《煤化工公司低温甲醇洗专题培训讲座PPT.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《煤化工公司低温甲醇洗专题培训讲座PPT.ppt（46页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、低低 温温 甲甲 醇醇 洗洗锡林郭勒盟创源煤化工有限公司锡林郭勒盟创源煤化工有限公司本本 讲讲 主主 要要 内内 容容低温甲醇洗 工 艺 概 述低温甲醇洗 操 作 控 制变换 工 艺 概 述变换工艺 操 作 控 制冷却 工 艺 概 述冷却工艺 操 作 控 制制冷工艺概述制冷工艺操作控制硫回收工艺概述硫回收操作控制低温甲醇洗工艺概述1.气体吸收分类1.1气体吸收主要可分为物理吸收和化学吸收 化学吸收：吸收过程中既有相间传质，又发生溶质和溶剂间的化学反应的是化学吸收。如利用碱性溶液如氨、热碳酸钾、乙醇胺、N-甲基二乙醇胺（MEA、MDEA）等作为吸收剂与酸性气体发生化学反应而达到脱除目的吸收。 特
2、点：吸收效果较好，但吸收反应热较大，脱附也较困难，需要较高的温度才能使被吸收的物质全部释放出来。 物理吸收：吸收过程中只有相间传质，并无化学反应发生的是物理吸收。如利用CO2、H2S 等酸性气体溶解于水、甲醇或某些有机溶剂的特性将其吸收，主要有水洗法、碳酸丙稀脂法（FLUOR法）、低温甲醇洗法（RECTISOL法），聚乙二醇二甲醚法（SELEXOL法）等等； 特点：吸收效果较差，吸附热较小，但脱附较容易进行。低温甲醇洗工艺概述1.2物理吸收法 目前煤气化制合成气的净化技术大都采用物理吸收法，物理吸收法又分为热法和冷法。热法主要有(硒醇)（塞勒克索尔）Selexol法 和NHD法；冷法主要是低温
3、甲醇洗法。 塞勒克索尔（Selexol）法 ： Selexol法工艺使用的溶剂是聚乙二醇二甲醚混合物，它对不同的气体有不用的溶解度。在Selexol溶剂中，CO2的溶解度为其他有效气体（H2 、N2等）的50倍以上，而H2S的溶解度又是CO2的9倍，其他硫化物的溶解度更高，因此它既能脱除CO2，又能脱除硫化物。使用的工况范围为：0. 710MPa，温度-1860，再生可采用闪蒸、汽提（介质可以为蒸气或氮气、空气）。 NHD净化法 NHD净化法使用的溶剂是多聚乙二醇二甲醚，与Selexol法使用的吸收剂近似，因此这两中净化工艺相似。 低温甲醇洗工艺概述2.低温甲醇洗工艺简介 低温甲醇洗(Rect
4、isol)是20世纪50年代初德国林德(Linde)公司和鲁奇(Lurgi)公司联合开发的一种气体净化工艺。第一套低温甲醇洗装置由鲁奇公司于1954年建在南非的合成燃料工厂，目前世界上有近百套工业化装置，其中中国引进了十多套，低温甲醇洗工艺适合于处理含硫渣油部分氧化、煤气化生成的气体中CO2和硫化物。该工艺为典型物理吸收法，是以冷甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的特性，脱除原料气中的酸性气体。由于甲醇的蒸汽压较高，所以低温甲醇洗工艺在低温(-3555)下操作，在低温下CO2与H2S的溶解度随温度下降而显著地上升，因而所需的溶剂量较少，装置的设备也较小。在30下，H2S在甲醇
5、中的溶解度为CO2的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。该工艺气体净化度高，可将变换气中CO2脱至小于20ppm，H2S小于0.1ppm，气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内分段、选择性地进行。低温甲醇洗工艺技术成熟，在工业上拥有很好的应用业绩，被广泛应用于国内外合成氨、合成甲醇及其他羰基合成、城市煤气、工业制氢和天然气脱硫等气体净化装置中。低温甲醇洗工艺概述3.低温甲醇洗的工艺特点对酸性气体吸收能力强对酸性气体吸收能力强 。可以脱除气体中的多种杂质。在-30 到-70得低温下，甲醇可以同时脱除气体中的H2S、COS、CO2、NH3、NO以及石蜡烃、芳香烃、粗汽油等杂质，并可同时脱水使气体彻底干燥，所
6、吸收的有用组分可以在甲醇的再生过程中加以回收。气体的净化度很高。气体的净化度很高。净化气中总硫含量可以脱到0.1ppm以下，CO2可以净化到10ppm以下。低温甲醇洗可适于对硫含量有严格要求的化工生产。可以选择性地脱除可以选择性地脱除H H2 2S S和和COCO2 2。由于低温时H2S,COS和CO2在甲醇中的溶解度都很大，并且随温度下降而显著地上升，所以吸收剂的循环量较小，装置的设备也较小，动力消耗低；特别是当原料气的压力和待脱除的气体组分含量比较高时更为明显。在30下，H2S在甲醇中的溶解度为CO2的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。低温甲醇洗工艺概述低温甲醇洗的工艺特点甲醇采用减压闪蒸
