氨合成工艺技术方案

1、4工艺技术方案4.1原料路线确定的原则和依据 建设大型化工装置必须有可靠的原料来源。原料路线的选择是合成氨装置 设计的基础，原料选择的原则是质优价廉，供应长期稳定。工业生产合成氨的原料气是氢气、 氮气、一氧化碳， 可以由生产合成气的一 切原料制得，一般采用固体原料煤、焦，液体原料液态烃、石脑油、重油等，气 体原料天然气、油田气、炼厂气、焦炉气等，目前以油、煤或天然气为原料制合 成气的生产工艺都比较成熟，世界上都有工业化装置在运转。上个世纪五十年代以前， 世界上的合成氨工业大都是以煤、 焦炭或焦炉气为 原料。进入二十世纪七十年代， 世界进入石油化工大发展的时期， 发达国家几乎 摒弃了煤化工的研发

2、， 随后，由于石油及天然气制氨工艺的发展， 逐步取代了煤、 焦。从技术角度来看，上述原料中以天然气最为理想。主要原因是天然气、石脑 油为原料制取氨工艺技术简单，成本低，易于大型化。 国际上主要以天然气和原 油作原料，其中天然气占到90%左右。由于石油、天然气资源相对匮乏，煤炭资源较为丰富，从能源结构、来源和 原料价格等方面考虑，本项目采用以煤制取合成氨的原料路线。以煤为原料生产合成氨， 每一种生产工艺技术对煤质有不同的要求， 合成氨 装置原料路线选择还应根据各种煤的特性选择不同的生产工艺进行经济比较才 能确定，既要原料价格低廉，生产成本尽可能低，还要尽可能降低投资，也就是 说，原料路线的选择应

3、与工艺路线的选择同时进行。4.2国际技术概况目前国际上以煤为原料的合成氨生产气化工艺多采用加压连续气化， 主要有 鲁奇炉、德士古炉、壳牌炉；净化工艺多采用耐硫变换、低温甲醇洗脱硫脱碳、低温液氮洗精制工艺；合成采用低压合成；压缩均采用离心式压缩机。合成氨的技术进步主要表现在装置的大型化和节能降耗， 以降低单位产品的 建设投资和生产成本，获得最大的经济效益。合成氨装置的单系列生产规模从上世纪50年代初的日产200吨到六十年代 日产1000吨至今已发展到日产2000吨以上。合成氨的能耗与所使用的原料、 投资、规模有非常大的关系。 大型装置以天然气为原料，采用转化工艺，吨氨能耗为28GJ,以燃料油和煤

4、焦为原料，采用部分氧化工艺，吨氨的能耗分别为38GJ和48GJ。到20世纪90代以煤为原料的 大型合成氨装置吨氨能耗降至46.05GJ50.24GJ。目前世界上新建尿素装置主要采用氨气提法、ACES法和CO2气提法。4.3国内技术概况国内以煤为原料的大型合成氨装置大部分采用引进技术， 与国际先进技术同 步。如气化采用水煤浆加压气化、鲁奇（Lurgi）加压气化、干煤粉加压气化；净 化工艺多采用耐硫变换、 低温甲醇洗脱硫脱碳、 液氮洗精制工艺； 合成采用低压 氨合成；压缩均采用离心式压缩机。国内中小合成氨厂的气化工艺多采用以无烟块煤或焦炭为原料的常压固定 床间歇气化工艺（UGI）或恩德气化及灰熔聚

5、气化工艺，净化工艺多采用湿式氧 化法脱硫（栲胶、改良ADA、888等）、中低低或全低变变换工艺、化学法（热 钾碱）或物理化学法（MDEA）或物理法（碳酸丙烯酯、NHD、变压吸附）脱碳、铜洗法或甲烷化（或醇烷化）精制；合成采用2531.4MPa压力；压缩采用往复式压缩机。目前中国以煤为原料的中小型合成氨厂的吨氨能耗为51.5GJ。国内中小型尿素装置（600t/d以下）绝大部分采用水溶液全循环法，生产规 模在1000t/d以上的装置大都采用改进型CO气提法工艺。4 . 4工艺技术方案的比较和选择4.4.1合成氨工艺技术方案的比较和选择4.4.1.1气化工艺气化工艺一般分为三种类型：固定床，流化床和

