3052工艺介绍资料课件

陕西奥维乾元化工有限公司30/52项目工艺介绍二0一0年六月一.项目构成生产规模及产品方案1生产规模合成氨：30万吨/年（中间产品）；尿素：52万吨/年；甲醇：20万吨/年；装置年运行天数为300天；年操作时间7200小时。2产品方案尿素：52万吨/年；甲醇：20万吨/年；副产品：硫磺4988吨/年；3.产品质量液氨产品技术规格序号名称规格标准备注1液氨优等品

GB536-1988

2

NH3≥99.9%(wt)

热氨3残余物≤0.1%(wt)

4水≤0.1%(wt)

5油含量mg/kg≤5(重量法)≤2(红外光谱法)

6油含量mg/kg1

尿素产品技术规格序号名称规格标准备注1尿素农业用优等品

GB2440-2001

2总氮≥46.4wt%

3缩二脲≤0.8wt%

4水分≤0.25wt%

甲醇产品技术规格（GB338－2004优级品）序号名称规格备注1色度(铂－钴)≤5

2密度(20℃)，g/cm3

0.791～0.792

3沸程(0℃)，101.3kPa，（在60.0～65.5℃范围内，64.6±0.1℃)/℃≤0.8

4高锰酸钾试验,min≥50

5水混溶试验通过试验（1+3）

6水的质量分数/%0.1

7酸的质量分数(以HCOOH计)/%≤0.0015

或碱的质量分数（以NH3计）/%≤0.0002

8羰基化合物的质量分数(以HCHO)计)，%≤0.002

9蒸发残渣量的质量分数/%≤0.001

10硫酸洗涤试验/Hazen单位（铂－钴）色号）≤50

11乙醇的质量分数/%供需双方协商

硫磺产品技术规格(GB2449－2006优等品)序号名称单位指标1硫

%Wt≥99.952水份

%Wt≤0.103灰份

%Wt≤0.034酸度(以硫酸计)

%Wt≤0.0035铁

%Wt≤0.0036砷

%Wt≤0.00017有机物

%Wt≤0.034.原材料消耗主要原材料、燃料消耗表序号名称技术规格单位用量供应来源小时量年用量1原料煤<25mmt106.316765472煤矿2燃料煤<25mmt147.51062000煤矿3液化石油气

Nm372518400外购4柴油

t

350外购5尿素包装袋

条

10400000外购主要催化剂消耗表序号名称及型号单位使用时间耗量备注1分子筛t5年166用于空分装置2活性氧化铝

t5年100用于空分装置3中温变换催化剂m33年76.341用于变换装置4低温变换催化剂m34年31.646用于变换装置5瓷球m35年39.4用于变换装置6氧化铝型催化剂m33年3用于硫回收装置7氧化钛型催化剂m33年21用于硫回收装置8瓷球m33年5用于硫回收装置9分子筛m35年9.4用于液氮洗装置10活性氧化铝m35年0.6用于液氮洗装置11氨合成催化剂m35年53用于氨合成装置12甲醇合成催化剂m33年41.8用于甲醇合成装置主要化学品消耗表序号名称技术规格单位用量供应来源小时量年用量1烧碱40%t

62外购2氨水12%t

4620.7首次外购3絮凝剂（干基）

t

15.84外购4磷酸盐

t

336外购5添加剂（干基）

t

363.5外购6分散剂

t

216外购项目构成主装置合成氨装置：采用的是煤制合成氨技术；装置能力为1000吨/日。尿素装置：采用的是氨气提尿素生产工艺；装置能力为1760吨/日。(1000/0.568=1760.56)甲醇装置：甲醇合成采用的是管壳式固定床反应器；甲醇精馏采用的是目前普遍采用的三塔双效精馏工艺；装置能力为667吨/日。空分装置：空分采用内压缩流程，同时为降低能耗增加氧的提取率，分馏系统增设粗氩塔;

装置能力为2×38000NM3/H。

辅助装置燃煤锅炉：采用的是循环流化床；锅炉能力为3×280T/H；锅炉参数：额定蒸发量280T/H

过热蒸汽出口压力10.0MPa

过热蒸汽温度540℃

给水温度158℃发电机组：采用直接空冷抽凝汽式汽轮机驱动的发电机组。发电能力为2×50MW

原则是在满足主装置用蒸汽的前提下，尽量多发电。公用工程脱盐水装置（包括蒸汽冷凝液精制）：脱盐水采用超滤、反渗透＋混床处理工艺；蒸汽冷凝液精制采用阳床+混床处理工艺；

处理能力：

脱盐水出水量为400T/H

蒸汽冷凝液精制处理能力为500T/H。

产水水质电导率：≤0.2μs/cm(25℃)SiO2：≤20μg/l

硬度：≈0μmol/l；循环冷却水装置

采用钢筋混凝土结构逆流式机械通风冷却塔；冷却塔工艺参数：单塔水量Q=4800m3/h

进塔水温t1=42.0℃

出塔水温t2=32.0℃

温差Δt=10℃

回水压力≥0.20MPa

分A，B两组，其中：

A组为5×4800B组为8×4800二. 合成氨装置装置组成煤制合成氨装置主要有下面部分组成：煤气化、耐硫变换、低温甲醇洗、液氮洗、氨合成（压缩和冷冻）、硫回收、蒸汽和冷凝液系统煤气化1..一般介绍煤气化采用西北化工研究院具有自主知识产权的多元料浆气化技术，生产合成氨/甲醇所需要的原料气。本工艺技术主要由料浆制备、气化和灰水处理三部分组成。除了灰水处理的灰水澄清系统为两套，滤液回收系统为两套，脱氧处理系统为一套外，其余主要设备都为三系列。料浆制备是以一种或多种的含碳固态物质为原料，经一次湿磨制成气化料浆，浆体呈非牛顿型流体中的假塑性流体特征，料浆稳定，易于泵送；气化是料浆通过加料泵加压送入气化炉，与氧气在气化炉内进行气化反应，生成以CO和H2为主要组成的粗合成气；灰水处理为将气化炉激冷室、气液分离器和洗涤塔的排放黑水经降压闪蒸、沉降处理后循环利用。加压水煤浆气化技术特点：⑴加压水煤浆气化工艺要求原料水煤浆要有良好的稳定性、流动性，较低的灰熔点及泵易输送等特点；⑵气化炉内结构简单，炉内无机械传动装置，操作性能好，操作弹性大，可靠程度高；⑶高温加压气化，气化采用1300-1500℃的高温，气化压力达～6.5Mpa。气化炉能力与压力成正比，气化压力高，能增加反应的速度及增加反应物在气化炉内的停留时间，增加碳的转化率，增加单台气化炉的生产能力，同时可节省后工序气体压缩功，但压力过高工程设计和设备制造难度也就更大。如产品气用作燃料，气化压力不宜太高；如用作合成氨或甲醇原料气，可以选用4.0-6.5Mpa，应根据工程规模合理选定。

