3-创新性说明书

5.5亿Nm3/a COG处理项目物料平衡计算书/创新性说明书/II西南石油大学Infinite5.5亿Nm3/a COG处理项目创新性说明书目录创新性说明1第1章原料创新21.1 焦炉煤气21.2 焦炉烟气21.3 氨水2第2章清洁生产技术创新32.1 深度脱硫技术32.1.1 焦炉烟气深度脱硫技术32.1.2 COG深度脱硫技术32.2 脱除硫的资源化利用技术42.3 碳排放的的减少42.4 烟气脱硫捕碳一体化工艺+COG无循环补碳甲烷化工艺42.4.1烟气脱硫捕碳一体化工艺传统氨法捕碳工艺改进42.4.2 COG无循环补碳低温甲烷化工艺72.4.3工艺组合82.5 工业废气的资源化利用82.5.1 焦炉烟气的资源化利用82.5.2 COG的资源化利用8第3章反应技术及分离技术创新93.1 高效反应新工艺补碳无循环低温甲烷化工艺93.2 高效分离新技术超音速分离技术103.3 反应分离集成技术CO2热再生技术13第4章过程节能技术创新154.1 换热网络集成优化154.2 同轴压缩机的使用15第5章新型过程设备应用技术创新175.1 反应器结构创新低温甲烷化反应器175.2 输送设备结构创新高效节能屏蔽泵195.3 换热器设备创新超声波除垢的利用19第6章自动仪表与控制创新216.1 SIS设计21第7章其他创新247.1 甲烷化动力学模型转换247.2 基于MATLAB的大气运营分析267.2.1 燃料废气环境风险分析267.2.2 管道泄漏危险分析295.5亿Nm3/a COG处理项目创新性说明书创新性说明经过详细对比和仔细讨论后，我们选用来自总厂焦炉煤气和焦炉烟气为原料，历经脱硫捕碳工段，COG预处理工段和SNG工段，分别通过氨法脱硫捕碳一体化工艺、COG两段加氢脱硫工艺、补碳条件下无循环低温甲烷化工艺完成5.5亿Nm3/a COG处理项目。在流程设计和模拟过程中，我们秉持“安全、绿色、经济、高效”的设计理念对现有工艺流程进行优化创新，在满足生产要求的前提下，进行节能减排，实现能量和物质的循环利用，实现了工业废气资源化利用，且与企业的产品体系进行了有效融合。具体创新点如下：1、 原料创新焦炉烟气与焦炉煤气协同处理。2、清洁生产技术创新（1）深度脱硫技术：焦炉烟气脱硫捕碳一体化技术、COG两级加氢脱硫技术；（2） 脱除硫资源化利用技术：氨法脱除焦炉烟气中SO2生产硫酸铵；（3）碳排放减少：捕集焦炉烟气中CO2作补碳甲烷化碳源，每年减少CO2排放5.35万吨；（4）炼焦废气的资源化利用：协同处理焦炉烟气与焦炉煤气，主产SNG，副产硫酸铵和蒸汽。3、反应技术及分离技术创新（1）高效反应新工艺：补碳条件下低温无循环甲烷化工艺；（2）高效分离新技术：超音速分离技术；（3）反应分离集成技术：CO2热再生技术。4、过程节能技术创新：换热网络集成优化、同轴压缩机的使用5、新型过程设备结构创新（1）反应器结构创新：低温甲烷化反应器；（2）输送设备结构创新：高效节能屏蔽泵；（3）换热设备创新：超声波除垢。6、自动仪表与控制创新：SIS设计7、其他创新第1章 原料创新1.1 焦炉煤气每炼1吨煤炭，会产生400立方米左右的焦炉煤气。这些焦炉煤气中的一半用于回炉加热，另外约200立方米必须使用专门的装置进行回收利用。而中国近年来每年约1400亿Nm3焦炉气，只有其中的一部分用来发电、制甲醇、制氢，还有相当一部分直接排放，其利用率约为55%。焦炉煤气为富氢体系，其同时含有H2S和有机硫，精脱硫后具有极高的利用价值，因此利用焦炉气生产天然气项目能够有效地回收利用资源，产生较高的经济效益，有助于形成良好的循环产业链，不仅可以弥补能源供应缺口，而且可以改善能源质量、减少温室气体的排放，充分、合理利用工业排放气资源，使资源最大限度的得到利用，符合国家的能源政策，利国利民利企业，具有良好的经济效益和社会效益。