7、、加热再生甲醇采用减压闪蒸、加热再生, , 方法简单。方法简单。富液在减压再生过程中, 由于压力的骤然降低产生节流效应,液体汽化使溶液温度降低, 再将冷量传给再生好的溶液。而进入工序的粗煤气又借与富液再生时的低温解吸气进行高效换冷, 整个装置冷量损失小。由于H2、CO、CH4 在甲醇中的溶解度都很低, 因此, 再生过程中有效气体的损失很小。有利于有利于H H2 2S S 的回收利用的回收利用, , 减少环境污染。减少环境污染。甲醇反复减压再生过程中含H2S 的闪蒸气用甲醇反复再吸收, 可使H2S 气体在溶液中富集, H2S 浓度提高后, 再将富含H2S 的甲醇加热再生, 获得浓度为30% 35
8、% 的H2S 气体, 送克劳斯装置回收硫,消除了含硫废气对环境的污染。甲醇的热稳定性和化学稳定性好甲醇的热稳定性和化学稳定性好。甲醇粘度小，在生产中不降解、不起泡、无腐蚀性；原料来源充足, 价格较低, 有利于降低成本。 低温甲醇洗工艺概述4.Linde4.Linde和和LurgiLurgi工艺的特点工艺的特点4.1林德低温甲醇洗工艺流程特点：林德低温甲醇洗配置在耐硫CO 变换的下游,选择性地一步法脱硫脱碳,采用林德的专利设备高效绕管式换热器，提高换热效率，特别是多股物流的组合换热，流程短、布置紧凑、节省占地 ，能耗较省。原料气进入低温甲醇洗装置后，喷入少量循环甲醇，防止气体结冰，避免系统阻塞。
9、在甲醇溶剂循环回路中设置甲醇过滤器，除去FeS、NiS 等固体杂质，防止其在系统中积累而堵塞设备和管道。一般采用氮气气提浓缩硫化氢，二氧化碳回收率70%。4.2鲁奇低温甲醇洗工艺流程特点：鲁奇低温甲醇洗配置在煤气化装置的下游,流程的安排为气化脱硫，变换后脱碳，属于二步法流程。变换处于脱硫和脱碳之间,原料气热而复冷,换热次数多,能量损失大,设备数量多,流程较长,投资较高。 由于没有中间循环甲醇提供冷量，吸收所需的冷量全部由外部供给；甲醇溶液吸收温度低，甲醇溶液循环量相对较大，相对于林德流程能耗稍高。系统冷量全部由外部提供，操作调节相对灵活，并通过新型塔板的设计，提高了塔的操作弹性。低温甲醇洗工艺
10、概述5.低温甲醇洗工艺流程配置的基本原则 保证净化气的净化指标。为此，要保证必要的甲醇纯度、吸收温度和溶液循环量以及必要的塔板数。再生彻底的贫液送吸收塔精洗段，吸收过程中放出的吸收热及时移走。充分利用甲醇对H2S和CO2吸收的选择性差别，合理分配溶液量，用饱和有CO2的甲醇吸收H2S。保证甲醇的充分再生、再生过程中注意有用气体的回收。溶液再生一般有三种方法。一是减压闪蒸解析，减压过程中溶液的温度降低。气体解析的量及其组成与压力、温度有关，受压力的限制，不能很彻底。二是气提再生。用一种惰性气体进行气提。气提的效果与 尾气的组成受气提的温度、压力以及气提量的影响。三是热再生。溶液在热再生塔的再沸器
11、中用蒸汽加热沸腾，用甲醇的蒸汽气提。再生彻底，但耗费蒸汽。三种再生方法应合理配合，以节省能耗，减少有用气体的损失同时实现有用气体的回收。要根据后续系统的工艺要求，保证所回收CO2产品的纯度。同时CO2气体中的甲醇含量也不应该超过规定的指标。CO2解析塔的温度与压力要控制合理，要进一步将可能同时带出的H2S加以回收。溶液再生时放出的H2S气体要符合下游工序。例如克劳斯硫回收系统的要求。低温甲醇洗工艺概述6.低温甲醇洗的装置建设状况 到20世纪末，全世界共有低温甲醇洗装置超过90套，其中国内大约15套。从1960年至今，林德公司共设计建设低温甲醇洗装置30多套，处理气量超过52106m3/d，操作
12、压力2.6MPa到8.0MPa(A),这些装置被用于煤气化、油气化、沥青气化的变换气、富氢气的脱硫、脱碳中, 其中最大的是日本宇部氨厂的低温甲醇洗装置，处理气量为160730 m3/h；鲁奇公司共设计建设低温甲醇洗装置近60套，总生产能力达188106m3/d，这些装置被用于生产合成氨、合成甲醇、城市煤气、工业制氢等的气体净化工艺过程中,其中最大的是南非SASOL公司煤气化制合成气装置，处理气量为412500 m3/h。低温甲醇洗工艺概述7.7.国内在建的部分采用低温甲醇洗工艺的大型煤制合成氨、甲醇生产装置公 司 名 称产品及年产量建设地点项目总投资及实施进展久泰能源内蒙古有限公司100万t甲
