化工实习报告——华亭煤业集团

1、中煦煤化工实习报告一、实习目的通过对实习单位具体的考察、实习，增强我对化工厂、化工设备、化工行 业特点的感性认识， 加深了我对所学课程知识的理解， 加强理论和实践的联系， 同时增进对学习知识的重要性认识。此外，通过到现场，体验生活和工作，学 习工作人员的一些宝贵品质和精神。二、实习时间2011年6月30日到 7月7日三、实 习地点甘肃省平凉市华亭县安口窑华亭中煦煤化工有限责任公司四、实 习内容4.1 华亭中煦煤化工有限责任公司简介 华亭中煦煤化工有限责任公司是以华亭煤业集团公司控股的甘肃华亭煤 电股份有限公司作为主发起人，于 2005年6月3日共同发起创立、 2005年 7 月正式注册成立的具

2、有独立法人资质的有限责任公司，股东会、董事会、监事 会等公司法人治理结构健全。 公司注册资本金 10000 万元，公司经营范围为煤 制甲醇及其下游产品开发、生产与销售，附带电力项目建设及综合利用。先期 启动 60 万吨/年煤制甲醇项目；二期启动甲醇深加工系列项目，主要产品有： 二甲醚、甲醛、多聚甲醛、脲醛树脂，初步形成甲醇精细化工区，实现甲醇产 业链的延伸；三期将启动“甲醇制烯烃工程”，形成 150万吨/年甲醇、 50万 吨/年烯烃及分离。中煦公司 60 万吨 /年煤制甲醇项目，是甘肃省规划的第一个煤化工，列入 了甘肃省“十一五”规划、 “十一五”工业规划和“十一五”化工规划， 是甘 肃省重点

3、建设项目之一。 项目位于甘肃省华亭工业园区。 占地 69.6 公顷，初步 设计总投资28.99亿元。其中项目资本金10.29亿元由企业自筹解决，其他的 18.7亿元申请银行贷款。项目建成后，年用煤量180.74万吨（其中原料煤115.03 万吨，燃料煤65.71万吨），年均销售收入10.4亿元，年税后利润1.89亿元， 内部收益率10.94%，盈亏平衡点59.57%,全部资金回收期8.56年。项目于2007年6月全面开工建设，计划2010年初投产运营，建设期34 个月。项目配套建设710万立方米水库、2X 2.5万千瓦热点装置、2千米铁路 专用线。根据本项目甲醇装置的规模和原料条件，并结合目前

4、气化工艺发展情况，本项目气化装置采用西北化工研究院的多元料浆气化专利技术。净化装置 变换工段采用宽温耐硫变换工艺；脱硫/脱碳工艺采用低温甲醇洗技术；硫回 收工艺采用超级克劳斯硫回收技术；甲醇装置合成器压缩机、冷冻机均采用中 压蒸汽透平驱动的离心式压缩机；甲醇合成工艺采用引进技术；氢回收工艺采 用膜分离技术；甲醇精馏工艺采用三塔精馏。空分装置采用液氧内压缩空气膨 胀流程，其他设备及工艺均采用国内技术，具有安全性好、可靠性高、操作维 护方便、投资成本低、配置更合理及占地面积小的特点；装置正常生产过程中， 无有毒，有害气体排出，实现清洁生产。项目建成后，中煦公司将成为装备一 流、技术一流、管理一流、

5、效益一流、环保一流的现代化煤化工企业，为构建 和谐矿区、实现华煤集团“五年百亿”宏伟目标、打造陇东能源化工基地做出 贡献！4.2煤制甲醇工艺流程I气化 H变换山低温甲醇洗 W甲醇合成W甲醇精馏1.气化工段1.1岗位任务1.1.1 702磨煤岗位任务本岗位是以煤、水、添加剂、碱液、石灰石为原料，在棒磨机中磨制成高 浓度、低粘度、稳定性好、易于泵输送的合格水煤浆，为气化岗位提供合格的 原料。在保证装置正常生产的条件下，确保工号内设备稳定连续运行。1.1.2 703气化、704灰水处理岗位任务本岗位的主要是把制浆岗位生产的煤浆与空分生产的氧气在一定的工艺 条件下进入气化炉内进行部分氧化反应， 生产出

6、以 CO、H2 为主要成分的工艺， 经洗涤、除尘后送入下游变换工序；将系统中产生的黑水送入闪蒸沉降系统， 以达到回收热量、灰水再生，循环使用的目的；粗渣送出界外，黑水中的细渣 经真空脱水后外运进行环保处理。1.1.3 431 沉渣池岗位任务 本岗位主要任务是回收界区地面冲洗的灰渣水进行收集、澄清、过滤，清 水返回利用，灰渣经脱水后，由双梁桥式抓斗吊抓入渣车后外运。1.2 原料、产品规格及用途1.2.1 原煤（ wt%）：（1）工业分析：（X 10）含水量：10固定碳：53.91挥发份：28.71灰 分：7.38（2）元素分析：（X 10）C:66.12H:3.98O:14.11N:0.55S:

7、0.793）发热值：25.85MJ/Kg（4）灰分组成：（X 10）SiO246.17Al2O327.27Fe2O37.72CaO5.82MgO2.88SO32.54TiO21.335）灰熔点：（还原气氛）T4 （流动温度）：1280 C（6）哈氏可磨指数：71（7）原煤粒度 99.6 T0N2+Ar 0.4 x-2101.4.3 燃料：（1）柴油0#柴油（夏季用）：硫含量 0.2 x-210硫醇 0.01 x%水分痕量残碳 0.3 x-210灰分 45运动粘度（20 C）38mm2/s凝固点 6C发热量4400046000KJ/kg-10#柴油（冬季用）凝固点-10C其他指标同 0#柴油10

