低能耗煤头制氨小氮肥试点厂设计方案.docx

1、魁第61期雄化工低能耗煤头制氨小氮肥试点厂设计方案李琼玖（化工部第八设计院成拓610012摘要我国小氮肥厂低浓度碳铉占氮肥产,量近60%。前两年国家用汇进口尿素最多时约占国产尿素的7596,使千个小氮肥厂碳铉面临严峻的挑战。我国煤产最占煤、油、气能源的83.9%,而天然气产景只占1.4%.建一，卜年产30万t谋头氨厂加工成52万t尿素，投资20多亿元。消!匕吸收国内外大中小.先进制氨技术，以节能和改变产品品种来改造小氛肥厂，设计优化组合出一个低能耗（吨景41.B6GJ）、投资少、合国情、易推广的试点厂，无疑重要。建议选择在已经列入国家计委安排的65亿元化肥改渣烫金项目中的大邑叙肥厂煤制氨项目上

2、，扩建一个煤头年产4TH氨井联产7万t尿秀和1万七碳一化学品，投瓷约9000万元。本文就此进行技经和方、宰论述，供拼究决策参考。关胃煤笛富氧连猝化，耐藻变探变换气联尿高任自热甲烷化,.I,1大邑氮肥厂具有作为低能耗媒头制氨小氮肥试点厂的条件成都市大邑敏肥厂60年代开始用本地土焦生产5000tZa合成氨加工碳铉产品，是国家发展的第一批小化肥厂。70年代该厂改用天然气，在资金短缺条件下筹集到30万元同化工部第八设计院合作。利用泸州天然气化工厂生产换下来的废弃炉管重新蛆焊，开发了世界首例圆筒型加压蒸汽转化炉生产1.2X104t/a合成氮，投产十多年来生产技术指标一直居天然气小氮肥厂的领先地位，运行可

3、靠、经济效益好，对大邑县支农起着重要作用.大邑县煤炭和木电资源丰富，地方煤矿开采多年，80年代在大邑氮肥厂内建设了炼焦炉生产焦炭作商品焦，焦炉气供合成氨用。随着农业生产的发展，提出对高浓度尿素的大量需求，利用本地丰富煤炭资源制氨加工尿素，成为发展农业生产的迫切需要.1990年国家计委已批准将大邑氮肥厂扩建一套年产2.5万t煤焦制费和配套4万t尿素CO、I，祀硫化物排放入大气造成污染,不但可提高气化炉生产能力，而且降低原料消耗。对老厂可利用巳有煤气炉改造，只需增设一套空分。煤焦制氨对半穴煤气要求Hz+CO/Nz=33.2.在连续气化过程中加入富氧空气和水蒸气，氧与碳反应放热，而碳与蒸汽反应吸热，

4、得以维持自热平衡。其两个反应工52C+。2七1.79N：=2CO+1.79N2+221.2kJ/mol（富华:空气中的Nz）C+II20f=CO+H2-13I.4kJ/mo1系统达到自热平衡总反应式s3.68C+C+1.68HQ+1.79刑=3.68CO+I.68H2+1.79N2理论上需富氧浓度35.8%，实际生产为50%（0）,由加入过量氧与碳和氢燃烧反应生成CO?和水，提供大量反应热以满足所簧的气化温度及其热损失。采用含笊50%的富氧空气为气化剂的半水煤气，大致组成列于龙L2半水煤气粗成（体积）CO%co.N.CH.0.合计H1+CON*37.529.012.020.90.40.2100

5、3.18煤焦用富氧空气和水兼气气化系在高温下进行，出口气含有大量的高温热能，可以回收中，高压蒸汽供动力用后再背压作常压气化用蒸汽，以降低能籍。富氧常压气化虽比大型纯彖加压气化在合也螟加庄上多耗功*，怛倒制氨用合:或气占1/4的N、都从空气中取得而无差异前者增加低压段氏缩功，而后者需用纯820Nms/tNH3b匕前者富颦多耗350Nm8/tNH3的制敏能花和氧气加压功。虽还可节省一些能量，但加压纯包气化操作条件要术很离，只适于大型化，且投资很大，不利于小厂改造。固定床富氧空气.制半水煤气比间歇气化法具有以下优点（增加空分除外）t1）用粒度较小的原料。生产能力比间歇法高近一倍。气化效率以焦炭为原抖

