12万吨年甲醇联产8万kw发电项目可行性研究报告技术方案设计.doc

12万吨/年甲醇联产8万kW发电项目可行性研究报告4 工艺技术方案精选优秀文档4.1 工艺技术方案的选择本项目是以高硫烟煤为原料，生产12万吨/年甲醇联产8万kW发电的工程。煤气化采用国内新开发的，目前已通过国家验证的新型水煤浆气化技术，并新建空分装置提供气化用氧气和净化氮气。变换采用耐硫变换，NHD脱硫脱碳，脱碳后气体送入甲醇压缩、合成、精馏产生12万吨/年甲醇，甲醇合成采用先进的绝热等温型合成塔技术，精馏采用了三塔精馏流程。硫回收采用claus+还原吸收工艺，回收率高，既减少了设备，降低了投资，又保证了环保排放要求。新建冷冻站为NHD脱硫脱碳装置提供冷量，冷冻站采用氨吸收制冷，既节省电耗，有效利用变换废热降低投资，又运行安全可靠。4.1.1 原料路线确定的原则和依据*矿区煤炭地质储量为40亿吨。可采储量为21.8亿吨，其中含硫34%的高硫煤约7.87亿吨，约占1/3以上。*矿区周边的地方煤矿可采储量3.589亿吨，其中高硫煤为2.553亿吨，约占2/3以上。*与地方煤矿共有可采储量25.389亿吨，其中高硫煤10.423亿吨，约占40%以上。随着低硫煤多年的开采，估计目前该区域高硫煤可采储量已占全区的50%。因此，高硫煤的利用，直接影响着*今后的发展和经济效益的进一步提高。最近国务院国函19985号文“关于酸雨控制区和二氧化硫污染控制区有关问题的批复”中，对2000年及2010年全国二氧化硫排放量、酸雨区的控制、高硫煤的洁净利用、发电厂的洁净工艺等都提出了明确的要求。4.1.2 空分装置方案的确定本装置生产氧气作为水煤浆气化用气，生产的低压氮气用于NHD溶液气提用氮气，并提供各工序所需公用氮气。为了适应气化工段的操作特点，本着节约投资的原则，本装置采用由空气压缩机和空气增压机组成的单系列空气压缩增压机组，装置的操作负荷可在75%105%内变化。空气压缩机和增压机采用汽轮机驱动，根据全厂蒸汽平衡，采用全凝式汽轮机。空分工艺按供氧方式主要分为内压缩工艺和外压缩工艺。空气中的碳氢化合物在液氧和富氧液体中积聚至一定浓度将可能引起爆炸，为了防止这一危险，本装置采用高效的分子筛吸附前端处理技术和目前国际上先进可靠的液氧泵内压缩流程。该工艺流程对阻止碳氢化合物在主冷积聚采取了双重措施：首先空气中大部分碳氢化合物在吸附器中被吸附，而少量进入冷箱的碳氢化合物也随着液氧的气化而被带出冷箱，防止了碳氢化合物在主冷内的积聚。同时内压缩流程工艺取消了有一定操作危险的氧气压缩机，提高了装置的安全性和可靠性。本装置采用先进的DCS系统控制，根据不同的操作条件和产量要求，该工艺能优化装置的运行状况，在设置产量的情况下，本装置能自动调节使各单元始终在最佳和最经济点运行，以达到节能的目的。本装置的空分精馏塔采用规整填料，降低了塔的阻力，从而减少了装置的能量消耗。本次设计采用杭氧液空有限公司的法液空技术。本装置所需冷量是通过透平膨胀机膨胀低温增压空气来获得。透平膨胀机的制动通过透平增压机来实现。为了防止杂质聚积带来危害，本装置在工艺上采取了双重保险措施：（1）用分子筛吸附除去空气中大部分的危险杂质（2）采用内压缩流程通过从冷凝蒸发器连续排放液氧来减少主冷凝蒸发器中杂质的聚积装置正常运行时所需的仪表空气和解冻除霜用的干燥空气从分子筛吸附器的出口抽出后送至：仪表空气管网（空分装置内）透平膨胀机，用于局部解冻排液蒸发器，用于低温残液的蒸发4.1.3 气化装置方案的确定（1）气化方法目前世界上以煤为原料的工业化的技术较先进的气化方法有新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法、德士古水煤浆加压气化法、鲁奇固定层加压气化法。现分别介绍如下：a、鲁奇固定层加压气化法鲁奇固定层加压气化法对煤质要求高，只能用小块煤。产品气中含甲烷较高，不宜做为合成氨及甲醇的原料气，适宜于生产城市煤气，且三废处理困难。b、德士古水煤浆加压气化法德士古水煤浆加压气化法是当前世界上发展较快的第二代煤气化方法，其特点是该工艺对煤的适应范围较宽，可利用粉煤，单台气化炉生产能力较大，气化操作温度高，碳转化率可达9698%，煤气质量好，有效气成份（CO+H2）高达80%左右，甲烷含量低，不产生焦油、萘、酚等污染物，炉灰渣可以用作水泥的原料和建筑材料，三废处理简单，易于达到环境保护的要求，生产控制水平高，易于实现过程自动化及计算机控制。