化工工艺技术说明化工有限责任公司工艺技术说明和主要设备参数能力情况介绍

1、化工有限责任公司工艺技术说明和主要设备参数、能力情况介绍主要工艺技术说明项目整体规划为60万吨/年甲醇，分两期建成，一期工程甲醇生产能力30万吨/年,二甲醴生产能力20万吨/年。一、空分装置空分装置采用分子筛吸附预净化、增压透平膨胀机、全填料精储及液氧、液氮内压缩工艺。整套设备包括：空气过滤系统、空气压缩系统、空气预冷系统、分子筛纯化系统、分储塔系统，仪控系统、电控系统等。（一）空气过滤和压缩空气首先进入自洁式空气吸入过滤器，在空气吸入过滤器中除去灰尘和其它颗粒杂质，然后进入主空压机，经过多级压缩后进入空冷塔，压缩机级间的热量被中间冷却器中的冷却水带走。（二）空气的冷却和纯化空气在进入MS42

2、01/MS4202分子筛吸附器前在空冷塔中冷却，以尽可能降低空气温度减少空气中水含量从而降低吸附器的工作负荷，并对空气进行洗涤。进入空冷塔AT4101上部的冷冻水，首先在水冷塔WT4101中利用干燥的出塔污N2进行冷却，再经过氨换热器冷却，然后再进入空冷塔AT4101上部。（三）分子筛纯化系统由MS4201/MS4202两台分子筛吸附器和SH4201一台双管板蒸汽加热器组成，分子筛吸附器吸附空气中的水份、二氧化碳和一些碳氢化合物，两台分子筛吸附器一台工作，另一台再生。1再生气的加热由蒸汽在蒸汽加热器中完成。（四）空气的精微出吸附器的空气分为两股，一股直接进入主换热器E4001冷却后进入下塔（C

3、4001）;另一股通过空气增压机（K4701）进一步压缩，并经增压机后冷却器冷却后送入冷箱经高压主换热器（E4002、E4004）冷却变为液体后节流进入下塔。膨胀空气自空气增压机中部抽出，首先经过膨胀机增压端（B4401）的压缩及后冷却器（WE4401）的冷却，再进入主换热器（E4001）被冷却，经膨胀机（ET4401）膨胀后进入上塔。下塔中的上升气体通过与回流液体接触含氮量增加。所需的回流液氮来自下塔顶部的冷凝蒸发器（K4001）,在这里氧得到蒸发，而氮得到冷凝。精微上塔顶部出来的气氮（纯度为99.99%）经主换热器复热后出冷箱，送氮气压缩机。从氮气压缩机级间抽一股压力为0.5MPa（A）的

4、氮气送酸性气体脱除工序；级间抽一股压力为1.1MPa（A）的氮气送煤气化工序；氮气压缩机末端排出的压力为8.4MPa（A）的氮气送煤气化工序。二、煤气化装置煤经传送带由煤场送来，在“煤研磨和干燥”系统中研磨和干燥。其能力是2X100%的煤研磨与干燥装置设备设计的煤量。添加助剂后，煤被研磨与干燥。干燥的热风来自惰性气体发生器，磨煤机热风进口温度为150350o粉煤经干燥后，进炉前的含水量应降低到2%WTo然后，粉煤在CO2压力下经煤加压和进料“锁斗系统”被输送到气化炉烧嘴。气化炉烧嘴共有三个粉煤通道，各粉煤通道可以实现煤的悬浮密度单独测量及流量调节。煤在气化炉内与气流（蒸汽稀释的氧）高温燃烧反应

5、生成合成气、飞灰和渣。气化炉是一个安装在压力容器内的一种膜壁反应器。气化炉内的燃烧2温度设定为14001750C,4.0MPa（G）,比灰渣流动温度（FT）高100150o在此温度、压力下，不仅能够保证炉内碳的转化率达到99%,同时，灰渣有比较好的流动特性。炉内盘管水冷壁可以将粉煤部分燃烧热回收，转化为中压蒸汽（约5.4Mpag）输出。在盘管内维持一个强制的水循环，保证水的循环倍率控制在一个合理的范围之内。气化炉气化室排出的高温合成气和熔渣经急冷环被水急冷后，沿下降管导入急冷室进水浴，熔渣迅速固化，合成气被水饱和。急冷环通入急冷水，此水通过急冷环上均布的孔喷入水环形成分布板后，沿分布板均匀分布

