大唐煤化工鲁奇三合一M装置工艺

大唐煤化工项目

鲁奇三合一装置工艺概况1一、三合一装置简介2Lurgi技术气体净化甲醇合成MTP专利Rectisol®OxyClaus®＋LTGT®MegaMethanol®MTP

®产量合成气：18417t/dCO2气：6778t/d液态硫：116.5t/d精甲醇：5000.3t/d丙烯：1423.9t/d乙烯：69.6t/dLPG：109.1t/d汽油：546.7t/d三合一装置是指大唐国际引进德国鲁奇公司的三项专利技术：低温甲醇洗脱硫脱碳工艺、百万吨级甲醇合成工艺和甲醇制丙稀MTP工艺（MethanoltoPropylene）的总称，同时包括CO变换单元。其中甲醇制丙烯装置为目前世界上首套工业化装置3三合一装置各单元三合一装置主要负责将煤气化装置产生的粗煤气进行精制，得到的合格合成气体在甲醇合成塔中合成甲醇，同时进行精制，为丙烯生产装置提供原料。三合一装置构成如下：序号装置名称系列数主要功能一氧化碳变换工序3将粗合成气中的部分CO转化为氢气4000酸性气体脱除工序1脱除变换气中酸性气体，制得合格的甲醇合成原料气4500硫回收装置1处理含硫废气，回收硫磺，保护环境5000甲醇装置1生产甲醇，为丙烯装置提供原料6000丙烯生产装置MTP1用甲醇合成丙烯，同时通过精制，得到丙烯、乙烯，为聚丙烯装置提供原料，同时得到汽油、LPG等产品。

456本界区原料、产品方案粗煤气：640万吨/年甲醇：168万吨/年丙烯：47万吨/年硫磺：3.8万吨/年乙烯：2.3万吨/年LPG：3.64万吨/年汽油：18.2万吨/年二氧化碳：200万吨/年72、各装置工艺流程简介