c、新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法新型（多喷嘴对置）水煤浆气化法是在德士古水煤浆加压气化法的基础上，由*鲁化厂、华东理工大学及天辰化学工程公司联合开发的，经过中试开车考核，各项工艺指标均优于德士古气化装置。中试装置主要指标为：有效气成分：CO+H2：83%碳转化率：98%比氧耗：380Nm3O2/1000Nm3（CO+H2）比煤耗：550kg煤/1000Nm3（CO+H2）新型水煤浆气化炉装置具有开车方便、操作灵活、投煤负荷增减自如的特点，尤其是新型水煤浆气化炉装置可灵活的停下一对烧嘴另一对烧嘴可继续工作，气化炉以半负荷运转这一特点应用前途非常广阔。德士古水煤浆加压气化技术是成熟可靠的，已成功地用于大型气化装置。鲁南化肥厂和上海焦化总厂三联供等工程的顺利投产，为我们国内掌握德士古气化技术打下了良好的基础，并提供了丰富的经验。实践证明，掌握了德士古气化技术，对新型水煤浆气化技术的掌握也具备了一定的条件；另外，该项技术也是*所拥有的专有技术，采用此项技术，不需要再付专利费用。因此，无论从设计、设备制造、施工和生产经验等各方面，我国都已具备建设新型水煤浆加压气化装置的条件，因此，我们推荐*采用新型水煤浆气化技术。（2）气化流程新型水煤浆气化法采用激冷流程。激冷流程的生产流程简单、投资省，粗煤气中可达到较高的水气比，能满足一氧化碳变换的要求，故适用于生产甲醇。本项目最终产品主要是生产甲醇并联产发电，在生产过程中必须维持一定的水气比以满足一氧化碳变换的需要，因此，采用激冷流程。（3）气化压力目前世界上已投产的工业化的水煤浆加压气化装置的操作压力有两档。UBE、SAR、CW、上海三联供各装置的气化压力为3.74.0MPa，煤气分别用于制氨、甲醇、含氧化学品的联合循环发电；TEC和渭河化肥厂的气化压力为6.37MPa，煤气用于制氨和甲醇。针对本厂具体情况，考虑节省投资，推荐气化操作压力为4.0MPa（表）。（4）气化炉的尺寸和台数关于气化炉的炉型尺寸，采用华东理工大学提供的日处理1000吨干煤的3400新型气化炉一台，完全可以满足12万吨/年甲醇和8万kW联合循环发电机组的用气量，装置布置上考虑预留一台炉子。 4.1.4 净化工艺方案确定（1）变换由新型水煤浆气化来的水煤气具有压力高、温度高、水气比高、含硫高、含碳高等特点，结合新型气化工艺节能特点，选择变换工艺时，煤气不应该先冷却脱硫，而是直接进行有机硫水解并用耐硫变换触媒，在高含硫量的条件下进行CO变换反应，这样避免了气体先冷却进湿法脱硫然后气体升温进变换的旧工艺中的冷热病，减少了换热设备，简化了流程，节省了变换用的工艺蒸汽，降低了能耗。采用耐硫变换流程，一次可将部分原料煤气中的CO变换至出口含量4%（干），同时COS在有机硫水解槽发生水解反应，转化为无机硫（H2S），使脱硫工序能够达到工艺要求。（2）酸性气体（H2S、CO2）脱除工艺煤气经耐硫变换后得到含CO2、H2S都高的变换气，用传统的ADA脱硫，热钾碱脱碳的方法，虽然有技术成熟，实际经验多的优点，但高酸性气势必造成消耗大、能耗高，产生硫堵及腐蚀的后果。低温甲醇洗法可以消除以上不利后果，但流程复杂，投资高，低温设备材料较难解决。NHD脱硫脱碳是八十年代后期开发的新净化工艺，该工艺在常温下操作（-524），尤其是在3.5MPa压力下，对H2S、CO2选择吸收能力较强，适用于对H2S、CO2含量高的变换气净化，溶液挥发性小，无毒、无腐蚀，该工艺具有能耗低、消耗低、成本低的优点，近年来在许多中小型化肥厂中得到成功的应用。因NHD脱硫脱碳是物理吸收，不同的压力对工艺技术的经济性影响较大。通过最优化计算结果如下表：压 力相 对 费 用投 资操作费用管理费用合 计1.72MPa1.271.071.163.513.43MPa1.001.001.003.006.86MPa1.091.201.163.4510.3MPa1.351.391.374.11从上表中可以看出，在3.43MPa压力下，NHD脱硫脱碳各项费用最少，所以新型气化炉水煤浆气化压力为4.0MPa左右时，净化采用NHD脱硫脱碳工艺最为经济。