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组成氨各工序工艺具体流程 
来源:米乐体育免费下载app 发布时间:2024-02-29 13:38:54

  组成氨各工序工艺具体流程.-一、组成氨设备工艺流程阐明组成氨设备由一氧化碳改换、酸性气体脱除、硫收回、气体精制、组成气紧缩、氨组成、冷冻工序共7个工序组成。1.一氧化碳改换工序工艺流程阐明来自煤气化设备的粗煤气〔242.25℃6.25MPag〕进入改换质料气分别器〔S04101〕,分别夹藏的水分,再进入煤气过滤器〔S04102〕,除掉煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器〔E04101〕加热到280℃左右,后进榜首改换炉〔R04101〕发展改换反应,出榜首改换炉的高温改换气进煤气换热器〔R04101〕换热,在煤气换热器〔E04101〕...

  .-一、组成氨设备工艺流程阐明组成氨设备由一氧化碳改换、酸性气体脱除、硫收回、气体精制、组成气紧缩、氨组成、冷冻工序共7个工序组成。1.一氧化碳改换工序工艺流程阐明来自煤气化设备的粗煤气〔242.25℃6.25MPag〕进入改换质料气分别器〔S04101〕,分别夹藏的水分,再进入煤气过滤器〔S04102〕,除掉煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器〔E04101〕加热到280℃左右,后进榜首改换炉〔R04101〕发展改换反应,出榜首改换炉的高温改换气进煤气换热器〔R04101〕换热,在煤气换热器〔E04101〕中加热煤气化设备来的粗煤气,换热后的改换器进入中压废热锅炉〔E04103〕中,在此,副产2.6MPa〔G〕的中压饱满蒸汽,然后在265℃左右进入第二改换炉〔R04102〕。第二改换炉〔R04103〕出来的改换气经过中压废锅II〔E04102〕调温至260℃左右后进第三改换炉〔R04103〕持续发展反应。出第三改换炉〔R04103〕的改换气进低压废热锅炉〔E04105〕副产0.6MPa〔G〕的低压饱满蒸汽,此刻改换气温度降至202℃左右,进入1#改换气分别器〔S04104〕分别出冷凝液后,改换气持续进入锅炉给水预热器〔E04113〕降温,在2#改换气分别器〔S04104〕分别冷凝液后进入除盐水预热器II〔E04107〕,在5#改换分别器〔S04110〕中分别出冷凝液后持续进入除盐水预热器〔E04114〕中,此刻温度降至70℃,经3#改换气分别器〔S04105〕后分别冷凝液,然后再进入改换气水冷器〔E04108〕,冷却至40℃后进入酸性气体脱除工序。从1#、2#和5#分别器〔S04103、S04104、S04110〕出来的高温冷凝液经冷..word.zl-.-凝液闪蒸槽〔S04109〕集兼并闪蒸后,液相经冷凝液泵II〔P04103A/B〕加压后,直接送往煤气化设备。一氧化碳改换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部〔冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa〕,在冷凝液汽提塔顶用来自管网的低压蒸汽汽提,从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量小于10ppm,从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器〔E04109〕顶用循环水冷却到40℃后进尾气分别器〔S04107〕,尾气分别器〔S04107〕分别出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液,约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫设备,出汽尾气分别器〔S04107〕的汽提尾气送火炬焚烧处理。改换催化剂的升温硫化设置独自的升温硫化体系,升温恢复介质经过氮气鼓风机〔B04101〕加压后,经开工加热炉〔F04101〕加热至200-400℃后进入各段改换炉对催化剂分别发展升温硫化,出各段改换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器〔E04110〕后进氮气分别器〔S04108〕,分别出液态水分后进入氮气鼓风机构成循环,搭档弥补少数氮气、氢气及二硫化碳。别的,设有CS贮槽2〔T04101〕盛装CS,做升温硫化用。22.酸性气体脱除工序工艺流程阐明(1)HS和CO的吸收22从改换工序来的改换气(流量253186Nm3/h,温度40℃),在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗设备,先在改换气洗氨塔C04207洗刷到NH<2ppm。洗3氨后的改换气中含有饱满水,为防止改换气中的水分在冷却后冻住,需求向其喷发注入少数的贫甲醇溶液。打针了贫甲醇的改换气在质料气冷却器E04201中..word.zl-.-与液氮洗来的冷组成气、二氧化碳和尾气换热,冷凝后的甲醇与水的混合物从质料气分别罐S04201中分别出后进入洗刷塔C04201,用甲醇洗刷以脱除酸性气体,当净化气中CO≤20ppm,总硫<0.1ppm后送往液氮洗设备。2洗刷塔分为上下塔,共四段,上塔为三段,下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液,经水冷器E04218,1#甲醇冷却器E04209,2#甲醇冷却器E04222,以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃,进入C04201塔顶部作为洗刷液(流量283832kg/h)。