6、时可从间政法的50%60%提高到80%84%，碳利用率高。（2）煤气炉直接接废热锅炉，温度高、热能回收多，并利于副产中，高压蒸汽先作功，然后再背压作工艺用汽（3）管理操作简单，无间歇法复杂的管道阀门和程序控制机析及其辅助设备（如燃烧室）从而减少了维修费用。2.25.5MPaW5t变换CO变换采用Co-Mo耐硫变换惟化剂，使含疏半K煤气直接进、如压变挨。催化剂使用前需硫化成CoS和MoSz才得到活性。反应式为：CoO+H特=CoS+H2O+QM0O3+H2+2HtS=,MoS1+3H2O+Q、催化剂在200X3低氯下并有H2S#在时对CO和水蒸气反应其有很高孺性，,且能水解cos使气体出变换后所

7、含的cos几乎全部被水解。co变换为放热反应，若按反应放出的坦髭全部产生蒸汽，而蒸汽又参加C。变换，其反应所需蒸汽消耗与回收反应热所能产生的,蒸汽基本平衡。以在大气压下25P进行计算，CO反应热H“8=41.2MJ/kmoh水蒸发热上8=44Mkm。1.两者之差2.8MJ/kmol。rECO+Hq=CO/H,的物料平衡尚差的如以煤焦富氧气化制半水煤气的C。含呈计，生产ltNHa所差的热量为110MJ,相当于茨汽44kg。变换过程中若计及气体中残贸的氧燃烧放热反应AH=484MJ/Mol,当氧全部烧掉放出热筮187MJ/t：,H3，相当蒸汽77kg。理论上C。变换反应所需蒸汽可基本辛衡，而篆际还

8、要朴入蒸汽，其茵耗蒸汽炭猊出汪回收的变换弋嵌度有关。：采用前效的泡和热水塔回收段产生直接蒸汽流程可满足80%90%。2.3甲基二者尊睑（MDEA）脱除Ift性气状MDEA溶液是具有物理吸收性能的化学吸收用，能经济地脱味合成气中的酸性组分，旦吸收过程中对非极性气体H2+N2的溶解度低，被净化的气体损失很少，且溶液在分段闪蒸时还可回收。对H2S和COr反应速率相差很大,具有良好的选择吸收性。.MDEA溶液与H：S又应是瞬时反.应，反应避虔够无容筮也较大，挣化度可返1X10%.有机硫在Co.M。耐硫变横程化制支换前/季荃部水解成俱在MDEA碱性溶摩中也容易水解。-活thiDEA对破钳无皆蚀，因其叔胺

9、碱性很向，n无降解及化学降解产物。再生解吸出来的湿酸性气体，因其温度不鬲（70C）腐蚀较轻。.低能耗的mdea选择性地脱除h，s和部分co”可满足变换气脱硫的同时脱除变换:气联尿平衡过剩的CQ”提供显大的灵活性。2.4中压变挨，汽提法联尿，在脱除CO?的同时生产尿素产品此法省去脱除氨生产的大部分CO2所需的能耗、尿素COz压缩机设备投资和备品备件维修及其动力消疑。变换状尿工业生产多年，积累了成熟经验。2.5 高压自烘甲烷化净化后合成气含所残存的co和CO2箸氧化物时氨合成催化剂产生中毒失活，由甲烷化反应生成惰性气甲烷。其反应式，CO+3Ht=CH4+H2O+2064kJ/mol-CO2+4Ht