82.1

CO变换单元9本单元主要的任务是利用一氧化碳和水蒸汽反应将来自煤气化单元的粗煤气中过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所需的大量氢气。主要反应方程式：CO+H2O→CO2+H2+2.33KJ/mol10130.6℃,275t/h来自气气化中压蒸蒸汽分离器器过滤器器第一变变换炉炉第二变变换炉炉分离器器一氧化化碳变变换工工艺流流程简简图粗煤气气来自自煤气气化装装置247244.48Nm3/h170℃，3.8MPa（a）H2：17.2%；CO：46.4%；CO2：12%；H2O：23.1%冷凝液液去气气化来自电电厂脱脱盐水水25℃℃,275t/h粗合成成预热热器220℃266℃5.1MPa600t/h260℃H2：30.6%；CO：9.1%；CO:27.3%；H2O：32.2%272℃450℃330℃H2：38.8%；CO：5.9%；CO:35.1%；H2O：19.3.2%40℃℃变换气气去低低温甲甲醇洗洗装置置257600Nm3/h40℃，3.4MPa（a）H2：42.5%；CO：18.5%；CO2：37.5%；H2O：3%除盐水水加热热器中压蒸蒸汽过过热器器361℃SA387Gr.11CL.2+SA34711煤气化化装置置来的的粗煤煤气，，气量量247244.48Nm3/h，温度170℃，压力力3.8MPa。首先进进入粗煤煤气分离离器，分分离出水水、煤灰灰后再进进入粗煤煤气过滤滤器，过过滤一些些杂质，，然后进进入粗煤煤气加热热器，加加热至220℃℃，在蒸汽汽混合器器中配入入600t/h饱和中压压蒸汽，，再经过过粗煤气气换热器器加热以以温度260℃进入第第一变换换炉，出出第一变变换炉后后的反应应气温度度为450℃依次经经过中压压蒸汽过过热器、、粗煤气气换热器器、粗煤煤气加热热器换热热，以251.6℃进入第第二变换换炉。出出第二变变换炉的的反应器器以361℃依次经经过废锅锅、第二二除盐水水加热器器、分离离器，分分离出的的气体以以40℃,3.42MPa送到下一一单元－－低温甲甲醇洗单单元。一氧化碳碳变换简简易流程程概述122.2低温甲醇醇洗单元元13本单元主主要的作作用是利利用甲醇醇在低温温下对酸酸性气体体溶解度度大，可可以将其其有选择择性地吸吸收的特特性，将将来自CO变换单元元的变换换气中多多余的CO2以及对甲甲醇合成成催化剂剂有毒害害作用的的硫化氢氢等杂质质脱除，，使净化化后的气气体成为为适合于于甲醇合合成反应应所需的的净煤气气。本单元主主要是采采用一些些化工单单元操作作，属物物理过程程，不涉涉及化学学反应。。14中压闪蒸蒸塔变换气来自低温温甲醇洗洗780242Nm3/h40℃，3.3MPaH2：42.5%；CO：18.5%；CO2：37.5%；H2S：0.43%锅炉给水水氨洗塔去水处理理合成气去去甲醇单单元甲醇洗涤涤塔丙稀制冷冷剂富CO2甲醇富H2S甲醇去再吸收收塔精洗甲醇醇来自热热再生塔塔去再吸收收塔闪蒸汽压压缩机变换气洗洗涤-19.9℃绕管换热热器-42.6℃493934.5Nm3/h30℃，3.2MPaH2：66.99%；CO：28.9.%；CO2：2.7%；去热再生生塔T-40005-23.5℃-37℃主洗甲醇醇来自再再吸收塔塔-53.1℃-57.3℃-29.6℃-23.8℃15低温甲醇醇洗－气气体洗涤涤来自CO变换工段段的变换换气（温温度40℃，压力3.4Mpa(a)），首先先经过一一系列换换热器换换热后被被冷却到到约10℃，然后通通过氨洗洗涤塔T40001（，用锅锅炉给水水进行洗洗涤以降降低其NH3和HCN含量。