合成氨工艺课件

1、中层干部培训课程合成氨分厂工艺介绍各位领导，大家好。下面由我代表合成氨分厂给各位领导介绍本分厂的生产、工艺、设备和节能降消耗情况。工艺设计上我就不深入了，我主要是分工段介绍工艺流程、工艺原理、生产情况、设备状况。希望通过我的介绍在今后的工作中能得到各位领导理解和支持。由于本人能力所限，介绍中难免会出现错误和不到之处，还望各位领导谅解并批评指正。我分厂主要工艺是脱硫气变换、变脱、脱碳、压缩、铜洗、甲醇、合成七大工段。通过多年的技改，日前年产12万吨的生产能力，其中合成氨8万吨，甲醇4万吨。08年总氨：124231吨 合成氨：79922吨粗甲醇44309吨09年总氨：106188吨 合成氨：786

2、42吨粗甲醇：27547吨 合成氨分厂工艺流程变换脱硫脱碳压缩机铜洗甲醇塔合成塔将2010年16月份各项指标消耗完成情况首先向各位领导汇报一下：2010年15月份产量与消耗统计表时间名称一月二月三月四月五月合计总氨7437.618180.749390.569318.329356.9143684.14合成氨5779.336097.256997.876910.296854.0532638.79自用氨50832536403113466131178210.58自用氨/吨氨8.795Kg/吨8.791 Kg/吨5.76 Kg/吨5.016 Kg/吨4.549 Kg/吨6.452 Kg/吨粗甲醇1658.

3、282083.492392.692408.032502.8611045.35淡醇回收5487094843402785891273.318节约电费8.314.524.9924.812.384.89(万元)一、目录1 、工艺原理2 、各岗位工艺流程；3 、设备运行状况；4 、工艺的优、缺点；5 、存在的问题6、节能降耗情况与措施生产原理脱硫气中的一氧化碳与水蒸汽在触媒的作用下发生变换反应转化成氢和二氧化碳。 CO+H2OCO2+H2+Q湖北双雄SB303Q钴钼系耐硫触媒的主要活性成分为氧化钼，以氧化钴为促进剂，氧化铝为载体。钴钼氧化物活性远远小于其硫化物，因此使用前需将MoO3和CoO转化为MoS

4、2（硫化钴）和CoS（硫化钼），其反应如下： CS2 + 4H2 2H2S + CH4 246kJ/mol CoO + H2S CoS + H2O 13.4kJ/molMoO3 + 2H2S + H2 MoS2 + 3H2O48.1kJ/mol钴钼催化剂特点：能耐较高浓度的硫化氢，并能将有机硫转化为硫化氢。变换工艺流程2347891065121113141、分离器2、丝网过滤器；3、饱和热水塔；4、分离器；5、初热交；6、主热交；7、预变炉；8、9、增湿器；10、一、二低变炉；11、三低变；12、水加；13水冷器；14、分离器1152402402302003003503101204012021

5、01 生产流程 半水煤气经分离器初步分离掉水分、油类等杂质后，进入丝网滤油器进一步除去油类杂质，然后从饱和塔下部进入饱和塔，自下而上与塔顶喷淋下来的循环热水逆流接触传质、传热，半水煤气被加热后从饱和塔顶出来进入分离器（110130 ），在分离器后补入一定量的蒸汽后进入初交管内与管外的由主交出来的变换气进行热交换，再进入主交管内与管外来自二低变的变换气换热，使半水煤气温度进一步提高，出主交的高温煤气与大副线来的调温冷煤气混合后从预变炉顶部进入预变炉（200250 ）。在预变炉内，净化剂(7.0M3)的作用下得到进一步净化，煤气在抗毒剂（7.5M3）、预变炉装有3.0M3触媒一般情况下变换率在10

6、-20%气体出预变炉进入第一增湿器，经喷水增湿降温进入一低变（200250 ）（抗毒剂2M3、触媒10M3变换率30-40%），反应后的气体出一低变进入第二增湿器，经喷水增湿降温进入二低变（上4M3、下11M3触媒变换率40-50%），反应后的气体出二低变进入主交、初交管外，与管内的半水煤气换热进入三低变（180220 ）（上段抗毒剂1.5M3;触媒12.5M3,下段15.5M3变换率20-30%），反应后的气体出三低变进入水加热器管间，与管内的热水降温后从热水塔下部进入热水塔，自下而上与饱和塔下来的循环热水逆流接触，进一步回收热量后再进入变换气冷却器使变换气温度冷却至50，经分离器分离掉水份