8、 #和-10 # 压力0.2Mpa温度40C（2）液化石油气热值800010000kcal/kg压力0.3 0.5Mpa温度40C（3）废然料气：压力0.48Mpa温度39.6/41.7C1.2.4 化学品(1)水煤浆添加剂：CHA-10木质素磺酸钠(2)助熔剂：石灰石粉(CaCO)(3)PH值调节剂：NaOH(4)灰水分散剂：TS-1902(5)灰水絮凝剂：BC-644125产品及副产品产品：干粗煤气工艺气压力温度主要组成243508.28 NmP/h年产量 1.75 X 10187686.67NmP/h6.24 MPaG237247 EH241.53 Xl20(含量范围4046X 1-2)

9、CO35.54 X 12-(含量范围3340X 10)CO22.14 X 120 (含量范围1722X 10)1.2.5消耗指标(1)原料序号名称单位消耗定额消耗量每小时每年1原料煤t8.63161.8841.17 X 102氧气Nm3439082475.425.94 X 10注：消耗定额以每10000 Nm3 (CO+H)计。出洗涤塔(CO+H2)总量为187686.67Nm3/h(2)化学品序号名称单位消耗定额消耗量每小时每年1助熔剂t0.28065.26637915.22水煤浆添加剂t0.02770.6764867.23PH值调节剂t0.006690.1631170.74灰水分散剂t0.

10、00160.032165灰水絮凝剂t0.00320.06432注：消耗定额以每10000 Nm3 （CO+H2）计。出洗涤塔（CO+H）总量为187686.67Nm3/h1.2.6 排放物(1)废渣气化炉粗渣9.9t/h（干基）含碳 5%含水 4060%气化炉细渣3.5t/h（干基）含碳 25%含水 4060%合计：76.27 m3/a连续量( 2 )排液95m3/h( 3)废气9491.3 m3/h连续量1.3 岗位生产原理本装置气化技术采用西北化工研究院的多元料浆气化专利技术。其生产方 法时将原料煤与水在湿式棒磨机中研磨成含固量为 6063%的水煤浆，用泵加压 后送入气化炉，与空分装置来的

11、氧气混合，在加压的情况下，煤中的碳被部分 氧化，生成CO, H2, CQ和H2O以及其它如H2S, CF4等气体，经激冷室降温洗 涤后送至文丘里洗涤器、洗涤塔进一步洗涤除尘后，粗煤气送往变换工段。由 于气化温度在1350C，生成的灰渣呈熔融态流出，经气化炉底部用水激冷后凝 固，经锁斗排入渣池，粗渣用捞渣机捞出后送出厂区。气化炉激冷洗涤后的黑 水和洗涤塔洗涤排放出的黑水以及渣池中的黑水送入灰水处理工序，分别经高 压、低压和真空闪蒸将黑水中溶解的气体经减压闪蒸过程闪蒸出来，同时黑水 中的水经减压闪蒸后大量蒸发使黑水浓缩，经闪蒸后的黑水进入澄清槽进行重 力沉降，达到进一步的固液分离，最终澄清的灰水循

12、环使用，渣浆送至细渣真 空过滤机，通过真空过滤后的滤渣送至界外处理， 滤液返回灰水系统循环使用。该工艺的主要特点是：料浆制备是以一种或多种的含碳固态物质为原料， 经一次湿磨制成气化料 浆，浆体呈非牛顿型流体中的假塑性流体特征，料浆性能稳定，易于泵送； 原料来源广，已有数套工艺装置多年的运行经验，技术成熟、可靠、便于 大型化、规模化，易实现自动化控制和清洁化生产；气化压力较高，可以节省合成气的压缩功； 气化炉内无传动装置，结构比较简单； 有效气（CO+H2）含量高，由于气化温度高，气体中甲烷含量低，没有焦 油，生成的新鲜合成气惰性组分含量低，特别适合做生产甲醇的合成气，甲醇 合成驰放气排放量低；

13、三废排放量少，环境污染轻，无废弃排放，排渣无污染，且可利用，污水 含氰化物少，易处理。1.4 岗位流程叙述1.4.1 702 工号： 料浆制备工序设计三套磨煤机设备， 正常运行时三套磨机同时运行。 添加 剂制备系统、 PH 值调节剂制备系统以及制浆水槽系统各设计一套，为三套磨 机共用。由输送带输送来的原料煤（v 10mm）送至煤仓，煤经称重给料机（N1001） 准确计量后（161.884t/h）送入磨机（H1201A/B/C）。为了改善煤的粘温特性， 本装置设置了助溶剂添加系统， 助溶剂选用石灰 石。由输送装置输送来的助溶剂送至石灰石仓，经螺旋给料机控制输送量（3.5t/h ）送入磨机（H12

14、01A/B/C）。来自低温甲醇洗的废水、 甲醇精馏的废水及变换低温冷凝液进入制浆水槽 （V1203）,根据液位补充新鲜水，水经制浆水泵（P1201A/B）加压后送入磨机， 控制其流量为 20m3/h。为了控制料浆的粘度及保持水煤浆的稳定性需加入添加剂， 在添加剂制备 槽（V1206）中安一定比例加入固体添加剂和新鲜水，制成 25%（ Wt）左右的溶 液，由添加剂制备泵（P1203）输送到添加剂槽（V1204）中储存，由添加剂给 料泵（P1202A/B/C）计量后送入磨机。为了调整水煤浆的PH值，本系统设置了 PH调节系统。PH值调节剂制备 槽（V1202）中制备好的PH值调节剂（Wt为40%N

