晋煤集团高硫煤洁净利用化电热一体化示范项目环境影响报告书简本

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1、高硫煤洁净利用化电热一体化（置换合成氨产能）示范项目环境影响报告书简本赛鼎工程有限公司 2本项目为晋煤集团高硫煤洁净利用化电热一体化示范项目，煤气化采用由航天长征化学工程股份有限公司开发的对煤种适应性宽的HT-L粉煤加压气化技术制合成气，生产140万吨/年合成氨，100万吨/年甲醇，尾气发电238MW。主要生产装置包括气化装置、空分装置、甲醇装置、合成氨装置和发电装置。公用工程系统包括脱盐水站、给排水系统、变配电系统、工艺及供热外管等；其它辅助生产设施包括办公楼、食堂、浴室、倒班公寓、主控楼（含分析化验）、维修、化学品库房、消防站、火炬系统、事故缓冲池、消防水池、污水处理、中水回用等；厂外设施

2、包括厂外供水、厂外供电、厂外渣场、厂外输气等设施。项目建设的生产单元以及相关辅助设施和公用工程设施, 拟建项目工程组成见表见表1。表1 工程主要建设内容设施名称装置名称规模建设内容与周边项目关联关系生产设施气化装置（H2+CO）81.43万Nm3/h由原料煤卸车及贮存、原料煤配煤及输送、原料煤输送、磨煤及干燥、煤加压及进煤、气化及合成气洗涤、渣及灰水处理等组成合成氨装置140万吨/年由CO变换、脱硫脱碳（低温甲醇洗）、氨冰机、液氮洗、合成气压缩、氨合成和氨罐区等组成。替代园区现有合成氨产能，大部分供尿素装置利用，多余外销甲醇装置100万吨/年由CO变换、脱硫脱碳（低温甲醇洗）、氨冰机、CO2压

3、缩、合成气压缩、甲醇合成、WSA硫回收和甲醇罐区组成供公司甲醇制清洁燃料项目发电装置238MWMDEA净化和尾气发电装置空分装置4X6.4万Nm3/h由空气压缩和预冷、空气净化、换热、精馏等组成，得到高纯度氧气、氮气、空气产品送往用户。公用及辅助生产设施给排水项目生产用水量约4605.95 m3/h，生活用水量约11 m3/h，同时设200000m3/h循环水系统给水水源：生产取水拟采用杜河提水工程地表水作为供水水源，厂区职工生活取水拟由泽州县周村南片供水工程李墕村岩溶井供给。给水系统：生产给水系统、生活给水系统、稳高压消防给水系统及循环冷却水系统。排水系统：划分为生活、无压生产污水排水系统、

4、生产污水排水系统、清净废水排水系统、事故污水收集系统。供电设备总容量 25万kW采用双回路供电，距离项目建设地点约5km有凤城220kV变电站；本项目建设1套尾气发电装置，发电机组装机容量为250MW，发电量为238MW。本工程新建一座220/35kV总变电所，在各个负荷集中区域分别设1#、2#、3#气化变电所，中心变电所，合成氨净化变电所，锅炉房变电所，合成氨压缩配电室，甲醇合成变电所，1#、2#、3#循环水变电所。供热4台240t/h循环流化床锅炉， 2800t/h 脱盐水处理站拟建锅炉房一座，选择4台240t/h循环流化床锅炉，过热蒸汽出口压力 9.8MPa（G）,过热蒸汽温度t=540

5、，锅炉设计热效率大于88.9%；脱盐水处理站采用反渗透+混床脱盐处理系统其他配套中心化验室、电信、采暖通风与空气调节、工艺及供热外管和防腐保温、全厂维修、总图运输等储运设施液氨球罐410000m3选用低温全冷冻式常压储罐甲醇储罐4400m3选用内浮顶储罐，均作为中间罐环保设施生化处理装置1000m3/h对全厂生产、生活废水治理，采用A/O+MBR工艺处理后做循环水系统补充水与集团公司100万吨/年甲醇制清洁燃料项目废水一并处理，合建在甲醇制清洁燃料项目街区内中水回用处理装置1700m3/h对全厂清净下水（不包括脱盐水站排污水）处理，采用超滤+反渗透治理，淡水回用，浓水外排事故水池27500m3

6、对事故水、消防污水等收集依托集团公司100万吨/年甲醇制清洁燃料项目初期雨水池3个，工艺装置区为180m3、氨罐区100m3、甲醇罐区12m3其他煤场全封闭，设备用灰渣场，锅炉烟气布袋除尘+炉外氨法脱硫+SNCR脱硝设施治理，各类粉尘采用袋式除尘器治理，工艺中高浓度含硫尾气采用硫酸回收法治理等2.2 生产工艺技术方案本工程各工段工艺技术方案选择见下表2。表2 拟建工程工艺技术方案装置名称生产单元选用方案气化装置煤气化煤气化工艺采用航天炉粉煤加压气化技术，选择9台3340/396019520mm气化炉；气化用原料煤按照以晋城高硫煤与陕西神木煤1:1方式配比，采用筒仓配煤方式，配合后的煤再送磨煤机

7、磨细空分装置空分采用全低压、空气透平膨胀、氮水空气预冷、分子筛吸附、双泵内压缩(液氧、液氮)加氮压机工艺流程合成氨装置变换采用宽温耐硫变换工艺，配置两套70万吨/年合成氨变换装置，设置四段变换，将变换四段出口CO含量控制到0.4%(vt)，将一、四变设置为轴向变换炉，以保证变换气出口的气体指标，二、三变采用轴径向变换炉脱硫脱碳选用低温甲醇洗工艺，配置两套70万吨/年合成氨低温甲醇洗装置气体精制选用液氮洗工艺，配置两套70万吨/年合成氨液氮洗装置氨冰机采用两套蒸汽轮机拖动离心式压缩机供脱硫脱碳，采用两套蒸汽轮机拖动离心式压缩机供氨合成氨合成采用国外氨合成工艺技术与塔内件等专有专利技术，配置两套7

8、0万吨/年氨合成装置合成气压缩合成气压缩采用多级离心式压缩机，配置四套合成气压缩机机组，两套由蒸汽轮机拖动，两套由电机拖动。氨贮存选用10000m3低温全冷冻式常压储罐4台甲醇装置变换采用1套变换装置，变换一、二变均采用两台变换炉并联的方案，脱硫脱碳选用低温甲醇洗工艺制冷为空分和甲醇装置低温甲醇洗用，采用氨压缩制冷CO2压缩本工段任务是将脱硫脱碳装置送过来的二氧化碳进行加压，以达到气化输煤系统所需要的压力，拟采用往复式压缩机。合成气压缩采用离心式压缩机甲醇合成采用双塔串联甲醇合成技术，合成压力8.4MPa硫回收选择WSA湿法硫酸工艺甲醇储罐选用4个400m3内浮顶储罐，均作为中间罐发电装置气化