7、后，送脱硫工段。全低变工艺是全部采用低温活性钴钼系变换催化剂进行一氧化碳变换的工艺过程。主要特点如下： 1)节能降耗的效果显著。低变炉各段进口温度均在200左右，床层温度比传统的床层温度下降100300，有利于变换反应平衡。汽气比降低，蒸汽消耗大幅下降，在几种变换流程中蒸汽消耗最低。2)热回收率高，有效能损失小，热交换设备换热面积可减少1/2左右。3)对半水煤气中硫化氢含量的要求相应降低，煤气总硫必须大于150mg/m3(标)，因此原料煤的含硫量可以适当放宽。4)与原高变催化剂比较，催化剂用两可以减少一半以上，降低了变换炉床层阻力，降低了压缩功耗。5)有机硫转化率高，可达98%99%，有利于铜

8、洗操作，降低铜耗，稳定生产。6)变换率高，变换气中一氧化碳含量可降到1%以下。7)余热回收效果好。催化剂段间换热等用水加热器逐级回收、逐级加热饱和热水塔循环热水，出饱和塔半水煤气的温度及饱和度高，出热水塔变换气温度可降到100以下。全低变也存在不足： 1、操作管理要求高。低变触媒忌油忌盐等杂质，要求气体净化度高，增湿器喷水必须不含盐类，油和盐类带进触媒层可大幅缩短触媒使用寿命；加减负荷不能太大，特别是蒸汽用量，用量过大造成触媒反硫化而失去活性。 2系统腐蚀较严重。全低变使用钴钼系催化剂，催化剂中钴和钼只有成硫化态才具有催化活性，这也就是新触媒需硫化的原因。在触媒的使用中为防止触媒反硫化， 要求

9、半水煤气中必须有一定的硫化物，一般是控制变换气中H2S含量不小于80mg/m3。因为有硫化物的存在，当半水煤气被蒸汽饱和后温度小于其露点温度时，煤气呈酸性具有腐蚀性，温度高于露点时腐蚀减弱几乎没有腐蚀。我公司变换的操作压力为1.7MPa，该压力下蒸汽的露点温度为200 ， 半水煤气在饱和塔内与热水充分接触后出饱和塔，温度为110120，该温度远低于蒸汽的露点，所以出饱和塔的煤气呈酸性，腐蚀性很强，但经与变换气换热后温度基本提高到200 以上。变换系统腐蚀集中在饱和热水塔、饱和塔至预变炉间的管道和设备，这部分设备和管道必须用不锈钢制作。3、变换气中CO%稳定性差。变换操作中调节CO%的主要手段就

10、是调节蒸汽用量，低变触媒汽气比小，蒸汽用量少，日常操作注意事项 注意稳定预变炉及一低变、二低变入口温度，保证三低变温度不低于180。（设计有小付线来调节温度） 生产中各低变炉触媒热点温度将随负荷变化而上下移动，并随着触媒逐渐失活而下移，温度控制应以最高点（热点）为准，不能局限于某些固定温度点。 加减负荷不得过猛，每次加减气量应不高3000Nm3/h，间隔时间不得小于20分钟。必要时，可放空部分煤气，直至生产正常。蒸汽加减不能过猛，应视负荷变动情况进行微调，一般每增加1000Nm3/h半水煤气增加0.050.1t/h蒸汽。 应根据增湿器喷水量的大小确定喷头的开启数量，将一组喷头用足，再开另一组。

11、喷头压力降（喷头前水压与系统压力之差）应0.3MPa。加强三低变出口H2S含量分析，H2S含量应高于110mg/Nm3，否则联系调度提高半水煤气中H2S含量。半水煤气中氧含量高正常生产时，半水煤气中的氧气由预变炉中的抗氧剂除去，同时伴随着一定的温升，当氧含量高时，预变炉抗氧层温度上涨，导致预变炉下层触媒温度、一低变进口温度上升，预变炉未吸收完的氧气还会带至一低变造成炉温猛涨和触媒中毒失活，因此应及时果断地进行处理。低变再硫化到09年大修前预变炉、一低变热点温度均比正常时下降了40度左右，二低变热点温度也比正常时下降了20度左右，再加之前有过两次停车后提温也使触媒层产生的反硫化现象。为今后2年生