13、醇、30万t二甲醚内蒙古鄂尔多斯总投资50亿元，各项前期工作已完成，2007年5月全面开工建设兖州煤业榆林能化有限公司60万t甲醇陕西榆林总投资27.9亿元，2007年4月开始动工兴建甘肃华亭中煦煤化工有限责任公司60万t甲醇甘肃华亭总投资26.7亿元，2007年4月开始项目招标河南心连心化肥有限公司24万t合成氨、40万t尿素河南新乡总投资9.04亿元，2007年6月开工，计划2009年6月建成投产低温甲醇洗工艺概述国内在建的部分采用低温甲醇洗工艺的大型煤制合成氨、甲醇生产装置公 司 名 称产品及年产量建设地点项目总投资及实施进展贵州天福化工有限责任公司30万t合成氨、15万t二甲醚贵州福泉
14、总投资26亿元，2006年12月引进林德工艺，项目工艺设计已启动，2009年下半年建成山西晋城煤化工公司40万t尿素、20万t甲醇山西晋城总投资19.89亿元，计划于2008年底建成投产云天化集团天安化工有限公司50万t合成氨云南安宁总投资21.76亿元，计划2007年6月基本建成河南融鑫化工股份有限公司150万t甲醇河南获嘉总投资192亿元，2005年底动工，2009年10月建成低温甲醇洗工艺概述国内在建的部分采用低温甲醇洗工艺的大型煤制合成氨、甲醇生产装置公 司 名 称产品及年产量建设地点项目总投资及实施进展黑龙江鹤岗华鹤煤化股份有限公司120万t甲醇黑龙江鹤岗总投资48.9亿元，进行项目
15、前期准备工作辽宁阜新矿业（集团）有限责任公司60万t甲醇辽宁阜新总投资23.2亿元，进行项目前期准备工作陕西新兴煤烯烃有限公司300万t甲醇陕西榆林总投资195.75亿元，全部产品加工成聚乙烯和聚丙烯贵州开磷（集团）有限责任公司30万t合成氨贵州息烽总投资9.2亿元，一期工程2010年6月建成低温甲醇洗传质基础理论4.汽提原理 气提是物理过程，它用于破坏原气液平衡而建立一新的气液平衡状态，达到分离物质的目的。例如，A是液体，B是气体，B溶解于A中，达到气液平衡状态。气相中主要以B的气体为主(PB=P)，当加入汽提介质C时，气相中B的分压降低(PBP-Pc)，破坏了气液平衡状态,由于B物质气液相
16、间存在压差，B物质就从液相向气相扩散，达到一种新的气液平衡状态。通过调节汽提介质的量来控制汽提程度，将A与B两种物质分离。如果要保证A，B的纯度而不需要其它杂质，则可采用A或B做汽提介质，如尿素生产中可采用C02汽提法或氨汽提法来分解甲胺。 如果只得到A产品，B可以放空，则采用廉价易得的C气体做为汽提介质。 低温甲醇洗传质基础理论5.精馏原理 精馏是利用物质挥发性不同(沸点不同)而将两种或两种以上的物质分离开的过程，精馏过程在精馏塔内完成，混合组分从塔中间某一块塔板(进料板)连续进入塔内，在进料板以上，上升蒸汽中所含的重组分向液相传递，而回流液中的轻组分向气相传递，这样经过足够的塔板，在塔的上
17、半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重组分，因而称为精馏段。在进料板以下，下降液体(包括回流液和加料中的液体)中的轻组分向汽相传递，上升蒸汽中的重组分向液相传递，这样经过足够的塔板，在塔的下部完成了下降液体中重组分的提浓即提出除去了轻组分，因而称为提馏段。 一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，进料板是二者的分界。在这样的塔内可将一个双组分混合物连续地、高纯度地分为轻、重两组分。 低温甲醇洗传质基础理论精馏原理 回流(包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的汽相回流)是精馏操作的重要因因素它是构成汽、液两相接触传质的必要条件，没有气液两相的接触也就无从进行物质交换，就难以将混合物精馏而分离开。
18、 溶液的沸点与总压及组成有关。精馏塔内各块塔板上物料的组成及总压并不相同，因而从塔顶至塔底形成某种温度分布。在加压或常压蒸馏中，各板的总压差别不大，形成全塔温度分布的主要原因是各板组成不同。 低温甲醇洗的工艺控制1.系统压力 低温甲醇洗是物理吸收，提高操作压力可提高酸性气体组分的气体分压，加快气体分子的扩散速率，增加吸收推动力，减小设备尺寸，提高气体净化度，同时还可增大甲醇溶液的吸收能力，减小溶液循环量。但压力过高会增大设备投资，甲醇挥发度增大，有益气体成分H2、CO的溶解损失也会增大。 为控制好吸收压力, 保证有好的吸收效果,不同情况可采取以下手段满足吸收对压力的要求: 1) 在装置稳定的情
19、况下, 通过增加气量, 提高入系统的工作压力； 2) 在供气不足的情况下, 可通过关小吸收塔气体出口调节阀, 减少压力的损失； 3) 在前系统负荷波动较大或后系统倒换压缩机时, 应及时通过关小吸收塔气体出口调节阀进行调整, 以防压力降得过低。 低温甲醇洗的工艺控制2.吸收温度 吸收温度对酸性气体在甲醇中的溶解度影响很大。温度越低，酸性气体的溶解度越大。压力确定后净化气的最终净化指标与吸收温度有关，而由气液平衡决定。由于吸收过程中有溶解热放出，因此要保证吸收塔的温度条件。就应考虑吸收液的冷却问题。吸收塔的温度条件由焓平衡确定。低温甲醇洗的工艺控制3.甲醇循环量 3.1甲醇循环量的控制 酸性气在甲
