1、WORD格式氣化由原料儲運系統來的粒度 10mm 的原料煤從煤倉 351V101301送出，經煤稱重進料機 351M101301計量進入磨煤機 351H101301，來自石灰石粉倉 351V107307的石灰石粉也經石灰石粉進料機 351M102302計量進入磨煤機。與一定量的工藝水混合磨成一定粒度分布的約 5865%濃度的煤漿。參加石灰石是為了降低灰熔點。煤漿經磨煤機出料槽（ 351V102302 由 磨 機 出 料 槽 泵 351P103303A/B輸 送 至 煤 漿槽 352V001A/B ， 再 分 別 經 煤 漿 給 料 泵352P101301A/B升壓至 9.6MPa 進入兩對對置

2、工藝燒嘴 353Z101301AD。從外管引來的高壓氧氣，分兩股經平安連鎖閥后，分四股等量進入兩對對置工藝燒嘴。煤漿和氧氣在氣化爐 353F101301內在 6.5MPa，1400條件下發生局部氧化反響生成煤氣，反響后的粗煤氣和溶渣一起流經氣化爐底部的激冷室激冷后，使氣體和固渣分開，激冷后的粗煤氣再經文丘里洗滌器 354A101301，旋風別離器354S101301和洗滌塔354T101301三級洗滌除塵后，溫度約 243，壓力 6.36MPaG、水蒸汽 /干氣約1.49 送后續工序。熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣機 353H101301 破碎后進入鎖斗 353V105305 ， 定 期 排

3、 放 渣 池 353V106306， 再 由 渣 池中的撈渣機353L101301將粒化渣從渣池中撈出裝車外運。含 細 渣 的 水 由 渣 池 泵353P102302A/B/C送至真空閃蒸罐354V105305。由洗滌塔 354T101301排出的洗滌水經黑水循環泵 354P104304A/B分成兩路，一路去文丘里洗滌器做為洗滌用水；另一路去氣化爐的激冷室做為激冷水。黑水從氣化爐，旋風別離器 354S101301，洗滌塔354T101301底局部別經減壓閥進入蒸發熱水塔 354T102302減壓至 0.8MPa G閃蒸出水中溶解的氣體，閃蒸后的黑水進入低壓閃蒸罐 354V103303經過一次閃

4、蒸后，再進入真空閃蒸罐 354V105305 進 一 步 閃 蒸 ， 經 三 級 閃 蒸 后 的 79黑 水 自 流 進 入 澄 清 槽354V008A/B，經澄清槽沉降別離細渣，沉降后的沉降物含固量約 810%，由澄清槽底部排出，經澄清槽底流泵送至真空過濾機354S002A/B過濾，濾液進入磨煤水槽354V015，經磨煤水泵354P010A/B送至磨煤機 351H101301做補水；濾餅裝車外運。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽354V009，灰水槽中的灰水經鎖斗沖洗水 /廢水泵354P008A/B/C一局部去鎖斗沖洗水冷卻器353E102302冷卻后，送至鎖斗沖洗水罐353V107307專業

5、資料整理WORD格式作為鎖斗的沖洗水，另一局部作為污水，連續排放至污水處理； 再有一局部低壓灰水泵 354P005A/B/C灰水去蒸發熱水塔與中壓閃蒸氣逆流接觸，傳質傳熱，送至洗滌塔 354T101301做為系統補充水循環使用。洗滌塔 354T101301缺乏的洗滌水由變換來的工藝冷凝液和高壓鍋爐給水補充。蒸發熱水塔 354T102302頂的閃蒸氣經酸性氣冷凝器 354E104304冷卻 后，進入酸性氣別離器 354V107307，別離后的氣體去變換工段回收熱量，別離后的冷凝液返回灰水槽使用。自低壓閃蒸罐的閃蒸氣 進 入 低 壓 閃 蒸 冷 凝 器 354E101301 用循環水冷卻后，進入低

6、壓閃蒸別離器 354V101301 ，別離后 的氣體高點放空，別離后的冷凝液返回灰水槽使用。真空閃蒸罐頂的閃蒸氣經真空 閃蒸冷凝器354E102302用循環水冷卻后，送至真空閃蒸別離罐 354V106306， 別離后的氣體經真空泵354P103303和真空泵別離罐后放空，真空閃蒸別離罐分 離的冷凝液自流進入灰水槽 354V009使用。變換變換工序的主要目的是將氣化送來的粗煤氣中的CO 經變換反響局部變換成 H2， 使變換氣 H2/CO 比滿足甲醇合成的要求，并根據不同的溫度X圍產生不同等級的蒸 汽進展工藝余熱回收。來自氣化工段的水煤氣 243， 6.40MPaA ，水氣比為 1.49，進變換系