6、气流床。固定床气化技术煤炭在固定床气化炉中的气化， 也称为块煤气化。 包括常压固定床气化技术 和加压固定床气化两类，属于这类型的气化技术有鲁奇（Lurgi）气化技术、UGI煤气化技术、富氧连续气化技术。流化床气化技术煤的流化床气化是指气化反应在以气化剂与煤形成的流化床内进行的。 流化 床气化炉采用粉碎了的煤作为原料，用氧化剂（氧气或空气）来进行床体流化，其温度保持在1000C以下， 以预防灰熔化后与炉床里的物质发生结聚。 流化床 气化技术主要有温克勒 （win kier） 、高温温克勒（HTW）、U-Gas、恩德炉、灰熔 聚等流化床粉煤气化技术。气流床气化技术气流床气化炉属第三代先进的煤气化技

7、术， 是最清洁，也是效率最高的煤气 化类型。粉煤（水煤浆）在1200-1700C时被部分氧化，高温保证了煤的完全气 化，煤中的矿物质成为熔渣后离开气化炉。 气流床所使用的煤种要比固定床和流 化床的范围更广泛。使用氧气可以使气化更有效，并可避免合成气被氮气稀释，合成气的热值也高于空气气化炉所产生的合成气的热值。目前以煤为原料生产合成气的气流床气化工艺具有典型代表的有：德士古（Texaco）水煤浆加压气化工艺；壳牌（SHELL）干粉煤加压气化工艺（SCGP）;德国未来能源公司的GSP、或者科林公司干粉煤加压气化工艺； 国内的新型对置式多喷嘴水煤浆加压气化； 以煤为原料的气化工艺的关键是根据煤种和生

8、产规模选择好的气化炉。 根据目前提供的初步煤质分析，该煤种活性高、灰分偏高，虽适合气化，但 必需选择适合该煤种气化的技术。根据煤质分析可以考虑的气化技术有荷兰SHELL、德国GSP、德国鲁奇、GTI循环流化床气化技术。（1）荷兰SHELL，该技术是近几年开发的先进煤气化技术，只在中国有工业 化装置，中国共签约引进19套，其中投产五套，目前正在试运行。该技术规模 大，一台炉可以满足30万吨合成氨需要，碳转化率可以达到98%以上，但该技 术投资高，对煤炭水分要求较高，煤炭需要干燥。优点：煤种适应广、碳转化率热效率高、合成气质量高、装置寿命长、绿色 环保。缺点：目前尚无褐煤使用业绩， 对煤炭水分要求

9、较高。 气化炉及废热锅炉结 构复杂，制造难度大，目前其内件及关键设备还需引进；相同生产规模，投资相 对较大；中国目前已有5台气化炉刚刚投入运行，但开车不稳定,缺乏成功的操 作管理和运行经验。（2）德国GSP，该技术据介绍较为先进，目前中国有几套签约引进，但尚无 燃煤气化工业化装置。其投资略低于荷兰SHELL。该技术于1976年由原民主德国VEB黑水泵公司研发，1979年原民主德国燃 料研究所在弗来堡建成热负荷3MW勺中试装置，1984年在黑水泵市建成热负荷130MW气化示范装置，日投煤量720吨/日褐煤，产气量50000mVH，气化压力2.8MPA操作温度1400C。优点：下喷水激冷降低设备造

10、价，变换不需补水蒸汽 缺点：目前仅有二套示范装置在运行，操作经验较少（单炉720t/d褐煤，操作温度1400C,没有气化高灰分高灰融点煤经验），气化炉高径比小和单嘴设计使 规模放大受限制。（3）GTI循环流化床 气化技术来自于在循环流化床气化技术方面首屈一指勺美国气体技术研究所（GTI），是以其“用国内固体燃料替代进口石油” 勺重要技术研究项目为基础开发勺。 该 技术于70年代获得成功，至90年代在大型工业生产中应用。SES公司拥有GTI汽化技术在亚洲勺独家授权许可。 该技术勺优势是： 能够使用低成本勺废煤和其 他“低价值”勺碳氢化合物作为燃料， 而该燃料在其他炉型勺气化炉中较难适应。流化床气

