甲醇工艺设计流程简述

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1、.气化由原料储运系统来的粒度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。参加石灰石是为了 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352P101301A/B升压至 9.6MPa 进

2、入两对对置工艺烧嘴353Z101301AD。从外管引来的高压氧气，分两股经平安连锁阀后，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，1400条件下发生局部氧化反响生成煤气，反响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，旋风别离器354S101301和洗涤塔354T101301三级洗涤除尘后，温度约 243，压力 6.36MPaG、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 353H101301 破碎后进入锁斗 353V105305 ， 定 期

3、 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，旋风别离器354S101301，洗涤塔354T101301底局部别经减压阀进入蒸发热水塔354T102302减压至 0.8MPaG闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进

4、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 79 黑 水 自 流 进 入 澄 清 槽354V008A/B，经澄清槽沉降别离细渣，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354P008A/B/C一局部去锁斗冲洗水冷却器353E102302冷却后，

5、送至锁斗冲洗水罐353V107307作为锁斗的冲洗水，另一局部作为污水，连续排放至污水处理；再有一局部低压灰水泵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缺乏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，进入酸性气别离器354V107307，别离后的气体去变换工段回收热量，别离 后 的 冷 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

6、 器 354E101301用循环水冷却后，进入低压闪蒸别离器354V101301，别离后 的气体高点放空，别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，送至真空闪蒸别离罐354V106306， 别离后的气体经真空泵354P103303和真空泵别离罐后放空，真空闪蒸别离罐分 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 经变换反响局部变换成 H2， 使变换气 H2/CO 比满足甲醇合成的要求，并根据不同的温度X围产生不同等级的蒸 汽进展工艺余热回收。来自气化工段的水煤气243，6.40

7、MPaA，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 200，同时生产 1.1MPaG饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气进入第三水别离器371V005别离出冷凝液；另一股进入水煤气废热锅炉371E001温度降至 225，并生产 1.1MPaG饱和蒸汽送至管网，降温后的水煤气经第一水别离器371V002别离冷凝液后，经中温换热器/蒸汽过热器371E002的中温换热器预热至 260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响。出变换炉的变换气 CO 含量约为 8.82%干，温度约为 442，依次经中温换热器/

8、蒸汽过热器371E002和变换废热锅炉371E003温度降至 238，同时生产 2.5MPaG饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至 380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 188，然后经低压废热锅炉371E004温度降至 169进入第二水别离器371V003，低压废热锅炉同时生产 0.5MPaG 饱和蒸汽送管网。经第二水别离器371V003别离冷凝液后的变换气依次经低压锅炉给水加热器371E007降至153、脱盐水加热器371E008、变换气水冷器371E009温度降至 40， 然后进入洗氨塔371T001。在洗氨塔底局部离出

9、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、三水别离器371V002/003/005别离出的高温冷凝液都进入变换冷 凝液槽371V004，进展闪蒸，闪蒸后的冷凝液经冷凝液泵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。洗氨塔底部的变换冷凝液经汽提气冷凝别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展汽提，塔 顶出来的汽提气经汽提气冷凝别离器冷却后，含氨不凝气送至硫回收处理，塔底的 冷凝液经冷凝液泵 IIP002A,B升压后送气化。 脱盐水站来的

10、脱盐水进入脱盐水加热器371E008，与变换气换热温度升至 95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 I371P004A,B升压后一局部经低压锅炉给水加热器预热至 150后送至水煤气废热锅炉371E001、水煤气废热锅炉371E005、低压废热 锅炉371E004，另一局部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，一分局部直接送至硫回收，另一局部经中压锅炉给水加热 器371E006预热至 190后分别送至变换废热锅炉371

11、E003和甲醇合成工段 使用；第三股经密封水泵371P006A,B升压后，一局部直接送至气化作为水洗塔 补充用水和热密封水，另一局部经洗涤水冷却器371E010冷却至 40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，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 0.4MPA采用低压氮气循环进展。 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，然后进入变换炉进展升温复原，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

12、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 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 40的原料气，首先进入绕管式换热器原料气冷却器372E001 中，与净化气、CO2 产品气、及 CO2/N2 尾气换热，原料气被冷却到 16。随后，原料气进入原料气别离罐 372V001 别离出其中冷凝下来的液相

