低温甲醇洗培训教材(共38页)

1、兖州煤业榆林能化有限公司培训教材 净化工段PAGE PAGE 39低温(dwn)甲醇洗工段培训教材内部资料 严禁(ynjn)拷贝第一节 甲醇洗净化工艺(gngy)的理论基础一. 拉乌尔定律(dngl)与亨利定律： 研究(ynji)气液相平衡时，有两个重要的定律即拉乌尔定律和亨利定律。 溶液中溶剂的蒸汽压不仅与溶液的性质有关，而且还与溶液中溶解组分浓度有关。拉乌尔根据许多数据，发现稀溶液中溶剂的蒸汽压P1与其液相中的摩尔分数X1之间存在着下述关系：P1=P10X1 (1)P10-同一温度下纯溶剂的蒸汽压 P1溶液中溶剂的蒸汽压 X1溶液中溶剂的摩尔分数溶液中溶剂的蒸汽压Pl等于纯溶剂的蒸汽压P1

2、0与其摩尔分数Xl的乘积，这就是拉乌尔定律。设溶质的摩尔分数为X2,由于X11-X2,所以(1)式可以改为:P1=P10 (1-X2)或 X2=（P10-P1）/P10 (2)即溶剂蒸汽压下降的分数等于溶质的摩尔分数。拉乌尔定律是根据稀溶液的实验结果总结出来的，所以对于大多数溶液来说，只是在溶液浓度很低时才适用，对于这个定律也可以从理论上加以分析，即在很稀的溶液中，溶质的分子很少，溶剂分子的周围几乎全是自己的分子，其处境与纯溶剂的情况几乎相同，也就是说，溶剂分子所受的作用力并未因有少量溶质分子的存在而有显著的改变，因此，它从溶液中逸出能力的大小也几乎没有改变，只是由于溶质分子的存在，使原单位体

3、积内溶剂的分子数目有所减少，所以溶液中溶剂的蒸汽压P1就按纯溶剂的饱和蒸汽压打上一个摩尔分数的折扣。 至于溶液的浓度稀到什么程度才能符合拉乌尔定律?这要看溶剂的溶质的性质。由性质很相似的组份所构成的溶液，在所有浓度范围内，都符合拉乌尔定律，但由性质相差较大的组份构成的溶液，当溶质的分子数大于0001时，就可能产生偏差。 亨利在研究气体在液体中溶解的规律时发现：在一定温度和平衡状态下，一种气体在液体里的溶解度和该气体的平衡分压成正比，用数学模型可表示为： P： KX2 (3) 式中： X2平衡时气体在液体中的摩尔分数 P2-二平衡时液面上该气体的分压 K为一个常数其数值与温度、总压、气体和溶剂的

4、性质有关，总压对K的影响，在压力不很大时可忽略不计，K的数值要通过实验测定。图l中实线所示为非理想溶液(rngy)中组份i的浓度Xi与蒸汽压Pi的关系。当浓度很稀 (Xi 0)或浓度(nngd)很大(Xi 1)时蒸汽压Pi和浓度(nngd)Xi之间都呈现出线性关系，即非理想溶液的稀溶液段可以用亨利定律描述溶液中溶质的行为，而非理想溶液的浓溶液段t可用拉乌尔定律描述溶剂的行为。一般说来，亨利系数K不等于该温度下溶质的蒸汽压。 实验和热力学定律都可以证明。在稀溶液中溶质若服从亨利定律，则溶剂必然服从拉乌尔定律。 亨利定律是化工吸收过程的依据。吸收分离就是利用溶剂对气体混合物中各组分溶解度的不同，选

5、择性地把溶解度大的气体吸收，达到从气体混合物中除去或进一步回收这种气体的目的。从(3)式可看出，当溶质和溶剂一定时，在一定温度下，K为定值，气体的分压越大，则其在溶液中的溶解度就越大，所以增加气体的压力有利吸收。从(3)式还可以看出若在相同的气体分压下进行比较，K值越小，则溶解度越大，所以亨利常数K值的大小可以作为选择吸收剂的一个依据。 在应用亨利定律时，须注意以下几点：1、(3)式中的压力是气体的分压，不是液面上的总压。 2、亨利定律只适用稀溶液对浓溶液是不正确的。当温度较高，压力较低时应用亨利定律可以得到较为正确的结果。 3、对于混合气体，当压力不大时，亨利定律对每一种气体都能分别适用，彼

6、此互不影响，但当浓度超过其中任一种气体的亨利定律的压力适用范围以后，分子间的作用力就要相互发生作用，此时，如各种溶质气体就要相互降低其溶解度。 4、使用亨利定律时必须注意溶质在气相和溶液中的分子状态，只有在分子状态相同时才可应用亨利定律。 低温甲醇洗在合成氨、甲醇合成生产净化工艺中的应用是以上述二定律为基本理论根据的，但这两个定律仅适用于稀溶液、压力不高的情况。因此低温甲醇洗须采用经修正的亨利定律。修正后的亨利定律主要考虑以下几点： 1修正(xizhng)了溶液浓度系数和平衡常数K的关系(gun x)； 2考虑到由于范德华力的存在(cnzi)引起溶解度的下降； 3溶质溶于溶剂中后，也象溶剂一样

7、会吸收其它组分。 二. 不同气体在甲醇中的溶解度： 低温甲醇洗吸收酸性气体以及溶液再生解吸回收有用气体的基础就是各种气体在甲醇中的溶解度不同，操作条件不同时，溶解度的变化。溶解度系数指气体分压为l绝对大气压时的溶解度。分压增加时，溶解度系数增大，温度较高时，分压对的影响不如温度低时显著。 根据气体在甲醇中溶解度的定义，要从原料气中完全脱出某气体组分，所需要的甲醇的最低流量如下式所示： Smin=V/P (4) 式中：Smin从原料气中完全脱除某一组份所需要的甲醇最低流量 V气体的流量 P 原料气的总压 溶解气体组分的溶解度系数 由此式可知，原料气流量一定的情况下，吸收气体组份所需的吸收剂流量与