11、化炉勺气化工艺是一个非催化反应、 连续给料、 局部氧化勺循环流 化床灰团聚模式勺工艺过程。 部分氧化是原料煤勺气化过程， 把氧化剂 即纯氧（富氧）和温度调节剂蒸汽， 通过气化炉给料专用喷头送入气化炉炉 膛内，在高温高压及氧气不足完全燃烧勺情况下， 燃料中勺碳主要转换成一氧化 碳，其中一小部分完全氧化成二氧化碳。 燃料中勺氢主要转换成氢气。 燃料中勺 硫份主要转化成硫化氢（H2S）, 小部分转换成羰基硫化物（COS）。由于气化 炉在高度还原勺高温环境下运行，氮或硫均不能氧化成氮氧化物或硫氧化物。循环流化床技术就是一项越来越受到人们关注勺技术，这是因为：1）灰分限制小。无论是水煤浆气化工艺还是干煤

12、粉气化工艺，都要求灰分 低于12%。实践证明灰分过高，在高温高压条件下，氧气及煤勺消耗增长很快， 非常不经济；而循环流化床则呈线性增加，增长幅度不是很大。2）流程简单，投资少。3）建设周期短。由于气化过程在常压或低压条件下进行， 设备制造相对容易， 投资省，周期短，建设期一般只需一年左右。（4）鲁奇气化技术该技术成熟， 在中国有三家使用， 主要用于城市煤气， 在中国仅有云南解放 军化肥厂使用该气化技术。由于该技术操作复杂，气化温度低，焦油含量高，焦 油回收困难，环保压力较大，该技术规模偏小，需要引进，投资高，中国多年未 再引进，故本次比较未考虑该技术。综合以上分析比较， 基于原料及气化技术的成

13、熟、 可靠性和工业化业绩及投 资，认为现阶段选择GTI循环流化床气化技术较合适。4.4.1.2净化技术4.4.1.2.1变换氨合成气的有效成分是氢气和氮气， 其中氢氮比约为三。 以煤为原料制得的 粗煤气中，都含有CO、CO2、CH4、和硫化物等杂质成分，且其中的一氧化碳含 量较高，变换的目的主要是将半水煤气中的一氧化碳与水蒸汽作用变换成二氧化 碳和氢，然后再通过脱碳工段脱除多余的二氧化碳， 使煤气成分能够满足合成氨 的要求。变换工艺的选择与气化工艺和后续净化工艺密切相关。 由于变换反应为放热 反应，反应温度越低越有利于反应的进行， 其反应所需的蒸汽是生产成本的重要 组成部分，因此选择工艺应有利

14、于节省蒸汽、降低能耗、提高设备生产能力。为达到变换的目的， 有采用铁系触媒的非耐硫中温变换和采用钴钼系催化剂 的耐硫低温变换两种工艺可供选择。目前国内中小型合成氨企业多采用的变换工艺流程有传统的中变串低变流 程，全低变流程及中低低流程。全低变即全低温变换，是相对中温变换而言，在 中温串低温工艺上发展成的一种新的变换工艺。 它采用低温活性优良的钴钼系耐 硫变换催化剂，反应一段热点温度较中变下降100200C。使变换反应所需汽气 比明显下降， 节约大量的蒸汽消耗。 同时， 由于反应温度和变换反应转化率的的 下降，使气体体积相对缩小，降低系统阻力，减少了压缩功的消耗。该工艺放宽 了一次脱硫指标， 从

15、而减少了脱硫费用。 另外，操作温度的下降也降低了对变换 炉的材质要求， 改善了设备维修条件。 总之， 在相同操作条件和工况下其设备能 力和节能效果都比中串低、中低低工艺要好。目前国内采用加压气化工艺的合成氨厂均采用耐硫低变工艺。 该工艺可以充 分利用气化出口工艺气的温度和其中所含的大量的水蒸汽，从而无需外加蒸汽，另一方面也降低了全厂蒸汽管网的压力。耐硫催化剂有较强的有机硫转化功能，同时该催化剂活性高，可降低催化剂装填量。44122酸性气脱除工艺方案(1)脱硫根据煤质分析，原料气中含H2S约7.5g/Nm3,另外气化工段水洗塔出口煤 气粉尘含量约5060mg/Nm3。 硫对后续工序的设备、 管道

