甲烷化装置工艺技术讲解

甲烷化装置

枯燥脱水装置

甲烷化装置工艺技术讲解一、背景：天然气是一种清洁、高效的能源产品。从2000年到2021年间,我国天然气消费量年均增长16%。我国经济快速增长拉动了天然气需求,另外随着国内可持续开展战略和加强环保等政策的实施,国内对天然气的需求将与日俱增。中国未来天然气消费的开展趋势:一是需求量大幅度增长;二是利用方向将发生变化,消费结构将进一步优化。预计2021年我国天然气的需求量将到达1000亿～1100亿m3,同期天然气产能只能到达900亿～950亿m3。预计2021年我国天然气的需求量将到达2000亿m3,而同期天然气产能只能到达1400亿～1600亿m3。如此大的天然气缺口将对我国国民经济的发展带来诸多不利影响。解决我国天然气供需矛盾最有效的方法是多方位、多渠道扩大天气然供给。我国每年从俄罗斯、中亚、土库曼斯坦等通过长输管线购置约600亿～700亿m3天然气。此外,我国与印度尼西亚、澳大利亚、马来西亚等国签署了进口液化天然气的协议。但从国外进口天然气易受国际能源竞争、地区平安形势以及地缘政治等不确定因素影响。我国的能源结构是“缺油、少气、富煤〞,煤炭资源相对丰富,煤化工开展迅速。利用该契机,积极开展煤制天然气(SNG)用于替代天然气或城市煤气,可以降低进口天然气市场给我国带来潜在的风险,满足日益增长的市场需求,而且对我国的能源平安、节能减排等方面也具有战略意义。二、天然气〔甲烷〕的用途1〕民用燃料天然气是理想的民用燃料，具有热值高、易输送、燃烧充分无污染、使用较水煤气等其他气体燃料平安等优良特性。2〕天然气汽车压缩天然气汽车〔CNGV〕在世界范围内开展很快。其优点是燃烧完全，对环境污染小，发动机积炭少，节省润滑油，燃烧价格低〔与1吨汽油热值相当的天然气价格不到汽油价格的一半〕，平安系数高，噪音小；缺点是：第一，天然气热值低导致天然气汽车功率小，不适合大功率汽车使用。其次，由于天然气压缩困难，生产、储运费用高，天然气站的建设也需要较高的投资。第三，目前尚无完善的天然气汽车供气网络，天然气汽车只适合在城市使用。第四，天然气钢瓶重达400Kg是汽车载荷的10%左右。综合以上优缺点，可以看出在石油资源相对短缺而天然气资源相对较多的今天，发展天然气汽车势在必行，但需要较大的投资、且需各地共同建设，才能建成完善的天然气汽车供气网络。目前一辆天然气汽车的改装费用在7000-11000元人民币，单是节约燃料一项，即可在一年内收回本钱〔对公交汽车而言〕。综合比照其优缺点来看，在石油资源短缺的今天，开展车用天然气势在必行。3〕取代燃煤锅炉，开展环保产业为了净化环境，还老百姓一片蓝天，国家屡次规划取消燃煤锅炉，但由于我国天然气供给有限，且供给具有区域限制，目前尚不能完全满足民用燃气市场，无力顾及燃煤锅炉。4〕天然气发电热电联合循环发电〔GHP〕既有经济效益，又不污染环境，国外已被大量使用。在国家大力提倡可持续开展、加强环保、建设社会主义和谐社会的大背景下，开展无污染天然气是碳一化工的根底原料之一，是重要的有机合成的根底原料。三、开展煤制天然气的意义由市场分析可知，我国天然气供给缺口较大，供需矛盾突出，除加大我国陆海勘探力度，增加天然气储量和产量外，还需要进口局部管道天然气、LPG及LNG。但进口的量只能作为补充，不能作为主要来源，否那么影响我国的能源平安。〔1〕我国煤炭资源丰富。我国煤炭资源总量约5.57万亿吨，探明剩余可采储量达1842亿吨。2007年我国煤炭产量为27亿吨左右，其生产量、消费量和供给量大体相当，煤炭自主自给率相当高。但随着国际社会对温室气体减排重要性认识不断深化，许多国家在调整能源战略和制定能源策略时，增加了应对气候变化内容，重点是限制化石能源，鼓励能源节约和清洁能源使用，把核能、水能、太阳能、生物能等低碳和无碳能源作为今后开展重点。我国煤炭产量世界第一，利用率很低，节能减排压力非常大，提高煤的转化效率及煤的洁净化成为当今必须解决的重要问题。〔2〕煤制天然气工艺技术成熟先进。煤制天然气，工艺流程简单，技术可靠，消耗低，单位热值本钱低，总热效率高。煤制天然气能量总转化率60~70%，比发电高约70%，比生产甲醇高25%，比合成油高30~60%。煤制天然气，甲烷合成时CO转化率接近100%，氢转化率99%，CO2转化率98%，选择性接近100%，废热利用率高95~98%，废水不含有害物，易于利用。工艺技术成熟先进，设备和材料立足于国内，由于天然气合成流程技术相对成熟，只需引进天然气合成工艺技术的催化剂和工艺包就可以。而且煤制天然气可与其他合成气化工产品如甲醇等实现联产，并副产一定数量的油品，视不同煤质而言，油的产率约占煤质量的3~8%，还副产酚、硫磺、氨等，这些副产品收入相当可观，可大大降低天然气本钱。〔3〕管道运输方便经济煤制天然气可实现偏远山区和边疆煤丰富地区的坑口煤转化，然后用管道输送到很远的消费市场，大大降低了运输本钱，缓解交通运输压力。〔4〕产品单位本钱低，有市场竞争力。四、国内甲烷化工艺技术概况到目前为止，国内还没有煤制合成天然气技术。但是，国内低浓度CO甲烷化技术和城市煤气技术比较成熟。氨合成工业中，由于CO和CO2会使氨合成催化剂中毒，在合成气进合成反响器前需将微量的CO和CO2转化掉，甲烷化技术是利用CO和CO2与H2反响完全转化为CH4，使合成气中CO和CO2体积分数小于10×10-6。由于甲烷化催化剂使用温区较窄(300-400℃)，起活温度较高；为防止超温，进入甲烷化反响器的CO+CO2体积分数要求小于0.8%。同时，为防止甲烷化镍基催化剂中毒，合成气中硫含量要求小于0.1×10-6。另外，国内城市煤气运用也比较广泛，目前主要有2种工艺:一是采用鲁奇气化生产城市煤气,粗煤气经过净化后直接送城市煤气管网,其甲烷浓度15%,CO浓度35%，典型的运行工厂有河南义马煤气厂、哈尔滨煤气厂等。另一种是固定层间歇气化生产半水煤气，经过净化后半水煤气中CO体积分数为29%，对其实现甲烷化。在20世纪80年代，在缺乏耐高温甲烷化催化剂的情况下，中国五环工程率先开发和研究该甲烷化工艺技术。这一工艺在湖北沙市、十堰第二汽车制造厂和北京顺义等城市居民用气和工业炉用气的供给中实现了工业化。五、国外甲烷化合成技术概况20世纪70年代，世界上出现了自工业化革命以来的第1次石油危机，引起了各国及相关公司的广泛关注，并积极寻找开发替代能源。当时德国鲁奇(Lugri)公司和南非煤、油、气公司率先在南非F-T煤制油工厂建设了1套半工业化煤制合成天然气实验装置，鲁奇公司还和奥地利艾尔帕索天然气公司，在奥地利维也纳石油化工厂建设了另1套半工业化实验装置。