1.2 焦炉烟气CO2作为温室气体的主要来源，由于国内经济的高速增长，2005年起我国碳排放量已远超别国的增速大幅攀升，并于2006年首次超越美国跃居全球第一大碳排放国。烟气是世界上最大的CO2排放源，占全球排放量的30%。中国的二氧化碳排放正在并将持续快速增长，因使用能源而排放的CO2约占各种温室气体总排放量的80%。焦炉烟气中含有较多SO2，将烟气中SO2脱除后捕集其中的CO2可作为化工原料，同时达到大气污染物SO2和温室气体CO2的减排。解决相关企业烟气处理问题同时，为企业带来良好经济效益，同时具有良好的社会效益和环境效益。1.3 氨水氨水作为炼焦厂产品之一，在合成氨市场疲软的情形下，本项目从内部消化总厂产生的氨，有利于总厂产品的稳定产出。氨水作为脱硫捕碳车间使用的吸收剂，由总厂供应，来源稳定价格低廉，与总厂产品链相融合，减小市场对氨水供应的影响。第2章 清洁生产技术创新以煤炭为主要能源是基于我国能源发展的历史，单一的煤炭能源不仅造成严重的环境污染，而且会制约我国经济的高速发展。目前我国炼焦能力约5亿吨/年，实际产量为3.88亿吨/年，副产焦炉煤气1400亿立方米/年，除回炉加热自用、民用（城市煤气）及发电、化工利用（如成产甲醇、合成氨）外，每年向大气排放到焦炉气约350亿立方米。大量富裕的焦炉煤气放散到空气中，不仅对环境造成污染，而且也是一种资源的浪费。焦炉煤气的传统利用方式，难以适应行业新的发展。目前，我国经济正处于高速发展时期，能源消耗量巨大，以煤为主的能源结构所带来的环境污染是未来相当长时期内所面临的重要问题。烟气中CO2和SO2是引起诸如温室效应、大气污染和酸雨等全球环境问题的主要原因，并对生态环境和人类健康造成很大危害。因此，CO2和SO2污染控制技术的研究对污染物减排的意义十分重大。目前，在吸收剂选择方面，主要侧重于寻找具备高吸收速率、高吸收负荷、低再生能耗、低腐蚀性、抗氧化等特点的优良吸收剂。在工艺优化方面，主要关注低吸收剂损耗工艺、热整合工艺、联合脱除多种污染物工艺等研究。通过寻求高效吸收剂并结合工艺开发，降低脱硫成本。2.1 深度脱硫技术2.1.1 焦炉烟气深度脱硫技术本设计采用氨法对焦炉烟气中的脱除，焦炉烟气中SO2质量流率为817.86kg/h，净化烟气中SO2质量流率为0.11953kg/h，在较低成本下，焦炉烟气中SO2含量由15.4g/m3下降到2.11mg/m3，脱除率达99.98%有效较少了焦炉烟气中SO2的污染。贫液再生进行氨水分离，氨水从脱硫脱碳塔下部进料，对CO2和SO2进行吸收，氨水分离塔分离产生的水从脱硫脱碳塔顶部进料，吸收从塔下部逃逸的氨，有效解决了氨法对烟气处理时氨逃逸的问题，塔顶烟气含氨量低于排放标准，可直接排放，无需再加水洗塔，节约大量工业用水。2.1.2 COG深度脱硫技术COG中硫含量在50ppm左右，硫含量较低，本设计采用甲烷化对焦炉煤气加以利用，需要求总硫含量降至0.1ppm。针对COG中含硫化合物种类多样，难以通过吸收等湿法工艺加以脱除。本工艺采用两级加氢脱硫工艺，COG经一级加氢反应器，该反应器主要是将COG的烃类加氢，以及大部分的二硫化碳，部分的羰基硫，由于焦炉煤气中含有烯烃，此过程会产生乙硫醇和噻吩。通过一级氧化锌脱硫反应器脱除加氢产生的H2S，通过一级氧化锌脱硫反应器活性炭床层吸附噻吩。在进入二级加氢反应器和二级氧化锌进一步对COG中的含硫化合物，经两级加氢脱硫后，COG总硫含量下降至0.1ppm以下。2.2 脱除硫的资源化利用技术设计采用氨法对脱除，通过Aspen模拟，燃煤烟气中SO2脱除率达99.98%，有效较少了燃煤烟气中SO2的污染，通过氨水吸收得到的亚硫酸铵经氧化池氧化得到硫酸铵，通过蒸发结晶生产硫酸铵，硫酸铵产量达1.29万吨/年。