贮罐
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致 谢
经过几周的奋战我的化工综合设计终于完成了。在没有做化工综合设计以前觉得毕业设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做化工综合设计发现自己的看法有点太片面。化工综合设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次化工综合设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。通过这次化工设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。
在这次化工综合设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。
在此要感谢我的指导老师戴老师对我悉心的指导，感谢老师给我的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次综合设计的最大收获和财富，使我终身受益。
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参考文献
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摘要，第7期.
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