（3）硫回收工艺本工程脱硫工段送来的酸性气中H2S转化为硫采用两级Claus+还原吸收尾气处理的硫回收工艺。目前，用于酸性气硫磺回收有Claus和Clinsulf两种工艺。Clinsulf工艺要求酸性气中H2S浓度17%，反应机理与Claus工艺相同，但反应在200350下进行，优点是设备少，流程简单，同时可简化净化脱硫工段的流程，可在不浓缩的双塔流程中把酸性气送到硫回收工段，缺点是因有专利费和基础设计费，投资较高。Claus硫回收要求酸性气浓度大于25%，H2S燃烧反应在11501300下进行，高温设备较多，流程比Clinsulf工艺复杂，但因国内技术比较成熟，且*甲醇工程酸性气浓度为30%左右，并有多年的Claus硫回收的操作经验，所以本工程选用Claus硫回收工艺。设计和操作适当的Claus硫回收装置，即使使用最佳化再热方法和四级转化器，由于受到这个方法所依据的化学反应平衡关系的阻碍，硫回收率仅9397%，尾气中硫含量高达12%（二氧化硫和硫化氢），比允许排放标准高约100倍。如果直接燃烧排放，既浪费了大量硫资源，也污染了环境，因此，必须对尾气进一步净化利用。Claus尾气净化有30多种工艺流程，大致分为四类：（1）低温Claus工艺（Sulfreen、CBA法等）；（2）还原-吸收工艺（例如Scot尾气处理工艺）；（3）选择性直接催化氧化工艺（Superclaus、Selectox）；（4）氧化-吸收工艺。其中，应用较广的是Scot和Superclaus工艺。还原吸收尾气处理工艺脱硫效率高，Claus+还原吸收尾气处理工艺总硫回收率高达99.9%，净化后的尾气中H2S0.30.75mg/L，SO2含量0.57mg/L，可达排放标准。还原吸收尾气处理工艺操作弹性大，工艺可靠，设备简单。自从1972年第一套还原吸收装置在工业上应用以来，现在已有许多套这样的装置在运行。我国*齐鲁石化总公司炼油厂于1982年建成我国第一套还原吸收脱硫装置。国内已有多套还原吸收尾气处理装置，技术比较成熟，因此，本工程采用还原吸收尾气处理工艺。4.1.5 甲醇装置方案的确定4.1.5.1 甲醇合成本装置采用国际上先进的低压甲醇合成技术，合成塔采用华东理工大学专利技术绝热等温甲醇合成反应器。4.1.5.2 甲醇精馏甲醇精馏采用节能型三塔精馏。浮阀塔体积大、塔高度高，操作弹性小；规整填料塔塔径可以比浮阀塔缩小1/3到一半，塔高降低1/3，而且完全能够满足45%115%的操作弹性变化，同时消耗也降低,所以本项目采用规整填料塔。规整填料塔不足之处是一次性投资较高。4.1.6 氨吸收制冷以氨为制冷介质的制冷方法有氨吸收制冷和氨压缩制冷两种方法。压缩制冷主要是消耗电能或中压蒸汽，而吸收制冷主要消耗是低位能余热。氨吸收制冷总能耗虽比压缩制冷能耗稍高。但其有效利用了变换工段低位热能，同时节省了变换工段大量的冷却水，因此该方法比压缩制冷要经济得多。另外：氨吸收制冷具有：（1）设备简单，除氨水泵均为静止设备，可露天安装，维修工作量小。（2）操作弹性大，可在设计负荷30115%范围操作。二、原材料及产品的主要技术规格1、进工段的气氨为-15，压力为0.22MPa2、出工段的液氨（1）17 1.7MPa(A) 纯度99.8%4.1.7 发电方案的确定本项目采用的是以煤气为源头的化工发电联产系统，发电部分是以中热值煤气为燃料的燃气蒸汽联合循环系统。煤气联合循环发电是高效洁净煤利用技术，它在充分利用高硫煤后仍保持非常低的污染，而且可以获得高的热利用效率，低的发电成本和少的用水量。总之，在煤炭利用技术上，化工发电联产系统具有明显的优势，是近几年来，国际上快速发展的一项新技术。发电组成单元如下：1、1台燃气轮机是选用南京汽轮机厂生产的6B机组，原烧天然气功率为36000kW，改烧中热值合成气可达到41000kW，压比12，燃气轮机进口温度1120，流量46831Nm3/h，排气温度565，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。