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1、低温甲醇洗操作法 一、 生产工艺原理 一氧化碳变换后的变换气中含有氨合成反应所需的H2、N2外，还含有一氧化碳、二氧化碳、硫化氢、硫氧化碳等成份。这些氧化物和硫化物既是氨合成触媒的毒物，同时CO2又是生产联碱的原料，而一氧化碳、硫化物又可进一步回收利用，需要对它们分别脱除回收。 根据我厂整个工艺的设置，采用低温甲醇洗涤法脱除变换气中的CO2、H2S、COS，将脱除掉的合格CO2送联碱，同时将再生出的H2S送硫回收和变换系统。低温甲醇洗是一种物理吸收法，在低温、高压下在吸收塔中完成甲醇对CO2、H2S、COS的吸收，吸收了CO2、H2S、COS的甲醇溶液经过节流降压，释放出CO2，再在
2、热态下将H2S从甲醇溶液中解析出来，再生好的甲醇重复吸收。系统需要的冷量来自冰机以及吸收了CO2和H2S的高压甲醇溶液的节流膨胀和各水冷器。 二、 生产工艺流程叙述 1、原料气的冷却 从变换来的压力3.0MPa、温度40℃、含H252.8%、N26.4%、CO240.4%、CO0.3%、H2S+COS1400PPm，水份0.25%（饱和水）的变换气106310Nm3/h和 C01压缩机出来经E02水冷到38℃、压力3.0MPa的闪蒸气1263Nm3/h混合进入低温甲醇洗装置。由于洗涤是在低温下进行的，为防止气体中所带的水份因冷却结冰造成管道和设备的堵塞，因此在变换气冷却前要喷入740Kg
3、/h、温度 38℃、压力4.0MPa的甲醇以捕集变换气中的水份，使甲醇水溶液的冰点降低。变换气进入E01挠管式换热器，被三股冷气体冷却到-26℃、压力2.96MPa后进入D01分离器，出D01分离器的干燥的原料气进入甲醇洗涤塔T01。 2、原料气中CO2、H2S等组分的脱除 甲醇洗涤塔T01分为两段，上塔的主要任务是脱除CO2及下塔未除净的H2S，由于甲醇对CO2的溶解度很大，虽然CO2的溶解热很小，但溶液温升仍很大，当温度升高时，CO2在甲醇中的溶解度会减少，不利于吸收，因此必须降低溶液温度，上塔又分为粗洗、主洗和精洗三段，加上下塔H2S吸收段共四段，进入甲醇洗涤塔T01的气体经过四段洗
4、涤后，出塔气中CO2<20PPm、H2S+COS<0.1PPm、温度-54℃、压力2.87MPa、含H288%、N210%、CO0.56%、Ar0.23%、气量62879Nm3/h的净化气经E03复热到-36.7℃、压力2.80MPa，并经挠管式换热器E01进一步回收冷量后，气体温度升到30℃、压力2.80MPa送甲烷化。 进入甲醇洗涤塔顶部的温度-54℃、压力2.87MPa的203t/h精甲醇经第四段洗涤CO2后溶液温度升高到-21℃，为保证甲醇溶液的吸收能力，将239t/h溶液引入氨泠器E05冷却到-35℃后进入第三段继续吸收CO2，溶液的温度又升高到-22℃，将甲醇溶液259t/h引入
5、挠管式换热器E06冷却到-38℃后送到第二段继续吸收CO2，经第二段吸收后,溶液温度又升高到-21℃，由于甲醇对H2S的选择性吸收能力比CO2 要大得多，因此将第二段出来的已吸收了CO2的温度-21℃、285t/h的甲醇溶液中的128t/h返回到第一段去吸收H2S。 3、富液的闪蒸及H2回收 出T01上塔底部的-21℃富CO2甲醇液，128t/h进入下塔脱除原料气中的H2S，另外的157t/h甲醇经挠管式换热器E07冷却到-32℃，并经氨冷器E04进一步冷却到-35℃，减压到1.0MPa后进入闪发罐D03闪蒸出溶液中的H2，闪蒸气696Nm3/h送入D04，闪蒸后的温度-35℃、压力1.0