每年可产生700多万元经济效益。2.3 碳排放的的减少本设计采用氨法脱硫捕碳一体化工艺，对烟气脱硫的同时，将烟气中的CO2进行捕集。在碳捕集车间通过烟气净化系统，用氨水吸收烟气中的CO2，经碳回收系统对吸收剂中CO2进行再生。并作为补碳甲烷化的碳源，进行甲烷化反应生产SNG。经Aspen模拟，烟气脱硫脱碳塔进料中CO2质量流率为10903.26kg/h,脱硫脱碳塔塔顶烟气CO2质量流率为3468.656kg/h，烟气CO2脱除率达68.18%，每年减少CO2排放量5.35万吨。2.4 烟气脱硫捕碳一体化工艺+COG无循环补碳甲烷化工艺2.4.1烟气脱硫捕碳一体化工艺传统氨法捕碳工艺改进化学吸收法是燃烧后CO2捕集技术中最为接近商业化应用的技术。利用碱性吸收剂与烟气中的CO2发生化学反应实现CO2的捕集，并借助加热再生等方式促使逆反应的发生从而生产高纯度的CO2气体。常用的化学吸收剂包括有机胺溶液、碳酸钾溶液、氨水溶液及强碱溶液等。其中以MEA为代表的有机胺溶液在用于CO2捕集的化学吸收剂中应用的最广泛。典型的化学吸收再生工艺如图 所示，即利用吸收塔和再生塔组成循环系统捕集烟气中的CO2。图2-1 化学吸收/再生工艺捕获分离烟气中CO2流程图但是有机胺溶液存在再生能耗高，对系统腐蚀大，循环降级损失大及初始投资成本较高等问题，从而制约了其发展。因此寻找一种适用性强、再生能耗低，腐蚀降级等问题不显著的吸收剂并改进或开发新型的CO2脱除工艺对于吸收/再生工艺的应用至关重要。氨水溶液作为一种替代吸收剂，与传统的MEA法相比，具有吸收能力强、腐蚀性小、再生能耗低、补充成本低，不易降级，可同时脱除CO2和SO2的特点。图2-2 氨水吸收CO2和SO2机理烟气中CO2和SO2是引起温室效应、大气污染和酸雨等全球环境问题的主要原因，同时CO2和SO2是可进行资源化利用的原料，因此将燃煤电厂中CO2和SO2协同吸收是实现CO2和SO2排放控制并兼顾一定资源化利用的有效途径。另一方面，与其他吸收剂相比，氨水具有一个突出的缺点极易挥发。氨的挥发、逃逸问题是贯穿整个CO2吸收、解吸全程的棘手问题，如不能对其进行控制，则将会直接导致吸收剂失效快、利用率低、再生氨损失严重等一系列问题。同时，逃逸的氨气作为毒害气体，还会影响设备性能及工业区周围空气质量，造成二次污染。传统氨法捕碳对氨逃逸的处理方式以增加水洗塔为主，改法随能有效降低排放烟气中的氨含量，但其未从根本上解决氨逃逸问题，只是简单地将逃逸氨水洗，仍然存在吸收剂失效快、利用率低等情况，同时消耗大量工业用水，产生大量含氨废水，增加了水耗以及污水处理负荷。针对传统氨法捕碳工艺氨逃逸和处理方式的缺陷，本设计团队对氨法捕碳工艺进行改进设计了氨法脱硫捕碳一体化工艺，相应改进如下：1、 取消水洗塔，增加吸收塔水洗段；2、 氨水溶液从吸收塔塔中下部位置进料，清水从吸收塔塔顶进料；3、 利用CO2热再生技术使溶剂再生，同时实现与CO2的分离；4、 贫液经氨水提馏塔提留后，塔底清水循环至吸收塔塔顶，塔顶氨水循环至吸收塔中下部；5、 设置粗氨水分离罐，减小氨水提馏塔负荷；改进后的氨法脱硫捕碳一体化工艺流程如图2-3所示：图2-3 氨法脱硫捕碳一体化工艺通过增加适当设备，在投资增加较小的情况下，减小了氨法脱硫捕碳工艺的氨逃逸量，节约了大量工业用水，增加了吸收剂的利用率。有利于节能降低水耗以及避免二次污染。通过Aspen对氨法脱硫捕碳一体化工艺模拟，为项目的设计提供基本依据。氨法脱硫捕碳一体化工艺模拟见下图：图2-4 氨法脱硫捕碳一体化工艺Aspen模拟传统氨法补碳工艺，吸收塔塔顶烟气中氨含量在2600mg/m3左右，氨逃逸量较大。Aspen Plus模拟结果表明，本项目脱硫脱碳塔塔顶烟气中氨含量为460mg/m3，相对于传统氨法，氨的逃逸量下降了80%以上。