15、aOH经PH值调节剂制备 泵（P1206）送至PH值调节剂槽（V1205）储存，经PH值调节剂给料泵（P1204A/B） 计量并加压后送至磨机。物料在磨机中进行湿法磨煤，磨成浓度约6063%的料浆，溢流入磨煤机出口槽（V1207A/B/C），为了使料浆在槽中均化并保持悬浮状态，在磨煤机出 口槽中增加了搅拌器（A1202A/B/C）。料浆经低压煤浆泵（P1205A/B/C）送至 气化工序料浆贮槽（ V1301A/B）。在料浆制备工序中，环境污染主要是设备噪声污染。1.4.2 703 工号气化工序设计 3 套气化炉装置，正常运行时两开一备。料浆由料浆储槽 (V1301A/B)经高压料浆泵(P130

16、1A/B)加压至9.6MPaG后送入工艺烧嘴Z1301, 与空分送来的氧气通过工艺烧嘴混合后喷入气化炉(F1301A/B/C)内，在气化 炉中水煤浆与氧气发生如下部分氧化反应：CnHmS- + m/2 O2 m C6 (n/2- r)H2 + rH2SCO+ H2O H + CQ气化反应在气化炉(F1301A/B/C)内在6.5MPaG 13501400E的条件下 进行，生成CO H2、CQ、H2O和少量CT、H2S等工艺气。离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室，被激冷水淬冷后温度降 到252E并被水蒸汽饱和后出气化炉； 气体经文丘里管(J1302A/B/C)增湿、 洗涤塔(C1301A/

17、B/C)洗涤除尘后送至变换工段，工艺气的温度为243E，压力为 6.24MPa。气化炉中生成的熔渣，进入激冷室被水淬冷后，经破渣机(Y1303A/B/C)破碎，排入锁斗(V1308A/B/C)，从锁斗顶部抽出较清的水经锁斗循环泵(P1303A/B/C)循环进入气化炉激冷室水浴，便于锁斗程序在收渣时将气化炉 激冷室的渣冲带入锁斗。锁斗是程序控制的(排渣周期一般约为 30分钟)，当 程序运行到排渣模式时，渣排入渣池(V1310A/B/C)中，由捞渣机(L1301A/B/C) 捞出后装车外运。来自变换工序的冷凝液进入洗涤塔(C1301A/B/C)塔盘洗涤粗合成气，洗 涤塔中下部排出的较清的灰水用灰水

18、循环泵(P1305A/B/C)加压后一部分送至 文丘里管，大部分经黑水过滤器(S1301A/B/C)过滤后送至气化炉激冷环作为 气化炉的激冷水。气化炉(F1301A/B/C)和洗涤塔(C1301A/B/C)的压力低于1.0MPa时， 排出黑水经开工冷却器(E1401)进入澄清槽(V1405)，当压力大于1.0MPa 排出的黑水送往灰水处理工序。气化炉的工艺烧嘴带有循环冷却系统， 以保护烧嘴防止温度过高造成损坏。 该系统由烧嘴冷却水气体分离器(V1306A/B/C)、烧嘴冷却水槽(V1305)、烧 嘴冷却水泵(P1302A/B)、烧嘴冷却水换热器(E1301)和烧嘴头部的冷却盘管组成烧嘴预热系统

19、开车时，用预热烧嘴临时替换工艺烧嘴（ Z1301A/B/C）,用 柴油作燃料，对气化炉进行升温，用蒸汽驱动开工抽引器（J1301A/B/C）,使气化炉内形成微负压， 使环境空气可以进入气化炉内辅助燃烧， 蒸汽和燃烧后 的尾气经过开工抽引器和抽引器消音器（丫1302A/B/C）后，排入大气。本工序排放的废气主要为气化炉开工尾气和事故排放气， 主要含 CO、CO2、 H2 等，送火炬处理。这两部分废气在正常时都不排放。废水主要为设备和管道的冲洗水，约 6t/h ，送沉渣池处理。 废渣主要为渣池中捞出的粗渣，约 60.39t/h ，送界外渣场处理。1.4.3 704 工号 灰水处理工序闪蒸系统设置三

20、套， 三开的灰水澄清系统为一套，细渣过滤 系统一套，脱氧处理系统一套，其余主要设备均为三套系列，正常运行两套。本工序将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 从气化炉和洗涤塔排出的高温黑水减压至 0.8MPaG 后分别进气化高温热 水器（C1401A/B/C）和高温热水器（C1402A/B/C），闪蒸出大部分溶解的合成 气，在气化高温热水器中加入变换来的冷凝液以洗涤闪蒸出的合成气， 两个高 温热水器中的含尘液体经液位调节并减压至 0.17MPaG 后进入低温热水器（C1403A/B/C），进一步闪蒸，闪蒸后的闪蒸液与渣池送来的黑水一起进入真 空闪蒸器（C1404A/B/C），闪蒸压力为