6、，使下降管管壁上形成一层水膜。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，除去残余的飞灰。产生的灰渣留在水中。大部分渣从底部以熔渣形态离开气化炉，并在渣（水）池中经急冷后散裂成小的（平均约为1毫米）玻璃状的颗粒。绝大部分迅速沉淀并通过渣锁斗系统定期排出界外。收集在渣池中的渣由锁斗系统排出，并经链式捞渣机使其与水分离后，运至中间渣场。气化各单元工艺流程说明如下：（一）磨煤及干燥单元该单元使用常规的煤研磨及干燥技术。来自原料煤贮仓的碎煤/石灰石加入到磨煤机内磨成粉状，并由高温惰性气流烘干。惰性气流进入磨煤机进口时温度为150350C,离开磨煤机时温度为100110C。可见，煤

7、的研磨与干燥实际上是在惰性的环境中（氧浓度低）进行的。因而排除了自燃和粉尘爆炸的潜在危险。在设计条件下，氧气浓度最大为8%（体积百分比）。粉煤的颗粒尺寸分布规格和粉煤的水分含量满足以下要求即可：a） 颗粒尺寸w90以占90%（重量）;b） 颗粒尺寸w5以占10%（重量）;c）水分含量典型值2%重量。惰性气体发生器的燃料正常情况下采用合成气并用燃烧空气鼓风机提供助燃空气。在开车和停炉期间采用液化石油气进行操作。粉煤和惰性气体是在粉煤袋式过滤器内分离的，粉煤袋式过滤器的性能是通过滤袋上的压降来控制的，粉煤袋式过滤器进行伴热以防止冷凝。过滤后的惰性气体含有v10mg/Nm3（湿基）粉煤，通过循环风机

8、循环。收集的粉煤由粉煤旋转卸料阀卸料，由螺旋输送机输送。（二）粉煤加压及输送单元该单元采用锁斗来完成粉煤的加压和输送，在一个加料程序中，常压煤斗内的粉煤通过重力作用装入粉煤锁斗（V-1204）oV-1204内充满粉煤后，即与所有低压设备隔离。当加压到与加压煤斗（V-1205）具有相同的压力时，加压完毕，位于V-1204与V-1205之间平衡阀门打开。当锁斗与加压煤斗（V-1205）具有相同的压力且加压煤斗（V-1205）内的煤位降低到足以接收下一批粉煤时，只需打开煤粉锁斗下部的两个锁斗阀就能将煤从锁斗倒入加压煤斗，至U此，完成一次加料。开关程序协调煤粉锁斗（V-1204）的截止、降压和再次装煤

9、。另外，在加压煤斗（V-1205）（该煤斗为烧嘴提供进料）和气化炉之间要保持恒定的压差。（三）气化及合成气洗涤单元该单元是整个装置的核心。主要由以下几个系统组成：粉煤及氧气供应系统合成气及洗涤系统渣锁斗系统气化蒸汽/水系统来自U-1200单元的粉煤分三路进入气化炉烧嘴的三个煤粉管。氧气经预热器加热后先在混合器内与一定量的蒸汽混合，然后也按一定的配比4量进入烧嘴。粉煤及氧气供应系统的作用是根据炉膛燃烧负荷的需要调节粉煤与氧气的比例。在该系统中，粉煤悬浮密度的测量及流量调节由彼此独立的三个调节系统组成，氧气的调节为一路。当炉内燃烧负荷变化时，系统先调节氧气流量，然后再根据计算值调节所需要粉煤流量，

10、最后根据测量值再对粉煤流量给以修正。炉内燃烧负荷的调节范围是60120%o气化炉由上段的辐射室和下段的急冷室组成。煤粉在辐射段内高温不完全燃烧，生成的合成气主要成分为CO和H2。在急冷室，合成气被急冷并被水饱和，熔渣迅速固化。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，可以除去残余的飞灰。生产的灰渣留在水中，绝大部分迅速沉淀并通过渣锁斗系统定期排出界外。粗合成气出急冷室后，在气化炉出口管道处与喷入的冷凝液相接触，以防止粗合成气中夹带的灰颗粒在出口管道处积聚而堵塞管口。然后粗合成气进入文丘里洗涤器，与高压灰水泵送入的灰水直接接触形成雾化，粗合成气进一步被增湿，被水润湿的固体

11、颗粒增重，将在合成气洗涤塔内加速沉降。合成气气液混合物离开文丘里洗涤器后进入合成气洗涤塔(C-1301)内浸没在液相中的齿槽管，然后返上升气管，由升气管出来经换向帽进入洗涤塔的中部分离空间。在上述过程中，气体中夹带的悬浮的微量颗粒及夹带的液滴在分离空间沉降于洗涤水中，气体则进入二块冲击式洗涤塔板，被进一步洗涤。被塔板洗涤后的合成气进入塔顶部的旋流板除雾器，分离出雾沫液滴后的合成气离开洗涤塔去下游CO变换工序。煤中约65%的矿物含量是以熔渣形式离开气化区的。在辐射燃烧室内维持高的气化温度能够保证渣会以液态形式沿着膜壁向下流动，进入急冷室水浴室后固化成玻璃体。大多数从气化炉来的固体都在锁斗的底部沉