12、产计，利用大修对低变催化剂再硫化，由于我们经验的缺乏，特别是车间对再硫化的认识、方法和时间因素等考虑不到位。交了必须的“学费”。提前结束了硫化结束后，催化剂床层中大量的硫化氢要吹除，延长了置换时间。恢复生产后预变炉、一低变热点温度上升了30度左右，但二低变热点温度因为再硫化的时间关系，热点温度没有好转。节能降耗考核细则1、强化与调度室的工作联系，控制纯水槽液位H2080；2、水加热器出口水温与饱和塔出口气体温差不大于10，超过一次扣当班岗位20元；3、低变催化剂的运行保护：加强对入炉O2含量的监护力度，严格执行热水塔循环水的排放、丝网滤油器的清洗、入炉工艺管线导淋排污的规定，避免油污、灰份等有

13、毒物质带入催化剂层，影响活性；4、脱硫稳定溶液组份指标，确保出口H2S合格率。杜绝跑、冒、滴、漏；脱硫岗位岗位职责负责将变换气在湿脱塔内，用栲胶溶液吸收变换气中大部分硫化氢后（8.0）进入干脱塔内与脱硫剂反应进一步对H2S进行精脱（3.0 ），送往下道工序。脱硫后的栲胶富液进入喷射再生槽，再生恢复活性循环使用。负责硫磺回收湿法脱硫：化学吸收法：氨水中和法、湿式氧化法、ADA法、栲胶法、PDS法、现用MSQ3物理吸收法：甲醇、NHD、物理化学法：环丁砜法干法脱硫：氧化锌、钴钼加氢法，活性炭、分子筛、氢氧化铁法脱硫 工艺流程变换岗位送来的变换气，进入脱硫塔下部与溶液循环泵送来的栲胶溶液逆流接触，吸

14、收掉大部分硫化氢后从塔顶出来进入塔后分离器，进行气液分离后依次进入干脱塔I、II，进一步脱除硫化氢和部分有机硫。吸收硫化氢后的栲胶溶液，由湿脱塔底部出来，通过液位自动调节后，分配到12个喷射器，喷射的溶液因流速增加而使喷射口产生负压，此时空气将被大气压压入喷射器内与栲胶溶液一起进入浮选槽下部，空气中的氧气将还原态的栲胶氧化，氧化态的栲胶溶液由浮选槽上的浮筒调节液位后，溢流到溶液循环槽内经溶液泵加压后进入湿脱塔顶部，循环使用。循环槽内设有蒸汽加温盘管，用0.8MPa蒸汽调节溶液温度。由浮选槽析出的硫泡沫溢流到中间泡沫槽，经泡沫泵加压至高位槽，加温涨颗粒进入离心机分离后回液旧循环槽，继续自然冷凝沉

15、淀，经沉淀后的溶液放入地下槽。旧循环槽出来的溶液也可经阀门调节后流入沉淀槽继续沉淀后进入地下槽。返回系统再生槽“飞泡”问题通过外加空气的方式得以解决，大修期间又对再生槽进行了改造，尾管延长，槽内加空气盘管，再生槽得以较为稳定的运行。但是再生槽的功能却没有完全体现，硫颗粒依然小而细，不易分层、沉淀。这一问题可能在较长的一段时间里仍然困绕车间，在变换气脱硫上似乎没有很好的方法。在有关的资料、文献上也鲜有之类的经验。但有类似工艺方面的经验介绍：选用新型的脱硫剂也不失为一种方法。浮选出来的硫泡沫颗粒细小、轻且虚，在连续熔硫釜高温也不能形成有效“分层”，高温同时也严重破坏了栲胶溶液的组分，滋生了大量的负

