生产调度手册(DOC 258页).doc

生 产 调 度 手 册编制： 李慧鹏审核：批准:河南晋煤天庆煤化工有限责任公司生产技术部二一五年一月三十日 目 录一、晋煤天庆公司3052项目简介1二、生产调度岗位责任制3（一）生产调度的作用及任务3（二）生产调度岗位职责4（三）汇报制度（ABCDE五类）5（四）交接班制度8三、生产工艺流程简述10（一）主要生产装置介绍、工艺原理及工艺流程10（二）全厂主要工艺（分析）指标43（三）原料质量要求及产品45四、公用系统物料平衡图46（一）全厂水系统平衡图47（二）全厂蒸汽平衡图：50（三）全厂公用工程气体管网系统图；55（四）全厂公用工程凝液及水系统图；60（五）电力系统负荷分布65五、生产系统主装置开停车方案70（一）公辅车间开车原则70（二）生产车间开停车方案70六、生产应急预案159（一）停电应急预案159（二）停水应急预案162（三）停气（汽）应急预案164（四）主要生产装置停车预案165（五）突发事故应急预案167 1.危险化学品泄漏专项应急预案1672.危险化学品着火、爆炸专项应急预案1873.危险化学品中毒专项应急预案1974.特种设备事故专项应急预案2145.重大危险源专项应急预案232附件1：沁阳市政府部门、晋煤集团应急联系方式254附件2：晋煤天庆公司应急机构主要成员联系电话255附件3：天庆公司值班人员通讯联系表（暂未定）256附件4：应急机构主要成员及各职能单位联系电话256附件5：天庆公司应急救援器材配备表（暂未定）257附件6：本预案相关衔接预案257附件7：地震灾害事件分级、事权划分表、258一、河南晋煤天庆煤化工有限责任公司 3052项目简介河南晋煤天庆煤化工有限责任公司（以下简称晋煤天庆公司）是晋煤集团全资子公司，注册资本金11.6亿元，主要生产经营液氨、尿素、煤制燃气等化肥化工产品。 晋煤天庆公司承建的“30525”现代煤化工项目是河南省规划批准的重点项目，晋煤集团煤化工板块“十二五规划”重点建设项目，沁阳市重点招商引资项目。项目位于焦作市沁阳市产业集聚区沁北园区，一期工程总投资38.6亿元，占地1000亩，采用晋煤集团丰富的15#煤为原料，建设一套现代煤化工生产装置，实际产能达57万吨总氨/年。生产过程全程采用DCS计算机控制，具有原料成本低、工艺技术先进、产品竞争力强等优势。同时，配套建设铁路专用线、背压发电、燃气管网和职工生活区等项目。 我公司3052建设项目，年产30万吨合成氨、52万吨尿素。原水来源为沁河水（后期采用河口水库水），供水量为1241t/h,年耗水量893万吨。全装置满负荷用电量74000KW，年耗电量53280万KWh。热电装置配置4台220t/h循环硫化床锅炉，单台耗煤量27.14t/h，年耗燃料煤58.6万吨（三台炉算）。附带氨法脱硫装置，年副产硫胺4万吨，并配有20MW抽背压式汽轮机发电机组。气化装置采用6台鲁奇碎煤加压气化炉，单台耗煤量20t/h,单台产气量为41000Nm3/h,预计一期3台炉能满足后系统供应，年耗原料煤43.6万吨。设置双系列变换装置，采用低温耐硫变换技术为低甲提供合格变换气。空分装置为双系列设置，采用四川空分设备有限公司设计的单套KDONAr25000/33000/700型空分装置,提供4.8Mpa高压氮气20000,0.6Mpa低压氮13000,4.8Mpa氧气25000（单位Nm3/h）。我公司净化采用低温甲醇洗9塔工艺联合液氮洗工艺净化气体，混合制冷工段采用压缩和热解析混合制冷工艺，为低甲及空分提供冷量，硫回收采用超级克劳斯硫回收技术。车间年副产石脑油1584吨、硫磺1.6万吨。合成氨采用离心压缩，卡萨利合成氨技术，年产合成氨30万吨。尿素装置采用采用荷兰斯太米卡邦(Stamicarbon)二氧化碳汽提工艺，原料为来至低温甲醇洗的产品CO2和合成车间的液氨，生产能力52万吨/年，并配有配套包装作业线，尿素成品库房。运输上设置铁路专用线，方便原料及产品的运输，内部原料供应方面，设置气化和锅炉两条输煤系统，满足全系统原料及燃煤供应。 二、生产调度岗位责任制（一）生产调度的作用及任务生产计划和生产作业计划编制出来之后，还仅仅是纸上的东西，要组织计划的实施，把纸上的计划变成现实的可供销售的产品，就需要一个部门去组织实现这项任务，这就是生产调度。1、生产作业计划 编制生产计划和生产作业计划，无论考虑多么周密，安排如何具体，也不可能预见到实际生产过程中的一切变化。实际生产过程中，情况十分复杂，千变万化，有局部的，也有整体的；有内部的，也有外部的；有工艺方面的，也有设备方面的；有主观因素，也有客观因素。这些问题一旦出现，小则造成生产被动，大则造成生产过程中断，生产停车，计划难于完成。生产调度就是要及时了解掌握这些影响因素。组织有关部门、有关人员处理解决这些不平衡因素，消除隐患，以保证生产过程长周期安全运行，保证生产计划和生产作业计划按要求实现。如果没有生产调度夜以继日的指挥调度，要想及时解决生产过程中随时出现的矛盾，维持生产过程的正常运行，是不可能的。