7、統后分成兩股：一股作為配氣，進入水煤氣廢熱鍋爐 371E005降溫到200，同時生產 1.1MPaG飽和蒸汽送至管網，降溫后的水煤氣進入第三水別離器371V005別離出冷凝液；另一股進入水煤氣廢熱鍋爐371E001溫度降至 225，并生產 1.1MPaG飽和蒸汽送至管網，降溫后的水煤氣經第一水別離器 371V002別離冷凝液后，經中溫換熱器 /蒸汽過熱器 371E002的中溫換熱器預熱至 260進入變換爐 371R001，變換爐內裝有兩段耐硫變換催化劑，氣體在變換爐中發生變換反響。出變換爐的變換氣CO 含量約為8.82%干，溫度約為 442，依次經中溫換熱器 /蒸汽過熱器 371E002和變換

8、廢熱鍋爐 371E003溫度降至 238，同時生產 2.5MPaG飽和蒸汽經蒸汽過熱器過熱至 380送管網。作為配氣的水煤氣與出變換廢熱鍋爐 371E003的變換氣混合后經中壓鍋爐給水加熱器 371E006溫度降至 188，然后經低壓廢熱鍋爐 371E004溫度降至 169進入第二水別離器 371V003，低壓廢熱鍋爐同時生產 0.5MPaG 飽和蒸汽送管網。經第二水別離器 371V003別離冷凝液后的變換氣依次經低壓鍋爐給水加熱器 371E007降至 153、專業資料整理WORD格式脫鹽水加熱器 371E008、變換氣水冷器 371E009溫度降至 40，然后進入洗氨塔371T001。在洗氨

9、塔底局部離出冷凝液的變換氣再用洗滌水洗掉 變換氣中的氨后送至低溫甲醇洗工段。第一、二、三水別離器 371V002/003/005別離出的高溫冷凝液都進入變換冷 凝液槽371V004，進展閃蒸，閃蒸后的冷凝液經冷凝液泵 371P001A,B升 壓后送至氣化工段， 閃蒸出的不凝氣與來自氣化的高閃氣一起進入冷凝液汽提塔 371T002的中部。洗氨塔底部的變換冷凝液經汽提氣冷凝別離器預熱后進入冷凝 液汽提塔的上部，冷凝液汽提塔用 0.5MPaG 飽和蒸汽從塔的底部進入進展汽提，塔 頂出來的汽提氣經汽提氣冷凝別離器冷卻后， 含氨不凝氣送至硫回收處理，塔底的 冷凝液經冷凝液泵 II P002A,B升壓后送

10、氣化。脫鹽水站來的脫鹽水進入脫鹽水加熱器 371E008，與變換氣換熱溫度升至 95后進入除氧器 371V006，凈化、甲醇合成來的蒸汽冷凝液也送入除氧器。除氧器 用本工段產生的 0.5MPaG 低壓蒸汽吹入脫氧，除氧后的鍋爐給水分為三股，第一股 經低壓鍋爐給水泵 I371P004A,B升壓后一局部經低壓鍋爐給水加熱器預熱至 150后送至水煤氣廢熱鍋爐 371E001、水煤氣廢熱鍋爐（ 371E005、低壓廢熱 鍋爐 371E004，另一局部送氣化作為儀表沖洗水；第二股經中壓鍋爐給水泵 371P005A,B升壓后，一分局部直接送至硫回收，另一局部經中壓鍋爐給水加熱 器371E006預熱至 19

11、0后分別送至變換廢熱鍋爐 371E003和甲醇合成工段 使用；第三股經密封水泵 371P006A,B升壓后，一局部直接送至氣化作為水洗塔 補充用水和熱密封水，另一局部經洗滌水冷卻器371E010冷卻至 40后分別送至洗氨塔作洗滌水和氣化工段作冷密封水用。變換另設有兩臺高壓鍋爐給水泵， 用于 氣化工段備用氣化爐的水洗塔開車用。觸媒的升溫，硫化在0.4MPA 采用低壓氮氣循環進展。低壓氮氣經氮氣循環風機 371C001升壓后經中溫換熱器換熱升溫進入氮氣電 加熱爐 371F001加熱至需要溫度，然后進入變換爐進展升溫復原，從變換爐出來 的循環氮氣經中溫換熱器降溫，充分利用熱量，從而降低了電能得消耗。

