【導讀】蚃膀聿薃蕿腿膁蒞袇膈芄薁某企業(yè)年產(chǎn)95萬噸焦化、年產(chǎn)10萬噸甲醇、年產(chǎn)1萬噸金屬鎂工程可行性研究報告?？裳袌蟾婢幹频囊罁?jù)和原則6. 項目提出的背景投資的必要性和經(jīng)濟意義7. 研究的簡要綜合結論9. 21國內外市場情況預測12. 項目主要產(chǎn)品及用途12. 22產(chǎn)品價格分析20. 31產(chǎn)品方案及生產(chǎn)規(guī)模22. 32產(chǎn)品質量標準23. 工藝技術方案的確定28. 控水平和主要控制方案49. 儀表類型的確定50. 5原材料輔助材料及燃料的供應57. 廠址擬占地情況60. 75貯運設施及機械化運輸77. 原料及產(chǎn)品貯運77. 管道保溫及防腐81. 92設計執(zhí)行的環(huán)境質量標準及排放標準100. 93建設項目主要污染源及主要污染物排放量102. 氣相污染物防治措施111. 廢水污染防治措施113. 固體廢物防治措施114. 2承辦單位烏海市岳佳煤焦化有限責任公司。4法定代表人武岳。2烏海市岳佳煤焦化有限責任公司提供的煤質配煤方案地形圖工。5根據(jù)市場預測和當?shù)厍闆r制定產(chǎn)品方案做到產(chǎn)品方案合理產(chǎn)銷。廢治理措施先進適用有效并與工程建設實現(xiàn)三同時將環(huán)境污染降低

　　

【正文】 脫硫可并可串正常生產(chǎn)時兩塔串聯(lián)操作當一塔檢修時另一塔變可滿足工業(yè)用氣的要求 脫硫塔采用新型輕瓷填料 脫硫富液的再生采用塔式空氣氧化再生 硫的回收采用熔硫釜生產(chǎn)硫磺 剩余氨水蒸氨采用直接蒸汽將氨蒸出并考慮配入 NaOH 分解氨水中的固定氨 3 硫銨 焦爐煤氣中氨的脫除和回收一般分為氨水硫銨和氨分解三種流程 a 氨水流 程 氨水流程產(chǎn)品為濃氨水六十年代由于硫酸緊缺發(fā)展了氨水流程由于濃氨水作為農用肥料貯運使用不便一般北方地區(qū)不采用該流程但該流程具有投資少便于操作管理等特點所以一般小型化廠采用該流程 b硫銨流程是用硫酸母液吸收煤氣中氨形成硫銨該流程為建國初期從原蘇聯(lián)引進的技術由于吸收方式不同又可以分為飽和器法直接法半直接法間接法和無飽和器法酸洗兩種流程近幾年工藝技術又有新突破硫銨作為一種固體肥料在農業(yè)生產(chǎn)中廣泛應用硫銨流程投資大我國大型焦化廠一般采用該流程 c 氨分解流程 氨分解工藝流程是近幾年國外引進的新技術蒸氨后將氨汽在還原 氣下分解生成 H2CON2 等低熱值尾氣該工藝沒有氨產(chǎn)品銷售困難的問題尾氣還可以作為低熱值燃氣供用戶 本設計煤氣的脫氨采用噴淋式飽和器新工藝該工藝集酸洗與結晶為一體流程簡單具有煤氣系統(tǒng)阻力小結晶顆粒大硫銨質量好等優(yōu)點 硫銨干燥采用振動流化床干燥器具有干燥效果好操作彈性大不易結塊等特點 除塵采用旋風除塵器及霧膜水浴除塵器兩級除塵環(huán)保效果好 4 終冷洗笨脫笨 洗笨洗油基本上分為兩種一種是石油洗油及輕柴油二是焦油洗油焦油洗油由高溫焦油加工而得來源方便成本低吸收能力強在我國大多數(shù)焦化廠都采用焦油洗油洗笨 脫笨一般分為蒸汽 加熱笨和管式爐加熱脫笨兩種方法管式爐脫笨具有粗笨回收率高蒸汽消耗少含酚廢水少不受蒸汽壓力流動影響蒸餾和冷卻設備尺寸小投資低等優(yōu)點近幾年又開發(fā)了脫笨塔側線切取萘餾分新工藝 終冷采用橫管冷卻器分上下兩段分別用循環(huán)水和制冷水冷卻 脫笨采用管式爐加熱富油一塔脫笨工藝生產(chǎn)粗笨 4 甲醇生產(chǎn) 1 干法脫硫 本裝置氣體中無機硫含量 200mgNm3有機硫為 