21、-0.08MPaG在此，黑水被浓缩后通过澄 清槽进料泵（P1407A/B）进入澄清槽（V1405），为了加速细渣的沉淀，通过絮 凝剂泵（P1404A/B）向其中加入絮凝剂。絮凝剂储存在絮凝剂槽（V1408A/B）中。在澄清槽中设置缓慢转动的澄清槽耙料机（A1401），将沉淀的细渣推至澄清槽底部出口。澄清槽底部的细渣浆经澄清槽底部泵（P1408A/B）抽出送至过 滤机给料槽（V1410），过滤机给料槽中设搅拌器（A1403），防止细灰沉积。澄 清槽上部清水溢流至灰水槽（V1406），由低压灰水泵（P1406A/B）送至脱氧槽（V1402），少量用作锁斗的冲洗水，少量送至渣池。为了防止灰水中的溶解

22、物 在水系统中的积累， 保持灰水中溶解物的平衡， 少量灰水作为废水被排往废水 处理。过滤机给料槽中的细渣浆用过滤机给料泵（P1409A/B）送入细渣过滤机(M1401A/B)进行真空过滤，滤液在滤液槽(V1411 )中收集后，通过滤液泵(P1412A/B)或返回澄清槽，或送往料浆制备工序的制浆水槽循环使用，滤渣 送出界外处理。细渣过滤机的真空通过过滤机真空泵(P1411A/B)来实现。气化高温热水器和高温热水器闪蒸出的高压气体经过灰水加热器(E1402A/B/C)回收热量之后，温度降至约172C，再进入高压闪蒸分离器(V1401A/B/C)进行气液分离，闪蒸气送至变换工序，凝液送至脱氧水槽(

23、V1402)。低温热水器(T1403A/B/C)闪蒸出的低压气体温度约114C，经低压闪蒸 器(E1407A/B/C)部分冷凝，气体直接送至脱氧槽作脱氧热源，液体送灰水槽( V1406)。真空闪蒸出的气体，经真空闪蒸冷凝器(E1403A/B/C)冷凝后，进入真空 闪蒸分离器(V1403A/B/C),分离的液体部分作为真空泵(P1402A/B/C)的密封 液，部分送至脱氧水槽；气体由真空泵抽出进真空泵分离器( V1404A/B/C)， 分离掉凝液后直接高空排放。脱氧槽接受闪蒸系列来的冷凝液及变换工序来的冷凝液， 灰水槽来的灰水 后，补充新鲜水，在 0.04MPaG下进行脱氧，脱氧后经除氧水泵(P

24、1401A/B) 加压与气化高温热水器和高温热水器闪蒸出的热气体在灰水加热器(E1402A/B)中换热后送至气化工序洗涤塔循环使用。本工序的废气主要是真空闪蒸的尾气以及脱氧槽的放空气， 其中含有少量 H2、CO CQ等，其余为H2O和空气，可以直接高空排放。废水主要是灰水槽排出的废水，含 COD、BOD、Cl-、NH3-N 等，送至污水 处理站处理。废渣主要是细渣过滤机排出的细渣，送界外处理。1.4.4 431 工号沉渣池布置在气化炉区域， 主要是将煤浆制备、 灰水处理和气化炉区域内 地面冲洗的灰渣水进行收集、沉淀。过滤，清水返回利用，灰渣经脱水后，由 双梁桥式抓斗抓入运渣车后外运。沉渣池系统

25、处理灰渣量按 2t/h 进行考虑。 煤浆制备、灰水处理和气化炉区域内地面的灰渣经冲洗水冲入灰渣沟排入 沉渣池系统的沉淀， 灰水经沉淀后进入沉清池， 灰水在一定的流速和沉清时间 下，清水进入清水池，悬浮物小于 50mg/l ，可以达到回收利用的要求。清水池 里的清水通过渣浆泵加压后送回煤浆制备、 灰水处理和气化炉区域的冲灰渣沟 用于冲渣利用。沉渣池设置 2 个系列，正常运行时一个系列运行， 另一个系列脱水、抓渣。 灰渣脱水采用真空脱水系统。1.5 工艺说明本沉渣池系统是：地沟渣水 沉淀池 沉清池（7 级沉清池）清水池。 工艺装置排泄的细灰由地面水冲入沟内， 而地面的灰渣则由安装于工艺装置区内 的

26、移动冲洗装置冲入地沟内。 落入地沟的灰渣再经渣浆泵出口管线上的激流喷嘴 冲入沉淀池。灰水中大颗粒粉尘在沉淀池内经重力沉降后清除， 清除率约为 80%，剩下约 20%的悬浮物由于粒径小，很难在沉淀池自然沉降下来， 便进入沉清池（共 7个） 自然沉淀。当第一级沉清池内的沉积颗粒物堆积到一定厚度时，应启动 “潜水污 泥泵”将集泥坑内的污泥抽到沉淀池内。沉淀池内的积灰、渣通过桥式抓斗机抓起卸入汽车，由汽车运走。为保证顺 利抓灰并避免灰水的二次污染，在沉淀池底部设置真空脱水系统。为了便于沉淀池的抓灰及过滤池的清洗维修，沉淀池设置两套系统，一套系 统运行，另一套系统进行抓灰等；当生产高峰时期，两套系统可同

