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1 工程概况
1.1 原料气供给量及组成
焦炉煤气供给量为50000Nm3/h，压力为5kPa，温度为30度，组成如下：
焦炉煤气组成表
名 称
O2%
N2%
CH4%
CO%
CO2%
CmHn%
H2%
焦炉煤气
0.6
3.4
26.7
7
3.31
1.74
57.25
1.2 设计内容
本项目新建循环水站、冷水站、配电室、控制室、消防水站、动力站（仪表空气和制氮装置）等辅助设备。
本项目不考虑办公楼、食堂等福利设备。
本项目不考虑锅炉房，蒸汽、脱盐水外购。
2生产规模和产品方案
2.1 生产规模和产品方案
根据原料气组成，组合甲方要求，确定本项目生产规模和产品方案。
本项目年生产约1.57亿Nm3液化天然气（简称LNG）（19635N m3/h）和0.63亿Nm3氢气（7882Nm3/h），年处理4亿Nm3焦炉煤气（50000Nm3/h）。LNG甲烷含量大于98% vol，产品质量符合《车用压缩天然气》要求；氢气纯度大于99.9% vol。
2.2 生产班制和年运行时间
装置为连续运行，年操作时间为8000h。
工作班制为四班三运转。
3 工艺技术方案比选
根据焦炉煤气组成、杂质含量，结合产品方案，遵循工艺技术先进性、可靠性、安全性、经济型等原则，确定本装置的工艺技术方案。
焦炉煤气是焦炭生产过程的副产物，其主要成分为H2、CH4、CO、CO2、N2等，其杂质有焦油、萘、苯、硫化氢、有机硫等。焦炉煤气中H2、CO和O2在一定条件下可以合成甲烷，但焦炉煤气中的杂质对甲烷合成催化剂有很大的影响，故本项目要先对焦炉煤气进行净化处理，以满足甲烷合成的需要。焦炉煤气甲烷合成后，氢还有约30%的富裕量，故本项目提纯氢气，以提高项目附加值。本项目生产工艺装置包括原料气储存、压缩工段、脱硫工段、合成工段、提氢工段、合成工段、液化工段、LNG储罐及装车站。工艺技术方案比选如下：
3.1原料气储存
气柜在燃气工程中主要起调峰作用，在化工生产中有稳压、缓冲、调压、混合作用，同时还可以起到事故、检修时的储备。储气柜分高压储气柜和低压储气柜，低压储气柜又分为湿式气柜和干式气柜。
高压储气柜具有占地少、耗材少，在加压制气时可以直接输送的特点。但属于压力容器，制作精度高，施工难度大，运行管理费用高的特点。
湿式气柜制作容易，操作维护方便，气柜本身安全，造价和运行费用低。但占地面积大，使用寿命短，寒冷地区要有防冻措施等缺点。
干式气柜的高径比较湿式大，占地面积小，荷重轻，基础小，土建费用相对节省，使用寿命为湿式的二倍以上，无需防冻等优点，适用于大型储量的气柜。但一次投资大，制作精度高，操作管理严格。
本项目拟选用一台湿式储气柜，公称容积为50000m3，储存时间为60分钟。
3.2 压缩工段
压缩工段是将原料焦炉煤气加压，以满足焦炉煤气净化、合成、液化等工段的工艺要求。本项目拟采用螺杆压缩机和往复压缩机相结合，原料焦炉煤气含杂质较多，首先经螺杆压缩机加压至0.41MPaG进行脱油脱、脱粗硫；然后经往复压缩机加压至2.8MPaG送至脱硫工段。提氢后的气体，压力降低，经压缩机增压后送至液化工段。
3.3 脱硫工段