8、压力以及该组份的溶解度成反比。所以压力越高，原料气中待吸收的组份浓度越大，对吸收越有利。 不同气体在甲醇中的溶解度请参看图2。由图可以看出低温对吸收是很有利的。待脱除的酸性气体，如H2S、COS、CO2等的溶解度在温度降低时增加很多，另一方面，有用气体如H2、CO及CH4等的溶解度在温度降低时却增加很少，其中H2的溶解度反而随温度的降低而减少。从图中也可以看出，低温下H2S的溶解度差不多比CO2大6倍，这样就有可能选择性地从原料气中分别吸收CO2和H2S，而解吸再生又可以分别加以回收，又如低温下 H2S、COS及CO2在甲醇中的溶解度与CO及H2相比，至少要大100倍，而比CH4大50倍。因此

9、，如果低温甲醇洗工艺是按脱除CO2进行设计的，则所有溶解度与CO2相当或比 C02溶解度更大的气体；如C2H2、COS、H2S、NH3等及其他硫化物都将一起被脱除而有用气损失很少，低温下甲醇蒸汽压很小，溶剂损失不大。一般低温甲醇洗的操作温度为-30-60，各种气体在-40(233K)时的相对溶解度如表1所示：表一 -40(233K)时各种气体在甲醇中的相对溶解度。气体气体的溶解度H2溶解度气体的溶解度CO2溶解度H2S25405.9COS15553.6CO24301.0CH412CO5H21.0N22.5三. CO2在甲醇(ji chn)中的溶解度低温(dwn)下CO2在醇中的摩尔(m r)分

10、率XCO2可按下式计算：XCO2=0.425PCO2/P0CO2 (5)因此CO2在甲醇中的溶解度SCO2(Ln/kg)可表示为SCO2=695.7PCO2/(2.35P0CO2_PCO2) (6)图2 不同气体在甲醇中的溶解度上两式中： P0CO2同温度下液体CO2的蒸汽分压，KPa PCO2二氧化碳平衡分压，Kpa不同温度和压力下CO2在甲醇中的溶解度如表2所示四. H2S在甲醇中的溶解度H2S在甲醇中的溶解度比在CO2更大，可表示为：SH2S=692PH2S/(1.9P0H2S EQ PH2S)Ln/Kg (7)式中：SH2SH2S平衡分压，KpaP0H2S液态硫化氢的蒸汽分压，Kpa,

11、可由下式确定：P0H2S=6.583-973.5/T当有二氧化碳同时存在是，硫化氢的溶解度要减少，可表示为：SH2S= SH2S/（1+C* SCO22.4） (8)式中：SCO2二氧化碳在甲醇中的溶解度，Ln/Kg；与温度有关的常数，-25.6、-50、-78.5时数值分别是810- 4、1.510- 5、4.010- 7表2 不同温度和压力下CO2在甲醇中的溶解度（cm3CO2/g）温度压力-26-36-45-60备注0.101MPa17.623.735.968.00.203 MPa36.24.935.9159.00.304 MPa55.077.472.6321.00.405 MPa77.

12、0113.0117.0960.70.507 MPa106.0150.0174.00.608 MPa127.0201.0250.00.709 MPa155.0262.0362.00.331 MPa192.0355.05700.912 MPa223.0444.01.013 MPa268.0610.01.165 MPa343.01.216 MPa385.01.317 MPa468.01.418 MPa617.01.520 MPa1142.0五. COS在甲醇(ji chn)中的溶解度。COS在甲醇中的溶解度也遵从亨利(hngl)定律，如图所示:图3图3中所示，COS在甲醇中的溶解度，随着压力(yl)

13、的增高而增加。COS在甲醇中的溶解度与H2S、CO2的溶解度相比较表明，吸收气体中CO2，所需要的甲醇量足够完全地除净体中的有机硫化物，如果只除去气体中的硫化物，那么应该考虑气体中COS的溶解度，因为COS是溶解度最低的硫化物组分。六. 氢、氮和甲烷在甲醇中的溶解度及其他理化数据。 H2、N2和CH4等气体在甲醇中的溶解度是不大的，但由于变换气中H2的含量很高，因此在高压低温条件下脱除酸性气体时造成H2的损失仍是可观的。以上三种气体在甲醇中的溶解度都可用下式表示， (9)上式中： f2H2，N2，CH4等溶质气体的逸度；UL2H2、N2、CH4等溶质气体在无限稀的甲醇溶液中(即X2=0)的偏摩

14、尔体积；X2溶液中H2、N2、CH4等溶质气体的分子分数： Ko气相中溶质气体分压趋近于零时即气相只为纯溶剂蒸汽压时的亨利系数，其中H2的Ko与温度的关系可以表示为：gKo3.083+204T (10)H4的Ko与温度的关系可以(ky)表示为：LgKo=3.6-173T (11)N2的Ko与温度(wnd)的关系不能用线性方程表示。兹将不同(b tn)温度下，H2、N2、CH4的溶解度方程式(9)式中Ko和A列于表3中。表3：方程式(9)中KO和A温度亨利系数KO atm/分子数A Cm3N2H2CH4N2H2CH40660065800-3.8380552200-2537788210800.06

