焦爐煤氣制天然氣工藝

1、天然氣分廠全貌天然氣分廠全貌 焦爐氣制天然氣概述為了響應國家政策，提升本企業(yè)的市場競爭力，抵御市場風險。我公司擬定在焦化廠煉焦時的副產(chǎn)品焦爐煤氣為原料生產(chǎn)天然氣。公司現(xiàn)有296萬噸/年焦爐， 副產(chǎn)煤氣量為 30000Nm /h，本項目采用XX化工研究院甲烷化技術將焦爐煤氣中的 CO、CO2轉(zhuǎn)化為 CH4 ，年產(chǎn) 12000萬（標）立方米天然氣。整個裝置分為焦爐煤氣儲存與焦爐氣壓縮、焦爐煤氣凈化、甲烷化、膜分離與天然氣壓縮四個工序，利用了原甲醇部分裝置。本項目具有投資少、見效快、節(jié)能環(huán)保等優(yōu)點，具有良好的企業(yè)效益和社會效益。天 然 氣 系 統(tǒng) 工 藝 流 程 介 紹本裝置有:焦爐氣凈化：濕法脫硫

2、、氣柜、焦爐氣壓縮、脫萘、干法脫硫、超級精脫硫等工序。焦爐氣甲烷化：甲烷化、二氧化碳補碳、天然氣壓縮、膜分離。公用工程：循環(huán)水、制氮、脫鹽水、水泵房、空壓站、35KV變電所等裝置。濕 法 脫 硫 工 藝 流 程 說 明一一、 煤氣流程：煤氣流程： 自焦化廠洗脫苯工段來的自焦化廠洗脫苯工段來的32左右的焦爐煤氣進入串聯(lián)的左右的焦爐煤氣進入串聯(lián)的1#、2#脫硫塔，經(jīng)脫硫塔脫硫塔，經(jīng)脫硫塔自下而上與頂部噴淋的脫硫液逆流接觸進行化學吸收過程，將煤氣中的自下而上與頂部噴淋的脫硫液逆流接觸進行化學吸收過程，將煤氣中的H2S吸收在吸收在脫硫液中。經(jīng)脫硫后出口煤氣中的脫硫液中。經(jīng)脫硫后出口煤氣中的H2S含量達

3、到含量達到20mg/m以下送后工序。以下送后工序。二、溶液流程：二、溶液流程： 從從1#、2#脫硫塔中吸收了脫硫塔中吸收了H2S的脫硫液經(jīng)脫硫塔液封槽分別流至的脫硫液經(jīng)脫硫塔液封槽分別流至1#、2#溶液循環(huán)槽，溶液循環(huán)槽，經(jīng)加入催化劑、經(jīng)加入催化劑、NaNa2 2COCO3 3后的溶液用泵分別抽送至后的溶液用泵分別抽送至1#、2#再生塔，塔底鼓入空氣將溶再生塔，塔底鼓入空氣將溶液氧化再生，再生后的貧液自流至液氧化再生，再生后的貧液自流至1#、2#脫硫塔頂循環(huán)噴淋。再生塔頂產(chǎn)生的硫泡脫硫塔頂循環(huán)噴淋。再生塔頂產(chǎn)生的硫泡沫由再生塔上部擴大部分流至泡沫槽，經(jīng)攪拌均勻后自流至離心機生產(chǎn)硫膏。沫由再生塔

4、上部擴大部分流至泡沫槽，經(jīng)攪拌均勻后自流至離心機生產(chǎn)硫膏。三三、脫硫液的、脫硫液的 配制：配制： 在生產(chǎn)過程中為保證脫硫液能滿足工藝需要應及時補充催化劑在生產(chǎn)過程中為保證脫硫液能滿足工藝需要應及時補充催化劑PDSPDS、NaNa2 2COCO3 3，根據(jù)，根據(jù)脫硫溶液中催化劑脫硫溶液中催化劑PDSPDS、NaNa2 2COCO3 3的的含量，將配制好的催化劑溶液、堿液根據(jù)工藝需含量，將配制好的催化劑溶液、堿液根據(jù)工藝需要用泵抽入循環(huán)槽。要用泵抽入循環(huán)槽。 脫硫液要求：脫硫液要求：PH值值8.59.1、副鹽含量250g/L、總堿度20-35g/L、PDS含量15g/L-20g/L。濕 法 脫 硫

