煤化工项目鲁奇三合一装置工艺概况.ppt

1 大唐煤化工项目鲁奇三合一装置工艺概况 2 一 三合一装置简介 3 三合一装置是指大唐国际引进德国鲁奇公司的三项专利技术 低温甲醇洗脱硫脱碳工艺 百万吨级甲醇合成工艺和甲醇制丙稀MTP工艺 MethanoltoPropylene 的总称 同时包括CO变换单元 其中甲醇制丙烯装置为目前世界上首套工业化装置 4 三合一装置各单元 三合一装置主要负责将煤气化装置产生的粗煤气进行精制 得到的合格合成气体在甲醇合成塔中合成甲醇 同时进行精制 为丙烯生产装置提供原料 三合一装置构成如下 5 6 7 本界区原料 产品方案 粗煤气 640万吨 年 甲醇 168万吨 年 丙烯 47万吨 年 硫磺 3 8万吨 年 乙烯 2 3万吨 年 LPG 3 64万吨 年 汽油 18 2万吨 年 二氧化碳 200万吨 年 8 2 各装置工艺流程简介 9 2 1CO变换单元 10 本单元主要的任务是利用一氧化碳和水蒸汽反应将来自煤气化单元的粗煤气中过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所需的大量氢气 主要反应方程式 CO H2O CO2 H2 2 33KJ mol 130 6 275t h 来自气化 中压蒸汽 分离器 过滤器 第一变换炉 第二变换炉 分离器 一氧化碳变换工艺流程简图 粗煤气来自煤气化装置247244 48Nm3 h170 3 8MPa a H2 17 2 CO 46 4 CO2 12 H2O 23 1 冷凝液去气化 来自电厂脱盐水25 275t h 粗合成预热器 220 266 5 1MPa600t h 260 H2 30 6 CO 9 1 CO 27 3 H2O 32 2 272 450 330 H2 38 8 CO 5 9 CO 35 1 H2O 19 3 2 40 变换气去低温甲醇洗装置257600Nm3 h40 3 4MPa a H2 42 5 CO 18 5 CO2 37 5 H2O 3 除盐水加热器 中压蒸汽过热器 361 SA387Gr 11CL 2 SA347 12 煤气化装置来的粗煤气 气量247244 48Nm3 h 温度170 压力3 8MPa 首先进入粗煤气分离器 分离出水 煤灰后再进入粗煤气过滤器 过滤一些杂质 然后进入粗煤气加热器 加热至220 在蒸汽混合器中配入600t h饱和中压蒸汽 再经过粗煤气换热器加热以温度260 进入第一变换炉 出第一变换炉后的反应气温度为450 依次经过中压蒸汽过热器 粗煤气换热器 粗煤气加热器换热 以251 6 进入第二变换炉 出第二变换炉的反应器以361 依次经过废锅 第二除盐水加热器 分离器 分离出的气体以40 3 42MPa送到下一单元 低温甲醇洗单元 一氧化碳变换简易流程概述 13 2 2低温甲醇洗单元 14 本单元主要的作用是利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度大 可以将其有选择性地吸收的特性 将来自CO变换单元的变换气中多余的CO2以及对甲醇合成催化剂有毒害作用的硫化氢等杂质脱除 使净化后的气体成为适合于甲醇合成反应所需的净煤气 本单元主要是采用一些化工单元操作 属物理过程 不涉及化学反应 15 中压闪蒸塔 变换气来自低温甲醇洗780242Nm3 h40 3 3MPaH2 42 5 CO 18 5 CO2 37 5 H2S 0 43 锅炉给水 氨洗塔 去水处理 合成气去甲醇单元 甲醇洗涤塔 丙稀制冷剂 富CO2甲醇 富H2S甲醇 去再吸收塔 精洗甲醇来自热再生塔 去再吸收塔 闪蒸汽压缩机 变换气洗涤 19 9 绕管换热器 42 6 493934 5Nm3 h30 