15、04002240028000-35756.062000-45368094107320024000-50662.091500-603450610.063600130.000将氢、氮和甲烷在甲醇中亨利系数列于表4中表4 氢、氮和甲烷在甲醇中亨利系数(Mpa)介质温度H2N2CH40668.8+3.8385.5-25831.9382.881.1-3577.6-45953.7372.9-5067.1-6061.8表5给出了各种气体在甲醇中的溶解热。由表可见，CO2和H2S在甲醇中的溶解热不大，但其溶解度较大，因而它内仍有明显的温度提升，为了保持一定的吸收效率，塔中需要设置冷冻取走吸收放出的热量。设置冷

16、冻已排除吸收放热。甲醇的蒸汽分压和温度关系如图4所示。由图可见，常温下甲醇的蒸汽分压很大。为了减少操作中溶剂损失，也宜于低温吸收。表5 各种气体在甲醇中的溶解热气体H2SCO2COSCS2H2CH4溶解热19.26416.94617.36427.614-3.8263.349七.低温甲醇洗的吸收动力学 有关的实验中研究了低温甲醇洗洗手CO2的动力学，发现吸收过程的速度只取决于CO2的扩散速度，温度降低时，吸收速度缓慢减小。实验条件下：采用填料吸收塔，直径65mm,高1米，等温吸收，气速范围0.1151.083米/秒，喷淋密度1.4456.77立方米/平方米，温度-21-60摄氏度，压力618kg

17、/cm2,气相雷诺数RS气62.5840，液相普兰德数Pr液为13457210。实验数据整理下列(xili)方程：式中：Nu=KD当量(dngling)D气，努塞尔准数 K气相传质(chun zh)系数Kgm2.hrd当填料的当量直径D气CO2在气体介质中的扩散系数W吸收剂的流量，KghrD通往设备的CO2流量，kghr PC02气相中CO2的分压 FCO2CO2的逸度d填料环的外径 h填料环的高度 Pr普兰德数Pr=Cpuf f 液体的导热系数，KCalmhr在其它条件相同时，H2S的吸收速度约为CO2的吸收速度的10倍，因H2S浓度比较小，所以CO2的吸收是抑制过程。影响吸收速度的最大因素

18、是温度和压力。 八. 甲醇的理化数据化学分子式 CH30H分子量 32.0KgKmollbar下沸点 65熔点 -98蒸汽密度(空气=1) 1.1液体密度(水=1) 0.79空气中爆炸极限 5.526.5(V)燃点 455甲醇是一种无色易燃液体，有微弱的洒精味及轻微的刺激性气味，它可与水互溶。甲醇是一种有毒物质。甲醇的识别方法：通过以下方法可将甲醇与乙醇区别开，如果液体与硼砂混合并点燃,甲醇是绿色火焰，只有加入浓硫酸后，乙醇才有这种颜色。九. 汽提原理气提是物理过程，它用于破坏原气液平衡而建立一新的气液平衡状态，达到分离物质的目的。例如，A是液体(yt)，B是气体，B溶解于A中，达到气液平衡状

19、态。气相中主要以B的气体为主(PB=P)，当加入(jir)汽提介质C时，气相中B的分压降低(PBP-Pc)，破坏了气液平衡状态,由于B物质气液相间压差存在，B物质就从液相向气相扩散，达到一种新的气液平衡状态。通过调节汽提介质的量来控制汽提程度，将A与B两种物质分离。如果要保证A，B的纯度(chnd)而不需要其它杂质，则可采用A或B做汽提介质，如尿素生产中可采用C02汽提法或氨汽提法来分解甲胺。图5如果只得到A产品，B可以放空，则采用廉价易得的C产品做为汽提介质.在甲醇洗脱除酸性气体的工艺中采用两次汽提方法来除去甲醇中的CO2、H2S、CO2以得到贫甲醇。第一，在硫化氢浓缩塔C1603底部通入一

20、股低压N2作为汽提介质，降低CO2气体的分压，将大部分CO2在C1603塔中解吸，以回收冷量。第二，在甲醇再生塔中用甲醇蒸汽做为介质，将溶解于甲醇中的CO2、H2S、COS全部解吸出来，达到甲醇再生的目的。为了向硫回收工段提供合格的原料气，用易分离的甲醇蒸汽做汽提介质，是比较合理的。 第二节 工艺流程说明一 原料气的预冷来自变换工号的变换气（流量：290769Nm3/h；温度：40；压力：5.8MpaA；组成：（mol%）H2：44.107；CO：19.175；CO2：35。949；H2S：0.165；CH4：0.083；N2:0.234;AR:0.111;COS:0.005;H2O:0.17

21、2）,气体经E1601变换器/合成气换热器、E1602变换气深冷器，变换气冷却到大约10，原料气经C1607氨洗塔把原料气中的NH3与HCN洗掉，接着与来自K1601循环气压缩机经E1610压缩机中间冷却器、E1611压缩机后冷却器冷却的循环气气体混和，混合气体喷入来自P1601主洗泵的一小股富甲醇液以防止变换气中饱和的水分在低温下结冰，最后原料气被E1603变换气/合成气换热器和E1604变换气/尾气换热器冷却至-13.9此混进入C1601吸收塔。二原料气中CO2、 H2S的吸收原料气进入C1601的下段与来自上塔的经E1606硫化氢吸收塔给料冷却器富甲醇溶液逆流接触，除去原料气中NH3、H