⑷碳转化率高，一般可达90-96%，灰渣中粗渣含碳量约5%，少量细渣含碳量约25%。单位体积产气量大，粗煤气质量好，有效气成份高，产品气中（CO+H2）可达80%左右；气体中甲烷低、无焦油，可用来生产合成氨、甲醇、制氢、羟基合成原料气，用途广泛；⑸粗渣含碳量低；⑹水煤浆进料，具有安全并容易控制的特点，取消了气化前的干燥，节约能量；

⑺采用半封闭供煤、湿法磨煤以及气流床气化，全过程污染轻微，无焦油等污染物，是一种先进、可靠的气化工艺，国际公认该技术为环境友好型工艺。加压水煤浆气化工艺不足之处为：⑴受气化炉耐火砖的操作条件和使用寿命的限制，气化温度不宜过高；⑵气化炉内砌耐火砖冲刷侵蚀严重，更换耐火砖费用大，增加了生产运行成本；⑶喷嘴使用周期短，必须每两个月检查更换一次，停炉更换喷嘴对生产连续运行或高负荷运行有影响，一般需要有备用炉，增加了建设投资和运行成本；⑷水煤浆含水量高，使冷煤气效率和煤气中的有效气体成份（CO+H2）比干法气流床低，氧耗、煤耗均比干法气流床高；⑸对管道及设备的材料选择要求严格，一次性工程投资比较高；⑹制备水煤浆需多种添加剂，对于激冷流程有庞大的灰水处理系统，且细灰中含碳量高达25～30％不易处理。2，气化炉内反应水煤浆和纯度为99.6%氧经烧嘴呈射流状态进入气化炉，在高温、高压下进行气化反应,生成以CO+H2为主要成分的粗合成气。在气化炉内进行的反应相当复杂,一般认为气化分三步进行:(1)煤的裂解和挥发份的燃烧水煤浆和氧气进入高温气化炉后,水份迅速蒸发为水蒸汽。煤粒发生热裂解并释放出挥发份。裂解产物及挥发份在高温、高氧浓度下迅速完全燃烧,同时煤粒变成煤焦，放出大量的反应热。因此,在合成气中不含有焦油、酚类和高分子烃类。这个过程进行的相当短促。(2)燃烧及气化反应煤裂解后生成的煤焦一方面和剩余的氧气发生燃烧反应,生成CO、CO2等气体,放出反应热;另一方面,煤焦又和水蒸汽、CO2等发生化学反应,生成CO、H2。(3)气化反应经过前面两步的反应，气化炉中的氧气已完全消耗。这时主要进行的是煤焦、甲烷等与水蒸汽、CO2发生的气化反应，生成CO和H2。—般认为，在气化炉中主要进行以下化学反应:(CmHnSr

代表煤)⑴部分氧化反应

CmHnSr+m/2O2→mCO+(n/2-r)H2+rH2S+Q⑵煤的燃烧反应:

CmHnSr+(m+n/4-r/2)O2→(m-r)CO2+n/2H2O+rCOS+Q⑶煤的裂解反应:

