年產20萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計-資料下載頁

　　

【正文】 另一部分去發電氣加熱器（ E2021），溫度降至 213℃，進入發電氣廢熱鍋爐（ E2021），產生 MPa(A)低壓蒸汽，出口水煤氣溫度降至 170℃，進入第四水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅱ（ E2021）加熱鍋爐給水，溫度降至 153℃，再進入第五水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入鍋爐給水加熱器Ⅲ（ E2021）加熱來自熱電站的鍋爐給水，溫度降至 123℃，進入第六水分離器（ V2021），分離出冷凝液后進入脫鹽水加熱 器Ⅱ（ E2021），溫度降至 35℃，進入第七水分離器，分離出冷凝液后的煤氣（發電氣）去送至 NHD 脫硫脫碳工段。 來自脫硫系統的發電煤氣，溫度 80℃，壓力 ，進入發電氣加熱器（ E2021），溫度升至 230℃，然后去發電系統發電用。 由第一水分離器（ V2021）、第四水分離器（ V2021）分離出的高溫冷凝液和來自氨吸收制冷、脫硫系統的冷凝液進入冷凝液閃蒸槽（ V2021），閃蒸出的閃蒸氣進入冷凝液汽提塔（ T2021），冷凝液由閃蒸槽底部排出直接送至氣化工段。 由第三水分離器（ V2021）、第七水分離 器（ V2021）分離出的冷凝液進入冷凝液汽提塔的上部，由第二水分離器（ V2021）、第五水分離器（ V2021）、第六水分離器（ V2021）分離出的冷凝液進入冷凝液汽提塔的中部，汽提塔采用垂直篩板塔，冷凝液閃蒸槽閃蒸出的閃蒸氣（ 156℃， ）進入冷凝液汽提塔的底部，低壓蒸汽進入塔的底部進行汽提冷凝液，塔的操作壓力為 ～ (A)。從塔底排出的冷凝液送至氣化工段，塔頂排出的解析氣，送至氣化系統的火炬。 脫鹽水站來的脫鹽水分成兩部分，一部分進入脫鹽水加熱器Ⅰ（ E2021）與變換氣換熱溫度升至 98℃后分兩股，一股脫鹽水去熱電站，另一股進入除氧器除氧；另一部分進入脫鹽水加熱器Ⅱ（ E2021）與水煤氣（發電氣）換熱溫度升至 98℃，進入除氧器除氧。除氧器用本工段產生的低壓蒸汽吹入除氧，除氧后的鍋爐給水由鍋爐給水泵和高、低壓給水泵提壓，經低壓鍋爐給水泵升壓至 (A)去鍋爐給水加熱器Ⅱ（ E2021），升溫至 153℃后，一部分去變換氣第二廢熱鍋爐（ E2021）產生 (A)低壓蒸汽 ，另一部分去發電氣廢熱鍋爐（ E2021）產生 (A)低壓蒸汽 ； 經高壓鍋爐給水泵升壓到 (A)去甲醇合成系統；經低壓鍋爐給水泵升壓到 (A)進年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 28 鍋爐給水加熱器（ E2021），溫度升至 135℃，分成兩部分，一部分去硫回收系統，另一部分去變換氣第一廢熱鍋爐（ E2021）產生的 (A)蒸汽。 (A)蒸汽除一小部分本工段利用外絕大部分與 (A)蒸汽一起送出本工段。 脫鹽水脫硫脫碳系統脫硫系統蒸汽網火炬水煤氣鍋爐補給水脫鹽水圖 5 變換工藝流程 脫硫脫碳 來自變換及燃氣熱回收系統的煤氣（ 36℃， (A)，含 H2S %）與燃氣脫硫塔（ T3004）頂部出口的燃氣脫硫氣換熱至 ℃進入燃氣脫硫塔（ T3004）下部，在塔內 NHD 吸收了煤氣中大部分的 H2S 氣體，同時也帶走部分 CO COS、 H2等氣體。