27、时运行。当系 统的水量过剩时，可通过设置外排管线排放出界区。整个系统除开车前需补充一定的清水外， 运行后， 冲灰渣水可循环使用， 分 别供激流喷嘴冲灰、沉淀池的抽真空等。因此，整个系统具有操作方便、节约用 水、不产生二次污染、运行成本低的特点。地下泵房设置有 2 台渣浆泵和 2台抽真空水泵，2台渣浆泵正常一开一备， 用于冲洗界区地沟积渣； 2 台抽真空水泵正常一开一备，用于脱除沉淀池积渣 的水分，以确保捞渣和运输过程中的环境污染。2变换工段2.1 变换岗位的任务把气化工序送来的经碳洗塔洗涤冷却后合格的水煤气送入变换工段，经过部分变换，变换后水煤气与未变换水煤气混合得到有效气CO和H2比例（CO

28、占总合成气20.12%）符合甲醇合成所需要的原料气。同时回收部分变换反应热来副产低压 蒸汽、预热脱盐水等物料。负责本岗位所属设备的开停、置换、正常运转、日常 维护保养和有关设备的试车及配合检修等， 保证设备处于完好状态，确保本工序 正常稳定生产。2.2原材料规格、成品规格及用途2.2.1粗水煤气（湿基）（100%负荷）流量Nm3/h压力MPa(g)温度CH2O (g) Nm3/h干气Nm3/h570922.696.24,243332807.84238114.85粗水煤气（干基）COH2CO2N2+ ArCH4H2SCOS(mol %)(mol % )(mol %)(mol %)(mol %)(

29、mol %)(mol %)39.8336.8322.600.350.090.270.031.4.2变换气的规格流量Nm3/h压力MPa(G)温度CH2O (g) Nm3/h277125.665.8140374.43Nm3/hCO (mol %)H2(mol % )CO2 (mol %)N2(mol %)CH4 (mol %)H2S (mol %)COS (mol %)20.1345.8033.440. 300.080.230.012.3岗位生产原理煤气化制得的水煤气在催化剂的作用下，其中的CO与水反应，生成CQ和H2 主要的反应方程式如下：催化剂0CO H2O gCO2 H2H；98 41.4

30、KJ/mol通过CO变换增加有效成分H2含量，使原料气达到一定的氢/碳比即：H2 CO2.CO CO22.1 2.2本项目采用耐硫变换工艺，可以避免变换工艺冷热病”充分利用水煤浆气化生产的粗合成气中的饱和水蒸汽， 降低变换工艺对中压蒸汽的需求，降低装置 能耗。同时， Co-Mo 催化剂对有机硫转化成硫化氢有催化作用， 可以降低脱碳气 中的有机硫含量，提高合成气的净化度，延长甲醇合成催化剂的寿命。调整甲醇合成气组成的CO变换有两种流程，即部分变换和全部变换。部分变换的优点是由于部分气体进变换炉， 气量少，气体中水 /汽比高(约 1.4)， 变换反应推动力大，催化剂用量少，其中经变换气体中的有机硫

31、约95以上可转化为 H2S；H2/CO 的调整靠配气，容易调整，变换炉及粗煤气预热器设备小。 本次设计选择部分变换。 为甲醇配套的耐硫变换采用部分水煤气一段变换即可满 足要求 。2.4 岗位流程叙述来自气化装置的水煤气 570922.69Nm3/h,压力6.24MPa(G)温度243C，其中 干气中的组分为：(mol% )CO39.83H236.83CO222.60N2Ar0.35CH40.09H2S0.27COS0.03其中 H2O (g)为 332807.84 Nm3/h。水气比约为 1.4，在煤气分离器 V-2101 中分离出固体尘埃和冷凝液，工艺冷 凝液送到气化灰水处理工段的高压闪蒸罐

32、进行闪蒸。工艺气通过煤气过滤器V-2102进一步过滤固体粉尘。过滤后的工艺气分成两股：第一股(283851.34Nm3/h ) 在水煤气预热器E-2101中加热到变换炉入口温度315C后，进入变换炉R-2101, 在耐硫变换催化剂的作用下 CO 进行变换反应，变换反应后的气体(压力 6.04MPa(G)温度 441T组分为：(mol %)CO 5.11H2 52.51 CO2 41.83N2Ar 0.27CH4 0.07 H2S 0.22 COS 微量其中 H2O (G)为 126325.25 Nm3/h。变换气首先进入煤气预热器 E-2101中与进入变换炉的水煤气换热到 368.8C(压力6

33、.03MPa(G),然后通过2.5MPa(G)废锅 E-2102与中压锅炉给水 (29089.27kg/h , 133.5C , 5.9MPa(G)换热回收余热，副产 2.5MPa(G的饱和蒸 汽(226C, 28506.02kg/h)送入2.5MPa(G)的蒸汽管网。变换气换热到 240T时 与第二股气体243T汇合一起进入1.0MPa(G废锅E-2103,汇合后的工艺气体中 各组分为： (mol% )CO 20.10 H2 45.73 CO2 33.53 N2 Ar 0.30CH4 0.08 H2S 0.24 COS 0.01其中 H2O (G)为 293667.69Nm3/h。工艺气在废

34、锅E-2103与低压锅炉给水(86402.12kg/h , 1335C , 1.4MPa(G) 换热到216.5C后进入第一水分离器V-2103冷凝液(87609kg/h , 216.5C ,5.96MPa(G)经液位调节阀送入第二水分离器 V-2104工艺气进入0.5MPa(G废 锅 E-2104,与低压锅炉给水(84053.38kg/h , 133.5C , 1.4MPa(G)换热到 190C 后进入第二水分离器 V-2104,冷凝液(81136.49kg/h,190C5.92MPa(G)经冷凝液加压泵 P-2101A/B加压到7.1MPa (G),送入气化工段 碳洗塔洗涤水煤气。工艺气(

