化工区消防专篇(共79页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上内蒙古大唐国际克什克腾煤制气项目基础设计第十一卷 消防专篇J450.6.100.12-11赛鼎工程有限公司(原化学工业第二设计院)甲级工程设计证 A2010年4月 太原专心-专注-专业内蒙古大唐国际克什克腾煤制气项目基础设计第十一卷 消防专篇J450.6.100.12-11编 制：校 核：审 核：赛鼎工程有限公司(原化学工业第二设计院)甲级工程设计证 A2010年4月 太原目 录根据国家关于生产性建设工程项目建筑防火必须贯彻“综合治理，预防为主，防消结合”的方针，贯彻建设项目和消防设施“三同时”（同时设计、同时施工、同时投产）的精神。为此，在本工程初步设计中将消防安全

2、设计放在一个极为重要的位置，在详细设计时严格按建筑设计防火规范GB50016-2006、石油化工企业设计防火规范GB50160-2008规定和本消防专篇要求进行设计。1.设计依据及执行的法规、标准1.1 设计依据1. 石油和化学工业规划院文件 关于内蒙古大唐国际克旗日产1200万立方米煤制天然气项目可行性研究报告的评估报告 化规石200731号。2. 国家发展改革委关于内蒙古大唐国际发电股份有限公司40亿立方米/年煤制天然气示范项目核准的批复（发改能源20092163号）。3. 赛鼎工程有限公司（原化学工业第二设计院） 编制内蒙古大唐国际日产1200万立方米煤制天然气项目可行性研究报告。4.

3、项目业主与赛鼎工程有限公司（原化学工业第二设计院）签订的设计合同，合同号：SCD。5. 本项目相关会议纪要。1.2执行法规中华人民共和国消防法（2008年10月28日第十一届全国人民代表大会常务委员会第五次会议通过）1.3 设计规定化工工厂初步设计文件内容深度规定(HG/T 20688-2000)1.4 设计采用的标准、规范建筑设计防火规范GB50016-2006石油化工企业设计防火规范GB50160-2008低倍数泡沫灭火系统设计规范GB50151-92（2000年版）石油天然气工程设计防火规范GB50183-2004建筑灭火器配置设计规范GB50140-2005火灾自动报警系统设计规范GB

4、50116-98固定消防炮灭火系统设计规范GB50338-2003超细干粉无管网灭火系统设计、施工及验收标准DB42/294-2004气体灭火系统设计规范GB50370-2005爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50058-92石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SH3063-1999采暖通风和空调设计规范GB50019-2003化工企业静电接地设计规程HGJ28-90建筑物防雷设计规范GB50057-2000工业建筑防腐蚀设计规范GB50046-95建筑给水排水设计规范GB50015-2003安全色GB2893-2001安全标志（GB2894-1996）石油化工企业厂区总平面布

5、置设计规范SH/T 3053工业企业采光设计标准GB50033-91建筑物抗震设计规范GB50011-2001建筑内部装修设计防火规范GB50222-95（2001年修订版）火力发电厂与变电站设计防火规范GB50229-2006供配电系统设计规范GB50052-95输气管道工程设计规范GB50251-20032工程概述及消防现状2.1 工程概述2.1.1 工程概况大唐国际发电股份有限公司是一个综合实力很强的以发电为主营业务的上市公司。其主要经营范围为：建设、经营电厂，销售电力、热力；电力设备的检修调试；电力技术服务。目前，公司管理全资、控股发电公司及其他项目公司50余家，遍及全国18个省（市、

6、自治区）。本项目的建设充分发挥内蒙锡林浩特煤炭资源优势，改善当地的基础设施，增加地方就业机会，增加税收，推动地区社会经济的发展，缩小东西部发展差距，实现东西部地区优势互补，共同发展，把资源优势转换为经济优势，为西部大开发做出贡献。本项目为褐煤洁净化高效利用项目，能有效、经济地实现煤炭综合利用、提高附加值的目标，符合国家产业发展、能源和环境保护政策。2.1.2 工程性质本项目属于新建工程。2.1.3工程规模及设计范围本项目拟建设工程规模为1200万Nm3/d(公称设计能力)天然气工程（分三期，其中一期规模为400万Nm3/d）。本次消防专篇的编写主要是化工部分，仅在文中个别地方体现与化工部分关联

7、的分包设计院的设计内容。（分包设计院具体设计详见各设计院的消防专篇）本工程分为化工区、动力区、铁路区、首站及长输管线区、厂前区、污水处理区、厂外工程区。赛鼎工程有限公司为本工程总体设计院，负责化工区的基础设计和详细设计。总体设计负责：化工界区的地质勘察、全厂测量；全厂总平面布置；参加引进装置的技术谈判，并提出技术要求；污水处理、硫回收等在设计过程中总体考虑；对三期工程阶段进行统一科学规划。化工区包括空分、4.0MPa碎煤加压气化、煤气冷却和变换、低温甲醇洗（含制冷工段）、煤气水分离、酚回收、甲烷化（详细设计）、化工区内备煤栈桥、铁路的油品火车装车站等主要生产装置；化工界区辅助生产设施；化工界区