再再经过变变换气最最终冷却却器（绕绕管式））后，温温度降到到－19.9℃，送到并并联的两两台吸收收塔T－40002AB的底部。。吸收塔T－40002AB从下到上上依次可可分为预预洗段、、硫化氢氢吸收段段和二氧氧化碳吸吸收段。。在预洗段段，变换换气中微微量组份份如NH3和HCN等被低冷冷甲醇吸吸收。在在H2S吸收段，，将H2S和COS脱除，使使净煤气气中硫含含量满足足甲醇合合成催化化剂的要要求。在在CO2吸收段，，将多余余的CO2脱除，使使净煤气气中CO2的含量达达到适合合于甲醇醇合成反反应所需需的含量量。出CO2吸收段的的净煤气气经过变变换气最最终冷却却器E40003（绕管式式）回收收冷量后后，被送送到甲醇醇单元作作为甲醇醇合成的的原料气气。来自CO2吸收段的的部分含含CO2甲醇和H2S吸收段富富硫甲醇醇送入中中压闪蒸蒸塔T40003中。在此此甲醇在在中压下下闪蒸，，有价值值的H2和CO闪蒸出来来，再循循环气压压缩机（（C40001）压缩后后循环回回变换气气入口管管线。16低温甲醇醇洗－再再生部部分分N2冷却器再沸器精洗甲醇醇加压泵泵富H2S甲醇富CO2甲醇精洗甲醇醇去洗涤涤塔CO2产品送气气化140908Nm3/h,11.7℃，0.125MPa汽提N274011.1Nm3/h40℃℃,0.74MPa再吸收塔塔热再生塔塔Claus气去硫回回收10540.9Nm3/h,24.7℃，0.19MPa,CO2：66.6；H2S:31.7%;;COS:0.43来自尾气气洗涤塔塔去尾气洗洗涤塔蒸汽加热热含CO2、HS2甲醇液贫/富甲醇换换热器热再生塔塔进料泵泵主洗甲醇醇去洗涤涤塔去尾气洗洗涤塔去尾气洗洗涤塔17经闪蒸塔塔闪蒸后后的含CO2甲醇被送送入再吸收塔塔T40004上段。在在再吸收收塔的上上段甲醇醇继续被被闪蒸，，释放出出所含的的绝大部部分CO2。CO2产品气离离开塔后后，在变变换气最最终冷却却器E40003中被加热后，，被送到气化化界区作为粉粉煤输送的介介质。同时闪蒸后的的冷甲醇被送送到吸收塔T－40002的CO2洗涤段作为主主洗甲醇。再吸收塔同时时采用低压氮氮气作为气提提介质，来气气提甲醇中的的CO2，气提后含CO2的氮气被送到到尾气洗涤塔塔T－40007。来自再吸收塔塔T40004底部下段的富富H2S甲醇经过加热热后送至热再生塔T40005。热再生塔塔顶顶出来的甲醇醇蒸气/酸气混合物通通过冷却、分分离后，未被被冷凝的克劳劳斯气体在克克劳斯气被送送到克劳斯硫硫回收单元（（4500单元）。从热再生塔中中段出来的再再生甲醇被返返回吸收塔T40002AB的CO2吸收段作为精精洗甲醇。低温甲醇洗－－溶液再生18再沸器蒸汽加热甲醇蒸汽去热热再生塔贫甲醇含水粗甲醇甲醇水塔进料料泵板式换热器洗涤水泵脱盐水去废水水处理理405.6kg/h,20.1℃，0.25MPa尾气放空209212.6Nm3/h,8.1℃,0.1MPa再吸收塔来尾尾气甲醇水塔低温甲醇洗－－甲醇水分离离与尾气处理理尾气洗涤塔226546.8Nm3/h19热再生塔底出出来的富水甲甲醇被导入甲甲醇水塔T40006。甲醇水塔顶顶部的甲醇蒸蒸汽作为气提提介质被送入入热再生塔T40005。甲醇水塔底底部产品是不不纯水，经冷冷却后送入尾尾气洗涤塔T40007来洗涤来自再再吸收塔的气气提氮气。经经过洗涤后，，尾气被排放放，洗涤液被被送到甲醇水水塔T40006回收其中含有有的甲醇。低温甲醇洗－－甲醇水分离离与尾气处理理202.3硫回收单元21本单元的主要要作用是将来来自低温甲醇醇洗的含硫气气体进行处理理，使之达到到国家规定的的排放标准，，同时副产硫硫磺产品。