12、积。大块的渣由破渣机(H-1301)破碎。粗渣和其它沉降在气化炉急冷室底部的5固体由一股循环水输送到锁斗(V-1303)中。相对干净的水从锁斗顶部出来再通过渣锁斗循环泵(P-1304)循环到气化炉急冷室水池。间隔一段时间，一般约为30分钟，程序会启动锁斗卸料循环。减压以后，用灰水对管线进行简单的冲洗以除去所有的固体，使渣和水倾倒进入渣池(V-1411)的刮板输送机(Q-1401)o卸料完成后，锁斗在高压灰水作用下再次增压，总的卸料循环过程(降压、卸料、再次注水、增压)时间大约为三分钟。(四)渣及灰水处理单元从气化炉急冷室和合成气洗涤塔(C-1301)底部来的灰水在减压后送入高压闪蒸罐(V-14

13、01)。一部分的水闪蒸变成蒸汽，和少量溶解的气体向上流动。经过灰水加热器(E-1401)、脱盐水加热器(E-1403)和高压闪蒸罐冷凝器(E-1404)冷却后，流到高压闪蒸分离罐(V-1403)o分离下来的冷凝水送到除氧器(V-1408),没有冷凝的气体和水蒸气送到火炬。从真空闪蒸来的水和固体混合物送到沉降槽(S-1401)o从刮板输送机溢流的水也被送到沉降槽。在沉降槽中加入絮凝剂来促进沉降。在沉降槽安装了一个缓慢移动的沉降槽耙料机(A-1402)来把沉降下来的固体送到底部的出口。在沉降槽底部的固体和水通过沉降槽底流泵(P-1404)送到过滤机。从沉降槽溢流出来的水仅含有非常细小的固体，通过重

14、力作用流到灰水槽(T-1401)o大部分灰水循环送回到工艺过程中。一部分灰水排到废水处理装置，用来控制灰水系统中溶解的固体的累积。这部分排污在离开灰水处理部分前通过废水冷却器(E-1405)来冷却。三、一氧化碳变换甲醇合成反应需要控制合成新鲜气中(H2-CO2)/(CO+CO2)在2.052.1之间。HT-L粉煤加压气化生产的粗煤气中CO和H2含量不符合甲醇合成新鲜气的要求，需将粗煤气进行CO变换，变换系统采用低水汽比耐硫6部分变换工艺。耐硫变换不需再补加蒸汽，在变换反应过程中产生大量反应热，通过设置中、低压蒸汽发生器副产中、低压饱和蒸汽，副产的饱和蒸汽送入外管网，变换反应的低位热量用于加热锅

15、炉给水和脱盐水，使热量得到充分利用，降低系统能耗。从气化来的3.72MPa(G),210.5C的粗煤气，首先进入低压蒸汽发生器，利用粗煤气的热量副产0.4MPa(G)的低压饱和蒸汽，副产的低压饱和蒸汽送入界区外低压蒸汽管网。低压蒸汽发生器所需的锅炉水来自脱氧槽，低压蒸汽发生器的液位通过调节锅炉给水流量来控制。粗煤气经低压蒸汽发生器降温后进入变换炉进料分离器分离液体后，气相从分离器顶部排出，分离器中的冷凝液在液位控制下自分离器底部排出，经冷凝液增压泵增压后返回气化单元的洗涤塔循环使用。在变换炉进料分离器顶部气相管线上设置了温度调节系统，通过调节低压蒸汽发生器的产汽压力来调节粗煤气的温度，相应改变

16、了粗煤气中的气相水含量，以保证粗煤气在对应温度、压力下的H2O/气=0.36。粗煤气随后进入变换炉进料换热器，在此被加热至240C后，进入变换炉上段，在炉内催化剂的作用下，粗煤气中的部分CO与H2O发生变换反应，温度升至385c后出变换炉去变换炉进料换热器，在此被粗煤气冷却至345c进入变换炉下段，进一步进行变换反应生成H2和CO2,反应式为：CO+H2O-CO2+H2+QCOS+H2O-CO2+H2S+Q根据下游工艺的要求，需控制变换气中的CO含量约为19.618%(mol),为此在变换炉的进出口管线间设置了旁路，通过调节旁路粗煤气的流量来满足变换炉出口变换气中的CO含量。7从变换炉出来的变

17、换气温度为419.5C,压力为3.57Mpa,首先进入中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产4.0MPa的中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽送入界区外中压蒸汽管网。中压蒸汽发生器所需的锅炉水来自经锅炉给水预热器预热至180C的脱氧水.通过调节锅炉给水流量来控制中压蒸汽发生器的液位.从中压蒸汽发生器出来的变换气进入中压给水预热器，通过加热脱氧水回收变换气中的余热，并使变换气的温度降至约210C然后进入有机硫水解槽，变换气在有机硫水解槽内催化剂的作用下将气体中的有机硫转化为硫化氢以利于在脱碳单元更容易将硫脱除。反应式为COS+H2O-CO2+H2S+Q反应后的气体经脱盐水预热器进一步冷却至约70c后，