8、配套的公用工程。北京国电华北电力工程有限公司：动力区的基础设计和详细设计，包括锅炉、发电、原水处理、脱盐水、备煤、渣场等主要生产装置及其界区内的所有辅助生产设施和配套的公用工程；提供全厂脱盐水、锅炉给水、新鲜水、蒸汽、高低压消防水、采暖水；对烟气氨法脱硫、硫铵装置进行总体考虑。中铁第一勘察设计院集团有限公司：铁路工程及附属设施的基础设计和详细设计，包括铁路区包括主要设施及其界区内所有铁路辅助生产设施和铁路配套的公用工程，不含为翻车机服务的铁路轨道以外的工程。内蒙古水利勘察设计院: 引水工程的基础设计和详细设计，包括厂外工程区包括外水管线、泵房。胜利工程设计咨询有限公司：煤制天然气首站及干燥、输

9、气工程的基础设计和详细设计，首站及长输管线区包括压缩、干燥、长输管线、门站等主要装置及其界区内所有辅助生产设施和配套的公用工程，进厂及环厂道路。山东三维石化工程股份有限公司：化工区内硫回收装置的基础设计和详细设计。英国戴维公司：甲烷化的基础设计。污水处理的设计院：污水处理系统及附属装置的基础设计和详细设计，包括污水处理区包括污水处理等主要装置及其配套所有辅助生产设施和公用工程。中城建北方建筑勘察设计研究院：厂前区及生活设施的基础设计和详细设计，生活区包括厂区办公、宿舍、食堂、浴室、消防站等主要设施及其界区内所有辅助生产设施和配套的公用工程。江苏新世纪江南环保有限公司：负责动力区内锅炉烟气脱硫装

10、置及附属系统的基础设计和详细设计。空分主项设计院: 由赛鼎工程有限公司总体布置。杭氧空分设计院：空分装置及氮气增压系统单体设计。MAN TURBO公司：空压缩机系统单体设计。空冷器系统设计：空冷器系统单体设计。油站系统设计：油站系统单体设计。雨水排水管线；外排水管线；电源外线临建工程（厂房、仓库、临时变电所，水井等），这些项目业主随工程进展再进行委托设计。北京国电华北电力工程有限公司负责编制电站界区的消防、安全设施、环保专篇。中铁第一勘察设计院集团有限公司负责编制铁路的消防、安全设施、环保专篇。胜利工程设计咨询有限公司负责编制首站及输气工程的消防、安全设施、环保专篇。山东三维石化工程股份有限公

11、司负责编制硫回收的消防、安全设施、环保专篇。江苏新世纪江南环保有限公司负责编制烟气脱硫装置的消防、安全设施、环保专篇。2.1.4产品方案本项目的主导产品为天然气，在生产过程中副产其它化工产品，如中油、焦油、石脑油、硫磺等。产品方案序号产品名称产品规格单位一期产量备注一主要产品1天然气Nm3/d400万二副产品1中油t/a6.66万2焦油t/a5.39万3石脑油t/a1.91万4酚t/a2.06万5硫磺t/a5.40万6硫铵t/a24.3万2.1.5工艺流程简述全厂工艺流程图见附图J450.6.100.1-3-2-1。（1）空分空分装置主要任务是连续稳定地提供纯净无油的氧气、中压氮气、低压氮气、

12、仪表空气和装置空气。根据气化装置正常耗氧量为83712 Nm3/h，确定空分装置的规模为生产氧气96000 Nm3/h（纯度为99.8% vol）。空分装置在氧气无放空的情况下，可以在设计条件下氧产量的70%110变负荷工况运行。本空分装置采用分子筛吸附净化、空气增压、空气增压透平膨胀机制冷、膨胀空气进下塔、上塔采用规整填料塔、带增效氩塔、产品氧采用液氧泵内压缩的工艺流程。整套装置包括：空气过滤系统、空气压缩系统、空气预冷系统、分子筛纯化系统、分馏塔系统、液氧贮存汽化系统、液氮贮存汽化系统、氮气压缩系统等。（2）加压气化本项目气化技术采用碎煤加压固态排渣气化技术。碎煤加压气化装置由气化炉及加煤

13、用煤锁和排灰用灰锁组成，煤锁和灰锁均直接与气化炉相接。共分两个系列，单系列8台气化炉，以单台气化炉为例作一介绍。原料煤经筛分后550mm的碎煤，由备煤皮带供到气化炉煤仓（211-B003），煤仓的储量，在供煤停止时，可供气化炉连续操作运行四小时。装置运行时，煤经由自动操作的煤锁加入气化炉，入炉煤系从煤仓通过溜槽由液压系统控制充入煤锁中。煤仓的容量可供4小时用，它装有料位测量装置。装满煤之后，对煤锁进行充压，从常压充至气化炉的操作压力，再向气化炉加煤，之后煤锁再卸压至常压，以便开始下一个加煤循环过程。这一过程实施既可以采用自动过程，也可使用手动操作。用来自煤气冷却装置的粗煤气和来自气化炉的粗煤气