16、反应，滤出液还夹带有较大量的悬浮硫，因场地、容器所限沉淀分离又不彻底（虽然利用旧设备增加了对熔硫残液的处理），回到系统后造成副反应加剧，溶液组分失调，对设备，管道腐蚀加剧。也造成了纯碱、矾、T902消耗上升。08年化工原料消耗 09年化工原料消耗 纯碱： 42.25T 67.83T栲胶： 2.695T 1.51T T90-2：0.087T 0.116T矾： 0.436T 0.468T针对这种情况我分厂多次与生产部联系后请郑州大学专家来家改用MSQ3以后效果有好转。目前系统存在问题脱硫腐蚀问题。09年从7月8日大泵进口管漏开始；紧接着就是 8月27日、10月9日因为变脱塔进塔溶液管腐蚀穿泄露大量

17、溶液造成系统二次停车，12月变脱塔仪表液位计液相引管腐蚀穿而泄露大量溶液2010年3月被迫切气处理。2年多来变脱塔系统的“薄弱”环节不断出现问题，防不胜防，泄露点数、故障率远远超过前7年之和。脱 碳 岗 位 在合成氨生产中变换气中一般含有1835%的CO2。脱碳的方法分：物理法（水洗、低温甲醇、碳酸丙烯酯、NHD法）、化学法（氨水法、热钾碱法）、物理化学法（环丁砜法）本岗位的主要任务是清除变脱气中的二氧化碳。用NHD溶液将变脱气中的CO2脱至要求的净化度，送到高压机一段，高闪气送往煤压缩车间，低闪气经换热后放空（现一部份出售）；脱碳富液由脱碳塔经高、低两次闪蒸，并在气提塔中用空气再生供循环使用

18、。 生产原理 NHD（聚乙二八醇二甲醚）脱碳是一种物理吸收,工艺气中的CO2气体在NHD溶剂中的溶解度很大（气液比是60：1），且随着压力的升高，温度的降低而增大，而变脱气中的2、2在其中的溶解度很小；因此，利用低温高压下的NHD溶剂吸收CO2来得到合格的净化气，利用降低压力，把溶液中吸收的CO2、H2、N2等气体解吸出来，使NHD被再生。脱碳工艺流程图12345137614811129101、变换气水冷顺；2、三合一换热器官；3、塔前分离器；4、脱碳塔；5、氨冷器；6、高闪槽；7、低闪槽、 8、气提塔；9、气提气分离器；10、空气换热器；11、高闪分离器；12、低闪分离器；13、贫液泵；14

19、、富液泵、15、风机去压缩15高闪气送低压机脱碳工艺流程 变脱气进入变脱气冷却器冷却后进入气体换热器（设有付线）,被低闪气和净化气冷却后，经塔前分离器分离掉水分后进入脱碳塔的下部，气体在塔内向上流动的过程中与塔顶喷淋而下的NHD溶剂在填料层上均匀进行气液接触，气体中的CO2被吸收，从塔顶离开脱碳塔，经脱碳气分离器分离掉夹带的雾沫，再通过气体换热器进行热交换，回收冷量后去压缩工段。吸收了CO2的富液，从吸收塔底流出，经氨冷器冷却后送至高闪槽，高闪出的气体含有较高浓度的H2(38-45%)、N2(14-16%)、CH4(0. 3%1300NM3/h)回低压机二段进口，从高闪槽底部出来的富液进入低闪

20、槽在较低压力下继续闪蒸，闪蒸出的低闪气含有大量的CO2(95%2200NM3/h)，经低闪气液分离器分离液滴，通过气体换热器回收冷量后放空（现一部份出售）。从低闪槽出来的富液，经富液泵加压送往气提塔的上部， NHD溶液由上而下喷淋经填料层与下部进入的冷却后的空气充分接触，气提出残存的CO2(18-26%)，气提气经空气冷却器换热放空。贫液从气提塔底部出来经贫液泵加压去（设有付线贫液氨冷器）吸收塔顶部分布器，重新用于吸收CO2。气提空气由空气鼓风机供给，经空气冷却器与气提塔解析气换热后进入空气水分离器，分离掉冷凝液后进入气提塔底部，气提气从顶部出来经解析气分离器分离掉夹带的雾沫，然后去空气冷却器