13、。该液体主要是 NH3 和 H 的水溶液，可直接送回变换工段。经气液别离后，原料气中的 NH3 和 H 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 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。 2H2S/CO2 吸收 冷却后的原料气首先进入洗涤塔

14、 372T001下部的预洗段，彻底除去其中痕量 的 NH3 和 H 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甲醇冷却器 372E012 回收冷 量，再经预洗闪蒸罐 372V005 闪蒸后，进入热再生塔进展热再生。 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适宜的比例。底部的富硫甲醇通过液位控制，进入中压闪蒸塔 372T002 进展闪蒸。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

15、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 的溶解为放热反响，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

16、换热器 372E005、原料气冷却器 372E002 以及原料气冷却器 372E001 回收冷量并到达常温后，送往下游工段。 3闪蒸再生以及 H2S 浓缩 脱碳段的无硫甲醇局部经净化气/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；其余局部那么经无硫甲醇冷却器 372E008 过冷后，进入中压闪蒸塔 372T002 的中段进展闪蒸。闪蒸气主要含有 H2、CO 以及局部 CO2，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 以及局部 CO2。为降低闪蒸气中的 CO2 含量，降低

17、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 372E020 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，进入循环压缩机别离 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 CO2 产品气。所得的 CO2产品气在原料气冷却器以及原料

18、冷却器中与原料气换热后，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 CO2 尾气。此段的 闪蒸液大局部作为主洗甲醇，被主洗泵 372P001A/B 送往洗涤塔 372T001 的脱碳段； 其余局部进入解吸塔 372T003 的上段。 解吸塔上段闪蒸得到的气体为 CO2/N2 尾气，该股气体被分成两局部：一股与塔顶闪蒸罐的 CO2 尾气混合后一起经原料气冷却器以及原料冷却器与进装置的原 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

19、液位控制，进入解吸塔 372T003 上部解吸段的中部，闪蒸出富甲醇中大局部的 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经解吸塔甲醇循环泵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

20、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，大局部贫甲醇冷却器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 372

21、T004 的富硫甲醇首先在顶部闪蒸罐中进展高温低压闪蒸。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 372T003。这局部气体的循环，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别离塔 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

22、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，进入酸性气别离罐 372V004。经进一步别离后，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；别离液送往热再生塔回流罐 372V003。 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 H 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 的出口设置一个连续排放管线。 经彻底热再生的

23、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，局部送往热再生塔 372T004 的下段，经热再生塔再沸器的加热， 为中段生产气提用甲醇气，同时提高低段塔釜中水的浓度。塔釜经富集的甲醇/水混 合物通过甲醇/水别离塔给料泵送往甲醇水别离塔 372T005。 另一局部贫甲醇被直接送往甲醇/水别离塔 372T005 的顶部，作为回流。 剩余的贫甲醇，那么经贫甲醇冷却器372E011A-I 以及贫甲醇冷却器372E010 过冷后，送往洗涤塔 372T001 的顶部作为精洗甲醇5甲醇/水别离 通过在甲醇/水别离塔 372T005 中的精馏操作，实现甲醇/水的别离

24、。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/水别离塔372T005 的进料主要来自热再生塔372T004 以及尾气洗涤他 372T006。甲醇/水别离塔372T005底部的物料通过甲醇/水别离塔再沸器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/水别离塔372T005排出的物料为废水，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 372V006。 并在该罐设置一液下泵，将

25、收集的污甲醇重新打入系统。 7尾气洗涤 来自甲醇/水别离塔 372T005 的废水，通过液位控制，经废水冷却器 372E018 冷却后，局部与来自界区的脱盐水混合，进入尾气洗涤塔 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，尾气中的甲醇浓度到达环保要求，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，送入甲醇水别离塔，进展别离。冷冻站从低温甲醇洗装置来的丙烯 -40 ，

26、 0.135MPaA 经压缩机进口别离器分 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 373E002A,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 进展闪蒸，闪蒸 出的气体丙烯与一段出口丙烯一起经闪蒸别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局部，一局部进入丙烯过冷器 373E003 的管程；另一 局部经减压闪蒸降温后进入丙烯过冷器的壳程，两股液体丙烯进展换热，过冷至 -20，压力为 0.45MP