本项目烟气中氨排放量为26.20kg/h，据恶臭污染物排放标准(GB14554-1993)，所需烟囱高度为35m,净化烟气可通过总厂35m以上烟囱直接排放。2.4.2 COG无循环补碳低温甲烷化工艺焦炉煤气中氢碳比n(H2-CO2)/n(CO+CO2)远大于3，造成反应后大量氢气剩余，导致产品气热值低，限制了高值化利用。本设计中的COG为富氢体系，氢碳比约为6，采用传统直接甲烷化工艺，甲烷化反应器后的，富甲烷气还有大量氢气剩余，不能直接作为SNG产品，且储存运输困难。循环甲烷化工艺需要依赖喷射器或压缩机等加压设备，实现循环气体的加入，此种温度控制方式较为可靠，但一定程度上增加了动设备的投资、操作风险及运行成本。焦炉煤气循环甲烷化工艺一般采用低温压缩机，循环气经过冷却进入低温压缩机，之后经加热与新鲜气混合进入反应器，因此增加换热设备投资，同时造成一定的热量损失。与循环工艺相比，无循环工艺单纯依靠蒸汽注入实现反应器温度控制的目的，同时减少了动设备及配套换热设备的投资。本设计采用补碳条件下无循环甲烷化工艺，改变原料中的氢碳比，提高COG中氢气的利用率。将原料COG中的H2竟可能多的转化为甲烷，通过两段甲烷化反应器，反应物流中H2含量降至0.15%，氢气的利用率得到大大提高。图2-5 补碳条件下无循环甲烷化工艺2.4.3工艺组合烟气脱硫补碳一体化工艺与COG补碳无循环甲烷化工艺组合，同时实现焦化厂焦炉煤气和燃煤烟气协同处理问题。2.5 工业废气的资源化利用2.5.1 焦炉烟气的资源化利用本项目烟气处理量为21.6亿Nm3/a，通过氨法脱硫脱碳一体化工艺，对烟气中SO2进行脱除生产硫酸铵，年产量为1.29万吨。通过氨法捕集燃煤烟气中CO2作为SNG工段补碳条件下无循环甲烷化工艺的碳源进一步加以利用生产SNG，年产量达2.47亿Nm3。通过氨法脱硫脱碳一体化工艺，对烟气中的大气污染物SO2和温室气体CO2作为原料生产高附加值产品。2.5.2 COG的资源化利用本项目COG处理量为5.5亿Nm3/a，通过两段加氢脱硫后进行补碳条件下无循环甲烷化，将总厂富余COG作为生产原料，进行资源化利用，生产市场继续的SNG，年产量达2.47亿Nm3，直接经济收入达4.9亿元。第3章 反应技术及分离技术创新3.1 高效反应新工艺补碳无循环低温甲烷化工艺目前国内外主要的焦炉气甲烷化合成SNG技术虽然有所不同，但是其主要思路相似。都是采用的高温绝热反应器，前几个主反应器是甲烷化反应的核心装置，大部分的反应将发生在第一和第二甲烷化反应器，因此更多的热量都集中在此。但是高温也造成了对催化剂的碳化影响，如何将温度降下来是攻克甲烷化技术的主要难题。第一种方法是加大原料气循环量，降低甲烷化反应的转化率和进度，从而减少反应过程中释放的热量，在添加循环气必须确保甲烷化反应器的温度在450以下，如果超出催化剂的寿命将会收到影响。但是该方法很明显在效率上会造成很大损失，效率较低。第二种方法是对甲烷化反应器装置进行改良，例如采用等温列管反应器，将甲烷化催化剂装在管中，水在壳程。目前，林达公司最新的水冷合成技术就是利用富产高压蒸汽将甲烷化反应产生的热不断移走。通过计算分析，在焦炉气合成天然气的流程中，可以确保整个甲烷化反应在360范围内，从而降低了甲烷化的高温放热。与国外的高温反应装置相比该技术一是解决了高温条件下催化剂失活的难题；二是不必采用大量的循环气来稀释原料气，提高了能量的利用率；三是只用少数反应器，减少多个甲烷化反应装置和换热装置；四是可以减少水蒸气的提供，降低能耗。该工艺有四方面的优势：一是解决了甲烷化催化剂高温失活的问题，可以采用国内自主开发的低中温甲烷化催化剂，大幅降低催化剂费用和成本；二是不用大量循环气稀释合成气中CO，节约循环电耗，提高副产蒸汽量和能量利用率；三是避免了焦炉气或煤气制天然气中催化剂失去活性而需添加 的水蒸汽，减少了能耗；四是以一台反应器取代多台甲烷化反应器和多台热回收器，大幅减少了设备和管道投资。