21、换热后放空。氨冷器的位置有两种：第一种是气提塔出口和脱碳塔进口之间，冷却贫液，经冷却的贫液直接进脱碳塔。第二种是脱碳塔出口到高闪槽之间，冷却富液，冷却后的富液在闪蒸和气提操作中由于解吸吸热，使溶液进一步降温，最后以所需的低温进入脱碳塔顶部。第一种位置的优点是控制进脱碳塔贫液温度比较直接，大部分设备在稍高的温度下操作，仅一小部份贫液管线处于低温，有利解吸过程及冷量损失少，缺点是传热温差小，溶剂损耗大，第二种优点是传热温差大，有利减少传热面积，这是因为整个脱碳系统中富液温度最高，溶剂损耗少些。其缺点是闪蒸、气提操作温度较低，不利解吸，冷量损失大。变脱气：55000Nm3/h脱碳气：37000Nm3

22、/h电：120KW/TNH3溶剂：0.3Kg/TNH3 09年0.2 Kg/TNH3 其它方法脱碳的优、缺点 物理法：水洗法、NHD法NHD法主要特点：1、吸收H2S与CO2选择性较好，2、能耗低，3、无腐蚀，设备基本上可用碳钢，4、溶剂不起泡，不降解，化学稳定性好，5、蒸汽压低，溶剂损失少，6、溶剂无毒，对人无害，不污染环境。低温甲醇洗的优缺点 优点（1）甲醇在低温高压下，对CO2，H2S，COS 有极大的溶解度。（2）有较强的选择性。（3）虽然甲醇的沸点较低，但在低温下的平衡蒸汽压仍很小，因此溶剂损失小。（4）化学稳定性和热稳定件好，在吸收过程中不起泡，能与水互溶，可利用它来干燥原料气。（

23、5）粘度小。（6）腐蚀性小，不需要特殊防腐材料。（7）消耗指标低，蒸汽为：250kg/tNH3，电力23 度/tNH3.（8）甲醇价廉易得。 缺点（1）由于低温甲醇沉在低温下操作，因而对设备和管道的材质要求较高，在制造上也有一定的难度；（2）为了降低能耗，回收冷量，换热设备特别多，流程显得很复杂，投资费用较大；（3）尽管甲醇是一种低价、易得的溶剂，但有毒，给操作和维修带来一系列困难。 化学法：热碳酸钾法脱除CO2 （本菲尔法）的优缺点优点（1）在较高温度下进行操作，大大加快了吸收二氧化碳的速度；（2）高温下可以提高碳酸钾的溶解度，从而可以使用较高浓度的碳酸钾溶液，增大溶液吸收二氧化碳的能力；（

24、3）吸收和再生可在相近的温度下进行，再生所需热量少，因而可以大大减小热交换器和冷却器等设备的体积。 缺点（1）溶液易腐蚀碳钢设备。（2）溶液起泡对碳钢设备腐蚀。目前脱碳存在问题1、空气过滤器问题大修前因空气过滤较果差导致换热器阻，罗茨风机电流超不得不开付线、开放空操作，严重影响生产。大修中分厂组织专班对换热器进行清洗，可生产半月以后风机电流逐步上涨，二月以后恢复大修以前的水平。要想对其进行技改有二种方法：（1）、改换热器（2）、改空气过滤器2、脱碳气带液问题从2008年与2009年NHD溶液消耗上不难看出，脱碳在开四机生产时气体中夹带溶液的量有多大。四机生产时脱碳急需一台高效分离器。节能降耗考

25、核细则脱碳岗位：1、为防止带液，压力控制不低于1.4MPa。气量小于39000m3h加减量时气量波动小于3000M3 压缩倒车小于5000M3。扣当班组50元2、NHD溶液水份6.5%时启用脱水系统，3.5%时停脱水系统，以节约蒸汽用量。没按规定做到的扣当班组10元3、严格控制CO2含量，溶液温度应控制在46、CO2含量1.2%；（根据季节调整）4、做好巡检防止跑、冒、滴、漏所带来的损失。发现一起扣当班操作工20元08年化工原料消耗 09年化工原料消耗 NHD： 65t 27.12 t2002年：350吨开车 2003年：70.19吨2004年: 55吨 2005年: 24.12吨2006年:

