【導讀】通化化工股份有限公司。吉林省石油化工設(shè)計研究院。二O一三年六月長春。通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目可行性研究報告

　　

【正文】 閥關(guān)閉，鎖斗進口閥再次打開，同時從鎖斗到循環(huán)泵的入口閥打開，循環(huán)閥關(guān) 閉，激冷室的粗渣再次進入鎖斗?？偟逆i斗循環(huán)（泄壓、沖洗、排渣、加壓）時間大約 3 分鐘。 氣化爐的粗渣通過鎖斗將渣水混合物排到渣池，經(jīng)過沉淀后清水通過閥門控制流入污水處理廠處理，粗渣通過門式抓斗將粗渣撈出晾干后通過汽車運出廠區(qū)。 E．灰 /黑水處理： 這部分由兩套容量和氣化爐能力相配套的黑水閃蒸系統(tǒng)組成。 出氣化爐激冷室的黑水與出洗滌塔底部的黑水減壓閥減壓后進入高壓閃蒸罐。閃蒸后的黑水與渣池送來的黑水一起進入真空閃蒸罐進行真空閃蒸。最終閃蒸后的黑水自流至沉降槽沉降分離。沉降槽底部的 黑水由沉降槽底流泵送至真空過濾機，經(jīng)脫水后的濾餅裝車外運，濾液自流到灰水槽。沉降槽上部溢流澄清液自流到灰水槽，灰水槽中的灰水經(jīng)低壓灰水泵加壓后分為三部分，一部分送至鎖斗沖洗水罐作為鎖斗排渣的沖洗水，一部分灰水送至除氧器中除氧，除氧用的蒸汽來自高壓壓蒸分離罐的閃蒸氣。除氧器中灰水經(jīng)高壓灰水泵加壓送至洗滌塔作為系統(tǒng)洗滌補充水循環(huán)使用。來自變換工段的冷凝液自洗滌塔的塔板上部進入到洗滌塔中，對水煤氣進行最后洗滌。 高壓閃蒸罐的閃蒸汽通過高閃分離罐后，水蒸汽作為常壓固定床造氣作為蒸汽利用，分離后的冷凝液返回除 氧器。低壓閃蒸罐頂?shù)拈W通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 30 蒸汽也送到除氧器作為脫氧加熱蒸汽。真空閃蒸罐頂部的閃蒸汽經(jīng)真空冷凝器被循環(huán)水冷卻，冷卻后的氣體進入惰性氣體真空泵，然后放空。真空泵分離罐分離后的冷凝液進入灰水槽。 高閃分離罐的低壓蒸汽也可以通過蒸汽噴射器抽真空用以取代真空閃蒸系統(tǒng) 的真空泵。出噴射器后經(jīng)過冷凝器冷凝后，冷凝液自流到灰水槽，少量的不凝氣通過高點放空。 凈化方案 高壓耐硫變換 新型水煤漿加壓氣化的水煤氣壓力高、溫度高、含水蒸汽多，可以直接進行變換，而無需再添加蒸汽。從而節(jié)省了 氣體壓縮和消耗水蒸汽的能力。因此設(shè)計采用先變換后脫酸氣的凈化流程。 1．新型水煤漿加壓氣化的煤氣含硫高。其中含 H2S 濃度是半水煤氣的 4 倍以上，因此使用普通鐵 鉻系中變觸媒是不適應的，必須選用 COMo 系耐硫變換催化劑。這樣水煤氣就無需先降溫、脫硫后變換，而是直接進入耐硫變換裝置，因此大大簡化了流程。又避免了工藝過程中的“冷熱病”。不用外加蒸汽，節(jié)省能量。同時 COMo系耐硫變換催化劑又是有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫的催化劑。根據(jù)托普索（ Topsoe）的 SSK 觸媒資料， COS 的轉(zhuǎn)化率接近反應平衡，齊魯化工研究院 的 QCS01 觸媒，也可達到 COS 平衡轉(zhuǎn)化率 95～ 96%。 2．采用兩中溫變換爐就可以使第二個變換爐出口的變換氣 CO（干）含量小于 %。 