除去 H2S 的煤氣稱之為燃氣脫硫氣，與進塔的煤氣在氣體換熱器 E3001A,B 換熱，溫度由 ℃升至 30℃，為滿足燃氣發電對硫含量的要求，燃氣脫硫氣首先進入預脫硫槽 R3001 脫除 H2S 氣體，然后在精脫硫槽預熱器 E3008 中被變換氣加熱到 80℃，進入精脫硫槽 R3002A,B，精脫硫槽上部裝水解催化劑，下部裝精脫硫劑，精脫硫后的氣體（ H2S+COS20ppm）返回到燃氣熱回收系統。 從變換工段過來的變換氣（ 36℃， (A)，含 %）與脫硫脫碳閃蒸氣及濃縮塔頂氣提氣混合，經 NHD 脫碳工段的氣體換熱器換熱冷卻到 ℃進入變換氣脫硫塔（ T3001）底部，與塔內自上而下的 0℃ NHD 溶液逆流接觸吸收絕大部分 H2S氣體及部分 CO COS、 H2 等氣體，出脫硫塔的脫硫氣溫度為 ℃，含年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 29 H2S+COS80ppm，含 %，經脫硫氣分離器（ V3002）分離掉夾帶的 NHD 溶液后，去 NHD 脫碳。 變換氣脫硫塔（ T3001）底排出的約 ℃的 NHD 富液和燃氣脫硫塔（ T3004）底出來的 ℃左右的 NHD 富液一起由富液泵（ P3003A,B）提壓到 (G)經貧富液換熱器 I（ E3002）換熱至 50℃；貧富液換熱器 II（ E3003）加熱到 130℃，進入濃縮塔（ T3002）。采用甲醇馳放氣（ 40℃， (A)）作為氣提氣進入濃縮塔下部，塔頂出來的氣提氣中主要是 CO2 、 H2及少量 H2S、 COS 等氣體，該氣體與從脫碳閃壓機而來的約 (G)閃蒸氣合并經閃蒸氣水冷器 I（ E3004）冷卻至 40℃返回進 NHD 脫硫入口以回收高壓閃蒸氣中的 H2。從濃縮塔底出來底 NHD 富液由脫硫水力透平（ HT3001）回收能量后進入脫硫高壓閃蒸槽（ V3004），閃蒸壓力為 (A)，出口閃蒸氣去脫碳閃壓機。 從脫硫高壓閃蒸槽底出來的富含 H2S、 CO2 的閃蒸液進入再生塔（ T3003），再生塔底部由變換氣煮沸器（ E3007）加熱，使 NHD 富液中的氣體全部解吸出來，得到約147℃的 NHD 貧液。貧液經貧富液換熱器 II（ E3003）冷卻到 57℃，然后由貧液泵 II（ P3002A,B）加壓到 (G)送入貧富液換熱器 I（ E3002）；而在貧液進入貧富液換熱器 I 前面有一旁路，把部分貧液減壓到 (G)進入溶液過濾器（ M3001A,B），過濾后的貧液再返回貧液泵 II 的入口。出貧富液換熱器 I 的 NHD 貧液已降溫到 ℃，再被脫碳工段的氨冷器 I 冷卻至 0℃，然后將出氨冷器 I 的貧液分為兩部分，一部分貧液直接進入燃氣脫硫塔（ T3004）；另一部分則進入 NHD 脫碳工段的脫碳塔上塔，在塔內吸收脫碳塔下塔過來的凈化氣中微量的 H2S 和 CO2，出塔后經脫硫貧液泵 I 增壓到(G)進入變換氣脫硫塔（ T3001）。 出再生塔（ T3003） 填料段的再生氣經塔上部的旋流板，用塔頂回流的 40℃的冷凝液洗滌冷卻到 106℃左右進入酸性氣水冷器（ E3006）冷卻到 40℃，經酸性氣分離器（ V3005）分離掉酸性氣中夾帶水分，使酸性氣中含 H2S25%，進入硫回收工段。 