【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 。以煤為原料生產(chǎn)天然氣的變換工藝選擇關(guān)鍵在于催化劑的選擇。 變換工藝流程主要根據(jù)原料種類、工藝指標(biāo)要求、催化劑特性和熱能的利用等綜合考慮。首先，應(yīng)根據(jù)原料氣中CO含量高低來(lái)確定，CO含量高英采用中溫變換，這是因?yàn)橹袦刈儞Q催化劑操作溫度范圍較寬，活性溫度高，反應(yīng)速率快，而且價(jià)廉易得，使用壽命長(zhǎng)。其次，根據(jù)進(jìn)入系統(tǒng)的原料氣溫度和濕含量，考慮其他的預(yù)熱和增濕，合理利用余熱。再次，將CO變換和脫除殘余CO的方法結(jié)合考慮。如果允許CO殘余量較高，則僅用中變即可，否則采用中變與低變串聯(lián)，以降低變換氣中CO量。（1）加壓中溫變換流程中溫變換工藝早期采用常壓，經(jīng)節(jié)能改造，現(xiàn)在大都采用加壓變換。加壓中溫變換工藝的主要特點(diǎn)是：采用低溫高活性的中變催化劑，降低了工藝對(duì)過量蒸汽的要求；采用段間噴水冷激降溫，減少了系統(tǒng)的熱負(fù)荷和阻力，減小外供蒸汽流量；采用電爐升溫，改變了燃燒爐升溫方法，操作簡(jiǎn)單、省時(shí)、節(jié)能。（2）中溫變換串低溫變換了流程中溫變換串低溫流程是中變爐串一個(gè)低變爐，也稱中串低。在原中變爐的后面串上一個(gè)低變爐，中變爐為冷激可直接串在主換熱器后，中變爐為中間換熱則在主換熱器后配置一個(gè)調(diào)溫水加熱器，再串上低變爐。該法處理簡(jiǎn)單可隨時(shí)進(jìn)行，熱量回收采用飽和熱水塔。（3）全低變工藝流程為解決中串低或中低低流程中鐵鉻系中變催化劑在低汽氣比下的過度還原及硫中毒，開發(fā)了全部使用耐硫變換催化劑的全低變工藝，各段進(jìn)口溫度均為200℃左右。在相同操作條件和工況下，其設(shè)備能力和節(jié)能效果都比中串低、中低低好。全低變流程采用寬溫區(qū)的鈷鉬系耐硫中變催化劑進(jìn)行CO 變換。全低變流程的優(yōu)點(diǎn)是：變換系統(tǒng)在較低的溫度范圍內(nèi)操作，有利于提高CO平衡變換率，因?yàn)樽儞Q爐入口溫度及床層內(nèi)的熱點(diǎn)溫度均比中變爐入口溫度及床層內(nèi)的熱點(diǎn)溫度低100～200℃；降低了蒸汽消耗；催化劑用量減少一半，使床層阻力下降。（4）中低低工藝流程該流程是在一段鐵鉻系中溫變換催化劑后直接串二段鈷鉬系耐硫變換催化劑，利用中溫變換的高溫來(lái)提高反應(yīng)速率，脫除有毒雜質(zhì)，利用兩端低溫變換提高變換率，實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗。這樣充分發(fā)揮了中變和低變催化劑的特點(diǎn)，阻力小、操作方便。該工程采用耐硫耐油全低變換工藝。180℃的合成氣首先進(jìn)入變換爐一段，經(jīng)一段催化劑層反應(yīng)，溫度升至350℃左右引出，在段間換熱器中與熱水換熱，降溫后進(jìn)入二段催化劑層反應(yīng)，反應(yīng)后的其它在主換熱器與合成氣進(jìn)氣換熱，并經(jīng)水加熱器降溫后進(jìn)入三段催化劑床層，反應(yīng)后氣體中CO含量降至1～%離開變換爐。變換氣經(jīng)水加熱器回收熱量后進(jìn)入冷凝器冷卻至常溫。以煤為原料氣化的合成氣含有大量的硫化氫、有機(jī)硫、二氧化碳等雜質(zhì)。在甲烷化時(shí)，硫化物對(duì)催化劑的毒害是積累的。%（占催化劑質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的硫時(shí)，會(huì)完全喪失活性；二氧化碳甲烷化時(shí)會(huì)比一氧化碳消耗更多的氫氣，因此必須除去。