10、=CH4+2H2O+163.7kJ/mol由于甲烷化为强放热反应，在合成气中含CO1%,反应后温升达74r,CO2l%,反应后温升达601。反应在高压塔中的触媒筐内进行热交换和催化反应，其散热损失很少，可做到自热平衡。开工时由塔内电炉加热，高压塔外壳可用氨合成塔置换其内件。催化剂空速770023000h、。其工艺流程及设备结构简单,操作控制筒便。2.5 氨合成采用32MPa4）800mm塔系列设备（用川化旧设备）触媒筐改用轴待向三床层层间换热结构。单套出塔氨含量16%18%,反应热副产6MPa中压蒸汽。为提高单程合成转化率，采用两套串连双塔系列，以增加液氨：S,减少循环量，节省压缩功和冰机制冷

11、函。采用分子筛吸附新鲜合成气中的水分和其它杂质（微量CO?、CO.油等）使新鲜气直接补入合成塔入口，提高氨净值增加单程分氨量。，合成驰放气回收氨再蒸氨制成液氨。驰放气再用变压吸附或中空纤维回收H：+Nz气,以节省原料和动力消耗。3低能耗4X10，t/a煤焦制氨设计方案3.1以大邑氮肥厂为基础的设计条件（1原料，焦碳（固定碳80%）2）生产规模：造汽相当于合成氨5xi0，t/a6.25t/h计），亦可生产合成氨4xio4t/a,尿M6.93X104tZa,并联产甲醇1xlOP/a。（3）采用的主要设备1）3500（n3（O2）yh全低压空分一套.2）台H”高压机改双高压三段，压力432MPa3）

12、$800mm氨合成塔及循环机（用川化旧设备改造）$4）2台20t/h、6MP&次高压燃煤锅妒捧）尿素用泸夭化厂更换的41.3m、容积31.5m，尿素合成塔（原生产能力8xlO*tZa）o8.2单元工芝流程8.2.1煤纭化用固定床煤气炉常压富氧连续气化工艺，根据物热平衡采用50%的富氧空气和蒸汽为气化剂，由空分提供9.8kPa氧气在空气鼓风机后混合成富氧空气并BB2耐硫C。变换流程示意图1一离心压缩机,2饱和热水塔，3-水分离器,4绝热变换炉,5换悠器，6,7、9一热水换热器，8等温管式变换炉|10热水蒙BB2耐硫C。变换流程示意图1一离心压缩机,2饱和热水塔，3-水分离器,4绝热变换炉,5换悠

13、器，6,7、9一热水换热器，8等温管式变换炉|10热水蒙另加入蒸汽进入煤气炉，在炉内焦炭中连续气化制得符合（CO4-H2）/N2=3.13.2的半水煤气。出炉的高温煤气先进入中压废锅副产中压蒸汽，再预热锅炉给水，然后用水洗涤除尘、冷却后送气柜缓冲和离心式压缩机加压至5.5MPa去耐疏变换。3.2.2酎变挨工艺流程见图2。采用Co-Mo耐硫变换催化剂直接进行含硫半水煤气的CO变换，与引进的镇海化肥厂高压渣油气化制钗变换相同。为了有效利用co反应热使入催化剂的气体保证达到反应温度，采用绝热和等温两段变换流程，使变换后CO为0.3%0.5%,以满足甲烷化要求。CO反应热通过换热和热水回收产生直接蒸汽

14、可满足CO变换所需蒸汽的80%90%,不足部分约200300kg/tNHa）由中压废热锅炉补充。滞压半水煤气由暮心压缩机加压至5.5MP、约130P入抱和塔下部，由上部热水喷淋，一部分热水汽化使气律增湿饱和后也塔再换热入绝热变换炉，出炉6%8%C。的变换气再经换热冷却至225265C入等温变换炉，最终出变换气0.3%0.5%CO经换热和热水塔回收热量后即送MDEA脱酸性气体工序。热水系统由热水塔上部补充入锅炉给水，底部出来热水进入列管等温变换炉，热水在管间移走CO变换反应热后进入饱和塔作饱和半水煤,产生直接工艺蒸汽。剩下的热水在塔底部作热水塔回流液进行拓环。3.2.3MDEA脱除酸性气体流程见

