气体 H2S COS CO2 CH4 CO N2 H2 气体的溶解度/H2的溶解度 2540 1555 430 12 5 2.5 1.0 气体的溶解度/CO2的溶解度 5.9 3.6 1.0 表2－1a －40℃时各种气体在甲醇中的相对溶解度 温度/℃ 溶解度 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 －26 XCO2×102 2.46 4.98 7.30 9.95 12.60 15.40 18.20 21.660 24.30 27.80 33.00 35.60 40.20 47.00 62.20 100.00 S CO2 17.6 36.2 55.0 77.0 106.0 127.0 155.0 192.0 223.0 268.0 343.0 385.0 468.0 617.0 1142.0 －36 －45 －60 XCO2×102 S CO2 XCO2×102 S CO2 XCO2×102 S CO2 3.50 7.00 10.00 14.00 17.80 22.40 27.40 33.80 39.00 46.70 100.0 注：XCO2——溶液中CO2摩尔分数mol/mol S CO2——溶解度CO2Nm3 /t甲醇 23.7 49.8 77.4 113.0 150.0 201.0 162.0 355.0 444.0 610.0 4.80 9.45 14.40 20.00 26.40 34.20 45.00 100.00 35.9 72.6 117.0 174.0 250.0 362.0 570.0 8.91 18.60 31.20 58.00 68.0 159.0 321.4 960.7 二氧化碳的平衡分压MPa
0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 表2－1b 不同温度压力下CO2在甲醇中的溶解度
从表2－1a可以看出，低温甲醇洗在合成氨净化工艺中的应用是以亨利定律为基本理论根据
的，但亨利定律毕竟有它的适用范围和局限性，要想深刻理解低温甲醇洗工艺，就必须详细地分析、讨论各种气体在甲醇中的溶解度，以及不同压力、温度对CO2气体溶解度的影响。
3. 岗位任务
本岗位的主要任务是脱除变换气中的CO2、H2S及有机硫杂质，同时也脱除变换气中带入的饱和水，制得CO2＜20ppm；H2S＜0.1ppm的合格净化气送往甲烷化进一步精制净化。为尿素装置提供CO2≥98.5%（V）、H2S＜2PPm合格的CO2原料气。浓缩H2S馏分，为硫回收提供适宜浓度的H2S气体。处理甲醇水 混合物，回收甲醇的同时外排符合环保要求的甲醇残液
4. 岗位管辖范围
塔：T60201~T60205，共5台。
换热器：E60201~E60220，共20台 罐及分离器V60201~V60209，共9台。 泵：P01~P08，共15台。
过滤器：S60201，S60202，共2台。 循环气压缩机：C60201，共1台。
上述设备和设备的附属管线、阀门及仪表等。
5. 生产工艺原理
一氧化碳变换后的变换气中除含有氨合成反应所需的H2、N2外，还含有一氧化碳、二氧化碳、硫化氢、硫氧化碳等成份。这些氧化物和硫化物既是氨合成触媒的毒物，同时CO2又是生产尿素、食用二氧化碳等的原料，而一氧化碳、硫化物又可进一步回收利用，需要对它们分别脱除回收。