2、收集生产动态和有关数据生产调度不仅要组织实现生产计划，而且在组织生产过程中，有许多工艺、设备、环保、安全、质量、供应、销售、服务等方面的动态性情况和许多原始数据，需要及时、准确地记录下来，这是一项十分重要的基础工作。及时准确地记录下这些数据和情况，就能及时地为各级领导、各部门了解生产、指挥生产提供真实可靠的依据，可作为有用的资料保存下来。由于生产调度的工作性质所决定，这项工作只能由生产调度承担。3、协调关系、贯彻领导指示 现代企业生产逐步趋向深度加工、联合加工，领导管理多层次宽幅度。因此，协调好上下左右关系，对保证生产过程的正常运行起着重要的作用。协调能力既是一种工作艺术性，又是调度作用进一步发挥的体现。同样一件事，由于各人协调能力的差距、结果就不一样。由于生产调度既要与生产打交道，又要与各部门、各种人相联系，而且一年365天，每天24小时，都要坚守岗位，这就决定了生产调度处于生产指挥的中心位置。因此，各级领导对生产管理的指示，均通过生产调度传达下去，然后反馈上来。 （二）生产调度岗位职责1、在调度长领导下工作，业务上服从总调度室的指挥，指挥本横大班值班长。2、按照生产作业计划，合理组织当班生产。3、搞好生产综合平衡，掌握生产进度，协调各车间及时处理生产中的各种问题，保证生产安全、连续、稳定，完成和超额完成生产计划。4、按照生产作业计划组织好当班生产。5、接班后，按规定参加总调度室组织的调度电话会议，向总调度室汇报生产情况，并接受调度工作任务。6、贯彻执行生产调度会议决定及领导指示，要求有布置、有检查、有落实、有汇报。7、经常深入现场，了解生产情况，掌握生产动态，检查工艺指标及操作制度等执行情况，及时协调平衡生产中的薄弱环节，处理生产中的各种问题。8、按照方案合理组织系统的开、停车。9、负责组织当班各类事故抢救工作，防止事故扩大，妥善处理现场，尽快恢复生产，同时向领导、总调度室汇报。10、生产工艺不正常时，要通知分管技术人员下现场协助处理，调度员在协调指挥生产有困难时，要及时向总调度长、科长及生产厂长汇报。11、在满足工艺要求的前提下，降低水、电、气、汽消耗，使生产系统经济运行。在紧急情况下有权决定有关装置的开、停车，同时向上级请示。12、有权询问有关单位的产品库存和生产情况，各单位必须如实汇报。13、在车间的化验分析与生产过程不相吻合或有疑问时，有权调度质检人员协助工作。14、交班前全面了解生产情况及系统存在问题，并汇报总调度室，夜班调度要做好生产日报。15、认真做好调度日记及其它记录16、协助值班调度长组织好本班横大班劳动竞赛工作。17、加强业务学习，不断提高自身素质。18、圆满完成领导安排的临时性工作任务。（三）汇报制度（ABCDE五类）A、系统正常开停车安排1、各车间开停车在系统开停车时，调度严格根据方案，传达到各车间值班长，各车间值班长组织当班岗位人员进行操作并及时汇报执行情况及出现的问题。2、主要运转设备开车、倒车开车设备所在车间当班班长联系电气、仪表、机动、安环、消防、所在车间领导到现场进行检查确认，具备开车条件后按程序组织开车倒车。B、试车、开车、正常生产过程中，出现工艺故障、设备故障、系统大幅调整等情况下的协调联系程序1、工艺故障当发生工艺故障时，当班班长根据故障情况要及时协调联系处理，同时汇报车间主任、调度长、调度主任、总工程师、生产副总等，根据领导指示，采取有效措施处理故障；车间当班值班长向车间主管领导、车间主任汇报。2、设备故障当发生设备故障时，当班班长要及时协调联系车间、电气、仪表、机修等单位相关人员组织开备车，若因备车不备、设备故障不清影响系统生产时，在故障处理过程中同时汇报调度长、车间主任、调度主任，生产部部长等。3、系统大幅度调整当系统生产过程中因某工序问题造成生产系统大幅减量调整时，当班班长在及时处理问题的同时汇报调度长、车间主任、调度主任，生产部部长等。C、试车、开车、正常生产过程中，出现外部故障（电气、仪表、停气、停水、断蒸汽）后的协调联系程序1、电气故障（电压波动、雷电接地、供电故障等）（1）、造成运行设备全部跳车导致系统停车时，当班调度长及时联系各岗位按系统紧急停车处理，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、安环部长、设备副总、生产副总、总经理等，根据电力供应和领导指示，尽快组织恢复生产。（2）、单台设备跳车导致某工序停车时，当班调度长及时协调事故工序前后的衔接岗位，按操作规程作好本岗位工作，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总等。2、自控仪表故障在微机、仪表出现故障仪表工无法解决的情况下影响开车及正常生产时，及时联系仪表车间、机动人员，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总、总经理等，根据现场检修情况和领导指示，采取有效措施尽快恢复生产。3、停气、停水、断蒸汽故障停气、停水、断蒸汽时，当班调度长及时联系各车间班长做好本岗位工作，并根据停蒸汽、煤气、断水、断蒸汽不同情况做出相应处理、把停车损失降到最低。