CmHnSr→(n/4-r/2)CH4+(m-n/4-r/2)C+rH2S-Q⑷CO2

还原反应:C+CO2→2CO-Q⑸碳的完全燃烧反应:C+O2→CO2+Q⑹非均相水煤气反应:C+H2O→H2+CO-QC+2H2O→2H2+CO2-Q⑺甲烷转化反应:CH4+H2O→3H2+CO-Q⑻逆变换反应:H2+CO2→H2O+CO-Q⑼同时还可能发生以下副反应:COS+H2O=H2S+CO2C+O2+H2=HCOOHN2+3H2=2NH3N2+H2+2C=2HCN3.工艺说明工艺原理及特点含碳氢物质破碎后与水、添加剂、助熔剂（备用）、PH调节剂一起送入磨机共磨制浆，制成浓度约为62-63%的料浆。料浆经高压料浆泵加压进入气化炉，在6.5MPa、1300～1400℃左右的条件下发生剧烈的反应，生成以CO、CO2、H2为主的粗合成气。多元料浆气化反应生成的粗煤气夹带气化原料中未转化组份和由部分灰形成的液态熔渣一起并流进入气化炉下部的激冷室。激冷水与出气化炉渣口的高温气流接触，部分激冷水汽化对粗煤气和夹带的固体及熔渣进行淬冷、降温。熔渣被淬冷固化，并沉入气化炉底部水浴。粗煤气与水直接接触进行冷却，大部分细灰留在水中。粗煤气经激冷室分离出部分粗煤气中夹带的水分，从气化炉旁侧的出气口引出，经气液分离器、文丘里管、洗涤塔除尘、洗涤后送往下游变换工段。进入气化炉的激冷水须经黑水过滤器除去中携带的较大固体颗粒。气化炉激冷室、气液分离器和洗涤塔的排放黑水送往灰水处理系统。出气化炉激冷室、气液分离器和洗涤塔的排放黑水经过三级闪蒸，高压闪蒸汽与系统循环水换热后入脱气槽脱除其中的氧及酸性气体，然后在除气水泵的作用下送入洗涤系统循环使用。闪蒸出的黑水逐级浓缩后送往澄清槽，经沉淀澄清后的灰水部分送往锁斗冲洗水罐、部分送往渣池、部分送往脱气槽，同时为了保持循环水中可溶性盐及腐蚀性离子的浓度平衡，将一部分灰水送往废水处理站进行处理。澄清后分离出的浊液经澄清槽底过滤机给料泵送往真空带式过滤机，进一步分离出其中的细渣，滤液返回至澄清槽。生产流程简述气化装置主要包括煤浆制备工序、气化工序和灰水处理工序。煤浆制备工序煤浆制备工序按三套系列设置,正常运行两套。但其中添加剂制备系统，pH值调节剂制备系统以及制浆水槽系统各为一套，为两台磨机共用。由输送带输送来的原料煤（<10mm）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入磨机(H1201A/B/C)。为了改善多元煤浆灰渣熔融性能，设置了助熔剂添加系统，助熔剂选用石灰石。由输送带输送来的助熔剂送至助熔剂贮斗，经助熔剂称重给料机控制输送量送入磨机（H1201A/B/C）。来自低温甲醇洗的废水、甲醇精馏的废水经计量后直接进入磨煤机，变换低温冷凝液进入制浆水槽（V1203）,根据液位补充新鲜水，水经磨煤水泵（P1201A/B）加压并控制流量后送入磨机。为了控制煤浆粘度及保持水煤浆的稳定性需加入添加剂，在添加剂制备槽（V1206）中加入固体添加剂和新鲜水，制成25%左右浓度的溶液，由添加剂制备泵(P1203)输送到添加剂槽(V1204)中贮存，按制煤浆所需量通过添加剂给料泵（P1202A/B/C）加压后送入磨机。为了调整水煤浆的pH值，需加入氨水。外界来的氨水送至氨水槽（V1205）贮存,经氨水给料泵（P1204A/B）计量并加压后送至磨机。物料在磨机中进行湿法磨煤。出磨机（H1201A/B/C）的煤浆浓度约62～65%，依靠重力流入磨机出口槽（V1207A/B/C），磨煤机出口槽搅拌器（A1203A/B/C）使煤浆均化并保持悬浮状态。煤浆再经低压煤浆泵（P1205A/B/C）加压后送至气化工序煤浆贮槽（V1301A/B）。在煤浆制备工序中，环境污染主要是设备噪声污染。将高噪声设备布置在封闭厂房内，以降低对环境的影响。可参见煤浆制备工序流程图：08005-44-A-121气化气化工序按三套系列设置。正常运行两套。在本工序，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。煤浆由煤浆贮槽（V1301A/B）经高压煤浆泵(P1301A/B)加压至9.5MPaG后，连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉（F1301A/B/C），在气化炉中水煤浆与氧发生如下主要反应：CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2SCO+H2O—→H2+CO2反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。气化反应在气化炉（F1301A/B/C）反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气化气。离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低到～251℃、6.48MPa（G），并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里管（J1302A/B/C）、洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤除尘冷却到～244℃，6.27MPaG后送至变换工段。气化炉（F1301A/B/C）反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，经破渣机（Y1303A/B/C）破碎后，排入锁斗，排出的大部分灰渣沉降在锁斗（V1308A/B/C）的底部。从锁斗顶部抽出较清的水经锁斗循环泵（P1303A/B/C）循环进入气化炉激冷室水浴，冲气化炉激冷室的渣。锁斗中的灰渣定时（排渣周期一般约为30分钟）排入渣池（V1310A/B/C），由捞渣机（L1301A/B/C）捞出装车外运。来自灰水处理工序的灰水和变换工序的冷凝液先进入洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤粗合成气，洗涤塔中部排出的较清洁的灰水用黑水循环泵（P1305A/B/C）加压后少部分送至文丘里管，大部分经黑水过滤器（S1301A/B/C）过滤后送至气化炉。气化炉、渣池及洗涤塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理工序。开停车期间，气化炉激冷室的水经开停车管线进入澄清槽（V1406）或渣池，或经过水封罐（V1303A/B/C）直接排入渣池。气化炉内的工艺烧嘴带有循环冷却系统，以保护烧嘴，防止温度过高造成损坏。该系统由烧嘴冷却水气体分离器（V1306A/B/C）、烧嘴冷却水槽（V1305）、烧嘴冷却水泵（P1302A/B）、烧嘴冷却水换热器(E1301)和烧嘴头部的冷却水盘管组成。正常时，冷却水在该系统循环使用，系统中的热量由循环水通过烧嘴冷却水换热器移出。烧嘴冷却水泵（P1302A/B）出现故障的时候，烧嘴冷却水由事故烧嘴冷却水槽（V1307）供给。开车时，用开工烧嘴临时替换工艺烧嘴（Z1301A/B/C），用天然气或油作燃料，对气化炉进行升温，用蒸汽驱动开工抽引器(J1301A/B/C)，使气化炉内形成微负压，使环境空气可以进入气化炉内辅助燃烧，蒸汽和燃烧后的尾气经过开工抽引器和抽引器消音器（Y1302A/B/C）后，排入大气。本工序排放的废气主要为气化炉开工尾气和事故排放气，主要含CO、CO2、H2等，送火炬处理。这两部分废气在正常时都不排放。可参见气化工序流程图：08005-44-A-131。灰水处理灰水处理工序中的灰水澄清系统为两套，滤液灰水系统为两套，脱氧处理系统为一套外，其余主要设备都为三套系列。正常运行两套。本工序将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。从气化炉和洗涤塔排出的高温黑水减压至0.9MPaG后分别进气化高温热水器（V1401A/B/C）和高温热水器(V1402A/B/C)，闪蒸出大部分溶解的合成气，在气化高温热水器(V1401A/B/C)中加入变换来的冷凝液以洗涤闪蒸出的合成气，两个高温热水器中的含尘液体经液位调节并减压至0.5MPaG后进入低温热水器（V1403A/B/C），进一步闪蒸，闪蒸后的闪蒸液与渣池送来的黑水一起进入真空闪蒸器（V1404A/B/C），闪蒸压力为0.03MPaA。在此，黑水被浓缩后通过澄清槽进料泵（P1401A1,A2/B1,B2/C1,C2）进入澄清槽（V1408A/B），为了加速细渣沉淀，通过絮凝剂泵（P1409A/B）向其中加入絮凝剂。絮凝剂贮存在絮凝剂槽(V1413A/B)中。在澄清槽中设置缓慢转动的澄清槽耙料机（A1401A/B）,将沉淀的细渣推至澄清槽底部出口。澄清槽底部的细渣浆经澄清槽底泵（P1404A1,A2/B1,B2）送至真空过滤系统。澄清槽上部清水溢流至灰水槽（V1409A/B），由低压灰水泵（P1405A1,A2/B1,B2）送至除氧水槽(V1411)，少量用作锁斗的冲洗水，少量送至渣池。为了防止灰水中溶解物在水系统中的累积和沉积，保持灰水中溶解物的平衡，少量灰水作为废水被排往废水处理。澄清槽底料泵送来的黑水进入细渣过滤机（M1401A/B/C），滤液进入滤液槽（V1410A/B），并用滤液泵（P1406A1,A2/B1,B2）返回澄清槽，滤渣送出界外处理。气化高温热水器和高温热水器闪蒸出的高压气体，经过灰水加热器（E1401A/B/C）回收热量之后，温度降至～168℃，再进入高压闪蒸分离器（V1407A/B/C）进行气液分离，闪蒸气送至变换工序，凝液送至脱氧水槽（V1411）。低温热水器闪蒸出的低压气体温度约127.8℃，气体直接送至除氧水槽作脱氧热源。真空闪蒸气，经真空闪蒸冷凝器（E1402A/B/C）冷凝后，进入真空闪蒸分离器（V1405A/B/C），分离的液体送至灰水槽（V1409A/B），气体由真空泵抽出进真空泵分离器（V1406A/B/C），分离掉凝液后直接高空排放。除氧水槽（V1411）接收闪蒸系列来的冷凝液及变换工序来的冷凝液，灰水槽来的灰水后，补充新鲜水，在0.05MPaG下进行脱氧,脱氧后经除氧水泵（P1407A/B/C）加压与气化高温热水器和高温热水器闪蒸出的热气体在灰水加热器（E1401A/B/C）中换热后送气化工序洗涤塔循环使用。本工序的废气主要是真空闪蒸的尾气以及除氧水槽的放空气，其中含有少量H2,CO,CO2等，其余为H2O和空气，可以直接高空排放。废水主要是灰水槽排出的废水，含COD、BOD、Cl-、NH3-N等，送至污水处理站处理。废渣主要是细渣过滤机排出的细渣，送界外处理。可参见灰水处理工序流程图：08005-44-A-141~142。4.性能指标⑴.规模及组成