12、硫化過程 需要的硫用二硫化碳計量泵補入循環系統。專業資料整理WORD格式低溫甲醇洗低溫甲醇洗工段的主要任務是利用低溫的甲醇作為吸收劑，脫除變換氣中的 H2S、COS、CO2等酸性氣體，為下游甲醇合成裝置輸送合格的凈化氣；同時，通過 在適當壓力下的閃蒸，制備純度較高的 CO2產品氣，送往純堿裝置；并通過采取 H2S 組分提濃措施，為硫回收工段制備合格的 H2S 濃度較高的酸性氣。1原料氣冷卻來自上游變換工段壓力為 6.0MPaA、溫度為 40的原料氣，首先進入繞管式換熱器原料氣冷卻器 372E001 中，與凈化氣、 CO2產品氣、及 CO2/N2尾氣換熱，原料氣被冷卻到 16。隨后，原料氣進入原

13、料氣別離罐 372V001 別離出其中冷凝下來的液相。該液體主要是 NH3和 HCN 的水溶液，可直接送回變換工段。經氣液別離后，原料氣中的 NH3和 HCN 的濃度進一步大大降低，有利于低溫甲醇洗的穩定運行。原料氣被進一步冷卻之前，先噴入一股半貧甲醇，降低原料氣中水的冰點，防止冷卻時結冰而堵塞換熱器。該股半貧甲醇來自主洗甲醇泵372P001A/B。同時，來自循環氣壓縮機后冷器372E007 的循環氣也在此與原料氣混合，以回收閃蒸氣的有 效氣成分。混合后的原料氣在繞管式換熱器原料氣冷卻器 372E002 中與與凈化氣、 CO2產品氣、以及 CO2/N2尾氣繼續換熱，被進一步冷卻、降溫。（ 2H

14、2S/CO2吸收冷卻后的原料氣首先進入洗滌塔372T001" 下部的預洗段，徹底除去其中痕量 的 NH 3和 HCN 組分。洗滌溶劑為來自脫碳段、經凈化氣/富碳甲醇換熱器372E005 過冷的一小股富甲醇。離開塔底的預洗甲醇首先經過貧甲醇冷卻器372E012 回收冷 量，再經預洗閃蒸罐 372V005 閃蒸后，進入熱再生塔進展熱再生。經預洗后的氣體通過升氣管向上進入洗滌塔的脫硫段。 用來自上端脫碳段的無硫甲醇脫除氣體中的 H2S 和 COS 組分。無硫甲醇的量采取流量控制，控制與原料之間保持適宜的比例。底部的富硫甲醇通過液位控制， 進入中壓閃蒸塔 372T002 進展閃蒸。脫硫后的氣

15、相進一步上升，通過升氣管進入洗滌塔 372T001 的脫碳段下部。在脫碳段，主要用閃蒸得到的低溫半貧甲醇作為洗滌溶劑。同時在洗滌塔的上端用一股熱再生得到的貧甲醇作為精洗甲醇，保證凈化氣的酸性氣含量滿足工藝要求。兩股甲醇的用量通過流量控制，具體取決于原料氣與洗滌甲醇之間的比例。由于 CO2的溶解為放熱反響，因此隨著甲醇自上而下不斷吸收原料氣中的專業資料整理WORD格式CO2氣，甲醇的溫度逐漸升高。為了降低洗滌劑的溫度，保證較好的洗滌效果，在兩脫 碳段之間設置了洗滌塔段間冷卻器 372E003 以及洗滌塔段間深冷器372E004，降低 洗滌甲醇的溫度。洗滌塔段間深冷器 372E004 采用丙烯制冷