根据我厂整个工艺的设置，采用低温甲醇洗涤法分别脱除变换气中的CO2、H2S、COS，将脱除掉的合格CO2送尿素，同时将再生出的H2S送超优克劳斯硫回收系统。低温甲醇洗是一种物理吸收法，低温、高压下在吸收塔中完成甲醇对CO2、H2S、COS的吸收，吸收了CO2、H2S、COS的甲醇溶液（称为无硫富甲醇和含硫富甲醇）分别经过节流降压（少量的氢气和氮气在吸收过程中也被吸收，经节流降压闪蒸、压缩后得以回收），释放出CO2，再在热态下将CO2、H2S从甲醇溶液中完全再生出来，得到完全再生的甲醇（称为贫甲醇）循环使用。系统需要的冷量来自冰机以及吸收了CO2和H2S的高压甲醇溶液的节流膨胀（即CO2的解吸）和各水冷器。
6. 生产工艺流程叙述 6.1概述
1）工艺特点
国内已建成的低温甲醇洗工序已有十几套之多，二十多年来积累了丰富的经验。根据气化压力的不同，这些低温甲醇洗工序的操作压力有 2.0～3.0、5.0～6.0、7.0～8.0MPa 不等。根据气化后粗煤气是采用急冷或废锅流程进行冷却的不同，这些低温甲醇洗工序就分成是一段或两段吸收的流程。由于本工程气化工序为水煤浆 6.5MPaG 压力气化，且为急冷流程，故低温甲醇洗工序只能选用 5.0～6.0MPa 压力下的一段洗涤，即在一个吸收塔内完成脱硫和脱碳，整个工序主要由五塔构成。特点如下：
（1） 严格控制进料气体的予冷温度，确保变换气中的 CO2不会液化，选定进料气体
予冷后的温度为：-13℃（高于露点 3～5℃），能保证 CO2在予冷过程不会液化；同时，设置足够大的进料气体冷却器后分离器，提高气液分离的效率，以使甲醇/水分离塔（T-60205）的操作更为稳定。
（2） 设置溶液过滤器。由于在变换工序，会有 Fe(CO)5和 Ni(CO)（当煤中含有 Ni 时）4
生成，且随变换气带入甲醇洗工序中。在无 CO 存在的时候，Fe(CO)5和 Ni(CO)4与硫化物反应生成 FeS 和 NiS 的固体颗粒，加之变换气挟带的催化剂粉尘等，能使甲醇变成为悬浮液，则应通过溶液过滤器除去。如若不保持循环甲醇的清净，固体颗粒会沉积在换热器的管壁上，增加了传热热阻，最终导致冷耗和热耗增加。
（3） 由于进料气体含硫高，正常操作时，热再生塔顶出气部分不返回 H2S
浓缩塔，全部去硫回收装置，这样既可节省冷耗又能减少热耗。但在设计中保留部分气体返回 H2S 浓缩塔的H2S增浓管线,以使开停车或进料气中含硫低时,多一种调节手段。
2）设计能力
处理后的净化气量能满足日产合成氨 1000t 的要求。 3）工艺流程配置说明。
一般一个甲醇洗涤塔就可以将原料气中CO2和H2S洗涤干净，应该说洗涤过程是相对简单的，可是溶液的再生相当复杂，溶液再生时一是要获得一定数量的高纯度的CO2，二是要将H2S浓缩到一定浓度以满足硫回收装置的要求，又要确保甲醇溶液的再生贫度。因此再生系统一般设有CO2再生塔、N2气提塔（又叫H2S浓缩塔）、甲醇再生塔和甲醇--水分离塔。习惯上根据操作温度将甲醇洗工段分为“冷区”和“热区”。 冷区：CO2吸收塔（T-60201）、CO2产品塔（T-60202）、H2S 浓缩塔（T-60203）以及相关设备因操作温度在 0℃以下而称为冷区。
热区：甲醇再生塔（T-60204）、甲醇/水分离塔（T-60205）以及相关设备，因操作温度在 0℃以上而称为热区。
以下分单元对低温甲醇洗各工序进行详细说明
6.2原料气的冷却
从变换来的压力5.4MPaA、温度40℃、含H2：53.76%、N2：0.3%、CO2：44.77%、CO：
3