14、使煤锁分两步充压。煤锁卸压的煤气收集到煤锁气气柜中。卸压后，留在煤锁中的少部分煤气，用煤锁引射器抽出，经煤尘旋风气分离器除去煤尘后排入大气。气化剂蒸汽和氧气的混合物，经安装在气化炉下部的旋转炉篦喷入，在燃烧区燃烧一部分，为吸热的气化反应提供所需的热。在气化炉的上段，刚加进来的煤向下移动，与向上流动的气流逆流接触。在此过程中，煤经过干燥、干馏和气化后，只有灰渣残留下来，灰渣由气化炉中经旋转炉篦排入灰锁，再经灰斗排至水力排渣系统。灰锁也进行充压、卸压的循环。灰锁拥有可编程控电子程序器，也可手动操作。充压用过热蒸汽来完成。为了进行泄压，灰锁接有一个灰锁膨胀冷却器，其中充有来自循环冷却水系统的水。逸出

15、的蒸汽在水中冷凝并排至排灰系统。气化所需蒸汽的一部分在气化炉的夹套产生，从而减少了中压蒸汽的需求。为此向气化炉夹套中加入中压锅炉水，在气化炉中产生的蒸汽经夹套蒸汽分离器送往气化剂系统，蒸汽/氧气在此按比例混合好喷入气化炉。离开气化炉的粗煤气以CO、H2、CH4、CO2为主要组分，还包括CnHm、N2、硫化物（H2S）等次要组分。气化炉为带夹套的MarK 型，每台气化炉有一台煤锁、一台灰锁、一台洗涤器和一台废热锅炉与之配套。煤锁和灰锁装卸料的频率取决于产气量。离开气化炉的煤气首先进入洗涤冷却器。在此，煤气用循环煤气水加以洗涤并使其饱和。洗涤冷却器的用途首先是将煤气温度降至200，其次是除去可能夹

16、带的大部分颗粒物。饱和并冷却后的煤气进入废热锅炉，通过生产0.5MPa(g)低压蒸汽来回收一部分煤气中蒸汽的一部分冷凝热。在废热锅炉下部收集到冷凝液的一部分，用洗涤冷却循环水泵循环使用。多余的煤气水送往煤气水分离装置。（3）变换及冷却本装置采用耐硫变换流程。煤气冷却的目的是把来自气化工段的粗煤气冷却至40，同时废热回收利用，送往低温甲醇洗工段去净化。粗煤气变换冷却设为两个系列，以一个系列为例对流程进行简介。来自加压气化的粗煤气大约181，首先进入粗煤气洗涤器，在洗涤器内粗煤气用来自煤气水分离高压煤气水洗涤，在此过程中粗煤气中大量灰尘被洗涤下来，粗煤气温度大约下降5，这样粗煤气中少量焦油被冷凝洗

17、涤下来。与下游的粗煤气分离器所分离出的少量液滴组分一起送往煤气水分离工号。洗涤分离后的粗煤气一部分进入气气换热器，与来自主变换炉的变换气换热至约260,依次进入预变换炉和主变换炉，出主变炉的变换气经气气换热后再经余热回收器回收热量，副产158，0.6MPa(a)的低压蒸汽，此时变换气的温度降至175后与未变换的粗煤气一起进入混合器混合后气进入后续冷却。第一步冷却，在预冷器中，粗煤气从175冷至130，粗煤气中部分焦油和水蒸汽将冷凝下来。预冷器是立式管壳式换热器，粗煤气从预冷器顶部进入管程，由底部排出，预冷器下部贮槽是收集和排出冷凝液，其壳程的冷却介质锅炉给水将从105加热到150，预冷器的管程

18、将喷射来自煤气水分离的高压喷射煤气水。第二步冷却，在中间冷却器中粗煤气由130降至80，煤气中部分油和水蒸汽将冷凝。中间冷却器为立式，粗煤气由其顶部管程进入，从底部排出。在煤气侧将喷入来自煤气水分离的高压喷射煤气水，洗涤煤气中的NH3，以防止其管内表面形成碳酸氢铵沉积。喷射的高压煤气水和冷凝液收集在中间冷却器下部贮槽，并由此排出。中间冷却器壳程冷却介质为脱盐水，在此脱盐水由45加热到102。第三步也是最后一步冷却。粗煤气在最终冷却器中由80降至40。此时冷凝下来水蒸汽和少量油。终冷器也是立式管壳换热器，煤气从顶部入，底部管程排出。喷射高压煤气水的目的与第二步冷却目的相同。高压喷射煤气水与冷凝液

19、收集在最终冷却器下部贮槽，并由此排出。从终冷器出来的煤气进入洗氨塔除去煤气中夹带的少量NH3，最终压力3.65MPa(a)，温度40的无氨、无尘、无焦油和酚的粗煤气进入低温甲醇洗工段。触媒床的升温是利用开工加热器，采用温度435的过热蒸汽与升温载体氮气换热的方式。（4）低温甲醇洗低温甲醇洗装置主要是用于脱除来自煤气冷却装置的粗煤气中CO2、石脑油、硫化物等杂质气体，从而使净化气满足甲烷合成装置的要求。采用9塔流程，由煤气冷却系统，预洗、吸收系统，再生系统，石脑油/甲醇回收等系统组成。共设两个系列，以一个系列为例作介绍。煤气冷却系统：来自粗煤气冷却装置的粗煤气在40进入低温甲醇洗装置后，通过一系