了解故障原因、恢复时间等情况，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总、总经理等。D、发生泄漏、中毒、着火、爆炸等事故后的协调联系程序1、泄漏事故当班调度长接到岗位泄漏汇报后，及时了解泄漏情况立即组织处理，防止事态扩大，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总、总经理、董事长等，根据泄露情况的的响应等级启动相应的应急救援预案。2、中毒受伤等事故当班调度长接到岗位汇报后，及时联系气体防护站、医院，同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总、总经理、董事长等，根据人员受伤情况的响应等级启动相应的应急救援预案。3、着火爆炸当班调度长接到汇报后，及时了解现场情况立即组织生产系统紧急停车处理，防止事态扩大，联系消防队到场、同时汇报调度主任、生产部长、机动部长、设备副总、生产副总、总经理、董事长等，根据着火大小的响应等级启动相应的应急救援预案。E、协调联系工作记录1、上述有关领导在岗时接到调度通知后5分钟到现场，遇休息时接到调度通知后30分钟到现场，调度记录有关人员到达现场时间。2、当班调度要对每次故障、系统大幅调整及发生事故的时间、地点、部位、原因及处理等情况做好详细记录。3、协调联系中对汇报人员的时间、接到调度通知人员到现场时间等情况作好详细记录。（四）交接班制度1、交接班必须由调度长组织交接（特殊情况例外）2、提前15分钟交接班，接班者首先查看上班调度记录，交班者要将本班的生产基本情况、重大问题，做好记录并做细致的口头说明；3、交接班时，生产上发生重大事故需紧急处理，由交班者负责处理完毕后，再行交接；4、接班者发现有疑问时，交班者耐心解释清楚。接班者认为无问题时，交班者方可交班。若重大问题因交班不清或交班错误所造成的后果要由交班者负责。5、一切报表记录要认真填写，要求账面整洁，文字精炼，反映问题全面真实。原始记录做到不缺项，数字准确无误。6、交班者要认真清扫室内卫生，各类报表记录及用具要摆放整齐，并认真清点清楚，发现丢失由交班者负责。7、接班者有事或迟到，交班者不得擅自离开工作岗位，接班者有事不能按时接班，要提前向部领导请假，并及时通知上班调度员。8、交班者主动向接班者介绍本班处理问题的经验教训，各班要团结、协作、尽责、尽职，要互创有力条件。能在本班处理的问题，决怒推到下班处理，共同搞好调度工作。1. 调度长（员）职责1、按照月份生产计划，搞好生产平衡，认真执行调度会议决议，及时传达领导指示，保证安全、均衡全面的完成生产计划。2、按照方案合理组织系统的开、停车；在紧急情况下有权决定有关装置的开、停车，同时向上级请示；负责组织当班各类事故抢救工作，防止事故扩大，妥善处理现场，尽快恢复生产，同时向领导和有关部门汇报，并协同有关部门进行事故的调查和分析。3、协调有关部门，搞好当班设备检修工作，保证正常生产。4、有权听取各车间值班长的工作汇报，并对其下达调度命令；有权监督检查各单位的各项经济技术指标完成情况和检修情况。5、领导本班调度员，业务上指导和领导横大班值班长的工作。6、负责组织搞好交接班工作，按照当班生产作业计划，组织领导本班调度员，指挥当班生产调度工作，并负责监督执行，全面完成当班生产任务，要求组织严密，指挥准确无误。 三、生产工艺流程简述（一）主要生产装置介绍、工艺原理及工艺流程1、公用工程（1）供排水系统 我公司年需原水约893.5t（1241t/h)，主要来源为沁河水，在宋寨村建有6000m3蓄水池经加压后送入我公司原水处理系统，再送入一次水池，加压后送入生产系统； 公司煤气水汽提、低温甲醇洗外排生产、生活污水经污水处理装置（处理能力440t/h）处理后，部分回送至气化、合成循环水，剩余外排至沁北污水处理厂； 各循环水及化学水站排水直接送中水回用，处理合格后，大部分直接补至各循环水，剩余部分经处理至合成氨限制外排标准（COD:50mg/L，NH3-N:15mg/L)后，外排沁北污水处理厂。（2） 供电系统 我公司建一座110/10kv总变电站，接入点为西向220kv变电站提供的双回路供电；设置2台50000KVA变压器，为全厂用电提供保障，正常生产满负荷约为74000KW。 化工生产区有六个10kv开闭所: 空分开闭所、热电开闭所、气化开闭所、净化开闭所、尿素开闭所、水系统开闭所;分别为公司10KV设备提供电源；另有40多个变压器提供全部生产及生活用电。（3） 蒸汽系统 水汽车间热动装置区，配有4X220t/h循环流化床锅炉，装置产生的9.81MPa、540蒸汽568t/h，供给全厂正常生产的工艺用汽、动力用汽。 并配有20MW抽背式汽轮发电机组，达到减少用电负荷的要求（降低约20000KW），同时为5.0Mpa蒸汽管网提供蒸汽。装置区配有三个减温减压装置，由8.83MPa分别为5.0、2.6、0.6Mpa蒸汽管网提供保障。2、煤气化装置工艺流程说明：气化装置主要包括：加压气化装置、变换冷却装置、煤气水分离装置、煤气水气提装置及煤锁气压缩装置。气化装置的主要任务是以碎煤、蒸汽和氧气为原料，利用鲁奇加压气化技术产生合格粗煤气。