滚梯安全节能系统设计（附源代码及电路图）及合成氨装置能量优化研究

课程设计课程名称单片机实训题目名称滚梯安全节能系统专业班级学生姓名学号指导教师二○XX年三月目录一、系统设计 2（一）设计背景 2（二）设计要求 2（三）方案的比较和论证 21．检测模块 22．主控模块 33．提醒模块 3（四）系统设计 41.系统设计思路 42.原理设计 5二、单元电路设计 6（一）最小系统模块 61.电源部分 62.串口电路 63．单片机STC89C52RC核心模块 74.晶振电路 75.复位电路 8（二）激光传感器电路和语音播报模块的设计 81.语音播报模块 82.激光传感器模块 9三、系统软件设计 11（一）主程序流程图 11（二）检测模块流程图 11（三）语音模块 13四、系统测试 14(一)硬件电路测试 141.电源测试 引言合成氨厂是化学工业的耗能大户，世界上大约1%的能源用于合成氨的生产，围绕着节能降耗和能量的合理利用，国内外进行了大量的研究工作[1][2]。研究的重点有新型催化剂的研发、先进大型设备的使用、先进工艺的开发等三个方面，合成的生产也向着单系列、大型化的方向发展[3]。国内的大型合成氨装置都是60年代引进的，经过不断扩能改造，装置能耗逐渐降低，已经由42GJ//tNH3降低到27GJ//tNH3。大庆石化公司化肥厂45万吨/年合成氨装置是1976年引进美国凯洛格公司的技术，以天然气、空气、水为原料生产氨，副产二氧化碳。合成氨装置中一段转化炉、二段转化炉、三级冷冻、15MPa氨合成为美国凯洛格公司专利，脱二氧化碳为美国苯菲尔公司专利。装置建成以来一共进行过5次大的技术改造，涉及到装置的各个工段。主要包括：（1）一段转化炉管更新为大口径薄壁HP50管改造；（2）一段转化炉对流段空气预热器盘管改造；（3）脱碳在四级闪蒸的基础上进一步改造；（4）合成塔改为S200型合成塔改造；（5）装置增加小合成塔，生产能力扩大到1500吨/天改造。经过不断改造，装置设计能耗由42GJ//tNH3，降低到35GJ/tNH3。而合成氨的理论能耗在21GJ//tNH3，所以该装置仍然有节能降耗的空间。本研究直接以大庆石化公司45万吨合成氨装置为对象，进行能量优化研究，前期利用ASPENPLUS模型软件，根据大庆石化公司合成氨装置以往生产实际数据，建立以优化能源为目标的模拟流程模型，应用模拟流程模型对装置生产情况进行研究，寻找节能优化方案。将模拟流程模型在各种工况下得到的数据与相同工况生产实际数据进行对比分析，研究数据的拟和性，从而得到模拟流程模型提供的研究优化方案和措施是否科学可行，可以直接对生产起到指导作用。第一章合成氨生产技术现状1.1我国合成氨工业现状合成氨工业是氮肥工业的基础，在国民经济中占有重要的地位，氨的生产过程需要消耗大量能源，因此节能技术的研究和新型制氨工艺的开发一直是世界上极为关注的重要课题。可以说，合成氨工业是在节能技术的推动下不断向前发展的[4]。60年代美国凯洛格公司率先开发了以天然气为原料，采用单系列和蒸汽透平为驱动力的大型合成氨装置，使吨氨能源消耗降到41.87GJ，成为合成氨工业发展史上第一次大革命。70年代，由于受世界性能源危机和天然气价格上涨等因素的影响，世界上著名的合成氨公司竞相开发以节能降耗为目的的新技术，他们不仅对单元工序进行改造，而且推出了各具特色的节能型工艺，使吨氨能源消耗降至29-3lGJ左右，这是合成氨工业史上又一次突破性技术革命[5]。80年代初开始，示范性低能耗大型合成氨装置相继建成投产，实际能耗已达到预期目标。大型合成氨装置采用天然气为原料与采用油或煤为原料相比较，前者基建投资最省，能源消耗最低，环境污染最小，建设速度最快。因此，世界上拥有丰富天然气资源的国家均兴建以天然气为原料的大型氨厂[6]。