2套实验装置，都进行了较长时期的运转，取得了很好的试验成果。受能源危机影响，在试验获得成功的根底上，1984年在美国建成世界上第1个也是惟一一个煤制天然气工厂。该厂以高水分褐煤为原料，由鲁奇公司负责工程设计，采用14台鲁奇炉(12开2备)气化，耗煤量达18000t/d，产品气含甲烷96%，热值35564kJ/m3以上，年产人工天然气12.7亿m3。1978年丹麦托普索(Tops<e)公司在美国建成7200m3/d的合成天然气试验厂，1981年由于油价降低，无法维持生产，被迫关停。六、甲烷化工艺过程及原理煤制天然气工艺路线较为简单，煤经气化炉制得的粗煤气经变换以适宜比例的H2/CO+CO2比，经净化后,到甲烷化反响合成得到富含CH4的SNG，其CH4浓度可达94%--97.84%、低热值到达37260～38100kJ/m3。煤制天然气的关键技术在于甲烷化合成技术。甲烷化反响原理如下:CO+3H2≒CH4+H2O△H0298=-206kJ/molCO2+4H2≒CH4+2H2O△H0298=-165kJ/mol甲烷化反响在催化剂作用下是强放热反响。其反应热是甲醇合成反响热的2倍。在气体组分中,每1%的CO甲烷化，可产生74℃的绝热温升;每1%的CO2甲烷化，可产生60℃的绝热温升。七、甲烷化工艺技术选择及特点〔一〕目前甲烷化工艺技术主要有：1、英国戴维(DAVY)公司甲烷化技术(CRG)2、丹麦托普索公司的甲烷化技术3、德国鲁奇(Lugri)的甲烷化技术。〔二〕英国戴维技术特点Davy甲烷化工艺中,采用CRG高镍型催化剂。其中镍含量约为50%。该催化剂的起活温度为250℃,最正确活性温度在300～600℃,失活温度大于700℃。在使用前须用H2进行复原,假设温度低于200℃,催化剂会与原料气中的CO等生成羰基镍,但是正常运行时系统温度在250℃以上.因此在开、停车时,一般须用蒸汽将催化剂床层温度加热或冷却到200℃以上,然后用氮气作为冷媒或热媒介质置换，防止Ni(CO)4的产生。戴维甲烷化工艺中适宜的n(H2)/n(CO)=3；CRG催化剂具有CO变换的功能；一般要求净化总硫体积分数小于0.1×10-6就可以。但在戴维甲烷化工艺中甲烷化反响器前设置了保护床,以进一步脱硫,脱硫后总硫小于30×10-9。由于反响温度的差异,补充甲烷化反响器中的催化剂寿命约比大量甲烷化反响器中催化剂寿命高2～3年。从已运行的情况来看,催化剂失活主要有2种原因:①催化剂中毒,主要毒物为S;②催化剂高温烧结。另外催化剂结碳后,也可能造成催化剂局部失活。Davy工艺生产的SNG气体中,甲烷体积分数可达94%～96%,高位热值达37260～38100kJ/m3,满足国家天然气标准以及管道输送的要求。在戴维甲烷化工艺流程中可以产出高压过热蒸汽(8.6-12.0MPa,485℃),用于驱动大型压缩机;每生产1000m3天然气副产约3t高压过热蒸汽,能量利用效率高。CRG催化剂开始是从20世纪80年代中期起,用于美国大平原装置,这也是到目前为止世界上惟一的1个煤制SNG商业化装置。CRG催化剂在该装置已成功地使用了很多年,充分证明了CRG催化剂在商业化规模的煤制SNG装置上的适用性。该装置在2021年将圆筒粒状催化剂改为苜蓿叶状。通过改进带来的好处有：阻力降减小装置能力提高了2%，取得较高的转化率，提高了装置的产能。〔三〕托普索甲烷化合成技术特点丹麦托普索公司也从事甲烷合成技术研究与开发。其开发的MCR-2X催化剂在托普索中试装置和德国的中试装置中,均进行了独立测试。在中试时,同一批催化剂在装置上的最长运行时间到达10000h,说明MCR-2X是一种具有长期使用且能稳定运行的催化剂。MCR-2X催化剂累计运行记录超过45000h。其MCR-2X甲烷化催化剂在200～700℃之间都具有很高的活性。在TREMPTM工艺中,反响是在绝热条件下进行的。反响产生的热量导致了很高的温升,通过循环来控制第一甲烷化反响器的温度。MCR-2X催化剂无论在低温下(250℃)还是在高温下(700℃)都能稳定运行。由于反响器在高绝热温升下运行,使得循环气体量大幅度减少,降低循环机功耗,节省能源并降低设备费用。丹麦托普索甲烷化工艺具有以下特点：(1)单线生产能力大，根据煤气化工艺不同，单线能力在10万m3／h～20万m3／h天然气之间。(2)MCR-2X催化剂活性好，转化率高，副产物少，消耗量低。(3)MCR-2X催化剂使用温度范围很宽，在250℃～700℃范围内都具有很高且稳定的活性。催化剂允许的温升越高，循环比就越低，设备尺寸和压缩机能力就越小，能耗就越低。托普索TREMPTM工艺循环气量是其他工艺的十分之一。(4)原料气进口要求通过变换将水碳比调节至略大于3。(5)MCR-2X催化剂在高温工况下工作,不仅可以防止羰基的形成,而且可以保持活性高、寿命长。(6)热回收率高。采用耐高温MCR-2X催化剂,提高了反应温度,增加了热回收效率。在TREMPTM甲烷化反响中,反响热的84.4%以副产高压蒸汽得以回收;9.1%以副产低压蒸汽得以回收;有约3%的反响热以预热锅炉补给水的形式得以回收利用。可以产出(8.6MPa～12.0MPa，温度535℃)高压过热蒸汽，用于驱动大型压缩机，每1000m3天然气副产约3t高压过热蒸汽，能量利用效率高。(7)冷却水消耗量极低(每生产1m3产品气，冷却水消耗低于1.8kg)。在反响器后设置了冷却系统且对反响气进行脱水处理,从而改变了甲烷化反响的化学反响平衡,使出口气体中甲烷浓度更高。(8)托普索生产的合成气甲烷体积分数可达94%～96%,高位热值达37380～38220kJ/m3,产品中杂质很少,完全可以满足国家天然气标准以及管道输送的要求。(9)甲烷化进料气的压力高达8.0MPa，可以减少设备尺寸。〔四〕Lurgi甲烷化技术特点20世纪70年代,世界出现了自工业化革命以来的第1次石油危机,引起了各国及相关公司的广泛关注,并积极寻找开发替代能源。