16、劑制冷。離開洗滌塔 372T001 塔頂的凈化氣，經凈化氣 /無硫甲醇換熱器 372E005、原料氣冷卻器 372E002 以及原料氣冷卻器 372E001 回收冷量并到達常溫后，送往下游工段。3閃蒸再生以及H2S 濃縮脫碳段的無硫甲醇局部經凈化氣 /無硫甲醇換熱器過冷后，作為脫硫段以及預洗 段的洗滌溶劑； 其余局部那么經無硫甲醇冷卻器372E008過冷后，進入中壓閃蒸塔 372T002 的中段進展閃蒸。閃蒸氣主要含有H2、 CO 以及局部 CO2，被引入中壓閃蒸 塔的下段，通過再次洗滌，降低其中CO2的濃度。脫硫段的富硫甲醇進入中壓閃蒸塔 372T002的下段，閃蒸出溶解的有效氣H2、CO

17、以及局部 CO2。為降低閃蒸氣中的 CO2含量，降低循環壓縮機的負荷，特從熱再 生塔給料泵分出一股物料進入中壓閃蒸塔372T002 下段上部，洗滌閃蒸氣的 CO2氣。 離開中壓閃蒸塔下段的閃蒸氣首先通過氮氣/循環氣換熱器372E020 與進入解吸塔的低壓氮氣換熱升溫，而后與來自預洗閃蒸罐的閃蒸氣混合后，進入循環壓縮機別離罐 372V002，隨后經循環壓縮機372C001 壓縮以及循環氣壓縮機后冷器372E007 冷 卻后，并入原料氣，循環利用。在中壓閃蒸塔中段閃蒸后的無硫甲醇，通過液位控制，經無硫甲醇深冷器 372E009 過冷后，進入中壓閃蒸塔上部的閃蒸罐，閃蒸得到 CO2產品氣。所得的 C

18、O2產品氣在原料氣冷卻器以及原料冷卻器中與原料氣換熱后，出界區，送往純堿裝置。隨后閃蒸液進入解吸塔372T003 頂部閃蒸罐繼續閃蒸，得到CO2尾氣。此段的 閃蒸液大局部作為主洗甲醇，被主洗泵372P001A/B 送往洗滌塔372T001的脫碳段； 其余局部進入解吸塔372T003 的上段。解吸塔上段閃蒸得到的氣體為 CO2/N2尾氣，該股氣體被分成兩局部：一股與塔頂閃蒸罐的 CO2尾氣混合后一起經原料氣冷卻器以及原料冷卻器與進裝置的原料氣換熱，一股在酸性氣 /尾氣換熱器 372E019 中與酸性氣換熱。隨后兩股一起進入尾氣洗滌塔 372T005。中壓閃蒸塔372T002 底部閃蒸后的富硫甲醇

19、通過液位控制，進入解吸塔專業資料整理WORD格式372T003 上部解吸段的中部， 閃蒸出富甲醇中大局部的CO2、H2S、COS，在氣體沿塔上升的 過程中， H2S 與 COS 被重新吸收。離開解吸段底部的富甲醇經解吸塔甲醇循環泵370P002A/B 升壓后，經一系列換熱器回收冷量后溫度升高，這些換熱器包括貧甲醇冷卻器372E010、洗滌塔段間 冷卻器 372E003、富硫甲醇冷卻器372E006。復熱后的甲醇返回解吸塔氣提段頂部，來自閃蒸氣冷凝器372E014 的閃蒸氣同樣進入此段。氣提段上部的富甲醇經解吸塔甲醇循環泵372P004A/B 升壓后，經無硫甲專業資料整理WORD格式醇冷卻器37

20、2E008換熱升溫后返回解吸塔氣提段下部，來自閃蒸氣冷凝器專業資料整理WORD格式372E014的冷 凝液同樣進入此段。專業資料整理WORD格式通過中間換熱器的換熱，富硫甲醇的溫度逐漸升高，解吸塔372T003的底專業資料整理WORD格式部閃蒸出大量的CO2氣，同時通過解吸塔底部低壓氮氣的氣提作用，CO2的釋專業資料整理WORD格式放量進一步增大。專業資料整理WORD格式解吸塔 372T003 底部的富硫甲醇，通過液位控制，經熱再生塔給料泵 372P003A/B 加壓后，大局部貧甲醇冷卻器 372E011A-J 與熱再生甲醇換熱后，進入熱再生塔 372T004，同時，從熱再生塔給料泵 372P