再经过变换冷装置将粗煤气中的CO转化为CO2 和H2，为净化装置提供合格变换气。同时产生的煤气水送到煤气水分离装置，利用重力沉降原理将煤气水中的尘、焦油和中油分离出来，除油后的煤气水又进入煤气水气提装置，利用气提原理将煤气水中的酸性气体、氨和粗酚脱除，为污水处理装置提供合格原料水；本项目工程建设六台（五开一备）气化炉，单炉处理煤量20t/h，产煤气40000Nm3/h。气化炉装置分两个系列，故设置两套公用工程：包括煤气水分离系统、系列，火炬气系统、系列，煤气水气提、系列。辅助系统为煤锁气压缩系统包括一个5000m3气柜和2台煤锁气压缩机。2.1 加压气化我公司采用的是碎煤加压逆流接触连续气化、固态排渣工艺，碎煤加压气化炉是移动床加压气化炉的典型装置，气化炉400013000，其操作压力为4.1MPa。碎煤加压气化炉中由下至上可分为五个区：灰渣层、燃烧层、气化层、干馏层、干燥和预热层。碎煤加压气化装置由具有内件的气化炉及加煤用煤锁和排灰用灰锁组成，煤锁和灰锁均直接与气化炉相联接。原料煤装置运行时，煤从煤仓V60603通过煤锁加料溜槽V60602由液压控制系统控制进入煤锁V60601，然后再加入气化炉F60601。煤锁向气化炉内加煤，需要进行充压，使煤锁内压力与气化炉内压力平衡，保证加料顺利进行。加煤后煤锁需进行卸压操作，煤锁卸压的煤气收集于煤锁气气柜，并由煤锁气压缩机送至变换冷却工段（611）。煤锁卸压后剩余的少部分煤气，需由煤锁引射器J60601抽出，经煤尘旋风分离器S60603除去煤尘后排入大气。气化剂蒸汽和氧气经气化剂混合管L60601混合，混合物经安装在气化炉下部的旋转炉篦Y60603喷入，在燃烧区燃烧一部分，为吸热的气化反应提供所需的热量。在气化炉的上段，刚加进来的煤向下移动，与向上流动的气流逆向接触，在此过程中，煤经过干燥、干馏和气化后，只有灰残留下来，灰由气化炉中经旋转炉篦排入灰锁V60604，再经灰斗排至水力排渣系统。灰锁也进行充压、卸压的循环操作。充压用过热蒸汽完成，为了进行卸压，灰锁接有一个灰锁膨胀冷却器V60607，其中充有来自水力排渣的水，逸出的蒸汽在水中冷凝并排至排灰系统。气化所需的蒸汽一部分在气化炉的夹套中产生，从而减少了中压蒸汽的需求。为此，需向气化炉夹套中加入中压锅炉水，在气化炉中产生的蒸汽经夹套蒸汽分离器送往气化剂系统，蒸汽/氧气在此按比例混合好后喷射入气化炉。粗煤气离开气化炉的粗煤气以CO、H2、CH4和CO2为主要组分，还包括CnHm、N2、硫化物等次要组分。粗煤气首先进入洗涤冷却器V60606，在此，煤气用循环煤气水加以洗涤饱和，洗涤冷却器的用途首先是将煤气温度降至204，其次是除去可能夹带的大部分颗粒物。饱和并冷却后的煤气进入废热锅炉F60602，通过生产0.5MPa（g）低压蒸汽来回收一部分煤气中的热量。在废热锅炉下部收集到冷凝液的一部分，用洗涤冷却循环水泵J60602送出，多余的煤气水送往煤气水分离装置。粗煤气经气液分离器（F1207）送至变换装置。在整个控制过程中，对离开加压气化的粗煤气总管处的压力进行稳压控制，使其不随煤气量的改变而变。2.2 变换冷却一氧化碳在催化剂的作用下，且在一定温度（高于催化剂的起始活性温度）条件下，CO和水蒸汽发生反应，将CO转化为氢气和二氧化碳。并把变换气冷却到40送往净化装置区。装置还配有辅助系统（升温、硫化、再生系统）:催化剂升温采用氮气为载体，蒸汽为热源，升温硫化系统不循环，废气直接排至火炬。升温、硫化系统两系列单独设置。来自加压气化的粗煤气（3.98MPa、181）进入洗涤分离塔(T61101)洗涤并分离掉所夹带的液滴、部分灰尘后，进入气气换热器（E61101）与来自第一变换炉(R61101)的变换气（3.85a、370）换热至约240进入煤气过滤器(S61101)，用于捕集气体中夹带的杂质等。之后气体（3.92MPa、240）进入第一变换炉(R61101)进行变换反应，反应为强放热反应，为避免触媒超温，可通过调节气气换热器（E61101）旁路来降温，重点控制入变换炉气体温度在230240，不得超过240。变换气离开第一变换炉(R61101)进入气气换热器（E61101）换热降温后，气体温度在310左右，然后进入淬冷器（S61102）喷水降温至220后，气体（3.79MPa、220）进入第二变换炉(R61102)继续进行变换反应，出第二变换炉(R61102)的变换气（3.73MPa、270）中的CO控制在工艺指标范围内。气气换热器的作用为通过自加压气化来的粗煤气与出第一变换炉的变换气之间的换热，提高入第一变换炉的粗煤气温度TIC611016（240），其温度控制主要通过气气换热器旁路管线调节阀组自动调节进入气气换热器的变换气气量，取用测温点为气气换热器出口粗煤气管线上的TIC611014。另外，在气气换热器粗煤气入口管线上，还有一条温度调节副线，其取用测温点为第一变换炉入口温度TIC611016，其流程为未经气气换热器加热的粗煤气通过该管线，直接去气气换热器出口粗煤气管线，确保入第一变换炉的粗煤气温度TIC611016240。