1、天然气分厂全貌天然气分厂全貌 焦炉气制天然气概述为了响应国家政策，提升本企业的市场竞争力，抵御市场风险。我公司拟定在焦化厂炼焦时的副产品焦炉煤气为原料生产天然气。公司现有296万吨/年焦炉，副产煤气量为 30000Nm/h，本项目采用XX化工研究院甲烷化技术将焦炉煤气中的 CO、CO2转化为 CH4，年产 12000万（标）立方米天然气。整个装置分为焦炉煤气储存与焦炉气压缩、焦炉煤气净化、甲烷化、膜分离与天然气压缩四个工序，利用了原甲醇部分装置。本项目具有投资少、见效快、节能环保等优点，具有良好的企业效益和社会效益。天 然 气 系 统 工 艺 流 程 介 绍本装置有:焦炉气净化：湿法脱硫、气柜
2、、焦炉气压缩、脱萘、干法脱硫、超级精脱硫等工序。焦炉气甲烷化：甲烷化、二氧化碳补碳、天然气压缩、膜分离。公用工程：循环水、制氮、脱盐水、水泵房、空压站、35KV变电所等装置。湿 法 脱 硫 工 艺 流 程 说 明一一、煤气流程：煤气流程：自焦化厂洗脱苯工段来的自焦化厂洗脱苯工段来的32左右的焦炉煤气进入串联的左右的焦炉煤气进入串联的1#、2#脱硫塔，经脱硫塔脱硫塔，经脱硫塔自下而上与顶部喷淋的脱硫液逆流接触进行化学吸收过程，将煤气中的自下而上与顶部喷淋的脱硫液逆流接触进行化学吸收过程，将煤气中的H2S吸收在吸收在脱硫液中。经脱硫后出口煤气中的脱硫液中。经脱硫后出口煤气中的H2S含量达到含量达到
3、20mg/m以下送后工序。以下送后工序。二、溶液流程：二、溶液流程：从从1#、2#脱硫塔中吸收了脱硫塔中吸收了H2S的脱硫液经脱硫塔液封槽分别流至的脱硫液经脱硫塔液封槽分别流至1#、2#溶液循环槽，溶液循环槽，经加入催化剂、经加入催化剂、NaNa2 2COCO3 3后的溶液用泵分别抽送至后的溶液用泵分别抽送至1#、2#再生塔，塔底鼓入空气将溶再生塔，塔底鼓入空气将溶液氧化再生，再生后的贫液自流至液氧化再生，再生后的贫液自流至1#、2#脱硫塔顶循环喷淋。再生塔顶产生的硫泡脱硫塔顶循环喷淋。再生塔顶产生的硫泡沫由再生塔上部扩大部分流至泡沫槽，经搅拌均匀后自流至离心机生产硫膏。沫由再生塔上部扩大部分
4、流至泡沫槽，经搅拌均匀后自流至离心机生产硫膏。三三、脱硫液的、脱硫液的 配制：配制：在生产过程中为保证脱硫液能满足工艺需要应及时补充催化剂在生产过程中为保证脱硫液能满足工艺需要应及时补充催化剂PDSPDS、NaNa2 2COCO3 3，根据，根据脱硫溶液中催化剂脱硫溶液中催化剂PDSPDS、NaNa2 2COCO3 3的的含量，将配制好的催化剂溶液、碱液根据工艺需含量，将配制好的催化剂溶液、碱液根据工艺需要用泵抽入循环槽。要用泵抽入循环槽。脱硫液要求：脱硫液要求：PH值值8.59.1、副盐含量250g/L、总碱度20-35g/L、PDS含量15g/L-20g/L。湿 法 脱 硫 设 备 参 数
5、序号名称规格型号介质 压力（MPa)温度（）数量1脱硫塔=6000 H=37810PDS+栲胶脱硫液，焦炉煤气0.017354022再生塔=4600/6000 H=49460脱硫液，空气，硫磺泡沫盛满液时的液柱压力354023溶液循环槽=7510 H=7900 V=340mPDS+栲胶脱硫液槽内常压253524事故槽=7520 H=7900 V=340mPDS+栲胶脱硫液槽内常压253525溶液循环泵DFCZ250-500CQ=850m/minH=60m 栲胶脱硫液304036卧式离心机TL450X4-N生产能力510m/h转鼓转速3200r/min转鼓直径450mm2湿 法 脱 硫 工 艺