3 2MPaH2 66 99 CO 28 9 CO2 2 7 去热再生塔T 40005 23 5 37 主洗甲醇来自再吸收塔 53 1 57 3 29 6 23 8 16 低温甲醇洗 气体洗涤 来自CO变换工段的变换气 温度40 压力3 4Mpa a 首先经过一系列换热器换热后被冷却到约10 然后通过氨洗涤塔T40001 用锅炉给水进行洗涤以降低其NH3和HCN含量 再经过变换气最终冷却器 绕管式 后 温度降到 19 9 送到并联的两台吸收塔T 40002AB的底部 吸收塔T 40002AB从下到上依次可分为预洗段 硫化氢吸收段和二氧化碳吸收段 在预洗段 变换气中微量组份如NH3和HCN等被低冷甲醇吸收 在H2S吸收段 将H2S和COS脱除 使净煤气中硫含量满足甲醇合成催化剂的要求 在CO2吸收段 将多余的CO2脱除 使净煤气中CO2的含量达到适合于甲醇合成反应所需的含量 出CO2吸收段的净煤气经过变换气最终冷却器E40003 绕管式 回收冷量后 被送到甲醇单元作为甲醇合成的原料气 来自CO2吸收段的部分含CO2甲醇和H2S吸收段富硫甲醇送入中压闪蒸塔T40003中 在此甲醇在中压下闪蒸 有价值的H2和CO闪蒸出来 再循环气压缩机 C40001 压缩后循环回变换气入口管线 17 低温甲醇洗 再生部分 N2冷却器 再沸器 精洗甲醇加压泵 富H2S甲醇 富CO2甲醇 精洗甲醇去洗涤塔 CO2产品送气化140908Nm3 h 11 7 0 125MPa 汽提N274011 1Nm3 h40 0 74MPa 再吸收塔 热再生塔 Claus气去硫回收10540 9Nm3 h 24 7 0 19MPa CO2 66 6 H2S 31 7 COS 0 43 来自尾气洗涤塔 去尾气洗涤塔 蒸汽加热 含CO2 HS2甲醇液 贫 富甲醇换热器 热再生塔进料泵 主洗甲醇去洗涤塔 去尾气洗涤塔 去尾气洗涤塔 18 经闪蒸塔闪蒸后的含CO2甲醇被送入再吸收塔T40004上段 在再吸收塔的上段甲醇继续被闪蒸 释放出所含的绝大部分CO2 CO2产品气离开塔后 在变换气最终冷却器E40003中被加热后 被送到气化界区作为粉煤输送的介质 同时闪蒸后的冷甲醇被送到吸收塔T 40002的CO2洗涤段作为主洗甲醇 再吸收塔同时采用低压氮气作为气提介质 来气提甲醇中的CO2 气提后含CO2的氮气被送到尾气洗涤塔T 40007 来自再吸收塔T40004底部下段的富H2S甲醇经过加热后送至热再生塔T40005 热再生塔塔顶出来的甲醇蒸气 酸气混合物通过冷却 分离后 未被冷凝的克劳斯气体在克劳斯气被送到克劳斯硫回收单元 4500单元 从热再生塔中段出来的再生甲醇被返回吸收塔T40002AB的CO2吸收段作为精洗甲醇 低温甲醇洗 溶液再生 19 再沸器 蒸汽加热 甲醇蒸汽去热再生塔 贫甲醇 含水粗甲醇 甲醇水塔进料泵 板式换热器 洗涤水泵 脱盐水 去废水水处理405 6kg h 20 1 0 25MPa 尾气放空209212 6Nm3 h 8 1 0 1MPa 再吸收塔来尾气 甲醇水塔 低温甲醇洗 甲醇水分离与尾气处理 尾气洗涤塔 226546 8Nm3 h 20 热再生塔底出来的富水甲醇被导入甲醇水塔T40006 甲醇水塔顶部的甲醇蒸汽作为气提介质被送入热再生塔T40005 甲醇水塔底部产品是不纯水 经冷却后送入尾气洗涤塔T40007来洗涤来自再吸收塔的气提氮气 经过洗涤后 尾气被排放 洗涤液被送到甲醇水塔T40006回收其中含有的甲醇 低温甲醇洗 甲醇水分离与尾气处理 21 2 3硫回收单元 22 本单元的主要作用是将来自低温甲醇洗的含硫气体进行处理 使之达到国家规定的排放标准 同时副产硫磺产品 H2S 1 2O2 S H2OH2S 3 2O2 SO2 