由于新型水煤漿加壓氣化的水煤氣的以上特點，故現(xiàn)在廣泛采用通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 31 COMo系耐硫變換催化劑，所以本工程采用耐硫變換觸媒為 QCS01，齊魯化工研究院和湖北雙雄的 QCS01 催化劑在中國有許多工廠使用業(yè)績。 脫硫脫碳 NHD 法是中國南化公司研究院和天辰化學工程公司等單位聯(lián)合開發(fā)成功的新技術(shù)，屬于物理吸收凈化技術(shù)，該工藝在常溫條件下 操作，溶劑無毒，飽和蒸汽壓低，溶劑損失小，再生熱耗低，設(shè)備材質(zhì)大部分為碳鋼，取材范圍廣，價格也便宜，相對低溫甲醇洗而言，溶液循環(huán)量大，消耗高，另外， NHD 溶劑對有機硫的吸收能力較差，該工藝的主要優(yōu)點是投資少，能耗低于除低溫甲醇洗以外的其它凈化方法。 對于本項目生產(chǎn)，從工程規(guī)模、工藝先進性、降低能耗等方面考慮，酸性氣脫除采用 NHD 工藝較好。 NHD 脫硫脫碳是八十年代后期開發(fā)的新凈化工藝，該工藝在常溫下操作（ 5～ 24℃），尤其是在 壓力下，對 H2S、 CO2選擇吸收能力較強，適用于對 H2S、 CO2含量高的變換氣凈化，溶液揮發(fā)性小，無毒、無腐蝕，該工藝具有能耗低、消耗低，成本低的優(yōu)點，近年來在許多中小型化肥廠中得到成功的應用。 NHD 溶劑是一種有機溶劑（聚乙二醇二甲醚），它對氣體中硫化物和二氧化碳具有較大的溶解能力，尤其是對硫化氫有良好的選擇吸收性，蒸汽壓低，運轉(zhuǎn)時溶劑耗損少，是一種較理想的物理吸收劑，適合于以煤（油）為原料，酸性氣分壓較高的合成氣等的氣體凈化，通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 32 脫硫時需消耗少量熱量，脫碳時需消耗少量冷量，屬低能耗的凈化方法。 利用溶液吸收 H2S 是一種物理吸收，主要原理是 NHD 溶液在常溫下可選擇吸收 H2S 氣體，使脫硫氣中硫化氫氣體含量滿足合成氨要求，吸收了 H2S 的 NHD 富液減壓、加熱后可使溶液中吸收的氣體全部解析出來，從而溶液得以循環(huán)利用。 合成系統(tǒng)改造方案 工藝設(shè)計條件要求 根據(jù)提供技術(shù)條件要求，工藝設(shè)計條件如下： 1．高壓醇： ～ 1 萬噸 /年 運行壓力 ～ 26MPa 塔阻力：≤ 高壓烷化： 運行壓力 ～ 26Mpa 塔阻力 : ≤ 合成氨： ～ 12 萬噸 /年 運行壓力 ～ 26MPa 塔阻力：≤ 、 2．入高壓甲醇系統(tǒng)： CO+CO2 ％～ ％ 入高壓烷化系統(tǒng)： CO+CO2 ≤ 200ppm～ 300ppm 入合成氨系統(tǒng)： CO+CO2 ≤ 10PPm 惰性氣含量 : ～ ％ 設(shè)計能力計算（詳細數(shù)據(jù)見物料熱量衡算表） 1．中壓聯(lián)醇系統(tǒng)： 1～ 2 萬噸 /年 系統(tǒng)壓力 : ≤ 通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 33 新鮮氣量 : ～ 38500Nm3/h 進中壓甲醇塔新鮮氣成份： 組成 H2 N2 CH4 Ar CO CO2 CH3OH H2O （ mol）% 0． 