当时德国鲁奇(Lugri)公司和南非煤、油、气公司率先在南非F-T煤制油工厂建设了1套半工业化煤制合成天然气实验装置;鲁奇公司还和奥地利艾尔帕索天然气公司在奥地利维也纳石油化工厂建设了另1套半工业化实验装置。2套实验装置都进行了较长时期的运转,取得了很好的试验成果。受能源危机影响,在试验获得成功的根底上,1984年美国大平原公司建成世界上第1个也是惟一一个煤制天然气工厂。该厂以北达科达州高水分褐煤为原料,由鲁奇公司负责工程设计,用14台鲁奇炉(12开2备)气化,耗煤量达18000t/d,催化剂采用J&M公司生产的CRG催化剂。Lurgi甲烷化工艺的1号、2号反响器采用普通的固定床反响器,3号反响器那么使用管壳式反响器。产品气含甲烷96%,热值35564kJ/m3以上,年产天然气12.7亿m3。1、戴维工艺流程描述：原料脱硫：来自低温甲醇洗装置的净化合成气进入1号进料换热器〔181E101〕壳程，与来自1号辅助甲烷化反响器〔181R103〕的局部冷却产品进行加热。预热后的181℃合成气原料进入进料别离罐〔181V101〕之前，注入少量来自1号锅炉给水加热器〔181E107〕和2号锅炉给水加热器〔181E111〕出口的锅炉给水〔约0.1mol％〕，经喷嘴〔MI-101〕引入，经流量比率调节器FFIC–1001进行设置来脱除有机硫。该别离罐作用是防止液体夹带进入净化催化剂中。合成气加热后，被送到脱硫罐〔181V102〕中，脱硫罐能够在上游系统硫泄漏时起到保护作用，否那么其将成为CRG催化剂的毒物。离开脱硫罐的合成气在2号进料换热器〔181E102〕中，由直接来自1号辅助甲烷化反响器的气体进一步加热。主甲烷化：净化合成气原料分别进入1号主甲烷化反响器〔181R101〕和2号主甲烷化反响器〔181R102〕中。进入1号主甲烷化反响器后，局部合成气原料〔约40％〕与来自181R102的循环气混合，混合后的流股在320°C下进入固定绝热床，发生放热甲烷化反响。温度为650°C的出口高温物流，用于在1号锅炉〔181E103〕和蒸汽过热器〔181E104〕中发生中压蒸汽和进行过热。离开蒸汽过热器的工艺气与其余局部新鲜的净化合成气再次混合，然后在3200C温度下送入2号主甲烷化反响器，进一步发生甲烷化反响。离开2号主甲烷化反响器650℃气体中的热量，用于在2号锅炉〔181E105〕中发生蒸汽，然后对循环换热器〔181E106〕中的循环气进行再次加热。离开循环换热器的热气体分成两股物流。一股物流经循环压缩机〔181C101〕循环后，依次由1号锅炉给水加热器〔181E107〕和1号脱盐水加热器〔181E108〕冷却，然后进入1号主甲烷化反响器。1号脱盐水加热器中可能形成工艺冷凝液，该冷凝液将在循环别离罐〔181V103〕中除去。辅助甲烷化离开循环换热器后的其余局部气体，280°C温度送至1号辅助甲烷化反响器〔181R103〕中，在此进行进一步甲烷化反响。离开此甲烷化步骤的热气体，其温度约为450°C，用于在2号进料换热器〔181E102〕中对进到装置中的新鲜物料进行预热。在对1号进料换热器〔181E101〕中的原料气进行加热前，该气体用于在辅助甲烷化换热器〔181E109〕中预热来自辅助别离罐的冷却气体。气体在2号脱盐水加热器(181E110)中进一步冷却，以便在最终反响阶段前冷凝掉一些水分。所产生的冷凝液在气体预热至250℃前〔如上所述，在辅助甲烷化换热器中进行预热〕在辅助甲烷化反响器分离罐〔181V104〕中除去。在2号辅助甲烷化反响器〔181R104〕中，进一步发生甲烷化反响，使SNG产品气到达规格要求。2号辅助甲烷化反响器的流出物，通过2号锅炉给水加热器〔181E111〕、3号脱盐水热水器〔181E112〕，最终由SNG产品冷却器〔181E113〕中的冷却水进行冷却。工艺冷凝液在SNG产品别离罐〔181V105〕中除去。出SNG产品别离罐的顶部气体作为SNG产品从甲烷化装置输出，视情况做进一步加工并进行分配。工艺冷凝液汽提来自进料别离罐〔181V101〕、循环别离罐〔181V103〕、辅助甲烷化反响器别离罐〔181V104〕和SNG产品别离罐〔181V105〕的冷凝液送入工艺冷凝液汽提塔中，以便除去溶解的气体。进到汽提塔中的冷凝液在工艺冷凝液换热器〔181E115〕中，用汽提的工艺冷凝液物流〔底部物流〕进行加热，然后送至界区。工艺冷凝液中溶解的气体在汽提塔中用来自界区的蒸汽除去。汽提塔塔顶物在工艺冷凝液汽提塔冷凝器〔181E114〕中冷凝，馏分从此处回流至汽提塔，汽提气送至连续火炬中。除氧器和蒸汽系统脱盐水以50°C从界区外引入，分别进入1号、2号、3号脱盐水加热器以及工艺冷凝液汽提塔冷凝器〔分别进入181E108、181E110、181E112和181E114〕。再次混合前，脱盐水在这些换热器中被加热至约130℃。约60％的混合物流被送至界区。剩余40%通过除氧器〔181V108〕，用作装置中的锅炉给水。在除氧器中，用低压蒸汽对溶解气体进行汽提，然后放空至大气。还使用锅炉给水加药装置〔181M101〕添加锅炉给水处理化学品。锅炉给水由锅炉给水泵〔181P101A/B〕泵送，经过1号和2号锅炉给水加热器〔分别经过181E107和181E111〕，从除氧器送至汽包〔181V106〕。从1号和2号主甲烷化反响器热气体中回收的热量，用于在1号锅炉〔181E103〕和2号废热锅炉〔181E105〕产生中压蒸汽。这些废热锅炉是自然循环式火管锅炉，通过一系列的升液管和降液管与汽包相连。来自该汽包的蒸汽由离开181E103的工艺气在181E104中过热至460℃，以5.1MPa(g)的压力输出，蒸汽和水的质量通过往锅炉给水加药装置中添加化学品和汽包排污来维持。连续排污在排污罐〔181V107〕中闪蒸，低压蒸汽经回收在除氧器中使用。剩余物在排污冷却器〔181E116〕中冷却，并送至界区。间歇性排污直接从汽包送至界区。..