淬冷器（S61102）主要作用为给出气气换热器、入第二变换炉的变换气降温、增湿。降温、增湿介质为中压锅炉水（4.9MPa、105，8.5t/h），给水量通过入第二变换炉变换气温度TIC611019（220）自调控。在第一变换炉入口煤气管线上，安装有中压过热蒸汽喷头（SP61101），从管网来的中压过热蒸汽（5.1MPa、435）通过手操调节阀进入粗煤气管线，蒸汽流量通过出第一变换炉的变换气温度TR611017适当调节控制，一般控制该温度370。在淬冷器入口变换气管线上，也安装有中压过热蒸汽喷头（SP61102），从管网来的中压过热蒸汽（5.1MPa、435）通过手操调节阀进入变换气管线，蒸汽流量通过出第二变换炉的变换气温度TI611020适当调节控制，一般控制该温度270。离开第二变换炉(R61102)的变换气（3.73MPa、270）依次进入低压余热回收器(3.70MPa、175)、锅炉给水预热器(3.66MPa、136)、脱盐水预热器(3.62MPa、75)、最终冷却器(3.58MPa、40)换热降温至40，最后经洗氨分离塔送至低温甲醇洗工段。2.3 煤气水分离根据无压重力沉降原理，利用不同组分的密度差，把煤气水中的油、焦油及含尘焦油分离出来。利用压力降低气体在液体中溶解度减小的原理，即：减压闪蒸的原理，分离出煤气水中溶解的CO、NH3、CO2等气体。煤气水分离工艺流程方块图：含尘煤气水冷却从加压气化装置来3.88MPa、181的含尘煤气水，与来自煤气变换冷却装置的含焦油煤气水178，3. 4MPa混合后进入煤气水换热器1E62301ABCDEF，首先通过煤气水换热器1E6231ABCDEF管程，与来自煤气水第一缓冲槽1v62302经煤气水喷射泵1P62302-A/R送来的去变换的高喷煤气水进行逆流换热温度降为132，再通过含尘煤气水冷却器1E62302ABR管程，与来自管网的循环水逆流换热最终换热到70。含尘焦油煤气水的闪蒸和初分离冷却后的含尘煤气水进入含尘煤气水膨胀器（1V62310ABCD）中膨胀至接近常压然后进入初焦油分离器（1S62302ABCD）。从气化来的低压含尘煤气水和开车含尘煤气水也进入到含尘煤气水膨胀器（1V62310ABCD）。设置初焦油分离器（1S62302ABCD）的目的是从煤气水中分离尘和焦油。初焦油分离器的操作温度维持在65和80之间。在分离器下部，纯焦油从煤气水中靠浮力分离出来，煤气水靠重力流到相应的最终油分离器（1S62303ABCD）。煤气水也可溢流到第一缓冲槽（1V62303）。含油煤气水的闪蒸和初分离从变换冷却来的含油煤气水与低温甲醇洗工段来的煤气水分别进入含油煤气水膨胀器（1V62309AB）膨胀至大气压。从冷却来的含油煤气水71时排到含油煤气水膨胀器（1V62309AB），由于此时煤气水温度已接近膨胀器最佳操作温度，故在降压前不需进一步冷却。从低温甲醇洗来的含油煤气水在8时排到含油煤气水膨胀器（1V62309AB）。膨胀后的煤气水靠重力通过管道分别流入油分离器（1S62301AB），膨胀气与含尘煤气水膨胀器（1V62310ABCD）的膨胀气汇合一起到膨胀器冷却器（1E62304AB）冷却，经膨胀气气液分离器（1S62307AB）分离后由膨胀气鼓风机（1B62301A）R进入膨胀气鼓风机汽液分离槽1S62306送往锅炉装置 , 油分离器（1S62301AB）的用途是从煤气水中分离油和少量焦油，煤气水从中心进入分离器，油靠浮力在煤气水中凝结成油滴从煤气水中分离出来，并升到液面通过一外部可调溢流管排到油槽（1V62307）。煤气水由该槽靠重力流入最终分离器（1S62303ABCD），或到第一缓冲槽（1V62301）。含油煤气水也可选择直接进入含尘煤气水膨胀器，靠重力到初焦油分离器（1S62302ABCD）、最终油分离器（1S62303ABCD）。煤气水的最终分离经过初焦油分离器（1S62302ABCD）、油分离器（1S62301AB）分离出焦油和油的煤气水混合后进最终油分离器（1S62303ABCD），煤气水从最终油分离器（1S62303ABCD）的底部进入，即首先进入焦炭过滤框。由底部来的煤气水通过焦炭框内的焦炭向上流，在上升过程中，使小的油滴相互碰撞形成大的油滴，以增进油水-焦油的分离。在油的分离过程中，一些油滴离开焦炭过滤框，直接上升到液体表面，且收集在最终油分离器（1S62303ABCD）的集油室。油靠重力流入油槽（1V62307）。为防止焦油在锥体部分凝固并阻塞，最终油分离器（1S62303ABCD）锥底也装有蒸汽蛇管。分离后的煤气水从组件底部离开，然后向上流到其集水室并经一溢流堰靠重力流到第二缓冲槽（1V62302）。上述煤气水也可送到第一缓冲槽（1V62301），然后经煤气水输送泵（1P62301）送到煤气水冷却器（1E62305ABCR）冷却，其中每台冷却器都设有旁路，这样可灵活调节煤气水的最佳操作温度。使得最终油分离器可在70（不冷却）和40（完全冷却）间操作。最终油分离器（1S62303ABCD）的水溢流到第二缓冲槽（1V62302）。 煤气水输送泵（1P62301AR）除了向煤气水冷却器（1E62305ABCR）输送煤气水外，还向气化提供低压喷射煤气水。