21、003A/B 出口引出一股富甲醇進入中壓閃蒸 塔 372T002 的下段上部，用以脫除閃蒸氣中的 CO2氣。 4熱再生進入熱再生塔372T004 的富硫甲醇首先在頂部閃蒸罐中進展高溫低壓閃蒸。閃蒸出的氣體經預洗甲醇加熱器372E012 和閃蒸氣冷凝器372E014 冷凝后，循環回解 吸塔 372T003。這局部氣體的循環，將提高富硫甲醇中硫化氫的濃度。同時經過初步 的閃蒸，也降低了下段閃蒸出的酸性氣中CO2的濃度。閃蒸液經液位控制， 進入熱再生塔的熱再生段。 在熱再生段，通過熱再生塔下 部產生的甲醇蒸氣以及來自甲醇水別離塔372T005頂部的甲醇蒸氣的氣提作用，富 硫甲醇中溶解的氣體全部閃蒸出

22、來。熱再生段頂端的甲醇 /酸性氣混合物經熱再生塔冷凝器372E015 冷凝后，進入熱再生塔回流罐 372V003。在熱再生塔回流罐 372V003 中，酸性氣與甲醇分開。酸性氣經酸性氣換熱器 372E017 以及酸性氣 /尾氣換熱器 372E019 進一步過冷之后，進入酸性氣別離罐 372V004。經進一步別離后，酸性氣經酸性氣換熱器 372E017 回收冷量后，出界區，送往硫回收工段；別離液送往熱再生塔回流罐 372V003。每個酸性氣冷凝步驟收集到的冷凝液，均被收集在熱再生塔回流罐中。隨后專業資料整理WORD格式通 過液位控制，經熱再生塔回流泵加壓后，返回熱再生塔372T004，作為回流。

23、為了將 HCN以及NH 3在循環回路中的累積控制在" 低水平，將在熱再生塔回流泵372P007A/B 的出口設置一個連續排放管線。經徹底熱再生的貧甲醇聚集在熱再生塔372T004中段的底部，通過貧甲醇泵 372P005A/B 加壓，局部送往熱再生塔372T004 的下段，經熱再生塔再沸器的加熱， 為中段生產氣提用甲醇氣，同時提上下段塔釜中水的濃度。塔釜經富集的甲醇 /水混 合物通過甲醇 /水別離塔給料泵送往甲醇水別離塔372T005。另一局部貧甲醇被直接送往甲醇 /水別離塔 372T005 的頂部，作為回流。剩余的貧甲醇，那么經貧甲醇冷卻器 372E011A-I 以及貧甲醇冷卻器 3

24、72E010 過冷后，送往洗滌塔 372T001 的頂部作為精洗甲醇5甲醇 /水別離通過在甲醇 /水別離塔 372T005 中的精餾操作，實現甲醇 /水的別離。目的是控制 循環甲醇中的水含量，保證較好的吸收效果。甲醇 /水別離塔 372T005 的進料主要來自熱再生塔 372T004 以及尾氣洗滌他372T006。甲醇/水別離塔 372T005底部的物料通過甲醇 /水別離塔再沸器 372E016 進展加熱。頂部產生的甲醇蒸氣進入熱再生塔 372T004，作為熱再生的氣提氣。甲醇 /水別離塔 372T005排出的物料為廢水，經廢水冷卻器冷卻后，送出界區。6排污系統由于整個低溫甲醇洗裝置存在連續的

25、甲醇微量損失，因此需要在熱再生塔設置 一條補充甲醇管線。此外，為了收集低溫甲醇洗系統的低點排污，特設置了一地下污甲醇罐372V006。并在該罐設置一液下泵，將收集的污甲醇重新打入系統。 7尾氣洗滌來自甲醇 /水別離塔 372T005 的廢水，通過液位控制，經廢水冷卻器 372E018 冷卻后，局部與來自界區的脫鹽水混合， 進入尾氣洗滌塔 372T006 的頂部，作為尾氣洗塔 372T006 的洗滌溶劑。尾氣來自解吸塔 372T003，經換熱器 372E002、 372E001 以及 372E019 回收冷量后，進入尾氣洗滌塔 372T006 的底部。經洗滌后，尾氣中的甲醇濃度到達環保要求，通過