從目前國(guó)內(nèi)外大型煤基天然氣裝置所采用的脫除酸性氣體的工藝來(lái)看，低溫甲醇洗(Rectisol)和NHD(或Selexol) 工藝較為常見。低溫甲醇洗(Rectisol)工藝是采用冷甲醇作為溶劑脫除酸性氣體的物理吸收方法，是由德國(guó)林德公司和魯奇公司聯(lián)合開發(fā)的一種有效的氣體凈化工藝。該技術(shù)成熟可靠。而且溶劑循環(huán)量小，溶劑價(jià)格便宜，能耗和操作費(fèi)用較低。該法缺點(diǎn)是在低溫下操作，要求采用低溫材料，投資較高。NHD(或Selexol)亦屬物理吸收，對(duì)COH2S等均有較強(qiáng)的吸收能力，但只能將H2S脫至小于1ppm，對(duì)COS吸收能力較差，需另加有機(jī)硫水解和精脫硫裝置。為使脫碳尾氣符合環(huán)保排放要求，須將脫硫和脫碳分開，流程復(fù)雜。另外其溶劑吸收能力比甲醇低，因而溶劑循環(huán)量大，充填量大，且溶劑價(jià)格昂貴，操作費(fèi)用較高。該法的優(yōu)點(diǎn)在非低溫下操作，可采用普通碳鋼材料，投資較低。本項(xiàng)目酸性氣體脫除采用低溫甲醇洗工藝。在合成氣凈化中，有兩種典型的低溫甲醇洗流程，即兩步法和一步法。兩步法用于變換使用不耐硫催化劑的場(chǎng)合，在變換之前必須先脫硫，變換之后再脫CO2，因此形成前后兩步：第一吸收塔主要進(jìn)行脫硫，第二吸收塔主要進(jìn)行脫碳。一步法即同時(shí)脫除合成氣中的硫化氫和二氧化碳的流程。本項(xiàng)目采用一步法流程，主要包括進(jìn)料氣的預(yù)冷、H2S/CO2的脫除、富液的膨脹閃蒸、H2S的濃縮、合成氣的加熱、甲醇的再生、甲醇水分離等過程，流程說明如下：由變換工序來(lái)的原料氣溫度為40℃左右，向原料氣中噴入少量甲醇，然后經(jīng)換熱器被冷卻到9℃，在水分離器中分離出甲醇水溶液，由洗滌塔底部進(jìn)入塔內(nèi)。洗滌塔分為上塔河下塔兩部分，上塔又分為上、中、下三段。貧甲醇溶液經(jīng)水冷器、冷卻器冷卻到57℃，進(jìn)入洗滌塔上塔的上段與塔內(nèi)上升的氣體逆流接觸，氣體中殘存的H2S和CO2被吸收，凈化后的氣體進(jìn)入甲烷化工序。溶液吸收酸性氣體后，熔解熱使上段甲醇溫度升高到20℃，經(jīng)中間冷卻器冷卻至40℃進(jìn)入上塔的中段，再經(jīng)冷卻降溫后送至上塔的下端。大部分的CO2在上塔的中段和下段被吸收，因此中段和下段由被稱為吸收段。下段吸收后的溶液分為兩路，一路去膨脹閃蒸，另一路進(jìn)入下塔。下塔主要用來(lái)脫硫，由于H2S的溶解度大于CO2的溶解度，硫組分含量也低于CO2，因此只需一部分甲醇液進(jìn)入下塔吸收H2S和COS。上塔底部排出的甲醇溶液為11℃，其中約51%經(jīng)冷卻至32℃，逸出氫和少量的二氧化碳；其余約49%的甲醇溶液從下塔底部排出，經(jīng)冷卻至32℃，解吸出氫和少量的二氧化碳。來(lái)自第二閃蒸槽的甲醇溶液送至CO2解吸塔頂部，解吸出大部分CO2；來(lái)自第一閃蒸槽的甲醇溶液，送至CO2解吸塔中部，解吸出CO2和H2S。其中H2S被上段來(lái)的甲醇溶液吸收。甲醇溶液減壓后進(jìn)入H2S濃縮塔，H2S在氣提氮?dú)夂退敾亓鞯淖饔孟碌玫交厥铡Ｔ谠偕?nèi)甲醇中溶解的CO2和H2S完全解吸出來(lái)，經(jīng)冷卻器和氨冷器降溫至27℃，使甲醇蒸汽冷凝下來(lái)并進(jìn)行氣液分離。分離出的氣體中H2S和COS的含量為27%左右，經(jīng)冷卻換熱后進(jìn)入硫磺回收工序。甲烷化是在催化劑的作用下，CO、CO2與H2反應(yīng)生成甲烷。