2、1台余热锅炉选用杭州锅炉厂生产的Q370/579-74-3.82/435，蒸汽压力3.82MPa，蒸汽过热温度435，蒸汽量78t/h。3、1台蒸汽轮机选用上海汽轮机厂生产的N25-3.43-8凝汽式汽轮机，蒸汽压力3.43MPa，蒸汽过热温度435，排气压力5.84kPa，额定功率25000kW，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。4、1台膨胀轮机选用3.55MPa（净化后合成气压力），膨胀到1.216MPa（燃气轮机燃烧室进口压力），功率1370kW，发电机转速3000 rpm，发电机输出电压6.3kV。5、1台蒸汽轮机选用上海汽轮机厂生产的C12-3.43/0.981型汽轮机，蒸汽压力3.43MPa，蒸汽过热温度435，排气压力3.95kPa，额定功率12000kW，发电机转速3000rpm，发电机输出电压6.3kV。根据发电部分和化工可利用热量综合计算后，本系统可达到以下指标：1、燃气蒸汽联合循环发电系统发电量62.29MW，发电效率38%；其中燃气轮机发电41MW，蒸汽轮机发电25MW，膨胀轮机发电1.37MW。2、管网补充蒸汽发电系统发电量12MW，发电效率26%。3、系统总发电量79.37MW。4.1.8 进口设备说明本工程需引进的设备如下：（1）空分装置中的高低压组合换热器、带增压机的低温透平膨胀机、低温泵、低温阀门和气体调节阀及主要仪表，DCS系统和分析仪表等部分设备及材料，约需外汇598万美元。（2）气化装置中的2台煤浆给料泵等部分设备材料、关键仪表阀门及总控制室DCS系统。约需外汇215万美元。4.2 工艺流程和消耗定额4.2.1 全厂总工艺流程图及装置工艺流程说明4.2.1.1 全厂总工艺流程图和物料平衡表4.2.1.2 空分装置工艺流程简述空分装置组成：生产装置由空气的过滤和压缩、预冷和前端净化、冷量制取和空气精馏等工序组成。生产辅助设施包括生产办公室、主控制室、机器控制室、电气室、变压器室、钳工室、分析间和气瓶室等。 （1）压缩、预冷和前端净化从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.6MPa(G)进入空气压缩机后冷器，经循环水冷却后进入空冷塔。压缩后的空气在空冷塔中与低温水直接接触冷却后进入空气纯化器。该低温水先在水冷塔中被出冷箱的污氮降温，再经冷冻水泵送入氨换热器冷却至约10后进入空冷塔进行使用。空冷塔为填料塔，顶部设有除雾器。从空冷塔出口出来的约14的空气通过由两台充填氧化铝和分子筛的空气纯化器所组成的一个吸附水、二氧化碳和碳氢化合物的吸附系统。这两台空气纯化器交替运行：当一台在运行的时候，另一台被来自冷箱的污氮再生。在吸附剂加热再生阶段，常规再生时，污氮气在一再生加热器中用蒸汽加热至约150后送到吸附器；必要时可用蒸汽加热器和特殊再生加热器加热至290进行特殊再生。（2）空气精馏净化后的空气主气流直接进入冷箱，这部分气体先在主换热器的低压部分与从上塔即脱氮塔出来的气态产品进行对流热交换而冷却至接近于露点。这股气流然后进入下塔即中压塔底部作首次分离。上升气体和下降液体接触后氮的含量升高。所需回流液来自中压精馏塔顶部的主冷凝蒸发器，在此低压塔底部的液氧蒸发，中压塔顶部的氮气冷凝得到液氮。另一部分净化空气送入透平增压机经压缩增压至0.8MPa(G)后进入冷箱，在主换热器中冷却，然后经透平膨胀机膨胀后进入低压精馏塔。其余的净化空气进入空气增压机中压缩至约7MPa（G），并经空气增压机后冷器冷却后进入冷箱的主换热器的高压部分冷却，从空气增压机出来的空气经一膨胀阀的膨胀作为液体回流液进入中压塔。这股高压空气在主换热器中与精馏塔出来的高压液氧换热，使液氧气化成气体产品。从上到下，中压精馏塔产出如下产品： 纯液氮回流液 低纯氮回流液 含38%40%氧的 “富氧液空”低纯氮回流液在过冷器中过冷后，用作低压精馏塔的回流液。富氧液空在过冷器中被过冷后送入上塔参与精馏，纯液氮在过冷器中过冷后送入纯氮塔作回流液。过冷器的冷源为来自纯氮塔的纯氮气和来自低压塔的污氮气。低压塔（T6704）产生如下产品： 底部产生液氧 顶部产生污氮从低压塔的底部抽出液氧。液氧通过高压液氧泵增压至6.42MPa(G)后进入主换热器，在其中被气化并复热至大气温度作为产品高压氧气送出。