6、参 数序号工 艺 指 标 /内 容1脱硫塔阻力小于1000Pa2煤气入脱硫塔温度小于353入塔循环液温度高于入塔煤气354溶液循环量650850m/h5循环泵出口压力大于0.55MPa6再生塔压缩空气入口压力大于0.5MPa7脱硫液PH值8.5-9.18循环液副盐含量小于250g/L,最高不大于280g/L9循环液总碱度20-35g/L10循环液悬浮硫小于1.5g/L11煤气入口H2S含量4-6g/L12焦油含量小于50mg/m,出口H2S含量小于20mg/m13各电机温度小于60气 柜 设 备 参 数低压湿式螺旋上升气柜规格型号：=39200mm H=32675mm压力：300mmH2O储气
7、量：23000m3设备重量：548600Kg 焦 炉 煤 气 干 基 平 均 组 成（vol%）成分H2COCO2CH4N2O2CmHn(C2C4)焦炉煤气59.10%8.30%3.90%23.10%3.50%0.40%1.70%焦 炉 煤 气 杂 质 指 标项目苯萘氨硫化氢 有机硫焦油粉尘含量（mg/Nm3）100 4005020250505焦炉气压缩机、脱萘系统工艺流程说明气柜来的焦炉煤气压力3000pa经焦炉气压缩机一级压缩后送至脱萘系统脱萘，萘含量50mg/Nm，进入二、三、四级压缩至2.5Mpa送至干法净化脱除焦炉煤气中的硫。名称单位一级二级三级四级吸气压力Mpa（A）0.0950.
8、2550.5631.216排气压力Mpa（A）0.2550.5631.2162.6吸气温度40404040排气温度139118114112安全阀开启压力Mpa（C）0.260.651.232.8排气量m/min（入口状态）3281165123Nm/h14625146251462514625焦炉气压缩机工艺参数焦炉气压缩机设备参数名名 称称规规 格格 型型 号号介介 质质压压 力力(MPa)(MPa)数量数量焦炉气压缩机焦炉气压缩机主机主机6M25-328/25 6M25-328/25 Q=330mQ=330m/min/min焦炉煤气焦炉煤气排气：排气：2.52.53 3焦炉气压缩机焦炉气压缩机
9、电机电机TK2700-16/2150TK2700-16/2150 N=375r/min N=375r/min P=2700kWP=2700kW3 3脱萘系统工艺指标设计压力0.6Mpa工作压力0.25Mpa设计温度500c工作温度500c工作介质再生温度焦炉气200容积52.8m3直径2600mm高度14090mm设备名称设备直径（mm）催化剂型号催化剂装填量(m）25瓷球(m）丝网数量（张）备注脱萘塔A2600TN1型脱萘剂44.64.624单层填装脱萘塔B2600TN1型脱萘剂44.64.624单层填装脱萘系统催化剂装填量精 脱 硫 工 艺 流 程 说 明来自焦炉气压缩的压力为来自焦炉气压
10、缩的压力为2.5 5 MPa、温度、温度40、气量为、气量为30000Nm3/h（29250Nm3/h），进入，进入2 2台过滤器，过滤气体中台过滤器，过滤气体中残余的焦油雾滴，并经预脱硫槽脱除无机硫之后送至烷化工残余的焦油雾滴，并经预脱硫槽脱除无机硫之后送至烷化工段原料气加热器提温至段原料气加热器提温至320左右。经原料气换热器提温后左右。经原料气换热器提温后的气体返回精脱硫装置经一级加氢预转化器和一级加氢转化的气体返回精脱硫装置经一级加氢预转化器和一级加氢转化器，气体中的有机硫大部分在此转化为无机硫，另外气体中器，气体中的有机硫大部分在此转化为无机硫，另外气体中的氧气也在此与氢气反应生成水