16、具有腐蚀并会造成后 工序反应催化剂中毒，煤气中粉尘含量过高，将造成氢氮气压缩机的严重磨损， 降低设备的使用寿命，因此，必须对煤气进行脱硫、除尘等净化处理。酸性气脱除主要指脱除气体中的H2S和C02。目前，采用低压气化工艺往 往要对煤气进行脱硫。一般采用湿式氧化法。湿法脱硫方法很多。按吸收过程特 点可分为化学吸收法和物理吸收法。采用碳酸钠、氨水和醇胺溶液等吸收硫化氢 的为化学吸收法。用冷甲醇吸收硫化氢的为物理吸收法。按再生方法可分为循环 法和氧化法。循环法是将吸收硫化氢的富液在降压加热或气提条件下逐出硫化 氢。氧化法是将吸收后的富液用空气氧化，使溶解态的硫化氢氧化为元素硫，其 反应为H2S+0.

17、5O2_H20+S上述氧化反应需借助催化剂才能进行，工业上使用的催化剂有对苯二酚、 蒽醌二磺酸钠(简称ADA法)、拷胶和螯合铁等。氧化法脱硫既能脱除硫化氢又能回收副产硫磺，为各合成氨厂所广泛采 用。目前国内常用的脱硫方法有氨水液相催化法、ADA法、栲胶法、PDS法。氨水液相催化法脱硫，脱硫效率高，可回收硫磺，适用于H2S含量高的煤气脱硫；但是当煤气中C02含量较高时，氨水吸收C02量较多，会使溶液PH值 降低，从而影响脱硫效率。ADA法脱硫，溶液无毒，净化度咼、脱硫效率也咼，但原料缺乏，在处 理含高硫气体时，硫磺堵塔问题比较严重。栲胶法或PDS法脱硫除具有ADA法的优点外，还能较好的解决堵塔现

18、象、阻力小、操作稳定，加之采用喷射再生的新技术，可以进一步提高脱硫效率，降 低投资，同时栲胶资源丰富，价格便宜，运行费用低。综上所述，故本工程采用栲胶脱硫将煤气中的H2S脱至w100mg/Nm3。（2）脱碳脱碳装置是将变换气中多余的CO2加以脱除，有利于氨的合成；同时减少CO2压缩所带来的动力消耗。变换气中CO2的脱除方法很多，目前常压气化工艺大体上有三种方法可供 选择，即化学吸收法（热法） 、物理吸收法（冷法） 、干法（变压吸附法） 。化学吸收法主要适用于气体中二氧化碳分压较低，净化度要求较高的情况， 应用较多的有改良热钾碱法、改良MDEA法、空间位阻胺法等。但这些方法溶 剂的再生均需要加热

19、，因而热量消耗多，操作运行费用高。物理吸收法适用于二氧化碳分压较高的情况，如水洗法、碳酸丙烯酯法、NHD法等。物理吸收法的吸收溶剂或干法的吸附剂不与二氧化碳反应，再生时 不需要加热， 只要降压解吸即可， 总能耗比化学吸收法为低， 但其净化度也比化 学吸收法为低。目前中国合成氨装置采用常压气化工艺的脱碳主要有碳酸丙烯酯 法、NHD法和变压吸附法三种脱碳工艺来说，前两种为湿法脱碳工艺，具有一 氧化碳和氢气损耗低， 一次性投资较省的优点。 但它们都需要用吸收剂， 采用减 压再生，运行电耗较高，还要消耗溶剂，其中NHD还要消耗冷量。总的来讲， 它们的工艺流程长、运行成本高、操作复杂。而变压吸附为干法，

