装置低负荷试车总体方案.doc

装置低负荷试车方案一、总体说明根据气化炉实际情况，气化原始开车按照3.0 MPa压力下开车，按照全系统50%主工况运行全系统物料及主要控制工艺指标如下：1、 锅炉；气化一台运行与空分一个系列运行开一台锅炉，第二台气化炉点火、空分两系列运行前第二台锅炉并网。工况一、保持一台运行，用气以80%计算，物料产量主要消耗质量指标温度压力备注燃料煤58吨/小时510109.3-9.5脱盐水440吨/小时产蒸汽430吨/小时如下表工况二、在第2台气化炉开车及2系列空分开车前启动第2台锅炉均已50-60运行%如下表锅炉 根据平衡需要实时提高负荷运行，保持适当余量减压到下级管网放空。物料产量主要消耗质量指标温度压力备注燃料煤78吨/小时510109.3-9.5脱盐水595吨/小时产蒸汽580吨/小时2、 公用工程水系统物料产量主要消耗质量指标温度压力备注供水527脱盐水600排污水93回用水排放160保持正常运行，接受气化废水，净化污水准备空分合成循环水 15885 m3/h含净化气化循环水 3674 m3/h尿素 循环水 107843、 空分；在目前情况下空分保持系列高负荷 即大于90-95 %，运行控制相对稳定，多余产品氧气、氮气放空。在试车中氮气、高压空气等物料的使用有不确定性，随时会增加，所以必须保持高负荷稳定运行产品及主要工艺指标如下表物料产量质量压力温度备注氧气36000-4000099.64.7高压氮20002ppm6.8小于10ppm中压氮45000-480002ppm4.2小于10ppm低压氮35000-2ppm0.35-0.4小于10ppm液氮1000-150002ppm0.5小于10ppm高压空气4、 气化：根据气化特点气化炉初始开车在较低压力下，在3.0MPa气化压力下开车一台气化炉物料情况如下在液氮洗导气前，开第二台气化炉，以保证液氮洗大于50%负荷开车条件气化操作摸索相对稳定以后根据系统情况逐渐提高压力，在3.5 MPa工况下；及正常的3.8 MPa工况下运行，以提高系统负荷。气体成分变化情况有待实测。物料产量主要消耗质量指标温度压力备注原料煤27.8t/h80%负荷氧气8997M3/h蒸汽8500kg/h产煤气46700 M3/h4263.080%负荷焦油135 kg/h中油106 kg/h渣1350 kg/h5、 变换入口O2含量小于0.2%向变换导气，控制出口CO小于1.5-2.0%。50%工况物料消耗参考工艺指标如下表（如果低负荷无法保证变换温度，考虑配入适量中压氮气）物料产量主要消耗质量指标温度压力备注粗煤气88200 M3/h1752.9单台46703变换气137000M3/h402.5蒸汽12t/h4604.9按正常压力考虑脱盐水291320.7锅炉水361054.9锅炉水2801041.56、 低温甲醇洗：导气；控制与运行（甲醇含量40ppm、CO2小于20 ppm）50%负荷物料与参考工艺指标如下表物料产量主要消耗质量指标温度压力备注变换气137000m3/h302.5-2.6甲醇178kg低压蒸汽48 t/h510污水6-8t/h150 ppm甲醇净化气83000m3/hCO2小于20 ppm-50- -542.4H2S气1000 m3/hCO220000 m3/h98-98%不满足尿素开车石脑油7000kg/h废气40000 m3/h7、 第2台气化炉开车物料平衡同第一台相同8、 液氮洗保证氮洗塔出口CO在10-20PPM稳定，气量约 9万 可向合成气压缩机供3：1氢氮气 ,物料消耗 参考主要工艺指标如下表物料产量主要消耗质量指标温度压力备注净化气90000中压氮27500304.0低压氮14200300.4锅炉水3.8液氮15000.59、 合成气压缩机低负荷运行，保证开工加热炉出口温度450-480时，尽量加大循环量，催化剂升温还原物料产量主要消耗质量指标温度压力备注合成气91807循环量高压蒸汽147510109.3-9.5脱盐水50t/h104蒸汽400002.5蒸汽44000 kg/h1.380%负荷蒸汽54000 kg/h0.5循环水6620t/h6620t/h10、 尿素倒开车，尿素当原料气CO2负荷达到70%开车，由氨库送氨物料产量主要消耗质量指标温度压力备注CO231500 m3/h98液氨69 t/h高压蒸汽47 t/h5102,5蒸汽86 t/h大颗粒2000 t/h一级NH3/C3.3.4H2O/C 0.511、 制冷低负荷运行随时供甲醇洗循环所需冷量，,合成催化剂还原少液氨冷量，还原结束轻负荷（50%）运行冷量需求 -40级 7.2106 kcal/hr 0 级 2.1106 kcal/hr -10级 8.0 kcal/hr12、 硫回收系统试车期间不具备开车条件，产生的酸性气火炬放空燃烧13、 液化甲烷气试车期间不具备开车条件，甲烷气由液氮洗去火炬燃烧。