甲醇工艺流程简述分析

1、气化由原料储运系统来的粒度v 10mm的原料煤从煤仓(351V101301)送出， 经煤称重进料机(351M101301)计量进入磨煤机(351H101301)，来自石 灰石粉仓(351V107307的石灰石粉也经石灰石粉进料机(351M102302计 量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约 5865%浓度的煤 浆。加入石灰石是为了 降 低 灰 熔 点 。 煤 浆 经 磨 煤 机 出 料 槽( 351V102302 由 磨 机 出 料 槽 泵( 351P103303A/B 输 送 至 煤 浆 槽 ( 352V001A/B， 再 分 别 经 煤 浆 给 料 泵( 352P1013

2、01A/B 升压至 9.6MPa 进入两对对置工艺烧嘴( 353Z101301AD 。从外管引来的高压氧 气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气 在气化炉(353F101301内在6.5MPa, 1400C条件下发生部分氧化反应生成 煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和 固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器( 354A101301 ，旋风分离器(354S101301和洗涤塔(354T101301三级洗涤除尘后，温度约243E，压 力 6.36MPa(G 、水蒸汽/干气约1.49 送后续工序。熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机 (

3、 353H101301 破碎后进入 锁斗 ( 353V105305 ， 定 期 排 放 渣 池 ( 353V106306 ， 再 由 渣 池 中的捞渣机( 353L101301 将粒化渣从渣池中捞出装车外运。 含细渣的水由渣池泵(353P102302A/B/C送至真空闪蒸罐(354V105305。由洗涤塔( 354T101301 排出的洗涤水经黑水循环泵( 354P104304A/B 分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激 冷水。黑水从气化炉，旋风分离器(354S101301，洗涤塔(354T101301底部 分别经减压阀进入蒸发热水塔( 354T102302

4、减压至 0.8MPa( G 闪蒸出水中 溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐( 354V103303 经过一次闪蒸后，再 进入真空闪蒸罐(354V105305)进一步闪蒸，经三级闪蒸后的79C 黑水自流进入澄清槽(354V008A/B )，经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的 沉降物含固量约 810%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机(354S002A/B)过滤，滤液进入磨煤水槽(354V015)，经磨煤水泵(354P010A/B) 送至磨煤机(351H101301做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至 灰水槽(354V009)，灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵(354P0

5、08A/B/C) 一部 分去锁斗冲洗水冷却器(353E102302冷却后，送至锁斗冲洗水罐(353V107307 作为锁斗的冲洗水，另一部分作为污水， 连续排放至污水处理； 再有一部分低压灰 水泵（354P005A/B/C）灰水去蒸发热水塔与中压闪蒸气逆流接触，传质传热，送 至洗涤塔（354T101301做为系统补充水循环使用。洗涤塔（354T101301）不 足的洗涤水由变换来的工艺冷凝液和高压锅炉给水补充。蒸发热水塔（354T102302顶的闪蒸气经酸性气冷凝器（354E104304冷 却 后，进入酸性气分离器（ 354V107307 ，分离后的气体去变换工段回收热量， 分离 后 的 冷

6、凝 液 返 回 灰 水 槽 使 用 。 自 低 压 闪 蒸 罐 的 闪 蒸 气进入低压闪蒸冷凝器（354E101301）用循环水冷却后，进入低压 闪蒸分离器（ 354V101301 ，分离后 的气体高点放空，分离后的冷凝液返回 灰水槽使用。真空闪蒸罐顶的闪蒸气经真空 闪蒸冷凝器（354E102302用循环水 冷却后，送至真空闪蒸分离罐（ 354V106306 ， 分离后的气体经真空泵 （354P103303 和真空泵分离罐后放空， 真空闪蒸分离罐分 离的冷凝液自流进入 灰水槽（ 354V009 使用。变换变换工序的主要目的是将气化送来的粗煤气中的 CO 经变换反应部分变换 成 H2， 使变换气