我们此处采用优点更多更明显的第二种方法，及对甲烷化反应器进行改良，通过改进反应器结果以实现甲烷化在较低温度下进行。COG属于富氢体系，其氢碳比远大于3，造成反应后大量氢气剩余，导致产品气热值低，限制了高值化利用。我们通过捕集燃煤烟气中CO2作为碳源，进行补碳甲烷化，充分利用COG中多余氢气，提高产品热值。图3-1 补碳条件下无循环甲烷化工艺3.2 高效分离新技术超音速分离技术传统的天然气脱水脱烃方法主要有：溶液吸收法、固体吸附法和低温分离法。溶液吸收法是利用天然气中不同组分在溶液中的溶解度差异来实现脱水脱居的。溶液吸收法一般不能同时脱除水分和烃类。用于脱水的溶液一般为甘醇类物质，其中三甘醇（TEG）容易再生，具有更大的露点降，且运行成本低，因此运用最为广泛，工艺方面的研究也最多。不过大多数TEG脱水装置系统复杂、能耗高、占用空间大。固体吸附法是利用具备多孔结构的固体颗粒对天然气中各姐分吸附能为强弱的差异，从而使混合组分得以分离。该方法使用的多孔固体颗粒称为吸附剂，天然气加工与处理中常用的吸附剂有挂胶、分子筛、活性铝土矿和活性氧化铝等。该方法也不能同时脱水脱烃，需要使用不同的吸附剂分别应用于脱水和脱烃过程。虽然该方法具有工艺流程簡单、投资少的优点，但也存在运行成本高、能耗高、产品局限性大等缺点。低温分离法是利用天然气中各组分冷凝温度不同的性质，通过将天然气冷却到一定的温度实现高凝点组分冷凝分离的。使用该方法，需要考虑水合物冻堵问题，在引入增压设备和外加制冷设备时会增加成本。超音速分离器是通过气体绝热膨胀加速至超音速，将压能转换为动能来实现低温分离的。该技术的实现过程涉及了气体动力学、流体力学、工程热力学、多相流热物理等学科。典型的超音速分离器包括超音速喷管、旋流器、气液分离器、扩压器和导向叶片等构件，如下图所示：图3-2 超音速分离器示意图尽管传统的脱水脱炫方法在天然气处理领域得到了广泛应用，但仍然存在一些无可避免的问题：设备庞大、工艺复杂、运行效率低、投资大、能耗高、不易操作，甚至对环境有一定的污染。以超音速分离器为基础，结合现有设备，如气液分离器、换热器、冷却器、蒸饱或精溜塔等，可构造或组合出高效、简易的低温分离系统。其用于天然气脱水工艺，可一避免天然气传统分离技术存在的问题，其优势在于：（1）能耗低。充分利用了上下游压差，无需额外动力；相同的情况下，比J-T阀减少50%左右的压缩能耗，比膨胀机减少15%左右的压缩能耗。（2）效率高。气体超音速分离器内的气体运动过程属于内部能量转换，能量散失小，因此比传统设备效率更高；在相同压降下，其液挖回收率比J-T阀和膨胀机多30%。（3）工艺流程简单，节省投资。典型的超音速分离器包括超音速喷管、旋流器、气液分离器、扩压器和导向叶片等构件组成，其工作原理如下：图3-3 超音速分离器工作原理示意图上述组件在超音速分离器内部形成一个连续的通道。对于超音速分离器而言，一次完整的工作过程是这样的：气体首先通过旋流器，在低速下产生旋转，进而在超音速喷管中加速旋转，轴向气速也由亚音速状态提升到超音速状态。速度的増加，必然引起压力的降低，气体绝热膨胀，使得温度急剧降低，形成了低温环境。在较高的过冷度下，有些高沸点组分就会自发凝结成核，并成长为液滴。液滴受高速旋流的离私力作用，运动到管壁，并随气流沿管壁向前流动。在分离器处，包含凝析液滴的外层气流经排液口排除，实现与中心干气的分离。之后干气进入扩压管减速升压，压力能恢复到入口压力的70%80%。所形象的说，超音速分离器是将膨胀机、分离器和压缩机的功能集中到了一个管道中，从而极大地简化了低温分离的工艺流程。