生产能力：30万吨/年合成氨+20万吨/年甲醇年操作时间：300天（7200小时）料浆制备系统三套，磨机三台全开，正常操作每台磨机为整套系统33~45%负荷。料浆贮槽两个。助熔剂添加系统为备用系统，助熔剂添加量按设计煤种的灰量计，CaO/A=15%，助熔剂仓设计两个。气化及气体洗涤系统三套，2开1备。气化炉为Ф3.2m/Ф3.7m的激冷式，炉膛容积约为25.4m3；灰水处理系统设置气化高温热水器、洗涤高温热水器、低温热水器及真空闪蒸单元三套，与气化系统一一对应，灰水沉降澄清一套、灰水槽一个，脱气系统一套，真空过滤两开一备共三套。⑵.性能指标CO+H2含量：80.12%出洗涤塔有效气量：CO+H2154000Nm3/h.

其中57.3%用于生产合成氨，42.7%用于生产甲醇。产气率（干气）：1.903Nm3/kg碳转化率：96.00%比氧耗：414.79Nm3/kNm3CO+H2比煤耗：655.37Kg/kNm3CO+H2原料规格1．煤质分析项目单位DCNOC工业分析水分Madwt%4.864.92灰分Aadwt%16.0414.56挥发分Vadwt%31.1823.31固定碳FCad

wt%47.9257.21元素分析碳Cadwt%63.2867.73氢Hadwt%3.993.09氮Nadwt%0.930.91硫St.ad

wt%0.670.3氧Oad

wt%10.248.5发热量Qb.ad

KJ/kg2565025970可磨指数HGI/5758灰熔点变形温度℃12401070软化温度℃13201160流动温度℃13901220项目单位DCNOC灰组成分析SiO2wt%58.8443.71Al2O3wt%20.914.48Fe2O3wt%3.187.24CaO

wt%7.3322.33MgO

wt%1.462.77SO3wt%4.795.62TiO2wt%0.920.75化学反应活性α800℃%8.756.65850℃%15.7513.53900℃%26.2522.31950℃%40.234.241000℃%58.5547.291050℃%72.959.181100℃%82.3566.762．料浆特性项目单位DCNOC进磨机原料粒度mm≤12≤12出磨机粒度分布

＜14目（1.43mm）wt%100100＜20目（0.9mm）wt%98～10098～100＜40目（0.45mm）wt%90～9890～98＜120目（0.125mm）wt%50～7050～70＜200目（0.076mm）wt%40～5040～55＜320目（0.044mm）wt%25～4025～40多元料浆浓度wt%6263多元料浆添加剂

GHA-5GHA-5添加剂加入量wt%(煤基)0.50.5多元料浆粘度*mPa.s

12031164多元料浆PH值

7.0～9.07.0～9.0多元料浆重度g/ml1.2111.216多元料浆24h析水率%＜4.0＜4.0多元料浆气化装置原料量项目单位DCNOC投总干煤量kg/h107119.26100999.79添加剂总量kg/h535.59504.9助熔剂总量kg/h4837.58--入炉总料浆量kg/h181552.3161240.8总氧量Nm3/h67517.9863923.74氧气纯度%99.699.6产品煤气规格

组分正常设计Nm3/hVOL%Nm3/hVOL%

CO91974.4247.9087416.0644.67

H262025.5832.3066583.9434.03

CO236642.7019.0839922.4020.40

CH474.720.04111.660.06

Ar

255.700.13270.060.14

N2774.040.40838.040.43

H2S177.400.09419.820.21

COS20.000.0147.440.02

NH377.240.0470.220.04干粗煤气总量192021.80100.00195679.60100.00

CO+H2量154000.00

154000.00

项目流量（Nm3/h）湿基组分

%（mol）干基组分%（mol）温度℃压力

MPa（G）密度kg/m3出洗涤塔煤气(单)H231012.7913.1632.3242.256.2731.06CO45987.2119.5247.9CO218321.357.7819.08H2S88.70.040.09COS1000.01CH437.360.020.04N2387.020.160.4Ar

127.850.050.13NH338.620.020.04TOTAL(D)96010.940.76100H2O139569.3459.24

TOTAL235580.24100

TOTAL(H2+CO)7700032.6880.2

副产碴量项目流量kg/h温度℃密度kg/m3含水量wt%粗渣（总）14704.4471.56976.8525细渣（总）15149.4763105951.72压力项目单位DCNOC多元料浆泵入口压力MPa

0.10.1喷嘴入口料浆压力MPa

7.87.8氧气总管压力MPa

8.38.3喷嘴入口氧气压力MPa

8.18.1气化炉炉膛操作压力MPa

6.56.5出洗涤塔煤气压力MPa

6.276.27温度项目单位DCNOC多元料浆高压泵入口温度℃5050气化炉前多元料浆温度℃5050氧气入气化炉温度℃4040气化炉炉膛操作温度℃13901320出洗涤塔煤气温度℃242.25242.25气化炉外壳体温度℃425250～375化学品技术规格气化装置没有用到催化剂。用到的化学品主要为助熔剂，料浆添加剂，pH值调节剂，絮凝剂，分散剂。助熔剂用来改善多元料浆灰渣熔融性能。料浆添加剂的作用主要是改善料浆中固体的分散性能和料浆流动性能，降低料浆粘度，提高料浆浓度。pH值调节剂的作用主要是调节料浆的pH值为7～9。絮凝剂加入到澄清槽中可以提高液固的分离效果。分散剂加入到循环灰水中，目的在于减轻灰水加热器以及相关管道的结垢。化学品的规格和型号序号名称规格或型号组份名称专利商建议生产厂家1助熔剂