6、MPa、156t/h的富含CO2的甲醇溶液经减压节流至0.19MPa，温度降至-55℃后进入CO2再生塔T02上段顶部，出甲醇洗涤塔T01底部的温度-20℃、压力2.96MPa、流量132t/h的富含CO2、H2S等的甲醇溶液经挠管式换热器E07冷却到-32℃，并经E03用净化气进一步冷却到-36℃，减压到1.0MPa后进入闪发罐D04，D03闪蒸出来的气体和D04闪蒸出的气体汇合后经C01压缩机压缩和E02水冷后含H229%、CO263%、气量1263Nm3/h，压力3.03MPa的气体与变换送来的原料气混合并经喷淋甲醇捕集水份后进入E01，D04闪蒸后的溶液经减压节流至0.2MPa，温度降
7、至-56℃，流量118t/h进入T02塔上段中部(由于H2在甲醇溶液中的逆溶解性,即温度降低,溶解度减小,因此要降温才能闪蒸出更多的H2，H2闪蒸出来后一是提高了原料的利用率，二是提高了CO2纯度)。 4、CO2的解析和H2S的浓缩 一般一座甲醇洗涤塔就可以将原料气中CO2和H2S洗涤干净，应该说洗涤过程是简单的，可是溶液的再生相当复杂，溶液再生时一是要获得一定数量的高纯度的CO2，二是要将H2S浓缩到一定浓度以满足硫回收装置的要求。因此再生系统一般设有CO2再生塔、N2气提塔（又叫H2S浓缩塔）、甲醇再生塔和甲醇--水分离塔。 T02塔分为上、下两段，上段是CO2再生塔，下段是氮气气提
8、塔，上、下两段完全隔开，从D03送入T02上段顶部的无硫甲醇溶液经减压解析出CO2后的温度-55℃、压力0.19MPa的139t/h甲醇溶液由于不含H2S，将其中的97t/h送入上塔去吸收解吸的CO2气体的H2S，以确保产品CO2气中的H2S+COS的含量<20PPm，另外的42t/h送往下塔氮气气提塔，用来吸收气提尾气中的H2S，以确保尾气中的H2S+COS的含量<5PPm，上塔解析出CO2气后温度-54℃、压力0.21MPa的215t/h的甲醇溶液送入下塔上部用N2气提，上塔底部的222t/h、温度-31℃、压力0.21MPa的甲醇溶液送往下塔。 仅仅靠减压再生出的CO2气量远远不能满足
9、联碱生产所需的气量30000Nm3/h，还必须采用加热的方法，即热再生，因此从下塔中部抽出250t/h，温度-59℃、压力0.29MPa的溶液经P01泵加压至0.7MPa经E08加热到-43℃并减压到0.46MPa后进入挠式换热器E06与T01三段出来的甲醇溶液换热，温度升至-40℃后进入D02闪发罐闪蒸出9615Nm3/h的CO2。这一部分温度-40℃、压力0.21MPa的CO2直接送往T02塔上段下部，D02闪蒸出的温度-40℃、压力0.215MPa的230t/h甲醇溶液经P02泵加压到0.67MPa后进入挠管式换热器E07与T01塔一、二段出来的溶液换热后，温度升到-26℃、压力0.38
10、MPa送入上塔底部，经过减压和加热再生，从T02塔顶部出来的CO2气量为32616Nm3/h、温度-55℃、压力0.19MPa送往E01挠管式换热器复热到30℃后送CO2水洗。由于从上塔顶部分流出97t/h甲醇洗涤CO2气中的H2S，因此产品CO2气中的H2S+COS<20PPm。 出T02塔下段底部的富含H2S的甲醇溶液温度-37℃、压力0.2MPa、流量214t/h经P03泵加至1.12MPa后经F01过滤器过滤，挠管式换热器E09加热到0.93℃，经E20加热到29℃，并减压节流至0.22MPa、26℃后进入氮气气提塔T06，经减压后闪蒸出的3183Nm3/h二氧化碳气送往T02塔上塔
11、底部。气提采用空分送来的压力0.4MPa、温度40℃的氮气，900Nm3/h从T06塔底通入，另外1500Nm3/h的N2送往T02下塔底部气提，出T06塔的气提气送往T02塔的下塔底部作为气提气。 5、甲醇溶液的再生和富H2S气体的获得 出T06气提后的温度24℃、压力0.22MPa的204t/h甲醇溶液经泵P05加压到1.2MPa并经换热器E10加热到温度80℃,压力1.05MPa，减压节流至0.29MPa，79℃后进入甲醇再生塔T03的上部，T03塔的塔底采用5.3t/h、温度143℃、压力0.4MPa的饱和蒸汽通过煮沸器E12加热，出T03温度96℃的精甲醇溶液经E10冷却到43℃