20、列热交换器被冷却到-32。首先，粗煤气中夹带的冷凝液在粗煤气分离器中得到分离，分离出的冷凝液送到煤气水分离装置。在粗/净煤气换热器中用净煤气将粗煤气冷到23，然后在粗煤气冷却器中用0级丙烯将之冷到8。在换热器中产生的粗煤气冷凝液在粗煤气分离器被分离，送预洗闪蒸塔。在粗煤气进一步冷却之前，喷入少量的甲醇以防止煤气冷凝液结冰。然后在粗/净煤气换热器中由来自H2S浓缩塔和CO2闪蒸塔的一段、二段闪蒸气以及冷的净煤气将粗煤气冷却到-15，最后经过氨冷器将煤气冷却到-32。在氨冷器热交换器中产生的水-甲醇-石脑油混合物随粗煤气一起进入脱硫塔的预洗段。预洗、吸收系统：冷的粗煤气进入H2S脱硫塔的预洗段，在

21、预洗段用少量来自甲醇深冷器的冷甲醇洗涤粗煤气。脱除粗煤气中石脑油和HCN，然后被收集在预洗段底部，送往石脑油/甲醇回收系统。脱除了石脑油和HCN的粗煤气通过升气塔盘进入到脱硫段。在脱硫段用来自CO2吸收塔的含CO2甲醇富液将粗煤气中大部分H2S/COS予以脱除，煤气中硫化氢被脱除到10 ppm以下。含H2S甲醇液被收集在H2S吸收塔的升气盘上，然后送到H2S浓缩塔的第段。脱硫气进入CO2吸收塔，主洗段是用来自CO2闪蒸塔闪蒸再生的甲醇半贫液洗涤脱除大量的CO2，再经精洗段用来自热再生塔的热再生甲醇贫液作最终净化洗涤，使净煤气中CO2含量1.5%，H2S0.1ppm。净煤气离开CO2吸收塔，经过

22、粗/净煤气热交换器和，回收冷量复热后，送出界区。在精洗段的顶部喷入-42的甲醇贫液，甲醇半贫液在主洗段顶部喷入，同时与来自精洗段的甲醇汇合。汇合后的甲醇继续与煤气逆向流动，吸收CO2、H2S和COS，由于CO2溶解热的作用使得甲醇温度上升，使甲醇液几乎达到吸收CO2的汽液平衡点，为了提高甲醇的吸收能力，从第11块塔盘将甲醇引出送往甲醇循环冷却器，用-40级丙烯蒸发将甲醇冷却到-34，然后经过闪蒸液/循环甲醇换热器冷却到-40，冷却后的甲醇返回到CO2吸收塔下段（第10块塔盘上）作为吸收液。CO2甲醇富液收集在CO2吸收塔底部。这部分甲醇离开CO2吸收塔后分为两股，一股送到CO2闪蒸塔闪蒸再生，

23、另一股通过脱硫塔给料泵增压，在甲醇深冷器中用-40级丙烯蒸发冷却到-34后，进入脱硫塔作为脱硫液。闪蒸再生系统：甲醇富液进入闪蒸塔之前，先在甲醇后深冷器中用-40级的丙烯蒸发将其过冷。富CO2甲醇溶解有大量的CO2，少量的H2S和COS、CO、H2、CH4以及一些高分子碳氢化合物。在CO2闪蒸塔中，甲醇在三个闪蒸段中分级闪蒸再生，闪蒸再生后的甲醇半贫液送往CO2吸收塔的主洗段，循环使用。在CO2闪蒸塔第闪蒸段，大部分被吸收的有用气体（CO、H2、CH4和高碳氢化合物）闪蒸解析出来，同时溶解的CO2也随着有用气体一起闪蒸出来。在回收这股有用气体之前用再生甲醇半贫液再次吸收，大量的CO2被重新吸收

24、后与来自H2S浓缩塔的段闪蒸气混合，并在粗/净煤气换热器中复热后作为燃料气送出界区。离开第闪蒸段的甲醇在CO2闪蒸塔的另两个闪蒸段继续闪蒸。在随后的各闪蒸段，闪蒸压力逐渐降低，溶解的CO2大部分被解吸出来，甲醇温度也相应降低。CO2闪蒸塔段闪蒸气含有在段闪蒸过程中没有闪蒸出来的CH4和高碳氢化合物以及CO2，这股气体离开第闪蒸段后，在换热器中复热，最后送到水洗塔。在第闪蒸段，甲醇液首先是在稍微高于大气压下闪蒸，最后用低压氮气提。氮气在氮气冷却器中被来自CO2闪蒸塔段闪蒸气冷却后分为两股：一股到CO2闪蒸塔段作气提气，另一股到H2S浓缩塔段作气提气。离开CO2闪蒸塔第闪蒸段的闪蒸气在氮气冷却器、