20、其吸收剂为分 子筛、活性炭及硅胶等。吸附剂采用一次性装填，使用寿命一般在10年左右， 且无需再生，不需要复杂的预处理系统， 自动化程度高， 操作方便，运行成本低， 不腐蚀设备，对环境没有污染。其缺点是其中有用气体损失较多。对于加压气化工艺， 气化出口的煤气直接进行耐硫变换后， 然后进入后续净 化工艺，一般采用低温甲醇洗脱硫脱碳或NHD脱硫脱碳。 低温甲醇洗法属于物 理吸收， 在低温 （-50C-60C下），溶剂吸收能力大，溶液循环量小，气体净化 度高，再生热耗少，操作费用低，能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2,溶液不起泡、不腐蚀，H2S浓缩简单，在原料煤硫含量波动较大的情况下，H2S的浓

21、度也可满足硫回收的要求。上述工艺存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢 材，需要引进欧洲或日本的材料， 所以基建投资较高， 但其最大优点是溶剂价格 便宜，消耗指标和能耗均低于其它净化工艺， 在大型合成氨厂和甲醇生产厂中普 遍采用。NHD脱硫脱碳工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽压低，溶剂损项目改良热 钾减法碳酸丙 烯酯法NHD法改良MDEA法PSA（变压吸附）操作指标吸收压力Mpa2.72.72.72.72.7吸收温度c7038P 0-5553540原料气中CO2V%26282628343626282628净化气中CCO2V%0.1:0.10.2P 0.10.20.10.20.10.2溶液

22、吸收能力NM3/Nm3CO220249122118消耗定额蒸汽t/tNH31.80.11.2失小，再生热耗低，设备材质大部分为碳钢，取材范围广，价格也便宜，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大，消耗高，另外，NHD溶剂对有机硫的吸收能力差，对高硫煤要增加有机硫水解设备。 该工艺的主要优点是投资少，能耗低于除 低温甲醇洗以外的其它净化方法。为了克服“冷热病”，一般情况下，低温甲醇 洗配液氮洗精制，NHD脱硫脱碳配甲烷化精制。现将国内有代表性的几种脱碳工艺技术指标进行比较如下电Kwh/NH3501061257068水t/tNH319660r 15748氮氢损失NM3/1000Nm3C021210102

23、214冷冻量*106kJ0.352化学原料kg/ tNH30.40.50.250.200.2投资对比1.4811.321.131.4综合能耗KJ/tNH3*1065.841.3751.484.891.0选择脱碳方法时，首先必须考虑与合成氨净化流程相适应，保证达到合成氨 用气的要求，同时又要选择技术先进、成熟可靠、生产稳定、消耗低、成本低、 投资省、无毒无腐蚀的工艺路线。从净化度方面考虑，NHD、碳酸丙烯酯法与PSA均能达到要求。从能耗的角度考虑本设计采用3.0MPa PSA脱碳。变压吸附基本原理是利用吸附剂对吸附质在不同分压下有不同的吸附容量、 吸附速度和吸附力，并且在一定压力下对被分离的气体

24、混合物的各组分有选择吸 附的特性，加压吸附除去原料气中杂质组份，减压脱附这些杂质而使吸附剂获得 再生。因此，采用多个吸附床，循环地变动所组合的各吸附床压力，就可以达到 连续分离气体混合物的目的。由于该气化煤气中的二氧化碳含量太高，这部分二氧化碳造成变换系统蒸汽 消耗太高及后系统压缩功耗增加，因此考虑在变换之前增加一级预脱碳，脱除部 分二氧化碳，为了节省压缩功，选择在1.0MPa压力下脱碳，考虑到变压吸附脱 碳对有机硫和无机硫的吸附作用，如果全气量通过脱碳将造成变换工段入口气硫 含量不足，引起变换催化剂返硫化。因此选择部分气体通过预脱碳工段， 实现二 氧化碳和硫含量均满足变换的要求。44123合