14、 煤气水处理 视情况开车运行15、 酚氨视情况开车运行二、事故预案1、 一台锅炉跳车运行跳车各装置全部按紧急停车处理，锅炉停车超过5小时，室外管廊，管道排尽全部工艺及伴热冷凝液防冻。两台锅炉运行，跳一台 首先停尿素CO2压缩机，如压力仍然下降，依次停合成气压缩机 、 冰机减负荷、 锅炉高加、 相应蒸汽由减温减压投用提供，保证1.3管网正常，防止机组跳车。（锅炉高加）、2、 一套空分运行空压机跳车一套空分运行，全系统按照紧急停车处理；空分30分内投用去合成管线事故氮气，两套 空分运行，一台跳车，空分及时加负荷，视氧气、氮气、高压氮气管网情况 气化、液氮洗减负荷3、 气化炉停车一台跳车系统减负荷，另一台视工况加满负荷 两台均跳车，后续系统按停车处理，4、 一套空分运行氮压机跳车中压氮气中断 ，液氮洗停车；中抽氮气无，低压氮气减少，液氮洗再生用气停止用气，压力保持不低于3.5Mpa，保证合成压缩机干起密封用气，首先满足甲醇洗汽提塔用量，两套 空分运行一台氮压机跳车，视氮气管网情况，提高另一台产量。5、 氨压缩机跳车氨压缩机跳车，合成停车；低温甲醇洗大幅度减负荷，CO2压缩机如运行则停机，2.5 MPa减温减压站自动投用, 多余高压蒸汽减到下级管网，短时间无法恢复，液氮洗停车 6、 合成气压缩机跳车，对应1.3MPa减温减压站自动投用，多余蒸汽减到1.3MPa管网合成停车，合成气放火炬7、 空分氮气超标中压氮O2含量大于10l/L，合成系统停车8、 低温甲醇洗CO2超标 大于 20l/L、液氮洗停车甲醇污水分析甲醇超标严重 大于2000mg/m3排到事故污水池，防止对污水处理破坏9、 液氮洗CO超标，按以下执行1020l/L不合格,可继续生产；2030l/L允许进气48小时；3040l/L允许进行24小时；大于50l/L最多只允许进气1小时10、 CO2压缩机跳车，尿素停车处理2.5 MPa减温减压站自动投用, 多余高压蒸汽减到下级管网系统50%工况物料汇总序号物料流量温度压力mpa备注1.气化粗煤气93400 M3/h1703.0单炉80%，产气467002.变换入口88200 M3/h两台1702.9单炉80%，变换26% 负荷3净化入口13700m3/h302.4-2.54液氮洗入口90000 m3/h-50- -552.22.35合成气91807 m3/h302.0-2.16氨产量800-830吨35或 47尿素1862吨70%全系统50%运行，耗电约60000KWh,在10000V电机启动时 ，正常启动必须请示总调，并办理工作票。紧急特殊情况例外 问题 目前所有生活生产污水无法外排，回收的水在补回系统较少，污水池液位上升。 水平衡待解决主要工艺指标序号指标名称控制范围1氧气40000Nm3/h ,O299.6%, 4.7Mpa2氮气2000Nm3/h, O22ppm, 6.8Mpa、4.23分子筛出口CO2含量1ppm4分子筛出口H2O含量1ppm6主冷NnOm含量1ppm7主冷CnHm含量100ppm8液氮2 ppm3.0气化压力变换岗位公司级工艺指标序号指标名称仪表位号单位设计值公司控制（初期）公司控制（后期）1第一变换炉床层温度TRA6111005C43010460102第二变换炉床层温度TRA6111009C36010380103第三变换炉床层温度TRA6111013C28010290104第四变换炉床层温度TRA6111017C23510235105洗氨分离塔出口变换气温度TI611103640406出装置变换气CO含量1.51.50.53.0气化压力下气化岗位主要控制指标序号名称位号指标备注设计值范围1蒸汽氧气压差PDIZA5100AKpa50三选二触发ESDPDIZA5100BKpa50PDIZA5100CKpa502蒸氧环管与气化炉压差PDIZA5250AKpa-100三选二触发ESDPDIZA5250BKpa-100PDIZA5250CKpa-1003夹套与气化炉压差PDIZA2210AKpa200或者-200三选二触发ESDPDIZA2210BKpa200或者-200PDIZA2210CKpa200或者-2004废锅出口氧气含量AI8100%0.11.5ESD：1.5%5激冷室与气化炉压差PDIZA2140AKpa-200三选二触发ESDPDIZA2141BKpa-200PDIZA2142CKpa-2003.0气化压力下净化车间主要工艺指标序号指标名称检测位置单位设计值控制范围联锁值高限低限备注1净化气纯度AIRA131002ppmH2S0.1ppmCO220ppmH2S 