12、后进入贫甲醇贮罐D06，温度43℃、压力0.12MPa的204t/h的精甲醇经P04泵加压到4.2MPa，经E11水冷到38℃，其中的740Kg/h送挠管式换热器E01前喷入变换气中，剩下的203.3t/h经E20冷却至8.3℃，再经E09冷却到-31℃，经氨冷器E13冷却至-36℃，经E08冷却至-54℃，压力2.87MPa进入甲醇洗涤塔T01顶部。出T03塔底部的另一股流体温度96℃、压力0.315MPa的28.5t/h精甲醇经泵P06加压到0.7MPa后经过滤器F02过滤，其中的25.8t/h返回到E10的入口与出T03塔的另一股精甲醇混合并经冷却后去T01，另外的2.7t/h经E18冷
13、却到温度64℃、压力0.47MPa送往甲醇——水分离塔T04作为顶部回流液。 出T03塔顶部的混合气体温度87℃、压力0.29MPa、含CO2、H2S和甲醇蒸汽约3228Nm3/h经水冷器E15水冷到38℃后进入分离器D07，分离出来的甲醇溶液3.7t/h经回流泵P07加压后送往T03塔顶部作回流液，D07分离器出来的气体633Nm3/h以E16冷却到29.8℃，经氨冷器E17冷到-33℃后进分离罐D08，D08分离出来的132Kg/h的甲醇送往T02塔底部与T02塔出口的甲醇混合进泵P03，D08分离出的温度-33℃的542Nm3/h含N213%、CO270%、H2S16%的气体经E16加
14、热到30℃后，其中的244Nm3/h经压缩机加压后送往变换，另外298Nm3/h送往硫磺回收。 6、甲醇/水分离 从D01分离器底部排出的972Kg/h、温度-26℃的甲醇水溶液经E18预热到64℃，并经减压后进入甲醇—水分离塔T04。 从尾气洗涤塔T05塔底出来的温度14℃，含水99.8%，含甲醇0.11%的洗涤水经泵P08加压至0.65MPa后经E19换热预热至117℃后送往甲醇——水分离塔T04中部，出T04塔顶部的温度96℃、压力0.3MPa的3.5t/h的甲醇蒸汽直接送往T03塔的中部，出T04塔底部的温度138.7℃、压力0.34MPa的1.5t/h的水经E19换热器冷却至4
15、9℃后排放，T04塔的底部采用2.0t/h的175℃、0.9MPa的饱和蒸汽通过煮沸器E14加热。 7、尾气的洗涤 从T02塔下塔顶部出来的-60℃、压力0.16MPa，含N218%、CO281%的尾气12426Nm3/h进入挠管式换热器E01加热至36℃后与2425Nm3/h的CO2放空气一起送往尾气洗涤塔T05底部，用锅炉送来的温度40℃、压力4.8MPa经减压至0.12MPa水洗涤，除去气体中的甲醇，出塔尾气温度16℃、压力0.12MPa，其中含N215%、CO283%，气量15091Nm3/h去放空。 8、新鲜甲醇的补入和废甲醇的回收利用 为保证系统甲醇的需要，本工号设有甲醇贮
16、槽D10和相应的泵P10，D10容积约450m3，供系统补充甲醇之用。当开车充甲醇或正常运行时需向系统补入甲醇时，启动P10将甲醇注入D06或T02塔塔底；工号停车时，可将甲醇排往D10甲醇贮槽。 为了方便检修时各塔和管线设备中的甲醇排放，设有地下甲醇罐D09，容积约10m3，并配有泵P09。 三、 岗位任务 1、 脱除变换气中的CO2、H2S及有机硫杂质，同时也脱除变换气中带入的饱和水，制得CO2＜20ppm；CH3OH＜39ppm；H2S＜0.1ppm的合格净化气送往甲烷化进一步精制净化。 2、 为联碱装置提供合格的CO2原料气，要求达到：CO2≥98.5%（V）；总硫＜20p