CaCO3

2料浆添加剂

GHA-10木质素磺酸钠

3

pH值调节剂20%氨水

4絮凝剂

BC-644

南京开光公司5分散剂

TS-1902

天津化工研究设计院耐硫变换耐硫变换包括合成氨变换系统和甲醇变换系统，以及共用的冷凝液汽提和开工加热系统。主要化学反应为变换反应：CO+H2O→H2+CO2+Q气化水洗塔（T1301A/B/C）来的粗煤气温度为242℃，压力为6.20Mpa(G)，经1#气液分离器（V1501）分离掉气体夹带的水分后，约57.3%的气体，进入合成氨变换系统；约42.7%的气体进入甲醇变换系统送变换产品煤气规格

组分正常设计Nm3/hVOL%Nm3/hVOL%

CO91974.4247.9087416.0644.67

H262025.5832.3066583.9434.03

CO236642.7019.0839922.4020.40

CH474.720.04111.660.06

Ar

255.700.13270.060.14

N2774.040.40838.040.43

H2S177.400.09419.820.21

COS20.000.0147.440.02

NH377.240.0470.220.04干粗煤气总量192021.80100.00195679.60100.00

CO+H2量154000.00

80.20154000.00

78.70变换气组成组分合成氨变换气(操作工况)甲醇变换气(操作工况)Nm3/h

mol%Nm3/h

mol%

H285963.31553.76045693.98745.290

CO2398.5301.50020188.48920.010

CO270772.62544.26034444.52934.140

N2447.7260.280332.9440.330

CH447.9710.03030.2680.030

AR143.9120.090110.9810.110

H2S127.9220.08085.7580.085

COS0.0000.0005.0450.005

NH3

2ppmmol

2ppmmol合计159902.000100.000100892.000100.000干气量159902.000

100892.000

⑴.合成氨变换系统V1501来的粗水煤气全部进1#原料气预热器（E1501）与变换气换热至275~305℃左右进入第一变换炉（R1501），与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉约427~457℃高温气体经1#中压蒸汽过热器（E1502）与E1503副产的252℃压力为4.0Mpa(G)中压蒸汽换热、过热中压蒸汽到410℃，自身温度降低后在原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，温度约为377℃进入1#中压蒸汽发生器（E1503）副产4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽。E1503出口变换气270℃，进入第二变换炉R1502进行深度变换，将气体中的CO降至1.5%（干基）。R1502出口变换气温度为294℃，压力为5.84Mpa(G)，进入1＃低压蒸汽发生器（E1504），副产1.0MpaG低压蒸汽，温度降至210℃之后进入2＃气液分离器（V1502）进行气液分离。V1502出口高温工艺凝液送至3＃气液分离器（V1503），出口变换气进入1＃低压蒸汽发生器（E1505），副产0.5Mpa(G)低压蒸汽。1＃0.5低压蒸汽发生器出口气体温度180℃，进入3＃气液分离器（V1503），分离出来的高温工艺冷凝液经过1#工艺热冷凝液泵（P1501A/B）送回气化工段碳洗塔。V1503出口变换气经过透平凝液预热器（E1506）回收热量，最后在1#水冷器(E1507）用水冷却至40℃左右，经过4＃气液分离器（V1504）后送低温甲醇洗。⑵.甲醇变换系统一部分水煤气（约甲醇变换总气量的59％）进2#原料气预热器（E1511）与变换气换热至275~305℃左右进入第三变换炉（R1503），与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉约427~457℃高温气体经2#中压蒸汽过热器（E1512）与E1513副产的252℃，压力为4.0Mpa(G)中压蒸汽换热、过热中压蒸汽到410℃，自身温度降低后在2#原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，温度约为377℃进入2#中压蒸汽发生器（E1513）副产4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽。E1513出口变换气与另一部分未变换粗煤气（约甲醇变换总气量的41％）混合，进入3＃低压蒸汽发生器（E1514），副产1.0MpaG低压蒸汽，温度降至210℃之后经过6＃气液分离器（V1512）进行气液分离，凝液送至7＃气液分离器（V1513），气体进入4＃低压蒸汽发生器（E1515），副产0.5Mpa(G)低压蒸汽。2＃0.5低压蒸汽发生器出口气体温度180℃，进入7＃气液分离器（V1513），分离出来的高温工艺冷凝液经过2#工艺热冷凝液泵（P1511A/B）送回气化工段碳洗塔。V1513出口气体经过脱盐水预热器（E1516）回收热量，最后在2#水冷器（E1517）用水冷却至40℃左右，经过8＃气液分离器（V1514）后送低温甲醇洗。⑶.凝液汽提和开工加热系统4＃气液分离器（V1504）与8＃气液分离器（V1514）出口低温冷凝液混合后，经低温冷凝液预热器（E1508）与汽提塔（T1501）顶部出来的气体换热至100℃左右进入汽提塔（T1501）。在汽提塔中，采用气化工段来的高压闪蒸气和0.5MPa(G)蒸汽汽提出溶解在工艺冷凝液中的H2、CO、H2S、NH3等。汽提塔出口汽提凝液分出一股，经气化高温热水器给水泵（P1503A/B）加压后送至灰水处理工段，作为高压闪蒸气的洗涤水；另一股经脱氧水槽给水泵（P1502A/B）加压后，送至脱氧水槽回收利用。汽提塔出口汽提尾气温度为120℃，经过低温冷凝液预热器（E1508）、汽提废气冷却器（E1509）冷却到60℃左右进入5＃气液分离器分离（V1505）进行气液分离。V1505分离出的酸性气体送到火炬燃烧，低温工艺凝液经低温冷凝液泵（P1504A/B）加压后送到磨煤工段，作为磨煤的补充水。开车硫化时，自氮气压缩机（281工段）来的中压氮气以温度40℃、压力为5.9Mpa(G)，旁路过1#原料气预热器E1501后进入开工蒸汽加热器E1510。在E1510中，4.0Mpa(G)、400℃的中压过热蒸汽将氮气加热至约为350℃左右进入第一变换炉R1501，蒸汽自身温度降至255℃。逐步提高变换炉温度，炉温超过250℃后，逐渐加入气化气，利用气化气中的硫对变换催化剂进行硫化，至进出变换炉的气体中硫含量相一致，表明硫化结束。甲醇变换系统的加热也类似。利用工艺余热加热冷凝液精制和脱盐水站送来的透平凝液和脱盐水。界外来的混合凝液温度为55℃，分别经蒸汽凝液预热器I（E1506）和蒸汽凝液预热器II（E1516）预热至110℃送至界外的除氧器进行热力除氧。气化、变换原材料、动力及化学品消耗定额及消耗量序号名称单位消耗定额*消耗量每小时每年一原材料

