15万吨低温甲醇洗脱碳建议书Word格式文档下载.docx

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319

149

478

266

百分数

100%

52.1

6.2

40.4

0.3

0.14

0.45

0.25

气提氮气

2400

100％

100

水洗塔用水

1.3t/h

出料

净化气

62879

55334

6477

1.3

302

0.006

468

88

10.3

20ppm

0.48

0.1ppm

0.74

CO2产品气

30191

54

188

29949

0.18

0.62

99.2

放空气

542

59.62

368.6

113.82

11

68

21

尾气

15091

2264

12601

7.5

15

83.5

0.05

废水

1.5t/h

含微量甲醇、甲基硫等

99.8

H2回收率＝62879×

0.88÷

106310÷

0.521＝99.9%

N2回收率＝62879×

0.103÷

0.062＝98.3%

四、15万吨/年固定床造气低温甲醇洗脱碳物料平衡

通过计算，可得15万吨/年固定床造气低温甲醇洗脱碳物料平衡如下图（设计生产能力为合成氨20吨/小时，吨氨耗变换气4295Nm3，由于硫化物含量不变，假定气提氮气量、放空气量和尾气量和原装置相比按比例缩小）。

85900

44000

14666

25490

270

120

1139

215

51.2

17.1

29.7

0.31

1.32

1934

1.05t/h

60088

43956

14546

260

1326

73.2

24.2

0.43

2.2

15100

42.3

108.7

14949

0.28

0.72

99

438

52.6

297.8

87.6

12

20

12194

1890

10243

6

15.5

84

1.2t/h

H2回收率＝43956/44000＝99.9%

N2回收率＝14546÷

14666＝99.2％

后工序H2损失：

甲烷化反应剩余的CO消耗H2：

13×

3＝39Nm3，加上微量CO2消耗的H2，合计损失H240Nm3/吨氨，因甲烷化反应增加的甲烷，导致合成放空增加H2损耗60Nm3/吨氨，合计H2总损失102Nm3/吨氨。

5、甲醇洗涤塔塔径计算

现AA公司低温甲醇洗日产合成氨688吨/天，其中壳牌制气提供531吨/天合成氨气量，固定床造气提供157吨/天合成氨气量，甲醇洗涤塔已实现满负荷，壳牌制气吨氨需变换气4200Nm3，固定床造气吨氨需变换气4295Nm3，下段吸收温度为-30℃，上段吸收温度－45℃，吸收压力为3MPa，上段压力2.9MPa，甲醇循环量261吨/小时，洗涤塔塔径为DN2500×

30×

54185。

洗涤塔下段空速＝（4295×

157/24＋4200×

531/24）÷

243.15÷

273.15×

4÷

3.14÷

2.44÷

3600＝0.2046m/s

洗涤塔上段空速＝（3004×

157/24＋2484×

29×

228.15÷

3600＝0.1277m/s

新装置甲醇洗涤塔下段空速取0.2m/s，上段空速取0.13m/s，通过计算可知，新洗涤塔下段内径需达到2.08m，上段内径需达到2.17m，建议新装置甲醇洗涤塔规格为DN2300×