20、醇中的溶解度主要是温度和压力的函数, 温度、压力确定后, 酸性气的溶解度基本恒定。从传质动力学角度分析, 液气比大, 相平衡常数小, 有利于组分的吸收。在塔的正常操作范围内, 增加循环量, 增大液气比值, 气液两相在塔内接触越充分, 传质效果越好。但循环量的增大也会导致过大的循环动力消耗及再生能耗, 增大甲醇氨冷器的负荷。因此, 甲醇循环量应综合考虑, 在保证气体净化度的前提下, 尽量选取一个适宜的液气比值, 合理匹配甲醇循环量, 既能保证溶液的吸收效率, 又不至于增加能耗。 低温甲醇洗的工艺控制3.2溶液最小循环量及液气比溶液的最小循环量是指平衡时能将气体中待脱除的组分完全吸收时的吸收剂最小
21、用量。最小循环量主要决定于原料气量、吸收的压力与温度，即溶解度系数值的大小，而与原料气中待脱除气体的浓度无关。原料气中待脱除气体的浓度越大，用于单位待脱除气体的能耗就越小此即为物理吸收的优点。低温甲醇洗的工艺控制4.再生条件 中间闪蒸解吸的压力与温度的选择，其准则是CO2和H2S等待脱出组分的解吸量最小的情况下，使H2等有用组分尽可能完全地解吸出来。由于H2在甲醇中的溶解度有其特殊性，中间解吸前使溶液温度降低对H2的回收是有利的，同时又可以减少CO2和H2S等组分的解吸。 CO2解吸时压力低是有利的，但也应该考虑到下游工序对CO2气体压力的要求；CO2的解吸温度条件还要考虑到可能引起的H2S对
22、CO2产品污染与甲醇溶剂的损失。 热再生时的能耗为解吸组分的解吸热以及溶剂加热与溶剂蒸发所需热量的总和。在加热条件下，甲醇中溶解的H2S和N2与剩余的CO2会同时解吸，这就使没一组分的解吸变得容易一些，但热再生入口的溶液组成主要决定于浓缩塔N2的气提效果，溶液的组成实际又影响到回收H2S气体的难度。低温甲醇洗的工艺控制5.冷量5.1冷量损失分析 1).换热器热阻增大，传热效果不好，冷量回收率低； 2).部分工艺指标偏离设计值太高，设备工作不正常； 3).系统保冷效果不好，冷量损失于环境； 4).H2S及CO2没有完全在冷区解吸； 5).氨冷器负荷分配不均，系统换热不均。5.2减少冷量损失的途径
23、 1)提高系统保冷效果; 2)加强水冷器的清洗; 3)氨冷器的合理使用与清洗; 4)加强操作管理，严格控制工艺参数. 低温甲醇洗的工艺控制6.洗涤甲醇质量的控制 低温甲醇洗涤甲醇的质量包括甲醇中的含水量、 H2S 浓度和CO2 浓度和 NH3浓度等。甲醇质量的好坏直接影响着低温甲醇洗的吸收效果。甲醇中含水量达 5 % 时, C O2 在甲醇中的溶解度将降 低 15 % , H2S 的溶解度也会大幅度下降。另外 , 甲醇含水量增加, 溶液比重增大 , 增加了动力消耗 , 而且对系统设备的腐蚀也会加剧 , 缩短装置使用年限 , 腐蚀物对设备和管路也会造成堵 塞 , 影响生产正常运行。如果甲醇再生质
24、量不合格 , 再生甲醇 中 H2S 和C O2 浓度高 , 则洗涤甲醇的吸收能力降低 , 尤其是当热再生不完全时 , 贫甲醇中硫化物较高 , 贫甲醇吸收效率会大幅 度 降 低 , 导 致 净 化 气 体 不 合 格 , 微 量 超 标 。 低温甲醇洗的工艺控制7.进入低温甲醇洗粗煤气成分的控制 进入低温甲醇洗粗的煤气中CO含量过高,易造成CO分压高, 吸收塔压差升高, 影响甲醇对CO2 的吸收效果；粗煤气中的NH3 含量高,进入甲醇洗系统后, 易造成煤气低温冷却器碳酸氢铵结晶堵塞, 影响生产正常运行； 粗煤气中煤粉等杂质进入甲醇洗系统, 易造成固体物质在溶液换热器列管内聚集, 影响换热器的换热
25、效果甚至堵塞或在吸收塔塔盘上聚集,造成拦液或使塔压差升高, 影响吸收效果。 为保证吸收塔的正常运行, 可采取以下防范措施, 防止过多的杂质进入系统。 1) 变换系统尽量控制出口气体中CO含量在工艺指标范围内, 一般不宜采取提高CO含量的方式来调节后系统的工艺指标； 2)严格控制粗变换气的水洗涤效果, 洗涤后的煤气温度不超过40 , 以防气体中的氨洗涤不干净, 将氨带入甲醇洗涤系统。低温甲醇洗的工艺控制8.系统的腐蚀 1）生成羟基铁。特别是Fe(CO)5和含硫的羟基铁，甲醇热再生时可能出现的分解产物会形成固态沉淀，包括元素硫与硫化铁，在甲醇洗系统的管线及设备中引起堵塞。这些腐蚀现象往往会在铁或普