250mgNm3采用干法脫硫 針對焦爐氣中氨含量高達 08 且在 20MPa 壓力下進行脫硫故先采用常溫氧化鐵法可以起到較好的脫硫效果并用同時可以實現(xiàn)脫硫劑再生 脫硫劑采用 TG1 常 溫氧化鐵為紅褐色條狀固體累積工作容量≥30 流體阻力小使用空速及線速度較大其反應機理 脫硫 Fe2O3 H2O3H2S Fe2S3 H2O3H2O 再生 Fe2S3 H2O32O2 Fe2O3 H2O3S 加壓操作可以增大硫化氫的分布密度提高脫硫劑的硫容減小設備尺寸降低脫硫生產(chǎn)成本采用常溫氧化鐵法脫硫效率可達 99 焦爐氣H2S 會計師降至 2mgNm3 為了進一步脫除 H2S 及焦爐氣中的有機硫本裝置采用兩級加氫轉化后脫硫工藝最終焦爐氣硫含量降至 01PPm 以下滿足轉化催化劑對硫會計師要求 2 轉化 氣態(tài)烴轉化工藝有蒸汽轉化法 催化部分氧化法和間歇催化轉化法幾種 蒸汽轉化需外供熱量轉化爐結構復雜投資多常用于天然氣的一段轉化間歇催化轉化法即蓄熱式催化轉化法采用周期性間斷加熱來補充烴類轉化過程所需要的反應熱此方法需消耗相當量的原料氣是不經(jīng)濟的為此本可研推薦催化部分氧化法依據(jù)甲醇合成對原料氣的要求采用純氧部分氧化轉化工藝 3 甲醇合成 甲醇工藝按壓力分類可分為高壓中壓低壓法高壓法是在30Mpa320380℃的操作條件下通過 Cu 系催化劑來合成甲醇其特點是技術成熟但投資和生產(chǎn)成本較高產(chǎn)品質量差設備制造難度大已逐漸被淘汰中低壓法的合成壓力分別 為 10MPa 和 50MPa 左右操作溫度為200300℃使用 CuZnAl 系催化劑中壓法比高壓法優(yōu)越主要表現(xiàn)在能耗低粗甲醇產(chǎn)品質量高設備易制造投資相對較低 低壓合成法是目前國內外普遍采用的方法幾種主要的低壓法工藝過程大致相同技術都比較成熟主要區(qū)別在于各種工藝所采用的反應器不同反應熱回收的方式也不同低壓法中從英國 lCl德國 Lurgi技術使用最早也最為普遍此外還有丹麥托普索德國林德日本東洋工程公司的 MRF 反應器可見低壓合成工藝盡管工業(yè)化已經(jīng)幾十年了仍在不斷改進發(fā)展 我國七十年代未和八十年代初先后引進了 lCl和 Lurgi工藝技術興建了低壓法甲醇生產(chǎn)裝置隨后經(jīng)消化吸收自己設計出了低壓甲醇合成工藝實現(xiàn)了甲醇反應器制造國產(chǎn)化我國設計的反應器主要是管殼式等溫反應器本著立足國內加工制造的原則本設計采用低壓合成技術甲醇反應器采用管殼式等溫反應器 4 甲醇精餾 粗甲醇質量決定精餾過程技術方案的選擇自從合成采用銅系觸媒后粗甲醇質量得到顯著改善其雜質含量大幅度降低高級烷烴含量大幅度降低高級烷烴含量減少降低了精餾塔的負荷目前工業(yè)上采用兩塔流程已能得到優(yōu)質工業(yè)品但從節(jié)能降耗角度出發(fā)也可采用三塔精餾三塔精餾將以往的主精餾塔分為加壓精餾塔和常 壓精餾塔將加壓精餾塔塔頂出來的甲醇蒸汽作為常壓精餾塔的熱源節(jié)約了蒸汽通常三塔精餾比兩塔精餾約降低能耗 30 但投資稍有增加 從節(jié)能降耗的原則出發(fā)精餾工藝選擇三塔流程 5 空分裝置 焦爐煤氣制甲醇需要純 的 N2純氧和純氮的制取可以采用 PSA裝置也可以通過空分裝置獲得對于純度大于 93 的氧氣或氮氣用 PSA裝置成本比空分裝置較高而且當生產(chǎn)能力較大時 PSA 裝置需要多套裝置才能滿足要求并且 PSA 裝置只能生產(chǎn)單一品種的氣體不能同時生產(chǎn)氧氣和氮氣所以本項目選用空分裝置比較合理 6 金屬鎂裝置 a 生產(chǎn)原理 皮江法生產(chǎn)中利用煅燒白 