顶部的污氮送入过冷器以过冷来自中压精馏塔的液体，然后进入主换热器复热至大气温度，然后分成两路，其中一路用于对空气纯化器中的分子筛进行再生，另一股进入水冷塔用于冷冻水的降温。纯氮塔顶部得到高纯度低压氮气。该气氮送入过冷器以过冷来自中压塔的液体，然后进入主换热器复热至大气温度，一部分再送入鼓风机中压缩至0.03MPa(G)后作为产品低压氮气送往净化车间。另一部分送往老厂氮气压缩机加压到2.5MPa后，送回氮气球罐缓冲后作全厂公用氮气。4.2.1.3 气化装置工艺流程简述粉煤从贮料槽送出，经称量给料机计量进入煤磨机，与一定的水混合磨成一定粒度分布的约65(wt)%浓度的煤浆。煤浆经煤磨机出口滚筒筛去除大颗粒，合格的煤浆进入煤磨机出料槽由煤磨机出料槽泵打至煤浆槽，再分别经2台高压煤浆泵升压至7.0MPa进入两两对置工艺烧嘴。从外管引来的高压氧气，分为两股进行气化炉安全控制后分四股等量进入两两对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉内在4.0MPa，1350的反应条件下生产煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气在混合器中与黑水混合后再经旋风分离器和洗涤塔二级洗涤除尘，温度约216，压力3.6MPa(G)、水蒸汽/干气约1.4送至变换工序。熔渣被激冷固化后，由激冷室底部进入破渣机，将大块渣破碎，破碎以后的渣进入锁斗，定期排放渣池，再由渣池中的捞渣机，将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵送至真空闪蒸罐。由洗涤塔排出的洗涤水经洗涤塔循环泵后分成三路，一路去混合器做为洗涤水；一路去气化炉的激冷室做为激冷水，另一路作为洗涤塔循环水。出气化炉，洗涤塔，旋风分离器的黑水减压后进入蒸发热水塔下部，闪蒸水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入真空闪蒸罐进一步闪蒸，经两级闪蒸后的黑水，经沉降槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约20%，由沉降槽底部排出，经沉降槽底流泵送界区外沉降处理。沉降槽上部溢流清液自流至灰水槽，灰水槽中的灰水经低压灰水泵后分成几部分，一部分锁斗冲洗水冷却器冷却后，送至锁斗冲洗水罐做为锁斗的冲洗水，另一部分送至蒸发热水塔上部，其它送去渣池及废水处理。蒸发热水塔下部的闪蒸气进入热水部上部直接与灰水换热冷凝后，再经中压闪蒸罐顶最终冷凝器用水冷却后，进入酸性气分离罐，分离后的气体去火炬放空，分离后的冷凝液返回灰水槽使用。在蒸发热水塔加热的灰水经高温热水泵进入洗涤塔做为系统补充水循环使用。洗涤塔不足的洗涤水由变换来的工艺冷凝液和脱盐水补充。真空闪蒸罐顶的闪蒸气经真空闪蒸冷凝器用水冷却后，送至真空闪蒸分离罐，分离后的气体经真空泵和真空泵分离罐后放空，真空闪蒸分离罐分离的冷凝液自流入灰水槽使用。4.2.1.4 净化装置工艺流程简述（1）变换由气化送来的压力3.8MPa(A)，温度216，汽气比约为1.40半水煤气经煤气水分离器（V1）先分离掉由气化工段带来的固体颗粒及冷凝液，而后进入变换换热器（E1）温度升高至240，再经预变换炉（R1）除去微小颗粒后进入有机硫水解槽将气体中的有机硫转化成易脱除的无机硫（H2S）。然后气体分为三股：第一股气体（约占总量的49）(下称为发电气)，进入低压废热锅炉（E2B）产生0.4MPa(G)的低压饱和蒸汽，再进入第一水分离器（V2B）分离出冷凝液后去NHD脱硫煮沸器及氨吸收制冷蒸馏塔再沸器，分离出冷凝液后依次进入锅炉给水加热器（E4B）脱盐水加热器（E5B）水冷却器（E6B）分离出冷凝水后温度降至40oC后去脱硫脱碳系统，最后去发电系统。第二股气体(约占总量的24%)进入变换炉（R3），变换炉分上下两段，炉内装有两段耐硫变换触媒，出变换炉气体CO含量为4%（干），温度为413左右，进入中压废热锅炉（E2），生产2.5MPa(A)中压蒸汽送出本工段，使变换气温度降至240，与第三股气体(约占总量的27%)混合，混合气体进入低压废热锅炉（E4A），生产0.4MPa(A)低压蒸汽，经第一分离器(V1A)分离出冷凝液后去NHD脱硫煮沸器及氨吸收制冷蒸馏塔再沸器，分离出冷凝液后依次进入锅炉给水加热器（E4A）脱盐水加热器（E5A）水冷却器（E6A）分离出冷凝后温度降至40oC后去脱硫脱碳系统，最后去甲醇合成。