來自脫硫工段的脫硫氣（溫度 ℃、壓力 (A)、 CO 34%含 COS＋ H2S 80ppm）進入脫碳塔（ T4001）下塔，氣體自下而上與從下塔頂部而來的 NHD 溶劑逆流接觸，下塔塔內有三層 QH1 型碳鋼扁環散堆填料，氣體中的 CO2 被溶劑吸收，部分 H2S、 COS 被吸收。從下 塔頂出來的凈化氣（ CO24%(V)、溫度 ℃）直接進入脫碳塔上塔底部與從脫硫工段過來的被氨冷器 I（ E4002）冷卻至 0℃的 NHD 貧液逆相接年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 30 觸，從上塔頂出來的凈化氣（ CO2約 2～ 3%(V)、 COS 和 H2S5ppm、溫度 ℃），經凈化氣分離器（ V4002）除去少量霧沫夾帶的 NHD 后，進入氣 氣換熱器（ E4001A），溫度升至 30℃，壓力 (A)，然后將凈化氣送去精脫硫。精脫硫時，凈化氣先進入水解槽預熱器（ E4004）被變換氣冷凝液加熱到 80℃，經水解槽（ R3001）水解后，在水解氣冷 卻器（ E4005）中冷卻至 40℃，進到精脫硫槽（ R3002A， B）精脫硫，得到符合甲醇合成所需的凈化氣體（ CO2： 2～ 3%， COS 和 H2S），送入合成甲醇工段。 吸收了少量 CO H2S 和 COS 的 NHD 貧液從脫碳塔（ T4001）上塔底部出來后返回到 NHD 脫硫工段。 進脫碳塔下塔上部的 NHD 貧液溫度為 5℃，在塔內吸收 CO2的過程中，由于 CO2的溶解熱使溶液溫度升高，出塔底的 NHD 富液溫度達到 ℃、壓力 (A)。富液進入水力透平（ HT4001A,B）回收靜壓能，壓力降至 (A)后進入脫碳高壓閃蒸槽（ V4003），脫碳高壓閃蒸槽設備為板式塔，部分溶解的 CO2 和大部分 H2 在此解吸出來，此氣體即謂脫碳高壓閃蒸氣。高壓閃蒸氣和來自脫硫工段的脫硫高壓閃蒸氣混合后進入閃蒸氣壓縮機（ C4001A， B），閃蒸氣升壓至 (A)、經閃蒸氣水冷器冷卻到 40℃與變換氣混合，經氣體換熱器（ E6401A， B）降溫后再去脫硫工段循環吸收。 從脫碳高壓閃蒸槽底部出來的溶液，減壓進入低壓閃蒸槽（ V4004），在此塔內 NHD實液中溶解的大部分 CO2氣體解吸出來，溫度為 ℃，此氣體即謂 CO2氣， CO2氣進入脫碳氣體換熱器（ E4001B）回收冷量后放空。 低壓閃蒸槽（ V4005）底部出來的富液自流進入氣提塔（ T4002）塔內有五層 QH1型扁環散堆填料，溶液與氣提氮氣在填料層內逆流接觸，此時溶液中溶解的 CO2 被氣提出來，排至大氣。從氣提塔底出來的貧液經氨冷器（ E4003）冷卻到 5℃，由脫碳貧液泵（ P4001A， B）提壓至 Mpa(A)進入脫碳塔下塔上部。 系統中各排液、導淋回收的 NHD 溶液，經排液總管送入溶劑系統貯槽內。 年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 31 甲醇合成硫回收燃氣熱回收圖 6 NHD脫硫脫碳工藝流程 硫回收 來自脫硫工段的酸性氣經酸性氣分水罐（ V6001）分離掉酸性水，進入酸性氣燃燒爐（ F6001）與按一定比例配入的富氧空氣混合燃燒，使爐膛溫度保持在 950℃左右。爐內發生 H2S 部分氧化反應，三分之一的 H2S 燃燒轉化成 SO2， 生成的 SO2再與剩下的 H2S 發生克勞斯發應生成單質硫。