27、aA 的丙烯送去低温甲醇洗装置，为其提供冷量。从丙烯过冷 器上局部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别离器 373V001 进入丙烯压缩机进展压缩。 来自管网的过热蒸汽380，2.5MPaG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 进展冷凝，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、 液硫脱气等局部组成低温甲醇洗来的一局部酸性气和变换装置来的全部

28、含氨酸性气一起进入制硫燃烧炉(374F001)的烧嘴，在炉内根据制硫反响需氧量，通过比值调节和 H2S/SO2 在线分析仪反响数据严格控制进炉燃烧氧量。为维持反响温度，采用富氧空气进展燃烧， 氧气与制硫鼓风机 I(374C001AB)供给空气量成比例控制，确保空气中氧含量的稳定。 另一局部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 膛温度进展调节，保证前部炉膛温度1250，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

29、反响生成的元 素硫凝为液态，液硫捕集别离后进入硫封罐(374V002A)；根据反响温度要求，一级 冷凝冷却器(374E002)出来的过程气经一级高温掺合阀(374TV001)与制硫燃烧炉中的 一局部高温气流混合升温，进入一级转化器(374R001)，在催化剂的作用下，过程气 中的 H2S 和 SO2 进展 Claus 反响，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)回收局部热量后，再进入二级冷凝冷却器(374E003)，使元 素硫凝为液态，液硫捕集别离后进入硫封罐(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(374R0

30、02)，使过程气中剩余的 H2S 和 SO2 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，液硫被捕集别离进入液硫池(374V011)；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局部，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 反响器(374R003)，在低温加氢催化剂的作用下 SO2 及 COS 等被加氢水解，复原为 H2S。进入加氢反响器的 H2 量根据加氢反响器后的在线氢分析仪给出的 H2 浓度

31、信号 进展调节。从加氢反响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 40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 降那么需在急冷水中注入 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)，用再生局部送来的胺 液25%的 MDEA 胺液

32、吸收其中的 H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气 燃烧炉(374F002)燃烧。在尾气燃烧炉 570600炉膛温度下，净化气中剩余的 H2S被燃烧为 SO2，剩余 H2 和烃类燃烧成 CO2 和 H2O，自尾气燃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)送至胺液再生局部进展溶剂再生。富胺液经贫富液换热器 I,II(374E012A,B/374E015A,B)与来自溶剂再生塔(374T003) 底的高温贫液换热至 95左右进入再生塔上部，经过塔板自上而下的热交

33、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,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 40进入再生塔顶回流罐 (374V010) ，凝液经塔顶回流泵 (

34、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 顶送至硫磺回收局部作为原料。 制硫局部生产的液体硫磺进入液硫池(374V011)，通过往液硫中注入氨并用液硫 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)将废气抽送至尾气燃烧炉(374F002)燃烧。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。合成简述本工程的规模为 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

35、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甲醇合成水冷器反响器列管换热式反响器合成压力入口出口8.74MPaG8.54MPaG。自焦化装置 PSA 提氢的氢气经氢气压缩机压缩后，小局部送 MTO 装置，其余大局部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 MPaG后，进入保护床脱除对合成催化剂有害的硫化物8.89 MPaG后与从合成回路来的循环气8.30MPaG、40并经循环气压缩机压缩压缩至 8.89 MPaG后的气体混合预热后一起进入甲醇

36、合成塔进展甲醇合成反响。合成回路中的弛放气8.30MPaG、40送至氢回收装置进展富氢气的回收。氢回收初步设计按照膜别离技术考虑。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 382K

37、001 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。主要合成反响如下 CO + 2 H2 CH3 OH+ QCO2 + 3 H2 CH3OH + H2O+ Q反响剧烈放热，反响热在水冷甲醇反响器内被迅速移除。合成气在进入反响器 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

38、 内与甲醇水冷 反响器 382R021A/B 出口的气体换热并被加热至大约 220C，然后进入甲醇水冷反响 器 382R021A/B 进展甲醇合成反响。 鲁奇的甲醇水冷反响器 382R021A/B 为管式反响器，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 安装在反响器之上。H2 与 CO 和 CO2 的反响在换热管内进展，反响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响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响器壳侧并由顶部流出；从反响器壳侧出来的蒸汽