25、成气精制经变换工段和脱硫脱碳后的原料气中还含有少量的CO和CO2等杂质。为了 防止它们对合成催化剂的损害，原料气送往合成工段之前还需要一个最终的净化 过程，称之为精制。精制后两碳含量小于10ppm。合成氨新鲜气中的微量CO及CO2的净化，目前中国大多数中小氮肥企业仍 采用传统的“铜洗”净化工艺，由于铜洗工艺存在着运行费用高，运行不稳定，易造 成环境污染等缺点，因此，新建合成氨系统已基本不采用。另一种净化方法是CO深度变换-甲烷化工艺，该工艺能保证合成新鲜气的净化度,运行也比较平稳，但 是其缺点也比较明显，变换工段蒸汽消耗量大（低变出口CO含量在0.3%左右）, 脱碳系统净化度要求高（脱碳出口C

26、O2含量在0.2%左右）；合成新鲜气中的CH4含量高，合成氨工段放空气量大,新鲜气消耗增加。目前中国有代表性的合成氨 原料气的精制工艺有醇烷化工艺及醇烃化精制工艺。醇烃化精制工艺是双甲精制 工艺的升级技术， 烃催化剂为一种铁系催化剂， 一氧化碳、 二氧化碳与氢反应生 成烃类化合物， 在常温下冷凝为液体， 生成甲烷极少， 进入氨合成系统的甲烷大 大减少。醇烷化工艺是联醇工艺和甲烷化净化工艺有机结合在一起， 使变换和脱 碳系统出口的CO和CO2等氨合成原料气中有害成分与氢反应生成附价值较高的 甲醇，进烷化催化剂气体中的CO和CO2为50200 PPm,合成氨原料气中的CH4基本没有增加。 醇烃化精

27、制净化工艺，是利用甲醇化反应将原料气中的CO、CO2在催化剂的作用下分别与H2反应生成甲醇。使甲醇化出口CO+CO2控制在0.30.5%左右，再将醇后气进入烃化反应器，气体中少量的CO+CO2在催化剂的作用下，分别与H2反应生成醇类和烃类物及少量的甲烷。烃化出口气体中CO+CO210ppm送合成工序。国际上及国内大型合成氨装置多采用低温液氮洗工艺， 该工艺是一个典型的 物理低温吸收过程，是脱除CO的最好的方法。同时该工艺可以将气体中的甲烷 等杂质全部清除干净， 液氮洗后的净化气几乎是纯净的氢氮气， 合成工段无需排 出放空气，其缺点是投资高。从工艺角度看， 对于本工程醇烃化工艺与低温液氮洗工艺均

28、可选择， 但是本 装置设计的产品方案为18万t/a合成氨、3.0万t/a甲醇，综合投资及规模等因素 合成气精制选择醇烃化工艺。4.4.1.2.4合成技术氨合成是将合格的氢氮气在催化剂的作用下，生成氨。整个合成回路包括：新鲜气补充、合成反应、 反应热回收、 氨分离、 惰性气放空、 未反应气增压循环。 从反应动力学观点看， 提高合成压力是有利的， 但是提高压力将增加压缩机功耗， 因此合成压力的选择是一个经济问题，同时与压缩机及配套设备的选择有重要关 系。10.0Mpa,使动力更省，设备制造容易。各国氨合成研究的另一个问题是如何 改进氨合成效率、目前国际上氨合成向低压方向发展，由七十年代的14.5M

29、pa，降低到提高氨净值，降低合成回路阻力降，开发有轴径向塔、径向塔, 分子筛干燥净化合成气等节能技术，如Topse公司的Topse-200、Topse-250卡萨利氨合成以及凯洛格公司、英国化学公司等开发的技术等。国内氨合成技术近年来也有了很大发展， 南化集团研究院、南京国昌化工科 技有限公司开发的GC型高压、低压氨合成工艺、NC型合成塔，湖南安淳科技 公司开发的山J冷激型、山J轴径向合成塔技术等。氨合成塔是氨合成系统的关键设备，直接影响着氨合成系统的循环机功耗、 冷量消耗、冷却水消耗及新鲜气的消耗。本工程选用GC-R301Y型1800三轴一径催化剂自卸结构。44125压缩机的选择原料气/合成