00.1CO2 020H2S：0.1CO2：20 2CO2产品纯度就地取样CO298.99（Vot）98.991003甲醇水塔底部废水就地取样CH3OH150mg/LPH值=8.010.0CH3OH0150PH值=8.010.04热再生塔底甲醇就地取样H2O0.1NH350mg/LH2O :00.1NH3: 050mg/L3.0气化压力下液氮洗主要装置序号指标名称仪表位号单位设计值控制范围联锁值高限低限备注1出液氮洗合成气中CO含量AI-1042158ppm5055-102出液氮洗合成气中H2含量AI-10421577573773净化器出吸附器中CO2含量AI-1042019ppm0.10134低压氮气出1EO4203水分含量AI-1042067ppm0.1013.0气化压力下合成车间公司级工艺指标序号指标名称仪表位号单位设计值控制范围控制级别备注1氨合成塔105-D第一床层入口温度TI-1380365350-380公司级设计值为催化剂运行末期2氨合成塔105-D第二床层入口温度TI-1378398380-410公司级设计值为催化剂运行末期3氨合成塔105-D第三床层入口温度TI-1375401385-410公司级设计值为催化剂运行末期4氨合成塔105-D第三床层出口温度TI-1390441.7400-441.7公司级设计值为催化剂运行末期5液氨球罐T40101ABCD的压力401PI-1001ABCDMPa0.40.55公司级6液氨浓度Mol%99.999.9公司级手动分析7液氨含油Mg/m3510公司级手动分析8液氨含水Mol%0.10.1公司级手动分析尿素车间主要工艺指标序号指标名称仪表位号单位设计值控制范围控制级别备注1 合成塔压力PI-2101MPa14.112.514.52 气提塔出液温度TI-2110173.51651753 解吸废液氨含量ppm054 解吸废液尿素含量ppm055 成品Ni含量ppm0.256 合成塔NH3/C2.93.47 合成塔H2O/C0.350.658 汽提效率80酚氨回收公司级控制指标指标名称项目 单位设计值公司控制指标备注酚氨回收至生化处理出水指标总酚Mg/l12001200CODMg/l35003500游离氨Mg/l100150固定氨Mg/l300300PH6.586.58温度40604060产品粗氨粗氨含量8370稀氨水氨浓度11113煤气水分离装置公司级控制指标指标名称项目 单位设计值车间控制指标备注油含量1g/Lg/L13悬浮物g/L微量1煤气化装置工艺流程说明煤气化装置主要包括：备煤装置、气化炉装置、变换冷却装置、除氧站装置、煤气水分离装置、酚氨回收装置及综合灌区装置。气化装置的主要任务是将碎煤与蒸汽氧气利用加压气化技术产生粗煤气，经过变换冷去装置将粗煤气中的CO转化为CO2 和H2；为净化装置提供合格变换气。同时产生的煤气水在煤气水分离装置利用重力沉降原理将煤气水中的焦油和中油分离出来，除油后的煤气水又进入酚氨回收装置利用气提和萃取原理将煤气水中的酸性气体、氨和粗酚脱除，为污水处理装置提供合格原料酚水；本项目一期工程建设七台气化炉，单炉处理煤量42T/H，产煤气70000m3/H。气化炉装置分两个系列，故设置两套公用工程包括煤锁气洗涤系统、系列，火炬气系统、系列，液压系统、系列。辅助系统为气柜压缩系统包括一个10000m3的湿式螺旋气柜和3台煤锁气压缩机及2台燃料气压缩机。1.1备煤：来自厂外的原、燃料煤经带式输送机（试车初期由汽车送煤）输送至圆形料场进行贮存。在圆形料场内由堆取料机对原、燃料煤进行分区堆放，料场内的煤由刮板机取料、经带式输送机转运至筛分厂房。在筛分厂房内，煤可以通过电液动三通分料器(Z601001AB)送至弛张筛(S601002AB)，经筛分分级后，粒度10mm的煤送至备3AB带式输送机(V601003AB)上，然后转运至锅炉系统带式输送机上。粒度10mm50mm的煤经备4AB带式输送机(V601004AB)、备5AB带式输送机(V601005AB)转载输送至气化厂房的运煤层，经备6AB带式输送机(V601006AB)头尾部和电液动双侧犁式卸料器(V601014)把煤输送至气化厂房的各个煤仓。