1原料煤

t0.69106.316765472.12氧气

NM3

415.0963923.74460250928二化学品

1料浆添加剂(干基)

t

3.279×10-3

0.505363.52

pH值调节剂

t

4.167×10-3

0.6424620.73絮凝剂（干基）

kg0.01432.2158404分散剂

kg0.195302160005中温变换催化剂M3

2.295×10-5

3.534×10-3

25.4476低温变换催化剂M3

7.135×10-6

1.099×10-3

31.646序号名称单位消耗定额*消耗量每小时每年三动力（水、电、汽、气）

1新鲜水（0.4MPa）

t0.7531168352002循环水（Δt=10℃）

t23.4093605259560003中压锅炉给水

t0.21132.552343604低压锅炉给水

t0.764117.68467205密封水

t0.23335.92584806脱盐水（1.2MPa）

t0.0649.9712807电（10000V/380V）Kwh

36.55628

4.05×107

8中压蒸汽（4.0Mpa，410℃）

t-0.201-31-2232009低压蒸汽（1.0Mpa，饱和）

t-0.409-63-45360010低压蒸汽（0.5Mpa，饱和）

t-0.318-49-35280011仪表空气NM3

7.3831340964800012低压氮气NM3

2.7555003600000注1：消耗定额以1000NM3(CO+H2)计。出洗涤塔(CO+H2)总量为154000NM3/h注2：“-”表示副产。“三废”排放一览表序号污染源名称及排放装置（设备）排放量特性或组成治理方案备注一废气

1气化炉开工放空气

1.2×105NM3/h

CO:19.52%,H2S:0.09%去事故火炬间断2全厂事故排放

4.8×105NM3/h

CO:19.52%,H2S:0.09%去事故火炬间断3真空闪蒸尾气

16NM3/h

CO:10%,H2:15%

H2O：6%,CO2：54%高空排放连续4除氧水槽放空气

6971NM3/h含少量CO2,空气高空排放连续5汽提塔尾气

1522NM3/hCO:4.7%,H2S:0.7%去火炬连续序号污染源名称及排放装置（设备）排放量特性或组成治理方案备注二废水

气化装置废水69.5m3/h(正常)83.5m3/h(最大)悬浮固体：100

溶解固体：2000

NH3-N：200～300

甲酸盐：2000～2600

COD：500～1000

BOD：250～500

硫化物：9

1钙：120去污水处理站连续

钠：1020

钾：7

氯：150

氟：15

氰：0.5

砷：0.013

铁：10

单位：mg/l

2开停车时设备,管道冲洗水及地面冲洗水

6m3/h含少量固体去沉渣池回收处理间断序号污染源名称及排放装置（设备）排放量特性或组成治理方案备注三废渣

1气化粗渣

31.7t/h（湿基）含水：50%,含碳：8.9%去渣场

2气化细渣

19.8t/h（湿基）含碳：26%,含水：50%去界区外处理

3中温变换废催化剂

24.7m3/a钴钼催化剂送厂家回收寿命按3年4低温变换废催化剂

7.9m3/a钴钼催化剂送厂家回收寿命按4年低温甲醇洗低温甲醇洗装置设计的生产能力为：667吨/日甲醇所需的净化气量（正常流量）：～69301Nm3/h1000吨/日氨所需要的净化气量（正常流量）：～87900Nm3/h低温甲醇洗装置组成：变换气及部分变换气预冷、H2S、COS和CO2吸收、闪蒸、CO2解吸、H2S浓缩、热再生、甲醇水分离、尾气和CO2洗涤。低温甲醇洗装置的特点：低温甲醇洗是一种典型的物理吸收过程，该工艺具有如下特点：（1）它可以同时脱除原料气中的H2S、COS、RSH、CO2、HCN、NH3、NO以及石蜡烃、芳香烃、粗汽油等组分，且可同时脱水使气体彻底干燥，所吸收的有用组分可以在甲醇再生过程中回收。（2）气体的净化度很高。净化气中总的硫含量可脱至0.1ppm以下，CO2可脱至10ppm以下。（3）吸收的选择性比较高。其中H2S溶解度是CO2溶解度的五倍，H2S和CO2可以在不同设备或在同一设备的不同部位分别吸收，而在不同的设备和不同的条件下分别回收。随吸收温度降低，H2S和CO2等在甲醇中的溶解度增加很快，而H2、N2的溶解度则变化不大，由于低温时H2S和CO2在甲醇中的溶解度都很大，所以吸收溶液的循环量较小，特别是吸收压力比较高时尤为明显。另外，在低温下H2和CO等在甲醇中的溶解度都较低，甲醇的蒸气压也很小，有用气体和溶剂的损失比较小，低温下降压闪蒸，可回收更多的溶解氢。（4）甲醇的热稳定性和化学稳定性都较好。甲醇不会被有机硫、氰化物等组分所降解，在操作中甲醇不起泡、纯甲醇对设备和管道也不腐蚀，因此设备与管道大部分可以用碳钢或耐低温的低合金钢。甲醇的粘度不大，在-30℃时，甲醇的粘度与常温水的粘度相当，因此，在低温下对传递过程有利。此外，甲醇也比较便宜容易获得。（5）氨是本工程的产品之一、净化后的变换气经液氮洗脱除微量的CO、CH4、Ar

