4.5.5 装置危险性物料主要物性

序 号 物料 名称 分 子 量 熔 点 沸 点 闪 点 燃 点 爆炸极限 (V%) 上限 72.6 70.9 下限 8.28 7.60 毒性程度 火险分类 甲类 甲类 国家卫生标准 爆炸级组 备注 1 水煤气 20 中度 dⅡCT3 dⅡCT3 CO≤ 30mg/3 m 2

变换气 21.6 中度 4.5.6 工艺流程简述

从气化工段来的水煤气（3.8MPa（A）、216℃）进入本工段第一水分离器（V1）。分离出冷凝液后的水煤气分为两股：第一股气经中温换热器E1换热至250℃后进入第一中温变换炉R1A/B（两台变换炉可单独操作，亦可并连操作，炉型为轴径向式），出第一变换炉A/B的变换气在中温换热器E1内与第一股水煤气进行换热，温度降至387℃，与第二股水煤气混合并喷入激冷液，温度调至250℃后进入第二中温变换炉R2，出第二中温变换的变换气进入蒸汽过热器E2，在蒸汽过热器中将来自管网的3.82MPaG的饱和蒸汽及本工段中压废热锅炉E3产生的3.82MPaG的饱和蒸汽一并加热至380℃，然后变换气经中压废热锅炉E3后进入中压锅炉给水加热器E4，温度降至220℃后进入低温变换炉R3，出低温变换炉的变换气中CO含量为0.8%（mol干基）经高压锅炉给水加热器E5将高压锅炉给水加热至148.7℃分离出冷凝液后进入第一低压废热锅炉E6，产生0.6MPaA饱和蒸汽，分离冷凝液后进入第二低压废热锅炉E7，产生0.3MPaA饱和蒸汽，分离冷凝液后依次经脱盐水加热器E8、第三水分离器V5、变换气水冷器E9、第四水分离器V6温度降至40℃后至净化工段。

第一、二水分离器分离出的冷凝液一起减压至3.5MPaG送至气化工段。第三、四水分离器（V5、V6）分离出的冷凝液经气提气冷凝分离器（E10）加热后进入气提塔（T1）用低压蒸汽进行气提，气提后的冷凝液经冷凝液加压泵（P3A,B）加压后送入气化，气提气则经气提气冷凝分离器（E10）冷却分离，分离出的冷凝送至污水处理，不凝气则送至气化火炬焚烧。

第二低压废热锅炉（E7）产生的0.3MPaA饱和蒸汽除本工段气提塔（T1）和脱氧槽（V8）消

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耗部分外，其余外送。所有废锅的锅炉排污送至排污膨胀槽（V9），用一次水降温后排放。

管网来的脱盐水经脱盐水加热器（E8）加热后，除补充脱氧槽用水外送至锅炉房。除氧器用本工段产的低压蒸汽进行除氧，经除氧后的锅炉给水分为两股，第一股经低压锅炉给水泵（P1A,B）加压后送至第一、二低压废热锅炉；第二股经中压锅炉给水泵（P2A,B）加压后，一部分送至合成氨工段，另一部分经中压锅炉给水加热器（E4）加热送至中压废热锅炉（E3）。

另设有开工用氮气加热器（F1）和二硫化碳贮槽（V7），并配有开工催化剂升温还原管路。 4.6 低温甲醇洗

4.6.1 概述

净化工段的主要任务是脱除变换气中的对分子筛干燥和和成催化剂有毒的气体H2S、COS、CO2等。 4.6.2 工艺方案选择

目前，合成氨厂中脱除H2S的方法有改良A.D.A法、栲胶法、G-V法、NHD法，脱除CO2的方法主要有改良热钾碱法，NHD法、MDEA法、低温甲醇洗法（同时脱除H2S）等，但对于GSP粉煤加压气化所生产的水煤气，因为水汽比大、压力高、硫含量高、CO2含量高等特点，可供选择的净化方法主要有以下两种选择：

1）低温甲醇洗； 2）NHD脱硫脱碳。

低温甲醇洗法属于物理吸收，在低温（-50℃~-60℃下），溶剂吸收能力大，溶液循环量小，气体净化度高，再生热耗少，操作费用低，能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2，溶液不起泡、不腐蚀，H2S浓缩简单，在原料煤硫含量波动较大的情况下，H2S的浓度也可满足硫回收的要求。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢材，需要引进国外的低温材料，所以基建投资高，但其最大优点是溶剂价格便宜，消耗指标和能耗均低于其它净化工艺，在大型合成氨厂中普遍采用。低温甲醇洗的专利技术具有代表性专利商为：国外为林德和鲁奇的技术；国内为大连理工大学的技术，两种技术都为成熟技术，但国外专利费、基础设计费较高，因此，本工程为节省投资选用国内技术。

