【正文】 布，使下降管管壁上形成一層水膜。出氣化爐的合成氣再經(jīng)文丘里洗滌器和合成氣洗滌塔用水進一步潤濕洗滌，除去殘余的飛灰。產(chǎn)生的灰渣留在水中。大部分渣從底部以熔渣形態(tài)離開氣化爐，用水激冷，再經(jīng)破渣機并通過渣鎖斗系統(tǒng)定期排出界外。收集在渣池中的渣經(jīng)鏈式撈渣機使其與水分離后，用汽車運至中間渣場。⑷ 灰水處理本工段將氣化來的黑水及洗滌塔來的灰水進行渣水分離，處理后的水循環(huán)使用。從氣化爐和洗滌塔排出的高溫黑水經(jīng)高壓、低壓、真空閃蒸被濃縮后進入沉降槽，水中加入絮凝劑使其加速沉淀。沉降槽底部的細渣漿經(jīng)泵抽出送往壓濾機過濾，濾液回用，濾餅由汽車拉出廠外。閃蒸出的高壓氣體經(jīng)過灰水加熱器回收熱量之后，通過氣液分離器分離掉冷凝液，然后進入熱回收工段低溫冷凝液汽提塔。低壓閃蒸氣送除氧器，沉降槽上部清水溢流至灰水槽，由低壓灰水泵送至除氧器，少量灰水作為廢水排往廠區(qū)污水處理站。除氧后的灰水經(jīng)洗滌塔給水泵加壓后與高壓閃蒸罐頂排出的熱氣體換熱后送洗滌塔循環(huán)使用。⑸ 公用系統(tǒng)A 氮氣系統(tǒng)（包含合成氣反吹系統(tǒng)和二氧化碳輸送系統(tǒng)）從空分來的超高壓N2（）進入高壓氮氣緩沖罐。從空分來的低壓氮氣（）分為二股，一股供磨煤用，另一股供煤氣化裝置的其它低壓氮氣用戶。由于氣化系統(tǒng)許多設備為間歇操作，當出現(xiàn)峰值消耗時，氮氣用量可通過高壓氮氣系統(tǒng)進行調(diào)節(jié)。另外多余的高壓氮氣也將送到低壓氮氣系統(tǒng)，并最終排放到大氣中去。B 循環(huán)水系統(tǒng)中壓循環(huán)水泵的事故補充冷卻水由事故冷卻水泵補充。C 工藝水系統(tǒng)貯存在工藝水緩沖槽的工藝水，由低壓工藝水泵送出低壓工藝水，由高壓工藝水泵送出高壓工藝水，由事故密封水泵送出事故密封水。貯存在循環(huán)水緩沖槽的循環(huán)水由循環(huán)水泵送出。D 工廠空氣和儀表空氣系統(tǒng)煤氣化裝置用的工廠空氣和儀表空氣由空分裝置提供。E 二氧化碳壓縮工序從變壓吸附脫碳工序來的CO2氣體，(A)，進入CO2氣體分離器，將氣體中的液滴分離出來后進入CO2氣體壓縮機一段進口，經(jīng)4段壓縮后，(A)，送煤氣化工序使用。⑴ 磨煤機根據(jù)原料煤揮發(fā)分較低、水分低、燃點低、可磨性低的特點，按MPS磨機的選型計算方法，初步計算選用出力為60t/h的中速輥盤磨煤機2臺（1開1備）。根據(jù)相關工程經(jīng)驗，對于氣化要求的煤粉，煤試磨出力與計算出力的差別較大。在進行工程設計前，應進行磨粉試驗，以便工程設計選擇磨機規(guī)格。⑵ 煤粉加壓給料倉為節(jié)省投資，氣化爐設置4個噴嘴，煤粉加壓給料系統(tǒng)按兩個系列設計。⑶ 氣化爐 1臺（日投煤量1350噸）⑷ 二氧化碳壓縮機 開1備1進口溫度：40℃進口壓力：排氣壓力：排氣量：8000Nm3/h 主要消耗定額表序號名稱及規(guī)格單位小時消耗備注一原材料1原料煤（%）t2助熔劑（石灰石）t二動力1電kWh81402蒸汽，飽和t副產(chǎn)，飽和t，300℃t，158℃t3，32℃t82114鍋爐給水t5回收蒸汽冷凝液t副產(chǎn)6，25℃t137，32℃Nm38氧氣（O2=%）3. 