9、粗煤气净化采用MDEA净化技术尾气发电选用SIEMENS V94.2单轴联合循环发电机组，余热锅炉采用三压再热，以MDEA净化气、甲醇合成驰放气、MTG尾气、煤层气作燃料2.3生产工艺流程介绍（一）气化装置1、磨煤及干燥单元 该单元使用常规的煤研磨及干燥技术。采用先配煤后磨粉工艺，原料煤采用筒仓配煤方式，来自原料煤贮仓配好的的晋城高硫煤、陕西神木煤加入到磨煤机内磨成粉状，并由高温惰性气流烘干。惰性气流进入磨煤机进口时温度为150350，离开磨煤机时温度为100110。煤的研磨与干燥实际上是在惰性的环境中进行的，因而排除了自燃和粉尘爆炸的潜在危险。在设计条件下，氧气浓度最大为8%(体积百分比)。

10、粉煤的颗粒尺寸分布规格和粉煤的水分含量满足以下要求：颗粒尺寸90 占90%(重量)；颗粒尺寸5 占10%(重量)； 水分含量典型值2%重量。惰性气体发生器的燃料正常情况下采用合成气并用燃烧空气鼓风机提供助燃空气。在开车和停炉期间采用液化石油气进行操作。由惰性气体输送的干燥粉煤进入粉煤过滤器（袋式过滤器）进行分离后，粉煤经旋转卸料阀、纤维过滤器及粉煤螺旋输送机送至粉煤贮罐，过滤后的惰性气体含有10mg/Nm3(湿基)粉煤，部分排放至大气，剩余部分经循环风机进入惰性气体发生器循环使用。2、粉煤加压及输送单元 煤加压及进煤单元设有三条生产线，每条线对应一条气化及合成气洗涤生产线，该单元采用锁斗来完成

11、粉煤的连续加压及输送。在一次加料过程中，常压粉煤贮罐内的粉煤通过重力作用进入粉煤锁斗，粉煤锁斗内充满粉煤后，即与粉煤贮罐及所有低压设备隔离，然后进行加压，当其压力升至与粉煤给料罐压力相同时，且粉煤给料罐内的料位降低到足以接收一批粉煤时，打开锁斗与给料罐之间平衡阀门进行压力平衡，然后依次打开粉煤锁斗和粉煤给料罐之间的两个切断阀，粉煤通过重力作用进入粉煤给料罐。粉煤锁斗卸料完成后，通过将气体排放至粉煤贮罐过滤器进行泄压，泄压完成后重新与粉煤贮罐经压力平衡后联通，此时，一次加料完成。锁斗加压是通过充入高压二氧化碳（开工时为氮气）完成的，高压二氧化碳经充气锥、充气笛管、管道充气器和锁斗高压过滤器进入锁

12、斗。为了保证到烧嘴的煤流量的稳定，在粉煤给料罐和气化炉之间通过控制粉煤给料罐的压力保持一个恒定的压差，此压差的设定值取决于气化炉的负荷。3、气化及合成气洗涤单元 该单元是整个装置的核心。主要由以下几个系统组成：粉煤及氧气供应系统合成气及洗涤系统渣锁斗系统气化蒸汽/水系统来自煤加压及输送单元的粉煤分三路进入气化炉烧嘴的三个煤粉管。氧气经预热器加热后先在混合器内与一定量的蒸汽混合，然后也按一定的配比量进入烧嘴。粉煤及氧气供应系统的作用是根据炉膛燃烧负荷的需要调节粉煤与氧气的比例。在该系统中，粉煤悬浮密度的测量及流量调节由彼此独立的三个调节系统组成，氧气的调节为一路。当炉内燃烧负荷变化时，系统先调节

13、氧气流量，然后再根据计算值调节所需要粉煤流量，最后根据测量值再对粉煤流量给以修正。炉内燃烧负荷的调节范围是60120%。气化炉由上段的反应段和下段的激冷室组成。煤粉在反应段内高温不完全燃烧，生成的合成气主要成分为CO和H2。在激冷室，合成气被激冷并被水饱和，熔渣迅速固化。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，可以除去残余的飞灰。生产的灰渣留在水中，绝大部分迅速沉淀并通过渣锁斗系统定期排出界外。粗合成气出激冷室后，在气化炉出口管道处与喷入的冷凝液相接触，以防止粗合成气中夹带的灰颗粒在出口管道处积聚而堵塞管口。然后粗合成气进入文丘里洗涤器，与激冷水泵送入的激冷水直接接触

14、形成雾化，粗合成气进一步被增湿，被水润湿的固体颗粒增重，在合成气洗涤塔内加速沉降。合成气气液混合物离开文丘里洗涤器后进入合成气洗涤塔内浸没在液相中的气体分布管，经水浴后上升进入洗涤塔的中部分离空间。在上述过程中，气体中夹带的微量颗粒及夹带的液滴在分离空间沉降于洗涤水中，气体则进入四块冲击式洗涤塔板，被进一步洗涤。洗涤后的合成气进入塔顶部的旋流板除沫器，分离出雾沫液滴后的合成气离开洗涤塔去下游CO变换工序。煤中约65%的灰是以熔渣形式离开气化区的。在反应室内维持高的气化温度能够保证渣以液态形式沿着膜壁向下流动，进入激冷室后固化成玻璃体。大多数灰渣都在锁斗的底部沉积。大块的渣由破渣机破碎。粗渣和其

15、它沉降在气化炉激冷室底部的固体由一股循环水输送到锁斗中。相对干净的水从锁斗顶部出来再通过渣锁斗循环泵循环到气化炉激冷室。间隔一段时间，一般约为30分钟，程序会启动锁斗卸料循环。锁斗经过减压以后，用灰水对管线和锁斗进行冲洗，使渣和水倾倒进入捞渣机。卸料完成后，锁斗在高压灰水作用下再次增压，总的卸料循环过程（降压、卸料、冲洗、增压）时间大约为三分钟。4、渣及灰水处理单元从气化炉激冷室和合成气洗涤塔底部来的灰水在减压后送入高压闪蒸罐，一部分水闪蒸变成蒸汽，和少量解析出来的气体向上流动，经过高压闪蒸汽提塔、脱盐水加热器和高压闪蒸冷凝器冷却后，流到高压闪蒸分离罐。分离下来的冷凝水送到除氧器，没有冷凝的气

16、体和水蒸汽送到火炬。高压闪蒸罐底部的黑水减压后送到真空闪蒸罐进一步闪蒸出其中溶解的气体，闪蒸气体经真空闪蒸罐顶冷凝器冷凝后，进入真空闪蒸分离罐，真空闪蒸分离罐排出的水送至灰水槽，不凝气由真空闪蒸真空泵排至大气，真空闪蒸分离罐底液体进入灰水槽，真空闪蒸罐底部的液体和固体混合物自流进入沉降槽。真空闪蒸罐底部的液体和固体混合物自流进入沉降槽，捞渣机的水也被送到沉降槽。在沉降槽中加入絮凝剂来促进灰渣的沉降。在沉降槽安装了一个缓慢转动的沉降槽耙料机，把沉降下来的固体送到底部的出口。在沉降槽底部的固体和水通过沉降槽底流泵送到过滤机。从沉降槽溢流出来的水，通过重力作用流到灰水槽，大部分灰水循环送回到工艺过程