上塔顶段为精洗段,以保证净化气目标,中心两段为CO初洗段和主洗段,用经段间换热器E04205,E04206换热冷却后2的甲醇〔入主洗段-43.92℃,入初洗段-43.30℃〕在低温下吸收气体中的CO,2吸收了CO后的富甲醇在上塔底部分红两部分,一部分送至下塔作为脱除2HS,COS等组分的洗刷液(约占50%,温度-8.74℃),另一部分经换热器2E04217、E04207和E04204与组成气、富甲醇和氨蒸腾换热后降温至-33℃左右进入闪蒸罐S04203,在1.75MpaA压力下发展闪蒸。吸收HS后的甲醇溶液由2下塔底部排出,经换热器E04219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸腾换热后进入闪蒸罐S04202,在1.75MpaA压力下发展闪蒸。S04203和S04202的闪蒸气调集后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气紧缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的质料气中,以收回有用组分H。2(2)HS的浓缩2从S04203底部引出的含CO不含硫的甲醇液,经节省减压进入C04202塔2顶部,闪蒸出大部分CO气体,其液体作为C04202和C04203塔上部的回流2液,洗刷含硫甲醇解分出的HS组分,回流液流量分配经过FV-04209调整,以2保证脱离C04202塔顶部产品CO气和C04203塔顶部尾气中硫含量合格;从2..word.zl-.-S04202底部引出的含硫甲醇液经节省减压分别进入CO解析塔C04202中段(流2量51166kg/h,用FV-04208调整)和HS浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h),2在此部分将CO和HS从甲醇中解分出来。22搜集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液,经液位操控LV-04225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解分出大部分CO,因为CO解析吸热,使其温度降至总体系最低。该低温甲醇液搜集于22C04203塔中部集液盘上,经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗刷塔段间冷却器E04206收回冷量后温度上升,进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部,甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节省胀大进入C04203下塔中部,进一步被减压气提。为使甲醇液中的CO进一步得到解析,浓缩HS,在C04203塔底部通入低22压氮(12500Nm3/h),用N气损坏原体系的气液平衡,下降CO在气相中的分22压,使液相中的CO进一步向气相中开释。经C04203塔解分出的CO跟着气22提N作为尾气由塔顶送出。2(3)甲醇热再生从C04203塔底部出来的甲醇液中含有体系简直悉数的HS和少数CO,经22泵P04203增压和JF04202过滤后,在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204,经甲醇蒸汽加热气提再生后,硫化物和剩下CO随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入2热再生塔回流罐S04206,部分冷凝下的甲醇分别出来,经泵P04206送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体持续在E04214和氨冷器E04213冷却..word.zl-.-后入S04205罐,冷凝下的甲醇送至C04203底部收回,而气体部分循环至C04203,部分经E04214升温后送至界外硫收回。经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区,热区侧用再沸器E04211供给热量,冷热区在塔外有连通管,热区的甲醇溶液经泵P04205抽出,在贫甲醇过滤器JF04201中过滤,然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液调集在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204,而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分别塔C04205顶部作为该塔的回流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后,在水冷器E04218,1#甲醇冷却器E04209,2#甲醇冷却器E04222,以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃,进入C04201塔顶部作为洗刷液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为打针甲醇送至E04201前的质料气管线)甲醇/水分别从质料气分别罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热,经S04208闪蒸后进入C04205塔,参加蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压,在E04220中换热升温后进入C04205塔参加蒸馏;该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶发生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参加再生,塔底的蒸馏水经E04220收回热量后,作为废水排放〔CHOH≤0.01%〕3送至污水处理;C04205塔由再沸器E04215供给热量来保持塔的热平衡。