26、通钢的设备中出现 。 2）电化学腐蚀。在纯净的甲醇中，CO2和H2S不会对设备和管线造成腐蚀。但在有水存在的条件下，CO2和H2S将使溶液呈酸性从而发生电化学腐蚀，主要生成物是FeS。循环甲醇的水含量设计要求控制在0.5以下，但多数运行装置经常出现水含量超标现象，严重时达35。 3）空气腐蚀。低温甲醇洗运行一段时间后，都会有一定的硫化物残留。当停车检修打开设备时，空气的进入会造成硫化物、水遇空气反应生成连多硫酸盐，对设备造成应力腐蚀，特别是对带有铁素体的奥氏材料尤为严重。此外，空气中的氧气也会与金属发生氧化反应，在设备和管道内壁形成锈垢，造成严重堵塞。低温甲醇洗的工艺控制简要介绍低温甲醇洗工艺
27、变换工艺主要有三种方式变换工艺可分为耐硫变换和非耐硫变换，对非耐硫变换，气体需要先脱硫，由于脱硫工艺要求在常温或低温下进行，故流程会出现“冷热病”。耐硫变换FeCr系催化剂中变工艺FeCr中变催化剂串CoMo耐硫宽温低变催化剂工艺CoMo耐硫宽温低变催化剂的全低变工艺来自煤气化工段的水煤气在催化剂的作用下，其中的CO与水反应，生成CO2和H2。主要的反应方程式如下：化学反应方程式：CO+H2O = CO2+H2+23.4MJ/kmol通过CO变换为H2，增加有效成分H2的含量，使原料气出一氧化碳变换工序的控制指标CO干基含量小于0.6%（vol）。煤气中除含CO之外，还含有CO2、H2、H2O
28、、N2、甲烷、有机硫等气体。工艺说明工艺流程简述来自21工号的粗煤气温度为180，压力为2.75Mpa，分两股进入变换工段，总量为160000Nm/h分别进入A、B两个系列。粗煤气首先进入径流洗涤器（T2301）用酚水将粗煤气中夹带的粉尘和焦油除去，以保护其后的催化剂，洗涤水来源于32工号液态产品分离，洗涤后的含尘和焦油的煤气水送到21工号,洗涤后的粗煤气先在气液分离器的内部将所夹带的液滴分离掉，然后粗煤气进入旋风分离器依靠重力沉降的作用将煤气中剩余的杂质分离掉，旋风分离器由内置式三级E-II型高效旋风分离器及其下方的三个中间集液罐组成，为防止发生堵塞，在旋风分离器及三个集液罐内喷入酚水，分离
29、后的杂质与酚水经液位调节共同排到32#。随后粗煤气依次地进入第一换热器（E2301）和第二换热器（E2302）与来自主变换炉（R2302）的变换气进行换热，将粗煤气的温度提高到变换所需的温度260-270。在第一换热器中，因粗煤气受热后会有聚合烃类产生，造成第一换热器管程的堵塞，同时还有焦油和煤气水生成，为此在第一换热器底部设有叶片式分离器，用来自32#的酚水进行冲洗，冲洗后的酚水经LV-402送往21工号。离开第二换热器的粗煤气进入预变炉（R2301）。为使生产得以连续进行，每个系列设有两台并联的预变炉，在一台变换炉再生时另一台可以继续操作。在生产甲醇时可以将经过预变炉后的粗煤气直接送往后续
30、工段，而在生产城市煤气时则送入主变换炉（R2302）进行进一步的变换。离开主变换炉的变换气依次进入第二（E2302）第一（E2301）换热器壳程与粗煤气换热。降低温度后送往24工号冷却工段，第一换热器（E2301）设有一条副线（HIC-904）来调节进入预变炉的粗煤气温度。制冷工艺概述 目前，制冷方法主要有压缩制冷、氨吸收制冷、氨压缩吸收混合制冷等三种模式。本工程需要建设制冷工段为低温甲醇洗工段提供冷量吸收制冷工艺的基础原理是：相变制冷，液态的氨在真空压力下汽化吸收大量的热能，以达到制冷的目的。气氨用水吸收后，利用水和氨沸点差较大的特点，用精馏的方式进行分离，得到的产品液氨和水再循环利用。离心
31、式压缩机的工作原理是：工艺气体由吸气室吸入随叶轮一起高速旋转，获得动能后，经叶片间通道沿半径方向甩出，并进入流通面积逐渐扩大的扩压器中，将动能转化成压力能，从而达到使工艺气体提压的目的。制冷工艺流程1吸收制冷工艺流程： 液态制冷剂为氨，浓度99.8%（Wt），温度为35，以高压解吸级的1.57Mpa的压力进入贮槽中，制冷剂泄压后进入两个蒸发级-55级和-38级；制冷剂分两路进入氨冷器的管程，分别被冷却到2和9，然后入串联脱气器的管程内，液态制冷剂被进一步冷却到-28和-20 ，放出的热量用于再蒸发来自氨蒸发器的排出氨，液氨经液位控制系统控制阀进入氨蒸发器中。 氨蒸发器蒸发一侧的参数是： 0.0
32、3MPa -55 0.079MPa -38 为防止蒸发器中的水聚集，经温度记录不断排出少量制冷剂，送入串联脱气器中，制冷剂蒸发掉，只剩下少量溶液。蒸发掉的-36和-24的气氨离开脱气器与氨蒸发器来的-55和-38级的气氨汇合。 -53，0.03 MPa（-55级）和-36.5，0.079MPa （-38级）的气氨进入氨冷器的壳程，通过与液态制冷剂换热的气氨被加热到20。 从串联脱气器出来的-8（-55级）和-1（-38级）的残溶液与20的气氨汇合进入吸收器。在吸收器中，-55级的制冷剂蒸汽被含制冷剂少的溶液浓度1%（wt）所吸收，吸收压力为0.0275 MPa,吸收所用的贫液经流量控制以54.