11、，不饱和烃加氢饱和。加氢的氧气也在此与氢气反应生成水，不饱和烃加氢饱和。加氢转化后的气体进入转化后的气体进入3 3台中温脱硫槽，脱去绝大部分无机硫，台中温脱硫槽，脱去绝大部分无机硫，出口气体总硫含量约出口气体总硫含量约30mg/Nm3，之后进入二级加氢转化器，之后进入二级加氢转化器进一步加氢转化，将剩余有机硫加氢转化为无机硫，再经过进一步加氢转化，将剩余有机硫加氢转化为无机硫，再经过2 2台中温氧化锌脱硫槽，使气体中总硫含量小于台中温氧化锌脱硫槽，使气体中总硫含量小于0.1ppm。出。出氧化锌脱硫槽的气体压力为氧化锌脱硫槽的气体压力为2.3MPa，温度约为，温度约为380送往超送往超级脱硫，脱
12、硫至级脱硫，脱硫至40ppb以下。以下。序号名 称位 号规 格 型 号介 质压 力(MPa)温 度(）单重（kg）数量1 一级加氢预转化器D61201=1900 H=7360 V=16.4m焦炉气设计2.75 最高2.5设计3001783012一级加氢转化器D61202=2300 H=13990 V=57.6m焦炉气设计2.75 最高2.5设计3004538013中温脱硫槽D61203ABC=2900 H=15760 V=100m焦炉气设计2.72 最高2.47设计3007278034氧化锌脱硫槽D61204AB=1900 H=9359 V=24m焦炉气设计2.64 最高2.4设计300224
13、9025二级加氢转化器D61205=1900 H=13160 V=38.4m焦炉气设计2.66 最高2.42设计3003359016预脱硫槽D61206=2600 H=11680 V=50.2m焦炉气设计2.75 最高2.5设计2602640017过滤器F61201AB=2600 H=11680 V=50.2m焦炉气设计2.75 最高2.5设计2602615028升温炉B61201=3210 H=21220 A=73管内焦炉气或氮气1.0MPa40460234601精脱硫设备参数序号填 装 设 备装 填 物 料 名 称重量/吨体积/m比 重设备规格设备数量/台备 注150耐火球33.8324.
14、171.4实用225耐火球18.6813.341.4实用3氧化锌脱硫槽T305型氧化锌脱硫剂22221内径1900mmH=9160mm24氧化铁脱硫槽T305型氧化锌脱硫剂1651651内径2900mmH=15570mm35氧化锌脱硫槽T408型脱氯剂2.483.10.8内径1900mmH=9160mm26一级加氢转化器JT-8型加氢催化剂1830.50.59内径2300mmH=13990mm17一级加氢预转化器JT-8型加氢催化剂3.66.10.59内径1900mmH=7360mm18二级加氢转化器JT-1型水煤气加氢催化剂10.9816.30.675内径1900mmH=13160mm19过
15、滤器W306型高效脱油剂40.5662.40.65内径2600mmH=11680mm210预脱硫槽W102型活性炭脱硫剂20.2831.20.65内径2600mmH=11680mm1精 脱 硫 催 化 剂 装 填 量烷烷 化化 工工 艺艺 流流 程程 说说 明明来自超级精脱硫的压力来自超级精脱硫的压力2.3MPa2.3MPa、温度温度380380、总硫含量、总硫含量40PPb40PPb的焦炉气进入三段烷化加热器与二段分离器出口气体进行的焦炉气进入三段烷化加热器与二段分离器出口气体进行换热至约换热至约248248，进入一段烷化塔进行烷化反应，反应后出塔气，进入一段烷化塔进行烷化反应，反应后出塔气