我国从70年代开始建设大型化肥厂，70年代初，从Kellogg公司引进了以天然气为原料的年产30万吨合成氨装置8套；从TEC公司引进了以天然气为原料，采用Kellogg专利技术的年产31万吨合成氨装置2套[7][8]；从法国赫尔蒂公司引进了以轻油为原料的年产30万吨合成氨装置3套。70年代我国自行设计并制造设备建设了以轻油为原料的年产27万吨合成氨的大型国产化装置上海吴泾化工厂。我国目前有大型合成氨装置共计34套，生产能力约1000万吨／年；其下游产品除1套装置生产硝酸磷肥之外，均为尿素。按照原料类型分：以天然气(油田气)为原料的17套，以轻油为原料的6套，以重油为原料的9套，以煤为原料的2套。除上海吴泾化工厂为国产化装置外，其他均系从国外引进，按照专利技术分：以天然气和轻油为原料的有Kellogg传统工艺(10套)、Kellogg—TEC工艺(2套)、Topsφe工艺(3套)，及20世纪90年代引进的节能型AMV工艺(2套)、Braun工艺(4套)、KBR工艺(1套)；以渣油为原料的Texaco工艺(6套)和Shell工艺(3套)；以煤为原料的鲁奇工艺(1套)和Texaco工艺(1套)，荟萃了当今世界上主要的合成氨工艺技术[9][10][11]。我国中型合成氨装置有55套，生产能力为460万吨/年；下游产品主要是尿素和硝酸按，其中以煤、焦为原料的装置有34套，占中型合成氨装置的62%；以渣油为原料的装置有9套，占中型合成氨装置的16%；以天然气（油田气）为原料的装置有12套，占中型合成氨装置的22%。

我国小型合成氨装置有700多套，生产能力为2800万吨/年，约占我国合成氨总生产能力的66%，原设计下游产品主要是碳酸氢铵，现有112套的装置经改造生产尿素。原料以煤、焦为主，其中以煤、焦为原料的占％96%，以天然气（油田气）为原料的占4%。1.2我国合成氨生产的技术现状（1）以煤、焦为原料的合成氨装置技术状况我国以煤为原料大中型合成氨装置1套采用鲁奇碎煤气化工工艺，3套采用德士古水煤浆气化工艺，目前，有几套在建或拟建的“油改煤”项目采用Shen粉煤气化工艺。以煤、焦为原料中小型合成氮装置大多采用固定床常压气化传统工艺，现平均吨能耗为68.74GJ[12]。现在国内普遍认为：德士古水煤浆气化技术成熟，适用煤种较宽，气化压力高，能耗低，安全可靠，三废处理简单，投资相对其它煤工艺节省。水煤浆加压气化的引进、消化和改造，解决了用煤造气的技术难题，使我国的煤制氨技术提高到国际先进水平。虽然德士古水煤浆气化理论上适合于很宽范围的煤种，但国内生产经验是原料煤要满足热值高灰分少等要求。Shell粉煤气化工艺有如下特点：采用干煤粉进料，加压氮气输送，连续性好，煤种适应性广，从烟煤、褐煤到石油焦均可气化：气化温度约为1400-1600℃，碳转化率高达99％以上，甲烷含量极低，煤气中有效气体（CO、H2）达到90％左右；氧耗低与水煤浆气化相比，氧耗低15-25%，热效率高，冷煤气效率（2）以渣油为原料的合成氨装置技术状况我国以渣油为原料的合成氨合成工艺很不均衡，以渣油为原料的大型合成氨装置中，4套采用德士古渣油气化工艺，3套采用谢尔气化工艺，平均吨能耗为45.66GJ,最低为40.82GJ。大多数以渣油为原料的中型合成氨装置采用60年代比较流行的通用设计工艺，采用3.0MPa部分氧化法加压气化、热钾脱碳、ADA脱硫、3.2MPa氨合成技术，吨能耗在65GJ左右，己进行改造的装置吨能耗在56GJ左右[13]。（3）以天然气、轻油为原料的合成氨装置技术状况我国以天然气（油田气）、轻油为原料的合成氨装置主要是大型合成氨装置，目前己建成的大型合成氨装置中，以天然气为原料的有14套，以石脑油为原料的有6套，采用了凯洛格传统工艺、凯洛格—TEC工艺、丹麦托普索工艺、节能型的AMV工艺和美国布朗工艺。