18、再进变换气水冷器用循环水冷却至40c进入变换气分离器进行气液分离，分离液相后约40C,3.30MPa(G)的变换气送入下游脱硫脱碳单元，分离出的冷凝液送气化单元脱氧槽。在脱盐水预热器的脱盐水管线上设置了旁路，通过调节脱盐水的旁路流量来满足离开界区的变换气的温度要求。界区内所需的循环水和脱盐水均来自外管网，经变换气水冷器和脱盐水预热器加热后返回管网。另外设置了开工电加热器，以满足开车时CO变换催化剂升温和硫化的需要。四、脱硫脱碳(低温甲醇洗)低温甲醇脱除硫化物与CO2的气体净化工艺技术，是利用甲醇在高压低温下能吸收大量H2s和CO2的这一特性，在高压低温条件下吸收，在低压高温和惰性气体气提条件下

19、解吸，为典型物理法脱除酸性气体的净化方法。具有如下主要特点：低温甲醇洗可以同时脱除原料气中的H2S,COS,CO2等多种有害组8份，而且净化度很高。H2S,COS等硫化物可脱除到0.1ppm以下，CO2可脱除到10ppm以下；低温甲醇洗净化工艺的吸收选择性好。吸收时可以在不同的吸收段分别选择性吸收某些组份，而在溶液再生时又可以在不同的设备与条件下解吸与回收。甲醇的脱水能力很强，吸收后，净化气基本上不含水分；甲醇的化学稳定性和热稳定性比较好。在使用中不降解，不起泡。操作稳定可靠；甲醇的粘度较小，-40C时的粘度与常温水相当，-55C时的粘度比常温水约大两倍，因此有利于低温下的传递过程；甲醇的沸点

20、较低，但它在低温下的平衡蒸汽压较小。因此，溶剂的损失不大；甲醇的腐蚀性小，不需特殊防腐材料，而且甲醇价廉易得。工艺流程如下：来自变换的3.3MPa（G）、40c的变换气在原料气/净化气换热器（EA-2201）中被净化气换热冷却至27C,再经原料气氨冷器（EC-2201）通过液氨的蒸发冷却至12Co冷却后的变换气在变换气分离器（V-2201）中分离出工艺冷凝液排放至气化装置的脱氧槽中。变换气分离器（V-2201）分离出的变换气注入一小股来自吸收塔循环进料泵（P-2201A/S）的甲醇液以降低变换气的冰点，防止其结冰，并与闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）来的闪蒸气（CO、H2）汇合。汇合后的冷

21、变换气在原料气/净化气CO2产品换热器（EA-2202）中与净化气和纯CO2气换热进一步冷却至30Co冷却后的变换气进入H2S/CO2吸收塔（C-2201）下部的预洗段，痕量组份NH3、HCN和大部分H2s在此被来自吸收塔进料氨冷器（EC-2202）的过冷富甲醇溶液吸收。含尘大的预洗甲醇溶液在液位控制下从H2S/CO2吸收塔（C-2201）底部流出在系统压力下经甲醇/水分储塔换热器（EA-2208）进入甲醇/水分微塔（C-2204）。H2S/CO2吸收塔（C-2201）顶部出来的净化气经原料气/净化气CO2产品换热器（EA-2202）、原料气/净化气换热器（EA-2201）换热升温后送压缩厂房

22、的合成气压缩机。从H2S/CO2吸收塔（C-2201）CO2吸收段流出一股富甲醇溶液经吸收塔循环进料泵（P-2201A/S）加压，大部分送入H2s吸收塔进料氨冷器（EC-2202）冷至-34C流入H2S/CO2吸收塔（C-2201）下部，小部分送入经变换气分离器（V-2201）分离液体后的变换气中。H2S/CO2吸收塔（C-2201）上部一段下流的甲醇溶液经富CO2甲醇氨冷器（EC-2203）冷却后送入塔（C-2201）上部二段，上部二段下流的甲醇溶液经甲醇循环冷却器（EA-2204）与来自再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）的冷甲醇换热降温后送入H2S/CO2吸收塔（C-220

23、1）三段。从H2S/CO2吸收塔（C-2201）CO2吸收段流出含CO2、CO、H2并含微量H2s的富甲醇溶液进入中压闪蒸塔（C-2205）上段减压闪蒸出CO、H2气。上段闪蒸气从中压闪蒸塔下段中间段进入。来自H2S/CO2吸收塔（C-2201）H2s吸收段的含H2S、CO2、CO、H2的富甲醇溶液进中压闪蒸塔（C-2205）下段闪蒸，闪蒸气被来自再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）的贫甲醇吸收，吸收后的CO、H2气从中压闪蒸塔（C-2205）下段顶部排出。1.4MPa（G）、-24C的排出气经闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）换热升温至25C,一部分送放空总管，一部分经循环气