7、 H2/CO 比满足甲醇合成的要求，并根据不同的温度范围产生不 同等级的蒸 汽进行工艺余热回收。来自气化工段的水煤气（243C, 6.40MPa （A），水气比为1.49），进变 换系统后分成两股：一股作为配气，进入水煤气废热锅炉（371E005降温到200C，同时生产1.1MPa（G ）饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气进入第三水分 离器（371V005分离出冷凝液；另一股进入水煤气废热锅炉I（371E001温度降 至225C，并生产1.1MPa（G ）饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气经第一水分 离器（371V002）分离冷凝液后，经中温换热器/蒸汽过热器（371E002的中温 换热器预热至2

8、60C进入变换炉（371R001），变换炉内装有两段耐硫变换催化 剂，气体在变换炉中发生变换反应。出变换炉的变换气 CO 含量约为 8.82% （干），温度约为442C，依次经中温换热器/蒸汽过热器（371E002和变换废 热锅炉（371E003温度降至238E，同时生产2.5MPa （G）饱和蒸汽经蒸汽过 热器过热至380C送管网。作为配气的水煤气与出变换废热锅炉（371E003）的 变换气混合后经中压锅炉给水加热器（371E006）温度降至188C，然后经低压废热锅炉（371E004）温度降至 169C进入第二水分离器（371V003），低 压废热锅炉同时生产 0.5MPaG 饱和蒸汽送管

9、网。经第二水分离器（ 371V003 分离冷凝液后的变换气依次经低压锅炉给水加热器（371E007 （降至153C）、 脱盐水加热器(371E008)、变换气水冷器(371E009温度降至40 C,然后 进入洗氨塔(371T001)。在洗氨塔底部分离出冷凝液的变换气再用洗涤水洗掉 变 换气中的氨后送至低温甲醇洗工段。第一、二、三水分离器(371V002/003/005分离出的高温冷凝液都进入变换 冷 凝液槽(371V004)，进行闪蒸，闪蒸后的冷凝液经冷凝液泵I (371P001A,B) 升 压后送至气化工段, 闪蒸出的不凝气与来自气化的高闪气一起进入冷凝液汽 提塔(371T002)的中部。洗

10、氨塔底部的变换冷凝液经汽提气冷凝分离器预热后 进入冷凝 液汽提塔的上部，冷凝液汽提塔用 0.5MPaG 饱和蒸汽从塔的底部进入 进行汽提，塔 顶出来的汽提气经汽提气冷凝分离器冷却后， 含氨不凝气送至硫回 收处理，塔底的 冷凝液经冷凝液泵II (P002A,B)升压后送气化。脱盐水站来的脱盐水进入脱盐水加热器(371E008，与变换气换热温度升至 95C后进入除氧器(371V006)，净化、甲醇合成来的蒸汽冷凝液也送入除氧器。 除氧器 用本工段产生的 0.5MPaG 低压蒸汽吹入脱氧，除氧后的锅炉给水分为三 股，第一股 经低压锅炉给水泵 I(371P004A,B 升压后一部分经低压锅炉给水加热

11、器预热至150C后送至水煤气废热锅炉I( 371E001)、水煤气废热锅炉U (371E005 、低压废热 锅炉( 371E004 ，另一部分送气化作为仪表冲洗水； 第二股经中压锅炉给水泵 (371P005A,B 升压后，一分部分直接送至硫回收， 另一部分经中压锅炉给水加热 器(371E006预热至190C后分别送至变换废热 锅炉(371E003和甲醇合成工段 使用；第三股经密封水泵(371P006A,B)升压 后，一部分直接送至气化作为水洗塔 补充用水和热密封水，另一部分经洗涤水冷 却器(371E010冷却至40C后分别送至洗氨塔作洗涤水和气化工段作冷密封水 用。变换另设有两台高压锅炉给水泵