脱硫采用干法脱硫工艺，首先进过粗脱硫，将焦炉煤气中的大部分无机硫脱除；其次经预加氢、一加氢转化器将焦炉煤气中大部分有机硫转化为无机硫，并经中温铁锰脱硫剂将无机硫脱除；再次经过二加氢转化器将焦炉煤气中残余的有机硫转化为无机硫，并经中温氧化锌脱硫剂将焦炉煤气中的无机硫脱除，最终使焦炉煤气中总硫含量低于0.1ppm。
3.4 合成工段
甲烷合成工艺采用多段反应器串并联优化组合形式，以及冷凝液循环的甲烷合成工艺，即能高效利用合成反应放出的热量产生高品位的蒸汽，又使焦炉煤气中CO和CO2合成甲烷反应更完全，可以直接进入液化工段，实现最小的循环和无循环操作。甲烷合成催化剂采用国产的中温和高温甲烷合成催化剂。
3.5 提氢工段
甲烷合成后的气体组成为甲烷、氢气、氮气等。分离甲烷、氢气的方法主要有：变压吸附分离、膜分离、深冷液化分离等。
变压吸附法是利用气体混合物各组分在固体吸附剂上吸附能力的不同来进行的。其原理是基于压力和循环条件在加压时完成气体混合物的分离，在低压时完成吸附剂的再生，用部分产品气为脱附冲洗气。吸附过程是在压力下进行的，再生冲洗一般在常压下进行。通常是两个塔切换运行。变压吸附具有设备简单、脱附时间短、操作方便、纯度高等优点。缺点是甲烷气一侧压力为常压，进入下一工段还要增压；氢气侧带压，作为燃料燃烧还需减压，因此增加动力消耗。
膜分离法工作原理是两种或两种以上的气体混合物通过高分子膜时，由于各种气体在膜中的溶解度和扩散系数的不同，导致不同气体在膜中相对渗透速率有差异。在驱动力——膜两侧压力差作用下，渗透速率相对快的气体，如水蒸汽、氢气、二氧化碳等优先透过膜而被富集；而渗透速率相对慢的气体，如甲烷、氮气、一氧化碳等气体则在膜的滞留侧被富集，从而达到混合气体分离之目的。优点是设备简单、操作方便、氢气侧为常压、甲烷气一侧压降小，从而节省动力。缺点是氢气纯度能达到90—95%，如果纯度到99%以上，成本高。
混合气直接深冷液化法是将甲烷合成生成气直接进入LNG装置，使甲烷直接液化与氢气、氮气分离，这种方法省去了甲烷与氢初步分离装置，投资略少，甲烷分离的纯度较高，但甲烷气损失量高、氢气纯度低。
结合本项目产品方案，综合考虑工艺要求、一次性投资、运行费用等因素，你选PSA提氢装置，以得到高纯度氢气，然后送至液化工段获得LNG。
3.6 液化工段
液化工段拟采用混合制冷液化工艺和低温精馏分离工艺，将合成天然气中氢气和氮气分离，以满足LNG中甲烷含量的要求。
3.7 产品储运
LNG储运有以下几种形式：小型真空粉末绝热储罐、粉末堆积绝热子母罐、粉末堆积绝热常压罐、低温双层球罐。
考虑设备制造和生产维护，本项目拟选用低温双层粉末堆积绝热常压罐。选用公称容积为4500m3常压低温双层粉末堆积绝热常压罐，储运时间约为9天。
储罐采用地上式单容罐结构（内、外罐结构）。内罐为储存LNG的立式罐，外罐为用低合金压力容器钢板制造的自支撑拱顶结构的立式圆筒形储罐。外罐与内罐之间的夹层空间为绝热层，绝热层采用普通堆积绝热的方式，填充膨胀珠光砂加氮气，使储罐达到低温绝热的目的，以便储运LNG。
装车站采用外置低温泵，将LNG储罐中的液化天然气装车外运。外置低温泵与内置低温泵相比，泵与储罐分离保证了泵的稳定运行、提高了泵的可靠性及效率，检修方便易于维护，并节约投资。
4 工艺流程简述
4.1 原料气储运
由界外总来的原料气经水封槽进入气柜储存缓冲，气柜出口气经水封槽送出界外。
4.2 压缩工段