24、压缩机缓冲罐（V-2204）缓冲，进循环气压缩机（K-2201）压缩，压缩后进闪蒸气压缩机水冷器（EA-2213）冷却至42C,再经闪蒸气循环气压缩机出口缓冲罐（V-2207）、闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）与从中压闪蒸塔（C-2205）出来进循环气压缩机（K-2201）前的排出闪蒸气换热冷却至8C,送入出变换气分离器的变换气中以提高变换气中有效组份CO、H2的含量。从中压闪蒸塔（C-2205）上段底部排出的富含CO2甲醇溶液经闪蒸甲醇氨冷器（EC-2206）冷却至34c分两股进入再吸收塔（C-2202）上段，与来自中压闪蒸塔（C-2205）下段底部的一小股经闪蒸甲醇冷却器10（EA-2

25、215）冷却至41c的含CO2、H2s富甲醇溶液共同闪蒸出纯度达99%的CO2气体。CO2气体从塔顶部排出经原料气/净化气CO2产品换热器（EA-2202）换热升温至6c后一部分送压缩厂房的CO2压缩机，一部分送放空总管。中压闪蒸塔（C-2205）下段底部的含CO2、H2s富甲醇溶液经闪蒸甲醇冷却器（EA-2215）冷却至41C,大部分进入再吸收塔（C-2202）下段。再吸收塔（C-2202）上段的含少量CO2和H2s富甲醇溶液流入塔（C-2202）下段。这些富甲醇溶液在塔（C-2202）中经被氮气冷却器（EA-2207）预冷后的49c氮气提，从塔（C-2202）下段顶部排出含部分CO2、微量

26、H2s等杂质的气体。杂质气体分两股，一股在氮气冷却器（EA-2207）预热至3c后去尾气放空，另一股经酸性气/尾气换热器（EA-2211A/B）预热后去尾气放空。再吸收塔（C-2202）下段中部由再吸收塔循环泵（P-2202A/S）抽出含H2s的甲醇溶液分两股：一股进酸性气分离器（V-2202）,酸性气分离器（V-2202）顶部出来的含H2s气体进再吸收塔（C-2202）下段中下部，以最大程度的富集硫组份；另一股经再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）、甲醇循环冷却器（EA-2204）两次换热升温至42c回流入再吸收塔（C-2202）下段中下部。从再吸收塔（C-2202）下段底部出

27、来的富含H2s的甲醇溶液由热再生塔进料泵（P-2203A/s）加压经贫/富甲醇换热器（EA-2206AH）换热，由58C升温至88C后进热再生塔（C-2203）。低压蒸汽通入热再生塔再沸器（EC-2204）加热，产生精微所需的气体。热再生塔（C-2203）顶部出来的富含H2s的气体经热再生塔顶冷凝器（EA-2209）冷凝，在回流罐（V-2203）分离出冷凝液，气相经酸性气再加热器（EA-2210）、酸性气/尾气换热器（EA-2211A/B）两次换热冷却后进酸性气分离器（V-2202）,分出高富含H2s、COs的克劳斯气体和甲醇溶液，高富含H2s、COs的克11劳斯气体经酸性气再加热器（EA-2

28、210）加热升温后送硫回收。酸性气分离器（V-2202）分出的甲醇溶液流入回流罐（V-2203）,与已有凝液经热再生塔回流泵（P-2207A/S）送入热再生塔（C-2203）顶部回流。热再生塔（C-2203）中部充分再生的贫甲醇经H2S/CO2吸收塔进料泵（P-2204A/S）加压大部分经贫/富甲醇换热器（EA-2206AH）、再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）冷却至58C分两股：一股进H2S/CO2吸收塔（C-2201）顶部回流，另一股进中压闪蒸塔（C-2205）下段上部回流。H2S/CO2吸收塔进料泵（P-2204A/S）加压后的小部分回流入热再生塔（C-2203）中部。从

29、热再生塔（C-2203）底部出来的含水量大的再生后的甲醇溶液经甲醇/水分储塔进料泵（P-2206A/S）送入甲醇/水分储塔换热器（EA-2208）冷却后，进甲醇/水分储塔（C-2204）。从H2S/CO2吸收塔（C-2201）底部流出，在系统压力下经甲醇/水分储塔换热器（EA-2208）加热后的含灰质、H2S、CO2和一定量水份的甲醇溶液加入适量脱盐水后送入甲醇/水分储塔（C-2204）中部。甲醇/水分储塔（C-2204）底部用低压蒸汽加热的甲醇/水分储塔再沸器（EC-2205）产生气提气体。甲醇/水分储塔（C-2204）底部送出的污水经废水冷却器（EA-2212）水冷后送污水处理装置。从甲醇