25、硫化氢富气冷却器中加热后送水洗塔。来自CO2闪蒸塔第闪蒸段的大部分甲醇半贫液通过半贫液给料泵被输送到CO2吸收塔的主洗段。其余的被泵送到CO2闪蒸塔第闪蒸段和硫化氢浓缩塔第闪蒸段及第闪蒸段作为再吸收液。离开脱硫塔的甲醇液主要溶解有CO2、H2S、COS、CO、H2、CH4高碳氢化合物。在被送到热再生塔再生之前，先到硫化氢浓缩塔内分两段依次闪蒸再生以及H2S的浓缩。在H2S浓缩塔第闪蒸段，大部分有用的气体被闪蒸出来，同时也有CO2、H2S和COS。CO2和硫化物用一股来自CO2闪蒸塔甲醇半贫液加以吸收。这股闪蒸气与CO2闪蒸塔的段闪蒸气混合并在粗/净煤气换热器中复热后作为燃料气送出界区。离开第闪

26、蒸段的甲醇液送到第闪蒸段。闪蒸气送第段洗涤再吸收，离开第闪蒸段的甲醇液送到第闪蒸段。H2S浓缩塔第闪蒸段是由气提段（下部）和再吸收段（上部）组成，是用于H2S的浓缩。来自第闪蒸段的甲醇送到塔底的填料上闪蒸。在气提段，CO2被来自氮气冷却器的低压氮气气提出来。另外一股来自热闪蒸段的H2S富气送到吸收段，以利H2S浓缩。气提出来的CO2中含有一定量的H2S和COS。在H2S浓缩塔第闪蒸段的再吸收段，用一股来自CO2闪蒸塔甲醇半贫液，再次吸收气体中的硫化物。离开第段顶部的闪蒸气在排放气复热器中复热。最后，闪蒸气送到CO2排气洗涤塔，回收甲醇后送往排气筒排到大气。在甲醇洗涤塔内，排放气用脱盐水加以洗涤

27、，以将排放气中的甲醇含量。热再生系统：来自H2S浓缩塔的甲醇液由热闪蒸给料泵输送到热再生塔，在入塔之前，首先在富/贫甲醇换热器中与来自热再生塔底的甲醇贫液换热。加热后的甲醇液在热再生塔顶部的热闪蒸段减压闪蒸。闪蒸出的H2S富气返回到硫化氢浓缩塔的第段。该热闪蒸汽在两个串连的热交换器即热闪蒸气冷凝器、CO2复热器和排放气复热器中得到冷却。在热闪蒸气冷凝器中冷凝下来的甲醇液送到热再生塔回流槽。在热再生塔内，甲醇中溶解的全部气体被热再生塔再沸器产生的甲醇蒸汽气提出来。离开热再生塔顶的大部分甲醇蒸汽在热再生塔顶冷凝器、H2S富气加热器和H2S硫化氢富气深冷器中被冷凝下来。冷凝甲醇在冷凝液换热器中加热送

28、到硫化氢富气分离器II。最后气体在H2S富气加热器中加热送往硫回收装置。分离液送萃取槽。来自热再生塔底部的甲醇贫液，在贫/富甲醇换热器中冷却后返回到CO2吸收塔的精洗段。石脑油/甲醇回收系统：收集在H2S吸收塔预洗段底部的石脑油和预洗甲醇进入预洗闪蒸塔，在塔内，溶解气分两段闪蒸出来。在第闪蒸段，甲醇液在400kpa下闪蒸。闪蒸后的甲醇液在预洗甲醇加热器中加热并进入第闪蒸段继续闪蒸。两段闪蒸气汇合后返回到H2S浓缩塔段，以吸收气体中的硫化物。闪蒸后的甲醇-石脑油混合物离开第二闪蒸段后自流到萃取器的缓冲室。在缓冲室加入脱盐水从石脑油中萃取甲醇。加入的脱盐水是洗涤了CO2排放气中残余的甲醇的溶液。另

29、外，从其他设备中返回的物流也汇集在缓冲室，热再生塔和甲醇水塔的塔盘清洗物也间断送到缓冲室。甲醇-水-石脑油混合物由萃取器给料泵输送到萃取室，在萃取室混合物得到分离。石脑油生成在上层，甲醇-水混合物生成在下层。石脑油流过溢流堰，并被泵输送到石脑油贮槽最后送到罐区。甲醇-水的混合物从萃取室流到萃取器的共沸塔给料缓冲室。甲醇-水混合物中仍含少量的石脑油和溶解气。所以要将其送到共沸塔，在共沸塔内，残余的石脑油、HCN、CO2、H2S和COS被气提出来。在入塔之前，先在共沸塔给料预热器中由甲醇水塔底来的含醇废水加热。气提汽在共沸塔再沸器中产生。共沸塔顶产物为甲醇、水及石脑油蒸汽，外加HCN、H2S、CO

30、2和COS。在共沸塔顶冷凝器中冷凝的塔顶产物收集在共沸塔的升气盘上。其中，一部分作为回流返回到共沸塔，一部分返回到萃取器。离开共沸塔的气体送到预洗闪蒸塔的下部，经水洗后残余的甲醇和石脑油被冷凝下来。酸性气送硫回收装置。回收预洗甲醇的最后步骤是甲醇中水的脱除，这一过程是在甲醇水塔内完成。共沸塔底产物由给料泵输送往甲醇水塔中部，甲醇和水通过蒸馏得到分离，热量由再沸器提供。甲醇气相离开甲醇水塔，送往热再生塔，由贫/富液换热器中部抽出一小部分甲醇贫液回流到甲醇水塔。 离开甲醇水塔底部的含醇废水在共沸塔给料加热器中与到共沸塔的物料逆流换热得到冷却后送出界区到生化处理装置。为减少甲醇水塔再沸器管程的堵塞和