\MyDocuments\戴维甲烷化工艺流程PFD图.dwg2、托普索甲烷化工艺流程描述：从低温甲醇洗来的合成气压力3.3MPa、温度37℃、体积流量为464565Nm3/h，其中CH4:15.2、CO:19.18、CO2:1.32、H2:63.7。首先进入第一硫吸收器〔催化剂为HTZ--5、4mm、50m3〕发生反应为：H2S+CO2=COS+H2OZnO+H2S=ZnS+H2O，出硫保护床的气体温度为37℃经第一进出料换热器温度136℃进入第二硫吸收器〔催化剂为ST—101、4.3×2.5mm、22.1m3〕加蒸汽发生水解反响：COS+H2O=H2S+CO2O2+H2=H2OC2H4+H2=C2H6；氧气被氢气的催化反响除去，乙烯加氢反响生成乙烷。出第二硫吸收器的气体温度为160℃经第二进出料换热器温度上升为220℃分两股分别进入R6002-1/2甲烷化反应器。进入R6002-1〔气体调节催化剂为GCC-2、6×4mm、34m3；甲烷化催化剂为MCR、11×5mm、26.5m3〕的气体发生反响为：CO+3H2=CH4+H2OCO2+4H2=CH4+2H2O。CO+H2O=CO2+H4C2H6+H4=CH4出口气体温度为675℃经E6003第一高压废锅产生高压蒸汽后温度下降为320℃分两股，一股经E6007进出料换热器温度下降为242℃进入E6008低压废锅产生低压蒸汽后温度为190℃，经过D6001气液别离器后进C6001循环气压缩机温度提升至199℃经E6007进出料换热器后温度升高到277℃，此处参加高压蒸汽后温度为285℃和220℃的原料气集合使得原料气被稀释，减弱放热反响。混合后的气体温度255℃进入进入R6002-1；R6002-1的另一股出口气和E6006第一锅炉进料水预热器换热后温度为296℃和220℃的原料气集合后温度为262℃进入R6002-2〔气体调节催化剂为GCC--2、6×4mm、27.1m3；甲烷化催化剂为MCR、11×5mm、17m3〕主要反响为：CO+3H2=CH4+H2OCO+H2O=CO2+H4CO2+4H2=CH4+2H2OC2H6+H2=2CH4，出口气体温度为675℃进入E6004第二高压废锅产生高压蒸汽后温度为330℃进入R6003甲烷化反响器。R6003〔催化剂为MCR、11×5mm、17m3〕发生甲烷化反响：CO+3H2=CH4+H2OCO+H2O=CO2+H4CO2+4H2=CH4+2H2O，C2H6+H2=2CH4，反响后出口温度为537℃经E6005高压蒸汽预热器温度下降至365℃，再经E6002第二进出料换热器后温度为300℃进R6004甲烷化反响器。R6004〔催化剂为PK-7R、15.2m3〕发生反响后出口温度为389℃经E6009高压蒸汽预热器后温度为310℃，再经E6011第二锅炉进料水预热器后温度为175℃进入E6010低压废锅后温度为170℃,后进入E6001第一进出料换热器温度为154℃经E6013第一空气冷却器后温度为70℃进入D6002第一空气冷却器别离器后温度70℃进入C6002压缩机经进出料换热器温度为230℃进入R6005。R6005〔催化剂为PK-7R、34.2m3〕，出口气体温度301℃经E6019进出料换热器温度降低至139℃进入E6015第二空气冷却器温度为70℃经E6016水冷却器温度为40℃进入D6003气液别离器后天然气压力为2.32MPa、温度40℃、体积流量为172406Nm3/h，其中CH4:97.84、CO:14ppm、CO2:0.18、H2:1.44；后送燃气管网。..\MyDocuments\托普索甲烷化工艺流程PFD图.dwg甲烷合成工艺技术比照表八、甲烷化装置主要设备的选择说明1.甲烷化反响器甲烷化反响器是替代天然气生产的关键设备，需要从操作、结构、材料及维修等方面考虑。由于甲烷化反响器放热剧烈，反响器温度高，故1号、2号主甲烷化反响器均采用内衬耐火材料的固定床反响器，壳体采用15CrMoR。3号、4号补充甲烷化反响器，亦为固定床反应器，反响温度较低，无内衬，壳体材料采用CrMo钢。首次装填的主反响器和补充反响器的催化剂由DAVY公司供货。2.废热锅炉、汽包废热锅炉是甲烷化装置的重要设备，用于1号、2号主甲烷化反响器反响后工艺介质的快速冷却，同时产生5.2MPaG中压蒸汽。废热锅炉均为火管式，进口管箱衬耐火材料，热端管板和换热管进口有保护措施。汽包为1号、2号废热锅炉共用汽包，采用自然循环。汽包随1号、2号废热锅炉建议成套国外采购，壳体材料为SA516Gr70。3.循环气压缩机循环气压缩机将主反响器出口的反响气加压后送回主反响系统。根据工艺介质要求，循环气压缩机采用单级、悬臂不锈钢三元叶轮，防爆电动机驱动。由于吸入温度高达159℃或更高，拟采用高可靠性的引进机组。气量调节采用液力变速系统〔配置完整的润滑系统〕。由供货商配置整套控制系统，原那么上控制站设置在相应的现场机柜室。采用经验证可靠的轴密封类型或串联式干气密封系统。4.天然气压缩机 天然气压缩机需要将替代天然气从2.38MPaA压缩至13.2MPaA，因此采用多级压缩、合金钢三元叶轮，采用凝汽式汽轮机驱动，水冷式表冷器，宜采用高可靠性的引进机组。由供货商配置整套控制系统，原那么上控制站设置在相应的现场机柜室。采用串联式干气密封系统并带有中间迷宫密封。九、甲烷化装置主要操作〔一〕甲烷化过程主要有哪些化学反响？其反响温升如何？1、在甲烷化过程中，气体中的H2、CO、CO2在催化剂存在的条件下主要发生以下强放热反响：CO+3H2=CH4+H2O-1CO2+4H2=CH4+2H2O-12、在甲烷化操作条件下，每1%CO转化的绝热温升为72℃，每1%CO2转化的绝热温升60℃，反响炉的总温升可由下式计算：ΔT=72×[CO]入+60×[CO2]式中ΔT--分别为进口气中CO、CO2的含量，%〔体积分数〕〔二〕甲烷化系统的主要设备有哪些？甲烷化系统的主要设备有硫吸收器、甲烷化反响器、高压废锅、低压废锅、甲烷化换热器、高压蒸汽过热器、开车加热器、循环压缩机、水冷器、水别离器等设备。