在筛分厂房内，煤也可以通过电液动三通分料器(Z601001AB)直接输送至备3AB带式输送机(V601003AB)上，然后转运至锅炉系统带式输送机上。气化用焦丁、助熔剂由汽车运到焦丁、助熔剂棚贮存，经装载机(L601003)加至受料坑内。受料坑下设振动给料机(V601013)，把物料经备7、备8带式输送机输送至焦丁、助熔剂缓冲仓。在缓冲仓下设电液推杆平板闸阀(Z601004AB)和带式称重带式给料机(V601011AB)，根据气化工艺需要向系统添加焦丁和助熔剂。在气化厂房内设焦仓（H601001)对气化用焦丁进行贮存，根据气化炉开车需要，经缓冲锁气器（Z601006)和备9、备10带式输送机向气化炉内添加焦丁。1.2气化：本装置采用碎煤加压熔渣气化技术，为变化装置提供合格的粗煤气，气化装置以块煤为原料，采用7台（5开2备）直径3.6m，高度15.97m的气化炉（内部设有搅拌器），气化压力4.0MPag，从气化炉出来的粗煤气经过洗涤冷却器（B1206）、废热锅炉（W1201）、粗煤气气液分离器（F1207）送至变换装置。从筛分厂房来的原料煤（560mm），经输煤皮带进入412m3的煤仓（单台炉），每台气化炉设有两台煤锁，交替操作，间断地将煤加入炉内，通过搅拌器布煤器将煤均匀地分布在气化炉的横截面上，由上至下依次经过干燥层、干馏层、气化层、燃烧层、熔渣池，在此过程中与鼓风口的气化剂（蒸汽+氧气）进行复杂的物理化学反应，反应后产生的液态渣储存在渣池内，经过下渣口排入激冷室和渣锁；渣锁间断的把激冷后的玻璃渣排入渣沟，通过水力作用冲入渣池。中压过热蒸汽(4.9MPag、446)和氧气(4.7MPag、30)按0.92配比经过静态混合器MX1201后从炉体下部的6个鼓风口进入气化炉内发生反应，最终产生4.0MPag、485的粗煤气经洗涤冷却器（B1206），被来自变换装置的高压煤气水和循环洗涤煤气水进行激冷饱和后，进入废热锅炉（W1201）回收粗煤气中大量的显热和潜热以副产0.53MPag、160的低压蒸汽，被冷却除尘的粗煤气经煤气气液分离器（F1207）送往变换装置。废热锅炉（W1201）底部积液槽的煤气水一部分循环使用，一部分送至煤气水分离装置进行处理。为了满足加压气化炉筒体既要耐高温，又要耐高压的双重要求，BGL气化炉设计为内壁耐高温，外壁耐高压的双层夹套式反应器，其中夹套产生的汽水混合物在汽液分离器（B1211）分离后，气相通过平衡管线进入废热锅炉底部，液相进入夹套废热锅炉（W1203）回收热量，副产0.6MPag、160的低压蒸汽（与废热锅炉W1201副产的低压蒸汽并入低压蒸汽管网），冷却后的夹套水经夹套循环泵P1203A/B送回夹套；为了满足气化炉内搅拌器布煤器冷却要求，设置搅拌器冷却系统，搅拌器冷却水缓冲罐(B1213)内锅炉水被搅拌器冷却水循环泵（P1213A/B）送至搅拌器内，回水温度通过带电机的空冷器（W1206）进行调整，最后回到搅拌器冷却水缓冲罐（B1213）内，压力通过平衡管线与夹套平衡管线相连，搅拌器采用电机驱动，每台气化炉搅拌器均设有单独的润滑油系统。为了使BGL气化炉专利部件满足运行要求，设计了高压冷却水系统。中压锅炉水进入高压冷却水缓冲罐（B1212），通过高压冷却水循环泵（P1207A/B）送往各个专利部件水环管，以带走鼓风口、渣池炉膛、下渣口等各专利部件的热量，防止专利部件因局部温度高而发生变形或者损坏，回水经过高压冷却水冷却器（W1205）冷却后回到高压冷却水缓冲罐（B1212），高压冷却水缓冲罐的压力通过高压氮气控制高于气化炉压力0.1MPa。气化炉在正常运行过程中,为了维持渣池及下渣口温度，保证顺利排渣，设计了烧嘴系统，正常情况下压缩来燃料气（原始开车时为开车燃料气）和高压的富氧空气在连接短接内燃烧，为渣池提供热量，停车时通过氮气管线向连接短接内提供冷氮。 2、变换：来自气化装置3.9MPag、175的粗煤气进入洗涤分离器C611101，被来自煤气水分离装置的高压煤气水洗涤，进一步除去煤气中的煤尘、焦油等杂质。而上部出来的粗煤气进入气气换热器E611101与二变炉出来的变换气进行换热，调整一变炉的入口温度TI6111023至240。换热后的粗煤气进入两个并联的煤气过滤器S611101A/R，利用煤气过滤器中装填的吸附剂将粗煤气中的煤尘、焦油等杂质再次进行脱除，以降低粗煤气中杂质的含量。经过煤气过滤器的粗煤气进入第一变换炉，自上而下与催化剂（装填量：43.7 m3）接触，发生变换反应，水气比：0.284。