以天然气为原料（传统工艺）的平均吨氨能源消耗为36GJ，最低为32.84GJ;其中二十世纪八十年代以来引进的节能型工艺的平均吨氨能源消耗为34.12GJ。1.3先进的合成氨生产技术以天然气（油田气）为原料，生产合成氨的大型生产装置，自60年代投入生产以来，经四十多年的发展，生产技术有了突飞猛进的发展。目前新建的以天然气为原料的合成氨装置的综合能耗已降到29.3GJ/吨氨以下。当前世界上具有竞争能力的低能耗合成氨技术有：KBR公司的技术、ICI公司的AMV技术、Uhde公司的技术和托普索公司的技术。各种工艺的主要特点简述如下。（1）KBR公司的技术是原Kellogg公司和Brown公司合并后推出的新技术，该技术在Kellogg公司技术的基础上结合了原Brown公司专有的冷箱工艺[14]：一段炉采用顶烧箱式炉，二段炉、废热锅炉等设备采用KBR公司的专有技术设备，转化压力提高到4.0MPa，燃气透平驱动工艺空气压缩机，燃气透平排出的乏气用作一段转化炉的燃烧空气，从而提高热效率。二段炉加入过量约50％的空气，降低一段炉负荷。在甲烷化后设置冷箱，通过深冷净化调整合成补充气的氢氮比至最佳，同时降低合成补充气中的惰性气体含量，使合成驰放气量减至最少。合成采用卧式合成塔，组合式二级氨冷器。（2）ICI公司的AMV技术燃气透平驱动工艺空气压缩机，燃气透平排出的乏气用作一段转化炉的燃烧空气。二段转化炉加入过量约25％的空气，降低一段炉负荷。深冷净化与KBR流程有所不同，新鲜气没有直接进入深冷系统，而是从循环气中抽出一部分进入深冷系统，回收其中的氢气，调节循环气中的氢氮比。低压合成，使用性能优良的低压合成催化剂。（3）Uhde公司的技术采用传统的合成氨工艺。一段炉、二段炉、合成塔、废热锅炉等采用专有工艺设备。通过预热一段炉燃烧空气，节省燃料天然气。两台合成塔串联，提高氨净值。提高中压蒸汽的参数，提高了中压蒸汽透平的效率。通过使用特色设备,合理利用高、低位能，优化操作参数，充分降低能耗。（4）托普索公司的技术一段炉为侧烧型，热效率高，温度易于调节，负荷沿管长分布均匀：合成采用$200+50合成塔，具有阻力降小，氨净值高的特点。采用托普索自行开发的新型催化剂,以实现高空速与高低温活性。在中国国内年产30万吨以上的大型合成氨装置均采用国外引进的工艺技术。1.4合成氨装置技术发展方向（1）合成氨工艺向节能、低耗、高效方向发展以天然气或石脑油为原料的节能型新工艺，美国Kellogg公司低能耗工艺等，每吨氨能耗从传统的37.7-41.87GJ降至28.0-32.7GJ。以渣油为原料的工艺，仍以部分氧化法为主，如Texaco法和Shell法为主，采用一些节能措施，每吨合成氨能耗由46.6GJ降至33.08-37.26GJ。2000年以后，在天然气丰富的地区建设的合成氨装置多为1500-2000吨/天的大型装置。天然气蒸汽转化法仍为主要工艺。英国ICI公司和美国Kellogg公司为利用二段转化的高温气体作为一段转化的热源做了许多开发工作，2000年以来普遍用于大型合成氨厂中，以降低天然消耗和一段转化炉的造价。在提高蒸汽转化压力，改进催化剂性能方面也有所进展。再加上气体净化、合成和动力热工系统的改进，使吨氨能耗比目前降低10%，达到25-26GJ的最新水平。国外近期发展趋势是提高气化或转化压力，降低合成压力。目前，国外正在开发双系列氨合成工艺，即1套氨厂2个并列系统运行，各承担50%。虽然投资比单系列高，但开车率较高，经济性能较好。这就是英国ICI公司近年来开发推出的LCA（LeadingConceptAmmonia）合成氨导向概念设计，即采用双系列工艺。该公司已将塞温宽德的2套老装置废掉，新建2套新装置，就是采用这一新技术。