17、中。一部分灰水排到废水处理装置，用来控制灰水系统中溶解的固体的累积。本装置废气污染源主要来自磨煤机粉尘、煤粉干燥尾气、粉煤贮罐粉尘、粉煤锁斗卸料排气、以及气化灰水闪蒸不凝气，主要含煤尘、H2S、H2、CO等；废水污染源为气化灰水，含NH3-N、 COD、BOD5、S2-、SS、Cl-、Ca2+等；固体废物来源气化炉渣，含C、S、灰等。（二）空分装置空分装置的规模主要是根据煤气化装置的规模要求，对氧气、氮气的需要及用途来确定空分装置的生产能力。本装置为分子筛净化空气、空气增压、带空气增压中压透平膨胀机，膨胀空气进下塔的液氧内压缩流程，采用规整填料精馏工艺。1、空气的压缩和预冷原料空气自吸入口吸入

18、，经自洁式空气过滤器除去灰尘及其它机械杂质。过滤后的空气进入主空气压缩机，经压缩机压缩到约0.605MPa(A)，然后进入空冷塔冷却。2、空气的净化经空冷塔冷却后的空气进入切换使用的分子筛吸附器，空气中的二氧化碳、部分碳氢化合物和水分被吸附，分子筛纯化器为两只切换使用，其中一只工作时，另一只再生。吸附器的切换周期约为8小时，定时自动切换。3、换热组织净化后的空气分为两股：一股进入低压换热器，出换热器底部后进入下塔，另一股去空气增压机。进入空气增压机的空气经增压机第一段增压到约2.88MPa(A)后分为两股：一股直接出增压机，经中间冷却器冷却后进入膨胀机的增压机中增压，然后被水冷却器冷却至常温后

19、进入高压换热器，再从换热器中部抽出进入透平膨胀机去膨胀。膨胀后的含湿空气进入气液分离器，经气液分离器的空气与出板式换热器的低压空气汇合，进入下塔，从气液分离器抽出的液空过冷后送入上塔。另一股空气在增压机的第二段继续增压到约7.3MPa(A)并经冷却器冷却至常温后进入高压换热器，与高压液氧、中压液氧及返流污氮气体换热，节流后进入下塔。4、精馏空气经下塔初步精馏后，获得液空、纯液氮和污液氮，并经液空液氮过冷器过冷后节流进入上塔，经上塔进一步精馏后，在上塔底部获得液氧。5、氧产品的获得从主冷凝蒸发器底部抽取的液氧经液氧泵压缩后，大部分直接进入高压换热器，复热后出冷箱得到高压氧产品。另一小部分高压液氧

20、经节流阀节流后进入高压换热器，复热出冷箱得到中压氧气产品。6、氮产品的获得从上塔顶部引出低压氮气经液空液氮过冷器和低压换热器复热出冷箱，经中压氮压机压缩后，得到中压氮气产品，进入用户中压氮气管网。从下塔顶部抽取压力氮气，经低压换热器复热出冷箱，进入用户低压氮气管网。7、空气产品的获得从空气增压机一段中抽出仪表空气与工厂空气产品，分别进入用户仪表空气与工厂空气管网。从空气增压机二段出口管线上抽取一定量的高压空气作为事故仪表空气，送入仪表空气缓冲罐，经缓冲后进入用户仪表空气管网。8、污氮气从上塔上部引出污氮气经液空液氮过冷器、低压换热器和高压换热器复热出冷箱后分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽

21、加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气去水冷塔。空分装置污染源主要来自废分子筛和压缩机等产生的较大噪声。（三）粗煤气净化结合各装置特点，分合成氨、甲醇、尾气发电三个净化系统，以下分别论述。1、合成氨粗煤气净化系统包括CO变换、脱硫脱碳（低温甲醇洗）、氨冰机、液氮洗单元。（1）变换从气化来的3.7MPa（G）、210的粗煤气，首先进入1#气液分离器，将粗煤气因热力损失而产生的冷凝液自分离器的底部排出，气相从分离器顶部排出并进入变换炉进料换热器，在此被来自1#变换炉的变换气加热后，粗煤气先进入脱毒槽，将粗煤气中的杂质、灰尘等脱除，再进入1#变换炉，在炉内催化剂的作用下，粗煤气中的部分CO与H2O发

22、生变换反应，并放出大量的反应热。从1#变换炉底部出来的变换气进入变换炉进料换热器，换热后进入1#中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产中压饱和蒸汽，该中压饱和蒸汽与2#中压蒸汽发生器副产的中压饱和蒸汽汇合，作为变换系统补汽来源，剩余的蒸汽送外管网。从1#中压蒸汽发生器换热出来变换气与中压蒸汽混合提高水气比，再进入冷凝液加热器换热，换热后变换气进入2#变换炉继续进一步变换反应。从2#变换炉出来的变换气进入2#中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产中压饱和蒸汽，经2#中压蒸汽发生器换热的变换气先喷入中压锅炉给水和中压蒸汽提高水气比，经过冷激汽化器进入3#变换炉进行变换反应，从3#变换炉出来的变换气进入

23、1#低压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产低压饱和蒸汽，副产的低压饱和蒸汽送入界区外低压蒸汽管网。从1#低压蒸汽发生器出来的变换气再进入4#变换炉，进行深度变换反应，CO含量控制在0.4%（mol干基）左右。变换反应方程式为：CO+H2O CO2+H2+QCOS+H2O CO2+H2S+Q从4#变换炉出来的变换气进入锅炉给水预热器，通过加热锅炉给水回收变换气中的余热。从锅炉给水预热器出来的变换气进入2#低压蒸汽发生器,将热量进一步回收，副产低压饱和蒸汽，与1#低压蒸汽发生器产的低压饱和蒸汽汇合，送入界区低压蒸汽管网供其它用户。从2#低压蒸汽发生器出来的变换气进入2#气液分离器,冷凝液自分离器的底

24、部排出，气相进入脱盐水预热器，换热后进入3#气液分离器,冷凝液自分离器的底部排出，气相从分离器顶部排出经变换气水冷器用循环水冷却至40，再进入4#气液分离器进行气液分离，分离液相后约40，3.30MPa(G)的变换气送入下游脱硫脱碳单元，变换冷凝液经过汽提塔汽提后送气化单元。界区内所需的循环水、脱盐水均来自外管网，分别经变换气水冷器、脱盐水预热器换热后返回管网。 另外设置了开工电加热器和煤气鼓风机，用于装置开车时CO变换催化剂的升温和硫化的需要。（2）脱硫脱碳（低温甲醇洗）来自变换单元的原料气通过一系列换热器进行冷却：在原料气/合成气/CO2产品气换热器I中被冷却，在原料气氨冷器中通过氨冷剂的