31、腐蚀，将NaOH溶液喷到甲醇水塔的底部。NaOH来自NaOH贮槽，由NaOH 喷射泵喷入。根据开停车需要，设置了两个预洗甲醇贮槽、两个主洗甲醇贮槽和一个新鲜甲醇贮槽，为了系统排尽，设置了一个地下槽。（5）甲烷合成本装置采用英国戴维公司的甲烷合成工艺，甲烷合成催化剂采用JM Catalysts公司的 CRG-S2S、CRG-S2C型催化剂。甲烷合成装置包括进料脱硫、大量甲烷化、补充甲烷化、蒸汽系统和开车系统等。一期设置1个系列。进料脱硫：本装置的原料气（合成气）来自低温甲醇洗净化气。首先合成气由SNG产品气在进料/SNG换热器进行加热，之后合成气在进料预热器由来自第一补充甲烷化反应器出口气进行进

32、一步的加热。在合成气中喷入少量锅炉给水，用于辅助脱硫。然后气体进入进料气液分离器，将气体中的液滴分离下来，合成气进入脱硫器脱除气体中残余的硫份，避免引起CRG催化剂中毒。合成气离开脱硫装置后，在料预热器中由来自第一补充甲烷化反应器出口气进行进一步的加热。大量甲烷化：脱硫后的净化合成气以一定的比例分别进入第一甲烷反应器和第二甲烷化反应器。进入第一甲烷化反应器中的部分合成气首先和循环气混合，混合气以320进入绝热床进行甲烷合成。甲烷化是一个强放热反应，出口气620，用于在第一甲烷化废锅中生产中压蒸汽，再经蒸汽过热器使中压蒸汽过热。工艺气离开蒸汽过热器后，和剩余新鲜合成气重新混合，以320进入第二甲

33、烷化反应器中进行甲烷化反应。以大约620离开第二甲烷化反应器的气体的热，用于在第二甲烷化废锅中的生产中压蒸汽，然后在循环气换热器中加热循环气。离开循环换热器的热气体分成两部分。一股气作为循环气返回到第一甲烷化反应器入口，另一股送补充甲烷化反应器。补充甲烷化：离开循环气换热器的一部分气体进入第一补充甲烷化装置中进行进一步的反应，离开甲烷化反应器的热气体，在进料预热换热器中预热进入装置中的新鲜进料，之后在甲烷化锅炉给水加热器中冷却。所生成的冷凝液首先将在第一补充甲烷化反应器气液分离罐中进行分离。之后气体在甲烷化气体空冷器中进行进一步冷却，冷却产生的冷凝液在第二补充甲烷化反应器气液分离罐中进行分离，

34、之后气体由第二补充甲烷化换热器加热，该设备使用来自第二甲烷化反应器的流出物将进料加热到250。在第二补充甲烷化反应器中发生进一步的甲烷化反应，从而实现SNG产品气规格。第二甲烷化反应器的流出物由第二补充甲烷化换热器冷却。产品气同样在进料/SNG换热器中预热进入装置中的新鲜进料，之后最终由SNG冷却器通过冷却水冷却。工艺冷凝液在第二补充甲烷化气液分离罐中移除。从第二补充甲烷化分离器的分离出来的气体作为SNG产品送出界区。来自第一补充甲烷化反应器气液分离罐NO.1，第二补充甲烷化反应器气液分离罐NO.2和第二补充甲烷化气液分离罐的工艺冷凝液和来自大量甲烷化中的冷凝液混合，之后通过工艺冷凝液冷却器和

35、冷却水换热冷却到40，并送到工艺冷凝液闪蒸罐中减压闪蒸，闪蒸燃料气和工艺冷凝液送出界区。蒸汽系统：锅炉给水（BFW）以150从界区外进入并分配到循环锅炉给水加热器和甲烷化锅炉给水加热器。锅炉给水回收系统中的热量后进入到蒸汽汽包中。从第一和第二甲烷化反应器流出物中回收的热被用于甲烷化废锅中生产中压蒸汽。来自汽包的蒸汽和来自第一甲烷化反应器的工艺气体在蒸汽过热器中逆流接触，被加热到450摄氏度的过热状态，送出界区。开车系统：基于开车的考虑，提供了氮/氢循环系统。氮气通过开车压缩机加压后经过开工加热炉加热，热气体直接送到了设备中一个或更多的催化剂床和反应器。返回的气体在开车冷却器中冷却并通过开车起液