26、 46吨 2007年: 158吨(129.2)2008年:58.78吨 2009年:40.142010年19.94 共计:823.01吨高压机 本岗位的主要任务是输送气体与提高气体的压力。压缩型号3D22 五台生产能力：1100NM3/H活塞直径：300、180、150mm；行程：420mm工艺流程 由脱碳来脱碳气进压缩机一段入口，通过一、二段气缸压缩送往甲醇塔（设有不经甲醇塔副线）去铜洗。经铜洗后回三段压缩，送氨合成塔。 节能降耗考核细则高压机岗位：1、上班期间检查各级分离器排放阀、各段放空阀泄漏情况，加强巡回检查对跑油、漏气现象及时汇报处理，没做到的扣当班操作工20元；2、正常排油水时，应

27、该只排油水，不能排出气体。听到有气体声应及时关闭阀门。没做到的扣当班操作工20元；3、白班负责检查油箱油位，不得少于1/2。白班集油槽液位零位交班。白班负责水冷器吹除。没做到的扣当班操作工20元；甲醇合成塔 本岗位的任务利用压缩机二段出口净化气中一氧化碳、二氧化碳与氢气在适宜温度、压力及触媒的催化作用下，在甲醇塔内进行合成反应，部分地除去一氧化碳、二氧化碳，减轻铜洗负荷，同时获得粗甲醇产品。1#塔触媒08年11月5更换生产时间至今共计542天、2#塔触媒08年12月22更换生产至今共计生产时间501天生产原理气体进入甲醇塔内，在适宜的温度和压力下，借助触媒的催化作用发生如下甲醇合成反应：CO+

28、2H2 CH3OH+98.3KJCO2+3H2 CH3OH+H2O+56.5KJ同时还有下列副反应发生：CO+3H2 CH4+H2O+207.1KJ4CO+8H2 C4H9OH+3H2O+566.5KJ2CO+4H2 (CH3)2O+H2O+215KJ甲醇塔工艺流程图水冷器循环机合成塔分离器油分去铜洗甲醇塔工艺流程 由氢氮压缩机二段出口送来脱碳气，经新滤油器除掉油水后，与循环气混合后,分主、副线进入甲醇塔，从甲醇塔出来依次进入水冷器、甲醇分离器，然后一部分送铜洗，另一部分进入循环压缩机加压，经滤油器除油后，与新鲜气混合，开始下一个循环。分离器排出液体粗甲醇，经中间槽计量后去精甲醇车间。节能降耗

29、考核细则甲醇塔岗位： 1、严禁超温，检查发现超20分钟以上的扣当班岗位10元。 2、新鲜气压力下限12.0Mpa，防止压力过低铜液的带出浪费并造成事故发生。每低于指标一次扣班长10元。造成带液的按事故处理。 3、严格控制电炉使用，事故状态使用要在交班栏说明原因。对无故使用开太平车的发现一次扣岗位10元，班长监控不力扣10元。 铜 洗 岗位的任务利用铜液和氨水除去原料气中的一氧化碳、二氧化碳、氧气和硫化氢等有害气体，以保证触媒不致中毒。利用软水分离回收原料气中夹带的稀醇，确保铜氨液组份，增加经济效益。铜液吸收的原理铜液吸收CO的反应是依靠亚铜氨络盐，并有游离氨存在下进行的，反应如下：Cu(NH3

30、)2Ac+CO+NH3Cu(NH3)3AcCO+Q（放热）醋酸亚铜络二氨 一氧化碳醋酸亚铜络三氨铜液吸收CO2的反应是依靠铜液中的游离氨，反应式如下：2NH3+CO2+H2O(NH4)2CO3+Q（放热）生成的（NH4）2CO3会继续吸收CO2而生成NH4HCO3，反应式如下：(NH4)2CO3+CO2+H2O2NH4HCO3+Q（放热）铜液吸收氧气的反应是依靠铜液中的低价铜进行的。2Cu(NH3)2Ac+4NH3+2HAc+O22Cu(NH3)4Ac2+H2O+Q吸收H2S的反应是依靠铜液中的游离氨的作用。反应式如下：2NH4OH+H2S(NH4)2S+2H2O+Q铜洗再生工艺流程图 123