〔三〕甲烷化催化剂的组成及主要组分的作用是什么？甲烷化催化剂是以镍为活性组分在载体上，为获得催化剂的活性和热稳定性又添加了一些促进剂。其主要组分有Ni、Al2O3、MgO、Re2O3等。Al2O3是一种普遍使用的载体。Al2O3具有多种结构形态，用于甲烷化的是具有大孔的Al2O3。MgO是一种良好的结构稳定剂。Re2O3为稀土氧化物，具有良好的活性与稳定性。〔四〕为什么要对甲烷化催化剂进行复原？复原过程主要有哪些化学反响？1、甲烷化催化剂使用前，是以镍的氧化物形式存在，所以使用时，必须复原活化。在还原剂〔H2、CO〕被氧化的同时，多组分催化剂中的NiO被复原为具有活性的金属镍〔Ni〕，并在复原过程中形成了催化剂的孔道。而Al2O3不会被复原，起着间接支持催化物结构的助构作用，使镍处于均匀分散的微晶状态，使催化剂具有较大的比外表、较高的活性和稳定性。2、甲烷化催化剂复原时发生如下反响：NiO+H2=Ni+H2OΔН0298-1NiO+CO=Ni+CO2ΔН0298-1这些反响都不是强放热反响，复原过程本身不会引起催化剂床层大的温升。〔五〕温度、压力、空速、气体成分对甲烷化催化剂的复原有何影响？1、温度温度是影响复原过程的主要因素。温度过低，复原速度很慢，复原过程拖得时间太长。温度过高，由于热老化以及复原过程中生成的水不能及时从催化剂孔隙中排出，而引起镍的反复氧化复原会导致镍晶长大，同样也不能获得最大的镍外表而影响催化剂的活性。根据实验，在复原温度350~400℃范围内，可获得镍外表积的最大值。在400℃下复原，催化剂复原完全，活性也明显提高。2、压力压力对复原反响影响不大。但复原阶段，假设用工艺气作复原介质时，适当提前至正常操作压力，将有利于甲烷化反响的进行，可提早供给合格的合成气，缩短非生产时间。3、空速加大空速有利于复原过程的水及时排出，使催化剂有较大的接触外表积，而且也可缩小催化剂床层轴向温差使催化剂充分复原，因此采用较高空速是有益的。但考虑到加热器设备的能力及复原气体的来源，复原空速一般采用正常操作空速的25%~50%。4、气体成分合格的工艺气、N2-H2混合气以及纯氢，均可选为复原剂。工作人员希望气体中氢浓度比较高，水蒸汽浓度尽可能低。假设气体中水蒸汽浓度高于3%，将使催化剂丧失局部活性，即使以后用干气操作活性也不能恢复。〔六〕甲烷化催化剂升温复原操作应注意哪些问题？1、升温复原操作，应根据催化剂生产厂家及甲烷化塔内件生产厂家提供的该型号催化剂升温复原方案和本企业具体情况，制订切实可行的升温复原方案。2、升温复原介质可采用纯N2、工艺气、N2-H2气，升温阶段可根据加热设备的能力，适当提高升温速度。3、复原介质可采用纯H2、N2-H2气、工艺气。采用工艺气复原时，应严格控制气体中CO和CO2的总量小于0.7%。4、采用气体打循环的方法进行升温复原，当床层升温到300℃左右时，催化剂中残留的碱式碳酸钠会分解，放出CO2，此时应适当加大循环气的放空量，使入塔气中CO2含量应保持在1%以下。5、在加热设备的能力及复原气体来源允许时，应尽可能选用高空速。通常，复原空速为操作空速的25%~50%，约1500~2500小时-1左右。6、复原期间要确保水冷器出口气体温度小于35℃，并要及时排出放水别离器中的水，降低气体中水汽浓度。7、采用工艺气复原，当床层温度到达350℃并维持一段时间后，出口CO及CO2含量小于10mg/kg时，即可一边继续复原一边向甲烷化合成塔送气，从而缩短非生产时间。8、复原终点的判定。当采用工艺气复原时，还原过程中伴随有甲烷化反响，在设计空速下，当出口CO和CO2总含量符合净化指标时，可认为还原完毕，降温投入正常操作。局部中小型厂根据经验在400℃下维持4~8小时，即认为复原完全也是可行的。〔七〕温度对甲烷化反响的影响甲烷化催化剂在远离平衡状态下操作，平衡制约作用可以忽略；从动力学考虑，提高温度可加快反响的进行。根据温度对催化剂的活性影响，实验结果说明：200℃低温下即具有良好活性，在225~350℃温度范围内催化剂活性随反响温度的提高而提高。根据温度对催化剂活性影响，实验结果说明：250~350℃温度范围内，CO2的转化率随反响温度的升高而明显增大，350~450℃之间，温度对催化剂活性影响不大，在450~550℃范围内，随温度的增加，CO2的转化率反而下降，热力学平衡制约作用已十清楚显。通常，使用初期催化剂性能较好，塔入口温度可调节在操作温度的低限，以后，随着使用时间的延长，可适当提高操作温度，保证塔出口微量CO和CO2的总含量符合指标。具体操作温度指标应根据催化剂生产厂提供的催化剂性能指标确定。〔八〕压力对甲烷化反响的影响甲烷化反响为体积收缩反响，提高压力有利于反应的进行；提高压力也相应增大反响物分压而加快反响的进行。因而，随反响压力的提高，有利于提高催化剂活性，使用空速也可加大反响压力。〔九〕空速对甲烷化反响的影响操作空速应大于设计空速会引起塔出口微量超指标以及催化剂活性衰退的加快，并不可取。降低空速一般是在前面工序出现事故引起甲烷化催化剂波动时采取的措施。当出口气超过指标而又不便更换催化剂时，也可用降低空速的方法来维持生产。空速的选择还和催化剂性能有关，故应按催化剂生产厂提供的催化剂性能参数，合理确定操作空速。〔十〕气体组分对甲烷化反响的影响入塔气中CO、CO2含量增加，加重了催化剂的负荷，加快了催化剂活性衰退，提高了氢耗与惰性气甲烷含量，特别是CO2甲烷化比较困难，当入口气中CO2浓度增大，有可能导致出塔CO2含量增加，应适当提高进口温度，保证出口CO2含量符合指标，当入口气中CO和CO2浓度较低时，虽然甲烷化负荷轻了，但甲烷化反响速度由于反响物浓度的降低也减慢，为保证甲烷化塔出口微量能稳定地符合指标，应适当提高入口气温度。〔十一〕甲烷化工段的操作要点:1、催化剂床层热点温度的控制可根据甲烷化塔进口气体成分及生产负荷的变化，及时进行相应调节，稳定催化剂热点温度在适宜范围内。当发现催化剂床层温度猛烈上升或猛烈下降时，应立即判明原因，采取相应措施，进行调整；2、确保出塔气指标合格，随时掌握甲烷化反响器进口气体中CO、CO2、H2S的含量和出塔微量情况。如含量超过指标，应及时与有关工段联系。同时适当调整空速和催化剂床层温度，确保反响器出口指标合格；3、确保去甲烷化合成反响器的工艺气体不含水，水蒸汽浓度不超标。〔十二〕甲烷化催化剂活性衰退的主要表现1、出口微量CO和CO2的总量增高；催化剂使用初期通常活性良好，出口微量甚至检测不出。随着使用时间的延长，出口微量逐步上涨，即催化剂活性逐步衰退。2、床层热点温度向下部移动；使用初期，热点位置一般在床层的1/4~1/3处〔上部〕，随着催化剂活性衰退，热点位置由床层上部逐渐向下部推移。枯燥脱水装置前言从甲烷化装置来的天然气里含有一定水分的水蒸气。天然气被压缩或冷却时，水蒸汽会转变成液态或固态。液态水会加速设备的腐蚀，降低输气效率；而固态的冰那么会堵塞阀门、管件甚至输气管线。为防止出现这些问题，在天然气进入输气管网之前，必须除掉其中的部份水蒸气。天然气脱水工程就是采用一定的方法使天然气中饱和的水蒸气脱除出来的工艺。1．水蒸汽的危害A．天然气中有水汽存在时，会减少输气管道对天然气的输送能力，降低天然气的热值。B．当管输压力和环境温度变化时，可能引起水汽从天然气中析出形成液态水，在一定条件下还会与烷烃分子等形成固态水合物，这些物质的存在会增加输压，减少管线的输气能力；严重时还会堵塞阀门、管线等，影响平稳输气。C．在输送含有酸性组分的天然气时，液态水的存在还会加速酸性组分〔H2S，CO2等〕对管壁、阀件的腐蚀，减少管线的使用寿命；严重时还会引起管道破裂等突发事件，造成天然气的大量泄漏和平安事故。水合物生成条件：A.液态水的存在；B.低温；C.高压；D.其它条件。预防方法：A.提高天然气的温度；B.加注防冻剂；C.枯燥气体。解堵措施：A.注防冻剂；B.加热法；C.降压解堵法。3．含水量的影响因素A.压力不变的情况下，温度越高，水汽含量越多；B.温度不变的情况下，压力升高，水汽含量减少；C.气体分子量越高，那么单位体积内的水汽含量越少；D.天然气含氮气时，水汽含量减少；E.当含CO2和H2S时，水汽含量增多。4．脱水指标