26、尾氣放空筒排入大氣。底部的洗滌水經尾氣洗滌水泵 372P008A/B 加壓，經廢水冷卻器加熱后，送入甲醇水別離塔，進展別離。專業資料整理WORD格式冷凍站從低溫甲醇洗裝置來的丙烯 -40 ， 0.135MPaA 經壓縮機進口別離器分 373V001 離后進入丙烯壓縮機 373C001，被壓縮至 1.70MPaA 后依次進入丙烯冷卻器 373E001、丙烯冷凝器 373E002A,B 冷凝，使得氣體丙烯全部冷凝為液體丙烯后進入 丙烯儲罐 373V003，液體丙烯減壓至 0.5MPaA 進入省功器 373V004 進展閃蒸，閃蒸 出的氣體丙烯與一段出口丙烯一起經閃蒸別離器后進入丙烯壓縮機二段入口，

27、 從丙 烯省功器器底部的液體分成兩局部， 一局部進入丙烯過冷器 373E003 的管程；另一 局部經減壓閃蒸降溫后進入丙烯過冷器的殼程，兩股液體丙烯進展換熱， 過冷至 -20，壓力為 0.45MPaA 的丙烯送去低溫甲醇洗裝置，為其提供冷量。從丙烯過冷 器上局部離出的丙烯氣體與低溫甲醇洗來的丙烯氣混合后經壓縮機進口別離器 373V001 進入丙烯壓縮機進展壓縮。來自管網的過熱蒸汽 380，2.5MPaG進入汽輪機 373K001，產生的動力供 壓縮機驅動。蒸汽透平出口蒸汽進入空冷器 373E005 進展冷凝，冷凝后的冷凝液經冷凝液泵 373P003A,B 送至蒸汽冷凝液管網。硫回收硫回收裝置處

28、理上游甲醇裝置的低溫甲醇洗酸性氣及變換裝置的含氨酸性氣， 生成固體顆粒硫磺出裝置，尾氣達標排放。本裝置由制硫、尾氣處理、胺液再生、 液硫脫氣等局部組成低溫甲醇洗來的一局部酸性氣和變換裝置來的全部含氨酸性氣一起進入制硫燃燒爐 (374F001)的燒嘴，在爐內根據制硫反響需氧量， 通過比值調節和H2S/SO2在線分析儀反響數據嚴格控制進爐燃燒氧量。為維持反響溫度，采用富氧空氣進展燃燒， 氧氣與制硫鼓風機I(374C001AB)供應空氣量成比例控制，確保空氣中氧含量的穩定。 另一局部甲醇洗來的酸性氣進入制硫燃燒爐(374F001)后部爐膛，其流量根據前部爐 膛溫度進展調節，保證前部爐膛溫度 1250

29、，使 NH 3完全分解。之后過程氣進入 制硫余熱鍋爐 (374E001)回收熱量，鍋爐副產 2.7MPag 飽和蒸汽。專業資料整理WORD格式余熱鍋爐 (374E001)出口工藝氣進入一級冷凝冷卻器 (374E002)，使反響生成的元 素硫凝為液態，液硫捕集別離后進入硫封罐 (374V002A)；根據反響溫度要求，一級 冷凝冷卻器 (374E002)出來的過程氣經一級高溫摻合閥 (374TV001)與制硫燃燒爐中的 一局部高溫氣流混合升溫， 進入一級轉化器 (374R001)，在催化劑的作用下，過程氣 中的 H2S 和 SO2進展 Claus 反響，轉化為元素硫，自一級轉化器出來的高溫過程氣

30、經過程氣換熱器 (374E005)回收局部熱量后，再進入二級冷凝冷卻器 (374E003)，使元 素硫凝為液態，液硫捕集別離后進入硫封罐 (374V002B)；由二級冷凝冷卻器出來的 過程氣經過程氣換熱器升溫后進入二級轉化器(374R002)，使過程氣中剩余的 H2S 和 SO2進一步發生催化轉化，二級轉化器出口過程氣經三級冷凝冷卻器 (374E004)使元 素硫凝為液態，液硫被捕集別離進入液硫池 (374V011)；三級冷凝冷卻器出來的制硫 尾氣進入尾氣分液罐 (374V001)進一步捕集液硫后進入尾氣處理局部，一、二、三級 冷凝冷卻器同時副產生低壓飽和蒸汽，供本工段使用。由尾氣分液罐出來的