12、， 用于 气化工段备用气化炉的水洗塔开车用。触媒的升温，硫化在 0.4MP(A 采用低压氮气循环进行。 低压氮气经氮气循环风机( 371C001 升压后经中温换热器换热升温进入氮 气电 加热炉( 371F001 加热至需要温度，然后进入变换炉进行升温还原，从变 换炉出来 的循环氮气经中温换热器降温， 充分利用热量，从而降低了电能得消耗。 硫化过程 需要的硫用二硫化碳计量泵补入循环系统。低温甲醇洗 低温甲醇洗工段的主要任务是利用低温的甲醇作为吸收剂，脱除变换气 中的 H2S、COS、CO2 等酸性气体，为下游甲醇合成装置输送合格的净化气；同 时，通过 在适当压力下的闪蒸，制备纯度较高的 CO2

13、产品气，送往纯碱装置；并 通过采取 H2S 组分提浓措施，为硫回收工段制备合格的 H2S 浓度较高的酸性气。（1）原料气冷却来自上游变换工段压力为 6.0MPaA、温度为40C的原料气，首先进入绕管 式换热器原料气冷却器I 372E001中，与净化气、C02产品气、及CO2/N2尾 气换热，原料气被冷却到16C。随后，原料气进入原料气分离罐 372V001分离 出其中冷凝下来的液相。该液体主要是 NH3 和 HCN 的水溶液，可直接送回变换 工段。经气液分离后，原料气中的 NH3 和 HCN 的浓度进一步大大降低，有利于 低温甲醇洗的稳定运行。原料气被进一步冷却之前，先喷入一股半贫甲醇，降低原

14、料气中水的冰点， 防止冷却时结冰而堵塞换热器。该股半贫甲醇来自主洗甲醇泵372P001A/B。同时, 来自循环气压缩机后冷器 372E007 的循环气也在此与原料气混合，以回收闪蒸 气的有 效气成分。混合后的原料气在绕管式换热器原料气冷却器II 372E002中与与净化气、 CO2 产品气、以及 CO2/N2 尾气继续换热，被进一步冷却、降温。（ 2）H2S/CO2 吸收冷却后的原料气首先进入洗涤塔 372T001? 下部的预洗段，彻底除去其中痕 量 的 NH3 和 HCN 组分。洗涤溶剂为来自脱碳段、经净化气 /富碳甲醇换热器 372E005 过冷的一小股富甲醇。离开塔底的预洗甲醇首先经过贫

15、甲醇冷却器 I 372E012回收冷 量，再经预洗闪蒸罐372V005闪蒸后，进入热再生塔进行热再生。 经预洗后的气体通过升气管向上进入洗涤塔的脱硫段。 用来自上端脱碳段的无 硫甲醇脱除气体中的 H2S 和 COS 组分。无硫甲醇的量采取流量控制，控制与原料 之间保持合适的比例。底部的富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔372T002进 行闪蒸。脱硫后的气相进一步上升，通过升气管进入洗涤塔 372T001 的脱碳段下 部。在脱碳段，主要用闪蒸得到的低温半贫甲醇作为洗涤溶剂。同时在洗涤塔的上 端用一股热再生得到的贫甲醇作为精洗甲醇， 保证净化气的酸性气含量满足工艺要 求。两股甲醇的用量通过流量控

16、制，具体取决于原料气与洗涤甲醇之间的比例。由于 CO2 的溶解为放热反应，因此随着甲醇自上而下不断吸收原料气中的CO2 气，甲醇的温度逐渐升高。为了降低洗涤剂的温度，保证较好的洗涤效果， 在两脱 碳段之间设置了洗涤塔段间冷却器 372E003 以及洗涤塔段间深冷器 372E004,降低 洗涤甲醇的温度。洗涤塔段间深冷器372E004采用丙烯制冷剂制 冷。离开洗涤塔 372T001 塔顶的净化气,经净化气 /无硫甲醇换热器 372E005、 原料气冷却器II 372E002以及原料气冷却器I 372E001回收冷量并达到常温 后,送往下游工段。（3）闪蒸再生以及 H2S 浓缩脱碳段的无硫甲醇部分