17、pm；CH3OH＜20ppm。 3、 浓缩H2S馏分，为变换耐硫触媒的反硫化起抑制作用，并为硫回收提供合格的H2S气体。 四、 岗位管辖范围 1、 塔：T01－T06，共6台。 2、 换热器：E01－E21，共30台 3、 罐及分离器D01－D10，共10台。 4、 泵：P01－P10，共18台。 5、 过滤器：F01，F02，共2台。 6、 循环气压缩机：C01。 上述设备和设备的附属管线、阀门及就地指示仪表等。 五、低温甲醇洗设备、仪表代号 1、塔： T01塔 甲醇洗涤塔 T02塔 CO2再生/气提塔 T03塔 甲醇再生塔
18、 T04塔 甲醇脱水塔 T05塔 尾气洗涤塔 T06塔 气提塔 2、换热器： 水冷器： E02 压缩机后水冷器 E15 酸气水冷器 E11 贫甲醇水冷器 E21 低压氮水冷器 氨冷器： E04 9.0% 富甲醇深冷器 E05 69.4% 甲醇深冷器 E13 19.7% 贫甲醇深冷器 E17 1.6% 酸气深冷器 挠管换热器： E01 供气冷却器
19、 E06 循环甲醇冷却器 E07 甲醇换热器 E09 甲醇冷却器 其它换热器： E03 净化气/甲醇换热器 E08 贫甲醇冷却器 三台 E10 甲醇/甲醇换热器III 四台 E16 酸气换热器 E18 回流冷却器 二台 E20 甲醇/甲醇换热器IV 四台 蒸汽再沸器： E12 T03塔再沸器 0.4MPa蒸汽 E14 T04塔
20、再沸器 0.9MPa蒸汽 板式换热器： E19 洗涤水换热器 3、闪蒸罐、分离罐：（液位及控制阀） D01 变换气/甲醇水分离罐 LIC01 LV01 D02 甲醇闪蒸罐 LIC18 LV18 D03 闪蒸分离器I LIC13 LV13 D04 闪蒸分离器II LIC15 LV15 D05 燃烧器分离器 LIC72
21、 LV72 D06 贫甲醇贮罐 LI40 D07 H2S分离器I LIC49 LV49 D08 H2S分离器II LIC54 LV54 D09 甲醇收集罐 LI63 D10 甲醇贮槽 LI62 4、泵： P01A、B 富甲醇泵I（T02塔甲醇热再生泵） P02A、B 富甲醇泵II（ D02闪蒸罐甲醇泵） P0
22、3A、B 富甲醇泵III（ T02塔底甲醇泵） P04A、B 贫甲醇泵 P05A、B 富甲醇泵I V（T06塔底甲醇泵） P06A、B 热再生回流泵（T03塔底甲醇泵） P07A、B 回流泵（D07甲醇抽往T03上塔回流） P08A、B 洗水泵（T05塔的水抽往T04塔中部） P09 甲醇收集罐泵(D09甲醇收集罐) P10 甲醇贮槽泵(抽D10) 5、过滤器： F01 甲醇过滤器I （T02塔底P03泵后）
23、F02 甲醇过滤器II（T03塔底P06泵后） 6、压缩机： C01 循环气压缩机 六、各主要塔的液位及控制阀： T01（甲醇洗涤塔）： 一层液位 H2S吸收段 LIC03 LV03 二层液位 CO2粗洗段 LIC05 LV05 三层液位 CO2主洗段 LI07 四层液位 CO2精洗段 LI08 T02 （CO2再生/气提塔）： 上塔（CO2再生）： 一层（底部） LIC27 LV27 二层（中部） LIC29
24、 LV29 三层（顶部） LIC31 LV31 下塔（CO2气提） 一层（底部） LIC21 LV21 二层（中部） LIC24 LV24 T03热再生塔： 塔底 LIC44 LV44 T04甲醇脱水塔： 塔底 LIC56 LV56 T05水洗塔 LIC58 LV58 T06气提塔： 上部（顶部） LIC38 LV38 下部（底部） LIC35 LV
25、35 七、设计技术参数 压力控制阀览表 序号 位 号 位 置 1 HIC05 进系统前原料气放空阀 2 PIC03 净化气出E01放空 3 PIC04 A CO2送气阀 B CO2压力调节 4 PIC60 CO2总管压力调节阀 5 PIC14 T05尾气出口放空调节阀 6 PIC35 A 酸气送硫回收 B 酸气放空 7 PIC31 A D06放空阀 B D06保压阀 8 PIC49 A D10保压阀 B D10放空阀 9 PIC08 A D03、D04系统放空阀 B C01回流 10