H2O2H2S SO2 3S 2H2O 23 Sulfurdegassingtank 1165 5Nm3 h Sulfurseparator Pump 锅炉给水 燃料气 燃烧炉 硫磺脱气池 去硫磺成型 锅炉给水 硫磺分离器 去尾气焚烧 二级克劳斯反应器 低压蒸汽 一级克劳斯反应器 废热锅炉 去焚烧炉 克劳斯气 氧气 空气 低压蒸汽 氧克劳斯硫回收 10540 9Nm3 h 24 7 0 19MPa CO2 66 6H2S 31 7COS 0 43 18437 1Nm3 h 240 0 15MPa CO2 39H2S 3 155SO2 3 2COS 2 9SX 0 281 5220Nm3 h 322 H2S 1 75SO2 0 874COS 0 16SX 1 32 223 4 H2S 0 4SO2 0 2COS 0 16SX 0 36 17832Nm3 h130 H2S 0 4SO2 0 2COS 0 16 24 来自低温甲醇洗单元的酸性气体通过酸气分离器D 45001分离后进入氧克劳斯燃烧炉B 45001 燃烧室D 45002 部分H2S与空气 氧气在此反应转化为硫蒸汽 废热锅炉E 45001直接与燃烧室D 45002相连 废热锅炉将过程气冷却到约230 并冷凝出部分硫蒸气 离开废热锅炉后的过程气依次进入一级克劳斯反应器R 45001 氧化铝催化剂 一级硫冷凝器E 45002 预热器E 45003 二级克劳斯反应器R 45102 铝基催化剂 二级硫冷凝器E 45004 硫分离器D 45003中 硫组分被进一步转化成单质硫 从废热锅炉E 45001 一级硫冷凝器E 45002 二级硫冷凝器E 45004和硫分离器冷凝下来的液硫送入液硫脱气单元中的硫脱气池中进行脱气 脱气后的液硫被送到硫磺成型装置 来自硫分离器的克劳斯尾气去焚烧 在焚烧室D 45006中 所有的残余的硫组分和尾气中的其它可燃物与燃料气在约800 的温度下燃烧 焚烧后的气体送入电厂锅炉进行一步处理 25 2 4甲醇单元 26 本单元的主要作用是将来自低温洗装置的净煤气中的氢气 一氧化碳和二氧化碳在高选择性铜基催化剂存在条件下 在8 1Mpa的压力 200 300 的温度下合成甲醇 并将合成的粗甲醇精制成精甲醇 CO 2H2 CH3OH 90 8KJ molCO2 3H2 CH3OH H2O 49 5KJ mol 27 合成气来自低温甲醇洗CO2 2 716 CO 28 95 H2 66 99 中间换热器 水冷甲醇反应器 汽包 中压锅炉预热器 甲醇分离器 气冷甲醇反应器 中压蒸汽 8 1MPa 150 循环气来自甲醇分离器CO2 3 7 CO 3 3 H2 66 985 7 15MPa40 737051Nm3 h 240 211 261 230 209 40 54 8 07MPa 合成气 循环气压缩机 去PSA11602 5Nm3 h 223t h粗甲醇去精馏单元 中压蒸汽 开车 CH3OH 10 66 CH3OH 16 3 压缩机额定功率 38650KW额定蒸汽量 212 3t h 28 从低温甲醇洗单元来的合成气 温度30 压力3 2Mpa a 与来自PSA氢回收装置的氢气混合后 经合成气压缩机C52001压缩到甲醇合成所需的压力8MPa左右 压缩后的合成气与来自循环气压缩机的循环气混合后依次进入气冷甲醇反应器R 52002的管程 中间换热器 合成气被加热后送到水冷甲醇反应器R 52001A B的管程 水冷甲醇反应器R 52001A B的管内装填催化剂 合成气中H2与CO和CO2在其中发生甲醇合成的反应 反应热由管外沸水带走 预合成 气体再经过中间换热器换热后 进入气冷甲醇反应器R 52002的壳程 R 52002壳内装填催化剂 