35、190C , 5.92MPa(G)进入脱盐水加热器 E-2105 与脱盐水(780000kg/h , 40C , 0.3MPa(G)换热到106C后进入第三水分离器 V-2105冷凝液(66720.94 kg/h , 106C , 5.87MPa(G)经冷凝液加热器 E-2107加 热后进入汽提塔T-2101汽提。工艺气(106C , 5.87MPa(g)进入变换气水冷器 E-2106与循环水换热到40C后进入第四水分离器 V-2106工艺气被锅炉水冷器 E-2110冷却的高压锅炉给水(40C)洗涤降低氨的浓度后，工艺气(40C , 5.81MPa(G),组分为(mol% ):CO 20.13

36、H245.80CO233.44 N2Ar0.30CH4 0.08H2S0.23COS0.01其中 H2O (G)为 374.43Nm3/h。)送入低温甲醇洗工段脱硫脱碳。洗涤液经(6301.5kg/h , 40C ,5.81MPa(G)冷凝液加热器E2107加热到128C 后进入汽提塔T-2101汽提。E-2102 ,E-2103 ,E-2104勺锅炉排污送至锅炉排污分离器 V-2108,分离后的锅炉污水(5509.17kg/h , 155.5C ,0.45MPa(G) 经废锅排污冷却器 E-2109冷却到40C后送至污水处理工段，分离出的闪蒸气(507.76kg/h , 155.5C , 0

37、.45MPa(G)进入汽提塔T-2101的中下部。来自气化 工段的高压闪蒸气(6945.80kg/h , 171.3C , 0.76MPa(G)也进入T-2101的中下 部，然后在T-2101的底部送入低压蒸汽(4400kg/h , 160C , 0.5MPa(G)进行 汽提，汽提以后的液体(81486kg/h , 148C , 0.40MPa(G)进入冷凝液加热器 E-2107与来自V-2105的冷凝液、V-2106的洗涤液换热到95C后经冷凝液加压泵 P-2102A/B加压到1.5MPa(G)送入气化煤浆制备工段。汽提以后的气体(3696.95NmVh ,147C ,0.35MPa(G进入

38、放空气水冷却器 E-2108冷却到45C后 进入第五水分离器 V-2107分离，分离的工艺冷液( 2610.23kg/h , 45C , 0.31MPa(G)送入污水处理工段，不凝气组分为：(451.89Nm3/h,45 C ,0.31MPa(G)(mol %) (CO 20.02 H2 28.15 CQ 48.52 N2+ Ar 0.25CH4 0.12H2S 2.71 COS 0.23 )送入火炬系统。3.低温甲醇洗3.1岗位任务：脱除从变换工段来的变换气中 CO2 H2S及有机硫等杂质，同时也脱除变换气 中夹带的饱和水，制得：CO告3.42 0.2%总硫30%)的酸性气体。来自变换工段变

39、换气的规格流量Nm3/h压力MPa(G)温度CH2O (g) Nm3/h277131.65.540373.13Nm3/hCOH2CQN2CH4H2SCOS(mol %)(mol % )(mol %)(mol %)(mol %)(mol %)(mol %)20.1245.3732.510. 300.07750.2440.01送往硫回收工段酸性气规格流量Nm3/h压力MPa(A)温度C2262.40.2837.85CHjOHH2CQN2H2SCOSCO(mol %)(mol % )(mol %)(mol %)(mol %)(mol %)(mol %)0.1190.002165.7254.03042

40、8.660900.0273净化气规格流量Nm3/h压力MPa(A)温度C189205.65.3028.2COH2CC2N2CfOHCTH2S+ COS(mol %)(mol % )(mol %)(mol %)PPm(mol %)PPm29.130366.89143.420.43651520.10650.1甲醇规格温度：常温质量：产品精甲醇符合中华人民共和国国家标准工业甲醇优等品（GB338-2005）工业甲醇（GB338-2004）项目指标优等品一等品合格品色度（钼钻），号510密度(20 C), g/cm30.791-0.7920.791-0.793温度范围（0 C 1atm ）, C64.

41、0-65.0沸程(包括 64.6 0.1C)0.81.01.5高锰酸钾实验，min503020水溶液试验澄清-水分含量，% , 0.100.15-酸度（以HCOOH计），%，0.00150.00300.0050或碱度（以 NH3计）%，0.00020.00080.0015羰基化合物（以 CH2O计），0.0020.0050.010蒸发残渣含量，% ， 0.0010.0030.0053.2岗位生产原理：3.2.1工艺原理：低温甲醇洗是一种典型的物理吸收过程。物理吸收和化学吸收的根本不 同点在于吸收剂与气体溶质分子间的作用力不同。物理吸收中，各分子间的 作用力为范德华力；而化学吸收中为化学键力。这

42、二者的区别构成它们在吸收平衡曲线、吸收热效应、温度对吸收的影响、吸收选择性以及溶液再生等 方面的不同。物理吸收中，气液平衡关系开始时符合亨利定律，溶液中被吸收组分的 含量基本上与其在气相中的分压成正比。在化学吸收中，当溶液的活性组分 与被吸收组分间的反应达到平衡以后， 被吸收组分在溶液中的进一步溶解只 能靠物理吸收。物理吸收中，吸收剂的吸收容量随酸性组分分压的提高而增 加，溶液循环量与原料气量及操作条件有关。操作压力提高，温度降低，溶 液循环量减少；在化学吸收中，吸收剂的吸收容量与吸收剂中活性组分的含 量有关。因此，在化学吸收中，溶液循环量与待脱除的酸性组分的量成正比， 即与气体中酸性组分的含