25、蒸发冷却，然后经原料气分离器I分离液相，分离出的工艺冷凝液送出界区。原料气中注入一小股甲醇后进入原料气/合成气/CO2产品气换热器II与冷的合成气及CO2产品气换热冷却。冷却后的原料气再次经过原料气分离器II分离液相后进入H2S吸收塔，气体中的H2S和COS等被富CO2甲醇液洗涤吸收，富含H2S和CO2的甲醇溶液在液位控制下离开H2S吸收塔，经闪蒸甲醇冷却器换热后，进入中压闪蒸塔下塔。脱硫气进入CO2吸收塔进行精脱硫。在CO2吸收塔中脱硫气被已预冷的再生甲醇洗涤以除去CO2等，控制送入塔顶的甲醇流量与原料气流量成比例。由于CO2的吸收热，甲醇被显著加热。因此甲醇在沿塔流下时需被冷却：塔中部甲醇

26、溶液经富CO2甲醇氨冷器中被氨冷剂冷却后返回；塔下部甲醇在被甲醇循环冷却器被来自气提/CO2解吸塔的冷甲醇换热冷却。CO2吸收塔顶净化气经净化气分离器分离出夹带的甲醇液滴后，送往后续液氮洗单元配氮，之后返回甲醇洗回收冷量后出界区。CO2吸收塔塔釜的甲醇分为两部分：一部分经H2S吸收塔进料泵送入H2S吸收塔顶部，控制溶液流量使其与原料气量成比例；另一部分经闪蒸甲醇氨冷器冷却后送入中压闪蒸塔上塔，闪蒸出溶解的有效气H2和部分CO2，闪蒸气送入下塔。来自H2S吸收塔的富甲醇溶液经闪蒸甲醇冷却器换热后送入中压闪蒸塔下塔，有效气H2和部分CO2在此被闪蒸出来。闪蒸出的气体与上塔来的闪蒸气一同被一股冷甲醇

27、液再次洗涤脱除CO2、H2S等，洗涤后的闪蒸气经过闪蒸气压缩机后冷器和闪蒸气压缩机进口缓冲罐后进入闪蒸气压缩机，经压缩机加压后的闪蒸气经过水冷器降温进入闪蒸气压缩机出口缓冲罐，然后与冷闪蒸气进行换热，降温后的闪蒸气送入原料气管线回收有效气体。中压闪蒸塔上塔出来的富CO2甲醇分为两股：分别送入气提/CO2解吸塔进行回收。来自中压闪蒸塔下塔富含H2S和CO2的甲醇溶液也分成两股分别送入气提/CO2解吸塔进行回收。塔顶出来的CO2产品气经换热回收冷量后去界区外压缩单元和园区尿素装置利用。塔中段通过N2气提闪蒸出部分CO2的尾气离开吸收塔上部，一部分在氮气冷却器中加热；剩余部分在酸性气/尾气换热器和尾

28、气加热器中加热，最后尾气合并经尾气水洗塔洗涤后在高点排至大气。气提/CO2解吸塔下塔吸收段中部的富H2S甲醇溶液经气提/CO2解吸塔循环泵加压，由于这股甲醇溶液在工艺过程中温度最低，用它来冷却贫甲醇，使贫甲醇达到可能的最低温度。甲醇溶液再经换热后先送入循环甲醇闪蒸塔上段闪蒸出大部分CO2，闪蒸后的富甲醇溶液经闪蒸甲醇冷却器换热后返回下段闪蒸，闪蒸气向上流动与上段闪蒸气混合送入气提/CO2解吸塔上塔作为CO2产品气。 闪蒸塔下段闪蒸后的富甲醇经闪蒸甲醇循环泵加压后返回气提/CO2解吸塔。经氮气冷却器冷却后的气提氮气进入气提/CO2解吸塔底部，将甲醇溶液中的CO2气提解吸出来。塔底的富含H2S甲醇

29、经热再生塔进料泵加压，通过贫/富甲醇换热器换热升温后送入热再生塔。富含H2S甲醇在热再生塔中闪蒸出部分H2S，在此，通过甲醇蒸气的气提充分再生，甲醇蒸气部分来自热再生段下部的水富集段，另一部分是甲醇/水分馏塔的塔顶气相。热再生段顶部出来的酸性气体经一系列换热器，以冷凝甲醇：塔顶馏出物通过换热进入回流罐分离甲醇液滴；然后酸性气在酸性气再加热器和中进行进一步冷却进入酸性气分离器分离甲醇液滴；最后，酸性气通过加热后，送硫回收装置。为了减少甲醇溶液中痕量组分NH3、HCN等的富集，在酸性气管线上设有放空管线，进行间断排放。为使硫组分达到最大程度的富集，来自酸性气分离器的部分酸性气返回到气提/CO2解吸

30、塔中进行硫组份的提浓。热再生塔中充分再生的贫甲醇通过加压及一系列的降温后送回吸收塔顶部循环使用。热再生塔水富集段底部的甲醇溶液经甲醇/水分馏塔进料泵升压后进入甲醇/水分馏塔，进行水和甲醇的分馏，以保持甲醇主循环回路中的低水含量。甲醇/水分馏塔的塔釜镏出物是含甲醇废水，经洗涤水换热器冷却后送尾气水洗塔之后送污水处理，为了维持水平衡，一部分脱盐水从界区外补入系统。来自气提/CO2解吸塔的放空尾气经换热回收冷量后在尾气水洗塔中用水洗涤减少其中夹带的甲醇之后高点放空。此外，本单元设置地下污甲醇罐，用来收集装置中设备和管线的低点排放甲醇，并设置污甲醇泵，使甲醇溶液返回到工艺系统中。（3）氨冰机（供低温甲

31、醇洗）氨冰机（供脱硫脱碳、空分）装置是为空分装置和脱硫脱碳单元提供所需冷量的工艺单元，氨冰机装置设有两套蒸汽透平拖动的离心式氨冰机机组。其基本原理是将来自空分装置和脱硫脱碳单元的气氨进行三级压缩之后，用冷却水将气氨冷凝成液氨，再将液氨送往空分装置和脱硫脱碳单元循环使用。开车时将液氨补充进液氨储罐，之后自液氨储罐引出液氨送往空分装置和脱硫脱碳单元进行节流膨胀后换热蒸发。蒸发后自脱硫脱碳单元返回的压力为-0.028MPa（G）、温度为-40的气氨进入1分离器，经过分离后的气氨进入氨冰机一段入口，经过氨冰机一段压缩后的气氨（压力为0.4 MPa（G）、温度为138.3）进入一段气体冷却器冷却，冷却后

32、的气氨温度为40，之后与来自2分离器的气氨汇合后进入氨冰机二段入口，2分离器的气氨是来自空分装置和脱硫脱碳单元返回的0.398MPa（G）、+4的气氨。氨冰机二段压缩后的气氨经过二段气体冷却器后进入氨冰机三段入口进行压缩，气氨经氨冰机三段压缩后的压力为1.7MPa（G）、温度为93.5。出氨冰机的气氨首先进入防喘振气体冷却器将气体温度冷却至55，之后进入蒸发式冷凝器与冷却水换热后冷凝成1.7MPa（G）、40的液氨，液氨进入液氨储罐储存，液氨储罐引出两路液氨，一路其中一部分直接送去空分装置进行制冷,另一部分由底部进入过冷器经节流膨胀气化将另一路进入过冷器的液氨冷却至10，自过冷器出来的液氨送往