爐膛內發生的化學反應如下： H2S + 3/2 O2 → SO 2 + H2O + Q1 H2S + 1/2 SO2 → H 2O + 3/4 S2 + Q2 燃燒后從爐內出來的混合氣分成三股 ，一股去一級高溫摻合閥（ TV6001），一股去二級高溫摻合閥（ TV6002） ,另一股經加氫預熱器（ E6003）與加氫工藝氣體換熱冷卻到 810℃，再經過廢熱鍋爐（ E6004）降溫到 330℃，然后進入一級冷凝器（ E6005）冷卻到 150℃分離出液硫，同時冷凝器殼程產生 （ G）的低壓蒸汽。從一級冷凝器（ E6005）出來被冷卻至 150℃的氣體與酸性氣燃燒爐出口的一級高溫摻合閥（ TV6001）熱口進來的高溫氣體摻合提溫到 270℃進入一級 Claus 轉化器（ R6001）發生催化轉化反應。其中主要反應： 2H2S + SO2 → 3/2 S 2 + 2H2O + Q 反應后的氣體進入二級冷凝器（ E6006），冷卻到 150℃分離出液硫，同時冷凝器殼程年產 20 萬噸煤制甲醇生產工藝初步設計 32 產生 （ G）的低壓蒸汽。轉化氣同樣與酸性氣燃燒爐出口的二級高溫摻合閥（ TV6002）熱口進來的高溫氣體摻合提溫到 220℃進入二級 Claus 轉化器（ R6001）發生催化轉化反應，然后進入三級冷凝器（ E6007）冷卻到 150℃分離出液硫，同時冷凝器殼程產生 （ G）的低壓蒸汽。三級冷凝器（ E6007）出口氣體進入尾氣分液罐（ V6005）進一步分離出氣體中夾帶的 液硫，從尾氣分液罐（ V6005）頂部出來的就是Claus 尾氣。 從一、二、三級冷凝器（ E6005,E6006,E6007）和尾氣分液罐（ V6005）中冷凝下來的液硫都進入液硫封（ V6004A,B） ,然后由液硫封（ V6004A,B）自流流入液硫貯罐（ V6007A,B），再用液硫泵（ P6002A,B）將液硫輸送到液硫高位罐（ V6009），由液硫高位罐（ V6009）經過過慮輸送到硫磺尖嘴滴落成型造粒機去造粒成型包裝出售。 配入一定量氫氣的 Claus 尾氣經過加氫預熱器（ E6003）預熱至 300℃進入加氫反應器（ R6002）反應，將除 H2S 以外的硫化物幾乎全部轉化為 H2S，反應器出口氣體進入蒸汽發生器（ E6008）冷卻至 160℃，再進入急冷塔（ T6001）冷卻到 36℃。經急冷塔（ T6001）急冷后的氣體去吸收塔（ T6002）與從塔頂下來的 NHD 貧液逆向接觸，氣體中所含的大部分 H2S 和部分 CO2 被貧液吸收下來，從吸收塔（ T6002）頂出來的尾氣進入尾氣焚燒爐（ F6002），與配入的稍過量的空氣和燃料氣進行高溫焚燒，使 H2S全部轉化為 SO2，焚燒氣經尾氣廢鍋（ E6009）冷卻至 300℃，通過煙囪（ X6001）高空排放。 急 冷塔（ T6001）底的急冷水用急冷水循環泵（ P6011A， B）加壓打入急冷水冷卻器（ E6016）冷卻到 36℃進入急冷塔上部，自上而下冷卻從急冷塔下部而來的氣體。吸收了 H2S 和部分 CO2的 NHD 富液自吸收塔底由富液泵（ P6012A， B）泵出，與再生塔來的 NHD 貧液經過貧富液換熱器Ⅰ（ E6012）和貧富液換熱器Ⅱ（ E6013）換熱后升溫到 135℃進入再生塔（ T6003）再生。再生塔下部用蒸汽煮沸器（ E6017）加熱，使富液中的 H2S 和 CO2受熱解析。從再生塔頂出來的溫度約為 107℃的再生氣經再生氣水冷器（ E6014）冷卻至 40℃，再經再生氣分離器（ V6014）除去水，然后返回酸性氣燃燒爐再次進行 Claus 轉化；分離