33、5进入吸收器，流量控制是以-55级的压力为依据，吸收器中气氨并联进入，并用循环水冷却。 在夏季，为保证循环水温度不超，适当加入新鲜水降温，保证吸收效果。当溶液（30）离开吸收器W08时，浓度达8%（wt），进入到贮槽中。吸收器和贮槽上都接有一排气管线，此管线与水环真空泵的吸入端相连。槽中8%（wt）的溶液经液位控制由泵P01抽出，大部分送吸收器中，小股溶液送入排气洗涤器和水环真空泵P05中。B11设计压力为0.0735MPa。绝热吸收器B11内装有利于传质的填料，溶液在此被浓缩到最大12%（wt）,然后以大约50送入到吸收器W09。W09设计为贫液成滴状下流的水冷式装置，压力控制装置PICA2
34、06通过改变吸收器W09中循环冷却水的流量来控制-38级蒸发器压力。 富液离开吸收器W09时，氨浓度达到15%（wt），温度35，进入贮槽B07中。 吸收器B11、W09及槽B07上的排气线与水环真空泵吸入端相连。 为了排出进入真空系统的空气和不凝气，保证真空压力，本装置设置了三台水环真空泵，当真空吸入端压力近0.027 MPa时，液气物被压缩至0.12 MPa，气氨、水以及不凝气以大约37混合进入溶液冷却器W06中，并用循环水冷却后，溶液进入到B07中，B06中。 不凝气和自溶液冷却器W06来的气氨混合送入排气洗涤器B02中，其中氨被洗涤下来。洗涤后含氨5%（wt）温度为10的不凝气被排入大
35、气，为保证洗涤效果，吸收器B02采用小股液氨蒸发冷却。 从槽B07中将15%(wt)的富液小股送到B01和B04中。前者作为开车时排气用，后者用来平衡B04液位。而大部分经Lv400调节阀进入到W01壳程被加热到123，产生蒸发，以117进入I级精馏塔K01中，操作压力为0.588 MPa。塔内装有九块径向侧导喷射塔板。为保证K01塔顶气氨达到98%（wt）,用55%（wt）的P04泵部分液作为回流。 精馏塔的热量由四个外置式的解析器供给，其中W18、W19、W20、W21为粗煤气供热。W27为0.8 MPa蒸汽供热。解析器设计为滴流装置，溶液和粗煤气及蒸汽逆流通过解析器，当溶液浓度达到1%（
36、wt）、温度154.5时进入槽B03中。解析器W1821和W2223产生的煤气冷凝液分别进入B12、B13中，并通过液位LV410、LV411调节后排到32工号。W27利用蒸汽解析，产生的蒸汽冷凝液进入冷凝液总管。此装置（W27）做为开车或正常运行低负荷时煤气热源的补充。I级精馏塔K01塔顶排出的60、98%（wt）氨气并行进入吸收器W10、W11、W12中，操作压力与K01塔同为0.588 MPa，在此用K02塔及解析器W22、W23出来的35.3%（wt）、110、1.57 Mpa溶液经W03冷却后进行吸收。 吸收器W10、W11、W12设计为溶液成滴状下流设备，这组设备采用循环冷却水逆流
37、冷却。当氨浓度达到55.4%（wt）时，溶液离开吸收器2632R(W12)的底部（32）送入贮槽2760 R（B04）。吸收器2630（W10）至2632 R（W12）及贮槽，都接有一排气管线与排气洗涤器2570（B01）相接。排气洗涤器中有作为传质单元的填料，洗涤液是小股富液15%（wt）NH3。这个排气洗涤器仅是需要时操作，如操作中有不凝气体存在或是开车时使用。出排气洗涤器顶部，含有8%（wt）（最大）的氨的惰性气体排入大气，洗涤后的氨富液从底部送入吸收器2632R（W12）。 来自贮槽1760（B04）的浓溶液通过泵2860（P04）送入II级精馏塔2660（K02）。少量的浓溶液作为回
38、流返回到I级精馏塔。 在主物流进入II级精馏塔前，先在精馏塔顶分馏器壳程中加热至43，然后在热交换器2540R和2541R（W03）中加热至72.5（沸点温度），送入系统压力为1.57 Mpa的精馏塔K02。该塔也装有九块径向侧导喷射塔板。精馏塔K02是由2台外置式粗煤气解吸器2680R（W22）和2681R（W23）供给热量的，成滴状的溶液与粗煤气逆流换热。 温度74和54.2%（wt）NH3浓度的富液由II级精馏塔2660R（K02）底部出来，进入最上部II级解吸器2680R（W22），溶液经第二级解吸器2681（W23）后，温度升到110，浓度为35.3%（wt）NH3；精馏塔K02设有