33、脱硫脱碳装置进行制冷。1分离器和2分离器底部分离出来的液氨由液氨泵加压后送入液氨储罐循环使用。（4）液氮洗以煤为原料制合成氨原料气时，甲醇洗后工艺气组成中除含有H2和N2外，还含有残余CO、Ar、CH4、CO2、CH3OH等气体，其中含氧化物是氨合成催化剂毒物，必须彻底清除。液氮洗涤法是利用CO、Ar和CH4溶解于液氮而达到净化目的，液氮洗净化系统的主要设备有：分子筛吸附器、多流股板翅式换热器和氮洗塔。从甲醇洗工序来的原料气首先进入分子筛吸附器的一组，将CO2、CH3OH、H2O等杂质除去后，进入换热器与氮洗塔顶部来的净化气、塔底尾液及其闪蒸气回收氢逆流换热，冷却到一定温度后进入换热器继续冷却

34、换热，换热后气体进入氮洗塔底部。在塔中原料气用液氮洗涤，气体中CO、CH4、Ar等杂质被液氮溶解后得到精制气，从氮洗塔顶部出来经换热后，用比例调节方式对其进行粗配氮，然后进入换热器回收冷量。复热到一定温度后分为两路，一路去甲醇洗工序，经回收冷量后返回液氮洗系统。另一路则经氮气冷却器复热后，与从甲醇洗工序回来的另一路汇合，送往合成压缩机压缩后去合成氨。从空分来的3750kPa，温度为40的中压氮气经换热后分成两路，一路对精制气配氮和补充冷量，另一路进入氮洗塔作洗涤液用。氮洗塔底尾液减压至1150kPa，进入闪蒸罐气液分离。分离后气相经换热器回收冷量温度升高，再进入甲醇洗循环气压缩机回收氢。分离后

35、的液相则减压至420kPa，必要通入少量外加液氮，经换热器补充冷量，液氮气化后温度升高至30，放空或送甲醇洗装置作气提气。氨合成煤气净化过程废气污染源为低温甲醇洗富硫化氢气体、低温甲醇洗放空尾气，含H2、N2、NH3、CH4、H2S、CO2等污染物；废水污染物主要来自变换冷凝液、低温甲醇洗排水，污染物有S2-、COD、NH3-N等；废渣主要为废催化剂、废吸附剂，含SiO2、Al2O3、Co、Mo等。2、甲醇粗煤气净化系统包括CO变换、脱硫脱碳（低温甲醇洗）、氨冰机单元。（1）变换从气化来的3.7MPa（G）、210的粗煤气，首先进入1#气液分离器，将粗煤气因热力损失而产生的冷凝液自分离器的底部

36、排出，进入变换炉进料换热器加热至1#变换炉需要的入口温度，经脱毒槽除去对催化剂有害的杂质后，分成三股物流，第一股物流补入适量蒸汽调节水气比后再进入1#变换炉，在炉内催化剂的作用下进行变换反应。由1#变换炉出来的变换气与第二股物流混合，进入1#中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽用于调节1#变换炉入口气体的水气比。换热后的变换气进入2#变换炉，在炉内催化剂的作用下进行变换反应。由2#变换炉出来的变换气经变换炉进料换热器换热后，进入1#中压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽用于调节1#变换炉入口气体的水气比。由中压蒸汽发生器出来的变换气

37、进入冷凝液加热器，利用变换气的热量加热工艺冷凝液，换热后的变换气与粗煤气的第三股物流混合，调节变换气CO含量至20%（干）左右，再进入低压蒸汽发生器，利用变换气的热量副产低压饱和蒸汽，副产的低压饱和蒸汽送入管网。换热后的变换气经2#气液分离器分离液相后进入1#脱盐水预热器换热，换热后的变换气经3#气液分离器分离液相后进入2#脱盐水预热器换热，从2#脱盐水预热器出来的变换气进入4#气液分离器分离液相，气相进入变换气水冷器进行冷却降温，冷却后的变换气再进入5#气液分离器进行气液分离，分离液相后的变换气送入脱硫脱碳单元，分离出的冷凝液经过汽提塔汽提后送气化单元脱氧槽。另外设置了电加热器，用于装置开车

38、时CO变换催化剂升温和硫化的需要。（2）脱硫脱碳（低温甲醇洗）来自变换单元的原料气经过换热冷却并分离出工艺冷凝液后进入H2S/CO2吸收塔，原料气中的痕量组份（如NH3和HCN）、H2S和COS被富CO2甲醇液吸收，之后进入CO2吸收段，在CO2吸收段中气体被贫甲醇洗涤除去CO2。由于CO2的吸收热，贫甲醇被显著的加热，因此，甲醇在沿塔向下时需经过一系列的换热冷却保持吸收温度。H2S/CO2吸收塔顶出来的净化气经换热后送入压缩单元，此时的净化气CO2摩尔百分含量控制在35%。H2S/CO2吸收塔塔釜的富含H2S和CO2的甲醇溶液离开H2S吸收塔主洗段，经闪蒸甲醇冷却器换热后，进入中压闪蒸塔下塔

39、。CO2吸收段的甲醇分为两部分：一部分经吸收塔进料泵加压和H2S吸收段进料冷却器降温后送入H2S吸收塔上部；其余溶液经闪蒸甲醇氨冷器冷却后送入中压闪蒸塔上塔，闪蒸出溶解的氢气和部分CO2，闪蒸气送入中压闪蒸塔下塔。来自H2S吸收段的富甲醇溶液流入中压闪蒸塔下塔，氢气和一部分CO、CO2在此被闪蒸出来。闪蒸出的气体与上塔来的闪蒸气一同被来自气提/CO2解吸塔甲醇/贫甲醇换热器的一小股冷甲醇液再次洗涤脱除CO2，脱除CO2后的闪蒸气进入闪蒸气压缩机增压，然后与从中压闪蒸塔出来的冷闪蒸气进行换热，降温后的高压闪蒸气送入原料气管线回收有效气体。中压闪蒸塔上塔的富CO2甲醇分成两股：一部分进入气提/CO

40、2解吸塔上塔上段，部分干净的CO2产品气在此被释放出来，闪蒸后的甲醇溶液送入气提/CO2解吸塔下塔顶部作为再吸收溶剂；另一股甲醇溶液进入气提/CO2解吸塔上塔下段上部，释放出另一部分纯CO2，同时作为含硫甲醇释放出的CO2产品气的再吸收溶剂。来自中压闪蒸塔下塔富含H2S的甲醇溶液也分成两股：一部分进入气提/CO2解吸塔上塔下部，CO2和少量的H2S与COS在此处同时被闪蒸出来，气体中的硫组份在上升过程中被富含CO2的甲醇溶液吸收。洗涤后的CO2气汇合并入上塔上段的CO2气中。CO2产品气经回收冷量换热升温后去CO2压缩单元和园区尿素装置利用。中压闪蒸塔下塔的另一股甲醇溶液与气提/CO2解吸塔上