26、 PI07 中压氮阀（T01前） 11 PV39 低压氮加入酸气、调节酸气压力 安全阀 SV01 T01净化气出口安全阀 SV02 DO3出口去D04闪发气安全阀 SV03 C01出口循环气安全阀 SV04 P02 A出口甲醇安全阀 SV05 P02 B出口甲醇安全阀 SV06 T02上塔出口CO2安全阀 SV07 P01 A出口甲醇安全阀 SV08 P01 B出口甲醇安全阀 SV09 P03 A出口甲醇安全阀 SV10 P03 B出口甲醇安全阀 SV11 F01出口过滤器安全阀
27、SV12 E20壳程出口安全阀 SV13 P05 A出口甲醇安全阀 SV14 P05 B出口甲醇安全阀 SV15 P04 A入口甲醇安全阀排至D06 SV16 P04 B入口甲醇安全阀排至D06 SV17 P04 A最小回流管线上安全阀 SV18 P04 B最小回流管线上安全阀 SV19 D06的压力安全阀 SV20 T03塔顶出口酸气安全阀 SV21 F02出口安全阀 SV22 T04塔顶出口甲醇气安全阀 SV24 气氨总管安全阀 SV25 T02下塔出口尾气安全阀 SV26 出E0
28、8壳程安全阀 SV27 D10压力安全阀 SV28 E10管程出口去T03塔安全阀 置换N2 1、高压N2进T01（在D01之后，T01之前） 2、D06上有保压氮管 3、E15前低压氮管 4、D10保压N2管 5．气提N2进入T06和T02下塔 6．压缩机入口充氮阀 7．D09有保压氮管 泵 名称 台数 介质 密度 Kg/m3 温度 ℃ 进口压力 MPa 出口压力 流量 m3/h 配电功率 KW 米液柱 MPa P01 2 贫甲醇 930 -59.3 0.252 67 0.863 298 90 P
29、02 2 富甲醇 888 -40 0.143 77 0.813 322 110 P03 2 富甲醇 862 -37.6 0.139 125 0.950 312 185 P04 2 贫甲醇 768 43.8 0.024 580 4.391 320 507 P05 2 富甲醇 60 125 0.18 312 185 P06 2 贫甲醇 36 59 1.0 42 15 P07 2 富甲醇 80 70 1.0 9.5 11 P08 2 水 80 1.0
30、 2 1(轴功率) P09 1 污甲醇 -80 98 1.2 10.5 18.5 P10 1 甲醇 70 65 1.2 68 22) 换热器 名称 台数 型式 换热面积m2 热介质 流量Nm3/h 温度变化℃ 冷介质 流量Nm3/h 温度变化℃ E01 1 SWHE 1671.9 变换气 108093 36, -26 净化气 62879 -36.7,30 产品CO2 32626 -55,30 尾 气 12426 -60,30
31、E02 1 TEAM R 水 1.7 t/h 30,38 闪发气 1263 63,38 E03 1 TEAM R 100.8 富甲醇 132 t/h -32,-36 净化气 62879 -54,-36.7 E04 1 TEAM R 70.5 富甲醇 157 t/h -32,-35 液氨 0.719t/h -40l,-40g E05 1 TEAM R 487.3 富甲醇 157 t/h -21,-35 液氨 5.345t/h -40l,-40g E06 1 SWHE 639 富甲醇 259 t/h