30、/水分储塔（C-2204）顶部出来的新鲜甲醇蒸汽进热再生塔（C-2203）中部。系统排出的污甲醇回收入地下污甲醇罐（V-2206）,由地下污甲醇泵（P-2208）送回系统进一步利用。停车时从系统中倒出的甲醇液和开车时所需的甲醇液存放在新鲜甲醇罐（V-2208）中，由新鲜甲醇泵（P-2209）加压送入系统。系统中近二十台的换热器组成的换热网络用以回收冷量并保证必要的工艺条件。12五、冰机冰机工艺流程简述如下：来自脱硫、脱碳单元压力为0.02MPa（G）、温度为38c的气氨经外管网送入氨液分离器（AF-2302）分离出液氨后进入低压级螺杆压缩机组（K-2301、K-2302）,经低压级螺杆压缩机压

31、缩后进入中间冷却器（E-2301）,与来自贮氨器（V-2301）的部分液氨混合后降温，在中间冷却器受到另一路液氨的冷却后与来自脱硫脱碳单元的压力为0.395MPa（G）、温度为3.8C,经氨液分离器（AF-2301）分离出液氨的氨气在中间冷却器出口混合后进入高压级螺杆压缩机组（K-2303、K-2304）。经高压级螺杆压缩机压缩后的氨气进入蒸发式冷凝器（E-2302）,在蒸发式冷凝器内与循环冷却水换热后，由气氨变为液氨，进入贮氨器（V-2301）。由贮氨器（V-2301）引出的液氨经外管网送到脱硫、脱碳单元（工况为+4C蒸发）。由贮氨器引出的部分液氨进入中间冷却器与来自低压级螺杆压缩机的气氨换

32、热后，进入低压级螺杆压缩机（K-2301、K-2302）的经济器，过冷换热后经外管网送到脱硫脱碳单元（工况为40c蒸发）。为补充液氨在使用过程中的损耗，由该公司现有合成氨装置通过外管网补充的液氨由加氨站补充到由贮氨器出来的液氨管中。低压级螺杆压缩机（K-2301、K-2302）,以及高压级螺杆压缩机（K-2303、K-2304）通过循环冷却水对油冷却器进行冷却。六、CO2压缩CO2压缩工艺流程简述如下：来自脱硫、脱碳单元压力为0.06MPa（G）、温度为40c的二氧化碳气经外管网送入二氧化碳压缩机（K-2421）一级进气缓冲器，然后进入压缩机一段气缸压缩，经压缩后的气体进入一级排气缓冲器，再入

33、一级冷却13器，经冷却降温并分离出冷凝水后，进入二级进气缓冲器，共经过四段压缩、冷却、分离后的二氧化碳气压力为8.0MPa（G）,经外管网送至输煤系统。从各级冷却分离器分离出来的水，汇集后送至外管网。七、硫回收工艺流程简述：原始开车和停车再开系统时，利用外管送来的部分稀释气和低温甲醇洗来的部分酸性气体经混合稀释至3%左右（不高于6%）进入酸性气预热器预热。开车正常后，关闭稀释气补充阀门，由低温甲醇洗来的酸性气体（H2s25.49%）与经升压后的尾气进入分离器（V2101）混合稀释至硫化氢3%左右（不高于6%）分离冷凝水后，通过酸性气预热器（E2101）用中压蒸汽（40.0Bar）加热至200C

34、220C,与由界外来的空气在空气预热器（E2102）中用中压蒸汽（40.0Bar）加热到200C220C后混合进入催化氧化反应器（R2101）,空气的流量是由酸性气的流量和分析测定的酸性气含硫量，通过DCS根据化学反应所要求的氧气量来确定的，流量大小由调节阀来调节控制。反应器内总的化学反应是硫化氢与氧反应，生成硫和水，反应产生的热量提高自身的温度及利用内冷的水换热，控制气包的压力（V2102）来调节反应器气体出口温度保持低温且为气态。然后反应气进入硫冷凝器（E2103）冷却气体并冷凝气体中的硫，硫冷凝器（E2103）的管外产生低压蒸汽，调节蒸汽的压力来调节管程的出口温度，既要使气体中的硫冷凝下

35、来，又不能低于硫的凝固点而使管道堵塞；硫冷凝器产生的低压蒸汽可进行回收利用。气液混合流再进入硫分离器（V2103）,通过分离器顶部的高效除沫器，分离出液态硫去硫成型设备（N2101）,冷却固化成型为硫的产品，分离出的气体经冷却分离后部分由风机送往气气分离器（V2101）用来稀释原料酸性气部分外送高空排放。催化反应段的主反应为：H2S+1/2SO2=3/2nSn+H2O+4805kJ/mol14催化反应段是在绝热条件下，也可在较高的空速条件下运行，此外催化反应段生成硫的形态主要为S8也有S6,在燃烧反应段主要是S2。事实上，在发生如上主反应外，还有十分复杂的副反应，包括酸性气体中炫类的氧化反应、