上述反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，在較低溫度下，平衡常數(shù)很大。一氧化碳、二氧化碳加氫生成甲烷的反應(yīng)：C0 + 3H2 →CH4 + H2O + QC0 + 4H2 →CH4 + 2H2O + Q由于甲烷化是體積減小的反應(yīng)，提高壓力對(duì)反應(yīng)有利。壓力提高，反應(yīng)物組份分壓提高，可以加快反應(yīng)速度，～。雖然提高溫度也可以提高甲烷化反應(yīng)速度，由于反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，溫度太高對(duì)化學(xué)平衡不利。當(dāng)溫度超過500℃時(shí)，反應(yīng)平衡常數(shù)迅速減小。甲烷化反應(yīng)溫度通?？刂圃?00～400℃之間。中熱值煤氣甲烷化后，可將煤氣中有毒的CO氣體組分轉(zhuǎn)化為無(wú)毒的CH4氣體,不僅在燃用時(shí)更加安全可靠，而且可成倍地提高煤氣熱值，相應(yīng)提高了長(zhǎng)輸管道和城市輸配管網(wǎng)的輸氣能力，節(jié)約了制氣和輸氣成本。工藝流程如下：粗煤氣經(jīng)煤氣水冷卻、煤氣凈化工序后，脫除其中的COH2S組分，剩余的HCO氣體組分部分進(jìn)入串聯(lián)為三級(jí)的甲烷化反應(yīng)器中，在鎳系列催化劑的存在下，進(jìn)行甲烷化合成反應(yīng)。進(jìn)入第一、二級(jí)甲烷化反應(yīng)器煤氣反應(yīng)后的溫升為500～600℃。用熱交換器、廢熱鍋爐回收其反應(yīng)熱,副產(chǎn)飽和蒸氣后,煤氣溫度降為約200℃,再進(jìn)入第三級(jí)甲烷化反應(yīng)器反應(yīng)。用熱交換器再次取走反應(yīng)熱,并在工藝上采取措施控制其甲烷化反應(yīng)速度,防止甲烷化反應(yīng)器產(chǎn)生積碳現(xiàn)象。第三級(jí)甲烷化反應(yīng)器出口的甲烷化煤氣其CH4的組分約95%,熱值與天然氣大致相當(dāng),二者可用長(zhǎng)輸管道并網(wǎng)對(duì)接。中熱值煤氣甲烷化反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng),資料顯示1 Nm3的CO氣體甲烷化,約可放出92 MJ的熱量, 1 Nm3的1%的CO氣體甲烷化的絕熱反應(yīng)溫升約72℃。因此,回收中熱值煤氣的甲烷化反應(yīng)中反應(yīng)熱的熱交換設(shè)備是極其重要的。、氨回收裝置魯奇加壓氣化由于氣化溫度所限，煤氣中含有焦油、酚等物質(zhì)，這些物質(zhì)的存在會(huì)造成設(shè)備堵塞、催化劑失活影響后序生產(chǎn)，同時(shí)，這些物質(zhì)也是寶貴的化工原料，所以要將其回收利用。碎煤加壓氣化廢水中總酚（單元酚與多元酚的總和）含量因氣化原料煤種的不同而差異較大，氣化煤種越年輕，其廢水中總酚量越高。酚回收的工藝、流程選擇主要根據(jù)廢水中總酚含量而定。據(jù)有關(guān)資料介紹及相關(guān)工藝裝置經(jīng)驗(yàn)，當(dāng)中總酚含量大于2000mg/L時(shí)，采用溶劑萃取法對(duì)酚加以回收，有一定的經(jīng)濟(jì)性；當(dāng)廢水中總酚含量小于2000mg/L時(shí)，用溶劑萃取回收難度較大，一般采用活性炭吸附、焚燒、再生進(jìn)行處理，以滿足生化處理裝置的要求。由于本項(xiàng)目煤種較年輕，故采用溶劑萃取脫酚。煤加壓氣化廢水的氨大部分以游離氨的形態(tài)存在，一般占90%以上，其它以固定氨形態(tài)存在。所以廢水中的氨的回收一般以蒸汽汽提精餾為主。從廢水中汽提回收氨一般有兩種方法：①直接從脫除酸性氣體后的水中汽提氨，該方法用于廢水中酚含量較低，脫酚過程對(duì)氨不產(chǎn)生影響的流程。