NHD法是中国南化公司研究院等单位开发成功的新技术，属于物理吸收净化技术，该工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽压低，溶剂损失小，再生热耗低，设备材质大部分为碳钢，取材范围广，价格也便宜，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大，消耗高，另外，NHD溶剂对有机硫的吸收能力差，对高硫煤要增加有机

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硫水解设备。该工艺的主要优点是投资少，能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化方法。

低温甲醇洗和NHD净化方法比较。 净化方法 生产规模 原 料 H2S 净化气 CO2 溶液成份 再生方法 <0.1% NHD 氮气气提 或空气气提 脱S：14.17 电 耗 度/tNH3 脱C：59.5 合计：73.67 蒸 汽 t/tNH3 脱S：0.32 脱C：0 脱S：17.04 水 t/tNH3 脱C：0.72 合计：17.16 冷 量 溶剂消耗 kg/tNH3 脱S：0.2 脱C：0.2 合计：0.4 脱S：1.080 脱C：1.034 合计：2.114 0.288GJ/tNH3 1 合 计：8.16 合 计：0.31 合 计：25 20PPm CH3OH 闪蒸+气提 单 位 t/d NH3 NHD脱硫脱碳 484 煤 <1PPm 1000 煤 0.1PPm 低温甲醇洗 总能耗 kJ310/tNH3 61.4486 XXXX能化有限公司XXXX60万吨醇氨（I期50万吨合成氨）工程来讲，从工程规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑，I期50万吨合成氨酸性气脱除采用低温甲醇洗工艺较好。

4.6.3 本装置三废治理及环境保护措施

净化工段排出的二氧化碳气和尾气分别来自CO2气提塔和H2S浓缩塔顶部，主要含有CO2、N2、CO等，H2S含量<25ppm，此两种气体经换热器回收冷量后通过消音器

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后放空，排放高度70m。废水来自甲醇水分离塔，含有微量甲醇（<2％），送污水处理装置处理后达标排放。

4.6.4 催化剂、吸附剂、化学品技术规格

序号 1 名称 甲醇 规格 (型号、尺寸) 控制组分名称 标准 GB338-92 备 注

4.6.5 工艺流程简述

来自变换工段的3.6MPa（A），40℃变换气进入本工段，与循环气体混合，并在原料气中注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后，气体经原料气冷却器（E01）与从液氮洗来的净化气、CO2气提塔塔顶出来的二氧化碳气和从H2S浓缩塔出来的尾气换热降温，经水分离器（V01）分离出冷凝的甲醇、水混合物后，原料气从底部进入甲醇洗涤塔（T01），与自上而下的贫甲醇逆流接触，脱除气体中的CO2、H2S和COS，塔顶出来的净化气去液氮洗工段。从水分离器（V01）分离出的甲醇、水混合物经甲醇水分离塔给料加热器（E16）加热后进入甲醇水分离塔（T05）中上部。

在甲醇洗涤塔(T01)上部，用来自热再生工段温度较低的贫甲醇液脱除CO2，在甲醇洗涤塔（T01）底部对H2S、COS进行吸收，CO2吸收的熔解热部分通过去下塔的甲醇带走，再通过循环甲醇冷却器（E06）用来自H2S浓缩塔（T03）的冷甲醇液冷却循环甲醇及通过3＃甲醇急冷器（E05）用冷冻剂冷却循环甲醇，带走部分热量。

由于CO2在甲醇中的溶解度比H2S在甲醇中的溶解度低，送入甲醇洗涤塔中CO2脱除段的甲醇流量要比送入H2S脱除段的要大。甲醇洗涤塔（T01）CO2脱除段中多余的甲醇从塔的中部抽出。

甲醇洗涤塔（T01）底部富含H2S甲醇通过甲醇换热器（E07）和1＃甲醇急冷器（E03）分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液氨冷却。经过冷却，这部分甲醇减压膨胀后压进入１＃循环气闪蒸罐（V02）回收闪蒸出来的H2。来自１＃循环气闪蒸罐（V02）的闪蒸气经循环气压缩机（C01）压缩，经压缩机后冷却器冷却，在进入原料气冷却器之前并入上游变换气中。