36、H2S裂解反应以及有机硫的生成反应等。八、合成气压缩合成气压缩流程简述：来自脱硫、脱碳单元的净化气（压力为3.35MPa（G）、温度为22.28C经外管网送入合成气压缩机（K-2411）一段压缩，经一段压缩后的净化气（压力为6.4MPa（G）、温度为40C）进入一段出口气体冷却器（E-2411）冷却后与合成系统来的循环气混合，混合后气体进入合成压缩机循环段压缩，经循环段压缩的净化气（压力为6.85MPa（G）、温度为40C）一部分进入防喘震冷却器（E-2412）返回一段入口，以保证合成气压缩机的稳定运行，一部分通过外管送至合成系统。九、合成新鲜气与循环气混合后的合成气，经压缩至6.5MPa后，

37、进中间换热器提温至250C,然后进入甲醇合成塔进行合成反应，反应生成热经甲醇合成塔管间热水强制循环及时移至塔外，并在塔外汽包中副产3.82MPa中压蒸汽。反应后的气体约230C出塔并进中间换热器管程加热入塔气，然后进最终冷却器冷至40C,冷却后的气体在甲醇分离器分离出液态粗甲醇，分离后的气体大部分作为循环气补回系统，少部分作为弛放气送作燃料气。出分离器的粗甲醇经闪蒸槽减压闪蒸至0.4MPa后，送至下游工序，闪蒸气送至燃料气管网作燃料。一部分循环气作为弛放气排出系统以调节合成循环圈内的惰性气体含量。粗甲醇从甲醇分离器底部排出，经甲醇闪蒸槽减压释放出溶解气后送15甲醇精储装置。国产化甲醇合成流程具

38、有以下特点：工艺技术成熟，流程简单，生产操作方便；反应器由于管外装填催化剂，触媒装填系数高，60万吨装置规模仅需一台水冷反应器，投资比目前Lurgi公司提出的气冷-水冷联合反应器更低；采用管内热水强制循环移热方式，增加热水的循环倍率可增强传热效果，从而有利于降低循环气量、减少换热设备规格，降低合成回路阻力；甲醇净值高，吨甲醇副产1.2吨中压蒸汽，蒸汽品位高。十、氢回收工序采用膜分离法即中空纤维膜分离技术，此法是以中空纤维膜两侧气体的分压差为推动力，通过溶解一扩散一解析等步骤，产生组分间传递率的差异而实现气体分离的目的。膜分离法的特点是投资省、占地少、操作简单、开工率高，其氢气回收率和有效组分回

39、收率略高于变压吸附法，虽然产品纯度比变压吸附法略差，但产品氢气纯度已能满足本项目要求，因此本项目甲醇弛放气回收氢采用膜分离法。工艺流程说明由合成工序来的7.8MPa、40C的弛放气进入甲醇洗涤塔用除盐水洗涤，洗涤塔底部出来的稀甲醇液去合成工序闪蒸槽，顶部气体经分离器分离水分、加热器升温至75c后进入膜分离器。在膜两侧气体组分分压差的驱动下，弛放气中的H2、CO、CO2等气体选择性通过膜壁，在膜分离器低压侧得到白勺压力为3.25MPa的富氢气经冷却至40c后去合成气压缩机，膜分离尾气去燃料气管网。十一、精微16精储工段工艺流程简述如下：甲醇精储是把液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸汽多

40、次部分冷凝，从而使粗甲醇混合物分离为所要求得到的精甲醇产品的操作过程。来自合成工段的粗甲醇经外管网送入粗甲醇计量槽（V-2601A/S）,再经粗甲醇泵（P-2601A/S）送入粗甲醇预热器（E-2601）,与来自常压精储塔（C-2603）塔釜废水换热升温至55c送入预精微塔（C-2601）的进料口。为了保护防止精甲醇中的酸性物腐蚀设备，将配制好的稀碱液由碱液泵（P-2609）送到粗甲醇预热器（E-2601）入口管线，与粗甲醇混合进入粗甲醇预热器（E-2601）,并控制预精储塔后的PH值保持在8左右。预精微塔共有48块塔板，在第40、36、32块塔板上设有进料口，通常从第40块塔板进料。预精微塔