第一变换炉出口的变换气进入管道混合器与4.9MPag、460、流量14m3/h的中压过热蒸汽混合后进入第一淬冷器S611102，被来自淬冷水预热器4.88MPag、200、流量37.65m3/h的中压锅炉水激冷饱和，雾化后的中压锅炉水吸收变换气中的显热与潜热，以水蒸气的形式进入到变换气中，降低变换气的温度及提高变换气水气比，从而满足第二变换炉的进气要求。进入第二变换炉的变换气，自上而下与催化剂（装填量：55m3）接触，发生变换反应，水气比：0.28。第二变换炉出口的变换气经过气气换热器E611101换热后，进入管道混合器与4.9MPag、460、流量3.514m3/h的中压过热蒸汽混合后进入第二淬冷器S611103，被来自淬冷水预热器4.88MPag、200、流量21.5m3/h的中压锅炉水激冷饱和，雾化后的中压锅炉水吸收变换气的显热和潜热，以水蒸气的形式进入到变换气中，以降低变换气的温度及提高变换气的水气比，从而满足第三变换炉的进气要求。进入第三变换炉的变换气，自上而下与催化剂（装填量：60.4m3）接触，发生变换反应，水气比：0.23。第三变换炉出口的变换气进入管道混合器与4.9MPag、460、流量1.5m3/h的中压蒸汽混合后进入第三淬冷器S611104，被来自淬冷水预热器4.88MPag、200、流量12.85m3/h的中压锅炉水激冷饱和，雾化后的中压锅炉水吸收变换气的显热和潜热，以水蒸气的形式进入到变换气中，以降低变换气的温度及提高变换气的水气比，从而满足第四变换炉的进气要求。进入第四变换炉的变换气，自上而下与催化剂（装填量：74.8m3）接触，发生变换反应，水气比：0.19。第四变换炉R611104出口的变换气，进入淬冷水预热器E611102与壳侧来自除氧站的中压锅炉水进行换热，换热后的中压锅炉水温度达到200，作为淬冷水进入第一、二、三淬冷器，激冷饱和变换气，以满足变换炉的进气要求。换热后的变换气被冷却至175，进入洗涤水预热器E611103与壳侧来自煤气水分离的高压煤气水进行间接换热，温度降至135，煤气水被加热至150后作为洗涤分离器C611101的喷淋水，洗涤来自气化装置的粗煤气。从洗涤水预热器E611103出来的变换气依次通过锅炉水预热器E611104（出口变换气温度：135）、脱盐水预热器E611105（出口变换气温度：70）、最终冷却器E611106A/R（出口变换气温度：40）和洗氨分离器C611102，最后温度降至40，送出界区。除氧站单系列设置一台Q=700t/h的低压旋膜除氧器。部分经过变换和煤气水分离预热后的脱盐水及尿素产的低压蒸汽与低压过热蒸汽共同进入除氧器，除去脱盐水中的氧气，产生的锅炉水一部分通过P203a01A/B/C（P203a02A/B/C）送至气化、变换、硫回收装置，其余通过P203b01A/B/C（P203b02A/B/C）送至气化、变换及锅炉的高压除氧器。来自酚回收装置0.6MPag的低压蒸汽冷凝液进入闪蒸罐，底部冷凝液进入凝结水回收装置，来自酚回收装置0.3MPag的低压蒸汽冷凝液直接进入凝结水回收装置。通过凝结水底部的两台立式离心泵将凝结水打至化学水精制装置。3 煤气水分离：从气化装置来3.80MPa 190的含尘煤气水，首先通过煤气水换热器W-1701-01-1管程，与来自煤气水缓冲罐经煤气水喷射泵P1708-A/B-1送来的去变换的高喷煤气水进行逆流换热，再次通过W-1701-02-1管程，与来自管网的脱盐水逆流换热最终温度冷却在70；然后通过减压阀PV-1706-1减压到3.7MPa进入到含尘煤气膨胀器F-1703-1中闪蒸。闪蒸产生的膨胀气与F1704-1产生的膨胀气经膨胀气洗涤器B-1703-1洗涤后由变频风机V1701A/B-1送至焚烧。闪蒸后的煤气水溢流与从气化火炬洗涤器来的低压煤气水、泥浆泵P1711A/B-1送来的泥浆液、煤气水循环泵P1707A/B-1送来的煤气水、以及排放泵P1709A/B-1送来的低压煤气水汇合由初焦油分离器F1701-1的中心管进入，流入到初焦油分离器的中部，并迅速流入第一沉降区，沿径向流向分离器壁，粘稠的含尘焦油和大部分重焦油最后沉降到分离器锥形底部。而煤气水由于比重较轻流入第二沉降区，进行焦油和煤气水的进一步分离。含尘焦油从分离器底部分离出来，进入均化器Z1701A/B-1，通过均化器的研磨将含较大颗粒的含尘焦油变成可用泵输送的液体，由焦油循环泵P1703A/B-1升压至后送往气化装置，含尘焦油采用循环的目的是维持管道内较高的流速，防止堵塞管道。含尘焦油大部分回到初焦油分离器F1701-1中再次进行分离，一小部分进入气化炉后再次循环。