0.6%、H2S+COS：2200PPm，水份0.18%（饱和水）的变换气157500Nm/h，C602201压缩机出来经水冷器E60202冷却到38℃、压力5.41MPa的闪蒸气2485.3Nm3/h，该两股气体在进工段处混合进入低温甲醇洗装置。由于洗涤是在低温下进行的，为防止气体中所带的水份因冷却结冰造成管道和设备的堵塞，同时为了避免水份带入系统造成对设备的腐蚀，在变换气冷却前要喷入538Kg/h、温度41.3℃、压力6.5MPa的甲醇，和变换气带过来的饱和水形成共溶溶液，使甲醇水溶液的冰点降低。变换气进入E60201绕管式换热器，被三股冷气体冷却到-13.1℃、后进入进料气体甲醇/水分离罐V60201分离器，出V60201分离器的干燥的原料气进入甲醇洗涤塔T60201，液相经过甲醇/水分离塔进料加热器、甲醇/CO2分离罐，被加热到61.1℃，去甲醇/水分离塔T60205。
6.2 原料气中CO2、H2S等组分的脱除
甲醇洗涤塔T60201分为上塔和下塔两部分，上塔的主要任务是脱除CO2、下塔的主要任务是脱除H2S、COS等硫化物，同时也有CO2部分溶解。虽然CO2在甲醇中的溶解热很小，由于甲醇对CO2的溶解度很大，致使溶液温升仍很大，当温度升高时，CO2在甲醇中的溶解度会减少，不利于吸收，因此必须及时将溶解热移出，保持溶液温度在合理的范围内。上塔又分为初洗、主洗和精洗三段。进入甲醇洗涤塔T60201的气体经过下塔和上塔洗涤后，出塔气中CO2<20PPm、H2S+COS<0.1PPm、温度-64.1℃、压力5.26MPa、含H2：98.1%、N2：0.567%、CO：1.08%、Ar：0.18%、CH4：0.12％、CO2≤20ppm、总硫≤0.5ppm、甲醇≤25ppm，气量86576.2Nm3/h的净化气送送液氮洗工序。
进入甲醇洗涤塔顶部的温度-64.1℃、压力5.28MPa的203t/h贫甲醇经上塔精洗段洗涤
CO2后溶液温度升高到-18.05℃，为保证甲醇溶液的吸收能力，将216.13t/h溶液导出吸收塔，经循环甲醇冷却器E60206冷却到-42.15℃后重新返回吸收塔，进入主洗段继续吸收CO2，溶液的温度又升高到-17.25℃，再次将甲醇溶液252.23t/h导出吸收塔，经E60205氨冷器、绕管式换热器E60206冷却到-42.15℃后再次返回吸收塔，进入初洗段继续吸收CO2，经上塔吸收CO2后，溶液温度为-11.5℃导出吸收塔。由于甲醇对H2S的选择性吸收能力比CO2 要大得多，因此将上塔导出来的已吸收了CO2的温度-11.5℃、流量为303.1t/h的甲醇溶液中的147.96t/h经脱硫甲醇泵（P-60208A/B）及脱硫甲醇冷却器（E-60219），温度降为-17.8℃，降温后返回到下塔进入脱硫段去吸收H2S+COS，其余未返回下塔的无硫甲醇富液150.7t/h经无硫甲醇冷却器（E-60217）、无硫甲醇氨冷器（E-60204）温度降到—31℃后去闪蒸系统。
6.3 富液的闪蒸及H2回收
出T60201上塔底部的-11.5℃的富含CO2甲醇液148t/h进入下塔脱除原料气中的H2S，另外的150.8t/h甲醇经无硫甲醇冷却器E60217冷却到-25.0℃，并经氨冷器E60204进一步冷却到-32.3℃，减压到1.75MPa后进入无硫甲醇闪蒸罐V60203闪蒸出溶液中的H2及部分CO2，闪蒸气1033Nm3/h送入含硫甲醇闪蒸罐V60202，闪蒸后的温度-31.0℃、压力1.75MPa、149.5t/h的富含CO2的甲醇溶液经减压节流至0.32MPa，温度降至-56.9℃后进入CO2再生塔T60202上段顶部。