5、 設 備 參 數(shù)序號名稱規(guī)格型號介質(zhì) 壓力（MPa) 溫度（）數(shù)量1脫硫塔=6000 H=37810PDS+栲膠脫硫液，焦爐煤氣0.017354022再生塔=4600/6000 H=49460脫硫液，空氣， 硫磺泡沫盛滿液時的液柱壓力354023溶液循環(huán)槽=7510 H=7900 V=340mPDS+栲膠脫硫液槽內(nèi)常壓253524事故槽=7520 H=7900 V=340mPDS+栲膠脫硫液槽內(nèi)常壓253525溶液循環(huán)泵DFCZ250-500CQ=850m/minH=60m 栲膠脫硫液304036臥式離心機TL450X4-N生產(chǎn)能力510m/h轉(zhuǎn)鼓轉(zhuǎn)速3200r/min轉(zhuǎn)鼓直徑450mm2濕

6、法 脫 硫 工 藝 參 數(shù)序號工 藝 指 標 / 內(nèi) 容1脫硫塔阻力小于1000Pa2煤氣入脫硫塔溫度小于353入塔循環(huán)液溫度高于入塔煤氣354溶液循環(huán)量650850m/h5循環(huán)泵出口壓力大于0.55MPa6再生塔壓縮空氣入口壓力大于0.5MPa7脫硫液PH值8.5-9.18循環(huán)液副鹽含量小于250g/L,最高不大于280g/L9循環(huán)液總堿度20-35g/L10循環(huán)液懸浮硫小于1.5g/L11煤氣入口H2S含量4-6g/L12焦油含量小于50mg/m,出口H2S含量小于20mg/m13各電機溫度小于60氣 柜 設 備 參 數(shù)低壓濕式螺旋上升氣柜規(guī)格型號： =39200mm H=32675mm壓

7、力：300mmH2O儲氣量：23000m3設備重量：548600Kg 焦 爐 煤 氣 干 基 平 均 組 成 （vol%）成分H2COCO2CH4N2O2CmHn(C2C4)焦爐煤氣59.10%8.30%3.90%23.10%3.50%0.40%1.70%焦 爐 煤 氣 雜 質(zhì) 指 標項目苯萘氨硫化氫 有機硫焦油粉塵含量（mg/Nm3）100 4005020250505焦爐氣壓縮機、脫萘系統(tǒng)工藝流程說明氣柜來的焦爐煤氣壓力3000pa經(jīng)焦爐氣壓縮機一級壓縮后送至脫萘系統(tǒng)脫萘，萘含量50mg/Nm，進入二、三、四級壓縮至2.5Mpa送至干法凈化脫除焦爐煤氣中的硫。名稱單位一級二級三級四級吸氣壓力

8、Mpa（A）0.0950.2550.5631.216排氣壓力Mpa（A）0.2550.5631.2162.6吸氣溫度40404040排氣溫度139118114112安全閥開啟壓力Mpa（C）0.260.651.232.8排氣量m/min（入口狀態(tài)）3281165123Nm/h14625146251462514625焦爐氣壓縮機工藝參數(shù)焦爐氣壓縮機設備參數(shù)名名 稱稱規(guī)規(guī) 格格 型型 號號介介 質(zhì)質(zhì)壓壓 力力(MPa)(MPa)數(shù)量數(shù)量焦爐氣壓縮機焦爐氣壓縮機主機主機6M25-328/25 6M25-328/25 Q=330mQ=330m/min/min焦爐煤氣焦爐煤氣排氣：排氣：2.52.53

9、3焦爐氣壓縮機焦爐氣壓縮機電機電機TK2700-16/2150TK2700-16/2150 N=375r/min N=375r/min P=2700kWP=2700kW3 3脫萘系統(tǒng)工藝指標設計壓力0.6Mpa工作壓力0.25Mpa設計溫度500c工作溫度500c工作介質(zhì)再生溫度焦爐氣200容積52.8m3直徑2600mm高度14090mm設備名稱設備直徑（mm）催化劑型號催化劑裝填量( m）25瓷球( m）絲網(wǎng)數(shù)量（張）備注脫萘塔A2600TN1型脫萘劑44.64.624單層填裝脫萘塔B2600TN1型脫萘劑44.64.624單層填裝脫萘系統(tǒng)催化劑裝填量精 脫 硫 工 藝 流 程 說 明來自