39、一个蒸汽解吸器W24，W24与W22、W23并联，用于开车和煤气负荷低时使用，出解吸器的溶液经LV402进入吸收器2630R（W10）、2631R（W11）、2632R（W12）。 II级精馏塔塔顶排出的99.8%（wt）、53的气氨进入冷凝器2590R（W17）中在1.57 Mpa的压力和35的条件下全部冷凝下来。冷却剂为循环水，液氨送入贮槽2770R（B05），作为制冷剂循环使用。贮槽上端装有一冷却器作为捕冷器，制冷剂可以通过壳程，这个冷却器是在必要时用来除去渗入系统中的少量煤气的。自贮槽2770R（B05）来的制冷剂，经控制阀TIC26514膨胀至大约0.6 Mpa压力，然后送入I级精馏
40、塔顶2650（K01）的气氨管道，与气氨一起进入W10，经排气管线后，再入B01，被冷却至15后排入大气。 2氨压缩机制冷工艺流程简述由氨合成终级氨冷器和净化氨冷器来的气温度为15，压力0.09MPa（G）,经外管进入一段进口分离器V（1）分离掉夹带的液氨后进入氨气离心式压缩机一段进行压缩。由分子筛、硫回收、氨合成初级氨冷器来的气氨，温度为0，压力为0.3MPa(G),进入二段进口闪蒸分离器V（2）分离掉夹带的液氨后进入离心式压缩机与0.09MPa(G)气氨一同进入离心式压缩机继续压缩,经压缩后的气氨,压力为0.84MPa(G)温度为88.6.从压缩机二段引出进入段间气体冷却器E6751（1）
41、进行冷却降温, 冷却后的气氨，压力为0.82 MPa(G)温度42，进入压缩机三段进行最终加压,压力升至1.6 MPa(G)温度119.1.进入卧式氨冷凝器E（2）,用32的循环水将气氨冷凝成40的液氨进入液氨储罐V（3）,经缓冲调节和稳压后送往用户。系统中的不凝性气体从氨冷凝器E（2）AB和液氨储罐V（3）分别送往不凝气分离器E（3）进行二次分离,分离出的不凝气去公共放空管放空,分离冷凝出的液体由不凝气分离器底部引入液氨贮槽.从进口分离器V（1）和V（2）分离下来的液氨和压缩机的含氨废液连同不凝气冷却器蒸发的气氨一同进入煮油器。液氨经低压蒸汽加热变成气氨连同不凝气分离器来的气氨一起再回到一段
42、进口分离器V（1）前，进入压缩机重新压缩回收。氨吸收制冷工艺吸收制冷工艺操作控制（见图）硫回收工艺工艺选择说明克劳斯工艺是炼厂气、天然气加工副产酸性气体及其它含H2S气体回收硫的主要方法。其特点是: 流程简单、设备少、占地少、投资省、回收硫磺纯度高，但随着环保要求的提高，单独的克劳斯硫回收装置较难达到环保要求。目前硫回收工艺有:1、超级克劳斯2、超优克劳斯3、WSA4、2级克劳斯+SCOT5、2级克劳斯+动力波超优克劳斯工艺 工艺原理超优克劳斯工艺包含一个热反应段，2个克劳斯反应段一个超优克劳斯段和一个超级克劳斯反应。a)热反应段硫回收工艺中，关键在于燃烧时硫化氢(H2S)与空气流量比例的控制
43、。空气流量是自动控制以完全燃烧原料中的碳氢化合物和氨， 并得到第三级克劳斯反应器出口正确的硫化氢(H2S)百分比 (超级克劳斯前的反应器)。在常规克劳斯反应段空气和酸气的比例要保证反应排出的气体中H2S和SO2 比例是2/1，这是克劳斯反应中H2S和SO2最合适的比例。超级克劳斯工艺操作采取了不同的方式，在这个过程中空气和酸气比例是为了调整第四级反应器（超级克劳斯反应器）入口H2S的浓度。为了达到这个目的， 前端燃烧反应的操作要偏离克劳斯比例（H2S和 SO2 的比高于2/1）。换句话说，前端燃烧段的操作中H2S的控制不再是习惯的“H2S/SO2”比例控制。而是来自第三级克劳斯出口H2S气体浓
44、度的分析测量控制。分析控制器调整进入主燃烧器的空气流量以达到流程中这一点H2S想得到的浓度。在主燃烧器和反应炉中的主要反应:H2S + 3/2 O2SO2 + H2O + Q大部分的残余 H2S 与 SO2 化合形成硫， 依照平衡反应:H2SSO23/2 S2 +2H2O - Q根据这个反应，即克劳斯反应， 在主燃烧器和反应炉中形成硫蒸汽。因为乏气的品质取决进入硫回收装置的H2S的量，所以热反应段的燃烧温度必须提高以确保原料气中的碳氢化合物和H2S本身彻底燃烧。因此燃烧空气来源不用大气而以纯氧代替。超优克劳斯工艺流程简述原料气首先进入甲醇洗涤塔移走其中的甲醇。 然后进入缓冲罐经蒸汽预热器被3.