常用于表示天然气含水量：A.相对湿度:1立方米天然气中水蒸气含量与在相同压力和温度下的l立方米天然气中最大水蒸气含量的比值。B.绝对湿度:1立方米或1千克天然气中所含水蒸气的质量(克)。C.露点:在一定压力下，天然气中的水蒸气开始凝结出水的温度。

脱水指标:A．绝对含水量：在一定温度压力条件下，单位体积天然气中含有水汽的重量，毫克/标方；B．露点温度:露点即是在一定压力下，水蒸气开始冷凝变为液体时的温度。C．露点降：在一定操作压力下，原料气温度与脱水后干气露点温度之差。5．常用天然气枯燥工艺技术选择：低温别离固体吸附法溶剂吸收法新工艺方法：膜法脱水6．脱水剂的要求〔1〕对天然气有较高的脱水深度〔2〕选择吸收〔3〕热作用和化学反响稳定〔4〕蒸汽压低〔5〕粘度小〔6〕对设备无腐蚀〔7〕密度小〔8〕容易再生〔9〕价格低廉、易于获得7．三甘醇性质

A.主要物理性质颜色：无色或稍带淡黄色的粘稠液体；分子量：150.2，沸点：285.5℃比重：1.1254〔一物理大气压，20℃〕理论热分解温度：206.7℃冰点：-7.2℃；蒸气压〔25℃〕：≤1.33Pa可燃极限：0.9-9.2%粘度〔60℃〕：9.6×10-3Pa·STEG〔三甘醇〕别名：三乙二醇分子式：C6H14O4甘醇有两个羟基〔-OH〕，与水分子形成氢键，对水有较强的亲和力。CH2—O—CH2—CH2—OHCH2—O—CH2—CH2—OH