出甲醇洗涤塔T60201底部的温度-9.8℃、压力5.36MPa、流量166.4t/h的富含CO2、H2S等的含硫甲醇富液经含硫甲醇换热器E60203冷却到-13.0℃，并经含硫甲醇第二换热器E60207、含硫甲醇氨冷器E60220与循环甲醇、液氨进一步换热，冷却到-31.2℃，减压到1.75MPa后进入闪发罐V60202，闪蒸出来的气体和无硫甲醇闪蒸罐V60203闪蒸出的气体，及液氮洗工序闪蒸气汇合后经C60201压缩机压缩和E60202水冷后，含H2：46.19%、CO2：50.93%、CO：1.04％、N2：1.4％，气量2485.3Nm/h，压力5.51MPa的气体返回变换原料气。经含硫甲醇闪蒸罐V60202闪蒸后的溶液经减压节流进入T60202塔中部和T60203塔上段中部。(由于H2在甲醇溶液中的逆溶解性,即温度降低,溶解度减小,因此要降温才能闪蒸出更多的H2，H2闪蒸既提高了原料的利用率，又保证了CO2纯度)。
6.4 产品CO2
出无硫富甲醇闪蒸罐（V-60203）的无硫甲醇，流量129.4t/h，温度-32.7℃，继续减压并在 CO2产品塔（T-60202）顶部解吸，因CO2气体解吸制冷效应，温度进一步降低为-56.9℃，产生的解吸气作为产品 CO2气的一部分。解吸后的无硫甲醇从CO2产品塔上段引出，分为两部分，一部分用于洗涤 CO2产品塔（T-60202）上升气流中的硫化物而得到无硫的 CO2产品气，另一部分用于洗涤 H2S 浓缩塔（T-60203）上升气流中的硫化物而使尾气含硫低于 25mg/Nm3 。
出含硫富甲醇闪蒸罐（V-60202）的含硫甲醇，流量165.1t/h，温度-31.0℃，按比例分成两股，一股减压并进入 CO2产品塔（T-60202）上段的下部， CO2气体进一步解吸，温度降低为-51.7℃。由 CO2产品塔（T-60202）下段升气板进入 CO2产品塔上段的解吸气与含硫甲醇解吸出的气体相混合，用CO2产品塔（T-60202）上段返回的无硫甲醇洗去解吸气中的硫化物，确保CO2产品气中硫含量指标，该解吸气再与进入塔顶解吸的无硫甲醇解吸出来的 CO2相混合，一起离开 CO2产品塔（T-60202）的顶部，即为 CO2产品气（其中一部分多余的 CO2将送入尾气中），流量34351.5Nm3/h，压力0.32MPa，温度-56.7℃。产品 CO2在含硫甲醇冷却器（E-60203）中与含硫甲醇换热后温度-31.9℃，再通过进料气冷却器（E-60201）回收冷量后温度29.9℃送出界区。另一股减压后进入 H2S 浓缩塔（T-60203）上段，并在此解吸，温度进一步降低为-69.7℃。从含硫甲醇闪蒸罐V60202液相过来的两股含硫甲醇的流量比可根据 CO2产品的产率进行调节。
3
出T02塔下段底部的富含H2S的甲醇溶液温度-30.3℃、压力0.27MPa、流量204.6t/h经进一步减压节流进入硫化氢浓缩塔T60203。
6.5 甲醇溶液的再生和富H2S气体的获得
CO2产品塔（T-60202）上段底部引出的富甲醇继续减压后进入 H2S 浓缩塔（T-60203）中部与来自塔顶向下流动的甲醇混合后流入浓缩塔上段底部，压力0.81MpaA，温度-69.1℃，CO2：22.7％、H2S：0.42％、N2：0.02％、甲醇：76.4％，用H2S 浓缩塔上塔出料泵（P-60201A/B）抽出，流量247.96t/h，经与再生后的贫甲醇在第三贫甲醇冷却器（E-60208）换热，温度升至-54.8℃，再经循环甲醇冷却器（E-60206）将吸收塔段间抽出的甲醇冷却后，其自身温度升高-36.4℃，因温度的升高，出循环甲醇冷却器（E-60206）的甲醇中溶解的 CO2等气体进一步解吸，再经循环甲醇闪蒸罐（V-60207），将气液两相分开，气相压力0.27MPa，温度-36.4℃，流量17086 Nm3/h送入 CO2产品塔下段经升气板到产品塔上段，经脱硫之后，作为产品 CO2的一部分，液相流量214.0t/h，经含硫甲醇第二换热器（E-60207）加热后，温度复热到-30℃，送入 CO2产品塔（T-60202）的下段，使 CO2继续解吸。