来自甲醇洗涤塔（T01）的富含CO2甲醇与上述过程一样，先经甲醇换热器（E07）和2＃甲醇急冷器（E04），分别被来自CO2气提塔给料泵（P02A,B）的甲醇和冷冻剂液氨冷却，减压膨胀后进入2＃循环气闪蒸罐（V03），闪蒸后的闪蒸气再经１＃循环气闪蒸罐（V02）由循环气压缩机（C01）压缩。

循环气压缩机（C01）同时压缩来自液氮洗工段的闪蒸气以提高Ｈ2回收量。

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来自２＃循环气闪蒸罐（V03）的富含CO2的甲醇先膨胀进入CO2气提塔顶，在CO2气提塔（T02）中，富含CO2甲醇液膨胀后产生无硫CO2气体，经原料气冷却器（E01）回收冷量后与来自H2S浓缩塔（T03）的尾气一起经高点放空。

从CO2气提塔（T02）中较低的升气管式塔板上抽出来的温度较低的甲醇液送入H2S浓缩塔（T03）的中上部，来自CO2气提塔（T02）底部的富含H2S甲醇也进入H2S浓缩塔下段。为了提高装置H2S馏分的浓度,在H2S浓缩塔下部用来自空分工段的低压氮气对CO2进行气提，同时在塔的上部，用来自CO2气提塔（T02）顶部的另一股没有被用作CO2气提塔（T02）回流洗涤液的无硫甲醇对气提出来的H2S和COS进行洗涤。出H2S浓缩塔的尾气基本上不含硫，经原料气冷却器（E01）换热后与来自CO2气提塔（T02）的CO2气一起放空。

从H2S浓缩塔（T03）升气管式塔板上抽出温度较低的甲醇液作为冷却剂先后用在３＃贫甲醇冷却器（E08）、循环甲醇冷却器（E06）及甲醇换热器（E07），在经过循环甲醇冷却器（E06）换热升温后进入甲醇闪蒸罐（V07）,闪蒸出来的闪蒸气进入CO2气提塔（T02）的底部与来自上部的甲醇逆流接触脱除闪蒸气的H2S组分。来自甲醇闪蒸罐（V07）的闪蒸液经CO2气提塔（T02）给料泵（P02A,B）加压后进入甲醇换热器（E07）作为冷却剂，在此换热过程中产生的闪蒸气在进入CO2气提塔（T02）脱硫之前在CO2气提塔（T02）底部进行分离。

从H2S浓缩塔（T03）底部出来的富含H2S甲醇经甲醇再生塔给料泵（P03A,B）通过2＃贫甲醇冷却器（E09）、1＃贫甲醇冷却器（E10）进入甲醇再生塔（T04）。在甲醇再生塔（T04）中由甲醇再生塔再沸器（E11）加热产生的甲醇蒸汽及来自甲醇水分离塔（T05）的甲醇蒸气气提，对富甲醇中所含有的H2S及CO2进行完全解吸，甲醇再生塔（T04）顶部气体经甲醇再生塔回流冷却器（E12）、酸性气换热器（E14）及甲醇再生塔回流冷凝器（E13）分别被冷却水、冷酸性气及冷却剂液氨冷却。冷凝液经H2S浓缩塔（T03）底部及经甲醇再生塔回流泵（P06A,B）送回甲醇再生塔（T03）顶部。离开酸性气分离器（V05）的酸性气，通过酸性气换热器（E14）加热后作为硫回收工段原料，离开本工段。

离开甲醇再生塔（T04）塔底经过再生的贫甲醇在1＃贫甲醇冷却器（E10）中冷却到42℃，经甲醇收集槽（V04）缓冲，再用贫甲醇泵（P04A,B）升压。升压后的贫甲醇经水冷却器（E18）、2＃贫甲醇冷却器（E09）、3＃贫甲醇冷却器（E08）冷却后进入甲醇洗涤塔（T01）。

来自水分离器（V01）的甲醇和水混合物冷凝液经甲醇水分离塔给料加热器（E16）加热，送入甲醇水分离塔（T05），通过蒸馏将水和甲醇进行分离。该塔由甲醇水分离塔再沸器（E15）进行加热，塔顶甲醇蒸汽送甲醇再生塔（T04），而水作为废水排出，送往污水处理系统。甲醇水分离塔（T05）所需的回流甲醇由甲醇再生塔（T04）再生甲醇提供，通过甲醇水分离塔给料泵

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