图3-4 超音速分离器Aspen Plus模拟据Aspen Plus模拟结果，产品SNG中含水量为38ppm，输送条件下水露点为-28.5，满足比输送条件下最低温度（-20）低5的要求。图3-4 产品SNG露点线图3-6 超音速分离器实物图3.3 反应分离集成技术CO2热再生技术本项目脱硫捕碳工段中采用氨法吸收烟气中CO2和SO2，脱硫脱碳塔（T0101）塔底富液含有氨水、碳酸铵、碳酸氢铵、氨基甲酸铵和亚硫酸铵，经铵盐氧化反应器（R0102）将其中亚硫酸铵氧化成硫酸铵后，进入再生塔（T0102）。CO2热再生工艺如图3-7所示。图3-7 CO2热再生工艺模拟碳酸铵、碳酸氢铵与氨基甲酸铵的热稳定性比硫酸铵差，通过加热的方式使其分解产生CO2，同时利用氨在水中的溶解度远大于CO2，通过冷凝器冷却塔顶气相，水凝结成液相并溶解逃逸的氨，通过塔顶回流回到再生塔，实现CO2与NH3的分离。再生塔（T0102）是一个不完全塔，富液和塔顶回流一起混合进入再生塔的第一块板，全塔只有提馏段，没有精馏段通过预热器（E0109）和再沸器（E0108）为热再生提供热量。塔顶产品物流（S0131）为CO2，为补碳甲烷化工艺提供碳源，塔底产品物流（S0144）主要为氨水和硫酸铵，经分离生产硫酸铵和贫液。本项目利用反应精馏技术实现CO2的再生，同时保证再生产生的氨以塔底产品产出，实现氨碳分离。该塔（T0102）内既存在氨碳酸盐的分解，又存在CO2与氨，CO2与硫酸铵等的分离，由此实现反应分离集成技术的创新。第4章 过程节能技术创新4.1 换热网络集成优化通过使用Aspen Energy Analyzer软件，根据夹点分析和热集成节能技术，结合本厂设备布置的实际情况，在满足设计目标公用工程费用最小和设备费用最小的情况下，设计出了一种最优的冷热流股匹配方案。全厂换热网络的匹配方案如图4-1所示：图4-1 全厂换热网络匹配图相较不采用热集成技术直接用公用工程进行换热的换热网络，热公用工程用量减少了36.01%，冷公用工程用量减少了3.72%，达到了很好的节能效果。4.2 同轴压缩机的使用本项目中，焦炉煤气升压后经COG预处理工段净化，产品气压力为2.3MPa，压力较高，净化COG将进入SNG工段，SNG工段工艺要求压力为0.55MPa，采用常规方法降压，如减压阀、节流阀等会造成压力能的浪费，若能有效将其利用起来，将能大大减少能耗。本项目选用同轴压缩机对净化后COG进行降压，净化后COG进入同轴压缩机膨胀端进行绝热膨胀降压，同时对外做功推动压缩机对产品SNG压缩，使产品SNG压力由0.55MPa升至1.6MPa，提高了SNG压力，方便产品的管输外运。相比直接使用普通压缩机，每年可节省电耗1000万千瓦时。图4-2 同轴压缩机模拟第5章新型过程设备应用技术创新5.1 反应器结构创新低温甲烷化反应器目前国内外主要的焦炉气甲烷化合成SNG技术虽然有所不同，但是其主要思路相似。都是采用的高温绝热反应器，前几个主反应器是甲烷化反应的核心装 置，大部分的反应将发生在第一和第二甲烷化反应器，因此更多的热量都集中在此。但是高温也造成了对催化剂的碳化影响，如何将温度降下来是攻克甲烷化技术的主要难题。第一种方法是加大原料气循环量，降低甲烷化反应的转化率和进度，从而减少了反应过程中释放的热量，在添加循环气必须确保甲烷化反应器的温度在450以下，如果超出催化剂的寿命将会收到影响。 但是该方法很 明显在效率上会造成很大损失，效率较低。第二种方法是对甲烷化反应器装置进行改良，例如采用等温列管反应器，将甲烷化催化剂装在管中，水在壳程。目前，林达公司最新的水冷合成技术就是利用富产高压蒸汽将甲烷化反应产生的热不断移走。通过计算分析，在焦炉气合成天然气的流程中，可以确保整个甲烷化反应在360范围内，从而降低了甲烷化的高温放热。