16、体温度约体温度约654654，进入一段烷化废锅降温至约，进入一段烷化废锅降温至约260260，进入气体，进入气体混合器与补碳装置来的二氧化碳气体混合后的气体温度约混合器与补碳装置来的二氧化碳气体混合后的气体温度约250250进入二段烷化反应器，反应后的气体温度约进入二段烷化反应器，反应后的气体温度约611611经废热锅炉冷经废热锅炉冷却至约却至约250250进入原料气加热器，降温至约进入原料气加热器，降温至约145145进入二段省煤进入二段省煤器降温至约器降温至约110110，再经二段水冷器降温至约，再经二段水冷器降温至约9090进入二段气水进入二段气水分离器分离出气体中的冷凝水，进入三段加热
17、器加热后进入三分离器分离出气体中的冷凝水，进入三段加热器加热后进入三段烷化反应器使天然气中的一氧化碳、二氧化碳进一步转化，段烷化反应器使天然气中的一氧化碳、二氧化碳进一步转化，三段烷化反应后的气体温度为约三段烷化反应后的气体温度为约356356，经三段省煤器、脱盐水，经三段省煤器、脱盐水预热器、分离器、三段分离器、缓冲器分离气体中的水分后送预热器、分离器、三段分离器、缓冲器分离气体中的水分后送至天然气压缩机。至天然气压缩机。二段分离器、三段分离器分离的工艺冷凝液经汽提塔经二氧二段分离器、三段分离器分离的工艺冷凝液经汽提塔经二氧化碳蒸发器后送至循环水系统或除盐水系统，作为补水。化碳蒸发器后送至循
18、环水系统或除盐水系统，作为补水。蒸汽系统是利用烷化系统的反应热副产蒸汽系统是利用烷化系统的反应热副产2.5 Mpa2.5 Mpa中压蒸汽，中压蒸汽，除部分自用外其余蒸汽经减压送至除部分自用外其余蒸汽经减压送至0.7Mpa0.7Mpa蒸汽管网。蒸汽管网。甲 烷 化 设 备 参 数烷 化 工 艺 指 标 参 数序号指 标 名 称指 标备 注1超级精脱硫塔入口温度380400以厂、车间下达的指标为准2还原加热器入口温度3503一段反应器触媒层上部温度6544一段反应器触媒层下部温度654 5二段反应器入口温度250 6二段反应器上部温度611 7二段反应器中部温度611 8二段反应器下部温度611
19、9一段甲烷反应器外壳表面温度654 10 二段甲烷化反应器外壳表面温度611 11 三段甲烷化反应器入口温度250 12 三段反应器上层触媒上部温度356 13 三段反应器上层触媒下部温度356 14 三段反应器下层触媒上部温度356 15 三段反应器下层触媒下部温度356 16 三段水分离器出口气温度50 17 一段甲烷化入口压力2.3Mpa 18 三段水分离器出口压力2.3Mpa 19 一、二段汽包压力2.5 Mpa 20 废水泵出口压力0.4 Mpa 21 汽包液位四分之三甲烷化系统入口气体组成进口气量：29880Nm/h 补加CO2：1185Nm/h序号组分名称Nm/hV%Kg/h1H
20、21656055.414782CO23407.829253CO29603.218854O20005CH4783026.255926N210503.513127H2O2400.081938CnHm900314469合计2988014831甲烷化系统出口气体组成进口气量：15270Nm/h 排水：5738Nm/h序号组分名称Nm/hV%Kg/h1H21000.658.92CO一一03CO2100.06519.64O20005CH41410592.37100756N210506.8813127H2O50.03348CnHm0009合计1527011419.5序号设备名称设备直径（mm）催化剂型号催化