10、焦爐氣壓縮的壓力為來自焦爐氣壓縮的壓力為2.5 5 MPa、溫度、溫度40、氣量為、氣量為30000Nm3/h（29250Nm3/h），進入，進入2 2臺過濾器，過濾氣體中臺過濾器，過濾氣體中殘余的焦油霧滴，并經(jīng)預脫硫槽脫除無機硫之后送至烷化工殘余的焦油霧滴，并經(jīng)預脫硫槽脫除無機硫之后送至烷化工段原料氣加熱器提溫至段原料氣加熱器提溫至320左右。經(jīng)原料氣換熱器提溫后左右。經(jīng)原料氣換熱器提溫后的氣體返回精脫硫裝置經(jīng)一級加氫預轉(zhuǎn)化器和一級加氫轉(zhuǎn)化的氣體返回精脫硫裝置經(jīng)一級加氫預轉(zhuǎn)化器和一級加氫轉(zhuǎn)化器，氣體中的有機硫大部分在此轉(zhuǎn)化為無機硫，另外氣體中器，氣體中的有機硫大部分在此轉(zhuǎn)化為無機硫，另外氣體

11、中的氧氣也在此與氫氣反應生成水，不飽和烴加氫飽和。加氫的氧氣也在此與氫氣反應生成水，不飽和烴加氫飽和。加氫轉(zhuǎn)化后的氣體進入轉(zhuǎn)化后的氣體進入3 3臺中溫脫硫槽，脫去絕大部分無機硫，臺中溫脫硫槽，脫去絕大部分無機硫，出口氣體總硫含量約出口氣體總硫含量約30mg/Nm3，之后進入二級加氫轉(zhuǎn)化器，之后進入二級加氫轉(zhuǎn)化器進一步加氫轉(zhuǎn)化，將剩余有機硫加氫轉(zhuǎn)化為無機硫，再經(jīng)過進一步加氫轉(zhuǎn)化，將剩余有機硫加氫轉(zhuǎn)化為無機硫，再經(jīng)過2 2臺中溫氧化鋅脫硫槽，使氣體中總硫含量小于臺中溫氧化鋅脫硫槽，使氣體中總硫含量小于0.1ppm。出。出氧化鋅脫硫槽的氣體壓力為氧化鋅脫硫槽的氣體壓力為2.3MPa，溫度約為，溫度約

12、為380送往超送往超級脫硫，脫硫至級脫硫，脫硫至40ppb以下。以下。序號名 稱位 號規(guī) 格 型 號介 質(zhì)壓 力(MPa)溫 度(）單重（kg）數(shù)量1 一級加氫預轉(zhuǎn)化器D61201=1900 H=7360 V=16.4m焦爐氣設計2.75 最高2.5設計3001783012一級加氫轉(zhuǎn)化器D61202=2300 H=13990 V=57.6m焦爐氣設計2.75 最高2.5設計3004538013中溫脫硫槽D61203ABC=2900 H=15760 V=100m焦爐氣設計2.72 最高2.47設計3007278034氧化鋅脫硫槽D61204AB=1900 H=9359 V=24m焦爐氣設計2.6

13、4 最高2.4設計3002249025二級加氫轉(zhuǎn)化器D61205=1900 H=13160 V=38.4m焦爐氣設計2.66 最高2.42設計3003359016預脫硫槽D61206=2600 H=11680 V=50.2m焦爐氣設計2.75 最高2.5設計2602640017過濾器F61201AB=2600 H=11680 V=50.2m焦爐氣設計2.75 最高2.5設計2602615028升溫爐B61201=3210 H=21220 A=73管內(nèi)焦爐氣或氮氣1.0MPa40460234601精脫硫設備參數(shù)序號填 裝 設 備裝 填 物 料 名 稱重量/噸體積/m比 重設備規(guī)格設備數(shù)量/臺備