32、 -22,-38 富甲醇 250 t/h -43,-40 E07 1 SWHE 528 富甲醇 132 t/h -20,-32 富甲醇 230 t/h -40,-26 富甲醇 157 t/h -21,-32 E08 3 TEAM R 335.8 贫甲醇 203 t/h -36,-54 富甲醇 250 t/h -59,-43 E09 1 SWHE 1102.7 贫甲醇 203 t/h 8.3,-31 富甲醇 213 t/h -37,0.93 E10 4 TEAM R 贫甲醇 204
33、t/h 96,43 富甲醇 204 t/h 24,79 E11 1 TEAM R 贫甲醇 204 t/h 45,38 水 111 t/h 30,38 E12 1 TEAM R 蒸汽 5.3t/h0.4MPa 143 贫甲醇 43 t/h 96,96 E13 1 TEAM R 194.8 贫甲醇 203 t/h -31,-36 液氨 1.516t/h -40l,-40g E14 1 TEAM R 蒸汽 2.0t/h0.9MPa 175 水溶液 9.76t/h 138.7 E15 1 TEAM R
34、 酸气 3228 Nm3/h 87,38 水 137 t/h 30,38 E16 1 TEAM R 9.9 酸气 633 Nm3/h 38,29.8 酸气 542 Nm3/h -33,30 E17 1 TEAM R 11.5 酸气 633 Nm3/h 29.8,-33 液氨 0.122t/h -40l,-40g E18 1 TEAM R 4.1 贫甲醇 2.7 t/h 96,65 水溶液 0.972t/h -26,64 E19 1 TEAM R 水溶液 1.5 t/h 138.7,49 水溶液 1.3
35、t/h 14,117 E20 4 TEAM R 264.3 富甲醇 213.5 t/h 0.93,29 贫甲醇 203t/h 38,0.93 八．各主要控制流量： 序号 代号 名称 正常流量 管径 1 FV05(气开) T01塔一层流量控制 128t/h 10″ 2 FV08(气开) T02塔下塔气提氮量控制 1500Nm3/h 4″ 3 FV09(气开) T02塔顶闪蒸后进上塔下部流量 97t/h 8″ 4 FV14（气开） T06塔气提氮量 900Nm3/h 5 FV17（气开） P04泵流量控制 20
36、4t/h 10″ 6 FV18（气开） T03塔底E12蒸汽流量 5.4t/h 10″ 7 FV22（气开） 酸气返回变换的流量 438kg/h 8 FV25 T03塔出来去T04作回流的流量 2.7t/h 2″ 9 FV26（气开） T04煮沸器E14蒸汽流量 2.0t/h 6″ 10 FV29（气开） T05塔锅炉给水流量 1.5t/h 1″ 11 HV01（气开） 进原料气喷射甲醇量 740kg/h 1/2″ 12 HV04（气开） P04泵从E11去D10的流量 52t/h 6″ 13 HV45（气开） T
37、03-P06-F02返回E10的流量 25.8t/h 3″ 14 HV05 原料气放空阀（E01前） 九、我厂低温甲醇洗设计参数 给气成份： 温度 40℃、压力 3.0MPa H2 52.4%、N2 6.38、CO 0.34、Ar 0.14、CH4 0、CO2 40.41 （40—44）、H2O 0.25% H2S 840VPPm （840—1200）、COS 10VPPm 湿气总量 Nm3/h 106310 干气总量 Nm3/h
38、 106050 其它杂质组份： NH3 < 1VPPm HCN< 2VPPm Ni（CO）4 < 0.2 mg/Nm3 Fe（CO）5 < 0.2 mg/Nm3 气体成份： 净化气 CO2气： 要 求 值 预 期 值 要 求 值 预 期 值 温 度 30 ℃ 温 度 < 40℃ 30 ℃ 压 力 2.8 MPa 2.8 MPa 压 力 > 0.12 MPa 0.135 MPa CO2 < 20 VPPm 10 VPPm CO2 30000Nm3/h 30000