由气柜来的混合煤气经螺杆压缩机加压至0.41MPa，依次进入脱油脱萘塔、粗脱硫塔，脱油脱萘塔将混合煤气中的焦油、萘及苯系物等杂质脱除，粗脱硫塔将焦炉煤气中的无机硫脱除，粗脱萘塔出口气体进入合成气压缩机加压至2.8MPa，送往脱硫工段。
4.3 脱硫工段
来自压缩工段的焦炉煤气温度40℃，压力2.8MPa，首先进入两台串并联滤油器，除去混合煤气中的微量的油，经升温炉加热后进入一级加氢转化器，在催化剂的作用下，焦炉气中的不饱和烃、有机硫化合物（COS、硫醚、硫醇等）、氧等与氢气发生反应，焦炉气中的不饱和烃转化为饱和烃、有机硫转化为易于脱除的H2S，经一级加氢转化器后将有机硫转化为无机硫。一级加氢转化器出来的气体进入中温脱硫槽，无机硫被吸收。中温脱硫槽中出来的焦炉气任然不能满足甲烷合成催化剂对硫含量的要求，需要对其进一步加氢、精脱硫处理。焦炉气进入二级加氢转化器，在催化剂作用下进一步加氢转化，有机硫的转化率≥99%，几乎完全转化为无机硫。二级加氢出口的焦炉煤气通过氧化锌脱硫槽将H2S。最终出氧化锌脱硫槽的焦炉气中总硫量为0.1ppm以下，送往合成工段。
4.4 合成工段
来自脱硫工段的焦炉气首先进入起保护作用的精脱硫塔，精脱硫塔出来的气体按一定比例分为两部分，分别进入一级反应器和二级反应器。进入一级反应器的焦炉气进入增湿塔进行增湿降温，控制一定的加水量，进入一级反应器在此进行甲烷合成反应，使一级反应器出口温度控制在一定范围内。
一级反应器出口气体经过一级废锅回收热量后与另一部分焦炉气混合进入二级反应器。二级反应器出口气体经过二级废锅降温后进入三级反应器的上段，其出口气CO含量几乎为零，CO2含量为30 ppm。随后经段间废锅进入三级反应器的下段，其出口气CO2含量约为3 ppm。三级反应器出口合成气依次经过凝液预热器、除氧水预热器、LNG预冷水换热器、冷却器，合成气出口温度至40 ℃送至提氢工段。
4.5 提氢工段
变压吸附分离过程由两部分组成，即PSA1和PSA2。每个过程是相同的，吸附器在不同时间依次经历吸附（A）、多级均降（EID）、逆放（D）、抽空（V）、多级均升（EIR）、终充（FR）。PSA单元由12台吸附器和一系列程序控制阀门构成的变压吸附系统构成。PSA2单元由10台吸附器和一系列程序控制阀门构成的变压吸附系统构成。
合成工段送来的SNG（1.8 MPa，40 ℃）进入PSA提氢装置，经气液分离器进入PSA1单元的入口端，出口端得到的吸附废气送入PSA2单元作为原料气。被吸附的组分通过逆放、抽空解吸，高压侧的氢气进入储罐储存；低压侧的甲烷浓度较高的气体送到液化工段。
4.6 液化工段
从提氢工段来的提氢后的气体经压缩机加压至1.8 MPa进入预冷器冷却，进入分水罐分离水后进入PTSA变温变压脱水装置，将SNG中的水和CO2脱除至1 ppm以下，出PTSA后经过粉尘过滤器过滤粉尘，进入冷箱液化。
天然气液化所需冷量由一套混合制冷剂循环系统提供。混合制冷剂由甲烷、乙烯、丙烷和氮气等组成，利用各组分沸点的不同在各换热器内冷凝并过冷经J-T阀减压进入反流制冷剂中依次冷却不同温区的原料天然气和正流制冷剂，反流制冷剂被复热后出冷箱进入混合制冷剂压缩机循环压缩。
SNG进入冷箱中的主换热器降温后进入低压精馏塔底部，经换热器继续降温后进入高压精馏塔，在高压精馏塔中将SNG中绝大部分氢气和少量氮气从塔顶分离出去，此鼓气称为富氢气，从高压精馏塔顶部出来的富氢气经过冷换热器、冷箱复热，出冷箱，返回PTSA装置，作为脱水塔的在生气。