21、剂装填量（m）25瓷球（m）15瓷球（m）丝网数量（张）备注1一段烷化塔1600镍系烷化剂2.96.280.54单层填装2二段烷化塔1400镍系烷化剂4.772.140.24单层填装3三段烷化塔1400镍系烷化剂6.11.64单层填装4超级精脱硫塔2300T325型脱硫剂29.15.50.878两层填装烷化系统催化剂装填量低温液体co2工艺流程说明二氧化碳储罐中的液态二氧化碳经泵加压至二氧化碳储罐中的液态二氧化碳经泵加压至2.5Mpa2.5Mpa后，进入二氧化碳汽化器，经汽化器后，进入二氧化碳汽化器，经汽化器后的二氧化变成气态，进入缓冲罐稳压后按后的二氧化变成气态，进入缓冲罐稳压后按一定的流量
22、补入二段甲烷反应器。一定的流量补入二段甲烷反应器。co2系统设备参数序号设备名称设 备 主 要 参 数1co2泵SBP1000-3000/26 7.5KW Q=1000-3000L/h 吸入压力 1.38-2.4MPa 最大排出压力 2.6MPa 2液态co2储罐壳程管程设计压力2.35MPa-0.1MPa工作压力2.2MPa真空耐压试验压力2.7MPa0.2MPa设计温度-40503co2稳压罐=12002200 V=3m 工作压力 2.6MPa 耐压试验压力3.4MPa 设计温度504加热器=4004500 F=35 介质 管程：循环水 壳程：co2天然气压缩机工艺流程说明来自烷化系统压力
23、来自烷化系统压力1.5Mpa1.7MPa1.7MPa、温度为、温度为50的烷化气，经高效过滤器进入两个进气缓的烷化气，经高效过滤器进入两个进气缓冲罐经缓冲后进入天然气压缩机进行增压，增冲罐经缓冲后进入天然气压缩机进行增压，增压后进入两个出口缓冲罐经缓冲后进入风冷器，压后进入两个出口缓冲罐经缓冲后进入风冷器，冷却后的气体温度为冷却后的气体温度为40，压力为，压力为4.0 Mpa a后送后送往膜分离岗位。往膜分离岗位。天然气压缩机设备参数1产 品 型 号M-22.26/（15-17）-402型式水平对称平衡式3转速993r/m4压缩级数一级5设备对压缩介质的要求H2S含量小于15ppm6进气压力（
24、表压）1.51.7Mpa7终极排气压力（表压）4Mpa8处理量1568018200Nm/h9冷却方式缸体自然冷却、气体循环风冷却10主电机功率、电压560KW、10KV膜分离工艺流程说明将天然气压缩送来的天然气，温度为,条件下，以稳定的流量进入膜分离单元。天然气首先进入过滤器（一开一备），离开过滤器的天然气进入加热器，其温度至少被加热到高于露点温度（即）。该加热器为套管换热器，壳程走中压蒸汽，管程走天然气。天然气出口温度通过调节阀调节蒸汽流量来控制。加热后的天然气直接进入膜分离组。膜分离单元装填类似管束的中空纤维束。气体进入膜分离的壳程。氢气在膜两侧的压差下扩散进入纤维膜。原料气沿着膜分离轴向
25、流动过程中，氢气不断向纤维内扩散。纤维膜芯内产生富含氢气的气体称之为渗透汽，壳侧富含惰性的甲烷等气体称之为非渗透气。膜分离系统出口气体组成（天然气）序号组分名称Nm/hV%Kg/h1H28.00.050.72CO-03CO21.60.013.14O20005CH41395093.09964.36N210396.91298.77H2O1.370.0081.18CnHm0009合计1500011267.9膜分离系统出口气体组成（快气）序号组分名称Nm/hV%Kg/h1H29234.078.22CO-03CO28.43.1116.54O20005CH415557.4110.76N211413.77H2O3.61.332.98CnHm0009合计270152膜 分 离 工 艺 指 标介绍完毕！谢 谢！