31、457891061、淡醇回收塔2、塔前分离器3、铜洗塔4、氨洗塔5、塔后分离器6、铜泵7、再生器8、氨冷器9、水冷器10、化铜桶铜洗工艺流程由甲醇塔后分离器来的醇后气,(设有不经甲醇的副线)进入淡醇回收塔底部,气体在塔内以鼓泡的方式与软水接触,除去原料气中的稀醇,从塔顶出来经铜洗塔前分离器除去水份后,进入铜洗塔的下部,与塔顶下来的铜液逆向接触，脱除CO、CO2等有害气体。继而进入氨洗塔底部，气体在塔内以鼓泡的方式与稀氨水接触，除去微量的CO2后，从塔顶出来，经氨水分离器后送入压缩机三段。 铜液再生 岗位的任务将铜洗塔来之铜液，再生为符合工艺要求的再生铜液，循环使用。配制三气回收和氢回收的氨水，

32、分析合格后供氨洗塔使用。铜液 Cu+/Cu+ 5.08.0 T Cu 2.02.5moll-1 T NH3 9.011.0moll-1 H Ac 2.23.0moll-1铜液残余CO2 2.1moll-1 铜液再生原理铜液吸收CO、CO2、H2S、O2后，便失去了原有的吸收能力，必须将其再生。再生过程包括两个方面。一是被吸收的CO、CO2、H2S在减压和加热的作用一解吸出来。二是调节铜液成份使其恢复吸收能力。铜液的解吸反应是吸收反应的逆过程，其反应式表示如下：Cu(NH3)3AcCO Cu(NH3)2Ac+CO+NH3-QCO醋酸亚铜络三氨 醋酸亚铜络二氨(NH4)2CO3 2NH3+CO2+

33、H2O-Q(NH4)2S 2NH3+H2S-Q温度、压力对再生过程的影响正好与吸收相反，再生是在高温低压下进行。在铜先塔中，铜液中的低价铜被氧化为高价铜，使铜液失去能力，故再生过程必须将过多的的高价铜还原为低价铜，恢复铜液的吸收能力。高价铜的还原依靠铜液中的一氧化碳先与低价铜作用，将低价铜还原成金属铜。反应过程用离子方程式表示如下：2Cu(NH3)2+CO+H2O 2Cu+CO2+2NH4+-Q生成的金属铜在高价铜存在下再被氧化成低价铜：Cu+Cu+ 2Cu+-Q与此同时，高价铜直接将一氧化碳氧化成二氧化碳。2Cu+CO+H2O2Cu+CO2+2H+-Q再生工艺流程 铜液从铜洗塔出来减压后，铜

34、液进入回流塔（设有铜液副线）自上而下喷洒，与再生气逆流接触，回收再生气中的氨和热量，由于减压作用，放出部分H2、N2、CO、CO2，然后借位差，流入还原器下部的热交换器管内（设有不经换热器副线）与再生器来管外的热铜液逆流换热后，顺还原器上升到加热器加热到7074，经调节铜比进入再生器，再生器底部有蒸汽夹套，器内设有蒸汽排管，用于将铜液加温并保持在7678，铜液自再生器出来进热交换器，经化铜桶（设有副线）水冷器后加氨进氨冷器进一步冷却至815，经铜液过滤器（设有副线）去铜泵加压，供铜洗塔循环使用。 醇烷化和醇烃化都是比较经济的，醇烃化业绩多一些。醇烃化流程与铜洗流程的比较表项目名称 单 价（元）

35、 铜 洗 醇 烃 化 备注 吨氨消耗 运行费（元） 吨氨消耗 运行费（元） 自用氨 1.4 8kg 11.2 0 电解铜 22 0.21kg 4.62 0 冰醋酸 5 0.2kg 1.0 0 蒸汽 0.45 350kg 15.75 0 电 0.29 62.26kwh 18.05 11.61kwh 3.37 含冰机烃化触媒 26 0 0.00 0.039kg 1.01 醇化触媒 32 0 0.00 0.067kg 2.14 合计 50.62 6.52节能降耗考核细则1、发现跑、冒、滴、漏铜液现象及时处理汇报。发现一起未采取措施的，根据跑铜液多少进行处罚。对有意排入地沟、打上山的加重处罚。 2、为