17、经净化气 /无硫甲醇换热器过冷后,作为脱硫段以及预 洗 段的洗涤溶剂；其余部分则经无硫甲醇冷却器 372E008 过冷后, 进入中压 闪蒸塔372T002的中段进行闪蒸。闪蒸气主要含有 H2、CO以及部分C02,被 引入中压闪蒸 塔的下段,通过再次洗涤,降低其中 CO2 的浓度。脱硫段的富硫甲醇进入中压闪蒸塔 372T002 的下段,闪蒸出溶解的有效气 H2、CO以及部分C02。为降低闪蒸气中的C02含量，降低循环压缩机的负荷， 特从热再 生塔给料泵分出一股物料进入中压闪蒸塔372T002下段上部，洗涤闪蒸 气的 CO2 气。 离开中压闪蒸塔下段的闪蒸气首先通过氮气 /循环气换热器 372E0

18、20 与进入解吸塔的 低压氮气换热升温，而后与来自预洗闪蒸罐的闪蒸气混 合后，进入循环压缩机分离 罐372V002，随后经循环压缩机372C001压缩以及 循环气压缩机后冷器 372E007 冷 却后，并入原料气，循环利用。在中压闪蒸塔中段闪蒸后的无硫甲醇 ，通过液位控制 ，经无硫甲醇深 冷器372E009过冷后，进入中压闪蒸塔上部的闪蒸罐，闪蒸得到 C02产品气。所 得的C02产品气在原料气冷却器I以及原料冷却器I中与原料气换热后，出界 区，送往纯碱装置。随后闪蒸液进入解吸塔 372T003 顶部闪蒸罐继续闪蒸，得到 C02 尾气。此 段的 闪蒸液大部分作为主洗甲醇，被主洗泵 372P001

19、A/B 送往洗涤塔 372T001 的脱碳段； 其余部分进入解吸塔 372T003 的上段。解吸塔上段闪蒸得到的气体为 C02/N2 尾气，该股气体被分成两部分：一股 与塔顶闪蒸罐的 C02尾气混合后一起经原料气冷却器I以及原料冷却器I与 进装置的原 料气换热，一股在酸性气/尾气换热器372E019中与酸性气换热。随 后两股一起进入 尾气洗涤塔 372T005。中压闪蒸塔 372T002 底部闪蒸后的富硫甲醇通过液位控制，进入解吸塔 372T003上部解吸段的中部，闪蒸出富甲醇中大部分的CO2、H2S、COS,在气体 沿塔上升的 过程中， H2S 与 COS 被重新吸收。离开解吸段底部的富甲醇

20、经解吸塔甲醇循环泵I 370P002A/B升压后，经一 系列换热器回收冷量后温度升高，这些换热器包括贫甲醇冷却器I 372E010洗 涤塔段间 冷却器372E003富硫甲醇冷却器372E006复热后的甲醇返回解吸塔 气提段顶部， 来自闪蒸气冷凝器 372E014 的闪蒸气同样进入此段。气提段上部的富甲醇经解吸塔甲醇循环泵U 372P004A/B升压后，经无硫甲 醇冷 却器 372E008 换热升温后返回解吸塔气提段下部，来自闪蒸气冷凝器 372E014 的冷 凝液同样进入此段。通过中间换热器的换热，富硫甲醇的温度逐渐升高，解吸塔 372T003 的底 部闪蒸出大量的 CO2 气，同时通过解吸塔

21、底部低压氮气的气提作用， CO2 的释 放量进一步增大。解吸塔 372T003 底部的富硫甲醇，通过液位控制，经热再生塔给料泵 372P003A/B加压后，大部分贫甲醇冷却器U 372E011A-J与热再生甲醇换热后， 进入热再生塔372T004，同时，从热再生塔给料泵372P003A/B出口引出一股富 甲醇进入中压闪蒸 塔 372T002 的下段上部，用以脱除闪蒸气中的 CO2 气。（4）热再生进入热再生塔 372T004 的富硫甲醇首先在顶部闪蒸罐中进行高温低压闪 蒸。闪蒸出的气体经预洗甲醇加热器 372E012和闪蒸气冷凝器372E014冷凝后， 循环回解吸塔372T003o这部分气体的