984 0 2．高壓甲醇系統(tǒng)： ～ 1 萬噸 /年 系統(tǒng)壓力 : ～ 26MPa 新鮮氣量 : 36670Nm3/h 入高壓甲醇塔新鮮氣成份： 組成 H2 N2 CH4 Ar CO CO2 CH3OH H2O （ mol）% 0 3．高壓烷化系統(tǒng)： 系統(tǒng)壓力 : ～ 26MPa 新鮮氣量 : 34550Nm3/h 入高壓烷化塔新鮮氣成份： 組成 H2 N2 CH4 Ar CO CO2 CH3OH H2O （ mol）% 0 出高壓烷化氣體（進氨塔新鮮氣）： 組成 H2 N2 CH4 Ar CO CO2 CH3OH H2O （ mol）% 0 4．氨合成系統(tǒng)： 12 萬噸 /年 系統(tǒng)壓力 : ～ 26MPa 通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 34 入塔氣量： ～ 1520xxNm3/h 新鮮氣量 : ～ 34500Nm3/h 放空氣量 : ～ 20xxNm3/h 廢鍋蒸汽產(chǎn)量 ： ～ 、 ～ 氨合成塔入塔氣成份 組成 H2 N2 CH4 Ar NH3 （ mol） % 氨合成塔出塔氣成份 組成 H2 N2 CH4 Ar NH3 （ mol） % 5．改造后高壓醇烷化氨合成物料、產(chǎn)量表 物料特性 節(jié)點名稱 氣量 Nm3/h 壓力 MPaG 氣體成分 %（干基） H2 N2 CH4 Ar CO CO2 H2O 高壓醇化進口 36670 ～ 26 烷化進口 34550 ～ 26 氨合成新鮮氣 34500 ～ 26 7ppm 3ppm 高壓醇產(chǎn)量 ～ 30t/d（甲醇） 氨合成產(chǎn)量 ～ 363t/d（合成氨） 改造技術(shù)方案 根據(jù)現(xiàn)有裝置的配置狀況及生產(chǎn)運行能力，本著以節(jié)能降耗，增產(chǎn)創(chuàng)效為宗旨，采用國昌公司的 “非等壓醇烷化凈化新工藝 ”技術(shù)?？赏ㄟ^開停中壓聯(lián)醇循環(huán)機 ,調(diào)節(jié)進入中壓聯(lián)甲醇氣體成份來調(diào)節(jié)甲醇產(chǎn)量 ， 通過中壓聯(lián)醇反應后氣體達到滿足后工段的工藝指標要求，經(jīng)過初步工藝核算，提出如下改造路線： 通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 35 具體實施方案如下 ： 1． 將原有 φ1000 老合成氨系統(tǒng)改造成高壓醇化系統(tǒng)，新制作φ1000醇合成塔內(nèi)件和 φ700甲醇氣氣換熱器內(nèi)件 ， 其他設(shè)備均利舊 ，降低改造的投資 。 2． 利用原有 φ1000新合成氨系統(tǒng)改造成高壓烷化系統(tǒng)，重新制作 φ1000 的高壓烷化塔內(nèi)件、 φ700 高壓烷化氣氣換熱器內(nèi)件、 φ700提溫換熱器（外殼和內(nèi)件），其他均利用原設(shè)備填平補齊 ， 降低改造的投資 ， 在進塔氣 CO+CO2 含量為～ 250PPm， 降低到～ 10PPm， 在氨合成出口氣提供熱源的前提下滿足高壓烷化系統(tǒng)自熱平衡 。 3． 