天然气流程：湿气通过入口别离器，除去液态烃和固态杂质后，进入吸收塔底部。在吸收塔内向上通过充满甘醇的填料段或一系列泡帽或阀盘和甘醇充分接触，被甘醇脱去水后，再经过吸收塔内顶部的捕露网将夹带的液体留下。最后脱水后的干气离开吸收塔，经过贫甘醇冷却器(甘醇─干气热交换器)后进入销售输气管网。

天然气脱水系统工艺过程：

原料气→过滤别离器〔除去液固杂质〕→吸收塔〔与甘醇逆流接触脱水〕→干气/贫甘醇换热器

→计量调压→输气管线

甘醇流程：贫甘醇沿沿不断地被泵入吸收塔顶部，在塔内经溢流管向下依次流过每一个塔盘，将在塔内向上流动的天然气中的水蒸汽吸收。吸满了水的甘醇(富甘醇)从塔底排出，经过贫甘醇缓冲器中的大的预热盘管后，通过闪蒸罐过滤器后进入重沸器上的精馏柱顶部。重沸器中产生的蒸气，将通过精馏柱中的填料层向下流动的富甘醇中的水蒸汽提走。上升蒸气夹带的甘醇在柱顶回流段冷凝后重新流回重沸器，而未冷凝的蒸气那么从精馏柱顶部出来，被送入灼烧炉。再生出的甘醇溢过重沸器中的挡板流入甘醇缓冲罐，然后通过甘醇泵将甘醇压力提高到吸收塔的压力，经过甘醇冷却器后进入吸收塔顶部开始新一轮循环。TEG循环系统〔引进100万装置〕贫甘醇→吸收塔〔变成富液〕→液位调节→缓冲罐〔一次换热〕→闪蒸罐〔闪蒸〕→活性炭过滤器→机械过滤器→精馏柱〔二次换热〕→缓冲罐〔三次换热〕→甘醇再生器〔精馏柱、重沸器〕→缓冲罐贫/富液换热→水浴冷却器→甘醇泵〔升压〕→贫甘醇/干气换热器→吸收塔〔脱水〕