39、/水混合物在汽包 382V021 内别离。饱和中压蒸汽从 382V021 通过压力控制阀排出汽包，锅炉水循环回甲醇水冷反响器。 补充水由界区外锅炉给水泵控制，反响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响温度。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。 离开甲醇水冷反响器 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，反响气中还含有未反响的 H2、CO、CO2、惰性气体 CH4 和 N2 以及一些微量的副产物，

40、通过合成回路空冷器 382AE021 及合成回路终冷器 382E022 冷却至 40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。 在甲醇别离器 382V023 内粗甲醇和未反响的原料气别离。粗甲醇通过液位控制 送到稳定塔进展预精馏，别离出的气体大局部经循环气压缩机 381C002 压缩并返回 合成回路以增加合成转换率，另外一小局部以驰放气形式排出系统以防止惰性气体 的积聚。驰放气送入界区外氢气回收装置。 粗甲醇中仍含有水、溶解气和其它微量副产物杂质，其中局部的沸点要比甲醇低。预精馏的目的在于脱除微量杂质到达 MTO 级甲醇纯度要求。 粗甲醇在甲醇膨胀槽 382V03

41、1 中被闪蒸至大约 0.55MpaG，闪蒸气经脱盐水洗涤后送至燃料气管网或甲醇合成的蒸汽过热炉 382F001。闪蒸后的甲醇进入稳定塔382T031。 经膨胀槽 382V031 闪蒸后的甲醇仍含有局部溶解的气体，如 CO2、CH4 等。这些溶解气和低沸物醚类和甲酸等将在塔顶移除。塔顶气相通过稳定塔冷凝器382AE031 冷却后进入稳定塔回流槽382V032 进展气液别离，别离得到的液相经稳定塔回流泵382P032A/B 送至塔顶。不凝汽再经尾气冷却器 382AE032 回收局部甲醇，剩余气相经尾气过热器382E032 加热后送至燃料气管网或甲醇合成的蒸汽过热炉382F001。为了防止高温下精馏

42、塔的腐蚀，采用用计量泵 382P034A/B 将 NaOH 储槽382V034 中的稀碱液送入系统。塔釜再沸器 382E031 采用 0.5 MpaG饱和蒸汽加热。釜液中带有微量低沸杂质的甲醇由 382P031A/B 送甲醇空冷器 382AE041 和甲醇冷却器 382E041 并终冷却至大约 40，然后送甲醇过滤器 382S041A/B 排除上游潜在的固体颗粒如催化剂粉末等的影响，后送离子交换器 382R041A/B。经离子交换处理得到的合格的 MTO 甲醇送 MTO 装置作为原料或者送甲醇罐区存储。 离子交换器 382R041A/B 用于移除类似胺类和碱金属的阳离子。为了到达 MTO 级的

43、酸度要求，粗醇中需参加碱。但由于钠离子是后续 MTO 反响催化剂的致毒剂， 故在上游工段必须移除。离子交换器是后续 MTO 级甲醇质量的关键设备，特别是对 钠离子和三甲基胺总氮量的处理。三甲基胺只会在开车和使用氮气扫线后产生。 离子交换树脂大量富集阳离子后需再生，而再生过程和生产过程可同时进展。再生 采用 4%的稀硫酸，再生后的树脂需用脱盐水洗涤脱酸.此过程两反响器交替进展。再 生用的稀硫酸通过硫酸装置 382PU041 提供，该装置主要包括硫酸储槽382V041、硫 酸计量槽382V042 和硫酸计量泵 382P041A/B。 开停车及事故时的工艺排放液集中排放至污甲醇槽382V033，然后通过382P033 输送至甲醇罐区。 3氢回收 来自甲醇合成的弛放气首先进入水洗塔 383T001 的底部，洗涤水通过高压水泵383P001A/B 送到水洗塔的顶部，弛放气在洗涤塔中和洗涤水逆流流动，洗涤水吸收弛放气中的甲醇后，从塔底排出，送往甲醇合成工段，洗涤后的弛放气进入气液别离器383V001 进展气液别离，别离后的气体进入加热器 383E001 中加热，然后送膜别离器383M001AM。膜别离得到的富氢气返回甲醇合成工段，非渗透气那么送燃料气管网做燃料。. v