富氢气首先经过脱水装置中处于冷吹过程的吸附塔，再进入在生气加热升温，然后经过脱水装置中处于热吹过程的吸附塔，出吸附塔后送入在生气冷却器降温到40 ℃，经过脱水分液罐分液后从顶部分离出的富氢气体出界区，作为导热油炉的燃料气。
高温精馏塔底部的液体经过节流阀减压到0.41 MPa进入低压精馏塔中部，低压精馏塔顶部分离出来的富氢气体经过换热器、冷箱复热后经放空系统排放。低压精馏塔底部出来的液体返回到冷箱过冷到-155 ℃后进入换热器，继续过冷到-163 ℃后出冷箱，然后送至LNG储罐。
氮气制冷循环：从氮气储罐送来的合格氮气，在氮气循环压缩机入口处补充入氮气制冷循环系统，在氮气压缩机、冷箱、低压精馏塔、高压精馏塔之间连续循环，为高、低压精馏塔塔顶预冷器提供冷量。
混合制冷剂循环：从外界区送入的合格的五种制冷剂（氮气、甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷）按照设计要求比例补充入混合制冷剂制冷循环，混合制冷剂连续在制冷剂压缩机、冷箱、换热器之间循环流动，为SNG、氮气提供冷量，不断地将热量带出系统，由循环水带出装置。
4.7 产品储运
来自液化工段的LHG送入LNG储罐存储。储罐内的LNG经LNG装车泵送至装车站装车外送。
5 工艺物料平衡图
H2
N2
CH4
CmHm
CO
CO2
O2
Nm3/h
原料气
0.5725
0.034
0.267
0.0174
0.07
0.0331
0.006
48500
SNG
0.3051
0.0538
0.6385
0
0
0.0026
0
30663
氢气
0.9991
0.0004
0.0005
0
0
0
0
7882
尾气
0.4710
0.4771
0.0519
0
0
0
0
3147
LNG
0.0017
0.0103
0.9880
0
0
0
0
19635
注：焦炉煤气50000 Nm3/h，其中1500 Nm3/h焦炉煤气为升温炉、导热油炉燃料
6 主要技术经济指标比较
序号
项目名称
单位
数值
备注
一
产品规模
1
LNG
万方/年
15700
2.8 元/Nm3
2
氢气
万方/年
6305
1.5 元/方
二
年操作时间
小时
8000
三
主要原料用量
1
焦炉煤气
万方/年
40000
0.339元/Nm3
四
工业工程消耗量
1
新鲜水
万吨/年
119.18
0.16 元/吨
2
供电
万度/年
12441.46
0.6689 元/度
3
低压蒸汽
万吨/年
4
36.1元/吨
4
中压蒸汽
万吨/年
20
70元/吨
5
脱盐水
万吨/年
16
7.01元/吨
五
定员
人
110
4.0 万元/人年
六
厂区占地面积
亩
170
投资未考虑土地费
技术经济分析
七
工程项目总投资
万元
64075.89
1
固定资产投资
万元
60695.90
2
流动资金
万元
1848.03
其中铺底流动资金
万元
554.41
八
批项目总投资
万元
62782.27
九
年均销售收入
万元
47661.90
十
年均利润总额
万元
14489.43
十一
所得税
万元
3622.36
十二
年均净利润
万元
10867.07
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