②廢水經(jīng)萃取脫酚后，在精餾回收廢水中萃取劑的過程中取出氨含量較高的餾分再進(jìn)行汽提氨，該方法用于廢水中酚含量較高，采用溶劑萃取脫酚的流程。本項(xiàng)目采用第二種方法。由煤氣水分離裝置來(lái)的煤氣水，先經(jīng)脫酸塔去除COH2S等后進(jìn)入萃取塔，在萃取塔內(nèi)酚水與二異丙基醚逆流接觸,使酚均勻分散最大限度地溶解于醚中，萃取了酚的大部分醚與水靠比重分離，醚酚混合物從塔頂引出送往酚塔進(jìn)行蒸餾分離，得到粗酚及醚,醚再返回萃取塔循環(huán)使用。萃取塔底部含少量酚和氨的稀酚水進(jìn)入水塔，由水塔底部再沸器加熱至105℃,在第113塊塔盤、95～98℃時(shí)將氨蒸出，氨水被洗滌吸收后送到氨回收裝置。蒸汽繼續(xù)上升至塔頂，65℃時(shí)水中的少量醚被蒸出。塔底含少量酚氨的工藝污水送至生化處理裝置處理。氨回收工藝主要包括三個(gè)步驟：汽提、提純、精餾。含氨廢水預(yù)熱到85℃進(jìn)入汽提塔上部，汽提塔釜液用低壓蒸汽間接加熱，對(duì)氨進(jìn)行汽提，經(jīng)汽提后的塔釜廢水冷卻后送往生化處理，汽提出的氨蒸汽由塔頂引出經(jīng)冷卻部分冷凝后，氨水回流到汽提塔，氨氣進(jìn)入提純塔。該塔由三部分組成：上提純段、中部吸收反應(yīng)段、下部剩余氨汽提段。少量酸性氣體在塔中分離，以NH3CO2H2O的形式從塔底排出，返回酚回收的脫酸氣塔進(jìn)行酸性氣脫除，提純塔頂部?jī)艋蟮陌睔膺M(jìn)入吸收塔中被水吸收成為25%的氨水。一部分氨水作為提純塔的回流液，其余氨水經(jīng)泵加壓并加熱至130℃后送至氨精餾塔。氨精餾塔頂氣氨（%）進(jìn)入氨冷凝器中被冷凝，一部分作為氨精餾塔的回流液，其余作為產(chǎn)品液氨送至氨儲(chǔ)槽中。、石腦油回收裝置，%的氧氣作為氣化劑，氣化5～50mm的塊煤制得粗煤氣，在氣化過程中，煤中的輕質(zhì)組分轉(zhuǎn)化為焦油、酚、氨等物質(zhì)與煤氣同時(shí)產(chǎn)生，在煤氣的洗滌、冷卻、凈化過程中，大部分變?yōu)橐簯B(tài)進(jìn)入煤氣水中。魯奇碎煤加壓氣化為固定床氣化，爐頂操作溫度低，煤氣中含有較多的焦油、酚等有機(jī)物。由氣化裝置來(lái)的含塵煤氣水與煤氣冷卻裝置來(lái)的含焦油煤氣水混合，經(jīng)換熱后進(jìn)入含塵煤氣水膨脹器，膨脹出的氣體去硫回收裝置，煤氣水靠重力進(jìn)入初焦油分離器分離出含塵焦油和純焦油。由煤氣冷卻裝置來(lái)的含油煤氣水和煤氣凈化裝置來(lái)的煤氣水，經(jīng)換熱后進(jìn)入煤氣水膨脹器，膨脹出的氣體去硫回收裝置，煤氣水靠重力流入油分離器,分離出石腦油。分離了焦油和石腦油的煤氣水混合后進(jìn)入最終油分離器，經(jīng)過焦炭濾框、斜板沉淀后，再通過雙介質(zhì)過濾器進(jìn)一步除去懸浮固體、焦油和油后，進(jìn)入煤氣水貯槽，送酚氨回收裝置進(jìn)一步處理。 來(lái)自低溫甲醇洗和煤氣水膨脹器的酸性氣進(jìn)氣液分離罐分離出夾帶的液體后，氣體經(jīng)控制閥調(diào)節(jié)分別進(jìn)入H2S鍋爐和克勞斯反應(yīng)器一段。酸性氣在H2S鍋爐內(nèi)和來(lái)自羅茨鼓鳳機(jī)的空氣進(jìn)行燃燒反應(yīng)生成SO2。對(duì)于燃燒反應(yīng)中空氣流量的控制，是同時(shí)通過進(jìn)口酸性氣的H2S成分分析和最終冷凝器出口尾氣中的H2S成分分析來(lái)實(shí)現(xiàn)，并且相應(yīng)地比例控制燃料氣的流量。部分酸性氣經(jīng)燃燒反應(yīng)后成為含SO2的氣體，與來(lái)自造氣車間的含H2S的氣體一起進(jìn)入克勞斯反應(yīng)器一段進(jìn)行催化反應(yīng)生成氣態(tài)硫磺。