41、塔釜温度控制在81c左右，塔顶温度控制在73c左右。预塔再沸器（E-2603）的热源为来自外管网压力为0.4MPa（G）,温度为151c的低压饱和蒸汽。从预精微塔顶部出来的轻组份、水蒸汽及甲醇气，经过预塔回流冷凝器（E-2602）被循环冷却水冷凝，冷凝液通过预塔回流槽（V-2602）用预塔回流泵（P-2602A/S）加压后送入预精微塔（C-2601）。出预塔回流冷凝器（E-2602）的不凝气和大部分二甲醴等低沸点杂质及少量甲醇蒸汽经压力调节阀送预塔放空水封（V-2611）后，再送放空总管高点放空。从预精储塔塔底出来的粗甲醇由加压塔给料泵（P-2603A/S）送至加压精微塔（C-2602）的进料

42、口。加压精微塔塔釜温度控制在127C,塔顶温度控制在121c左右。加压塔再沸器（E-2604）用来自管网的压力为1.2MPa（G）、温度为191c的低压蒸汽提供加热热量。加压精微塔塔顶出来的气相组分送冷凝器/再沸器（E-2606）与常压塔（C-2603）塔釜液相换热降温后送加压塔回流槽（V-2603）,槽内不凝气经减压阀组送常压塔17回流冷凝器（E-2608）。加压塔回流槽（V-2603）内液体一部分经加压塔回流泵（P-2604A/S）送回加压精微塔塔顶，另一部分送加压塔精甲醇冷却器（E-2605）经循环水冷却后进入精甲醇计量槽（V-2605A/S）。加压精微塔（C-2602）塔底的粗甲醇液相

43、通过自身压力进入常压塔（C-2603）的进料口，常压精微塔塔釜温度控制在94.8C,塔顶温度控制在56.9C左右，冷凝器/再沸器（E-2606）的热源由加压精微塔塔顶气冷凝提供，并另设一台常压塔再沸器（E-2607）作为常压塔的辅助热源，用来自外管网的0.4MPa（G）的低压蒸汽提供。常压精微塔（C-2603）的压力由常压塔回流槽放空管上的减压控制阀控制，再经过常压塔放空水封（V-2613）放空。产品甲醇从常压精微塔上部采出，在产品甲醇冷却器（E-2610）中被循环冷却水冷却至40c后，送往精甲醇计量槽（V-2605A/S）,然后用精甲醇泵（P-2606A/S）送往甲醇罐区。高级醇（即杂醇油）

44、浓集于常压精微塔下部塔板上，在第7、8、10、12、14块塔板上设有杂醇油采出口。采出的杂醇油经杂醇油冷却器（E-2609）用循环冷却水冷却至50c后进入杂醇油槽（V-2608）,然后经杂醇油泵（P-2610）送至杂醇油回收系统另作处理。由常压精微塔（C-2603）塔底出来的塔底水含有少量甲醇，温度T=94.8C、压力P=0.145MPa（G）（A）,经过预塔粗甲醇预热器（E-2601）温度降至50c后，由化学污水管道送至全厂污水处理站。十二、罐区二甲醴装置临时停车时，甲醇精储工序生产的精甲醇，进入精甲醇贮罐中贮存。二甲醴装置恢复生产时，甲醇经精甲醇泵升压后送往二甲醴脱水工序。十三、二甲醴装置

45、18来自甲醇精储工段的甲醇(40C,0.10MPa),进入甲醇缓冲罐然后经加压泵加压，输送至甲醇闪蒸槽进行汽化，汽化后的甲醇通过进出气换热器换热升温后被送到DME反应器进行脱水反应，在催化剂作用下，甲醇脱水生成二甲醴，伴随着还有非常微量的副产品。从反应器中出来的粗二甲醴先后经进出气换热器、甲醇预热器、粗二甲醴冷却器后进入DME精微塔进行精储，塔顶物料经DME冷凝器冷凝，不凝气为未反应的气体和不反应的惰性气体以及在二甲醴合成反应中生成的副产气体等，可作为燃料气送出界区燃料气储罐储存。塔顶冷凝下来的精二甲醴送入二甲醴计量罐中。经检验合格的二甲醴产品送往成品罐区贮存待售。精储塔采用化工行业常用的高效、节能精微塔。精储塔的操作弹性要求在50110%范围内操作。精微塔塔底物料送入甲醇/水分离塔，进行分离处理，塔底废水送污水处理装置，塔顶甲醇塔循环使用。公用工程：一、净水站水工艺流程图本装置一期工程用水1200T/h,采用的地下水，水质符合工程生产用水及生活用水要求19aww博水他720201At(mT2DW2航池TW1C清水也T2O2O1B生产泊国水泉P202C3A-F附手潇-k二、循环冷却水工艺流程图三、脱盐水站脱盐水工艺流程为：原水一清水池一生水泵一多介质过滤器-原水箱-原水泵（阻垢剂）一5um精密过滤器-高压泵一反渗透装置一淡水箱-淡水泵-后处理。该系统采