及配N2，复热后送至氨合成。液氮洗需要在-190℃左右的温度下进行，并要求气体彻底干燥，而出低温甲醇洗洗涤塔的净化气就同时具有干燥和-60℃左右低温的特点，这就节省了投资和动力消耗。本项目低温甲醇洗工艺包由华陆工程有限责任公司提供。低温甲醇洗装置年操作时间均为7200小时，操作弹性为50～110%。生产流程简述低温甲醇洗装置流程简述低温甲醇洗工艺包括：冷区、热区、排放甲醇收集系统、甲醇贮存系统、氨冷冻系统。（一）冷区冷区：CO2吸收塔（T-1601A/B）、CO2产品塔（T-1602）、H2S浓缩塔（T-1603）以及相关设备因操作温度在0℃以下而被称为冷区。（1）原料气体的预冷及CO2、H2S等的吸收来自CO变换工序的5.55MPaA、40℃的原料气，进入甲醇洗工序，为防止原料气中的水分在预冷过程中结冰而向原料气中喷入甲醇；原料气与来自含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）及无硫富甲醇闪蒸罐（V-1603）的循环气混合，经过进料气冷却器（E-1601A/B）与产品CO2气、尾气及合成气换热降温，然后进入进料气体/甲醇水分离罐（V-1601A/B）。分离出的气体进入CO2吸收塔（T-1601A/B）下部脱硫段；分离出的液相为含有甲醇/水的冷凝液，冷凝液送往热区的甲醇/水分离塔（T-1605）。原料气中的H2S和COS在CO2吸收塔（T-1601A/B）脱硫段被吸收，出脱硫段的气体中H2S+COS小于1ppm，气体再导入CO2吸收塔（T-1601A/B）上部脱碳段。脱硫段的洗液是来自于脱碳段吸收CO2后的无硫富甲醇，由于H2S和COS在甲醇中溶解度高于CO2，所以仅需用脱碳段排出甲醇的一部分进入脱硫段(通常为～50%)，吸收了H2S和COS后成为含硫富甲醇，它从脱硫段底部引出，经含硫甲醇冷却器（E-1603）、含硫甲醇第二换热器（E-1607）及含硫甲醇氨冷器（E1620）降温，减压后送到含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）。经脱硫后的原料气进入脱碳段，原料气中的CO2全部在脱碳段中被来自CO2吸收塔塔顶的低温贫甲醇吸收，T-1601A塔顶引出的净化气中CO2含量满足合成氨生产的要求(CO2≤20ppm；H2S+COS≤0.1ppm)，送往液氮洗工序继续净化；T-1601B塔顶引出的净化气中CO2含量满足甲醇专利商生产甲醇的要求(暂按：CO2约3%)；H2S+COS≤0.1ppm，送往甲醇合成工序。吸收CO2所产生的溶解热部分使甲醇温度升高，部分则由循环甲醇冷却器（E-1606A/B）及循环甲醇氨冷器（E-1605A/B）移走。脱碳段底排出的富甲醇一部分进入(通常为～50%)脱硫段，其余经无硫甲醇冷却器（E-1617A/B）及无硫甲醇氨冷器（E1604）冷却，减压后送无硫富甲醇闪蒸罐（V-1603）。（2）富甲醇的膨胀通常除CO2、H2S和COS外，总有一些H2及其它气体溶解于离开CO2吸收塔（T-1601A/B）的两股富甲醇中，为了回收这部分H2，两股富甲醇须先预冷后减压膨胀。自CO2吸收塔（T-1601A/B）脱碳段底部引出的富甲醇由于不含有H2S和COS