30。

其中一、四段塔板数及塔板间距保持不变，二、三段各减少两块塔板。

塔板间距不变。

6、甲醇循环量计算

AA公司现甲醇洗涤塔共脱除CO24200×

531/24×

0.404＋1274.5×

157/24＝45879Nm3/h＝90.12t/h

吨甲醇吸收CO2量为：

45879/261＝175.8Nm3＝345kg

由于变换气中CO2浓度降低，新装置吨甲醇吸收CO2量会有所降低，以吨甲醇吸收160Nm3CO2计，得新装置甲醇循环量＝1274.5×

20÷

160＝159.3吨/小时＝201.4m3/h

新装置甲醇泵的输送能力以250m3/h选型。

7、现装置设计CO2回收率和需达到的CO2回收率

现装置设计CO2回收率＝30191×

0.992÷

0.404＝69.7%

AA公司公司现日产合成氨688吨，日产纯碱1950吨，吨碱耗合成氨353kg，耗CO2350Nm3，如采用固定床制合成氨，CO2回收率需达到1/0.353×

350÷

1274.5＝77.8％

通过物料平衡表可知，如只使用CO2产品气，理论CO2回收率＝15100×

0.99÷

1274.5÷

20＝58.6％，远远不能满足纯碱生产需要，所以需要把尾气中的二氧化碳加以利用，和产品CO2气混合作为纯碱碳化塔下段气来源。

由于尾气中理论H2S含量为0.05×

10×

34/22.4＝0.76g/m3，需设置尾气脱硫及二氧化碳精脱硫装置。

（AA公司公司现尾气的分析数据为硫化物含量3ppm，但总硫不平衡，硫化物有可能在废水中富集，如此数据为真，只需设二氧化碳精脱硫装置）

8、气提氮气需求量

原软件包气提N2需求量为2400Nm3/h，此时变换气气量为106310Nm3/h。

AA公司公司现气提N2使用量为1960Nm3/h，进口变换气量121021.5Nm3/h。

由于气提氮气主要用于气提甲醇富液中的H2S，可以认为气提氮气使用量和进口变换气量成正比，如采用软件包数据，需N2量4295×

106310×

2400＝1939Nm3/h，如采用生产数据，需N2量4295×

121021.5×

1960＝1391Nm3/h，本装置气提氮气输送能力以2000Nm3/h设计，氮气由AA公司公司空分装置富余的氮气提供。

9、冰机冷冻量计算及冰机选型

原软件包冰机主要用于循环甲醇深冷器、富甲醇深冷器1、贫甲醇深冷器、酸气深冷器。

设计冷冻量为－40℃液氨3480kW。

即300万大卡/小时。

根据软件包的流程图和物料数据，冷冻量主要消耗在E-05（甲醇深冷器），E-04（富甲醇深冷器）E-13（贫甲醇深冷器）、E-17（酸气深冷器），各换热器需要的冷冻量分别计算如下：

E-05Q1=2.48×

203×

14×

1000+36×

0.653×

1000=7.38×

106KJ

E-04Q2=2.48×

112×

3×

1000+45×

1000=0.92×

E-13Q3=203×

1000×

2.48×

5=2.517×

E-17Q4=132×

1167+132×

63+63×

542/22.4×

44×

0.653=0.218×

总换热量Q=Q1+Q2+Q3+Q4=11.033×

总换热效率=11.033×

106÷

3600÷

3480=88%

换热器E-05、E-04、E-13、E-17的冷冻需求量主要来自甲醇降温或冷凝，可认为冰机负荷及各换热器换热面积和甲醇循环量成正比，现有换热器和冰机可满足261t/h甲醇循环量需要，当甲醇循环量降为159.3t/h时，冰机制冷量=300×

159.3÷

261=183万大卡

整个系统的冷冻换热效率计算：

从整个系统来看，冰机的冷冻量主要用于进口气体降温和循环甲醇降温，其中进口气体温度从40℃降到30℃，甲醇温度从38℃降到24℃，气体降温需要冷冻量Q1=10×

0.35302×

4.18=1.56×

甲醇降温需要冷冻量Q2=203×

14=7.048×

总冷冻效率=（Q1+Q2）/12528000=68.4%

新装置换热器E-05、E-04、E-13、E-17的相关参数如下：

E-05甲醇深冷器现参数DN1600×

16×

10150，F=161m2，SA-203GrD

新装置参数：

DN1200×

14，F=100m2，SA-203GrD

管程吸收CO2的甲醇溶液180.5t/h，其中甲醇159.3t/h-21℃降温到-35℃壳程液氨-33℃蒸发为气氨，为甲醇溶液提供冷冻量

E-04富甲醇深冷器参数DN900×

12×

6320，F=69.5m2，SA-516Gr70

DN700×

10，F=45m2，SA-516Gr70

E-13贫甲醇深冷器参数DN1100×

8102，F=188m2，SA-516Gr70

DN1000×

12，F=120m2，SA-516Gr70

管程贫甲醇溶液159.3t/h，-31℃降温到-36℃

壳程液氨-36℃蒸发为气氨，为甲醇溶液提供冷冻量

E-17酸气深冷器参数DN700×

4160，F=14.5m2，SA-516Gr70

4160，F=14.5m2，，SA-516Gr70

管程甲醇、二氧化碳、硫化氢等气体，其中甲醇95kg，不凝气体438Nm3/h，29.8℃降温到-33℃

壳程液氨-33℃蒸发为气氨，为甲醇溶液提供冷冻量

10、未考虑的投资

变换触媒增加投资800万元（现变换装置触媒总投资1422万元，其中中变触媒K8－1153.68吨，16万元/吨，低变触媒QCS－0470.4吨，8万元/吨，预计新装置变换触媒总投资1100万元，比传统变换触媒投资增加800万元），尾气脱硫及冰机增加投资800万元。

合计增加投资1600万元。