22、CN, 预洗甲醇离开吸收塔的底部经E1617预洗甲醇加热器进入C1604热再生塔的上部进行再生。进入吸收塔下部的原料气经升气管进入到C1601吸收塔的硫化氢主吸收段，H2S和COS被来自C1601吸收塔CO2吸收段的饱和CO2甲醇吸收，甲醇溶剂的流率是与吸收塔H2S吸收段的原料气成比例的控制。富H2S甲醇离开C1601吸收塔的主出口进入C1602中压闪蒸塔进行闪蒸再生，脱硫气体经升气管进入C1601吸收塔CO2的部分吸收段。在C1601吸收塔的CO2吸收段气体被冷甲醇洗涤(xd)，闪蒸甲醇作为主洗甲醇，热再生甲醇作为精洗甲醇，它们的流率与原料气的流率成一定(ydng)的比例。由于(yuy)吸收

23、CO2甲醇液的温度相应的升高，因此甲醇沿塔向下被冷却。所以下段气化被经E1605管间用丙烯冷却的管内富CO2甲醇所净化。被脱除掉H2S的原料气进入上塔，与-60.1的富甲醇、和-51.7的贫甲醇逆流接触除去CO2 ,出塔顶的净化气（-39.4；145484.72Nm3/h；H2：67.895%（vol）；CO：29.22%（vol）；CO2：2.252%（vol）在E1603和E1601中被复至常温30后送甲醇合成工段。由贫甲醇泵P1604A/B送出的贫甲醇（98.5；6.93 MpaG；391.75m3/h；）经富贫甲醇换热器E1613H/G/F/E/D/C/B/A、再吸收甲醇/贫甲醇换热器

24、E1612B/A、,冷却至-51.7后入C1601吸收塔上部。在C1601吸收塔上部，贫甲醇吸收CO2后从第82块塔盘下部升气管塔盘处引出，进入E1605冷却至-36后返回C1601吸收塔第81块塔板上部，从第77块塔盘下部升气管塔盘处引出甲醇溶液（-20.9 ），一路送E1606A/B冷却至-56.2 后一路送塔第76块塔板上部；另一路经E1606A/B冷却后送至塔第10块塔板上部。另一路从77块塔板引出送至C1602中压闪蒸塔上部进行闪。三闪蒸再生和H2S的富集从C1601吸收塔CO2吸收段来的部分甲醇经E1606H2S吸收塔给料冷却器到吸收塔H2S吸收段的上部，同时有一部分甲去C1602

25、中压闪蒸塔上部，来维持流量平衡，在C1602中压闪蒸塔（1.41MPa）下闪蒸，除去部分CO2,同时解析出有价值的H2和CO，从C1602塔顶出来的气体进入下段进一步减少CO2的含量。来自C1601吸收塔H2S吸收段的富甲醇进入C1602中压闪蒸塔的下段进行闪蒸出有价值的H2和CO，和CO2一起被闪蒸出，一少部分气体被再压缩，闪蒸的大量的CO2被一小股来自P1603泵热再生塔给料泵再次吸收，循环气经E1615循环气加热器加热，进入D1601压缩机入口分离器后经两级压缩后，其中经E1610压缩机中间冷却器及E1611压缩机后冷却器冷却后，进入原料气GR1604管线后循环。来自C1602中压闪蒸塔

26、的上段的富甲醇经E1607闪蒸甲醇深冷器，一部分甲醇进入C1603再吸收塔的第二段，在那里硫和CO2被释放，释放后的气体进入C1606尾气洗涤塔。闪蒸后的甲醇进入C1603再吸收塔的上部，这部分甲醇经P1601A/B主洗泵进入C1601吸收塔的CO2主吸收段的主洗甲醇。另一部分从E1607来的甲醇经E1708闪蒸甲醇再冷器进入C1603再吸收塔的第一段作为吸收硫成分的介质，因此而净化释放气体，甲醇中的硫含量从C1602的闪蒸段到C1603的再吸收段而减少。在那儿释放大部分剩余的CO2负苛，有污染的H2S和COS和大量的CO2在C1603的底部通过来自E1609氮气冷却器来的低压氮气汽提来释放出

27、来。为了有利于CO2的解析释放，出再吸收塔再吸收段上部的甲醇液经再吸收塔循环泵（P1602A/B）加压、再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器（E1612）加热后送再吸收塔（C1603）最下段的气提段进一步气提再生。再吸收塔（C1603）再吸收段上部的液位（LI-01624）由调节阀（LV01624）控制。从界区外空分装置来的低压气提氮气在氮气冷却器（E1610）换热冷却后从最下段的气提段底部进入再吸收塔（C1603）。从再吸收塔（C1603）底部出来(ch li)的富H2S甲醇液经热再生塔给料泵（P1603A/B）加压、闪蒸甲醇(ji chn)再冷器（E1608）、吸收塔H2S吸收塔给料冷却器（E160

28、6B/A）、富甲醇/贫甲醇换热器（E1613A- H）换热升温后，送至热再生(zishng)塔（C1604）顶部闪蒸段。同时从热再生塔给料泵（P1603）出口抽出部分甲醇液送中压闪蒸塔（C1602）下部作为洗涤液。再吸收塔（C1603）底部液位（LC-16025）由入热再生塔（C1604）顶部闪蒸段富H2S甲醇液流量调节阀（FV-16018）控制。四热再生富H2S甲醇液首先进入热再生塔（C1604）顶部闪蒸段，闪蒸出的气体经热闪蒸气冷凝器（E1614）被循环水冷却，经循环气加热器（E1615）冷却，经热再生急冷器（E1616）被尾气冷却，然后这股气体送回再吸收塔（C1603）最下部气提段顶部以