0MPa，40℃Nm3210009高壓氮氣 Nm3400010中壓氮氣 常溫Nm3200011CO2氣 Nm38000本工程利用煤氣化裝置制備的粗煤氣（P=）生產(chǎn)醇氨，氨醇裝置工藝技術方案采用較先進、成熟、可靠的工藝技術方案，即：；濕法脫硫；（PSA）脫碳；精脫硫；汽輪機驅動往復式壓縮機壓縮；12MPa聯(lián)醇；31MPa甲烷化流程及氨合成。全廠物料平衡表見附圖，各工序工藝技術方案、工藝流程、主要設備選型、主要原材料動力消耗分述如下。⑴ 催化劑的選擇變換催化劑主要有FeCr、CuZn、CoMo三大系列。變換催化劑的選擇取決于粗煤氣條件和變換深度。本項目煤氣化工序生產(chǎn)的粗煤氣中CO含量高達68％（干基），%，；因此，本項目變換工序的特點是操作壓力較高，粗煤氣中硫含量較高，反應溫升較高，要求變換催化劑耐壓、耐硫、耐高溫。FeCr系變換催化劑操作溫度在320～500℃，起活溫度較高，抗硫中毒能力差，有最低水氣比要求，蒸汽消耗較高，不適合本項目。CuZn系變換催化劑操作溫度在190～240℃，允許變換溫升較小，抗硫中毒能力極差，不適合本項目。CoMo系變換催化劑操作溫度在240～480℃，起活溫度較低，操作溫區(qū)較寬，抗硫中毒能力極強，對總硫含量無上限要求，一般情況對水氣比也無要求，在合理分段的情況下蒸汽消耗較低。因此，本工序推薦采用CoMo系耐硫變換催化劑。⑵ 變換催化劑的分段由于高濃度的CO在高溫、低水汽比情況下會發(fā)生甲烷化幅反應，因此為了防止因高溫發(fā)生甲烷化副反應，降低水汽比，減少蒸汽消耗，本工序變換催化劑宜按如下方式分為二段：70%粗煤氣進入第一變換爐，變換催化劑采用EB6。30%的粗煤氣與第一變換爐出來的變換氣混合后進第二變換爐，第二變換爐催化劑采用QCS04。第一變換爐出口變換氣進第二變換爐和第三變換爐前用工藝冷凝液激冷，達到節(jié)約中壓蒸汽同時調(diào)整水汽比的目的。⑶ 變換余熱回收由于本工序原料氣中CO含量較高，變換余熱較多。根據(jù)全廠熱平衡，本工序的余熱用于過熱中壓飽和蒸汽、副產(chǎn)低壓蒸汽和預熱除鹽水。來自煤氣化濕洗工序的160℃、(a) 的粗煤氣分為兩部分，一部分至醋酸裝置，另一部分進入甲醇裝置變換工序的原料氣分離器，分離夾帶的水分后分為兩股，其中一股與出鍋爐給水換熱器的變換氣混合以調(diào)節(jié)變換氣中的HCO和CO2之間的比例；另一股經(jīng)過煤氣預熱器與來自第二變換爐的變換氣換熱，然后去換熱器中與來自第一變換爐的變換氣換熱后又分為兩股，其中一股與來自換熱器的變換氣混合后進增濕器；另一股與過熱蒸汽混合后進入第一變換爐進行變換反應。出第一變換爐變換氣溫度460℃，%(vol,濕基)，然后通過換熱冷卻進入增濕器用工藝冷凝液激冷，再進第二變換爐繼續(xù)進行變換反應。出第二變換爐變換氣溫度390℃，%(vol,濕基)。依次經(jīng)煤氣預熱器、低壓廢鍋副產(chǎn)低壓蒸汽、鍋爐給水換熱器預熱鍋爐給水，進入變換氣分離器Ⅰ分離水后，進入除鹽水換熱器回收熱量后，入變換器水分離器Ⅱ，分離水后進入變換氣水冷器被冷到40℃分離水分后去酸性氣體脫除工序。1) 第一變換爐 1臺φ2800mm，選用熱壁爐催化劑裝填量：EB6，27m3。