22、循环，将提高富硫甲醇中硫化氢的浓度。 同时经过初步 的闪蒸，也降低了下段闪蒸出的酸性气中 CO2 的浓度。闪蒸液经液位控制，进入热再生塔的热再生段。在热再生段，通过热再生塔 下 部产生的甲醇蒸气以及来自甲醇水分离塔 372T005 顶部的甲醇蒸气的气提 作用，富硫甲醇中溶解的气体全部闪蒸出来。热再生段顶端的甲醇 /酸性气混合物 经热再生塔冷凝器 372E015 冷凝 后，进入热再生塔回流罐 372V003。在热再生塔回流罐372V003中，酸性气与 甲醇分开。酸性气经酸性气换热器372E017以及酸性气/尾气换热器372E019进 一步过冷之后，进入酸性气分离罐 372V004。经进一步分离后

23、，酸性气经酸性气 换热器 372E017 回收冷量后，出界区，送往硫回收工段；分离液送往热再生塔 回流罐 372V003o每个酸性气冷凝步骤收集到的冷凝液，均被收集在热再生塔回流罐中。随后通 过液位控制，经热再生塔回流泵加压后，返回热再生塔 372T004,作为回流。 为了将 HCN 以及 NH3 在循环回路中的累积控制在 ? 低水平 ，将在热再 生塔回流泵 372P007A/B 的出口设置一个间断排放管线。经彻底热再生的贫甲醇聚集在热再生塔 372T004 中段的底部，通过贫甲 醇泵 372P005A/B 加压，部分送往热再生塔 372T004 的下段，经热再生塔再沸器 的加热， 为中段生产

24、气提用甲醇气，同时提高下段塔釜中水的浓度。塔釜经富集 的甲醇/水混 合物通过甲醇 /水分离塔给料泵送往甲醇水分离塔 372T005。另一部分贫甲醇被直接送往甲醇 /水分离塔 372T005 的顶部，作为回流。 剩余的贫甲醇，则经贫甲醇冷却器U372E011A-I以及贫甲醇冷却器I372E010 过冷后，送往洗涤塔 372T001 的顶部作为精洗甲醇（5）甲醇/水分离通过在甲醇/水分离塔 372T005 中的精馏操作，实现甲醇 /水的分离。目的是 控制 循环甲醇中的水含量，保证较好的吸收效果。甲醇 /水分离塔 372T005 的进料主要来自热再生塔 372T004 以及尾气洗涤他 372T006

25、o甲醇冰分离塔372T005底部的物料通过甲醇 冰分离塔再沸器372E016进 行加热。顶部产生的甲醇蒸气进入热再生塔372T004,作为热再生的气提气。甲醇冰分离塔372T00g出的物料为废水，经废水冷却器冷却后，送出界区。（6）排污系统 由于整个低温甲醇洗装置存在连续的甲醇微量损失，因此需要在热再生塔设 置一条补充甲醇管线。此外，为了收集低温甲醇洗系统的低点排污，特设置了一地下污甲醇罐372V00& 并在该罐设置一液下泵，将收集的污甲醇重新打入系统。（ 7）尾气洗涤来自甲醇冰分离塔372T005的废水，通过液位控制，经废水冷却器372E018 冷却后，部分与来自界区的脱盐水混合， 进入尾气