29、富集甲醇液中H2S。热再生塔（C1604）顶部闪蒸段的闪蒸压力（PC-16050）由调节阀（PV-16050）调节。液位（LT16031）由出热再生塔（C1604）顶部闪蒸段甲醇液位调节阀（LV-16031）调节。来自热闪气冷凝器（E1614）、热再生急冷器（E1616）的冷凝液也直接送回再吸收塔（C1603）最下部气提段顶部。进入热再生塔（C1604）再生段的甲醇液，通过甲醇蒸汽的气提达到完全的再生。甲醇蒸汽部分来自热再生塔（C1604）下段的水浓缩段，其余甲醇蒸汽来自甲醇水分离塔（C1605）顶部。从热再生塔（C1604）热再生段出来的热再生气经过一系列换热器换热以冷凝甲醇，冷凝后气相称之

30、为克劳斯气体。热再生气首先通过入塔预洗甲醇加热器（E1617）加热入热再生塔（C1604）的预洗甲醇，再通过热再生塔顶冷凝器（E1618）由循环冷却水换热冷凝，然后进回流罐（D1602）。最后，克劳斯气体在克劳斯气再热器（E1619）、克劳斯气体/尾气换热器（E1620）中进一步被冷却后送克劳斯气体分离罐（D1603），克劳斯气体分离罐（D1603）中收集分离的冷凝液自流入回流罐（D1602），克劳斯气体则在克劳斯气再热器（E1619）中加热后送下游硫回收工序，压力为0.079MPa（g）,温度为24.1，流量为1891Nm3/h。热再生气(shng q)（克劳斯气体）经过一系列换热器冷凝的甲

31、醇液收集在回流罐（D1602）中，经过热再生(zishng)塔回流泵（P1606A/B）升压(shn y)送至热再生塔（C1604）顶部。出热再生塔（C1604）主集液盘的完全再生的贫甲醇液进吸收塔CO2吸收塔给料泵（P1604A/B）升压后，分别经富甲醇/贫甲醇换热器（E1613H-A）管间、再吸收甲醇/贫甲醇换热器（E1612B-A）管间换热冷却后送吸收塔（C1601）顶部。热再生塔（C1604）热再生段的液位（LT-16033）由吸收塔CO2吸收塔给料泵（P1604A/B）的流量调节阀FV16009控制。热再生塔（C1604）热汽提段的液位（LI-16029）由CO2吸收塔给料泵(P16

32、04A/B)至热再生塔(C1604)的液位控制阀LV16029控制。五甲醇水分离少量的甲醇在热再生塔（T1604）热再生后进入下段的水浓缩段，经过热再生塔煮沸器（E1621）煮沸，一方面完成了甲醇液的水浓缩，另一方面提供了气提的甲醇蒸汽。出热再生塔（T1604）底部的甲醇水浓缩液，经过甲醇水分离塔给料泵（P1605A/B）升压送至甲醇水分离塔（C1605）中部，在此完成甲醇水的分离，维持主甲醇循环圈甲醇液中较低的水含量。甲醇水分离塔（C1605）底部的甲醇水溶液由甲醇水分离塔再沸器（E1622）煮沸完成分离。出甲醇水分离塔（C1605）顶部的甲醇蒸汽送热再生塔（C1604）作为汽提气，出甲醇水

33、分离塔（C1605）底部的废水，经污水冷却器（E1623）冷却后送尾气洗涤塔(C1606)上部洗涤尾气。甲醇水分离塔（C1605）液位（LT-16039）由调节阀（LV-16039）控制。原料(yunlio)气内的部分杂物会带入甲醇水分离塔，为了保证甲醇洁净，当发现甲醇较脏时，可以加大LV16039去污水处理(w shu ch l)装置的流量。六、尾气(wi q)洗涤再吸收塔（C1603）各段的闪蒸气回收冷量后去尾气洗涤塔(C1606)洗涤放空。洗涤后的废液经洗涤水泵（P1609A/B）加压，污水冷却器（E1623）加热后去甲醇水分离塔（C1605）.为了保证C1606的操作温度，防止塔板结冰

34、，设置蒸汽管道，由调节阀TV16065控制尾气洗涤塔（C1606）塔尾气温度。七、系统甲醇的补充由于本工序连续少量的甲醇损耗，故应按情况定期从新鲜甲醇贮槽（D1605）中，用补液泵（P1608）向热再生塔（C1604）补充甲醇液。另外，本工序设置一个独立的地下污甲醇罐（D1604）以收集系统各低点导淋的甲醇残液。地下污甲醇罐（D1604）上设置地下污甲醇泵（P1607）以便将甲醇回送到系统中。第三节 正常生产时的操作控制 控制系统说明:在中央控制室采用DCS对酸性气体脱除、冷冻工序的重要过程参数进行调节、记录、显示、报警等操作。主要控制方案复杂控制自动控制方案以单参数调节为主，辅之以少量串级等

35、复杂控制。紧急停车和安全联锁对紧急停车和安全联锁系统的设置按照一旦装置发生故障，该系统将起到安全保护作用的原则。在系统故障或电源故障情况下，该系统将使关键设备或生产装置处于安全状态。生产装置的紧急停车和安全联锁系统原则上由DCS的逻辑运算功能实现。动设备的监视及安全保护由随机提供的监控系统实现。信号报警生产装置(zhungzh)工艺参数越限报警由DCS实现。所有的报警(bo jng)信息(过程(guchng)报警、系统报警)可在DCS操作站上实现声光报警，并可通过打印机输出。3.1.1变换气冷却向出氨洗塔（C1607）的变换气中喷入少量甲醇，喷入的甲醇液流量由调节阀（FV-16004）控制，以

36、防止变换气中少量水蒸汽在低温时，在变换气最终冷却器（E1603）中结冰。当按低变换气流量操作时，醇流量不需调节。3.1.2吸收塔C1601预洗段变换气首先经吸收塔C1601预洗段洗涤，以处理微量组分如HCN 和NH3，送入吸收塔C1601预洗段的富CO2甲醇液流量（FT-16017）由调节阀（FV-16017）控制。吸收塔C1601预洗段的液位（LT-16008）由调节阀（LV-16008）控制。注意吸收C1601预洗段的温度由变换气的温度决定。当在正常变换气流量操作时，预洗甲醇流量不需调整。3.1.3 H2S/CO2的吸收送入吸收塔C1601 H2S主洗段的富CO2甲醇液流量（FT-1600