14、注150耐火球33.8324.171.4實用225耐火球18.6813.341.4實用3氧化鋅脫硫槽T305型氧化鋅脫硫劑22221內(nèi)徑1900mmH=9160mm24氧化鐵脫硫槽T305型氧化鋅脫硫劑1651651內(nèi)徑2900mmH=15570mm35氧化鋅脫硫槽T408型脫氯劑2.483.10.8內(nèi)徑1900mmH=9160mm26一級加氫轉(zhuǎn)化器JT-8型加氫催化劑1830.50.59內(nèi)徑2300mmH=13990mm17一級加氫預轉(zhuǎn)化器JT-8型加氫催化劑3.66.10.59內(nèi)徑1900mmH=7360mm18二級加氫轉(zhuǎn)化器JT-1型水煤氣加氫催化劑10.9816.30.675內(nèi)徑190

15、0mmH=13160mm19過濾器W306型高效脫油劑40.5662.40.65內(nèi)徑2600mmH=11680mm210預脫硫槽W102型活性炭脫硫劑20.2831.20.65內(nèi)徑2600mmH=11680mm1精 脫 硫 催 化 劑 裝 填 量烷烷 化化 工工 藝藝 流流 程程 說說 明明來自超級精脫硫的壓力來自超級精脫硫的壓力2.3MPa2.3MPa、 溫度溫度380380、總硫含量、總硫含量40PPb40PPb的焦爐氣進入三段烷化加熱器與二段分離器出口氣體進行的焦爐氣進入三段烷化加熱器與二段分離器出口氣體進行換熱至約換熱至約248248，進入一段烷化塔進行烷化反應，反應后出塔氣，進入一段

16、烷化塔進行烷化反應，反應后出塔氣體溫度約體溫度約654654，進入一段烷化廢鍋降溫至約，進入一段烷化廢鍋降溫至約260260，進入氣體，進入氣體混合器與補碳裝置來的二氧化碳氣體混合后的氣體溫度約混合器與補碳裝置來的二氧化碳氣體混合后的氣體溫度約250250進入二段烷化反應器，反應后的氣體溫度約進入二段烷化反應器，反應后的氣體溫度約611611經(jīng)廢熱鍋爐冷經(jīng)廢熱鍋爐冷卻至約卻至約250250進入原料氣加熱器，降溫至約進入原料氣加熱器，降溫至約145145進入二段省煤進入二段省煤器降溫至約器降溫至約110110，再經(jīng)二段水冷器降溫至約，再經(jīng)二段水冷器降溫至約9090進入二段氣水進入二段氣水分離器分

17、離出氣體中的冷凝水，進入三段加熱器加熱后進入三分離器分離出氣體中的冷凝水，進入三段加熱器加熱后進入三段烷化反應器使天然氣中的一氧化碳、二氧化碳進一步轉(zhuǎn)化，段烷化反應器使天然氣中的一氧化碳、二氧化碳進一步轉(zhuǎn)化，三段烷化反應后的氣體溫度為約三段烷化反應后的氣體溫度為約356356，經(jīng)三段省煤器、脫鹽水，經(jīng)三段省煤器、脫鹽水預熱器、分離器、三段分離器、緩沖器分離氣體中的水分后送預熱器、分離器、三段分離器、緩沖器分離氣體中的水分后送至天然氣壓縮機。至天然氣壓縮機。二段分離器、三段分離器分離的工藝冷凝液經(jīng)汽提塔經(jīng)二氧二段分離器、三段分離器分離的工藝冷凝液經(jīng)汽提塔經(jīng)二氧化碳蒸發(fā)器后送至循環(huán)水系統(tǒng)或除鹽水系

18、統(tǒng)，作為補水?；颊舭l(fā)器后送至循環(huán)水系統(tǒng)或除鹽水系統(tǒng)，作為補水。蒸汽系統(tǒng)是利用烷化系統(tǒng)的反應熱副產(chǎn)蒸汽系統(tǒng)是利用烷化系統(tǒng)的反應熱副產(chǎn)2.5 Mpa2.5 Mpa中壓蒸汽，中壓蒸汽，除部分自用外其余蒸汽經(jīng)減壓送至除部分自用外其余蒸汽經(jīng)減壓送至0.7Mpa0.7Mpa蒸汽管網(wǎng)。蒸汽管網(wǎng)。甲 烷 化 設 備 參 數(shù)烷 化 工 藝 指 標 參 數(shù)序號指 標 名 稱指 標備 注1超級精脫硫塔入口溫度380400以廠、車間下達的指標為準2還原加熱器入口溫度3503一段反應器觸媒層上部溫度6544一段反應器觸媒層下部溫度654 5二段反應器入口溫度250 6二段反應器上部溫度611 7二段反應器中部溫度61