第二水分离器（V3A）后设置在线分析用以调节第三股气体的流量，使出第二水分离器出口气体中CO含量约为19（干基）。各分离器分离出的冷凝液（含NHD及氨吸收制冷工段来自的冷凝液）分二股进入冷凝液闪蒸塔（T1），冷凝液闪蒸塔分三部分：底部为闪蒸槽，中部为填料段，顶部为冷凝器，冷凝液闪蒸塔的压力为0.3MPa(A)。第二水分离器（V3A/B）来的冷凝液混合后温度为40进入冷凝液闪蒸塔的填料上部，其余为混合为第二股冷凝液温度约为175进入冷凝液闪蒸塔下部闪蒸段。冷凝液闪蒸塔底排出的冷凝液经泵（P1A/B）送至气化工段，经冷凝器冷凝至50塔顶排出的解析气送至净化火炬系统焚烧。脱盐水站来的脱盐水进入脱盐水加热器（E5A/B）与变换气换热温度升至95，一部分送锅炉房，另一部分进入除氧器（V5）脱氧，除氧槽用本工段产生的低压蒸汽吹入脱氧槽，脱氧后的脱氧水经泵（P3A/B）送出至锅炉给水加热器（E4A/B），一部分经中压锅炉给水泵（P2A/B）送至中压废热锅炉（E2），生产2.5MPa(A)中压蒸汽；另一部分直接送至低压废热锅炉（E3A/B）产生0.5MPa(A)的蒸汽。触媒的升温、硫化在0.15MPa(A)下进行，氮气由氮气循环风机送入电加热炉（Y1），升温至预定温度后去开工管线，加热催化剂床层。从各设备返回的氮气经氮气冷却器（E7）降温至40，氮气水分离器（V6）分离出水后进入氮气循环风机循环使用。耐硫变换触媒所用的CS2是利用带压氮气通入二硫化碳储槽（V4）加压，二硫化碳液体经计量进入循环氮气管道，在热氮气中加入CS2，控制其含量来进行的。（2）NHD脱硫脱碳从变换工段来的水煤气被从水煤气脱硫塔顶部出来的气体冷却到13，进入水煤气脱硫塔，与NHD溶液逆向接触，除去气体中的H2S，然后从水煤气脱硫塔顶出来，和水煤气换热后去发电工段。从水煤气脱硫塔底部出来的脱硫富液进入溶液过滤器与从变换气脱硫塔的脱硫富液汇合。来自变换工段的变换气与经闪蒸气水冷器冷却的闪蒸气混合，首先在气体换热器中与CO2气和净化气进行换热，冷却至15，进入变换气脱硫塔，在脱硫塔中与自上而下的NHD溶液逆流接触，将气体中的H2S吸收，脱硫塔顶部出口的气体进入脱碳塔，在脱碳塔中与NHD溶液逆流接触，将气体中的CO2吸收，得到的净化气与脱硫贫液在脱碳塔上部逆流接触，从脱碳塔顶出来，该气体经过气体换热器回收冷量后分为两部分，一部分进入气提气压缩机，压缩后进入浓缩塔；另一部分净化气在水解槽预热器预热至80，进入水解槽和精脱硫槽脱除净化气中微量的COS和H2S，再用循环水冷却到40，送到甲醇合成工段。从脱硫塔底出来的脱硫富液经溶液过滤器、富液泵，然后与来自再生塔的贫液分别在贫富液换热器I和贫富液换热器II换热后进入浓缩塔上部，与进入塔中下部的净化气提气逆流接触，富液中的一部分CO2被气提气带走，浓缩塔顶出来气体与经脱硫压缩机压缩的闪蒸气混合，被闪蒸气水冷器I冷却后与变换气混合进入气体换热器。气提后的富液从浓缩塔底部出来，经水力透平回收能量，减压送入脱硫高压闪蒸槽，将富液中的CO2及部分H2闪蒸出来，高压闪蒸气经脱硫闪压机提压后，与浓缩塔顶气体汇合。脱硫高压闪蒸液进入再生塔上部，再生塔底部设有变换气煮沸器加热，使NHD溶液中溶解的气体由于溶液温度升高、压力降低而完全解吸出来，塔底得到精制的贫液，再经过贫富液换热器II、脱硫贫液泵I、贫富液换热器I、贫液氨冷器I进入脱碳塔上部与经过脱碳后的净化气接触，使贫液吸收气体中的CO2，然后从脱碳塔中上部出来，由脱硫贫液泵II进入脱硫塔上部；再生塔顶出来的酸性气体经水冷器冷却，分离后送到硫回收工段。从脱碳塔底部出来的脱碳富液用水力透平回收能量，减压后送入脱碳高压闪蒸槽，高压闪蒸气与脱硫高压闪蒸气混合进入脱硫压缩机；高压闪蒸液减压后进入气提塔顶上的脱碳低压闪蒸槽，闪蒸气为CO2气体，在气体换热器中回收冷量后放空。