43、量关系很大，但与压力基本无关。低温甲醇洗中，H2S、COS和CO2等酸性气体的吸收，吸收后溶液的 再生以及 H2、 CO 等溶解度低的有用气体的解吸曲线， 其基础就是各种气体 在甲醇中有不同的溶解度。低温下，甲醇对酸性气体的吸收是很有利的。当温度从20C降到-40C时， CO2 的溶解度约增加 6 倍，吸收剂的用量也大约可减少 6 倍。低温下， 例如-40-50C时，H2S的溶解度又差不多比CO2大6倍，这样就有可能选 择性地从原料气中脱除H2S,而在溶液再生时先解吸回收 CO2。低温下， H2S、COS和CO2在甲醇中的溶解度与 H2、CO相比，至少要大100倍， 与CH4相比，约大50倍。

44、因此，如果低温甲醇洗装置是按脱除 CO2的要求 设计的，则所有溶解度和 CO2相当或溶解度比CO2大的气体，例如COS、 H2S、NH3等以及其他硫化物都一起脱除，而 H2、CO、CH4等有用气体则 损失较少。当气体中有CO2时，H2S在甲醇中的溶解度约比没有 CO2时降低 10%15%。溶液中CO2含量越高，H2S在甲醇中溶解度的减少也越显著。当气体中有H2存在时，CO2在甲醇中的溶解度就会降低。当甲醇含有 水分时，CO2的溶解度也会降低，当甲醇中的水分含量为 5%时，CO2在甲 醇中的溶解度与无水甲醇相比约降低 12%。3.2.2拉乌尔定律与亨利定律研究气液相平衡时，有两个重要的定律即拉乌

45、尔定律和亨利定律。1.5.2.1、拉乌尔定律溶液中溶剂的蒸汽压不仅与溶液的性质有关， 而且还与溶液中溶解组分浓度 有关。拉乌尔根据许多数据，发现稀溶液中溶剂的蒸汽压P1 与其液相中的摩尔分数 X1 之间存在着下述关系：P1=P10X1(1)P1-同一温度下纯溶剂的蒸汽压P1 溶液中溶剂的蒸汽压X1 溶液中溶剂的摩尔分数溶液中溶剂的蒸汽压P等于纯溶剂的蒸汽压P10与其摩尔分数Xi的乘积，这 就是拉乌尔定律。设溶质的摩尔分数为X2,由于Xi = 1-X2所以(1)式可以改为：P1=P10 (1-X 2)或 X2=(P10-P1)/P10(2)即溶剂蒸汽压下降的分数等于溶质的摩尔分数。拉乌尔定律是根

46、据稀溶液的实验结果总结出来的， 所以对于大多数溶液来说， 只是在溶液浓度很低时才适用， 对于这个定律也可以从理论上加以分析， 即在很 稀的溶液中， 溶质的分子很少， 溶剂分子的周围几乎全是自己的分子， 其处境与 纯溶剂的情况几乎相同， 也就是说， 溶剂分子所受的作用力并未因有少量溶质分 子的存在而有显著的改变，因此，它从溶液中逸出能力的大小也几乎没有改变， 只是由于溶质分子的存在， 使原单位体积内溶剂的分子数目有所减少， 所以溶液 中溶剂的蒸汽压P1就按纯溶剂的饱和蒸汽压打上一个摩尔分数的折扣。至于溶液的浓度稀到什么程度才能符合拉乌尔定律 ?这要看溶剂的溶质的性 质。由性质很相似的组份所构成的

47、溶液， 在所有浓度范围内， 都符合拉乌尔定律， 但由性质相差较大的组份构成的溶液，当溶质的分子数大于 0.001 时，就可能产 生偏差。1.5.2.2、亨利定律亨利在研究气体在液体中溶解的规律时发现： 在一定温度和平衡状态下， 一 种气体在液体里的溶解度和该气体的平衡分压成正比，用数学模型可表示为：式中： X2平衡时气体在液体中的摩尔分数P2-二平衡时液面上该气体的分压K为一个常数.其数值与温度、总压、气体和溶剂的性质有关, 总压对K的影响，在压力不很大时可忽略不计，K的数值要通过实验测定。PJ/KiPi0Xi图1L对于混合气体，当压力不大时，亨利定律对每一种气体都能分别适用，彼此互不影响，但

48、当浓度超过其中任一种气体的亨利定律的压力适用图I中实线所示为非理想溶液中组份i的浓度Xi与蒸汽压Pi的关系。当浓 度很稀（Xi 0）或浓度很大（Xi- 1）时蒸汽压Pi和浓度Xi之间都呈现出线性关 系，即非理想溶液的稀溶液段可以用亨利定律描述溶液中溶质的行为， 而非理想 溶液的浓溶液段t可用拉乌尔定律描述溶剂的行为。一般说来，亨利系数K不等 于该温度下溶质的蒸汽压。实验和热力学定律都可以证明。在稀溶液中溶质若服从亨利定律，则溶剂必 然服从拉乌尔定律。亨利定律是化工吸收过程的依据。吸收分离就是利用溶剂对气体混合物中各 组分溶解度的不同，选择性地把溶解度大的气体吸收，达到从气体混合物中除去 或进一