19、1 8二段反應器下部溫度611 9一段甲烷反應器外殼表面溫度654 10 二段甲烷化反應器外殼表面溫度611 11 三段甲烷化反應器入口溫度250 12 三段反應器上層觸媒上部溫度356 13 三段反應器上層觸媒下部溫度356 14 三段反應器下層觸媒上部溫度356 15 三段反應器下層觸媒下部溫度356 16 三段水分離器出口氣溫度50 17 一段甲烷化入口壓力2.3Mpa 18 三段水分離器出口壓力2.3Mpa 19 一、二段汽包壓力2.5 Mpa 20 廢水泵出口壓力0.4 Mpa 21 汽包液位四分之三甲烷化系統(tǒng)入口氣體組成進口氣量：29880Nm/h 補加CO2：1185Nm/h序號

20、組分名稱Nm/hV%Kg/h1H21656055.414782CO23407.829253CO29603.218854O20005CH4783026.255926N210503.513127H2O2400.081938CnHm900314469合計2988014831甲烷化系統(tǒng)出口氣體組成進口氣量：15270Nm/h 排水：5738Nm/h序號組分名稱Nm/hV%Kg/h1H21000.658.92CO一一03CO2100.06519.64O20005CH41410592.37100756N210506.8813127H2O50.03348CnHm0009合計1527011419.5序號設備名

21、稱設備直徑（mm）催化劑型號催化劑裝填量（m）25瓷球（m）15瓷球（m）絲網(wǎng)數(shù)量（張）備注1一段烷化塔1600鎳系烷化劑2.96.280.54單層填裝2二段烷化塔1400鎳系烷化劑4.772.140.24單層填裝3三段烷化塔1400鎳系烷化劑6.11.64單層填裝4超級精脫硫塔2300T325型脫硫劑29.15.50.878兩層填裝烷化系統(tǒng)催化劑裝填量低溫液體co2工藝流程說明二氧化碳儲罐中的液態(tài)二氧化碳經(jīng)泵加壓至二氧化碳儲罐中的液態(tài)二氧化碳經(jīng)泵加壓至2.5Mpa2.5Mpa后，進入二氧化碳汽化器，經(jīng)汽化器后，進入二氧化碳汽化器，經(jīng)汽化器后的二氧化變成氣態(tài)，進入緩沖罐穩(wěn)壓后按后的二氧化變成氣

22、態(tài)，進入緩沖罐穩(wěn)壓后按一定的流量補入二段甲烷反應器。一定的流量補入二段甲烷反應器。co2系統(tǒng)設備參數(shù)序號設備名稱設 備 主 要 參 數(shù)1co2泵SBP1000-3000/26 7.5KW Q=1000-3000L/h 吸入壓力 1.38-2.4MPa 最大排出壓力 2.6MPa 2液態(tài)co2儲罐殼程管程設計壓力2.35MPa-0.1MPa工作壓力2.2MPa真空耐壓試驗壓力2.7MPa0.2MPa設計溫度-40503co2穩(wěn)壓罐=12002200 V=3m 工作壓力 2.6MPa 耐壓試驗壓力3.4MPa 設計溫度504加熱器=4004500 F=35 介質(zhì) 管程：循環(huán)水 殼程：co2天然氣壓縮機工藝流程說明來自烷化系統(tǒng)壓力來自烷化系統(tǒng)壓力1.5Mpa1.7MPa1.7MPa、溫度為、溫度為50的烷化氣，經(jīng)高效過濾器進入兩個進氣緩的烷化氣，經(jīng)高效過濾器進入兩個進氣緩沖罐經(jīng)緩沖后進入天然氣壓縮機進行增壓，增沖罐經(jīng)緩沖后進入天然氣壓縮機進行增壓，增壓后進入兩個出口緩沖罐經(jīng)緩沖后進入風冷器，壓后進入兩個出口緩沖罐經(jīng)緩沖后進入風冷器，冷卻后的氣體溫度為冷卻后的氣體溫度為40，壓力為，壓力為4.0 Mpa a后送后送往