新上一套 φ1600 的 MPa 高壓合成氨系統(tǒng)，氨產(chǎn)量 ≥12萬噸 /年。副產(chǎn) ，蒸氣產(chǎn)量～ 。其設(shè)計目的在于兩方面 ：其一、系統(tǒng)有較大的設(shè)計余 量，當系統(tǒng)在經(jīng)濟狀況下運行時，壓力可控制在 ～ ；其二、當需增加產(chǎn)量強化生產(chǎn)時，運行壓力可控制在～ Mpa, 醇氨產(chǎn)量調(diào)節(jié)方便。 工藝流程和設(shè)備 1． 高壓醇化工藝流程簡述 來自壓縮機～ 的氣體，經(jīng)醇化系統(tǒng)的新鮮氣油水分離器分離油水后分六路，一路去高壓醇塔（環(huán)隙）作為保護氣 ， 冷卻塔壁后與另一路氣體混合進入高壓醇化塔前換熱器殼程，換熱后的～120℃ 氣體 （ 主氣 ） 進醇化塔下部換熱器的殼程 ,被提溫至～ 210℃ 后經(jīng)過中心管到達零米 ,然后依次進入各催 化劑層反應 （ 其余四路分別作為 f0、 f f f3 冷激 ,調(diào)節(jié)相應的各催化劑層溫度 ） ，反應后的氣通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 36 體進塔前換熱器換熱管內(nèi)加熱殼程冷氣體，～ 80℃ 出換熱器的熱氣體去水冷器進一步降溫冷卻，然后進甲醇分離器分離甲醇 ， 進入凈醇洗滌塔，洗滌氣體中甲醇后去高壓烷化系統(tǒng)。 2． 高壓烷化工藝流程簡述： 來自高壓醇化系統(tǒng)的氣體分成兩路：一路去烷化塔環(huán)隙（作為保護氣）冷卻塔壁后與另一路氣體混合進入烷化塔前換熱器殼程換熱，溫度達～ 210℃ 后的氣體去提溫換熱器管外，進一步換熱后 ， 將溫度升到～ 270℃ 進入烷化塔催化劑床層 反應，將氣體中的 CO、 CO2轉(zhuǎn)化到 10PPm 以下，反應后的氣體由烷化塔的二次出口出來進入塔前換熱器的管內(nèi)與冷氣體換熱，溫度降到～ 80℃ 進水冷器，出水冷器的～35℃ 氣體進入烷化氨冷器進一步降到 8～ 12℃ 進水分離器，將甲烷化反應生成的水分離下來，出水分離器的氣體去氨合成系統(tǒng)。 提溫換熱器的熱源來自氨合成塔二次出口（即廢熱鍋爐進口）經(jīng)換熱后送回至合成氨系統(tǒng)塔前換熱器熱氣進口（即廢熱鍋爐出口） ,工藝流程示意圖如下。 通化化工股份有限公司原料路線與動力結(jié)構(gòu)調(diào)整改造項目 可行性研究報告 37 高壓醇烷化工藝流程示意圖 2． 氨合成工藝流程和設(shè)備 A． 工藝流程 進氨合成塔約占總氣量～ 30％的一次氣沿塔壁自上而下，冷卻塔壁后從塔一次出口出來（～ 100℃ ），出塔后的氣體抽出一股作冷激氣f3 送至塔頂控制第四 床層溫度，其余氣體和約占總氣量～ 70％的氣體混合后溫度約為（ 40～ 60℃ ）進入塔前加熱器冷氣入口，通過管間并與管內(nèi)氣體換熱至～ 180℃ 后進入合成塔二次入口，其中抽出三股 f0 f1 f2 作為冷激氣從塔頂進入催化劑層調(diào)節(jié)催化劑層溫度。氨合成塔二次入口的氣體通過下部換熱氣管間與管內(nèi)氣體換熱至（ 380℃ ～400℃ ），由中心管進入催化劑層，反應后的氣體通過塔下部換熱器管程出塔（二出）。出合成塔后的氣體～ 345℃ 分二部分：一部分進入廢熱鍋爐、另一部分進入