37、6）由调节阀（FV-16006）控制。送入吸收塔C1601 CO2主洗段的甲醇液流量（FT16008FT16009）由调节阀（FV16008、FV16009）控制。H2S主洗段主集液盘液位由调节阀（LV-16007）控制。CO2主洗段液位由调节阀（LV-16010）控制。3.1.4甲醇液的闪蒸再生与H2S的浓缩中压闪蒸塔（C1602）上部的液位由调节阀（LV-16018）控制，中压闪蒸塔（C1602）的压力由调节阀（PV-16013B）调节。中压闪蒸塔（C1602）下的液位由调节阀（LV-16019）控制。进再吸收塔（C1603）I段的富甲醇(ji chn)流量（FT-16013）由调节阀（F

38、V-16013）控制(kngzh)。再吸收塔（C1603）I段的压力(yl)由调节阀（PV-16009）控制。再吸收塔（C1603）再吸收段的液位（LT16024）由调节阀（LV-16024）调节，当液位（LC-16024）低于低液位报警时，液位（LS-16024）联锁开关停再吸收塔循环泵（P1602A/B）。再吸收塔（C1603）气提段的液位（LT-16025）由入热再生塔（C1604）顶部闪蒸段富H2S甲醇液流量调节阀（FV-16018）控制。当液位（LC1625）位报警时，液位（LS-16018）联锁开关停再吸收塔循环泵（P1603A/B）。3.1.5热再生通入热再生塔再沸器（E1621

39、）的蒸汽流量（FC-16036）一般保持在设计值的100，即使甲醇流量降低也应保持这一流量。蒸汽流量（FC-16036）可以根据再生甲醇中硫化物浓度来调整。再生甲醇中硫化物浓度应该小于0.1ppm。（100-200ppm）。热再生塔（C1604）顶部闪蒸段的闪蒸压力由调节阀（PV-16050）控制。热再生塔（C1604）顶部闪蒸段的液位由调节阀（LV16031）调节。热再生塔（C1604）热再生段的液位（LI-16027）为自由槽，当液位（LI-16027）高于高液位报警时，调节阀（UV-1606）开启将贫甲醇液排至新鲜甲醇槽（D1605）。当液位（LT-16033）低于低液位报警时，液位（L

40、S-16033）联锁开关停主洗塔CO2主洗段给料泵（P1604A/B）。热再生塔（C1604）气提段的液位（LC-01629）由调节阀（LV-01629）调节，当液位（LC-01629）低于低液位报警时，液位（LS-01629）联锁开关停甲醇水分离塔给料泵（P1605A/B）。3.1.6甲醇水分离通入甲醇(ji chn)水分离塔（C1605）再沸器E1622的蒸汽(zhn q)流量（FC-16025）是由甲醇(ji chn)水分离塔中部的温度（TC-16060）来控制的，在甲醇水分离塔（C1605）的操作中，加入的蒸汽量应根据甲醇水分离塔底部废水中分析的甲醇含量来调节，其甲醇含量应该小于1。甲

41、醇水分离塔再沸器（E1622）中过高的蒸汽流量会导致甲醇水分离塔（C1605）塔顶出口甲醇蒸汽中水含量升高。甲醇水分离塔（C1605）压力由调节阀（PV-16047）控制。甲醇水分离塔（C1605）液位由调节阀（LV-16039）调节。3.1.7主要指标及控制3.1.7.1出口净化气 COSH2S0.1ppm贫甲醇中的水含量 1贫甲醇中的总硫含量 100ppm贫甲醇中的氨含量 20ppmHCN 50ppm热再生塔回流槽D1602中 NH35g/l为了保证甲醇系统中氨含量在一个较低的水平，要定期从D1602经P1606热再生塔回流泵排污甲醇。3.1.8酸性气体脱除工序控制指标3.1.8.1进工序

42、变换气CO2含量： 35.949%( mol)C0含量： 19.175%( mol)H2含量： 44.107%( mol)H2S含量： 0.165%( mol)N2含量： 0.234%( mol)COS含量： 0.005%( mol)CH4含量： 0.083%( mol)H2O含量 ： 0.172%( mol)3.1.8.2出工序净化气CO2含量(hnling)： 2.25%( mol)C0含量(hnling)： 29.22%( mol)H2含量(hnling)： 67.86%( mol)H2S含量： 0N2含量： 0.37%( mol)COS含量： 0CH4含量： 0.12%( mol)ME

43、OH含量 ： 0.01%( mol)3.1.8.3出工序酸性气CO2含量： 72.683%( mol)C0含量： 0.651%( mol)H2含量： 0.532%( mol)COS含量： 0.703%( mol)MEOH含量 ： 0.092%( mol)H2S含量： 25.305%( mol)3.1.8.4火炬气体H2含量： 0.173%( mol)CO含量： 0.542%( mol)CO2含量： 84.997%(Vol)N2含量 13.31%(Vol)Ar含量 0.001%(Vol)CH4含量 0.10%(Vol)H2S、COS含量 25ppm(Vol) CH3OH含量 0.020%(Vol