三甘醇枯燥脱水系统单体设备介绍1．吸收塔：作用：气液传质的场所，也就是使气相中的水蒸气被甘醇吸收的场所。种类：吸收塔分为板式塔〔逐级接触式〕和填料塔〔微分接触式〕。塔板结构有浮阀、泡罩和筛孔。结构：板式塔由一个园柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的假设干块塔板组成。主要有泡罩塔板和浮阀塔板。吸收塔

图所示为一典型的板式吸收塔。脱水吸收塔通常有6~12个塔盘。

维护要点：A.密切注意产品气分析记录，根据产品气的含水量，原料气进气量、含水量，随时调整TEG的循环量，保证产品气质。B.经常观察吸收塔的液位，防止TEG液位过低和别离段液位过高。C.经常观察吸收塔压差，防止三甘醇溶液严重出现被产品气带走的现象。2．闪蒸罐：除去进入富液中的轻烃组分，减少再生塔负荷。闪蒸罐压力为。3、过滤别离器作用：过滤别离器是过滤溶液，除去腐蚀产物及其它杂质，减少溶液发泡的可能性。用于气体的深度净化处理，以除去天然气中微小液、固体杂质。常用于脱水、脱硫、压缩机组等装置前的气体净化。结构：过滤别离器主要由筒体、储液罐、滤芯、除雾器、快开盲板等几局部组成。其上设有天然气入口、天然气出口、排污口。4、机械过滤器、活性碳过滤器机械过滤器用于除去被入口别离器不能除尽的原料气携带的固相杂质、设备腐蚀产物。活性碳过滤器用于除去被入口别离器不能除尽的原料气携带的固相和液相杂质、烃类物质、三甘醇变质产物、设备腐蚀产物等。活性碳能滤去甘醇中的烃、气井处理化学剂、压缩机油和其它杂质，从而有效地消除大部份起泡问题。5．甘醇再生器：再生塔提浓富液的场所〔精馏原理〕；重沸器：提供热量，通过简单的别离〔利用水与甘醇沸点差〕使甘醇与水别离的设备。精馏柱：通常是一个填料塔，装在重沸器的顶部，利用甘醇沸点通过分馏将甘醇和水别离。缓冲罐：缓冲、贮存、补充液体；提浓TEG，给TEG贫液，富液提供热交换的场所。汽提柱：通常也是一个填料塔，装在重沸器与缓冲罐之间，是利用汽提气对甘醇进行提浓的场所。精馏柱通常是一个填料塔，装在重沸器顶部，通过分馏将甘醇和水别离。填料通常是鞍形瓷片，为防止破裂也可用304不锈钢环。缓冲罐主要由富液/贫液换热盘管、燃料气/贫液换热盘管组成。该设备通常都装有一个甘醇热交换盘管，让从重沸器流下来的贫甘醇冷却和给到精馏柱去的富甘醇预热。通过罐体外表的热辐射，贫甘醇也能降一些温。因此，缓冲罐一般不采取保温措施。也可采用水冷却的方法来帮助控制贫甘醇的温度。重沸器重沸器是提供热量、通过简单的分馏使甘醇和水别离的设备。现场的脱水装置使用的重沸器一般都采用直燃式火管，用部份干气作为燃料。加热部件通常是一个U形管。三甘醇在重沸器中的温度应为200-204℃。不使用气提汽，用一般的重沸器再生出的贫甘醇浓度最大约为98.8％。柱顶温度为107℃。提高甘醇贫液的方法：减压再生汽提气共沸再生三甘醇电动循环泵是将从缓冲罐来的低压贫甘醇升压至吸收塔的工作压力后，再输送入吸收塔内，以此来实现脱水装置中三甘醇的循环。一套脱水装置一般安装有两台循环泵，互为备用，以保证脱水装置三甘醇的正常循环。7.灼烧炉：含硫天然气脱水后产生的再生气中含有一定量的硫化氢气体和烃类气体，硫化氢气体不能直接排放，应通过灼烧炉转换成二氧化硫后再进行排放。脱水装置运行主要参数分析1．温度◆脱水装置的脱水效率对来气的温度特别敏感。在常压下，来气温度升高，气中的水含量亦升高。入口温度升高，甘醇的蒸发损失也增大。◆10℃被认为是甘醇脱水的最低操作温度。贫甘醇进入吸收塔的温度至少应高于天然气入口温度10°F(5℃)，以防烃类在吸收塔内冷凝而引起发泡。贫甘醇温度太高常造成甘醇损失增大和脱水不深。脱水装置运行主要参数分析◆重沸器的温度和压力决定着贫甘醇的浓度，在204℃以下，重沸器的温度提高有利于再生出高浓度的贫甘醇。◆精馏柱顶部的温度也很重要，它关系到水的蒸发和甘醇的回流，不应太高和太低，建议柱顶温度为107度，低于105度水蒸气就会开始冷凝而流回精馏柱，高于120度，甘醇的损失就会增大。脱水装