41、塔底部的甲醇溶液一同流入气提/CO2解吸塔下塔吸收段中部，在此释放出大部分剩余的CO2和一部分H2S及COS。气体与来自底部气提段的气体一同被来自上塔上段的甲醇溶液洗涤，以除去气体中的硫组份。离开吸收段顶部的尾气一部分在氮气冷却器中换热；一部分在酸性气/尾气换热器中加热，最后一部分在尾气加热器中加热，最后三股尾气合并经尾气水洗塔洗涤后高点放空。气提/CO2解吸塔下塔吸收段底部的富含H2S甲醇溶液经气提/CO2解吸塔循环泵加压后进入气提/CO2解吸塔甲醇/贫甲醇换热器，由于这股甲醇溶液在工艺过程中温度最低，用它来冷却热再生后的贫甲醇，使贫甲醇达到可能的最低温度。经氮气冷却器冷却后的气提氮气进入气

42、提/CO2解吸塔下塔底部，将甲醇溶液中的CO2气提、解吸出来。气提/CO2解吸塔下塔底部的富含H2S甲醇经热再生塔进料泵加压，通过换热升温后，送入热再生塔的热再生段，在此通过甲醇蒸气的气提充分再生，甲醇蒸气部分来自热再生段下部的水富集段，另一部分是甲醇/水分馏塔的塔顶气相。热再生塔顶部出来的气体流经一系列换热器冷凝甲醇，之后酸性气通过酸性气再加热器加热后送硫回收装置生产硫磺。在酸性气分离器中收集的冷凝液和回流罐中收集的冷凝液汇合后，经热再生塔回流泵升压后返回热再生塔顶部。热再生塔中充分再生的贫甲醇先通过换热冷却，然后经贫甲醇泵升压，升压后的贫甲醇再经换热器进一步冷却后返回CO2吸收塔顶部作为吸

43、收剂。一小股热再生后的贫甲醇溶液被送入热再生塔的水富集段。水富集段底部的甲醇溶液经甲醇/水分馏塔进料泵升压后进入甲醇/水分馏塔，进行水和甲醇的分馏，以保持甲醇主循环回路中的低水含量。甲醇/水分馏塔的塔顶甲醇蒸气送入热再生塔，作为气提介质。甲醇/水分馏塔的塔釜流出物是含甲醇废水，经废水冷却器冷却后送尾气水洗塔，该股水溶液在进入尾气水洗塔塔顶之前，有一小部分排出界外，为了维持水平衡，一部分脱盐水从界区外补入系统，来自气提/CO2解吸塔的放空尾气经过回收冷量后在尾气水洗塔中用水洗涤减少其中夹带的甲醇含量。放空尾气离开尾气水洗塔的塔顶后高点放空。尾气水洗塔的塔底甲醇水溶液经尾气水洗塔底泵加压后，经废水

44、冷却器加热回到甲醇/水分馏塔。由于低温甲醇洗单元中的甲醇溶液会有少量连续损失，按需要从新鲜甲醇罐中经新鲜甲醇泵补充一小股新鲜甲醇至热再生塔。此外，本单元设置地下污甲醇罐，用来收集装置中设备和管线的低点排放甲醇，并设置污甲醇泵，使甲醇溶液返回到工艺系统中。脱硫脱碳工艺流程及排污环节见图3.3-6所示。（3）氨冰机（供脱硫脱碳、空分）氨冰机装置是为空分装置和脱硫脱碳单元提供所需冷量的工艺单元，氨冰机装置设有电机拖动的离心式氨冰机机组。其基本原理是将来自空分装置和脱硫脱碳单元的气氨进行三级压缩之后，用冷却水将气氨冷凝成液氨，再将液氨送往空分装置和脱硫脱碳单元循环使用。整个氨压缩机组配套有1分离器、2

45、分离器、3分离器、一段气体冷却器（、二段气体冷却器、防喘振气体冷却器、蒸发式冷凝器、液氨储罐、过冷器和润滑油站等设备。开车时将液氨补充进液氨储罐，之后自液氨储罐引出液氨送往空分装置和脱硫脱碳单元进行节流膨胀后换热蒸发。蒸发后自脱硫脱碳单元返回的压力为-0.028MPa（G）、温度为-40的气氨进入1分离器，经过分离后的气氨进入氨冰机一段入口，经过氨冰机一段压缩后的气氨（压力为0.4 MPa（G）、温度为138.3）进入一段气体冷却器（E-3701 A/B）冷却，冷却后的气氨温度为40，之后与来自2分离器的气氨汇合后进入氨冰机二段入口，2分离器的气氨是来自空分装置和脱硫脱碳单元返回的0.398M

46、Pa（G）、+4的气氨。氨冰机二段压缩后的气氨经过二段气体冷却器后进入氨冰机三段入口进行压缩，气氨经氨冰机三段压缩后的压力为1.7MPa（G）、温度为93.5。出氨冰机的气氨首先进入防喘振气体冷却器将气体温度冷却至55，之后进入蒸发式冷凝器与冷却水换热后冷凝成1.7MPa（G）、40的液氨，液氨进入液氨储罐储存，液氨储罐引出两路液氨，一路其中一部分直接送去空分装置进行制冷,另一部分由底部进入过冷器经节流膨胀气化将另一路进入过冷器的液氨冷却至10，自过冷器出来的液氨送往脱硫脱碳装置进行制冷。1分离器和2分离器底部分离出来的液氨由液氨泵加压后送入液氨储罐循环使用。甲醇粗煤气净化系统废气污染源为低温

47、甲醇洗富硫化氢气体、低温甲醇洗放空尾气，含H2、N2、NH3、CH4、H2S、SO2、甲醇、CO2等污染物；废水污染物主要来自变换冷凝液、低温甲醇洗排水，污染物有S2-、COD、NH3-N、油、甲醇等；废渣主要为废催化剂，含Co、Mo等。3、尾气发电粗煤气净化采用MDEA净化技术。来自煤气化装置的210工艺气先进入低压废锅副产0.5MPa低压蒸汽回收热量，再经粗煤气分离器分离液相后送入工艺气/燃料气换热器与分离冷凝液后的粗煤气换热后，再进入工艺气冷却器和脱盐水换热，进一步冷却至60后进入工艺气分离器。分离出的冷凝液与粗煤气分离器的工艺冷凝液汇合后经凝液加压泵加压后送往煤气化装置作为洗涤塔高压工