44、) H2O 含量 1.03%(Vol)第四节 主要(zhyo)设备介绍一、塔设备(shbi)：塔设备主要应用在气相和液相之间或者两液相之间的传质过程，如精馏、吸收，解吸、萃取等。这些过程是在一定的温度、压力(yl)、流量等工艺条件下，在塔中进行的。要完成上述过程必须使塔的结构能保证气液两相或者液液两相的充分接触和必要的传质，传热面积以及两相的分离空间。因此，根据传质过程的种类不同及工艺条件的差异，要求塔设备的结构类型也是千差万别的，在传质过程中常用的塔设备大致可分为两大类：板式塔和填料塔。板式塔按塔盘结构可分为泡罩塔，浮阀塔、筛板塔等。泡罩塔是工业生产上最早出现(1813年)的典型板式塔，一百

45、多年来在生产中广泛应用于精馏、吸收、解吸等传质过程中。目前都以泡罩塔为依据，用来比较其它各类新型塔。我厂净化工段甲醇洗七个塔都采用浮阀塔。浮阀塔具有以下优点：1 由于浮阀可以根据气速大小自由升降，关闭或开启，当气速变化时，开度大小可以自动调节，因此它的操作“弹性”大(一般59)，适于生产量波动和变化的情况；2 生产能力较大，比泡罩塔高20%40%，与筛板塔接近；3 气液两项接触充分，因此，塔板效率较高，一般比泡罩塔高15%左右；4 气体沿阀片周边上升时，只经一次收缩、转弯和膨胀。因此，比泡罩塔的塔板压力降小；5 因浮阀不断上下运动，阀孔不易被脏物或粘性物料堵塞，塔板的清洗也比较容易；6 与泡罩

46、相比，结构较简单，制造容易，检修方便。因此，制造费用仅是泡罩塔的60%-80%。7 浮阀型式采用国内先进的导向浮阀。导向浮阀具有以下优点：a以减少或消除塔板上的液面梯度；b板上液体返混小；c可以消除液体滞止区；d浮阀无磨损，无脱落。填料塔是在圆筒形塔体内设置填料，使气液两相通过填料层时达到充分接触，完成气液两相的传质过程。填料塔具有结构简单，填料可用耐腐蚀材料制造和适于小塔需要等特点，同时它的压力降也比板式塔小。所以是石油化工生产中广泛采用的传质设备之一。填料塔的结构较板式塔简单。由塔体，喷淋装置、填料，再分布器、栅板等组成。气体由塔底进入塔内，经填料上升，液体则由喷淋装置喷出后，沿填料表面下

47、流、气液两相便得到充分接触，从而达到传质的目的。尾气洗涤离塔选用结构简单的规整填料塔。我厂低温甲醇洗工段七个塔分别采用的是：吸收塔采用的浮阀塔，中压闪蒸塔采用浮阀和鲍尔环填料复合塔，再吸收塔采用浮阀和鲍尔环填料复合塔，热再生塔采用浮阀和鲍尔环填料复合塔，甲醇水分离塔采用筛板塔，尾气洗涤塔采用填料塔，氨洗涤塔采用泡罩塔。二、低温甲醇(ji chn)洗设备一览表序号设 备 位 号设 备 名 称 及 规 格数材 料量1C1607氨洗涤塔116MnR+316L32006700操作/设计压力：5.66/6.4 MPa操作温度：42介质：CO2 H2S COS NH3 HCN2C1605甲醇水分离塔1Mn

48、R140023550操作压力：0.3,设计压力：0.6/-0.1 MPa，操作温度：143.9/101.3 介质：H2O HCN3C1604热再生塔1MnR3000 L53470操作压力：0.299（上部）MPa0.283（下部）操作温度：68.5（上部）103.6（下部）介质：H2O H2 S CO2 N3H4C1606尾气洗涤塔1Cr19Ni104600 L9780操作压力：0.01Mpa操作温度：20介质：CO2 H2O5C1601吸收塔1SA203D/SA537CL1350 H79048操作压力：5.7Mpa操作温度：14/-56.2oC介质：HCN ：CO2 H2S COS NH36

49、C1603再吸收塔1304L2600/38008203012/14/16操作压力：0.27/0.015/0.1Mpa操作温度：-59/-61.8/-67.2 oC介质：C2O H2S COS7C1602中压闪蒸塔1304L外形尺寸：24002410022操作压力：1.41MPa操作温度： oC-22.6/-19.7/-66.6介质：C2O H2S 甲醇81601变换气/合成气换热器1nR换热面积390m2316L外形尺寸：11006000操作压力：管程5.799Mpa壳程5.604Mpa管程进出40/25.8壳程：2/30介质：管：原料气 壳：合成气9 E1602 变换气深冷器116MnR换热

50、面积：519m2316L外形尺寸：DN1700/12006000操作压力：管程5.799Mpa壳程0.541Mpa管程：25.8/10壳程：4.0/4.0介质：管：原料气 壳：丙烯10E1603原料气/净化气换热器1niDR换热面积： m20Cr18Ni9外形尺寸： 1100287500操作压力：管程5.749Mpa壳程5.624Mpa管程：进口11.1 出口13.2壳程：进口39.4 出口2.0介质：管：原料气 壳：合成气11E1604原料气/尾气换热器109MnNiDR换热面积286.8m2外形尺寸8001217500操作压力：管程5.749Mpa壳程0.244Mpa管程：进口11.1 出

51、口19.5壳程：进口50.9 出口2介质：管：原料气 壳：尾气13E1605富C O 2甲醇中间冷却器1niDR换热面积：1591m2外形尺寸：2800/190087000操作压力：管程5.651Mpa壳程0.037Mpa管程：进口14 出口36壳程：39.8介质：管：富甲醇 壳：丙烯液体14E1606AH2S吸收塔给料冷却器10Cr18Ni9换热面积593m2外形尺寸：1200167000操作压力：管程5.651Mpa壳程1.718Mpa管程：进口20.9 出口44.8壳程：进口-58.6 出口46.7介质：管：富甲醇 壳：富H2S甲醇15E1606BH2S吸收塔给料冷却器20Cr18Ni9