一段反應(yīng)后的酸性氣通過H2S鍋爐內(nèi)的換熱器冷卻，冷卻產(chǎn)生的液相硫磺自流至液封槽。氣體則通過第一酸氣加熱器的中壓蒸汽間壁予熱，加熱后的氣體進(jìn)入克勞斯反應(yīng)器二段內(nèi)再進(jìn)行催化反應(yīng)生成氣態(tài)硫磺，氣體再經(jīng)過H2S鍋爐內(nèi)的換熱器冷卻，冷卻產(chǎn)生的液體硫磺去液封槽，氣體則通過第二酸氣加熱器的中壓蒸汽予熱，加熱后的氣體進(jìn)入克勞斯反應(yīng)器三段內(nèi)進(jìn)行催化反應(yīng)，反應(yīng)完成后的尾氣經(jīng)最終冷凝器冷卻后進(jìn)入尾氣堿洗處理系統(tǒng)，在最終冷凝器冷凝下來(lái)的液相硫磺自流至液封槽。反應(yīng)產(chǎn)物硫磺經(jīng)液封流入硫磺池，再經(jīng)硫磺泵送至硫固化冷卻器冷卻成固體硫磺。反應(yīng)后的尾氣由于不能達(dá)標(biāo)排放，需要經(jīng)過尾氣堿洗處理。尾氣洗滌采用兩級(jí)洗滌，分別通過文丘里洗滌器Ⅰ、文丘里洗滌器Ⅱ?qū)崿F(xiàn)。洗滌后的尾氣經(jīng)廢氣分離器分離出夾帶的液體后至煙囪高空排放。洗滌液采用NaOH 溶液，由文丘里循環(huán)泵循環(huán)噴淋。洗滌液的PH值是通過PH值分析來(lái)控制補(bǔ)充的堿液量，補(bǔ)充的堿液通過堿液補(bǔ)充泵提供。經(jīng)過冷卻和分離出冷凝液的甲烷氣進(jìn)入儲(chǔ)氣罐，然后通過壓縮機(jī)加壓向外輸送。儲(chǔ)氣罐的作用實(shí)現(xiàn)是使甲烷中的冷凝液充分析出，減少管道阻力和腐蝕，另外作為生產(chǎn)過程的緩沖手段，調(diào)節(jié)系統(tǒng)壓力。壓縮機(jī)可選用往復(fù)式或離心式。目前，往復(fù)式壓縮機(jī)的最大功率可達(dá)10000kW，效率為86％～90％。離心式壓縮機(jī)的最大功率已超過 25000kW，輸氣量可達(dá)300～400萬(wàn)m3／h，效率為 80％～84％。由于大型輸氣管道普遍向大排量、高揚(yáng)程發(fā)展，因而離心式壓縮機(jī)正逐漸取代往復(fù)式壓縮機(jī)的主導(dǎo)地位。本項(xiàng)目采用離心式壓縮機(jī)。5 設(shè)備方案 概述本項(xiàng)目的設(shè)備設(shè)計(jì)包括：煤氣化、甲烷化、硫回收、空分、冷凍站等裝置中的容器、換熱器、塔器、工業(yè)爐等非標(biāo)設(shè)備設(shè)計(jì)。裝置中的主要工藝介質(zhì)有碎煤、煤氣、變換氣、天然氣、工藝?yán)淠?、焦油、石腦油、粗酚、氨氣、硫磺等，其中煤氣、變換氣、天然氣、焦油、石腦油、氨氣為爆炸危險(xiǎn)介質(zhì)，粗酚為有毒介質(zhì)。國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)水平和經(jīng)驗(yàn)及設(shè)備制造、加工能力，可以滿足本項(xiàng)目的大部分設(shè)備設(shè)計(jì)和制造要求。裝置的大型化導(dǎo)致超大型設(shè)備的出現(xiàn)，運(yùn)輸困難問題比較突出，根據(jù)類似項(xiàng)目經(jīng)驗(yàn)，可考慮在現(xiàn)場(chǎng)設(shè)置大型設(shè)備組裝廠，設(shè)備分段、分片運(yùn)至工程現(xiàn)場(chǎng)進(jìn)行組裝。 設(shè)計(jì)依據(jù)本項(xiàng)目化工設(shè)備的設(shè)計(jì)主要依據(jù)為：項(xiàng)目的工程設(shè)計(jì)規(guī)定；各裝置化工設(shè)備的工藝條件；采用國(guó)外專利技術(shù)的，專利商提