合理利用动力资源，提高自动化水平，实现自动化监测，微机控制，在线振动监测专家故障诊断，逐步向自动开停和故障处理方向发展。降低透平化程度，合理利用动力资源，简化蒸汽动力系统，提高设备安全可靠性，大机组连续运转周期应超过3年。目前国外正在研究开发大化肥装置的新模式，设想整个系统全部机泵采用电动机驱动，以进一步节能降耗。（2）变换技术向低汽碳比方向发展CO变换反应在不同温度下分两步进行。首先是高温变换，将CO变换至3%左右，然后进入低温变换，将CO变换至0.3%以下。近年来高变催化剂发展趋向是适用于低的汽碳比。Topsφe公司开发的SK-201是改进型铁基催化剂，并含有少量铜，有较高的流活性。此后，又开发了无铁的铜基催化剂KK-142。经试验证明，其活性较铁基催化剂约高1倍。英国ICI公司最近开发了2个改进的变换催化剂，可在低汽碳比操作。Sildchemie公司开发了加铜为助催化剂的C12-4/G-3C高变催化剂，进口温度320℃，有较高的CO转化率。汽/气为0.4-0.5、CO/CO2为2左右，（3）氨合成催化剂向低温、高活性方向发展在熔铁催化剂中添加稀土、氧化钴等提高其活性。英国ICI公司为了适应新开发的低压节能型AMV与LCA技术的需要，开发了铁钴型ICI74-1氨合成催化剂。该催化剂可在400℃非熔铁催化剂—负载钌催化剂开发成功。1989年美国Kellogg公司宣布了第一个以非铁氨合成催化剂为基础的氨合成工艺，完成了示范装置试验，能实行低压（即7MPa）、低温（350-470℃），合成氨生产能力可增加40%，其活性比铁催化剂高10-20倍，催化剂用量可减少到原来的1/7，节能20%，合成系统节省投资15-20%，催化剂寿命为15年，称为KAAP新工艺（KelloggAdvancedAmmoniaProcess）1992年11月10日加拿大奥西罗合成氨厂采用此KAAP新工艺实现了工业化。这种催化剂节能显著，增加氨的生产能力40%，这标志着自铁催化剂开发以来，合成氨催化技术取得第一次重大进步，预示合成氨生产降低成本和能耗方面将有突破性的进展。（4）氨合成系统趋向高转化率、低压降Topsφe公司将推出S-300型氨合成塔，荷兰研制成功气固混合流动的合成塔，合成气转化率可达100%，循环能耗降低75%，冷却水降低50%。德国开发了一种用于氨厂合成部分改造的全新方法。即在新鲜气补充管线上位于合成循环系统以前，增加一个氨合成塔。此法可显著提高产量，降低天然气消耗。[9][10][11][15]1.5大庆石化45万吨合成氨装置技术特点大庆石化公司化肥厂采用的是凯洛格工艺技术，后经KBR公司进行了扩能改造，主要工艺过程包括：一段转化、二段转化、高温变换、低温变换、甲烷化、本菲尔脱碳、氨合成工序。传统型合成氨工艺的主要特点是：（1）采用离心式压缩机，用蒸汽轮机驱动，首次实现了工艺过程与动力系统的有机结合；（2）副产高压蒸汽并回收氨合成反应热预热锅炉给水；（3）用一段转化炉的烟道气预热工艺空气，同时提高转化压力，将部分转化负荷转移至二段；（4）采用轴向冷激式氨合成塔和三级氨冷，逐级将气体降温至一23~C，冷冻系统的液氨亦分为三级闪蒸。

第二章建立合成氨流程模拟模型2.1装置流程概述32℃原料天然气在原料气压缩机102-J中被压缩到4.2MPa(G)，由于压缩做功，压缩后的原料气温度达到144℃，气体经过原料气预热盘管预热到380℃，原料气预热盘管有一旁路调节阀TRC51，用来调节进Co-Mo加氢器101-D的气体温度。接着原料气与来自合成气压缩机103-J一段的富氢气混合。混合后经过Co-Mo加氢器101-D把有机硫转换成H2S。在开停车期间，富氢气可以来自合成气压缩机吸入罐104F、CO加氢转化器含二层催化剂，顶层催化剂的温度由TR-138至140指示，第二层催化剂的温度由TR-141至143指示。