第一缓冲槽（1V62301）和第二缓冲槽（1V62302）用一平衡管线连接。喷射煤气水泵（1P62302AR）可由第一缓冲槽（1V62301）和第二缓冲槽（1V62302）交替取水。向气化提供高压喷射煤气水。煤气水可有三种工艺路线（主要由最终油分离器所选择的操作温度而定），为了防止乳化现象产生，最终油分离器的操作温度视现场操作情况而定。2.4 煤气水气提利用中压蒸汽为热源，由塔底进入塔内，自下而上与煤气水逆流接触，采用直接加热方式。水蒸汽以气泡形式穿过煤气水时，水和汽泡表面之间形成自由界面，使得溶解性气体或易挥发性物质不断向气泡内蒸发、扩散。气泡上升到液面时，就开始破裂并放出其中心的挥发性物质或溶解的气体。来自煤气水分离喷射水泵1P62304A、/R)的煤气水，温度37、压力5.2MPa(a)，进入煤气水换热器(C62401A、B、C、D、/R)预热至230，进入高压汽提塔(E62401A、B)上部。中压过热蒸汽温度435，压力5.0MPa(a)从塔底进入。为使煤气水中的固定氨得以充分解吸，采取加碱的办法。碱液来自化学水，配置成浓度20%的碱液后进入碱液槽（F62401），浓度为20%的碱液经碱液计量泵（J62401A、R）加压后，加入汽提塔顶部。汽提塔顶部饱和蒸汽压力4.8MPa（a）,温度242，用压力8.83 MPa（a）,温度535的高压过热蒸汽混合升温后送加压气化装置作气化剂用。汽提塔底部饱和煤气水温度260，进入煤气水换热器（C62401A、B、C、D、/R）换热，冷却至70后进入煤气水水冷却器（C62402A、B、/R）冷却至40一部分去污水处理装置，另一部分去变换冷却装置。2.5 煤锁气压缩 来自气化煤锁的煤锁气（40、0.002MPa），经煤锁气洗涤器、煤锁气分离器处理后，进入低压湿式气柜，经气柜出口水封进入煤锁气压缩机，前置分离器一级进气缓冲器一级气缸（0.109 MPa 、115）一级出气缓冲器一级冷却器（40）一级分离器二级进气缓冲器二级气缸压缩（0.43Mpa、 132）二级出气缓冲器二级冷却器（40）二级分离器三级进气缓冲器三级气缸压缩（1.183MPa 、125）三级出气缓冲器三级冷却器（40）三级分离器四级进气缓冲器四级气缸压缩（2.9MPa 、120）四级出气缓冲器四级冷却器（40）四级分离器煤气冷却装置最终冷却器。本压缩机流量调节采用旁路和气动卸荷联合控制。气动卸荷器设0、50、100%三档进行气量调节；而系统内设有“一回一”和“四回一”调节回路，既可进行气量调节 (注“一回一、四回一” 为 手动调节管路)，同时可用于无负荷启动压缩机。本压缩机的排气管路上还设有止回阀，防止停机时高压气体回流。冷却水流程来自界外循环冷却水总管线压力为0.4MPa的循环冷却水分别进入一级冷却器，二级冷却器、稀油站冷却器、电动机，三级冷却器，四级冷却器进行冷却降温。另一路分别去二级气缸，三级气缸水夹套，给气缸进行冷却降温。另一路CWS621A18-65-150B5和CWS621A22-50-150B5，分别进入四级气缸和一级气缸水夹套给气缸进行冷却降温。还有一路冷却水经过滤器过滤后分别为活塞杆填料函进行冷却。各路冷却回水回到总管线送出界区。 冷却上水总管线上设有压力及温度联锁报警。稀油站冷却器及各级气缸，活塞杆填料回水设有视镜，以便观察冷却水量。 润滑油系统流程:润滑油系统由齿轮泵（一开一备）和注油器进行压力供油润滑，每台压缩机设有一台稀油站，稀油站设有油箱一台，两台齿轮泵，润滑油经泵打出0.35-0.4MPa的压力油经过冷却器、粗过滤器、过滤器后进入曲轴箱内的分布管路和各十字头的供油管路，分别向曲轴主轴承和十字头转动部位进行润滑，润滑油由曲轴箱回到油箱循环使用。 3、净化装置工艺流程说明：3.1 低温甲醇洗工艺流程方框图： 低温甲醇洗工艺流程方框图 煤气冷却系统来自变换装置的粗煤气正常气量244855Nm3/h，在3.53Mpa（g）、40、含饱和水的情况下进入低温甲醇洗装置。进入粗煤气分离器I (S-61301),分离冷凝液后进粗煤气冷却器（E-61301)中，与出装置的净化气燃料气、C02产品气换热后进入粗煤气氮冷器(E-61302)，通过0液氨蒸发将粗煤气冷却至7左右进入粗煤气分离器II(S-61302)进行气液分离，分离液与S-61301的分离液混合后送煤气水分离装置。粗煤气进入粗煤气深冷器(E-61303)中，被净化气、CO2产品气、燃料气冷却至-26进入H2S吸收塔(T-61301)。 为防止粗煤气冷却到冰点以下而结冰,在粗煤气进入粗煤气深冷器(E-61303)之前,将一小股冷甲醇喷射到粗煤气中。酸性气体吸收系统冷却到-26的粗煤气进入H2S吸收塔的底部（预洗段),在此用一股少量的来自CO2吸收塔塔底饱和的无硫富甲醇液进行洗涤以脱除气体中残留的轻油、氰化物、氨及水份等。预洗液进入萃取器进行萃取闪蒸分离；气相进入该塔上段（主洗段），在该段H2S、COS等被低温下饱和CO2的无硫富液进行选择性吸收。