洁净焦油从煤气水中分离出来后，从初焦油分离器F1701-1中部连续的排出，并靠重力流入洁净焦油槽B1704-1，由洁净焦油泵P1705AB-1将其送往罐区。从变换来的3.0MPa 70含油煤气水，首先通过变换煤气水冷却器W-1706-1管程，与来自管网的循环冷却水逆流换热后经过减压阀PV-1722-1减压至2.95MPa后进入含油煤气水膨胀器F-1704-1中闪蒸；闪蒸后的煤气水与来自F-1701-1的煤气水汇合进入F-1702-1中心管，在油分离器F1702-1中，煤气水通过中心管沿内壁进入沉降区并形成一均匀的径向流，在整个沉降区内，焦油比重大沉降在分离器锥形底部，并通过焦油泵P1712A/B-1送到洁净焦油储槽B1704-1。而中油比重较轻靠浮力从煤气水中分离出来，浮到煤气水表面，并通过调节油分离器F1702-1外部液位调节器SP1702-1的可调溢流堰的高度使中油连续流入油槽B1701-1，然后再通过油泵P1704A/B-1升压后送至罐区，煤气水则靠重力流入缓冲槽B1705-1中。为防止洁净焦油在分离器底部凝固，在锥形底部外壁装有伴热蒸汽管。分离出含尘焦油、洁净焦油和中油后的煤气水靠重力进入到煤气水缓冲槽B1705-1中，一股煤气水送去变换，一部分煤气水经限流孔板FO1704-1送至界区内膨胀气洗涤器B1703-1作为洗涤水补水，另外还有一部分煤气水经产品煤气水冷却器W1704AB-1冷却至70后,一部分经FV1704-1调节阀送往气化，一部分经液位调节阀LV1712-1后送往煤气水产品槽B1708-1。为了去除煤气水中悬浮杂质，煤气水从过滤器F1705A/B-1顶部进入并进行过滤，经床层过滤后的煤气水从底部排出，一部分去了酚氨回收进一步处理，一部分去了F-1703- F-1704-1底部做冲洗和去F-1708-1做补水。另一部分经W-1702-1管程，被壳侧的低压蒸气加热至80后储存在B-1702-1中作为冲洗液；通过启动过滤冲洗泵P1706A/B-1将冲洗水送至过滤器F1705AB-1中进行高速逆流冲洗，返洗产生泥浆液收集在泥浆液槽B1706-1中，在泥浆液槽B1706-1中泥浆液用泥浆泵P1711A/B-1升压后再次送到初焦油分离器F1701-1中进行分离。冲洗液槽B1702-1中部分煤气水经冲洗泵P1713A/B-1提压后分别送往装置界区内和气化装置提供冲洗水。装置所有排放的煤气水流入排放槽B1707-1中，地沟中的污水也通过P1710-1打至排放槽内，然后通过排放泵P1709A/B-1将煤气水送往初焦油分离器F1701-1进行分离。酚氨回收：来自煤气水分离装置的酚水流量FR6240001为95m/h、温度TR6240001为37、压力PI6240001为1.1MPag，先后经过酚水二级换热器E624002AR、氨蒸汽换热器E624005AR和酚水一级换热器E624001AR进行换热，最终换热到温度TI6240004为130（1.1MPag）后从脱酸塔C624001A/B上部进入塔内。同时来自碱液槽T624015浓度为10%20%的碱液经液碱泵P624019A/B加压，从脱酸塔中部第21块塔盘进入。脱酸塔C624001A/B塔釜的再沸器用1.3MPag、220的中低低压蒸汽将塔釜内的煤气水间接加热，上升蒸汽与塔顶下来的煤气水逆流接触进行传质传热，将煤气水中的CO2、H2S等酸性气体汽提出来并从脱酸塔顶部采出，同时酚水中的NH3被汽提出来后在塔的中部经过调节阀FV6240004被侧提出来。在脱酸塔C624001A/B中，塔顶温度TIC624015A/B控制在4095，塔顶压力PICA6240005A/B设定值为0.5MPag。脱酸塔底部温度TIC6240011A/B通过控制E6240018AB/CD再沸器冷凝液管线上的调节阀FV6240006，来调整进入再沸器E624018AB的蒸汽流量，将TRC6240011A/B维持在160，塔釜压力PIA6240006A/B正常控制值为0.55MPag。正常工况下，FIC6240006的设定值为20000Kg/h，TIC6240011A/B的设定值为160。经脱酸塔C624001A/B脱酸脱氨后的酚水用脱酸塔釜酚水泵P624001A/R升压至1.003MPag后，依次经酚水一级换热器E62401AR、酚水二级换热器E62402AR和酚水换热器E624003AB分别与P1714A/B送来的煤气水和P624008AR送来的萃取物进行换热后，在经过酚水冷却器E624004ABR冷却，最终控制进入萃取塔酚水的温度TI6240038在40，并从萃取塔C624002上部进入。