31、制硫尾氣，經尾氣加熱器 (374E007)換熱、混氫后進入加氫反響器 (374R003)，在低溫加氫催化劑的作用下 SO2及 COS 等被加氫水解，復原為 H2S。進入加氫反響器的 H2量根據加氫反響器后的在線氫分析儀給出的 H2濃度信號 進展調節。從加氫反響器出來的氣流進入蒸汽發生器 (374E008)回收余熱，產生低壓 蒸汽之后與急冷水直接接觸降溫冷卻至常溫。尾氣急冷塔 (374T001)使用的急冷水用 急冷水泵(374P002A,B)自急冷塔底部抽出，經急冷水冷卻器 (374E010A,B) 冷卻至 40后，循環使用，因尾氣溫度降低而凝析下來的急冷水送至變換裝置處理。為了 防止非正常工況

32、下設備腐蝕，在急冷水管線上設置了 PH 值在線檢測，一旦 PH 值下 降那么需在急冷水中注入 NH3，以調節其 PH 值保持在68。急冷降溫后的尾氣自塔頂出來進入尾氣吸收塔 (374T002)，用再生局部送來的胺 液 25%的 MDEA 胺液吸收其中的 H2S，尾氣吸收塔頂出來的凈化氣進入尾氣 燃燒爐 (374F002)燃燒。在尾氣燃燒爐 570600爐膛溫度下，凈化氣中剩余的 H2S被燃燒為 SO2，剩余 H2和烴類燃燒成 CO2和 H2O，自尾氣燃燒爐出來的高溫煙氣經 蒸汽過熱器 (374E006)、尾氣加熱器 (374E007)回收余熱后由煙囪 (374X003)排放。尾氣吸收塔使用后的

33、富液用富液泵(374P003A,B)送至胺液再生局部進展溶劑再生。富胺液經貧富液換熱器I,II(374E012A,B/374E015A,B)與來自溶劑再生塔專業資料整理WORD格式(374T003) 底的高溫貧液換熱至95左右進入再生塔上部，經過塔板自上而下的熱交換和質交 換過程，塔底獲得的貧胺液進入貧富液換熱器 I,II 殼程回收余熱，再經貧液冷卻器 (374E011A,B)冷卻后進入貧液貯罐 (374V007)，貧液經貧液泵(374E004A,B)抽出，輸 送至本裝置尾氣吸收塔 (374T002)。再生塔底部的胺液進入塔底重沸器 (374E014)，用低壓蒸汽加熱，為富胺液再生 提供熱源；

34、塔底重沸器 (374E014)產生的凝結水進入凝結水罐 (374V009)，通過調節閥 后送至凝結水回收器 (374X002) 。再生塔頂部的含 H2蒸汽經過再生塔S頂水冷器 (374E013A,B) 冷卻至 40進入再生塔頂回流罐(374V010) ，凝液經塔頂回流泵 (374P006A,B)返回再生塔頂作回流；塔頂回流罐(374V010)的氣相 酸性氣，由塔 頂送至硫磺回收局部作為原料。制硫局部生產的液體硫磺進入液硫池 (374V011)，通過往液硫中注入氨并用液硫 脫氣泵 (374P007A,B)將液硫循環噴灑，將溶于液硫中的硫化氫逸出，用吹掃氮氣及抽 空器(374J001)將廢氣抽送至

35、尾氣燃燒爐 (374F002)燃燒。脫氣后的液體硫磺用液硫提 升泵 (374P008A,B)送至液硫成型機冷卻固化為半圓形固體硫磺顆粒，進入包裝機，自 動稱重、包裝后運入硫磺庫棚存放，產品外運出廠。專業資料整理WORD格式合成簡述本工程的規模為100/ 年甲醇折純甲醇。本裝置主要包括合成氣壓縮、甲醇合成和氫回收。合成氣壓縮采用蒸汽透平驅動的聯合式離心壓縮機，新鮮氣壓縮機和循環氣壓縮機由共同的蒸汽透平拖動；氫氣壓縮機采用往復式壓縮機。甲醇合成采用魯奇 Lurgi甲醇合成水冷器反響器列管換熱式反響器合成壓力入口出口 8.74MPa G8.54MPaG。自焦化裝置 PSA 提氫的氫氣經氫氣壓縮機壓縮