30、气压缩机是合成氨装置的关键设备，该机组的效率和运转稳定 性直接影响了合成氨的产量和企业的经济效益。压缩机的选型与装置的规模、合成回路压力密切相关。中国中小型合成氨企 业一般采用常压气化，低压净化，中压精制，高压合成，回路多，压缩比大，且 净化前气体杂质多，因此多采用往复式压缩机。大型合成氨装置采用的是加压气 化，中压合成，合成回路少，压缩比小，通常采用离心式压缩机。相对于往复式 压缩机来讲，离心式压缩机具有处理气量大，运行平稳，振动小，易损件少，正 常连续运行时间长，可采用蒸汽透平直接驱动，热效率高，运行费用低，气缸内 无需润滑油，气体不会污染等诸多优势，因此，国外大型合成氨生产装置均采用 单

31、轴或多轴式离心机。本工程为中型装置，原料气净化前气体中的粉尘及焦油含量高， 且段间需要 引出，因此原料气压缩机宜采用电动往复压缩机。 经过净化后净化气洁净，因此 合成气压缩机及循环机采用离心式压缩机， 可采用蒸汽透平直接驱动，通过调节 汽轮机的蒸汽量来调节转速，能够方便调节压缩机的流量。44126氢回收技术回收合成放空气中的氢再返回合成氨系统，用以提高产量或降低消耗。氢 回收的方法目前常用的有变压吸附法、 膜分离法和深冷分离法。变压吸附法的特 点是产品纯度高，回收率亦较高，操作费用低，缺点是阀门切换频繁，因而对阀 门的性能、自控水平及可靠性要求较高。膜分离法及中空纤维分离技术的特点是投资省、操

32、作费用低，产品回收率 与变压吸附法相当，但产品纯度不如变压吸附高。深冷分离法是根据混合气体中各组分冷凝液化温度的差异而将混合气体 冷却到一定的温度，使冷凝温度高于此温度的气体液化而达到分离的目的， 该法 特点是回收率高，但投资大。三种方法中国均有实例，西南化工研究院研制的变压吸附及中科院大连物 化所开发的膜分离技术，均已在中国广泛使用，深冷分离装置在中国也能生产，但只有用于小型厂的例子，三种比较见下表:7-一、方法项目变压吸附深冷分离膜分离产品纯度%9899.9990998095产品氢回收率%708590966585操作压力MPa0.82.82.51.0P入/P出=2.510P入-进口压力P出

33、-渗透压力投资年回收率1.42.81占地较小较小最小操作费用较低较高较低消耗少量蒸汽操作可靠性可靠可靠可靠从上面分析可以看出，变压吸附及膜分离均可作为选择的方案，从节约投资、 操作运行可靠及节省用地考虑，本工程选择膜分离方案，因回收氢返回合成氨系 统，氢纯度没有苛刻要求。44127空分技术空分技术目前中国已工业化的制氧技术有深冷法和变压吸附法。深冷法是利用深度冷冻原理液化空气，使空气中氧、氮等不同沸点的组分， 通过精馏塔进行精馏，分离制取氧气、氮气。该技术经过近100年的发展、完善, 以达到很高的技术水平。中国深冷制氧装置能力最大可达到40000m3/h，其制氧电耗也已降到0.5kwh/m3以

34、下，技术成熟。变压吸附法是利用分子筛吸附剂吸附空气中的氮，通过改变操作压力，实现空气分离。该方法主要应用于小型空分装置。对于本工程如此大的氧、氮耗量，只能采用深冷法空分装置4.4.1.2.8甲醇精馏目前国内外的甲醇工业装置， 粗甲醇精制均采用精馏的方法。 普遍采用的工 艺主要是两塔流程（单效）和三塔流程（双效），二者精馏过程的机理是一致的，主 要区别在于主精馏塔的设置和能量综合利用。（1）两塔流程双塔流程是目前最为普遍采用的粗甲醇精制方式， 第一塔为预精馏塔， 第二 塔为主精馏塔，两塔再沸器均用低压蒸汽作为热源。预精馏塔用于分离轻组分和溶解性气体（H2、CO和CO2等），主精馏塔用于 除去重组