与国外的高温反应装置相比该技术一是解决了高温条件下催化剂失活的难题；二是不必采用大量的循环气来稀释原料气，提高了能量的利用率；三是只用少数反应器，减少多个甲烷化反应装置和换热装置；四是可以减少水蒸气的提供，降低能耗。该工艺有四方面的优势：一是解决了甲烷化催化剂高温失活的问题，可以采用国内自主开发的低中温甲烷化催化剂，大幅降低催化剂费用和成本；二是不用大量循环气稀释合成气中CO，节约循环电耗，提高副产蒸汽量和能量利用率；三是避免了焦炉气或煤气制天然气中催化剂失去活性而需添加 的水蒸汽，减少了能耗；四是以一台反应器取代多台甲烷化反应器和多台热回收器，大幅减少了设备和管道投资。我们此处采用优点更多更明显的第二种方法，及对甲烷化反应器进行改良，通过改进反应器结果以实现甲烷化在较低温度下进行。通过comsol模拟，普通列管式难以达到良好的效果，其热点温度达504，我们对其做了改进，在列管式反应器反应列管内加入中心管，向反应器加入两股原料，一股为热料，直接进入装填有催化剂的反应列管；一股为冷料，通过中心管加入，作为冷激气进行冷激，此时反应器内热点温度降至360以下，但CO、CO2转化率达不到相应要求，由此我们对反应器结果做了进一步改进，将列管下段改为绝热段，改进后反应器结构示意图如下：图5-1 改进型低温甲烷化列管式反应器示意图Comsol三维模拟结果表明，此时热点温度为451处于低温甲烷化温度范围。同时通过将下段改为绝热段可有效增加CO和CO2转化率，CO转化率达到100%，CO2转化率达到99%。反应器压降为0.45bar，压降较小。甲烷化反应器结构单元如图5-2所示。甲烷化反应器结构单元由3部分组成，带有中心管的冷激段，用以降低并控制热点温度；反应列管下段为等温段，此为甲烷化反应降速区；反应列管下段为绝热段，用以提高CO和CO2转化率。图5-2 甲烷化反应器结构单元示意图该反应器同时具有立式多段冷激式反应器、列管式反应器和绝热固定床反应器的优点，实现对反应器内热点温度的降低与CO和CO2转化率提高。设备结构紧凑，占地面积小，能有效节省投资。5.2 输送设备结构创新高效节能屏蔽泵为了贯彻绿色节能的理念，本项目所使用的泵采用了高效节能屏蔽泵，该系列泵由上海佰诺泵阀有限公司生产，从而替代了以往高耗能的常规屏蔽泵产品。常规屏蔽式电动机与同功率同极数普通电动机相比效率要低10个百分点，功率因数则更低。而该系列泵相比常规屏蔽泵而言其整体效率显著提高，其利用哈氏合金、钕铁硼永磁材料，使电机效率高、功率因数高及功率密度大、过载能力强，且温升低，噪声小，长期高温运行时可靠性高，无泄漏、防爆、耐腐蚀等特点，且可以在200下稳定运行。5.3 换热器设备创新超声波除垢的利用本项目脱硫捕碳工段采用氨法脱硫捕碳一体化工艺，以氨水作为吸收剂，SO2转化为(NH4)2SO4，CO2最终转化为(NH4)2CO3、NH4HCO3等铵盐。硫酸盐的热稳定性比碳酸盐好，采用CO2热再生技术对CO2进行回收。再生塔重沸器作为塔底热量供给来源温度较高，溶液沸腾时局部浓度过高会造成(NH4)2SO4结晶引起重沸器结垢。污垢沉淀能够造成重沸器的换热效果变差，阻止热量传递，既浪费了能源又降低了经济效益。污垢沉积在传热面上，影响传热的正常进行，严重时会发生阻塞，降低产量，加大生产成本。污垢还容易加大能量的消耗，污垢使重沸器的流动阻力变大，清洗设备需要耗费更多的功力进行清洗工作。波防除垢技木具有操作简单、效效高的特点，此外，还具备自动化程度高、性能可靠和无污染的特点。除垢机理：在介质中传播时超声波会造成介质振动，从而导致粒子之间相互作用。当超声波的机械能振动能够推动介质中粒子的加速度达到一定数值时，介质中会产生物理和化学反应。通过高速微涡效应、剪切应力效应和超声凝聚效应阻碍污形成与垢附着，促进金属换热界面上的污垢层松动和破碎，达到除垢目的。