PdI-67是用来指示催化剂层及反应器的压力降。通过钴钼加氢转化器，将3ml/m3的有机硫转化为无机硫，原料气中总硫为80ml/m3左右，经氧化锌脱硫槽脱硫至总硫小于0.5ml/m3。原料天然气自加氢转化器出来后，进入氧化锌脱硫槽，自上而下地通过脱硫剂层并从脱硫槽的底部出去。天然气中的硫化物被氧化锌所吸附，制得合格原料气。氧化锌脱硫槽共二个，可以串联或并联操作，一般串联操作。阀门及管线的配置可以使任何一个脱硫槽停止使用而另一个继续运转。脱硫槽还设有其它的仪表如下：两个出口测温点，压差用PdI-49指示，根据阀门的调节情况它可以测出任何一个脱硫槽或二个脱硫槽的压差。脱硫槽的出口备有放空管线，供开停车时使用。在串联操作中，不论哪一个脱硫槽是在后面，这根放空管线都适用。当不把天然气导入一段转化炉时，就用SP-71把氧化锌脱硫槽与一段炉隔开。经过调节的工艺蒸汽与从工艺冷凝液汽提塔103-E顶部出来的蒸汽与混合，混合后的工艺蒸汽温度为322℃、压力为3.86MPa（A），流量为102820kg/h。再与脱硫后的原料气混合后（水汽比3.2）进入一段转化炉101-B对流段原料气预热盘管C1被预热到508每排42根转化管的底部都同一根集气管相连，后者靠近一段炉的底部，每根集气管的中部有一上升管，这九根上升管又把气体引到炉顶上一根装有水夹套的输气管线，再由此把气体送至二段转化炉103-D的入口。一段炉备有各种压力表、温度指示器和温度记录器（TR）用来观察操作情况。此外还有压差指示器（PdI）测定炉管的压差以及分析记录器。一段炉的热量是由200个顶部烧嘴供应的，这些烧嘴由总控上的10个MIC手动指示器来调节。工艺蒸汽流量由DCS经控制器FRC-2对阀门FV-2做出调节。混合原料气通过转化催化剂管，完成蒸汽与甲烷的转化反应。部分转化后的混合气含有12.91%的甲烷，通过输气管107-D进入二段转化炉103-D。二段转化炉103-D所需工艺空气由101-J和一个并联的电动压缩机101-JA提供。101-JA的供气量约为所需空气总量的35%，101-J提供约65%的空气量。过热的中压蒸汽，以4604kg/h的流量（由DCS仪表FR-51指示），通过MIC-25或HIC-300与流量为73375kg/h的工艺空气混合，经过一段炉对流段空气/蒸汽混合气预热盘管被加热到599℃空气/蒸汽混合气经过二段炉的喷嘴与来自输气管107-D的一段转化气在103-D的燃烧室进行混合燃烧，接着，混合气通过镍转化触媒。二段转化炉出气中含有0.38%的甲烷，温度约为1000℃，直接进入两个并联的第一废热锅炉101-CA/CB与来自101-F的锅炉水换热，回收热量用于产生高压蒸汽；接着通过第二废热锅炉102-C，被来自101-F的锅炉水继续冷却，冷却后的转化气温度降低到371气体从高变炉104-DH顶部进入，轴径向通过变换催化剂，然后气体进入高变出口气废热锅炉103-C的管侧，把热量传给来自101-F的锅炉水。气体从103-C出来，进换热器104-C与甲烷化炉进气换热。103-C和104-C之间有一放空管线，这是供开车和发生事故时高变出口气放空用的，放空管线上有电动阀SP-102。从高温变换炉104-DH出来的部分变换气含有3.22%CO和16.00%CO2，被变换气废热锅炉103-C中的101-F的锅炉水和104-C中的甲烷化炉进气冷却到227℃工艺气体在进入变换气分离器1121-F之前，被冷凝液泵109-J/JA送来的工艺冷凝液淬冷，冷凝液来自102-F。淬冷后的工艺气体温度为198℃经并联的低变104-DL/S后，变换气中CO降至0.21%以下，温度在219℃左右，再并联经过1104-C和1106-C。