26、洗涤塔 372T006 的顶部，作为 尾气洗塔372T006的洗涤溶剂。尾气来自解吸塔 372T003,经换热器372E002、 372E001以及372E019回收冷量后，进入尾气洗涤塔 372T006的底部。经洗涤 后，尾气中的甲醇浓度达到环保要求，通过尾气放空筒排入大气。底部的洗涤水 经尾气洗涤水泵 372P008A/B 加压，经废水冷却器加热后，送入甲醇水分离塔， 进行分离。冷冻站从低温甲醇洗装置来的丙烯(-40 C , 0.135MPaA )经压缩机进口分离器分373V001离后进入丙烯压缩机373C001，被压缩至1.70MPaA后依次进入 丙烯冷却器373E001、丙烯冷凝器37

27、3E002A,B冷凝，使得气体丙烯全部冷凝为 液体丙烯后进入丙烯储罐373V003,液体丙烯减压至 0.5MPaA进入省功器 373V004 进行闪蒸，闪蒸 出的气体丙烯与一段出口丙烯一起经闪蒸分离器后进入 丙烯压缩机二段入口， 从丙 烯省功器器底部的液体分成两部分， 一部分进入丙烯 过冷器 373E003 的管程；另一 部分经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器的壳程， 两股液体丙烯进行换热，过冷至-20E，压力为0.45MPaA的丙烯送去低温甲醇 洗装置，为其提供冷量。从丙烯过冷 器上部分离出的丙烯气体与低温甲醇洗来 的丙烯气混合后经压缩机进口分离器 373V001 进入丙烯压缩机进行压缩。来自管

28、网的过热蒸汽(380C, 2.5MPaG)进入汽轮机373K001，产生的动 力供 压缩机驱动。蒸汽透平出口蒸汽进入空冷器 373E005 进行冷凝，冷凝后 的冷凝液经 冷凝液泵 373P003A,B 送至蒸汽冷凝液管网。硫回收硫回收装置处理上游甲醇装置的低温甲醇洗酸性气及变换装置的含氨酸性气， 生成固体颗粒硫磺出装置，尾气达标排放。本装置由制硫、尾气处理、胺 液再生、 液硫脱气等部分组成低温甲醇洗来的一部分酸性气和变换装置来的全部含氨酸性气一起进入制硫 燃烧炉(374F001)的烧嘴，在炉内根据制硫反应需氧量，通过比值调节和H2S/SO2在 线分析仪反馈数据严格控制进炉燃烧氧量。为维持反应温

29、度，采用富氧空气进行燃 烧，氧气与制硫鼓风机l(374C001AB)供应空气量成比例控制，确保空气中氧含量 的稳定。另一部分甲醇洗来的酸性气进入制硫燃烧炉(374F001)后部炉膛，其流量 根据前部炉膛温度进行调节，保证前部炉膛温度1250C，使NH3完全分解。之 后过程气进入 制硫余热锅炉(374E001)回收热量，锅炉副产2.7MPag饱和蒸汽。余热锅炉(374E001出口工艺气进入一级冷凝冷却器(374E002),使反应生成的 元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002A);根据反应温度要求， 一级冷凝冷却器(374E002)出来的过程气经一级高温掺合阀(374TV001)

30、与制硫燃 烧炉中的一部分高温气流混合升温，进入一级转化器(374R001),在催化剂的作用 下，过程气 中的 H2S 和 SO2 进行 Claus 反应，转化为元素硫，自一级转化器 出来的高温过程气 经过程气换热器(374E005)回收部分热量后，再进入二级冷凝冷 却器(374E003),使元 素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐(374V002B)； 由二级冷凝冷却器出来的 过程气经过程气换热器升温后进入二级转化器 (374R002)，使过程气中剩余的H2S和SQ 进一步发生催化转化，二级转化器 出口过程气经三级冷凝冷却器(374E004)使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入 液硫池(37