49、步回收这种气体的目的。从（3）式可看出，当溶质和溶剂一定时，在一定 温度下，K为定值，气体的分压越大，则其在溶液中的溶解度就越大，所以增加 气体的压力有利吸收。从（3）式还可以看出：若在相同的气体分压下进行比较，K值越小，则溶解度越大，所以亨利常数K值的大小可以作为选择吸收剂的一个依据。在应用亨利定律时，须注意以下几点：1、（3）式中的压力是气体的分压，不是液面上的总压。2、亨利定律只适用稀溶液， 对浓溶液是不正确的。 当温度较高，压力较低时， 应用亨利定律可以得到较为正确的结果。3、使用亨利定律时必须注意溶质在气相和溶液中的分子状态， 只有在分子状 态相同时才可应用亨利定律。低温甲醇洗在合成

50、氨、 甲醇合成生产净化工艺中的应用是以上述二定律为基 本理论根据的，但这两个定律仅适用于稀溶液、压力不高的情况。因此低温甲 醇洗须采用经修正的亨利定律。修正后的亨利定律主要考虑以下几点：1 修正了溶液浓度系数入和平衡常数K的关系；2考虑到由于范德华力的存在引起溶解度的下降； 3溶质溶于溶剂中后，也象溶剂一样会吸收其它组分。3.2.3 低温甲醇洗工艺主要特点：(1) 它可以同时脱除原料气中的 H2S、COS、RSH、CO2、HCN、NH3、NO 以及 石蜡烃、芳香烃、粗汽油等组分，且可同时脱水使气体彻底干燥，所吸收的有用 组分可以在甲醇再生过程中回收。 气体的净化度很高。净化气中总的硫含量可脱至

51、O.lppm以下，CQ可脱 至 20ppm 以下。(3) 吸收的选择性比较高。H2S和CQ可以在不同设备或在同一设备的不同部位分别吸收而在不同的设备和不同的条件下分别回收。由于低温时H2S和CQ在甲醇中的溶解度都很大， 所以吸收溶液的循环量较小， 特别是当原料气压力比 较高时尤为明显。另外，在低温下H2和CO等在甲醇中的溶解度都较低，甲醇的 蒸气压也很小，这就使有用气体和溶剂的损失保持在较低水平。(4) 甲醇的热稳定性和化学稳定性都较好。甲醇不会被有机硫、氰化物等组 分所降解，在操作中甲醇不起泡、纯甲醇对设备和管道也不腐蚀，因此，设备与管道大部分可以用碳钢或耐低温的低合金钢。甲醇的粘度不大，在

52、-30C时，甲醇的粘度与常温水的粘度相当，因此，在低温下对传递过程有利。此外，甲醇也 比较便宜容易获得。(5) 当低温甲醇洗和液氮洗联合使用时，就显得更加合理。液氮洗需要在-190C 左右的温度下进行， 并要求气体彻底干燥， 而低温甲醇洗的净化气就同时具有干 燥和-60C左右的特点，这就节省了投资和动力消耗。3.3 岗位流程叙述：H2S和C02的吸收从上游变换工段来的变换气(流量277131NM3/h,温度40C )，在5.50MPa 的压力下被送到脱硫、 脱碳装置， 为防止变换气中的水分冻结， 向其内喷射注入 少量的贫甲醇后，在换热器E-2201A/B中与净化气和尾气二路气体换热而被冷却，

53、在气液分离罐 V-2201 中分离出被冷凝的甲醇与水的混合物后进入甲醇洗涤塔 C- 2201以脱除酸性气体，使净化气中 CO2C 3.42 0.23总硫0.1ppm.出C02吸 收塔顶部净化气的流量为189205Nm3/h,温度为-38.28C的合成气，作为冷源的一 部分，在无硫甲醇冷却器 E-2217及进料气冷却器E-2201中被加热到28.20C送 往合成工段。甲醇洗涤塔分上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从 P- 2204泵出来 的贫甲醇，在水冷器E-2218, 1#甲醇冷却器E-2209A/B, 2#甲醇冷却器E-2203以 及3#甲醇冷却器E-2208中换热降温至55.47C,进

54、入C-2201塔顶部作为洗涤 液(流量9890kmol/h，316628kg/h)。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标， 中间两段为C02初洗段和主洗段，用经段间换热器E-2205, E-2206换热后的甲醇在-37E下吸收气体中的C02,吸收了 C02后的富甲醇在上塔底部分成两部分， 一部分送至下塔用作脱除 H2S, COS等组分的洗涤剂(流量6274.38kmol/h 约 占48%，温度-16.74C)，另一部分经换热器E-2217和E-2204与净化气和液氨蒸 发换热后降温至-33E左右进入闪蒸罐 V-2203在1.85MPa(A)压力下闪蒸。吸收 H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E-2207和E-2219分别与甲醇溶液和液氨蒸发换热后降温后进入闪蒸罐V-2202在1.85MPa(A)压力下闪蒸。V-2203和V-2202的闪蒸气一起被循环气压缩机 K-2201压缩到5.86MPa(A)后经循 环气压缩机出口水冷器 E-2202冷却到40.95C送入E-2201前的进料管，以回收 利用出、CO等有效气体。(2) H2S的浓缩从V- 2202底部引出的含硫甲醇液经节流减压进入 H2S浓缩塔C-2202的第 43#块塔板上，在此部分 C02和H2S从甲醇中解析出来。从 V-2203底部引出的 无硫甲醇经节