36、分离罐后返回到开车压缩机入口。在开车过程中，一小股合成气送入开车PSA单元生产氢，氢气被添加到循环氮中以还原催化剂。富碳尾气从PSA单元送到火炬系统。（6）压缩、干燥这部分由胜利工程设计咨询有限责任公司负责设计。大唐国际天然气管路工程北起内蒙古克什克腾旗，南至北京市密云县辛安庄接口计量交接站。本输气管道是将内蒙古赤峰市克什克腾旗煤制天然气厂生产的煤基合成天然气（亦称煤制天然气或代用天然气，英文简称为SNG）资源通过管道输往北京市，确保北京供气安全，促进北京地区产业结构调整和优化升级，调整北京地区的能源结构，改善大气环境。管线整体走向为自北向南走向，依次经过内蒙、河北、北京，两省一市。管道的起点

37、为由内蒙克什克腾旗首站出站后基本成南北走向经浩来呼热、蔡木山进入河北，穿过御道口牧场以后进入小滦河谷地，后沿小滦河谷地经围场、隆化在丰宁县境内沿滦河谷底到滦平，过滦平境后在古北口进入北京密云。在北京市内基本沿101国道经太师屯镇、幕家屿镇，到达北京市辛安庄接口计量交接站。本工程调控中心预设在密云县。主干线全长381Km，其中内蒙古境内108.2km，河北省境内226.4km，北京段46.4km，管径为DN900mm，设计压力为7.8MPa。管道全线共设站场4座：赤峰首站、南山咀清管站、兴洲分输清管站及辛安庄接口计量交接站，沿线设置16座阀室，北京市密云设置调控中心1座。（详见胜利工程设计咨询有

38、限责任公司编制的防火专篇，文件号：SPC-0600PL01）（7）备煤从筛分楼转载点运来的煤为5010mm的块煤，备煤带式输送机的输送能力：1050t/h，1号带式输送机将合格的原料煤输送至1号转载站，1号带式输送机输送的煤通过三通分料器分别送至2号、3号带式输送机，2号带式输送机的煤送至606a造气厂房内8台造气炉的贮煤仓，供造气炉使用；3号带式输送机的煤送至2号转载站转运至4号带式输送机，4号带式输送机的煤送至606b造气厂房内8台造气炉的贮煤仓，供造气炉使用。（8）煤锁气压缩由气化炉装置来的煤锁气经一级入口分离器后，进入压缩机的一级入口缓冲器缓冲后进入一级入口，经一级压缩后，升温到133

39、，压力增高到0.14 MPa(g)，经过一级出口缓冲器进入一级冷却器冷却到40，再进入一级分离器经分离后，经过二级入口缓冲器进入二级压缩，二级压缩后，温度达到129，压力达到0.51 MPa(g),经缓冲、冷却和分离后，进入三级压缩。三级压缩后，温度达到129，压力达到1.46MPa(g)，经过缓冲、冷却和分离后，进入四级压缩。四级压缩后，温度达到132，压力达到4.0 MPa(g)，再经过缓冲冷却和分离后，送至变换冷却装置。此压缩机选用活塞式压缩机。（9）煤气水分离本装置设计的目的是膨胀分离从气化，变换冷却，低温甲醇洗来的煤气水中的溶解气、固体颗粒及焦油/油。从加压气化来的高压含尘煤气水，进

40、入余热回收器，回收热量，煤气水从199降温到169，产生158的饱和蒸汽。从余热回收器出来的含尘煤气水与变换冷却来的含焦油煤气水混合后进入含尘煤气水冷却器进一步冷却。高压含尘煤气水、低压含尘煤气水以及开车煤气水分别进入含尘煤气水膨胀器膨胀至大气压，煤气水靠重力进入四个并联的初焦油分离器。在初焦油分离器中分离出纯焦油和含尘焦油。纯焦油靠重力流入纯焦油槽；含尘焦油从初焦油分离器的底部分离出来，直接装车送出厂外出售。从煤气冷却来的含油煤气水与低温甲醇洗来的煤气水混合后进入含油煤气水膨胀器膨胀至大气压。膨胀后的煤气水靠重力通过管道流入油分离器分离出油送贮槽。膨胀气冷却后经膨胀气气液分离器分离后由膨胀气

41、鼓风机加压后入硫回收装置进一步处理。煤气水进入最终分离器分离后进入煤气水缓冲槽外送回酚回收装置系统。（10）酚回收来自煤气水分离的含酚废水分冷进料和热进料两股，分别进入脱酸塔脱酸，塔顶脱除的酸性气体送往硫回收工段，塔底溶液送往脱氨塔，脱氨塔顶采出的粗氨气经过三级分凝，气相再经氨气净化塔进一步净化脱酚后送至氨气吸收冷却器用新鲜水吸收成25%的氨水由稀氨水泵送至烟气脱硫装置；分凝后液相靠重力自流至氨水槽, 经氨凝液泵一部分作为脱氨的塔顶回流，一部分送回煤气水分离装置大罐；氨气净化塔塔釜的稀氨水也由净化塔塔釜泵送回煤气水分离装置大罐。脱氨塔底废水经换热器换热冷却后，进入后续萃取装置。脱氨后的酚水用泵