36、减少醋酸、氨的损失再生冷疑水无故不按规定回收的扣当班10元。依据残余CO2含量（1.01.25mol/L）控制再生系统温度。系统加氨无故不加的扣岗位责任人20元 3、再生系统上加热器改用6Kg蒸汽，放空管蒸汽改用6Kg蒸汽，蒸氨槽改用脱水尾气 4、严格执行氨冷器排油制度并防止因排油所造成的氨、油的浪费。氨合成塔 岗位的任务将一定比例经过净化的氢、氮混合气，在适宜的温度、压力和触媒的催化作用下合成为氨，经过冷却分离的液氨，减压后送往氨库贮存。中置式废热锅炉可副产生压力为0.8MPa的蒸汽送入蒸汽管网。 生产原理简述。 氨是由气态氮和氢在适宜的温度、压力，并有触媒的作用下发生反应的。其反应式为：H

37、2 + N2 NH3 + 46.22KJ此式为一可逆、放热、体积缩小的反应。氨合成反应特点 反应过程要在高压下进行，压力越高，越有利于氨的合成。温度低时，反应有利于向氨合成的方向进行，但反应速度较慢，提高温度不利于反应平衡，但可以加快反应速度，在实际操作中，温度的选取决于触媒的活性。必须借助触媒，以加快反应速度。混合气中氢、氮的含量越高越有利于反应，因此，气体中惰性气体含量越少越好 氨合成塔工艺流程图1235746891、氨冷器；2、冷凝塔；3、合成塔；4、废锅；5、气气换热器；6、水冷器；7、氨分；8、循环机；9、滤油器新鲜气 合成塔工艺流程 由高压机送来的新鲜气与冷凝塔一次出口循环气混合后

38、送入氨冷器。在氨冷器内，气体走管内，液氨走管外，由于液氨的蒸发吸取热量，气体被进一步冷却，并使气体中部分气氨冷凝成液氨，管外蒸发的气氨经除沫器分离掉液氨后，去氨气柜或硝铵车间。带有液氨的高压混合气，自氨冷器出来，进入冷凝塔下部的氨分离器分离液氨。除氨后的混合气，再经冷凝塔上部的热交换器与循环机来气体换热，二次出冷凝塔。来自冷凝塔二次出口的循环气其中一部分进入合成塔上部一次入口，气流沿内件与外筒间环隙向下冷却塔壁后，进入下部换热器管外，另一部分循环气直接进入塔外气-气换热器冷气入口（设有副线），通过管外并与管内废锅出口来气体换热后，设有副线气流分成四股，其中二股作为冷激气（设有冷气副线）分别从塔

39、顶进入菱形分布器和层间换热器，一股为塔底副线（设有冷气副线），另一股进入合成塔下部二次入口与一次入口气体混合，通过下部热交换器与管内气体换热器与塔底副线气混合，由内中心管进入第一轴向层反应，反应后气体与塔顶引入第一冷激气混合进入第二轴向层，反应气体进入层间换热器管内与第二气冷激气换热降低气体温度进入径向层，第二冷激气换热后提高自身温度进入外中心管与内中心管气体混合进入第一轴向层，径向层自里向外径向流出，通过整个触媒层进入下部换热器管内，与管外气换热后出塔进入废锅炉，与脱氧水换热副产0.8Mpa的蒸汽,气体温度降低至217以下,进入气-气换热器,气流经与管外气体换热降温后进入水冷器,氨冷器分离液氨后进入循环机,补充压力，经滤油器除去油垢后，进入冷凝塔上部的热交换器，出热交换器后与新鲜气混合开始下一个循环。由分离器、冷凝塔底部排出的液氨，经液氨中间槽计量后送氨库。目前存在问题一、大修后更换触媒，触媒还原比较理想，可满量生产后二轴温差较大，二轴出口温差高达90，严重影响了合成塔的正常生产。针对这种情况分厂制定了相关制度，并纳入日常管理：1、二轴出口温差严禁超过90；2、四机生产时班产合成氨80t；二、三月21日中班开始氨塔进口氨含量上涨2.7%涨到3.4%最高时4.6%,现基本稳定