45、82Mpa(G)中压蒸汽预热到230，然后送到主燃烧器燃烧。正常情况下到主燃烧器用纯氧，到主燃烧器Z-2401的氧气量要能够使原料气中的碳氢化合物和其它污染物充分燃烧并使第三级Claus反应器出口H2S的含量达到0.66%vol，这是硫回收的适宜浓度。为了移走主燃烧器产生的热量，工艺气体通过废热锅炉E-2401的管程，气体被冷却，同时产生低压饱和蒸汽。工艺气体中的硫蒸汽从气体中分离出来，液态硫从废热锅炉经硫捕集器流入硫磺槽。在废热锅炉的出口管道上装有衬垫除雾器回收工艺气体中夹带的液硫雾。从废锅出来的工艺气体在一级工艺气预热器中再次用3.82MPa(G)中压蒸汽加热，达到在一级克劳斯反应器中催化
46、反应需要的反应温度(230)。一级克劳斯反应器包括上部的氧化铝催化剂和底层氧化钛催化剂，在底部床层COS和CS2可以得到较高的转化率。进一级工艺气预热器的物料由反应器进口的温度控制器调节。在反应器中，工艺气体中的H2S和SO2在催化剂上反应直到达到反应平衡。反应器进口温度维持在230以促进COS和CS2 转化，从反应器出来的工艺气体进入一级硫冷凝器中被冷却，硫从工艺气体中冷凝分离出来，从一级硫冷凝器出来的液硫送到硫磺槽的硫捕集器。从一级硫冷凝器出来的气体在二级工艺气预热器中再次用3.82MPa(G)中压蒸汽加热到二级克劳斯反应器催化反应需要的反应温度(211)，其中含有氧化铝型催化剂。反应器进
47、口温度比一级克劳斯反应器的低，以促进H2S和SO2转化为硫。反应器出来的工艺气体进入二级硫冷凝器中被冷却，硫从工艺气体中冷凝分离出来，从二级硫冷凝器出来的液硫送到硫捕集器。从二级硫冷凝器出来的气体再次被3.82MPa(G) 中压蒸汽在三级工艺气预热器预热至优级克劳斯需要的反应温度(195)，反应使SO2转化为H2S。一级、二级、三级硫冷凝器E-2402、E-2403、E-2404组合在一个壳体中。锅炉给水进入冷凝器壳程。冷凝器产生的低压蒸汽用作装置热源，多余部分去蒸汽管网。工艺气体最后被送到超级克劳斯段。预热空气由空气鼓风机注入再热器下游的工艺气体中。再热器中工艺气体被3.82MPa(G) 中
48、压蒸汽加热，得到合适的超级克劳斯反应器反应温度。在超级克劳斯反应器中H2S 选择性氧化生成硫。反应器中含有选择性氧化催化剂。反应器中空气过量以维持氧化环境防止催化剂硫化。从超级克劳斯反应器出来的气体被送到超级克劳斯硫冷凝器。为了浓缩尽可能多的硫，超级克劳斯硫冷凝器在低温下操作。其自身产生大约0.8bar的低压蒸汽，蒸汽用空冷器空气冷却。蒸汽压力靠蒸汽冷凝器的风扇的速度和倾斜度调整，蒸汽压力0.8bar相当于蒸汽的温度117，略高于硫磺的凝固温度。从超级克劳斯硫冷凝器出来的液硫送到硫捕集器。硫磺捕集器中的液体硫磺汇集到硫磺槽 T-2301中，用液硫泵P-2401A/B打到包装楼，经过篮式过滤器进
49、入硫磺造粒机X-2302，冷却固化成型后，到包装机包装。在事故状态时，工艺气体经旁路直接进到焚烧炉，不再进超级克劳斯段，不影响克劳斯段的操作。超级克劳斯段尾气(或在事故时旁路的克劳斯尾气)和硫磺槽的放空气含有残留的H2S和其它硫化物，不能直接向大气排放，所以这些气体在焚烧炉中焚烧，使残留的H2S和硫化物转化为SO2。离开焚烧炉的空气与进烟囱Z-2405前的急冷空气混合冷却。混合后空气的温度由急冷空气供应量自动控制。制氢PSA工艺技术选择从低温甲醇洗来的净化气中含有含量较高的CO2，不能满足油品加氢装置对加氢用气的浓度要求，需要采用提氢工艺制氢纯度较高的氢气。目前，中国国内已经工业化的气体回收氢
50、的方法有3种，即膜分离法，变压吸附法（PSA法）和深冷法。3种方法各有优缺点，根据不同需要，不同情况选用不同的方法。深冷分离法主要用于除制高纯度氢气外，还副产其它高纯度气体。但是投资及运行成本较高，故本项目不考虑深冷法。膜分离法要求原料气压力高，一般在12.0MPa以上，回收气中的H2纯度和H2回收率均可超过90%，操作维护方便，运行稳定。PSA法最适宜的吸附压力通常为1.04.0MPa，流程简单，可以获得高纯度（99.9%）的H2。本油品加氢装置需要用高纯度氢气，且出低温甲醇洗装置压力净化气压力为5.25.4MPa.G，考虑到提纯后氢气的压力需要进一步提高，本氢气提纯方案暂采用PSA制氢工艺
51、，为了保证制氢工艺5.25.4MPa.G下正常运行，需采用高规格的控制阀门。制氢PSA流程说明提氢装置采用20-1-16 PSA流程工艺，即装置由20个吸附塔，其中一个吸附塔始终处于吸附的状态，其工艺过程由吸附、十六次均压降压、顺放、逆放、冲洗、十六次均压升压和产品气最终升压等步骤组成。其具体工艺过程如下：以吸附塔A为例说明其工艺过程：压力为5.2MPa(G)左右，温度为30的低温甲醇洗气，自塔底进入吸附塔A内。在多种吸附剂的选择吸附下，其中的H2O、CH3OH、CO2、CO、CH4、N2、Ar等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气从塔顶流出。当被吸附杂质的传质区前沿（称为吸附前沿）到达床层出口预留
52、段某一位置时，停止吸附，转入再生过程。吸附剂的再生过程依次如下：a. 均压降压过程这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，这一过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括了十六次连续的均压降压过程，以保证氢气的充分回收。b.顺放过程在均压回收氢气过程结束后，继续顺着吸附方向进行减压，顺放出来的氢气放入顺放气缓冲罐中混合并储存起来，用作吸附塔冲洗的再生气源。 c.逆放过程在顺放结束、吸附前沿已达到床层出口后，逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，逆放气送入解吸气缓冲罐。d.冲洗
53、过程逆放结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中储存的氢气逆着吸附方向冲洗吸附床层，进一步降低杂质组分的分压，并将杂质冲洗出来。冲洗再生气送入解吸气混合罐。e.均压升压过程在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且也是回收其它塔的床层死空间氢气的过程，本流程共包括了连续十六次均压升压过程。f.产品气升压过程在十六次均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。二十个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有一个吸附塔处于吸附状态、一个吸附塔处于再生冲洗状态）即可实现气体的连续分离与提纯。PSA工艺PSA工艺操作控制谢谢大家！