进入1104-C的低变气经管侧与经过1104-C壳侧的回流液换热。1104-C设有一旁路，根据1104-C产生的蒸汽压力用旁路阀PRC-44来进行调节进入1104-C的低变气量。1104-C回流液产生的蒸汽供半贫液闪蒸用。从1104-C出来的低变气进入再生塔气体再沸器1105-C的管侧冷却，同时提供脱碳溶液再生所需要的热量。在1105-C入口工艺气管上设有高温报警HTA-82。进入低变气与高压锅炉给水换热器1106-C壳侧的变换气，用手动阀SP-315调节后流经1106-C。出1105-C的低变气与来自1106-C的变换气混合后，在经过低变气与锅炉给水换热气1108-C后进入102-F，大部分水蒸气都冷凝下来，而在变换气分离罐102-F中分离出去。来自2004-J的锅炉各给水经1108-C壳侧与低变气换热后去101-U。102-F回收的冷凝液用冷凝液泵109J送到高压冷凝液气提塔103-E，102-F的液位由109-J/JA出口调节阀LRC-78调节。102-F设有低液位报警LLA-159。102-F的工艺冷凝液泵109-J/JA出口水可供调节104DL变换气大约含有18.46%的CO2和0.21%的CO。净化后（CO＋CO）将降至10ml/m3以下。变换气的净化包括脱碳和甲烷化。变换气夹带的水分大部分除去以后，进入CO2吸收塔，气体由塔底进入，向上流经二层填料与流下来的本菲尔特溶液接触，大部分CO2就被吸收。在正常设计条件下应有280m3/h的贫液自顶部进入填料上面的分布器分布，有1274m3/h的半贫液由第三层填料上面的分布器流下来。洗涤后的气体经塔顶的除沫网除去夹带的溶液，出塔后又进入分离罐1113-F进一步分离所夹带的液滴。分离后的气体温度约为70℃，含CO2进入甲烷化炉的气体约在316℃左右，由甲烷化炉（106-D）的顶部进入，通过高镍触媒后由底部出来。在甲烷化炉内完成CO和CO2与H2生成甲烷反应，从而将（CO＋CO2）降至10ml/m3以下，而取得合格的净化气。此净化气约在335℃，先经过114-C被锅炉给水冷却，温度降至144℃，再并联经115-C和144-C进一步被冷却水和锅炉给水冷却，温度降至38碳酸钾溶液从两个高度进入CO2吸收塔。塔的下段用半贫液除去气体中大部分CO2，这部分再生的溶液从1102-E的中部出来后进入半贫液闪蒸槽1107-F，闪蒸出的CO2返回1102-E中部，1107-F的液位由LRC-75根据四室液位的高低来进行调节。出1107-F的碳酸钾溶液用半贫液泵1107-J打入吸收塔。经一分布器流过吸收塔下面的两层填料。半贫液的流量由FRC-67调节，并设有低流量报警器LFA-91。贫液来自再生塔的底部经贫液—锅炉给水换热器1107-C和贫液—循环水换热器1107-C1后，用贫液泵1110-J抽往吸收塔顶部的分布器。流量用FRC-5调节当流量低时低流量报警器LFA-92就发出报警。贫液泵出口有一部分通过机械过滤器1106-L以连续除去可能混入的固体杂质。混合后的碳酸钾富液在吸收塔的底部集聚，由LRC-91调节液位后送到再生塔的顶部。由于吸取塔的压力较高，可用来驱动一台水力透平从流出的碳酸钾富液中回收能量。LRC-91将出吸收塔底部的全部富液分为两部分，一部分经过水力透平，其余则经旁路然后汇合进入再生塔，不过在正常情况下，全部液流都经过水力透平。吸收塔设有液位报警联锁LLA-157和LRC-91。吸收塔压差用PDIe-28测量。碳酸钾富液经液面调节送往再生塔并在顶部填料层的上面进入塔内，富液就在再生塔的顶部闪蒸而放出一部分CO2。再生塔溶液分两段操作，塔的上段有两层整装式填料，富液自上而下并被自下而上流动的蒸汽带出一部分CO2，这种半贫液有一部分从第二层填料下边的集液盘送到半贫液闪蒸槽。