超声波除垢装置能够对结垢的壁面进行在线动态处理，在超声场作用下，流体能够产生空化效应、活化效应、剪切效应和抑制效应，这些效应能够有效的防垢除垢。超声波通过阻碍垢层附着在换热面上，能够清除成分各不相同的的换热介质中的污垢。超声波引起的高速漩涡不但能够有效破坏滞留层，还能有效破坏介质隔热层这一原理的应用能够提高传热效果节约能源，超声波除垢还具备能够连续工作自动化程度高以及工作可靠等优点。第6章自动仪表与控制创新6.1 SIS设计随着现代化工生产的不断发展，化工生产装置朝着集成化、规模化的方向发展。化工生产过程往往有易燃易爆、高温高压的特点，因此化工生产中对安全的要求越来越高。所以独立的SIS系统实现异常情况下化工生产装置的紧急停车以保证化工生产过程中人身和设备的安全。SIS详细介绍见初步设计说明书9.7章节。本项目全流程SIS安全控制一览表见表5-1、5-2。表6-1 SIS安全控制一览表（a）逻辑编号I-0101I-0102I-0103I-0201I-0202I-0301I-0302I-0303仪表位号TSHH-0101PSLL-0101TSHH-010201030104PSLL-0201TSHH-0201TSHH-030103020303PSLL-0301TSHH-0304连锁原因F0101物料出口温度高高F0101燃料进口压力低低R010反应器床层温度高高F0201燃料进口压力低低F0201物料出口温度高高R0301反应器内温度高高F0301燃料进口压力低低F0301物料出口温度高高PID图号SWPU-Infinite-0201-01SWPU-Infinite-0201-01SWPU-Infinite-0201-02SWPU-Infinite-0202-02SWPU-Infinite-0202-02SWPU-Infinite-0203-01SWPU-Infinite-0203-02SWPU-Infinite-0203-02备注2oo32oo32oo32oo32oo3仪表位号XCV-0101XCV-0101XCV-0101XCV-0201XCV-0201XCV-0301XCV-0302XCV-0302动作结果CCCCCCCC动作说明切断F0101燃料气进料切断F0101燃料气进料切断F0101燃料气进料切断F0201燃料气进料切断F0201燃料气进料切断R0301物料的进料切断F0301燃料气进料切断F0301燃料气进料表6-2 SIS安全控制一览表（b）逻辑编号I-0304I-0401I-0402I-0403I-0404I-0405I-0406仪表位号TSHH-030503060307LAHH-0401LAHH-0402LAHH-0403LAHH-0404LAHH-0405LAHH-0406连锁原因R0302反应器内温度高高V0401液位高高V0402液位高高V0403液位高高V0404液位高高V0405液位高高V0406液位高高PID图号SWPU-Infinite-0203-03SWPU-Infinite-0204-01SWPU-Infinite-0204-01SWPU-Infinite-0204-02SWPU-Infinite-0204-02SWPU-Infinite-0204-03SWPU-Infinite-0204-03备注2oo3仪表位号XCV-0303XCV-0401XCV-0402XCV-0403XCV-0404XCV-0405XCV-0406动作结果CCCCCCC动作说明切断R0302物料的进料切断来自总厂焦炉煤气进料切断来自总厂焦炉煤气进料切断来自总厂焦炉煤气进料切断来自总厂焦炉煤气进料切断二氧化碳进料切断SNG的进料第7章其他创新7.1 甲烷化动力学模型转换CO甲烷化基于Ni/Al2O3催化剂的langmuir-Hinshelwood形式的宏观动力学如下式所示：其中，表7-1 langmuir-Hins