(5)CO气和尾气水洗2从C04203塔顶出来的低温尾气,经氮气冷却器E04221、2#甲醇冷却器E04222、质料气冷却器E04201收回冷量温度上升后进尾气水洗塔C04206,同..word.zl-.-时产自C04202塔的低温CO气,经E04219和E04201收回冷量升温后大部分送2往CO紧缩机,剩余部分并入尾气中,用塔顶来的脱盐水〔流量4800kg/h〕洗2涤,为防止洗刷后尾气中所含的饱满水冷凝,可部分尾气〔50%的左右〕进C04206。尾气水洗塔顶得到契合排放规范的尾气排放至大气。3.硫收回工序工艺流程阐明来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140℃,进入HS主燃2烧炉〔Z05101〕,在HS主焚烧炉〔Z05101〕中,酸性气和特别的份额配入的氧气2混合发生焚烧,并与炉另一股酸气发生HS的克劳斯反应。2在焚烧炉中首要反应的反应式为:HS+1/2O→S+HO222HS+3/2O→SO+HO2222出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热,生成0.6MPa饱满蒸汽,并在此分别出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级进程气加热器升温至240℃进入一级克劳斯反应器R05101A床层发展催化转化反应,反应器装填硫收回多功能催化剂,在反应器中首要的化学反应式如下:2HS+SO→3/XS+2HO22X2COS+HO→HS+CO222CS+2HO→2HS+CO2222反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160℃收回硫磺,脱硫后的气体进入二级进程气加热器用中压蒸汽加热至220℃左右进入二级反应器发展二段催化反应。在反应器中首要的化学反应式如下:2HS+SO→3/XS+2HO22X2..word.zl-.-反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160℃收回硫磺,脱硫后的气体进入三级进程气加热器用中压蒸汽加热至200℃左右进入三级反应器发展三段催化反应。在反应器中首要的化学反应式如下:2HS+SO→3/XS+2HO22X2反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130℃收回硫磺,冷凝后的气体进入硫磺捕集器分别残存的液硫后,尾气和液氮洗设备送过来的燃料气以及煤气化设备送过来的贫酸性气一同送去焚烧炉焚烧,焚烧炉出口设置废热锅炉发生中压蒸汽,尾气降温至180℃左右送往锅炉烟气脱硫体系。来自硫收回工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101,呈液滴状滴落到运转的冷却钢带上冷却成形,颗粒直径为3~6mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗,贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗,经半主动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的制品袋装硫磺由人工送入库码垛储存。外运时由人工拆垛装车。4.气体精制工序工艺流程阐明来自酸性气体脱除工序30℃,5.31Mpa〔g〕的组成气,进入分子筛吸附器〔Z04301A〕和〔Z04301B〕,在分子筛吸附器中,微量CO和甲醇杂质被分子筛2吸附,这是为防止液氮洗单元的阻塞。分子筛吸附器有2台,1台处于吸附状况,另一台处于再上状况〔两台吸附器主动切换运用〕。吸附器单元选用低压氮气作为分子筛的再气愤,在气愤首要在在气愤加热器〔E04301〕中的氮气用中压蒸汽加热至约220℃,经分子筛后,进入再气愤冷却器E04302冷却至30℃后送低温甲醇洗设备作为HS浓缩塔的气提气,被吸附的甲醇被收回到甲醇循2环体系。吸附后的净化气进入低温段的冷箱,使热量浸透减至最小。在质料气/..word.zl-.-高压氮气冷却器Ⅱ〔E04305〕中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔〔C04301〕。在氮洗塔〔CO4301〕中,气体中的Ar、CO和CH等杂质被液氮4溶解吸收,从塔底排出。含有约15mol﹪N的净化气从塔顶脱离。2为满意组成气中的H:N=3:1的要求,需补入的高压氮气在但气冷却器22〔EO4303〕Ⅰ和质料气/高压氮气冷却器〔E04304〕顶用冷工艺物流冷却,然后发展液氮洗。质料气/高压氮气冷却器Ⅰ〔E04304〕下流的氮分红两股。一部分持续在质料气/高压氮气冷却器Ⅱ〔E04305〕中冷却液化为洗刷氮,经调理阀进入氮洗塔〔C04301〕。在气体混合器〔M04301〕中,另一部分氮作为配比氮经调理阀回来到来自C04301塔顶被E04305再热的组成气中〔M04301上游组成气中H:N高于3:1〕。