52、换热面积：593m2外形尺寸：1200167000操作压力：管程5.646MPa(G)壳程1.749MPa(G)管程：进口-44.8 出口-56.8壳程：进口-64.2 出口-58.6介质：壳：富硫化氢甲醇 管：富甲醇16E1607闪蒸甲醇深冷器4niDRF总=964.5m2外形尺寸：1800/1300208500介质：管程：甲醇，壳程：丙烯操作温度：oC壳程：39.8/-39.8管程：22.6/36操作压力：Mpa 壳程：0.037管程：1.40917E1608闪蒸甲醇再冷器10Cr18Ni9F总=107.4m2外形尺寸：800103000介质：管程：富H2S甲醇，壳程：富甲醇操作压力：管程

53、1.799Mpa壳程1.389Mpa管程：进口-66.8 出口-64.2壳程：进口-36 出口-58.818E1609氮气冷却器10Cr18Ni9F总=516m2外形尺寸：100087500介质：壳程：尾气，管程：低压氮气 操作压力：管程0.449Mpa壳程0.024Mpa管程：进口40 出口-32.6壳程：进口-63.4 出口2519E1610AB再压缩冷却器216MnRF总=39m2外形尺寸：40 0102626介质：管程：循环水，壳程：循环气操作压力：管程0.45Mpa壳程2.86Mpa管程：进口32.6 出口40壳程：进口86 出口4020E1611AB再压缩后冷却器116MnR F总

54、=31m2外形尺寸：377162607介质：管程：循环水：壳程：循环气操作压力：管程0.45Mpa壳程5.78Mpa管程：进口32 出口40壳程：进口92 出口40211612A再吸收甲醇/贫甲醇换热器10Cr18Ni9F总=413m2外形尺寸：1000287000介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程0.596Mpa壳程6.248Mpa管程：进口-60 出口-54.9壳程：进口-45.9 出口-52161612B再吸收甲醇/贫甲醇换热器10Cr18Ni9F总=413m2外形尺寸1000287000介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程0.562Mpa壳程6.284

55、Mpa管程：进口-54.9 出口-49壳程：进口-38.7 出口-45.923E1613A富/贫甲醇换热器10Cr18Ni9F总=1240m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.699Mpa壳程6.477Mpa管程：进口-46.7 出口-35.4壳程：进口-26 出口-38.724E1613B富/贫甲醇换热器1nNiDRF总=1246m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.67Mpa壳程6.467Mpa管程：进口-35.4 出口-21.2壳程：进口-11.2 出口-2625E1613

56、C富/贫甲醇换热器1nNiDRF总=1246m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.678Mpa壳程6.4761Mpa管程：进口-35.4 出口-21.2壳程：进口-11.2 出口-2626E1613D富/贫甲醇换热器116MnRF总=1246m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.64Mpa壳程6.506Mpa管程：进口-5.3 出口12.1壳程：进口23.5 出口5.427E1613E富/贫甲醇换热器116MnRF总=1249m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富

57、H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.622Mpa，壳程6.526Mpa管程：进口12.1 出口30.8壳程：进口40.6 出口23.528E1613F富/贫甲醇换热器116MnRF总=1249m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.622Mpa，壳程6.526Mpa管程：进口12.1 出口30.8壳程：进口40.6 出口23.529E1613G富/贫甲醇换热器116MnRF总=1249m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.622Mpa，壳程6.526Mpa管程：进口12.1

58、出口30.8壳程：进口40.6 出口23.530E1613H富/贫甲醇换热器116MnRF总=1249m2外形尺寸：1 70 0 487500介质：管程：富H2S甲醇，壳程：纯甲醇操作压力：管程1.622Mpa，壳程6.526Mpa管程：进口12.1 出口30.8壳程：进口40.6 出口23.531E1614热闪气冷凝器116MnRF总=438m232外形尺寸：1 20 0 126000介质：管程：循环水，壳程：酸气操作压力：管程0.399Mpa，壳程0.299Mpa管程：进口32 出口42壳程：进口68.5 出口4233E1615循环气加热器116MnRF总=44.4m2外形尺寸：50 0

59、83000介质：管程：循环气，壳程：酸气操作压力：管程1.389Mpa，壳程0.279Mpa管程：进口-24.7 出口22壳程：进口42 出口35.734E1616热再生急冷器100Cr19Ni10F总=617m2外形尺寸：120 0 86000介质：管程：尾气，壳程：酸气操作压力：管程0.009Mpa，壳程0.259Mpa管程：进口-61.9 出口21.7壳程：进口35.7 出口-10.535E1617预洗甲醇加热器116MnRF总=98.2m2外形尺寸：80 0 103000介质：管程：富H2S甲醇，壳程：酸气操作压力：管程5.709Mpa，壳程0.234Mpa管程：进口-14 出口60.

60、1壳程：进口72.1 出口65.936E1618热再生塔顶冷凝器116MnRF总=216m2外形尺寸：120 0 104500介质：管程：循环水，壳程：酸气操作压力：管程0.449Mpa，壳程0.224Mpa管程：进口32 出口42壳程：进口65.9 出口4237E1619克劳斯气再热器109MnNiDRF总=30.3m2外形尺寸：60 0 102800介质：管程：酸气，壳程：酸气操作压力：管程0.199Mpa，壳程0.174Mpa管程：进口33.7 出口29.6壳程：进口-35.1 出口2538E1620克劳斯气/尾气换热器100Cr19Ni10F总=183.6m2外形尺寸：130 0 10