萃取塔C624002采用的是液液萃取原理，在萃取塔内通过从塔底部逆流加入萃取剂MIBK，溶剂将酚水中含有的酚萃取出来，萃取物在萃取塔上部经过调节阀PV6240020后，进入到萃取物槽。萃取塔顶部压力PIC6240020通过调节萃取物出口管线上的调节阀PV6240020开度以维持在0.01MPag。在萃取塔内经萃取后的萃余物稀酚水用萃取塔底部酚水泵P624002A/R升压至0.692MPag后，经稀酚水换热器E624006ABR与水塔出来的稀酚水进行换热，温度TI6240045升至86.3后送入水塔C624003中进行溶剂的回收。此外，萃取塔C624002液位LICA6240010通过调节稀酚水进水塔C624003管线上调节阀LV6240010开度以维持在正常设定值50%。在水塔C624003中，塔釜再沸器E624019AR用来自低压蒸汽管网温度TI6240068为158，压力PI6240037为0.5 MPag的低压蒸汽进行间接加热，并通过调节冷凝液管线上的调节阀FV6240018开度，以控制塔釜温度TIC6240047在105；使溶解在稀酚水中的溶剂MIBK蒸发出来，由塔底向上流动，并与塔顶的下降液参与水塔的精馏，水塔再沸器E624019AB蒸汽进口流量调节FIC6240018正常设定值为4500Kg/h。精馏出来的MIBK蒸汽从水塔塔顶采出后，经塔顶冷凝器E624014冷却后进入到油水分离器T624004中进行MIBK和水的分离，MIBK从T624004上部出来进入到溶剂循环槽T624007中再次利用，水从T624004的底部出来又回到水塔C624003的顶部做回流；水塔C624003塔釜中的稀酚水用水塔底部酚水泵P624003AR升压至0.692 MPag后，经过稀酚水换热器E6240063ABR、稀酚水冷却器E624007AR分别与P624002AR送来的稀酚水和循环水进行换热并将温度TI6240041控制在40, 一部分稀酚水分析合格后经调节阀LV6240014送到生化处理系统进一步处理；一部分稀酚水去T624017稀酚水槽中，然后经P624004AR送去变换；水塔C624003液位LICA6240014正常设定值50%。在开停车初期或事故状态时稀酚水切回煤气水分离装置的煤气水产品槽B1708中。罐区：综合罐区按照年产200万吨合成氨350万吨尿素设计，贮存物料有：甲醇、石脑油、中油、焦油、粗酚及甲醛溶液。并分别用泵送往用户或汽车装卸站装车外售。综合灌区配有泡沫站等相关的消防设施。2净化装置2.1.低温甲醇洗流程来自煤气冷却工段的粗煤气进入低温甲醇洗装置后，在一系列热交换器中粗煤气得到冷却。冷却后的粗煤气进入 H2S 吸收塔底部的预洗段。在这里用少量的无硫甲醇富液进行洗涤以除去粗煤气中的高分子烃类和其它诸如有机硫、HCN 和 NH3 等微量组分。离开 H2S 吸收塔下段的预洗甲醇富液，送往预洗闪蒸系统，预洗后的粗煤气进入 H2S 吸收塔的脱硫段(上段)，在该段内，用来自 CO2 吸收塔底的无硫甲醇富液喷淋洗涤，脱除粗煤气中的 H2S和 COS 等硫化物。脱硫后的煤气由 H2S 吸收塔顶部出来后进入 CO2吸收塔底部。来自CO2吸收塔上部各段的甲醇经甲醇循环冷却器移走部分CO2 的溶解热后，返回到吸收塔作为 CO2吸收塔下段的吸收液。来自 CO2 吸收塔底部的部分甲醇富液送到 H2S 吸收塔顶部作为脱硫液。其余的甲醇富液到 CO2闪蒸塔闪蒸再生。在 CO2吸收塔的中段用来自 CO2闪蒸塔的甲醇半贫液和上段来的甲醇液汇合洗涤煤气。最后在 CO2 吸收塔的上段用来自热再生塔的精甲醇进一步除去残余的CO2 和微量的 H2S 和 COS 等硫化物，使煤气中 CO210ppm、总硫0.3ppm，净化后送入液氮洗装置回收甲烷等气体后与入低温甲醇洗变换气换热回收冷量后送入合成氨装置。来自 CO2 吸收塔的无硫甲醇富液进入 CO2闪蒸塔的各段分别进行闪蒸，段闪蒸循环气返回S613101入口，段闪蒸气为纯度较高的 CO2送入尿素装置，段闪蒸气为混合气体，闪蒸气在一些列换热器中回收冷量后送往二氧化碳尾气洗涤塔。来自 H2S 吸收塔的含硫甲醇富液进入硫化氢浓缩塔各段闪蒸，段闪蒸气与二氧化碳再生塔段闪蒸气汇合，闪蒸气送往二氧化碳尾气洗涤塔，浓缩后的甲醇富液进入热再生塔将硫化氢气体闪蒸出送往硫回收装置。来自 CO2 闪蒸塔段的闪蒸气和 H2S 闪蒸塔段的释放气合并后一起送往二氧化碳尾气洗涤塔。回收排放气中的甲醇。然后这股洗涤水送往预洗闪蒸塔上段，最后进入萃取器作为萃取甲醇用水，洗涤后的气体高点排放到大气中。