而被称为无硫甲醇。无硫甲醇先分别与来自液氮洗工序的合成气和T-1601B塔顶的净化气在无硫甲醇冷却器（E-1617A/B）中换热，再经无硫甲醇氨冷器（E-1604）冷却后，减压进入无硫富甲醇闪蒸罐（V-1603）中闪蒸，以解吸出部分气体。出脱硫段塔底的富甲醇中由于含有H2S和COS被称为含硫富甲醇。含硫富甲醇先与来自CO2产品塔（T-1602）的产品CO2在含硫甲醇冷却器（E-1603）中换热，再和循环甲醇闪蒸罐（V-1607）底部排出的甲醇在含硫甲醇第二换热器（E-1607）中换热，再经含硫甲醇氨冷器（E-1620）降温后减压并进入含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）中闪蒸，解吸部分气体。出无硫富甲醇闪蒸罐（V-1603）和含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）的解吸气体，在含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）顶部混合后进入循环气压缩机（C-1601）加压，并经循环气压缩机后冷器（E-1602）冷却后注入进料气中。（3）产品CO2气出无硫富甲醇闪蒸罐（V-1603）的无硫甲醇继续减压并分别在CO2产品塔（T-1602）顶部和H2S浓缩塔（T-1603）顶部解吸，CO2产品塔（T-1602）顶产生的解吸气体作为产品CO2气的一部分。此后的无硫甲醇分别进入塔的下部，在CO2产品塔（T-1602）用于洗下CO2产品塔（T-1602）上升气流中的硫化物而得到低硫的CO2产品，在H2S浓缩塔（T-1603）用于洗下H2S浓缩塔（T-1603）上升气流中的硫化物而使尾气中含硫低于25mg/Nm3。出含硫富甲醇闪蒸罐（V-1602）的含硫甲醇按比例分成两股：一股减压并进入CO2产品塔（T-1602）上段的下部，由CO2产品塔（T-1602）下段升气板进入上段的脱吸气与含硫甲醇解吸出的气体相混合，用下流的无硫甲醇洗去硫化物，再与进入塔顶解吸的无硫甲醇解吸出来的CO2相混合，一起离开CO2产品塔（T-1602）的顶部，即为CO2产品（其中一部分多余的CO2将被送入尾气中）。产品CO2在含硫甲醇冷却器（E-1603）中与含硫甲醇换热后，再通过进料气冷却器（E-1601A/B）回收冷量后送出界区。另一股含硫甲醇减压后则进入H2S浓缩塔（T-1603）上段，并在此解吸。上述两股含硫甲醇的流量比例，可根据对CO2产品的需要量进行调节，即当CO2产品的需要量较多时，到CO2产品塔的流股的量加大，而到H2S浓缩塔的流股的量可减少,反之亦然。（4）H2S的浓缩CO2产品塔（T-1602）上段底部引出的富甲醇继续减压后进入H2S浓缩塔（T-1603）中部与来自塔顶而向下流动的甲醇混合到浓缩塔上段底部，并用H2S浓缩塔上塔出料泵（P-1601A/B）抽出，经与再生后的贫甲醇在第三贫甲醇冷却器（E-1608）中换热并经循环甲醇冷却器（E-1606A/B）冷却从吸收塔段间抽出的甲醇后，其温度升高，使溶解于甲醇中的CO2等气体解吸，经过循环甲醇闪蒸罐（V-1607），将气液两相分开。气相送入CO2产品塔下段经升气板到产品塔上段，经脱硫之后，作为产品CO2的一部分。液相再经含硫甲醇第二换热器（E-1607）加热后，气液一起送入CO2产品塔（T-1602）的下段，CO2继续解吸，气－液分离后，液相减压并送到H2S浓缩塔（T-1603）下段的上部，在此段内用氮气气提使CO2解吸，从而达到H2S被浓缩的目的。氮气及气提出的气体经升气板进入浓缩塔上段，与升气板上部甲醇中解吸出的CO2气体混合，经用塔顶流下的无硫甲醇脱硫后离开H2S浓缩塔（T-1603）的顶部，即为尾气。尾气经进料气冷却器（E-1601A/B）回收冷量后进入尾气洗涤塔（T-1606）回收其中的甲醇并达标排放入大气。（二）热区热区：甲醇再生塔（T-1604）、甲醇/水分离塔（T-1605）以及相关设备因操作温度在0℃以上而被称为热区。（1）甲醇再生由H2S浓缩塔（T-1603）下段来的釜液用甲醇再生塔进料泵（P-1603A/B）加压，经甲醇第一过滤器（S-1602）过滤，第二贫甲醇冷却器（E-1609）与第一贫甲醇冷却器（E-1610）加热后进入甲醇再生塔（T-1604）。在塔的上段，富甲醇被下塔底来的甲醇蒸气和来自甲醇/水分离塔（T-1605）的甲醇蒸气加热并呈沸腾状态。此时，所溶的H2S、COS、CO2亦全部被解吸出来。甲醇再生塔再沸器（E-1611）中产生的甲醇蒸气和来自甲醇/水分离塔（T-1605）的甲醇蒸气除加热富甲醇外还提供H2S、COS、CO2自富甲醇中解吸所需的热量，多余的甲醇蒸气和H2S、COS、CO2一并上升到塔顶。甲醇再生塔（T-1604）顶部含H2S、COS、CO2和甲醇蒸气的排出气，经H2S馏份水冷却器（E-1612）冷却后，进入甲醇再生塔回流液分离罐（V-1606）。在此进行气、液分离，所分离出的凝液经甲醇再生塔回流泵（P-1606A/B）加压送至甲醇再生塔顶部作回流液。气体经与冷H2S馏分在H2S馏分冷交换器（E-1614）中换热、再经H2S馏分氨冷器（E-1613）冷却，进入H2S馏分分离罐（V-1605）中进行气、液分离。液相流到H2S浓缩塔（T-1603）底部，气相即含H2S馏分气体，经H2S馏分冷交换器（E-1614）回收冷量后，离开本工序去硫回收工序，但在开车阶段、操作不正常时或当进料气（指进入本工序的变换气）中含硫低时，为确保送硫回收工序的气体中H2S浓度满足要求，则将气相中的一部分送H2S浓缩塔下部，另一部分经H2S馏分冷交换器（E-1614）回收冷量后，去硫回收工序。当系统超压时，部分气体可导入火炬系统。甲醇再生塔（T-1604）釜液（热再生后的甲醇）即贫甲醇，分为两股：①一股贫甲醇则经第一贫甲醇冷却器（E-1610）冷却后送甲醇中间贮罐（V-1604）。贫甲醇泵（P-1604A/B）将贫甲醇自甲醇中间贮罐（V-1604）抽出并加压、再经贫甲醇水冷却器（E-1618）冷却。之后它又分成为两股：绝大部分则经第二贫甲醇冷却器（E-1609）和第三贫甲醇冷却器（E-1608）冷却后，进入CO2吸收塔（T-1601）上部循环；很小的一股喷入进料气中。②另外的一股贫甲醇经甲醇/水分离塔进料泵（P-1605A/B）加压，经甲醇第二过滤器（S-1601）过滤和经甲醇/水分离塔进料加热器（E-1616）加热后，送入甲醇/水分离塔（T-1605）。在甲醇/水分离塔（T-1605）中，利用甲醇/水分离塔再沸器（E-1615）提供的热源，实现甲醇和水经精馏分离。甲醇蒸气离开甲醇/水分离塔（T-1605）的顶部和进入甲醇再生塔（T-1604）。塔釜中的污水一部分送入尾气洗涤塔（T-1606）作为洗涤液，另一部分送出界区达标排放。进入甲醇/水分离塔（T-1605）的贫甲醇流量的大小则视循环甲醇中含水量的高低进行调整的，即当循环甲醇中含水量高时，就适当加大此贫甲醇量，以使循环甲醇中的含水尽快降低到设计值。甲醇/水分离塔（T-1605）的塔顶回流液是来自甲醇再生塔（T-1604）顶部出气的甲醇再生塔回流液分离罐（V-1606）。由于此回流液中不含水，故有利于压低（T-1605）出气中的带水量。回流液流量的大小，可依（T-1605）顶部出气中的带水量的高低进行调整，即当带出水量高时，可适当加大回流液量，反之亦然。（2）尾气洗涤来自H2S浓缩塔（T-1603）的顶部的尾气经进料气冷却器（E-1601A/B）回收冷量后从塔底进入尾气洗涤塔（T-1606）。塔顶洗涤液采用来自界区外的脱盐水，塔中部洗涤液系采用来自甲醇水分离塔（T-1605）塔底的废水（当尾气洗涤塔塔底排出的废水不合格时（通常是在原始开车或事故情况下），则补充新鲜的脱盐水）。尾气与塔中部的填料逆流接触和经顶部的塔盘塔回收尾气夹带的甲醇后，通过烟囱排大气；塔釜的废水则通过尾气洗涤泵加压送回甲醇水分离塔（T-1605）。低温甲醇洗原料气规格组分合成氨原料气甲醇原料气NOCDCNOCDC(mol%)(mol%)(mol%)(mol%)CO1.4818821.36553420.02605820.097487H254.07103254.30486445.38637345.548262CO243.59316743.32989133.74451333.347222CH40.0402660.0535550.0397430.055069Ar

0.1470270.1534260.1414470.146767N20.399160.4245580.4008860.42629H2S0.0684390.1588490.0806560.187651COS0.00788520.018360.0093630.021852H2O0.1905120.1903290.1705820.169038总流量(以净化气量计)～87900NM3/h(100%负荷)～69301NM3/h(100%负荷)温度40℃40℃压力5.4MPa(g)5.5MPa(g)低温甲醇洗装置产品气规格序号名称规格组成(mol%)备注1净化变换气5.31MPa(G)-62.6℃CH3OH：0.0003至液氮洗脱除微量的CO、CH4、Ar及配N2、复热后送至氨合成CO2：0.0008H2：96.5564N2：0.7398Ar:0.2641CH4：0.0865CO：2.3531总硫：＜0.1mg/NM3序号名称规格组成(mol%)备注2净化的