設計溫度：480℃設計壓力：2) 第二變換爐 1臺φ4200mm，選用熱壁爐催化劑裝填量：QCS04，90m3。設計溫度：380℃設計壓力： 催化劑和化學品消耗序號名稱規(guī)格單位初始裝填量設計壽命l變換催化劑EB16m3273年2變換催化劑QCS04m3903年 公用工程消耗序號名稱規(guī)格單位小時消耗l冷卻水，32℃t2工藝蒸汽，300℃t3鍋爐給水，90℃t4電380VkWh5變換蒸汽，飽和t煤氣中的H2S及有機硫，經(jīng)變換后部分有機硫轉化為無機硫（H2S），需要對變換氣進行脫硫操作，使其滿足后續(xù)工段要求。本項目采用以栲膠為催化劑的Na2CO3溶液脫硫工藝，與其他脫硫方法相比，栲膠脫硫具有以下特點：⑴ 我國栲膠資源豐富，原料易得，價格低廉；⑵ 脫硫液無毒性，脫硫性能穩(wěn)定；⑶ 栲膠組分中的羥基能與四價釩離子生成可溶性絡合物，可有效地防止溶液中“釩氧硫”沉淀，從而降低釩消耗；⑷ 在脫硫過程中，栲膠類物質(zhì)逐漸水解為分子量較低的物質(zhì)，這些酚類降解產(chǎn)物仍具有脫硫能力，使得栲膠脫硫效率較高，對吸收H2S的選擇性較好，再生較為容易；脫硫的副產(chǎn)品硫膏顆粒粗大疏松，粘著性低，易于浮選，不易堵塔。栲膠脫硫動力消耗低，操作費用低，再生徹底，環(huán)境污染小。自變換工段來的變換氣由脫硫塔低部進入脫硫塔，與塔上噴淋下的脫硫液逆流接觸，變換氣中的H2S被脫硫液吸收，變換氣中H2S降至20mg/m3以下，經(jīng)氣液分離器送往脫碳工段。吸收了H2S的富液從塔底出來，經(jīng)液封進入富液槽，由富液泵送入氧化再生槽噴射器，在噴射器內(nèi)完成部分再生反應進入再生槽，硫磺以泡沫形式溢流至泡沫槽，由泡沫泵送入熔硫釜，副產(chǎn)硫磺，熔硫液排入地下槽，由脫硫液制備泵送入系統(tǒng)。（1）壓力：系統(tǒng)壓力：≤閃蒸槽壓力：～ MPa（2）溫度： 溶液溫度：40177。5℃（3）氣體成分： 出口H2S≤20mg/Nm3脫硫塔：取入脫硫塔變換氣壓力：、溫度：30℃。根據(jù)物料衡算，操作狀態(tài)下變換氣流量為（干氣）： [（273+40）]/273）（）=（m3/h）根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)驗，則脫硫塔塔徑為：{（）247。247。}=（m）則選取1臺Φ4400 H=～30m的脫硫塔。 原材料及動力消耗序號名稱規(guī)格單位小時消耗備注1電380Vkwh2蒸汽t3五氧化二釩kg4碳酸鈉kg5栲膠kg6硫磺kg124副產(chǎn)在脫碳工段，從氣體中分離出CO2，用于尿素的生產(chǎn)，同時為氨的合成凈化原料氣。本項目采用四川天一科技股份有限公司——變壓吸附分離工程研究所的變壓吸附分離技術，包含PSA100和PSA200兩段。凈化氣中CO2含量可達到≤%；用于尿素生產(chǎn)的CO2產(chǎn)品純度：≥%。變換氣在壓力~（表）、溫度163。40℃下進入變壓吸附裝置。通過水分離器除去游離水后送入PSA100變壓吸附裝置，PSA100采用2068amp。R/V工藝流程。在PSA100變壓吸附裝置中，任一時刻總是有6臺吸附器處于吸附步驟，由入口端通入原料氣，%的半產(chǎn)品氣。