H2S＋1/2O2=S+H2OH2S+3/2O2=SO2+H2O2H2S+SO2=3S+2H2O22Sulfurdegassingtank1165.5Nm3/hSulfurseparatorPump锅炉炉给给水水燃料料气气燃烧烧炉炉硫磺磺脱脱气气池池去硫硫磺磺成成型型锅炉炉给给水水硫磺磺分分离离器器去尾尾气气焚焚烧烧二级级克克劳劳斯斯反反应应器器低压压蒸蒸汽汽一级级克克劳劳斯斯反反应应器器废热热锅锅炉炉去焚焚烧烧炉炉克劳劳斯斯气气氧气气空气气低压压蒸蒸汽汽氧克克劳劳斯斯硫硫回回收收10540.9Nm3/h,24.7℃℃，0.19MPa,CO2：66.6H2S:31.7COS:0.4318437.1Nm3/h,240℃℃，0.15MPa,CO2：39H2S:3.155SO2:3.2COS:2.9SX:0.2815220Nm3/h322℃℃H2S:1.75SO2:0.874COS:0.16SX:1.32223.4℃℃H2S:0.4SO2:0.2COS:0.16SX:0.3617832Nm3/h130℃℃H2S:0.4SO2:0.2COS:0.1623来自自低低温温甲甲醇醇洗洗单单元元的的酸酸性性气气体体通通过过酸酸气气分分离离器器D-45001分离离后后进进入入氧氧克克劳劳斯斯燃燃烧烧炉炉B-45001、燃燃烧烧室室D-45002，部部分分H2S与空空气气、、氧氧气气在在此此反反应应转转化化为为硫硫蒸蒸汽汽。。废废热热锅锅炉炉E-45001直接接与与燃燃烧烧室室D-45002相连连，，废废热热锅锅炉炉将将过过程程气气冷冷却却到到约约230℃℃并冷冷凝凝出出部部分分硫硫蒸蒸气气。。离开开废废热热锅锅炉炉后后的的过过程程气气依依次次进进入入一一级级克克劳劳斯斯反反应应器器R-45001（氧化化铝催催化剂剂）、、一级级硫冷冷凝器器E-45002、预热热器E-45003、二级级克劳劳斯反反应器器R-45102（铝基基催化化剂））、二二级硫硫冷凝凝器E-45004、硫分分离器器D-45003中，硫硫组分分被进进一步步转化化成单单质硫硫。从废热热锅炉炉E-45001、一级级硫冷冷凝器器E-45002、二级级硫冷冷凝器器E-45004和硫分分离器器冷凝凝下来来的液液硫送送入液液硫脱脱气单单元中中的硫硫脱气气池中中进行行脱气气，脱脱气后后的液液硫被被送到到硫磺磺成型型装置置。来自硫硫分离离器的的克劳劳斯尾尾气去去焚烧烧。在在焚烧烧室D-45006中，所所有的的残余余的硫硫组分分和尾尾气中中的其其它可可燃物物与燃燃料气气在约约800℃的温度度下燃燃烧，，焚烧烧后的的气体体送入入电厂厂锅炉炉进行行一步步处理理。242.4甲醇单单元25本单元元的主主要作作用是是将来来自低低温洗洗装置置的净净煤气气中的的氢气气、一一氧化化碳和和二氧氧化碳碳在高高选择择性铜铜基催催化剂剂存在在条件件下，，在8.1Mpa的压力力、200－300℃的温度度下合合成甲甲醇，，并将将合成成的粗粗甲醇醇精制制成精精甲醇醇。CO+2H2→→CH3OH+90.8KJ/molCO2+3H2→CH3OH+H2O+49.5KJ/mol26合成气气来自自低温甲甲醇洗洗CO2：2.716%；CO：28.95；H2：66.99中间换换热器器水冷甲甲醇反反应器器汽包中压锅锅炉预预热器器甲醇分分离器器气冷甲甲醇反反应器器中压蒸蒸汽8.1MPa,150℃循环气气来自自甲醇醇分离离器CO2：3.7%；CO：3.3；H2：66.985,7.15MPa40℃℃,737051Nm3/h240℃211℃261℃230℃209℃40