39、Nm3/h H2S+COS < 0.1 VPPm 0.1 VPPm H2S+COS 20 VPPm 约7 VPPm CH3OH 39 VPPm CH3OH 最大240VPPm 流量 62500Nm3/h CO2含量 > 98.5 mol% 约99.5 mol% 尾气成份： H2S+COS ≤20VPPm CH3OH ≤100VPPm 压力 0.11MPa 废水 甲醇含量最大0.3wt% 应用消耗值(生产能力
40、100%)： -40（外部冷却） 3480kw 补充甲醇 45kg/h 0.4MPa蒸汽 7.4t/h 0.9MPa蒸汽 2.55t/h 0.4MPa氮气 2650Nm3/h 十、排污数据 排放名称 流量 温度 压力 成份 酸气排放 （E16中含硫气） 537—706kg/hr 29.6℃ 0.2MPa NH3小于80wtPPm HCN小于250wtPPm 甲醇小于0.2wt% T05中尾气排放 26862—35316kg/hr 16.8℃ 0.11MPa NH3小于0.5wtPPm
41、 HCN小于1wtPPm 甲醇小于35wtPPm H2S+COS小于10wtPPm T04中废水排放 1520kg/hr 49.3℃ 0.29MPa NH2小于0.05g/h 氰化物小于0.1g/h Ni小于0.02g/h 甲醇小于250wtPPm Fe小于0.02g/h 十一、操作规程 （一）、开车 1、 原始开车（大修后开车） 1.1 开车前的准备工作 （1） 原料甲醇贮槽准备好足够的甲醇。 （2） 机、电、仪检修完毕，处于随时可投用状态。 1.2 开车前的检查、确认工作 （1） 确认本工号各盲板位置正确，确认所有临时盲板和过滤器均应拆除。
42、2） 确认本工号内的所有液位、压力和流量仪表导压管根部阀处于开的位置，所有的调节阀及连锁系统动作正常。 （3） 确认系统内所有的工艺阀门处于关闭位置。 （4） 确认公用工程条件具备。 （5） 确认系统内的设备、管线等设施均正确无误。 （6） 氮气置换和干燥。 A、 T01系统置换和干燥 当空分送出N2后，可用T01前充氮阀对T01系统充压（如无中压N2，也可用低压N2进行）。 ① 确认PV03前后截止阀开，将PV03设定为0.4MPaG投自动。 ② 开T01塔前充氮阀，控制充压速率0.1MPaG/3min，将T01塔系统充压至0.4MPaG。 ③ 打开T01、D01底排放阀
43、SV01旁路阀对T01系统进行置换和干燥。 ④ 置换合格，关所有导淋排放阀，将T01充压至0.4MPaG保压。 B、 D03、D04系统置换与干燥 ① 将PV08A设定为0.1～0.2MPa，打开D03、D04充氮阀；打开D03、D04导淋阀进行排放。 ② 在PV08A前导淋处取样分析O2＜0.2%且不含水份时表明D03、D04及其周围管线置换、干燥合格。 ③ 置换完毕，关闭排放阀，系统充压0.1MPaG保压。 C、 T02、T06系统 ① 打开FV08、FV14阀，将PV14设定为0.19MPaG投自动。 ② 气提塔置换完毕，关PV14、打开LV38、LV27将低压氮导入C
44、O2再生。开PV04A、PV60进行置换与干燥置换气提塔。 ③ 分别打开T02、D02导淋排放阀，SV06、SV25、SV11旁路阀进行排放。 ④ 在QE028、QE023处取样分析O2＜0.2%且不含水份时表明置换、干燥合格。T02上段充压0.19MPaG保压；T02下段充压至0.16MPaG保压。 ⑤ 置换完毕，关闭所有的导淋、排放阀。 D、 T03、T04系统 ① 手动打开PV39。 ② 打开PV35B前后截止阀，将PV35B设定为0.25MPaG投自动，开LV35至P05前导淋排放。 ③ 打开HV45及其截止阀，F02前后截止阀。 ④ 打开T03、T04充氮阀充氮。