出CO2产品塔（T-60202）塔底液相组成为（wt%）：CO2：13.84%、甲醇：85.43％、总硫含量：0.47％，流量：204.6 t/h、压力0.37MPa、温度：-30.3℃。减压后送到 H2S 浓缩塔（T-60203）下段的上部，在此段内用氮气气提使CO2充分解吸，而达到 H2S组分被浓缩的目的。氮气及气提出的气体经升气板进入浓缩塔上段，与升气板上部甲醇中解吸出的 CO2气混合，经用塔顶流下的无硫甲醇洗涤脱硫后，离开 H2S 浓缩塔（T-60203）的顶部，即为尾气。尾气经脱硫甲醇冷却器（E-60219），温度被复热到-39.2℃，及进料气冷却器（E-60201）回收冷量，尾气被复热到29.9℃后排至大气。塔釜中的甲醇溶液用甲醇再生塔进料泵（P-60203A/B）加压，经第二贫甲醇冷却器（E-60209）、第一贫甲醇冷却器（E-60210）加热后进入甲醇再生塔（T-60204）。
以上是对“冷区”的详细工艺介绍。以下将对甲醇洗工段“热区”工艺进行详细介绍。
6.6 甲醇的热再生 由 H2S 浓缩塔（T-60203）下段来的釜液181.95 t/h，用甲醇再生塔进料泵（P-60203A/B）加压，经甲醇第二过滤器，过滤冷区系统的颗粒状杂质，甲醇第二过滤器的过滤精度20μm。低温甲醇溶液在第二贫甲醇冷却器（E-60209）中被复热到32.8℃、经第一贫甲醇冷却器（E-60210）被加热到84.8℃，出第一贫甲醇冷却器（E-60210）的甲醇溶液为气液两相，气相流量为6.64 t/h，液相的流量为175.3 t/h，复热后的甲醇溶液进入甲醇再生塔（T-60204）。在塔的上段，富甲醇被下塔底来的甲醇蒸气和来自甲醇/水分离塔（T-60205）的甲醇蒸气加热并呈沸腾状态。此时，所溶的 H2S、COS、CO2亦全部被解吸出来。甲醇再生塔再沸器（E-60211）中产生的甲醇蒸气和来自甲醇/水分离塔（T-60205）的甲醇蒸气除加热富甲醇外还提供 H2S、COS、CO2自富甲醇中解吸所需的热量，多余的甲醇蒸气和 H2S、COS、CO2一并上升到塔顶。甲醇再生塔（T-60204）顶部，含 H2S：7.76％、COS：0.78％、CO2：25.43％和甲醇蒸气65.38％，温度为86.4℃，流量为9797.3Nm3/h的排出气体，经 H2S 馏份水冷却器（E-60212）冷却后温度降为40.9℃，进入甲醇再生塔回流液分离罐（V-60206），在分离罐中气、液进行分离，所分离出的凝液约8.83 t/h经甲醇再生塔回流泵（P-60206A/B）压送至甲醇再生塔顶部作回流液。气体约3654Nm3/h经与冷 H2S 馏分在 H2S 馏分冷交换器（E-60214）中换热，温度进一步降为33.4℃，再经 H2S 馏分氨冷器（E-60213）冷却，温度降为-33.1℃进入 H2S 馏分分离罐（V-60205）中进行气、液分离。液相约0.76 t/h流到 H2S 浓缩塔（T-60203）底部，气相约3154.2Nm3/h，即含 H2S 酸性气体，主要组分为：CO2：79.5％、H2S：16.2％、COS：2.86％、N2：1.33％，经 H2S 馏分冷交换器（E-60214）回收