所需无硫富液用脱硫塔给料泵（P-61301A/R)从C02吸收塔底部抽出加压，并经H2S吸收塔进料冷却器（E-61304)冷却到-34送入H2S吸收塔顶部。脱硫后的脱硫气进入CO2吸收塔塔底。吸收液有两股，一股来自CO2闪蒸塔(T-61303)末段的半贫甲醇进入CO2吸收塔中部，另一股来自热再生塔(T-61305)塔底的贫甲醇经贫富甲醇换热器和贫液半贫液换热器冷却后进入CO2吸收塔顶部，洗涤来自气体中的全部CO2。因甲醇溶剂吸收CO2放出大量热导致溶液温升较快而影响吸收的进一步进行,故在该塔下段第13块塔板上和第七块塔板上将溶液抽出通过甲醇循环冷却器(E-61305)和甲醇循环冷却器(E-61306)冷却后进入返回下一块塔板,形成循环回路；通过氨蒸发补充吸收系统所需要的冷量。塔顶出来约-55.3、CO220ppm、总硫0.1ppm的净化气送液氮洗装置。开车阶段产生的不合格净化气经粗煤气深冷器(E-61303)和粗煤气冷却器(E-61301)回收冷量后送火炬放空。为满足装置开车和紧急停车等工况，设置了紧急开停车及放空管线来满足工艺操作要求。CO2闪蒸及H2S浓缩系统从C02吸收塔底出来的无硫富液（温度约-20),股通过H2S吸收塔给料泵（P-61301A/R）送入H2S吸收塔作为吸收液，另一股则进入C02闪蒸塔第级闪蒸段。该塔共设4级闪蒸，逐级减压闪蒸得到再生液。级闪蒸气为燃料气，与H2S浓缩塔I段闪蒸得到的燃料气混合送往粗煤气深冷器(E-61303)回收冷量，然后去工业燃气管网。级闪蒸气为排放气，在氮气冷却器(E-61308)将氮气冷却至-30，同时本身得以复热后去尾气洗涤系统。级闪蒸气为C02产品气，送往粗煤气深冷器(E-61303)对粗煤气进行冷却；C02闪蒸塔IV段采用氮气汽提，产生的废气去硫化气富气深冷器(E-61314AB)将富气冷却至-35并分离出液相后送硫回收。废气本身得以复热后送尾气洗涤系统。再生的半贫液-股经C02吸收塔给料泵(P-61302A/R)加压后送到C02吸收塔中段作为吸收液循环使用，另-股经再吸收泵(P-61303A/R)加压后分别送到C02闪蒸塔I段和H2S浓缩塔I、段作为再吸收液。从H2S吸收塔上段(主洗段）出来的含硫富液经过甲酵过滤器I(S-61307A/R)过滤掉溶液中的尘、锈等杂质后进人H2S浓缩塔第1级闪蒸段,1级闪蒸气为燃料气，与C02闪蒸塔第I级闪蒸燃料气混合去粗煤气深冷器（E-61303)回收冷量；闪蒸液进入该塔II段（浓缩段），在较低压力下再次进行闪蒸，并采用氮气汽提；同时来自热再生塔(T-61305)的第I级闪蒸气经过热闪蒸气冷凝器(E-61311)冷却，并在排放气换热器(E-61309)中与段排放气换热后进入浓缩段下部，顶部喷入再吸收液，通过循环、减压、汽提、再吸收而使含硫富液中H2S的浓度得以提高。塔釜含硫富液（温度约-62）经热再生塔给料泵(P-61304A/R)加压后在富/贫甲醇热交换器（E61310AJ)中与来自热再生塔(T-61305)的贫甲醇换热后进入热再生塔第I级闪蒸段。热再生系统来自H2S浓缩塔的含硫富液进入热再生塔第I段，进行减压闪蒸，闪蒸气经换热回到H2S浓缩塔，闪蒸液进入段（热再生段）。通过塔釜的热再生塔再沸器(E-61315A/R)将溶液加热至沸点，此时CO2、H2S、COS及一些烃类完全被汽提出来，汽提出的酸性气经热再生塔顶冷凝器(E-61312)冷凝后返回段(回流槽段)；塔底饱和态贫甲醇经贫液泵(P-61305A/R)加压后在富/贫甲醇热交换器与冷的含硫富液换热后送入C02吸收塔顶，作为吸收剂循环使用。段上部出来酸性气先后经H2S富气冷却器（E-61313)和H2S富气深冷器（E-61314)冷却到-35后进入H2S富气分离器（S-61304)进行气液分离；不凝酸性气体在E-61313中复热后送出界区，冷凝液返回热再生塔段。 段的酸性冷凝液经热再生塔回流泵（P-61306A/R）加压后返回段上部作为回流液使用。尾气洗涤系统来自H2S浓缩塔段和C02闪蒸塔段的C02排放气因带有饱和状态的甲醇蒸汽，汇总后进入尾气水洗塔（E-61306)用来自界外的脱盐水洗涤排放气中夹带的甲醇，经洗涤后塔顶排放气甲醇含量达到环保要求(130mg/Nm3)后沿C02吸收塔至高点放空，塔釜的含醇水经水洗塔泵(J-61308A/R)加压后进入预洗闪蒸塔段和萃取器I段作为吸收剂和萃取剂。该系统的设置不但可以回收排放气中夹带的甲醇、减少新鲜甲醉补充量，而且满足排放大气的环保要求。预洗甲醇再生及甲醇/水分离系统来自H2S吸收塔下段（预洗段）的预脱硫液（含有轻油、HCN和水等）在预洗闪蒸塔(T-61307)I段进行减压闪蒸；闪蒸液经预洗/再生甲醇热交换器 (E-61316AB)用一小股贫甲醇回收冷量后进入段；来自尾气水洗塔的含醇水进入段洗涤来自共沸塔的不凝气，洗涤液亦进入段（缓冲段）；段通过低压蒸汽加热汽提。I、段的闪蒸气体出来汇总后循环回至H2S浓缩塔段进行吸收提浓。甲醇一水一轻油（石脑油）混合物经萃取器给料泵（P-61308A/R) 通过一个特殊的分配器进入萃取器（V613302)的萃取部分，在此通过静滞使混合物进行分离。