35、分，同时得到精甲醇产品。含水和高沸点组分的粗甲醇从塔中部进入， 高级醇从加料板以下侧线引出， 含微量甲醇的水从塔底排出， 产品精甲醇从近塔 顶处取出。（2）三塔流程三塔流程目前也被广泛采用， 尤其是在大型装置中具有较强的竞争力。 与双 塔流程的区别在于采用了两个主精馏塔， 第一主精馏塔加压操作， 第二主精馏塔 常压操作， 利用加压塔的塔顶气体的冷凝热作为常压塔的塔底再沸器的热源， 不 仅节省了加热蒸汽，而且也节省了冷却用水，有效地利用了能量。预精馏塔的操作与两塔流程类似， 来自预塔塔底的甲醇水混合液， 经过加 压泵送入第一加压主精馏塔， 其再沸器用低压蒸汽加热， 塔顶气体引入第二常压 主精馏塔

36、再沸器， 气体冷凝热作为第二塔之热源。 第一主精馏塔底排出的甲醇 水混合液利用压差进入第二主精馏塔，脱除水和重组分杂质。 高级醇由塔侧线引 出，塔底废水含0.5%左右的甲醇，产品精甲醇部分采自第一主精馏塔的塔顶冷 凝液，部分采自第二主精馏塔的塔顶冷凝液。根据分析的结果可以看出， 甲醇精馏工序的两种基本流程中， 其工艺指标基 本相当，三塔流程由于采用双效精馏， 而降低了冷却水和蒸汽的消耗， 设备投资 较高且操作控制复杂； 两塔流程采用单效精馏， 冷却水和蒸汽的消耗较高， 设备 投资低且操作控制简单。本可研推荐三塔精馏流程。4.4.1.2.9氨回收由于合成放空气及氨贮槽驰放气中均含有氨，不能外排，

37、提氢也需先经洗氨后才能进入变压吸附装置，为了使膜分离系统的操作压力有较宽的选择余地， 本项目将放空气及贮槽驰放气分别进行回收。 合成放空气由脱盐水洗氨得到稀氨 水，贮槽驰放气主要是含氨及较少量的氢， 设等压回收塔回收氨， 即由提氢洗氨 得到稀氨水由泵加压后送往等压回收塔， 继续吸收驰放气中所含的氨， 使氨水浓 度达到1418%左右，送尿素解吸系统。4.4.1.2.10氨贮存液氨贮存有常压和低压0.4MPa；中压2.02.5MPa三种型式。 常压贮存液氨温度较低为-33C，贮罐需用耐低温钢材，适于大型氨贮存。 需要设置冷冻保安系统。低压液氨贮存， 为考虑到环境及安全因素， 也需要设置冷冻保安系统

38、。 同时，需设置氨输送泵，将液氨回压到2.2MPa,才能达到本工程尿素装置的需求。 中压液氨贮存，不需冷冻保温系统及氨输送泵， 但压力贮罐造价相对高一些。 因此本设计，推荐中压液氨贮存。为考虑尿素装置检修， 确保合成氨装置的正常生产， 确定存贮量约为合成氨 装置2天的生产量。选用1000m3中压贮存罐2台。4.4.1.2.11甲醇贮存设四台储存量为400m3的甲醇储罐，其中一台用来储存粗甲醇，可储存四天;三台用来储存精甲醇，可储存十二天。4.4.1.2.12火炬考虑到装置的正常生产与非正常情况如开停车、 事故排放等情况， 本工程设置两台高塔式火炬系统。 正常生产排放使用的火炬称为总火炬， 排放

39、的可燃气体， 另一台非正常情况使用的火炬称为事故火炬， 故排放等非正常的工况的放空。火炬气经收集后经水封罐、 汽液分离器后送至火炬头燃烧， 置、长明灯、分子封及自控系统，保证火炬安全燃烧。综上所述，本工程合成氨装置推荐的工艺技术方案为：SES气化，2.0万Nm3/h空分装置（外压缩）；湿式氧化法脱硫；变压吸附预脱碳；耐硫全低温变换；湿式氧化法变换气脱硫；变压吸附脱碳；精脱硫；醇烃化精制；22.0MPa氨合成用于将正常生产用于开停车、事火炬设有点火装合成氨装置工艺技术综合评价序号项目评价1技术先进性国内先进技术2技术适用性在国内应用广泛并不断创新3技术可靠性技术成熟，操作数据齐备4技术安全性涉及危险因素较少