36、后，小局部送 MTO 裝置，其余大局部與來自氫回收裝置的富氫氣一起，和新鮮氣混合，然后經新鮮氣壓縮機壓縮壓縮至 8.95 MPa G后，進入保護床脫除對合成催化劑有害的硫化物 8.89 MPa G后與從合成回路來的循環氣8.30MPaG、40并經循環氣壓縮機壓縮壓縮至 8.89 MPa G后的氣體混合預熱后一起進入甲醇合成塔進展甲醇合成反響。合成回路中的弛放氣 8.30MPa G、40 送至氫回收裝置進展富氫氣的回收。氫回收初步設計按照膜別離技術考慮。1合成氣壓縮合成氣壓縮工段設置一臺新鮮氣壓縮機382C001、一臺循環氣壓縮機382C002 和兩臺氫氣壓縮機 382C003A/B 。來自焦化

37、裝置 PSA 提氫的氫氣經氫氣壓縮機 381-C003A/B 壓縮后，與來自氫回收裝置的富氫氣一起，和新鮮氣混合，然后經新 鮮氣壓縮機 381C001 壓縮并返回甲醇合成回路。來自甲醇合成回路的循環氣經過循 環氣壓縮機 382C002 壓縮后返回合成回路。 382C001 和 382C002 采用共同的蒸汽透 平 382K001 驅動，動力蒸汽為中壓過熱蒸汽。出 382K001 的蒸汽冷凝液通過空冷器 冷凝后經冷凝液泵加壓送蒸汽冷凝液管網。2甲醇合成在魯奇低壓甲醇合成工藝內，甲醇由氫、一氧化碳和二氧化碳通過高選擇性的 銅基催化劑合成。 主要合成反響如下專業資料整理WORD格式CO+2H2&qu

38、ot;CH3OH+Q專業資料整理WORD格式CO2+3H2"CH3OH + H 2O +Q專業資料整理WORD格式反響劇烈放熱，反響熱在水冷甲醇反響器內被迅速移除。合成氣在進入反應器 前通過保護床移除硫、氯及羰基化合物等催化劑致毒劑。來自合成氣壓縮的新鮮氣經保護床382R011精脫硫后，與經循環氣壓縮機381C002 壓縮的循環氣混合后作為合成氣，進入中間換熱器382E021 內與甲醇水冷反響器 382R021A/B 出口的氣體換熱并被加熱至大約220°C，然后進入甲醇水冷反響器 382R021A/B進展甲醇合成反響。魯奇的甲醇水冷反響器382R021A/B 為管式反響器，

39、類似一個管殼式換熱器：管內充滿催化劑，換熱管被殼程循環的沸水包圍，汽包382V021 安裝在反應器之上。 H2與 CO 和 CO2的反響在換熱管內進展，反響熱被管外的沸水帶走。因此，系統保持近似等溫狀態， 保證高轉換率并且消除了由于反響溫度過高引起的催化劑損壞。由于熱虹吸的作用，來自汽包382V021 的鍋爐水通過一個分配器從底部進入反響器殼側并由頂部流出；從反響器殼側出來的蒸汽 /水混合物在汽包 382V021 內別離。飽和中壓蒸汽從 382V021 通過壓力控制閥排出汽包，鍋爐水循環回甲醇水冷反響器。補充水由界區外鍋爐給水泵控制，反響器的殼側壓力由蒸汽壓力控制，通過控 制副產蒸汽的壓力來控

40、制反響溫度。汽包排污水經過排污膨脹槽382V023 閃蒸副產 低壓蒸汽后，再經排污冷卻器382AE022 冷卻后去污水回用系統。離開甲醇水冷反響器382R021A/B 的氣體在中間換熱器382E021 的管程通過加 熱 382R021A/B 的進氣被冷卻。除了甲醇和水蒸汽外，反響氣中還含有未反響的H2、CO、CO2、惰性氣體 CH4專業資料整理WORD格式和N2以及一些微量的副產物， 通過合成回路空冷器382AE021及合成回路終專業資料整理WORD格式冷器 382E022 冷卻至 40后冷凝出粗甲醇，粗甲醇中除甲醇和水外，還包含少量溶解的 氣體和微量雜質。在甲醇別離器382V023 內粗甲醇和未反響的原料氣別離。 粗甲醇通過液位控制 送到穩定塔進展預精餾，別離出的氣體大局部經循環氣壓縮機 381C002 壓縮并返回 合成回路以增加合成轉換率， 另外一小局部以馳放氣形式排出