42、经酚水换热器送到萃取塔上部，按照液液萃取原理把酚萃取出来。在萃取塔内通过逆流加入溶剂把酚水中含有的大部分酚萃取出来。萃取所用的溶剂是经稳定化处理的二异丙基醚。含酚溶剂(萃取物)从转盘萃取塔顶部流入萃取物槽，然后萃取物泵经萃取塔预热器及粗酚换热器预热后送入酚塔中部进行蒸馏回收溶剂，并得到产品粗酚。萃取塔底的稀酚水送往水塔脱除溶剂后废水送生化处理。（11）压缩制冷来自低温甲醇洗的-40级气态丙烯经丙烯分离器分离、稳压、过滤后进入压缩机压缩， 经0丙烯分离器分离、稳压、过滤后，直接补气加入压缩机压缩后压力升至1.9MPa(a),进入丙烯冷凝器冷凝为40的液态丙烯，自动流入液态丙烯贮槽，经省功器降温至

43、5供用户使用。0丙烯分离器分离出来的液态丙烯存积在分离器底部，液位达到一定高度时，排入-40级丙烯分离器；当-40级丙烯分离器存积的丙烯液位达到一定高度时，通过屏蔽泵将分离器内存积的液态丙烯送入液态丙烯贮槽。（12）硫回收本装置主要由制硫、硫磺成型、尾气氨法脱硫三部分组成。其中制硫、硫磺成型部分由山东三维石化工程有限公司负责设计（详见山东三维石化工程有限公司编制的硫回收装置消防设计专篇），尾气氨法脱硫部分由江苏新世纪江南环保有限公司负责设计（详见江苏新世纪江南环保有限公司编制的尾气氨法脱硫系统消防专篇）。硫回收装置采用“SSR”无在线炉硫回收工艺。进入装置的主硫化氢酸性气和预洗闪蒸塔酸性气进入

44、酸性气分液罐，分液后通过制硫燃烧炉火嘴进入燃烧炉炉膛；由制硫鼓风机供给的空气全部经过反应炉火嘴进入炉膛。炉膛温度较高，达到1300左右，较高的炉膛温度可以将主硫化氢酸性气和预洗闪蒸塔酸性气中的烃类全部氧化分解，保证产品质量符合要求。煤气水分离膨胀气和酚回收酸性气直接进入尾气焚烧炉。制硫炉后的高温气流有6.5%左右做为一级再热的高温掺合热源，其余高温气流进入制硫余热锅炉，产生4.5MPa(g)中压饱和蒸汽回收余热，过程气温度降至350左右再进入一级冷凝冷却器生产0.5MPa(g)低压饱和蒸汽，过程气温度降至165左右，在反应炉内高温Claus反应生成的元素硫被冷凝为液体硫磺。液硫通过硫封罐后进入

45、液硫池回收。一级硫冷凝器出口的低温过程气与反应炉后的6.5%高温气流混合后，温度达到250左右进入一级转化器，在催化剂的作用下，H2S与SO2进行Claus反应生成元素硫，COS和CS2进行水解反应生成H2S；过程气温度升高至315左右先进入过程气换热器与二级冷凝冷却器出口的低温气流换热后再进入二级冷凝冷却器，生产0.5MPa(g)低压饱和蒸汽，过程气温度降至165左右。在一级转化器中Claus反应生成的元素硫被冷凝为液体硫磺。液硫通过硫封罐后进入液硫池回收。二级冷凝冷却器出口的低温过程气进入过程气换热器壳程与一级转化器后的315高温气流换热后，温度达到210左右进入二级转化器，在制硫催化剂的

46、作用下，H2S与SO2继续进行Claus生成元素硫；过程气温度升高至220左右进入三级冷凝冷却器，生产0.1MPa(g)低压饱和蒸汽，过程气温度降至125130。在二级转化器中Claus反应生成的元素硫被冷凝为液体硫磺。液硫通过硫封罐后进入液硫池回收。三级冷凝冷却器产生的0.1MPa(g)低压饱和蒸汽经过乏汽空冷器冷凝为液态水返回三级冷凝冷却器壳程循环使用。三级冷凝冷却器出口的制硫尾气经过尾气分液罐，液硫通过硫封罐后进入液硫池回收。煤气水分离膨胀气和酚回收酸性气进入酸性气分液罐，分液后与尾气分液罐出来的制硫尾气进入尾气焚烧炉。尾气焚烧炉通过燃烧燃料气和由鼓风机来的空气，炉膛温度达到600左右，

47、在高温下，尾气中的非二氧化硫硫化物全部氧化为SO2；氧含量控制在23%(v)的高温烟气先后经过中压蒸汽过热器、尾气炉中压废热锅炉、尾气炉低压废热锅炉，烟气温度下降至170左右至氨法脱硫尾气处理单元。尾气炉中压废热锅炉产生的4.5MPa(g)中压饱和蒸汽与制硫余热锅炉产生的4.5MPa(g)中压饱和蒸汽合并进入中压蒸汽过热器，过热后的4.43MPa(g)，435中压过热蒸汽全部输出并入中压蒸汽管网。尾气炉低压废热锅炉产生的0.5MPa(g)，158低压饱和蒸汽与一、二级冷凝冷却器产生的0.5MPa(g)，158低压饱和蒸汽合并，少部分供装置保温伴热自用，其余输出并网。冷凝冷却器产出的液态硫磺进入液硫脱气池，循环脱气法是往液硫脱气池