℃℃54℃℃8.07MPa合成气气/循环气气压缩机机去PSA11602.5Nm3/h223t/h粗甲醇醇去精精馏单单元中压蒸蒸汽（（开车车）CH3OH：10.66CH3OH：16.3压缩机机额定功功率：：38650KW额定蒸蒸汽量量：212.3t/h27从低温温甲醇醇洗单单元来来的合合成气气（温温度30℃℃，压力力3.2Mpa(a)）与来来自PSA氢回收收装置置的氢氢气混混合后后，经经合成成气压压缩机机C52001压缩到到甲醇醇合成成所需需的压压力8MPa左右。。压缩后后的合合成气气与来来自循循环气气压缩缩机的的循环环气混混合后后依次次进入入气冷冷甲醇醇反应应器R－52002的管程程、中中间换换热器器，合合成气气被加加热后后送到到水冷冷甲醇醇反应应器R－52001A/B的管程程。水冷甲甲醇反反应器器R－52001A/B的管内装填填催化剂，，合成气中中H2与CO和CO2在其中发生生甲醇合成成的反应，，反应热由由管外沸水水带走。““预合成成”气体再再经过中间间换热器换换热后，进进入气冷甲甲醇反应器器R－52002的壳程，R－52002壳内装填催催化剂，在在此气体进进一步反应应生成甲醇醇。R－52002的壳程底部部出来的含含甲醇的合合成气依次次经过锅炉炉给水预热热器、空冷冷器和水冷冷却器，最最终使气体体冷却到大大约40℃后进入甲醇醇分离器。。在甲醇分离离器中将未未反应的气气体和甲醇醇分离，分分离器底部部出来的粗粗甲醇被直直接送到甲甲醇精馏装装置或送到到粗甲醇中中间储罐。。为了获得得较高的总总转化率，，分离出来来的气体的的一大部分分通过循环环气体压缩缩机返回到到合成反应应器，其余余一小部分分送入PSA氢回收装置置回收其中中的有效气气体H2。28塔顶冷却器回流罐再沸器预精馏塔加压精馏塔常压精馏塔再沸器再沸器回流罐回流罐废水高沸点塔顶冷却器100.2t/h去罐区108.1t/h去罐区228.5t/h39℃1.3t/h出界区15.7t/h去废水处理29来自合成工段段或粗甲醇中中间储罐的粗粗甲醇经过膨膨胀槽闪蒸出出膨胀气后，，送入预精馏塔T－53001。在预精馏塔塔中剩余的溶溶解气体（如如CO2,CH4等）和低沸副副产物（主要要是二甲醚和和甲基甲酸盐盐）被脱除。。除去低沸杂质质的甲醇从预预精馏塔底部部离开，并用用稳定甲醇泵泵打入加压精馏塔T-53002。在加压精精精馏塔中将近近占总量45％的精甲醇是是从加压精馏馏塔中蒸馏出出来的。塔顶顶气体在再沸沸器/冷凝器中冷凝凝，甲醇冷凝凝液被收集到到加压精馏塔塔回流罐。部部分精甲醇液液通过加压精精馏塔回流泵泵打到塔顶作作为回流，其其它精甲醇通通过甲醇再冷冷器（加压））进一步冷却却后被送到精精甲醇中间储储槽。剩余含有高沸沸副产物的甲甲醇从加压精精馏塔塔底出出来送入常压精馏塔T－53003。常压精馏塔塔顶出来的精精甲醇气体在在空冷器中冷冷凝，并在精精甲醇再冷器器（常压）中中进一步冷却却。冷却后的的精甲醇被收收集到常压精精馏塔回流罐罐，部分精甲甲醇用回流泵泵打回塔顶作作为回流，其其它精甲醇被被送到精甲醇醇中间产品贮贮槽。常压精馏塔底底部的工艺废废水，用工业业废水泵送到到界区外。302.5MTP单元311.总体介绍甲醇制丙烯(MTP)工艺是德国鲁鲁奇公司使用用甲醇作为原原料生产聚合物级丙丙烯的专利技技术，该工艺艺同时可副产产乙烯，LPG和汽油。MTP工艺包含五个个工艺步骤：：MTP反应部分MTP反应器再生部部分水烃冷却分离离部分碳氢压缩部分分产品/副产品精制部部分32丙烯47.4万吨/年汽油18.22万吨/年燃料气内部使用工艺水内部使用或用作灌溉DME反应器