轻油在上层形成，而甲醇一水混合物则为底部产物，轻油流至萃取器的侧室流至石脑油贮槽短期贮存后用石脑油泵（P-61311A/R)加压送出界区。甲醇一水混合物(仍含有一定石脑油、HCN、C02、H2S、有机硫等）则通过共沸塔给料泵(P-61309A/R)送入共沸塔给料加热器(E-61317)预热，然后进入共沸塔（T-61308)。经共沸塔再沸器（E-61319A/B)提供热量共沸蒸馏出轻组份，离开塔顶的蒸汽经共沸塔顶冷凝器（E-61318）冷却，冷凝液股回流,另一股返回至萃取器。不凝气进入萃取器段经洗涤后，最终送至硫化氢浓缩塔。塔釜甲醇-水混合物用甲醇水塔给料泵（P-61312A/R)送至甲醇水塔(T-61309)的中部。在此，水和甲醇通过精馏被分离，由蒸汽加热的甲醇水塔再沸器（E-61320A/B)中提供热源。自塔顶出来的甲醇蒸汽返回至热再生塔段；塔底部排出的含醇废水，在共沸塔给料加热器中被冷却至50左右，然后排至全厂污水处理装置。为了防止甲醇水塔系统由于氢氰酸对系统造成影响，从NaOH贮槽(V-61304)中用碱液喷射泵（P-61313A/R)将少量NaOH溶液经再沸器管道加入到甲醇水塔内，以控制系统PH值。为了满足甲醇溶液的装填、补充、系统停车贮存，装置设置了新鲜甲醇槽(V-61308)、主洗甲醇槽(V-61307)、预洗甲醇贮槽（V-61306)及相应的泵以满足生产操作要求。由于甲醇有毒，不能就地排放，同时也为了减少装置内甲醇损耗，设计地下排净管网用于各处管道和阀间导淋排净的地下污水槽(V-61305)，经液下泵加压后将排放液返回系统，回收甲醇和有效组份。 3.2 液氮洗流程分子筛吸附流程来自低温甲醇洗工序的原料气，首先进入吸附器（V-61601A/B），将其中含有的微量甲醇和二氧化碳脱除，以免其在冷箱内冻结而引起低温设备和管道的堵塞。吸附器由两台组成，内装分子筛，一台使用，一台再生，切换周期为24小时，由程序控制器实现自动切换；分子筛再生用低压氮气,再生用后的低压氮气送往低温甲醇洗工序的硫化氢浓缩塔作气提用氮。冷却洗涤流程经分子筛吸附器处理后的原料气送入冷箱中的1号原料气体冷却器（E-61605）和2号原料气体冷却器（E-61606），在此被返流的氮洗气、燃料气和甲烷馏分冷却，在2号原料气体冷却器（E-61606）中间抽出并进入原料气分离罐（S-61601）分离其中的液态甲烷馏分后再返回在2号原料气体冷却器 （E-61606）继续冷却，然后进入氮洗塔（T-61601）下段，分离下来的液相和原料气分离罐（S-61601）在气液分离罐（S-61603）混合经复热回收冷量后送出界区，气相经氮洗塔（T-61601）升气帽进入塔上段。其中所含的如:一氧化碳、氩 和甲烷等在氮洗塔（T-61601）中被顶部来的液氮洗出，净化后的含有少量氮气的氮洗气自塔顶离开，经过2号原料气体冷却器（E-61606）复热，然后将高压氮气管线中来的氮气配入(即气相配氮)，基本达到氢氮气化学配比 3:1 后，再经过1号原料气体冷却器（E-61605）复热，其中一部分送至低温甲醇洗工序，交回由原料气体自低温甲醇洗工序带来的冷量；另一部分继续在高压氮气冷却器 （E-61604）中复热至环境温度后出冷箱，并与来自低温甲醇洗工序复热后的合成气汇合、再经精配氮实现正确的氢、氮气化学配比后作为产品气体送入氨合成工序。高压氮气流程高压氮气来自界区外的空分装置，经高压氮气冷却器（E-61604）和 1 号原料气体冷却器（E-61605）被返流气体冷却后，其中大部分经节流直接与自氮洗塔（T-61601）顶部来的氮洗气混合，基本达到氢氮气化学配比3:1；其余部分继续2号原料气体冷却器（E-61606）中冷却并液化，液氮进入氮洗塔（T-61601）顶部，作洗涤剂用。燃料气流程氮洗塔（T-61601）升气帽底部的液体减压后，经2号原料气体冷却器（E-61606）、1号原料气体冷却器（E-61605）和高压氮气冷却器（E-61604）复热后出冷箱，作为燃料气送至全厂燃料气系统。3.3 混合制冷:工艺流程方框图混合制冷工艺流程方框图由低温甲醇洗装置来的气氨温度为-40，压力为0.0582Mpa（a），流量44848kg/h,经氨分离器S61401从顶部出来的气氨经过氨压机压缩后，出口压力为0.3Mpa（a），经水冷器（E61407)冷却到40左右，流量为44848kg/h,与低温甲醇洗装置来的0气氨（压力0.41，流量15367kg/h）混合进入吸收器（E61401A/B/C/D/E）被稀溶液吸收成浓度约34.8%,温度43，压力0.24Mpa（a），流量348893kg/h的浓溶液，吸收过程产生的热量由循环冷却水带走。在与0气氨混合前有一股气氨经过防喘震管线与冷激线来自V02的液氨混合后进入S61401。吸收后的浓氨水溶液存入吸收器受液槽（V61401A/B/C/D/E）中，之后用氨水泵（P61402A/B）送往板式溶液热交换器（E61403），与精馏塔底来的高温贫氨水换热，被加热到(氨水浓度34.8%,温度116，压力2.0Mpa，流量348893kg/h）接近饱和状态后送入精馏塔（T61401）的中部进行精馏，塔顶精馏出的氨气温度约56，压力1.