每臺吸附器在不同時間依次經(jīng)歷吸附(A)、第1級壓力均衡降(E1D)、第2級壓力均衡降(E2D)、第3級壓力均衡降(E3D)、第4級壓力均衡降(E4D)、第5級壓力均衡降(E5D)、第6級壓力均衡降(E6D)、第7級壓力均衡降(E7D)、第8級壓力均衡降(E8D)、逆向放壓(D)、抽真空（V）、預升壓（R）、第8級壓力均衡升(E8R)、第7級壓力均衡升(E7R)、第6級壓力均衡升(E6R)、第5級壓力均衡升(E5R)、第4級壓力均衡升(E4R)、第3級壓力均衡升(E3R)、第2級壓力均衡升(E2R)、第1級壓力均衡升(E1R)和最終升壓(FR)。吸附器所有的壓力均衡降都是用于其它吸附器的壓力均衡升以充分回收將被再生吸附器中的有效氣體（HN2）。逆放步驟排出了吸附器中吸留的部分CO2組分，剩余的CO2通過抽空步驟進一步解吸，解吸的CO2送入CO2緩沖罐經(jīng)增壓后作為尿素生產(chǎn)使用。%的半產(chǎn)品氣再送入PSA200變壓吸附裝置，PSA200采用2068amp。PP/V工藝流程。在PSA200變壓吸附裝置中，任一時刻總是有6臺吸附器處于吸附步驟，由入口端通入原料氣，%的凈化氣。每臺吸附器在不同時間依次經(jīng)歷吸附(A)、第1級壓力均衡降(E1D)、第2級壓力均衡降(E2D)、第3級壓力均衡降(E3D)、第4級壓力均衡降(E4D)、第5級壓力均衡降(E5D)、第6級壓力均衡降(E6D)、第7級壓力均衡降(E7D)、第8級壓力均衡降(E8D)、逆向放壓(D)、抽真空（V）、第8級壓力均衡升(E8R)、第7級壓力均衡升(E7R)、第6級壓力均衡升(E6R)、第5級壓力均衡升(E5R)、第4級壓力均衡升(E4R)、第3級壓力均衡升(E3R)、第2級壓力均衡升(E2R)、第1級壓力均衡升(E1R)和最終升壓(FR)。吸附器所有的壓力均衡降都是用于其它吸附器的壓力均衡升以充分回收將被再生吸附器中的有效氣體（HN2）。逆放步驟得到的部分解吸氣通過緩沖罐后返入PSA100變壓吸附裝置作為升壓氣使用，剩余的雜質(zhì)通過抽空步驟進一步解吸，解吸氣送入燃料管網(wǎng)作為燃料。凈化氣經(jīng)凈化氣緩沖罐后在較為穩(wěn)定的流量和壓力下輸出進入后續(xù)工段。（1）壓力：變換氣入系統(tǒng)：～脫碳氣出系統(tǒng)：≥ MPaCO2氣出系統(tǒng)：≥ MPa（2）氣體成份：凈化氣CO2≤% CO2氣含量：≥%根據(jù)物料衡算，脫碳裝置設計處理氣量為： Nm3/h（脫碳前）。本工程脫碳裝置由四川天一科技股份有限公司成套提供，處理原料氣流量130000 Nm3/h。 原料及動力消耗序號名稱規(guī)格單位小時消耗1電220Vkwh電380Vkwh16332儀表空氣Nm31803冷卻水 ，32℃t118為保證原料氣中硫含量滿足雙甲精制及氨合成的要求，需對脫碳氣進行精脫硫處理，出工段精脫硫氣進入由蒸汽透平驅動的壓縮機。自脫碳工段來的脫碳氣含H2S約6mg/Nm3，經(jīng)氣水分離器進入T102活性碳床，脫除H2S后進入T104轉化吸收精脫硫床，脫除有機硫。由空分來的氮氣補入符合氨合成要求的氮氣， Nm3/h。（1）脫硫氣進口壓力≥（2）氣體成份：出口總硫≤ 催化劑和化學品消耗序號名稱規(guī)格單位初始裝填量設計壽命l精脫硫劑T102m3401年2精脫硫劑T104m3301年氮氫氣壓縮機將氣體由~（~）。由精脫硫工段送來的