15、图3。火变斑来的含有HC、CO?的酸性气入酸性汽体吸收塔脱除全部ILS和部分CO.,净化后满足联尿要求的含CO.变换押化代WCO,93MDEA选择性脱酸性气体流程示恋.囚1一吸收塔,2-CO*再生塔，3-HtS再生塔,4一再沸器！5.6詹液浆住】1）实线没备及管线为配联尿i史，2）实技和点线设备及首道为可全循环法.试素，点线设备趾苔道为凹妆C。,供尿素加工川。气再经联尿汽提塔，CO?吸收塔、氨回收清洗塔出CO2100即送举罚压甲烷化塔。变换气联尿和高压甲烷化均为工业生产常规流程。3.2.4集合成为提高单程合成率采用两套串联双塔系列笏&成流程见图.1。新鲜气经塔子筛干燥除去HQ、COz、CO、油

16、等杂质与进入第一塔系列的循环气汇会经换热入环。合戍反应热副产中采蒸汽，出塔会成气再进行换热、水冷、氛冷、分军后，送入循分机升压，再入生产过程招同的第二塔系列每合成塔，最终布环气话环回第一塔。由于合成塔内件采用抽径向触媒筐后阳力降低1/2,弗环机差压可以洪足两塔系统旧辰流程。分子筛干燥新鲜气和弛放气回收氨及h2+n2气体均为常规生产流程。1一含岐垮I2一成锅3热交换器，4一锅炉给水加热器，一5水冷器，6一冷交换器,7氨冷器，8-液氨分离器、9一循环机8.3主要设皆选择1)_空分选用四川空分设备厂系列产品的KDON-3350全低压分子筛流程的深冷空分。制氧量3350Nm3/h(99.6%。2)、输

17、出压力9.8kPa加工空气量21500Nm，/h,空压机出压O.52、1Pa(G),貌电耗0.6kWh/m，(OQ,冷却水60Qt/h起动时间0卜解冻时间21h,运转周期一年。由于富氧气化对0,、N2纯度无要求，改为经济氧纯度95%Oz时不取纯氮，空气中氧收率提高,单位电耗可降低，:制氧最可达3500NmaOQ/h,每立方米氧电耗可降为Q.574kWh。富氧空气气化吨氨消耗空分供氧量按470m，计，小时产翅量3350/470=7.12t(NHQ/h(5.7xl()4t/a)。与年产4万t叙联产1万t甲醇的化工产品规模相适应。套空分设备价格约100。万元。(2)半水煤气离心压缩机一台，功率300

18、0kW,出口压力5,.5MPa,吨氨半水煤气按3200Nm，计，6.25t(NH。/h为2xlO，Nm3/h斗水煤气.采用6MPa中压过热蒸汽透平带动，.由造气和氨合成塔废锅及锅炉房燃煤锅炉供汽。,蒸汽透平采用抽汽背压式供尿素用1.3MPa蒸汽21t/h和造气0.02MPa蒸汽12.5t/h。5.5MPa耐硫变换的绝热和春温变换设备一套。绝热变换炉参考8.5MPa渣油气化制氨的耐硫变换炉结构3列管式等温变涣炉为管式换热设备，管内装有催化剂，管同为热水，CO变换反应热直接由管间热水移走，以维持苔温下进代G。变换反应。：操作温度在225.263C。设备材料用耐腐蚀合金钢。管壳温差不大，其管子大小和数量的选择主要取决于移走反应热和变换催化剂空速的要求。饱和热水塔有齐鲁甲脖装置的5MPaCO变换的热水饱和塔设备结构可资借鉴，设备可衬耐腐材料。(4)MDEA脱碇和部分CC的设备，可参考8.5MPa渣油制宜的低温甲昨洗在同一塔内脱除酸性气的流程和设备及其所用的耐腐材料。(5)高压甲烷化塔与氨台成塔相似，但为绝热反应无冷管的触媒箧，用受高压冷壁塔内装触媒筐内件，曲催化剂层、中心管电护和下部换热器三部分组成，可用1532MPa的合成塔外壳。俺化剂空速可达1X10】。用一1、4600mm或48OOn】m塔可满足。（6）30