低压闪蒸液进入气提塔上部，与塔下部的气提氮气逆流接触，从而使溶液中溶解的CO2完成气提出来，在塔底得到脱碳贫液，经过贫液氨冷器II后，由贫液泵升压进入脱碳塔。（3）硫回收来自脱硫工段酸性气进入酸性气燃烧炉，与按一定比例配入的空气和燃料气混合燃烧，炉内发生H2S部分氧化反应：H2S + 3/2 O2 SO2 + H2O + Q1H2S + 1/2 SO2 H2O + 3/4 S2 + Q2出炉后的混合气经废热锅炉降温,进入一级冷凝器冷却，在此分离出液硫。从一级冷凝器出来的气体与酸性气燃烧炉出口气体高温掺合提温进入一级Claus转化器进行催化转化反应。主要反应为：2 H2S + SO2 3/2 S2 + 2H2O + Q反应后的气体进入二级冷凝器回收硫磺，而后转化气与酸性气燃烧炉出口气体高温掺合提温进入二级Claus转化器，再次进行催化转化反应后进入三级冷凝器降温回收流态硫。Claus尾气配入一定量的氢气，再经过加氢气预热器提温后进入Scot加氢反应器，将除H2S以外的硫化物都转化为H2S。加氢反应器出口气体进入蒸汽发生器冷却再进入急冷塔。急冷塔急冷后气体去吸收塔吸收大部分H2S和部分CO2。吸收H2S和部分CO2后的贫胺液通过与再生塔塔釜来得富胺液换热后进入再生塔，再生塔顶的气体通过塔顶酸性气冷却器冷却，除去水和部分胺再返回酸性气燃烧炉进行Claus转化。吸收塔顶吸收掉大部分H2S和部分CO2后的尾气去尾气焚烧炉，配入适量的空气和燃料气进行高温焚烧，使H2S全部转化为SO2。焚烧气经加氢气预热器和尾气废锅将烟气冷却后通过烟窗高空排放。从冷凝器分离下来的液体硫磺靠位差流入液硫封，再从液硫封流入液硫贮槽，利用液硫泵将硫磺打到高位液硫槽，液硫从高位液硫槽进入硫磺成型机进行块状成型，再包装成袋出售。本装置接收到从变换工段送来的中压锅炉给水在废热锅炉产2.4MPa(G)中压蒸汽送入管网。从变换送来的低压锅炉给水在冷凝器中产0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套和管道伴热用。4.2.1.5 甲醇装置工艺流程简述（1）甲醇合成来自脱碳装置新鲜合成气进入甲醇合成气压缩机压缩至5.14MPa，循环气亦压缩至5.14MPa，新鲜气和循环气机外混合后进入入塔气预热器，被加热至225进入甲醇合成塔内。甲醇合成塔为绝热等温反应器，管内装甲醇合成催化剂。管外为沸腾锅炉水。在合成塔列管中，甲醇合成气在催化剂的作用下发生如下反应：（1） CO+2H2 = CH3OH+Q（2） CO2+3H2 = CH3OH+H2O+Q反应放出大量的热，通过管壁传给沸腾水，产生约2.53.9MPa的中压蒸汽，此蒸汽送至蒸汽管网。由于付产蒸汽确保了合成塔内反应温度趋于恒定，而且反应温度的变化可以由付产蒸汽的压力灵活调节。从合成塔出来的反应气约255，甲醇含量约为6%（V%），经入塔气预热器、脱盐水加热器、甲醇水冷器冷却至40左右进入甲醇分离器，粗甲醇在此被分离，再经甲醇膨胀槽减压到0.4MPa后送到甲醇精馏装置。分离后的循环气和合成新鲜气按比例混合后升压送至合成塔继续进行转化反应。（2）甲醇精馏从甲醇合成来的0.4MPa、40的粗甲醇经泵送至预精馏塔的中部，此塔的再沸器以0.4MPa蒸汽加热，低沸点杂质如微量二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料气，回收的甲醇液经预塔回流泵作为该塔回流液。预塔塔底液经加压塔进料泵送入加压精馏塔中。加压精馏塔再沸器用1.0MPa的低压蒸汽做热源。加压塔操作压力为0.6MPa，塔顶排出的甲醇气体为122，经冷凝器/再沸器冷凝后，一部分精甲醇经加压塔回流泵打回本塔作为回流液，另一部分经冷却器冷却后作为产品精甲醇进入精甲醇计量槽中。加压塔塔底液进入常压精馏塔中进一步精馏。此精馏塔再沸器以加压塔顶排出的精甲醇气作为热源。塔顶排出精甲醇气压力0.13MPa，温度约67，经常压塔冷凝器冷凝冷却后一部分回流至本塔，另一部分打到精甲醇计量槽贮存。产品精甲醇由精甲醇计量槽经精甲醇泵送至甲醇罐区。为防止粗甲醇中甲酸、二氧化碳腐蚀设备，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节精甲醇溶液的PH值。甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去燃烧气系统。由常压精馏塔底排出的精馏残液经废水冷却器冷却至40后，由废水泵打到生化处理装置。4.2.1.6 氨吸收制冷由NHD脱硫脱碳工段来的气氨进入吸收器，被由溶液热交换器来的稀氨水溶液吸收为浓氨水。经溶液热交换器换热到116进入精馏塔中部，进行精馏。气氨经塔上部的回流冷凝器，进入氨冷凝器，冷凝为液氨，进入液氨贮槽。送到用户。浓氨水经提馏段进入立式、膜式发生器，蒸出气氨及稀氨水混合液，进入精馏塔进行精馏。稀氨水由塔底出来进入溶液热交换器。4.2.1.7 发电流程简述来自气化的水煤气经有机硫水解槽水解有机硫后，经废热锅炉、煮沸器回收热量后，再经氨吸收制冷发生器冷却后送入脱硫系统，为降低设备投资，减少占地，煤气脱硫系统只设脱硫塔，其溶液的再生是与甲醇变换气脱硫共用一套再生系统。煤气经脱硫后进入膨胀机发电,再进入燃气轮机进行发电，烟道气直入余热锅炉产生蒸汽回收热量，蒸汽带动汽轮机发电。4.2.2 原材料、辅助材料和燃料、动力消耗定额4.2.2.1 甲醇消耗定额（以吨精甲醇产品计）序号名 称单位定额年总耗备 注一原材料1原料煤（干煤）吨1.414169713.93含水7%2分子筛kg0.0546536.163有机硫水解催化剂m30.000078.04变换催化剂m30.00013215.95NHD溶液kg0.40461526水解催化剂m30.000111.257精脱硫催化剂m30.0001517.58Claus催化剂m30.000044.89加氢催化剂m30.000033.810氨kg0.02244811甲醇合成催化剂m30.000111.512固体氢氧化钠kg0.07842496%二燃料及动力1循环冷却水（t=10）m3493592891202新鲜水m30.58708703脱盐水m33.441241640.41.0MPa饱和蒸汽t0.9010856952.5MPa饱和蒸汽t-1.396-167553.5063.9MPa过热蒸汽t2.22566087电Kwh203212514508硫磺t-0.04-52149燃料气Nm3-196.10-235367064.2.3.2 发电消耗定额（以万kW发电量计）序号名 称单位定额年总耗备 注一原材料1原料煤（干煤）吨2.73156010含水7%2分子筛kg0.1163293有机硫水解催化剂m30.000147.84Claus催化剂m30.00014.75NHD溶液kg0.428228246加氢催化剂m30.000041.97氨kg0.0211224二燃料及动力1循环冷却水（t=10）m31537878500802新鲜水m31.196680903脱盐水m321.14116943140.41.0MPa饱和蒸汽t-3.13-17886852.5MPa饱和蒸汽t-2.30-131436.763.9MPa过热蒸汽t12.14693792电Kwh269.3153895687硫磺t-0.083-47434.3 自控技术方案4.3.1 设计依据、采用的标准规范4.3.1.1 石油化工装置可行性设计内容规定STE05-203-97。4.3.1.2 化工过程检测、控制系统设计符号统一规定HGJ7-87。4.3.1.3 化工自控设计技术规定CD50A3-81，第一、第二分册CDSOA422-84。4.3.1.4 化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定HGJ21-89。4.3.1.5 分散控制系统工程设计规定HG/T20573-95。4.3.2 设计范围本项目是在予可行性研究报告基础上进行设计的。其内容包括：气化、净化、甲醇、锅炉、燃气发电、空分、空压站及全厂的公用工程等装置的过程控制部分。4.3.3 自动化水平根据工艺生产过程的需要，在控制上采用了集中和就地相结合的方案。即重要的工艺参数集中在控制室进行指示、报警、控制和操作，非重要的工艺参数于就地指示。主要控制室采用集散控制系统进行监控，辅助控制室以电动仪表为主。本工程新建加压水煤浆气化、净化装置由于工艺过程要求高，在高温、高压、易燃、易爆的恶劣环境下操作，为保证操作可靠、安全降低能源之目的，必须采用先进可靠