LPG3.65万吨/年废水循环烯烃循环甲醇,AA级167万吨/年=5000吨/天

产品精制MTP反应器(2台运行+1台备用.)MTP单元示意图336000单元工艺方框框流程图34主要产品指标标丙烯(聚合物级)纯度(wt.)>99,60%乙烯(聚合物级)纯度(wt.)>99,60%35主要产品指标标LPG成分C2烃<0,2%wt.

C3烃10-12%wt.

C4烃75-90%wt.

C5烃<2,0%wt.总硫含量(最大)<5ppmwt.36主要产品指标标汽油性质密度(15°C)740-790kg/m3蒸汽压(37°C)0,45-0,70bar辛烷值(研究法)90-95RON成分烷烃和环烷烃烃45-65%wt.烯烃20-25%wt.芳香烃15-30%wt.苯<1,0%wt.总硫含量<5ppmwt.3738392.工艺流程介绍绍402.1反应单元(6010)工艺介绍来自甲醇中间间罐区的新鲜鲜甲醇和由甲甲醇回收塔返返回的循环甲甲醇经过一系系列换热设备备，加热到275℃。混合物料先先在DME反应器中于275℃，1.6MPa，在氧化铝基基催化剂的作作用下反应生生产二甲醚。。之后，生成成的二甲醚与与循环回的C2/C4/C5/C6混合进入MTP反应器(3台，2开1备)，于480℃，0.13MPa下，在沸石石基催化剂的的作用下进行行反应，生成成以丙烯为主主要产品的各各种烃类，送送到下一单元元－气体冷却却和分离单元元。2CH3OH→CH3OCH3(DME)+H2O+QnCH3OCH3→2CnH2n＋nH2O+Q(N=2,3,4…….)41MTP反应单元6010去气体冷却和和分离单元DME反应器火焰加热器MTP反应器(3台）DME加热器208吨/小时精甲醇气包产生饱和和中压蒸汽送送管网275℃1.6MPa471.9℃℃0.23MPa387.8℃℃1.55MPa480℃℃0.13MPa190℃℃0.12MPa循环环HC208t/h293.8℃℃内径径：：11.7m切线线高高：：17.54m估计计总总高高：：31.673m壁厚厚：：20/22/26mm主要要材材质质：：0Cr18Ni10Ti/16MnDR设备备净净重重：：651吨其中中不不锈锈钢钢重重：：521吨填料料、、催催化化剂剂：：524.1吨内径径：：5m，切切线线高高：：10.8m，总高高：：17.75m，壁壁厚厚：：35mm主要要材材质质：：SA204Gr.B，空空重重：：79吨422.2再生生单单元元(6020)工艺艺介介绍绍MTP反应应器器经经过过一一段段时时间间(每台台反反应应器器运运行行500-600小时时后后需需再再生生)的运运行行，，在在催催化化剂的的表表面面会会产产生生一一定定的的结结焦焦，，降降低低了了催催化化剂的活性，，从而影响响丙烯的产产率。此时时，需用热的再再生气（装装置空气和和氮气）对对催化剂进行再再生。再生生所需时间间为56-69小时。43再生单元(6020)工艺介绍442.3气体冷却和和分离(6030)单元工艺介介绍由MTP反应器出来来的物流经经废热回收收系统降到到190℃后，首先进进入预激冷冷塔（3台），用激激冷水进行行冷却至55℃。之后再送送入激冷塔塔，用激冷冷水进行冷冷却，温度度降至40℃后送至碳氢氢压缩单元元。出激冷冷塔的激冷冷水大部分分经过热量量回收后循循环回激冷冷塔，小部部分送到甲甲醇回收塔塔，回收其其中含有的的甲醇，回回收的甲醇醇与新鲜甲甲醇混合进进入DME反应器。45预急冷塔3台急冷塔激冷塔预冷冷器激冷水空冷冷器急冷水泵来自MTP反应器去甲醇回收收塔去气体压缩缩干燥单元元气体分离单单元6020285.4608t/h190℃0.12MPa319t/h55℃0.118MPa115t/h88.5℃℃308.7t/h40℃0.105MPa1934.62t/h50℃0.37MPa483t/h35℃0.17MPa内径：6m。估计总高高：28.85m,空重：110吨壁厚：16/35/18mm。主要材质质：SS316L46气体冷却和和分离(6030)单元工艺流流程简图472.4HC压缩(6040)单元工艺介绍经激冷塔冷冷却分离后后的MTP反应器物流流温度为40℃，压力为0.105MPa，送入HC压缩（6040）单元。通通过HC压缩机进行行四级压缩缩，压力达达2.25MPa。每级压缩缩后都设一一水冷器和和一分离器器，分离冷冷凝下来的的水份和一一部份液态态烃。分离离出的水送送到激冷塔塔作为激冷冷水，分离离出的烃送送到四级压压缩分离器器，进行气气烃和液烃烃分离，然然后气烃送送入气烃干干燥器，液液烃送入液液烃干燥器器分别进行行干燥。48气体压缩和和干燥单元元6040压缩机1级吸入罐压缩机1级分离罐压缩机2级分离罐压缩机3级分离罐碳氢压缩机机1级碳氢压缩机机2级碳氢压缩机机3级碳氢压缩机机4级压缩机4级分离罐液烃干燥器器气烃干燥器器气烃去脱丙丙烷塔液烃去脱丁丁烷塔激冷后的烃烃308.7t/h40℃0.105MPa0.24MPa0.48MPa1.03MPa2.29MPaHC压缩机额定功率：17889KW额定蒸汽量：：205.6t/h270.2t/h29.9t/h40℃2.2MPa492.5产品精制(6050)单元工艺介绍经干燥后的气气烃和液烃分分别送入脱丙丙烷塔和脱丁丁烷塔，在脱脱丁烷塔中，，C4和C5＋进行分离，，C4烃与气烃一起起送入脱丙烷烷塔。C5＋烃送入脱己己烷塔进行C5烃与C6＋烃的分离，，C6以上的烃从塔塔底出来，经经冷却后成为为汽油产品。。C5以下的烃从塔塔顶出来，经经冷凝后大部部分循环回MTP反应器，少部部分送入汽油油稳定塔进行行分离。汽油油稳定塔塔底底产品作为汽汽油，塔顶蒸蒸汽经冷凝循循环回MTP反应器。脱丙烷塔塔顶顶蒸汽（C3－）经冷凝后后，送入脱乙乙烷塔。脱乙乙烷塔塔底物物流送入