在此气体进一步反应生成甲醇 R 52002的壳程底部出来的含甲醇的合成气依次经过锅炉给水预热器 空冷器和水冷却器 最终使气体冷却到大约40 后进入甲醇分离器 在甲醇分离器中将未反应的气体和甲醇分离 分离器底部出来的粗甲醇被直接送到甲醇精馏装置或送到粗甲醇中间储罐 为了获得较高的总转化率 分离出来的气体的一大部分通过循环气体压缩机返回到合成反应器 其余一小部分送入PSA氢回收装置回收其中的有效气体H2 29 塔顶冷却器 回流罐 再沸器 预精馏塔 加压精馏塔 常压精馏塔 再沸器 再沸器 回流罐 回流罐 废水 高沸点 塔顶冷却器 100 2t h去罐区 108 1t h去罐区 228 5t h39 1 3t h出界区 15 7t h去废水处理 30 来自合成工段或粗甲醇中间储罐的粗甲醇经过膨胀槽闪蒸出膨胀气后 送入预精馏塔T 53001 在预精馏塔中剩余的溶解气体 如CO2 CH4等 和低沸副产物 主要是二甲醚和甲基甲酸盐 被脱除 除去低沸杂质的甲醇从预精馏塔底部离开 并用稳定甲醇泵打入加压精馏塔T 53002 在加压精精馏塔中将近占总量45 的精甲醇是从加压精馏塔中蒸馏出来的 塔顶气体在再沸器 冷凝器中冷凝 甲醇冷凝液被收集到加压精馏塔回流罐 部分精甲醇液通过加压精馏塔回流泵打到塔顶作为回流 其它精甲醇通过甲醇再冷器 加压 进一步冷却后被送到精甲醇中间储槽 剩余含有高沸副产物的甲醇从加压精馏塔塔底出来送入常压精馏塔T 53003 常压精馏塔顶出来的精甲醇气体在空冷器中冷凝 并在精甲醇再冷器 常压 中进一步冷却 冷却后的精甲醇被收集到常压精馏塔回流罐 部分精甲醇用回流泵打回塔顶作为回流 其它精甲醇被送到精甲醇中间产品贮槽 常压精馏塔底部的工艺废水 用工业废水泵送到界区外 31 2 5MTP单元 32 1 总体介绍 甲醇制丙烯 MTP 工艺是德国鲁奇公司使用甲醇作为原料生产聚合物级丙烯的专利技术 该工艺同时可副产乙烯 LPG和汽油 MTP工艺包含五个工艺步骤 MTP反应部分MTP反应器再生部分水烃冷却分离部分碳氢压缩部分产品 副产品精制部分 33 丙烯47 4万吨 年 MTP单元示意图 34 6000单元工艺方框流程图 35 主要产品指标丙烯 聚合物级 纯度 wt 99 60 乙烯 聚合物级 纯度 wt 99 60 36 主要产品指标LPG成分C2烃 0 2 wt C3烃10 12 wt C4烃75 90 wt C5烃 2 0 wt 总硫含量 最大 5ppmwt 37 主要产品指标汽油性质密度 15 C 740 790kg m3蒸汽压 37 C 0 45 0 70bar辛烷值 研究法 90 95RON成分烷烃和环烷烃45 65 wt 烯烃20 25 wt 芳香烃15 30 wt 苯 1 0 wt 总硫含量 5ppmwt 38 39 40 2 工艺流程介绍 41 2 1反应单元 6010 工艺介绍 来自甲醇中间罐区的新鲜甲醇和由甲醇回收塔返回的循环甲醇经过一系列换热设备 加热到275 混合物料先在DME反应器中于275 1 6MPa 在氧化铝基催化剂的作用下反应生产二甲醚 之后 生成的二甲醚与循环回的C2 C4 C5 C6混合进入MTP反应器 3台 2开1备 于480 0 13MPa下 在沸石基催化剂的作用下进行反应 生成以丙烯为主要产品的各种烃类 送到下一单元 气体冷却和分离单元 2CH3OH CH3OCH3 DME H2O QnCH3OCH3 2CnH2n nH2O Q N 2 3 4 MTP反应单元6010 去气体冷却和分离单元 DME反应器 火焰加热器 MTP反应器 3台 DME加热器 208吨 小时精甲醇 气包产生饱和中压蒸汽送管网 275 1 6MPa 471 9 0 23MPa 387 8 1 55MPa 