45、⑤ 通过打开T03、T04、D07、D08导淋排放阀及SV20、SV22旁路进行排放。 ⑥ 在T03底部QE16，T04塔LV56阀前导淋处取样分析，O2＜0.2%且不含水份时表明置换、干燥合格。 ⑦ 置换完毕，关所有排放阀，系统压力充至0.05MPaG保压。 E、 D06系统 ① 打开PV31B前后截止阀，将PV31A设定为0.05MPaG投自动。 ② 打开D06导淋排放。 ③ 在PV31A阀前导淋处取样分析O2＜0.2%且不含水份时表明D06及其周围管线置换、干燥合格。 ④ 置换完毕，关导淋排放阀。压力充至0.05MPaG保压。 泵及周围管线的置换 在系统置换的同时，打开
46、泵的出入口及其周围管线截止阀对泵系统进行置换。 1.3 开车步骤 1.3.1 系统充压 （1） T01塔系统（充压至设计压力，投自动保压） A、 确认下列阀门关闭 ① LV01、LV03、LV05及其截止阀、旁路阀。 ② FV05、FV17及其旁路。 ③ E02出口截止阀及其旁路阀。 ④ 变换进甲醇洗系统入口大阀。 ⑤ 去甲烷化系统的阀门。 ⑥ P04泵出口管线上到甲醇贮槽的阀门HV04（退液用）。 ⑦ 确认T01系统的排放阀关。 B、 确认下列阀门打开 ① PV03前、后截止阀开。将PICA03设定为2.5MPaG投自动。 ② HV01及其截止阀开。 C、 开T
47、01充氮阀，控制充压速率＜0.1MPa/3min。 （2） D03、D04中压系统 A、 确认下列阀门关闭： ① LV03、LV05、LV13、LV15及其截止阀、旁路阀。 ② D03、D04系统所有导淋、排气阀关。 B、 打开PV08A前后截止阀，将PV08A设定为1.0MPaG投自动。 C、 开压缩机入口充氮阀向D03、D04充压。 （3） T02、D02、T06系统 A、 确认下列阀门关闭： ① LV21、LV24、LV27、PV29、LV31、LV54、LV38、LV35及其旁路，PV08A及其旁路，PV04A。 ② T02系统的所有导淋、排放阀关。 B、 微开L
48、V13，将PV60设定为0.19MPaG投自动。 C、 打开FV14阀，将PV14设定为0.16MPaG投自动。 D、 T02上下塔，D02、T06上下段充压 N2 LV13 T02（上） D02 T06上段 N2 FV14 T06下段 T02下段 T06 T03、T04系统 A、 确认下列阀门关闭： PV35A、FV22及其旁路阀 LV44及其旁路阀 LV56及其旁路阀 LV01及其旁路阀 LV58 、LV35、 LV49、 LV5
49、4及其旁路阀 T03、T04系统所有排放、导淋阀 B、 确认下列阀门打开： HV45及其截止阀 FV25前后截止阀 F02前后截止阀 T04顶至T03截止阀 C、 PV39 及前后截止阀。 D、 确认PV35B前后截止阀开，设定PV35B为0.29MPaG。 （4） D06系统 A、 确认下列阀门关闭： 脱盐水进D06截止阀。 D06导淋阀、P04泵出口阀及其导淋阀。 B、 打开PV31A、PV31B截止阀。 C、 将PV31设定为0.05MPaG投自动。 1.3.2 系统充甲醇 确认D10有足够合格甲醇，有关仪表和连锁已投用，T01已充压至2.5MpaG，
50、确认高、中、低系统之间调节阀、截止阀已开。 图2.1列出了充入甲醇大致步骤。详细的步骤如下： 图1.1 贫甲醇贮罐D06 ê 贫甲醇泵P04 ê 甲醇水冷器E11管间 ê 甲醇/甲醇换热器E20管内 ê 甲醇/甲醇换热器E09管内 ê 贫甲醇氨冷器E13 ê 贫甲醇冷却器E08管内 ê 甲醇洗气塔T01 ê ê ê 甲醇/甲醇换热器E07管内 甲醇/甲醇换热器E07管内 ê ê 合成气/甲醇换热器E03管内 贫甲醇冷冻器E04 ê ê 闪蒸气分离器D04 闪蒸气分离器D03 ê ê ê CO2再
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