31、4V011)；三级冷凝冷却器出来的制硫 尾气进入尾气分液罐(374V001)进 一步捕集液硫后进入尾气处理部分，一、二、三级 冷凝冷却器同时副产生低压饱 和蒸汽，供本工段使用。由尾气分液罐出来的制硫尾气，经尾气加热器(374E007换热、混氢后进入加氢 反应器(374R003)，在低温加氢催化剂的作用下 SO2及COS等被加氢水解，还原 为H2S。进入加氢反应器的H2量根据加氢反应器后的在线氢分析仪给出的 H2浓 度信号进行调节。从加氢反应器出来的气流进入蒸汽发生器 (374E008)回收余热， 产生低压 蒸汽之后与急冷水直接接触降温冷却至常温。尾气急冷塔 (374T001)使用 的急冷水用急

32、冷水泵(374P002A,B)自急冷塔底部抽出，经急冷水冷却器(374E010A,B)冷却至40C后，循环使用，因尾气温度降低而凝析下来的急冷水送 至变换装置处理。 为了 防止非正常工况下设备腐蚀， 在急冷水管线上设置了 PH 值 在线检测，一旦 PH值下 降则需在急冷水中注入 NH3，以调节其PH值保持在 68。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔(374T002)，用再生部分送来的 胺液(25%的MDEA胺液)吸收其中的 H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进 入尾气 焚烧炉(374F002)焚烧。在尾气焚烧炉 570600C炉膛温度下，净化气中 残余的H2S被燃烧为SQ，剩余H2和烃类燃

33、烧成CO2和H2O，自尾气焚烧炉 出来的高温烟气经 蒸汽过热器(374E006)尾气加热器(374E007回收余热后由烟 囱(374X003)排放。尾气吸收塔使用后的富液用富液泵(374P003A,B)送至胺液再生部分进行溶 剂再生。富胺液经贫富液换热器l,ll(374E012A,B/374E015A,B)与来自溶剂再生塔 (374T003)底的高温贫液换热至95C左右进入再生塔上部，经过塔板自上而下的 热交换和质交 换过程，塔底获得的贫胺液进入贫富液换热器 I,II 壳程回收余热， 再经贫液冷却器(374E011A,B)冷却后进入贫液贮罐(374V007)，贫液经贫液泵 (374E004A,

34、B)抽出，输 送至本装置尾气吸收塔(374T002)。再生塔底部的胺液进入塔底重沸器(374E014)，用低压蒸汽加热，为富胺液再 生 提供热源；塔底重沸器(374E014产生的凝结水进入凝结水罐(374V009)，通过调 节阀后送至凝结水回收器(374X002)。再生塔顶部的含 H2S蒸汽经过再生塔 顶水冷器(374E013A,B)冷却至 40C进入再生塔顶回流罐 (374V010)，凝液 经塔顶回流泵(374P006A,B)返回再生塔顶作回流；塔顶回流罐(374V010)的气相 酸性气，由塔 顶送至硫磺回收部分作为原料。制硫部分生产的液体硫磺进入液硫池(374V011)，通过往液硫中注入氨

35、并用液 硫 脱气泵(374P007A,B)将液硫循环喷洒，将溶于液硫中的硫化氢逸出，用吹扫氮 气及抽空器(374J001将废气抽送至尾气焚烧炉(374F002)焚烧。脱气后的液体硫磺 用液硫提升泵(374P008A,B送至液硫成型机冷却固化为半圆形固体硫磺颗粒，进 入包装机，自 动称重、包装后运入硫磺库棚存放，产品外运出厂。合成简述本项目的规模为 100/年甲醇（折纯甲醇） 。本装置主要包括合成气压缩、甲 醇合成和氢回收。合成气压缩采用蒸汽透平驱动的联合式离心压缩机，新鲜气压 缩机和循环气压缩机由共同的蒸汽透平拖动；氢气压缩机采用往复式压缩机。甲 醇合成采用鲁奇（Lurgi）甲醇合成水冷器反应