480 0 13MPa 190 0 12MPa 循环HC208t h 293 8 内径 11 7m切线高 17 54m估计总高 31 673m壁厚 20 22 26mm主要材质 0Cr18Ni10Ti 16MnDR设备净重 651吨其中不锈钢重 521吨填料 催化剂 524 1吨 内径 5m 切线高 10 8m 总高 17 75m 壁厚 35mm主要材质 SA204Gr B 空重 79吨 43 2 2再生单元 6020 工艺介绍 MTP反应器经过一段时间 每台反应器运行500 600小时后需再生 的运行 在催化剂的表面会产生一定的结焦 降低了催化剂的活性 从而影响丙烯的产率 此时 需用热的再生气 装置空气和氮气 对催化剂进行再生 再生所需时间为56 69小时 44 再生单元 6020 工艺介绍 45 2 3气体冷却和分离 6030 单元工艺介绍 由MTP反应器出来的物流经废热回收系统降到190 后 首先进入预激冷塔 3台 用激冷水进行冷却至55 之后再送入激冷塔 用激冷水进行冷却 温度降至40 后送至碳氢压缩单元 出激冷塔的激冷水大部分经过热量回收后循环回激冷塔 小部分送到甲醇回收塔 回收其中含有的甲醇 回收的甲醇与新鲜甲醇混合进入DME反应器 46 预急冷塔3台 急冷塔 激冷塔预冷器 激冷水空冷器 急冷水泵 来自MTP反应器 去甲醇回收塔 去气体压缩干燥单元 气体分离单元6020 285 4608t h190 0 12MPa 319t h55 0 118MPa 115t h88 5 308 7t h40 0 105MPa 1934 62t h50 0 37MPa 483t h35 0 17MPa 内径 6m 估计总高 28 85m 空重 110吨壁厚 16 35 18mm 主要材质 SS316L 47 气体冷却和分离 6030 单元工艺流程简图 48 2 4HC压缩 6040 单元工艺介绍 经激冷塔冷却分离后的MTP反应器物流温度为40 压力为0 105MPa 送入HC压缩 6040 单元 通过HC压缩机进行四级压缩 压力达2 25MPa 每级压缩后都设一水冷器和一分离器 分离冷凝下来的水份和一部份液态烃 分离出的水送到激冷塔作为激冷水 分离出的烃送到四级压缩分离器 进行气烃和液烃分离 然后气烃送入气烃干燥器 液烃送入液烃干燥器分别进行干燥 49 气体压缩和干燥单元6040 压缩机1级吸入罐 压缩机1级分离罐 压缩机2级分离罐 压缩机3级分离罐 碳氢压缩机1级 碳氢压缩机2级 碳氢压缩机3级 碳氢压缩机4级 压缩机4级分离罐 液烃干燥器 气烃干燥器 气烃去脱丙烷塔 液烃去脱丁烷塔 激冷后的烃 308 7t h40 0 105MPa 0 24MPa 0 48MPa 1 03MPa 2 29MPa HC压缩机额定功率 17889KW额定蒸汽量 205 6t h 270 2t h 29 9t h40 2 2MPa 50 2 5产品精制 6050 单元工艺介绍 经干燥后的气烃和液烃分别送入脱丙烷塔和脱丁烷塔 在脱丁烷塔中 C4和C5 进行分离 C4烃与气烃一起送入脱丙烷塔 C5 烃送入脱己烷塔进行C5烃与C6 烃的分离 C6以上的烃从塔底出来 经冷却后成为汽油产品 C5以下的烃从塔顶出来 经冷凝后大部分循环回MTP反应器 少部分送入汽油稳定塔进行分离 汽油稳定塔塔底产品作为汽油 塔顶蒸汽经冷凝循环回MTP反应器 脱丙烷塔塔顶蒸汽 C3 经冷凝后 送入脱乙烷塔 脱乙烷塔塔底物流送入C3分离塔进行分离 C3分离塔塔顶蒸汽经冷凝得到液态丙烯产品 脱丙烷塔底物送入萃取塔 萃取塔塔顶物与C3分离塔塔底物丙烷作为LPG产品 脱乙烷塔塔顶蒸汽经脱乙烷塔压缩机加压到3 7MPa后 送到脱甲烷塔进行分离 脱甲烷塔塔顶物作为燃料气 塔