48、艺水。工艺气分离器顶部出来的工艺气先进入工艺气/燃料气换热器进行换热，然后进入水解槽入口加热器，经中压蒸汽加热至160后送入COS水解槽。水解槽入口加热器为开工用加热器，在开工时使用。在COS水解槽内COS与水蒸气发生水解生成H2S，COS转换率90。COS水解槽出来的水解气进入水解气/燃料气换热器和水解气冷却器冷却至60后进入吸收塔下部，与塔顶喷淋而下的MDEA贫液逆流接触，除去气体中的H2S、CO2。塔顶出来的燃料气经工艺气/燃料气换热器加热至124后送往下游装置作燃料。吸收塔底部出来的MDEA富液进入MDEA贫/富液换热器进行换热，驱动水力透平减压后进入再生塔顶部进行闪蒸。MDEA富液向

49、下流经填料段，与来自再生塔再沸器的热再生气逆流接触，脱除溶液中H2S、CO2后转变为MDEA贫液。再生塔底部出来的MDEA贫液加入消泡剂后经MDEA贫液泵加压后送往MDEA贫/富液换热器回收热量，再进入MDEA贫液水冷器进一步冷却至40，然后部分贫液通过侧流过滤器过滤杂质，最后送往吸收塔顶部循环使用。再生塔塔顶出来的酸性气经过进入酸性气水冷器冷却至42后进入酸性气分离罐，分液后的酸性气送往硫回收装置，冷凝液则通过再生塔回流泵加压，部分作为废液送往污水处理单元，其余返回到再生塔顶部循环利用。为补充装置内MDEA溶液损失，需定期补充MDEA新鲜溶液。界区来的新鲜MDEA溶液与脱盐水按比例在溶液储罐

50、内均匀混合后经补液泵加压送到再生塔塔釜作为装置补充液。IGCC发电对煤气中硫含量的要求为：H2S10ppmv，总S20ppmw；本项目MDEA脱硫工艺，出口煤气中硫化氢和总硫含量在10ppm以下，同时燃料气来源还有煤矿瓦斯气、MTG项目产生的尾气，以及本工程产生的甲醇合成弛放气，洁净度更高，几乎不含硫，几股燃料气混合后总硫含量会更低，因此，对气化煤气采用MEDA脱硫工艺能满足IGCC发电的要求，无需设置精脱硫装置。尾气发电粗煤气净化废气污染源为MDEA净化再生尾气，含SO2、H2S等污染物；废水主要来自粗煤气冷却工艺冷凝液、MDEA装置排水，污染物有S2-、COD、NH3-N、MDEA等。（四

51、）WSA硫回收WSA单元工艺主要有以下四个部分：含H2S酸性气体燃烧SO2的氧化和随后的冷却产品硫酸的冷凝与冷却借助于锅炉水和蒸汽的热交换含H2S酸性气体燃烧由低温甲醇洗和MDEA来的酸性气体和燃料气，与燃烧风机提供的燃烧空气混合进入燃烧炉中燃烧，温度是1175左右，以产生含SO2的燃烧气。热的燃烧空气来自WSA冷凝器，经燃烧风机升压后进入燃烧炉。氧过剩，以达到完全燃烬炉内可燃物。正常工况下，燃料气仅用于试运行和开车目的。燃烧产生的含SO2的燃料气在下游废热锅炉中被冷却至约430450。废热锅炉下游的温度通过废热锅炉的内置旁通来控制。SO2的氧化和冷却引入工艺气到SO2转化器。转化器有3个催化

52、转化阶段。所有阶段都填充托普索VK型催化剂。SO2被氧化成SO3，根据以下反应：SO2 + O2 SO3 + 24 kcal/mole此过程是放热的，通过安装于SO2转化器催化床层之间的冷却器，反应热量被用于蒸汽生产和过热。在工艺气冷却器里，气体在进入WSA冷凝器之前被冷却。在此步骤中，部分SO3与水结合成为气态硫酸，根据以下反应：SO3 + H2O H2SO4 (g) + 25 kcal/mole剩余的SO3在WSA冷凝器里水合。酸的冷凝，浓缩及冷却在WSA冷凝器中，工艺气被外界空气进一步冷却。在冷却的过程中，所有的SO3被水合为H2SO4，同时H2SO4在WSA冷凝器的立式玻璃管内被冷凝，

53、并在WSA冷凝器底部被收集。通过再循环，酸在板式水冷换热器中被最终冷却至40左右。如果不采取特别的防范措施，部分气态H2SO4将会作为液态酸的细雾冷凝。这些细雾的粒子过于微小，无法从WSA冷凝器的工艺气中分离出来。为使WSA冷凝器出口气体中细雾最小限度的形成，需要安装酸雾控制器。通过在酸雾控制器里燃烧硅油，产生少量含氧化硅微小粒子的热烟气流。这些粒子起到核的作用，使酸雾可以凝结形成较大的小滴状。然后酸滴增大到足以从WSA冷凝器里的工艺气中分离出来，由此减少酸雾的量。WSA冷凝器出口硫酸送去硫酸储罐，再经过硫酸泵，送去酸冷却器，冷却后的硫酸浓硫酸通常控制在98%左右，直接市售或自用；WSA冷凝器

54、出口尾气直接送烟囱高点排放。从WSA冷凝器出来的冷却空气有2个用途：作为燃烧空气调整烟道气蒸汽系统WSA装置的蒸汽由两台锅炉产生，废热锅炉和工艺气冷却器，两者连接到同一个汽包。经汽包分离的饱和蒸汽先进入第二床间换热器进行过热，过热后继续进入第一床间换热器进行进一步过热，产高品质过热蒸汽后送出界区。其它VK-WSA雏菊型催化剂为托普索公司专有催化剂，由托普索供货，是一种碱金属盐促进的五氧化二钒型催化剂，用于SO2的直接氧化及湿工艺气中硫酸的形成，能保证H2S总转化率：99.6%，尾气SO2 400mg/Nm3，尾气排放值低于大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）。此外，为满足工艺气中

55、SO3水合制浓硫酸所需水分，通过加入蒸汽进行调整，蒸汽的加入量应保证进入WSA冷凝器的工艺气中水分含量大于2%（Vol）。蒸汽在进SO2转化器前加入，如果在转化器之后加，由于水与硫酸相遇是强放热反应，会引起温度突然增大，对整个物料系统及设备带来不安全因素。由于反应器内件和催化剂都是由专利商供货，因此，各点温度和组分等详细的技术参数将在下一阶段技术交流中提供。WSA硫回收单元废气污染源为硫回收尾气，含H2S、SO2等污染物；固废为废催化剂，含二氧化硅、五氧化二钒、硫化物等。（五）压缩1、合成氨单元合成气压缩该单元的主要作用是将液氮洗单元送来的新鲜气送入合成气压缩机经一段和二段压缩后，与来自氨合成

56、单元的循环气在压缩机三段气缸内混合后经压缩机循环段压缩，压缩后的合成气送至氨合成单元。为与两套合成氨装置配套，本装置设置四套合成气压缩机机组，其中两套由汽轮机拖动，另两套为电机拖动。每套合成气压缩机组包括离心式压缩机、一级冷却器、二级冷却器、三级冷却器、防喘振冷却器、高位油箱和润滑油站等辅助设备。另蒸汽驱动压缩机还包括：凝汽器、两级射汽抽气器、凝结水泵等。此外，每套机组还配套有防喘震控制阀、安全阀和安全放空管路等设施。来自液氮洗单元压力为2.86MPa（G）、温度为30的新鲜气经外管网送入合成气压缩机一级气缸，压缩后的气体进入一级冷却器，经冷却降温后进入压缩机二级气缸，压缩后的气体进入二级冷却