云石獲得氧化鎂在溫度 1150℃ 1200℃能獲得較好的煅白其反應式為 MgCO3CaCO3MgOCaO2CO2 將煅白和還原劑一般用 75 硅鐵按最佳的配料比混合在還原溫度下進行還原反應其反應式為 2 MgOCaO Si2Mg2CaOSiO2 b 工藝流程的選擇 由于原料條件所限電解法不太適宜皮江法煉鎂歷史悠久工藝純熟工藝過程簡單成品鎂純度高但污染問題與當今世界大力提倡環(huán)境保護無疑發(fā)生了尖銳的矛盾采用已應用成功的塔式除塵器能夠解決污染問題所以本可研選用皮江法 全廠工藝方塊流程圖見圖 4－ 1A 和 41B 42 工藝流程和消耗定額 工藝流程簡述 1 煉焦熄焦 由備配煤工序來的洗精煤由輸煤棧橋運至煤塔裝煤車行至煤塔下方通過搖動給料器將煤裝入裝煤車的煤箱內逐層裝煤并通過搗固機逐層搗實然后將搗好的煤餅從機側裝入炭化室煤餅在炭化室內9501050℃的高溫下干餾經(jīng)過約 225 小時的干餾即可成熟成熟的焦炭由推焦車推出經(jīng)攔焦車導入熄焦車然后由熄焦車送至熄焦塔噴水熄滅紅焦熄焦后的焦炭卸至涼焦臺經(jīng)補充熄焦涼焦后由刮板放焦機放至皮帶送篩儲焦工序熄焦塔處設光電自動控制器通過控制器中的時間繼電器調整噴灑時間 保證紅焦熄滅 煤在炭化室干餾過程中產(chǎn)生的荒煤氣經(jīng)炭化室頂部上升管橋管匯入集氣管在橋管和集氣管內用壓力為 02503MPa 溫度約 75℃的循環(huán)氨水噴灑冷卻使 650℃左右的荒煤氣冷至 82℃左右再經(jīng)吸氣彎管和荒煤氣管抽至冷鼓工序在集氣管內冷凝下來的焦油和氨水一道經(jīng)焦油盒吸煤氣管進入煤氣凈化車間進行煤氣的凈化及化學產(chǎn)品的回收裝煤過程中逸散的荒煤氣由爐頂設的消煙除塵車抽吸至車上在車上進行燃燒除塵凈化后排入大氣 在焦爐出焦過程中產(chǎn)生的大量揮發(fā)性高溫含塵煙氣在焦炭熱浮力及風機的作用下收入設置在導焦車上的大型吸氣罩然后通過接 口進消煙車進行凈化凈化后的煙氣排入大氣 焦爐加熱用回爐煤氣由外管送至焦爐再經(jīng)煤氣總管煤氣預熱器主管和下噴管進入各燃燒室在燃燒室與經(jīng)過蓄熱室予然的空氣接觸燃燒混合后的煤氣空氣在燃燒室由于部分廢氣的循環(huán)使火焰加長使高向加熱更加均勻合理燃燒煙氣溫度可達約 1200℃燃燒后的廢氣經(jīng)跨越孔立火道斜道再經(jīng)蓄熱室由格子磚把廢氣的部分顯熱回收后依資進入分煙道總煙道煙囪排入大氣 2 化產(chǎn)回收 1 冷凝鼓風工序 自焦爐吸氣管來的煤氣焦油氨水混合物約 82℃經(jīng)氣液分離器分離后荒煤氣進入橫管初冷器頂部初冷器分三段荒煤氣在一二段與逆錯流而上 的循環(huán)水冬季一段為采暖水間接換熱使其溫度由 8082℃降至 45℃左右再進入三段與低溫水逆錯流間接換熱進一步降溫到 22℃2 脫硫及硫回收工序 來自冷鼓工序的粗煤氣進入脫硫塔下部與塔頂噴淋下來的脫硫液逆流接觸洗滌后煤氣中 H2S 含量小于 200mgNm3 煤氣經(jīng)捕霧段除去霧滴后全部送至硫銨工序 從脫硫塔中吸收了 H2S和 HCN的脫硫液經(jīng)液封槽后進入溶液循環(huán)槽經(jīng)補充少許從蒸氨來的濃氨水和催化劑貯槽滴加的催化劑溶液后用溶液循環(huán)泵抽送至預熱器再進入再生塔下部與空壓站來的壓縮空氣并流再生再生后的脫硫貧液返回脫硫塔頂循環(huán)噴淋脫硫硫泡沫則由再生塔頂部擴大部分排至硫泡沫槽再由硫泡沫泵加壓后送至熔硫釜連續(xù)熔硫生產(chǎn)硫磺外售熔硫釜內分離的 清液送至溶液環(huán)槽循環(huán)使用 