36、器（列管换热式反应器）合成压力（入口 出口）8.74MPa（G）8.54MPa （G）。自焦化装置 PSA 提氢的氢气 经氢气压缩机压缩后，小部分送 MTO 装置，其余大部分与来自氢回收装置的富 氢气一起，和新鲜气混合，然后经新鲜气压缩机压缩（压缩至 8.95 MPa（G） 后，进入保护床脱除对合成催化剂有害的硫化物（8.89 MPa （G）后与从合成 回路来的循环气（8.30MPa （G）、40C）并经循环气压缩机压缩（压缩至8.89 MPa（G）后的气体混合预热后一起进入甲醇合成塔进行甲醇合成反应。合成回路中 的弛放气（8.30MPa （G）、40 C）送至氢回收装置进行富氢气的回收。氢回

37、收初 步设计按照膜分离技术考虑。（ 1）合成气压缩合成气压缩工段设置一台新鲜气压缩机382C001、一台循环气压缩机382C002和两台氢气压缩机382C003A/B。来自焦化装置 PSA 提氢的氢气经氢气压缩机 381-C003A/B 压缩后，与来自氢回收装置的富氢气一起，和新鲜 气混合，然后经新 鲜气压缩机 381C001 压缩并返回甲醇合成回路。来自甲醇合 成回路的循环气经过循环气压缩机382C002压缩后返回合成回路。382C001和 382C002 采用共同的蒸汽透 平 382K001 驱动，动力蒸汽为中压过热蒸汽。出 382K001 的蒸汽冷凝液通过空冷器 冷凝后经冷凝液泵加压送蒸

38、汽冷凝液管网。（ 2）甲醇合成 在鲁奇低压甲醇合成工艺内，甲醇由氢、一氧化碳和二氧化碳通过高选择性 的 铜基催化剂合成。 主要合成反应如下CO + 2 H2 ?CH3 OH + QCO2 + 3 H2 ?CH3OH + H2O +Q反应剧烈放热，反应热在水冷甲醇反应器内被迅速移除。合成气在进入反应器 前通过保护床移除硫、氯及羰基化合物等催化剂致毒剂。来自合成气压缩的新鲜气经保护床 382R011 精脱硫后，与经循环气压 缩机 381C002 压缩的循环气混合后作为合成气，进入中间换热器 382E021 内 与甲醇水冷 反应器382R021A/B出口的气体换热并被加热至大约220C，然后 进入甲

39、醇水冷反应 器 382R021A/B 进行甲醇合成反应。鲁奇的甲醇水冷反应器 382R021A/B 为管式反应器，类似一个管壳式换热 器：管内充满催化剂，换热管被壳程循环的沸水包围，汽包 382V021 安装在反 应器之上。 H2 与 CO 和 CO2 的反应在换热管内进行，反应热被管外的沸水带 走。因此，系统保持近似等温状态， 保证高转换率并且消除了由于反应温度过高 引起的催化剂损坏。由于热虹吸的作用，来自汽包 382V021 的锅炉水通过一个分配器从底部进 入反应器壳侧并由顶部流出；从反应器壳侧出来的蒸汽 /水混合物在汽包 382V021 内分离。饱和中压蒸汽从 382V021 通过压力控

40、制阀排出汽包，锅炉水循环回甲醇 水冷反应器。补充水由界区外锅炉给水泵控制，反应器的壳侧压力由蒸汽压力控制，通过 控 制副产蒸汽的压力来控制反应温度。汽包排污水经过排污膨胀槽 382V023 闪蒸 副产 低压蒸汽后，再经排污冷却器 382AE022 冷却后去污水回用系统。离开甲醇水冷反应器 382R021A/B 的气体在中间换热器 382E021 的管程 通过加 热 382R021A/B 的进气被冷却。除了甲醇和水蒸汽外，反应气中还含有未反应的H2、CO、CO2、惰性气体CH4 和 N2 以及一些微量的副产物， 通过合成回路空冷器 382AE021 及合成回路终 冷器382E022冷却至40T后冷凝出粗甲醇，粗甲醇中除甲醇和水外，还包含少 量溶解的 气体和微量杂质。在甲醇分离器 382V023 内粗甲醇和未反应的原料气分离。 粗