来自 H2S 吸收塔预洗段的甲醇液中含有 CO2、H2S、石脑油等化合物，送至预洗闪蒸塔进行闪蒸，闪蒸气返回到 H2S闪蒸塔再吸收段。离开预洗闪蒸塔的甲醇-石脑油混合物进入萃取器的给料缓冲室，甲醇、水、石脑油混合物由萃取器泵从给料缓冲室送往萃取器的萃取室。在此混合物分为两层。上层为石脑油、下层为甲醇-水混合物，石脑油用泵送出界区。从萃取器萃取室出来的甲醇水混合物，送入共沸塔进行石脑油等物的汽提。共沸塔的塔顶产物被设在塔顶的共沸塔冷凝器冷凝，冷凝液一部分送往萃取器的给料缓冲室，一部分靠重力返回到塔内作回流液。不凝气送往预洗闪蒸塔的上段，经水洗回收甲醇后送往 H2S 闪蒸塔。甲醇水塔的塔底产物废水在共沸塔给料加热器中冷却后排往生化处理装置。由于装置连续少量的甲醇损失，少量的新鲜甲醇通过新鲜甲醇泵送入热再生塔热再生部分的顶部。同时为方便装置检修及事故停车时收集装置内的甲醇分别设置预洗甲醇贮槽、主洗甲醇贮槽各一台，并配备相应的泵。另外，设置一台地下槽用于装置的低点倒淋甲醇收集，通过液下泵经甲醇液返回系统。2.液氮洗流程来自低温甲醇洗装置的含微量CO、甲醇的合成气温度为-54；压力为3.19MPA(A)；流量为165681 Nm3/h进入液氮洗装置。由于微量甲醇和二氧化碳会冻结在冷箱内的换热器上，所造成的沉积会导致系统停止运行，所以在气体进入冷箱之前需去除这部分微量的二氧化碳和甲醇。合成气首先进入合成气纯化器中用吸附剂脱除微量CO2、甲醇 ，不含 CO2 和 CH3OH 的合成气随后进入原料气冷却器 E04202A/B冷却至 - 129左右，然后进入 闪蒸塔再沸器 E04206。来自E04206 原料气中的液体部分在二级分离器V04208 中被分离出来与来自氮气/甲烷气塔T04202底部出来 的甲烷液体作为纯甲烷产品送出。含有 CO 的-182C原料气经过液氮洗塔T04201来脱除微量CO、Ar。经换热回收冷量后与返回氮气冷却器出口和液氮洗的热合成气一起送至合成压缩。3.甲烷液化流程 甲烷气压缩系统从液氮洗装置来的富甲烷气进入本装置，经甲烷气压缩机增压后原料气进入冷箱内主换热器液化，经J/T阀节流，LNG产品送入LNG储罐。为甲烷气冷却液化提供冷量的混合制冷剂进入主换热器中被冷却，全部冷凝，然后节流膨胀。为主换热器提供冷量，用于冷却高压混合制冷剂和使原料甲烷气液化、过冷。最后混合制冷剂在冷箱内给出全部冷量后，复热到接近冷箱入口混合制冷剂温度，然后返回混合制冷压缩机入口。储存及运输设置一座LNG储罐，容积为10000 m3。产品LNG均采用汽车槽车运输。设置两台LNG储罐潜液泵（一开一备）及质量流量计,八个装车位，LNG日装车能力2,500m3，采用地中衡（地磅）作为LNG销售计量。BOG压缩机布置在LNG罐区和装车区。闪蒸气冷量回收后增压到4.3MPa（G）送回变换系统回收，正常生产时甲烷无放空损失。.4、克劳斯硫回收流程自低温甲醇洗来酸气首先进入高温燃烧反应段使用空气进行燃烧反应。完全燃烧酸性气中所有的碳氢化物及其的污垢物，和所需要的硫化氢。将进料酸气中的烃类燃烧，同时将 H2S 进行部分燃烧保证第二个克劳斯反应器下游气体中的 H2S/SO2比值为2:1。为了回收主燃烧器中产生的热量，将从主燃烧器燃烧室出来的高温气体引入废热锅炉的管程产生低压饱和蒸汽，冷凝下来的液态硫通过其液硫封被直接送往液硫槽。从废热锅炉出来的气体在一级加热器中被中压蒸汽加热以获得一级克劳斯反应器中催化反应所需要的最佳反应温度 240C。进入反应器，从反应器出来的气体进入到一级硫冷凝器，气体中的硫蒸气在一级硫冷凝器中被冷凝从气体中分离出来，冷凝下来的液态硫通过其液硫封被直接送往液硫槽。从一级硫冷凝器出来的气体在二级加热器中被中压蒸汽加热215C。进入二级克劳斯反应器，从反应器出来的气体进入到二级硫冷凝器，硫蒸气在二级硫冷凝器中被冷凝从气体中分离出来，冷凝下来的液态硫被直接送往液硫槽。克劳斯尾气引入焚烧炉中予以焚烧，将其中的硫化氢和硫化物转化为二氧化硫。来自焚烧炉的烟气进入焚烧炉废热锅炉中降温到 420,，进入 SO2转化器，将工艺气所含 SO2被转化为 SO3。来自 SO2转化器的含 SO3高温工艺气进酸冷凝器中冷凝得到稀硫酸溶液，硫酸溶液经泵送入酸冷却器冷却后一部分返回酸冷凝器，另一部分硫酸溶液进入氨洗塔塔釜，与氨水反应生成硫酸铵溶液。氨洗塔塔釜中的硫酸铵溶液经硫铵泵送入硫铵冷却器，硫酸铵一部分返回氨洗塔，并与来自酸冷凝器中的工艺气体逆流接触，进一步净化工艺气，另一部分作为产品送出界区。净化后的尾气自氨洗塔顶部排出，送入烟囱最终排放至大气。3氨合成装置