由冷鼓來的剩余氨水與從蒸氨塔底來年蒸氨廢水在氨水換熱器中換熱并加入堿液后進入蒸氨塔在蒸氨塔中被蒸汽直接蒸餾蒸出的氨汽入氨分縮器用循環(huán)水冷卻冷凝下來的液體入蒸氨塔頂作回流未冷凝的含 NH3 約 10 的氨汽進入氨冷凝冷卻器用循環(huán)水冷凝成濃氨水送脫硫工序作為脫硫補充液蒸氨塔塔底排出的蒸氨廢水在氨水換熱器中與剩余氨水換熱后進入蒸氨廢水中間槽然后由廢水泵加壓經(jīng)廢水冷卻器冷卻后送至生化處理 34 洗脫苯工序 來自硫銨工序的粗煤氣經(jīng)終冷塔上段的循環(huán)水和下段的低溫水換熱后將煤氣由 55℃降至 27℃然后進入洗苯塔由下而上經(jīng)過洗苯塔填料層與塔頂噴淋的貧油逆流接觸煤氣中的苯被循環(huán)洗油吸收再經(jīng)塔的捕 霧段脫除霧滴后出洗苯塔其中一部分送焦爐做回爐煤氣一部分送粗苯管式爐作燃料一部分送低溫水系統(tǒng)制冷機組作燃料剩余煤氣送氣柜用于制甲醇 從洗苯塔底來的富油由貧油泵加壓后進入油汽換熱器與脫苯塔頂部來的 93℃的熱粗苯氣體換熱使富油預熱到 60～ 70℃然后入貧油換熱器與脫苯塔底出來的熱貧油換熱最后進入管式加熱爐被加熱到180℃左右進入脫苯塔進行蒸餾從脫苯塔頂部出來的粗苯蒸汽進入油汽換熱器與洗苯塔來的富油換熱降溫部分粗苯蒸汽被冷凝然后進入粗苯冷凝冷卻器用低溫水冷卻至 25～ 30℃進入粗苯油水分離器進行分離分離出的粗苯入粗苯回 流槽部分粗苯經(jīng)粗苯回流泵送至脫苯塔頂作回流其余進入粗苯中間槽經(jīng)計量后送入粗苯貯槽再用粗苯輸送泵定期送往庫區(qū)貯存外售粗苯油水分離器分離出的油水混合物入控制分離器在此分離出的洗油送至地下槽經(jīng)液下泵送貧油槽分離的粗苯分離水送至生化處理 脫苯后的熱貧油從脫苯塔底部流出自流入貧油換熱器與富油換熱將溫度降至 120℃左右進入貧油槽由貧油泵加壓送至貧油冷卻器分別被循環(huán)水和低溫水冷卻至 30℃左右送洗苯塔循環(huán)噴淋洗滌煤氣 0406MPa 表蒸汽被粗苯管式加熱爐過熱至 400450℃左右部分作為洗油再生器的熱源另一部分直接進入脫 苯塔作為其熱源管式爐所需燃料由洗苯后的煤氣供給 為了降低洗油中的含萘量在脫笨塔側線引出萘油餾份以降低貧油含萘引出的萘油餾份進入萘揚液槽用蒸汽壓出送冷鼓工序的機械化氨水澄清槽 由庫區(qū)來的新洗油送入貧油槽作循環(huán)洗油的補充由終冷塔冷凝所得的煤氣冷凝液由冷凝液輸送泵送至冷鼓工序 洗油在循環(huán)使用過程中質量逐漸惡化為保證洗油質量采用洗油再生器將部分洗油再生洗油再生量為循環(huán)洗油量的 115 用過熱蒸汽加熱蒸出的輕組分油氣進入脫笨塔殘留在再生器底部的殘渣排入殘渣池定期送往煤場 53 甲醇生產(chǎn) 1 氣柜工序 從焦化系統(tǒng)化產(chǎn)來的剩余焦爐煤氣 400mmH2O40℃經(jīng)氣柜入口水封進入氣柜穩(wěn)壓后送往焦爐氣壓縮工序 氣柜水槽內的水以每小時 5m3 的速度更換廢水排至生化處理 2 焦爐氣壓縮工序 從氣柜來的壓務為 400mmH2O 溫度 25℃的焦爐氣入焦爐氣壓縮機升壓至 23MPa 冷卻到 40℃后送精脫硫工序 3 精脫硫工序 從焦爐氣壓縮來的 常溫焦爐煤氣經(jīng)過濾器過濾后進入預脫硫槽利用常溫脫硫劑脫除焦爐氣中絕大部分 H2S 使焦爐氣中 H2S 降至2mgNm3 焦爐氣經(jīng)粗脫硫后送往轉化工序與轉化氣換熱至～ 360℃后進入一級加氫轉化器使有機硫轉化成無機硫進入中溫脫硫槽脫硫使焦爐氣中總硫含量降至 30mgNm3 以下進入二級加盟轉化器將焦爐氣中有機硫全部轉化成無機硫后進入最終氧化鋅脫硫槽脫硫 經(jīng)過以上三級脫硫可將焦爐氣中有機硫無機硫除去焦爐氣中總硫含量降至 01p