组成气在EO4304中加热并分红两部分,一部分在酸性气22体脱除工序被加热,另一部分在E04303中被加热,被加热后两部分组成气组成一股,经过直接调理高压氮气使冷箱出口组成气中H:N=3:1,然后送往组成气22紧缩工序。脱离C04301的液体减压去氢气分别器〔SO4301〕发展闪蒸。闪蒸气中的H含量约为1﹪。在换热器E04305,EO4304和EO4303中被加热,经酸性气体2脱除工序的循环气紧缩机循环,使氢得到收回。氢气分别器〔SO4301〕分别出液体减压后,在换热器EO4305,EO4304和EO4303中换热,终究脱离液氮洗工序送入硫收回设备尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来弥补冷量的丢失,以保持低压。体系所需的大部分冷量经过氢气分别器〔SO4301〕的液体的胀大和蒸腾发生。进料气选用上述描绘的办法减压发生的冷量缺少以发展低温分别。体系所需冷量缺少部分由液氮在EO4305中蒸腾供给。气相从液相中分别出来后在换热器EO4305,EO4304和EO4303中加热。纯氮能够在大气..word.zl-.-中开释或许持续用于冷箱。为满意开泊车的需求,体系设置安全排放部分,包括缓冲罐〔DO4302〕和火炬气体加热器〔EO4306〕,将也氮洗设备中的冷物料搜集起来,选用低压蒸汽加热后送火炬。5.组成气紧缩工序工艺流程阐明由氮洗单元来的约5.03MPaG,30℃,68605㎏/h的氢氮组成气,经一道带旁路的电动阀后进入组成气紧缩机103-J榜首级叶轮,经前八级叶轮紧缩后的组成气与从120-C回来的来的约14.7MPaG,26℃,186620㎏/h的循环气调集后,经第九级叶轮紧缩至约15.4MPaG,46.8℃,255980㎏/h进入103-J出口管线-J设置了二条防喘管线-C回来的来循环气在进103-J三段进口前由防喘阀PV5320操控回来二段进口;另一条是从116-C冷却器出口由PV5310操控的回来一段进口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调理。103-J在三段出口和进口之间设了一个平衡阀HV5340,在紧缩机充压时平衡三段进口与出口之间压力。在103-J一段进口管线上装备有安全阀PIV-SG1411,经排放管线-C的小循环管线;去机组的高压工艺气密封管线J安全阀,经排放管线去火炬总管。别的紧缩机组在一段出口和三段出口设了二个泊车泄压放空阀PV5319和PV5341;放空气送火炬。6.氨组成工序工艺流程阐明..word.zl-.-由气体精制来的新鲜组成气经组成气紧缩机进口缓冲槽〔153-D〕进入组成气紧缩机〔103-J〕,新鲜气先经紧缩段加压,紧缩后气体经段间冷却后再与进出塔热交换器(121-C)来的循环气调集进组成气紧缩机循环段,混合气终究紧缩至15.5MPaA出组成气紧缩机。紧缩后组成气经进出塔热交换器〔121-C〕预热后进氨组成塔〔105-D〕反应。出氨组成塔反应气〔温度约441度,氨含量约20%〕,经高压锅炉给水预热器〔123-C〕收回热量后,反应气再进入组成塔进出口换热器预热进塔〔121-C〕。组成气再经水冷器〔124-C〕及组合式氨冷器〔120-C〕冷凝冷却至0度后,进高压氨分别器〔146-D〕分别冷凝的液氨,分氨后的循环气经组合式氨冷器〔120-C〕收回冷量后进紧缩机循环段与新鲜气调集,重复上述循环。高压氨分别器〔146-D〕分别出的液氨进入闪蒸槽〔147-D〕,经过减压〔至1.86MPaA〕闪蒸出溶解的气体,闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接纳槽〔149-D〕,闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合,经驰放气冷却器〔160-C〕冷却收回其间的氨,液氨回来闪蒸冷冻槽〔120CF1-120CF2-152-D〕,气相排放至火炬体系。当尿素设备泊车时,来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区储存。7.冷冻工序工艺流程阐明来自酸性汽提脱除工序,氨组成工序气氨依照其压力等级,分别送至氨紧缩机〔105-J〕的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级紧缩后至1.6MPaA后,经氨冷凝器〔127-C〕冷凝后,液氨靠重力自流至液氨搜集槽〔149-D〕,溶解于液氨中的惰性气体在液氨搜集槽分别,经驰放气急冷器〔160-C〕冷却后排放至火炬。由液氨搜集槽冷侧送出的氨送氨组成工序发展闪蒸,为其供给冷量,制..word.zl-.-冷进程如此循环。一般的情况下,由液氨搜集槽热侧送出的热氨经热氨泵〔124-J/JA〕加压后送尿素设备。各节点流量、压力、温度如下:改换379710kg/h压力6.27MPa温度242.25/40℃酸脱282508kg/h压力5.87MPa温度40/-61.5℃液氮洗16801kg/h压力5.31MPa温度30/-190℃紧缩68605kg/h压力5.03/15.4MPa温度30/℃9.8MPa蒸汽80.8T/H氨组成255980kg/h压力15.4MP温度450℃氨紧缩机63668kg/h压力2.10MPa温度40℃4.2MPa蒸汽29.0T/H氨产值(氨冷冻)67843kg/h压力2.80MPa温度40/-31℃硫收回8355kg/h压力0.28MPa温度30℃硫磺1823.8kg/h..word.zl-

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