57、器，经冷却降温后与来自氨合成单元的循环气（14.0Mpa(G)、35.9）在压缩机三段缸内混合后经压缩机循环段压缩，压缩后的合成气（15.0Mpa(G)、66）送至氨合成单元。为了防止压缩机发生喘振，压缩机出口设置两路防喘振回路：一路由二段出口返回一段入口，一路由循环段出口返回三段和循环段入口实现机组的防喘振功能。压缩机组各段冷却器分离出的工艺冷凝液通过外管网送至污水处理。其中两套离心式压缩机组由全凝式蒸汽透平机拖动，从外管网来的过热高压蒸汽（3.82MPa（G）、380）进入汽轮机，蒸汽做功后进入汽轮机凝汽器冷凝，蒸汽冷凝水通过凝结水泵送至外管网。由于新鲜气为易燃、易爆气体，在正常运行期间，

58、压缩机轴密封应该保证该气体不泄露至大气中，确保压缩机安全、可靠地运行，同时还应该保证压缩后的气体不受油污染，以保证合成触媒的长期使用活性，压缩机采用串联式干气密封系统。2、甲醇单元合成气压缩该单元的主要作用是将脱硫脱碳单元送来的净化气进行压缩，以获得甲醇合成反应所需的压力状态。本装置共设置两套并列的甲醇合成气压缩机机组。合成气压缩机为电机拖动的离心式压缩机，由一机两段压缩组成，分别定义为压缩段和循环段。来自脱硫脱碳单元的净化气(温度30,压力3.0MPa(G)分成两股分别进入净化器分离器（V-2311A/B）,分离出少量的凝液后进入合成气压缩机（K-2311 A/B）一段压缩，压缩后的净化气进

59、入中间气体冷却器(E-2311 A/B)冷却，经中间气体冷却器(E-2311 A/B)冷却的净化气与来自合成单元的循环气(温度50, 压力6.45MPa(G)，混合进入循环气分离器分离出少量凝液，然后进入压缩机循环段压缩，经循环段压缩后的合成气一部分经防喘振气体冷却器（E-2312 A/B）冷却后返回循环段入口，另一部分合成气(温度47.5, 压力6.80MPa(G)经外管网送至合成单元。经中间气体冷却器冷却后的净化气的一部分经防喘振自动控制阀返回一段入口，以保证合成气压缩机的稳定运行。3、二氧化碳压缩（输煤用）该单元的作用是将甲醇粗煤气净化系统脱硫脱碳装置送过来的二氧化碳进行加压，以达到气化

60、输煤系统所需要的压力，拟采用往复式压缩机。来自脱硫脱碳单元压力为0.02MPa（G）、温度为40的二氧化碳气经外管网送入输煤二氧化碳压缩机一级进气分离器，然后进入压缩机一段气缸压缩，压缩后的气体经一级排气缓冲器进入一级冷却器，经冷却降温后进入一级分离器分离出气体中的冷凝水，出分离器的气体进入二级进气缓冲器，依次类推，气体共经过四级压缩、冷却、分离后压力为8.0MPa（G），温度为126，经二氧化碳吸附器后进外管网送至气化输煤系统。压缩系统污染来源为压缩机含油废水。（六）合成1、氨合成包括氨冰机和氨合成两大部分。1）氨冰机（供氨合成）氨冰机（供氨合成）装置是为氨合成装置提供所需冷量的工艺单元，氨

61、冰机装置设有一套蒸汽透平拖动的离心式氨冰机机组。其基本原理是将来自氨合成装置的气氨进行三段压缩之后，用冷却水将气氨冷凝成液氨，再将液氨送往氨合成装置循环使用。开车时将液氨补充进液氨储罐，液氨自液氨储罐引出送至氨合成装置进行节流膨胀后换热蒸发。蒸发后自氨合成装置返回的压力为0.10MPa（G）、温度为-15的气氨进入1分离器，分离后的气氨进入氨冰机第一压缩段，经过压缩后的气氨（压力为0.265MPa（G）、温度为24）进入2#分离器与来自氨合成装置.0.33MPa（G）、14.65的气氨在2#分离器内混合后进入氨冰机第二压缩段。氨冰机二段压缩后的气氨经过中间气体冷却器后进入氨冰机第三压缩段进行压

62、缩，气氨经氨冰机三段压缩后的压力为1.7MPa（G）、温度为115.5。出氨冰机的气氨首先进入防喘振气体冷却器将气体温度冷却至55，之后进入冷凝器与冷却水换热后冷凝成1.7MPa（G）、40的液氨，液氨进入液氨储罐储存，液氨储罐引出一路液氨直接去氨合成装置制冷。 1分离器和2分离器底部分离出来的液氨由液氨泵加压后送入液氨储罐循环使用。2）氨合成自合成气压缩机单元来的合成原料气（氢气：氮气3:1），温度70送至热交换器中。在热交换器中原料气被从中压锅炉给水预热器来的合成气加热到168。原料气的温度通过旁路管线来控制，该旁路管线同时还控制合成塔第三段床层的进口温度。原料气分成几股分别被送至氨合成塔

63、中。大部分原料气通过合成塔底部A口进入合成塔，向上通过外壳与内筒间的环型空隙冷却高压外壳筒壁，这样可以使设备高压外壳不承受高温，使筒壁温度保持与进塔原料气相同的温度,内筒是隔热的。在内筒顶部，原料气进入中心管路，被送至位于第二床层中间的层间换热器的管程，在这里冷却来自第二床层的合成气，同时自身被加热。该股气体与来自C2管口的旁路冷激气混合后，流入位于第一床层中间的顶部换热器管程，在此冷却来自第一床层的合成气，自身继续被加热。在换热器出口，第一床层进料气的温度靠来自C1管口的旁路冷激气控制。原料气进入第一床层，向内流动。离开第一床层的气体在顶部换热器的壳程被冷却。然后进入第二床层，也是向内流动，出口气体流经层间换热器的壳程被冷却。气体最后向内流过第三床层，出来的气体直接送入与合成塔密封连接的中压蒸汽发生器管侧，加热来自中压锅炉给水预热器的锅炉水，并副产4.0MPa（G）中压饱和蒸汽。合成塔出口合成气的氨浓度增至20.5。第一、第二催化床层入口温度由进氨合成塔中间换热器的旁路气控制，应当注意的是所有进入氨合成塔中的气体全部通过这三个催化剂床层。中压蒸汽发生器的排污先闪蒸至常压，然后经过锅炉排污冷却器温度降至40后送至雨水总管。合成气管线上设置旁路线，用于在开停车时帮助控制氨合成塔温度。来自中压锅炉给水预热器的合成气经