剩下的半贫液继续向下流过填料层，溶液在再生塔的底部集液盘中聚集，再由此流入再沸器1105-C及1111-C。贫液聚集在再生塔的底部由此送入1107-C。再生塔富液进口处的上面有一除沫器，用来减少气体所夹带的碳酸钾液滴，在除沫层的上面还有三层泡罩板用来洗涤气体以进一步减少带出的碳酸钾溶液。洗涤液就是再生塔上面的冷凝液。洗涤段的最下一层塔板设有一根总的引出管，把回收下的带有脱碳溶液的冷凝液引出可分别送到1104-C，1105-C和1102-E底部的再沸器引出集液盘。解吸出来的CO2离开再生塔顶部以后就通过CO2再生塔水冷器1110-C，气体中夹带的水分在此冷凝以后就在1103-F分离罐中分离下来。一部分冷凝液经FRC-104用一台再生塔回流泵1108-J打回系统。多余的水由LC-97调节液位经橡胶车间排往水气厂处理。CO2通过除沫层后从1103-F的顶部出去者送往尿素或者放空。1102-E的压力用PRC-41调节。CO2产品用FR-116记量，并设有低压报警器LPA-52。CO2再生塔的超压保护装置是用防爆板SP-101，超压时可以通过这个装置而放空。防爆板SP-101的前面有一个截止阀，正常时是全开的。脱碳系统的附属设备包括一个碳酸钾储槽1114-F和一台补液泵1111-J，一个地下槽1115-F，地下槽泵1114-J。消泡剤槽1105-LF和专用泵1105-LJ。再生塔的压差由PDI-29指示。从净化系统来的气体接着经过合成气压缩机吸入罐冷凝器1115-C，被从冷冻系统109-F来的液氨进壳侧冷凝，氨蒸汽返回到110-F和111-F，合成气温度则降到7.5℃。然后进入水分离器104-F，分离了水分的气体进入103-J低压缸压缩。104-F上设有压力调节器PRC-6，感测104-F的压力，并调整压缩机的转速，以保持104-F内的压力恒定。低压缸出口气依次经过三个中间冷却器（136-C，116-C，129-C）的管侧，分别被去甲烷化的工艺气、冷却水和氨冷冻剂所冷却，从129-C出来的气体被冷却到109-DA/DB采用并联操作，运行周期为48小时。在一台运行时，另一台用20.5小时再生、3.5个小时冷却降温备用。分子筛的操作步骤由DCS的KIC-320控制。正常再生时，如果使用PRISM来的尾气（未渗透气体）作再生气，经分子筛再生气干燥器1111-D和分子筛再生气加热器183-C，被从101-F出来的高压饱和蒸汽加热到288℃。再生气流量由DCS仪表FI-320指示如果使用驰放气作再生气，那么出109-D的再生气要通过XV-319引到燃烧系统。再生气也可以使用从运转的分子筛中引出的工艺气体，通过调节管线SG-3021上的球阀XV-322，由DCS仪表FI-321指示。由于这股气体脱除了CO2和水分，从109-D出来后回收到104-C再利用。和前面叙述的一样，如果流量很低，KIC-320计时器会被终止，直到压力重新建立起来。分子筛再生气的加热是由从101-F引出的饱和高压蒸汽到183-C的管侧作为加热介质，加热后再生气向上通过109-DA或DB，109-DA温度由TR-356、109-DB温度由TR-357在DCS上指示。通过分子筛109-D的压降由PDI-335指示。109-DA/DB的出口处分别设有一个Y型过滤器，防止分子筛从磨损处或内件损坏处泄露出来。过滤器安装在MOV-312和MOV-313后，当容器处于再生状态时，可以进行正常的生产维护。在公用出口管线上，增加了过滤器，设有止逆阀SP-150，防止系统波动或停车时合成气倒流。从109-D的公用进口端到出口端有一条旁路管线。这条管线的作用是在停车时从103-J向104-F卸压。109-DA/DB和1111-D的再生由系统自动控制，但是，仍然需要操作人员不时的进行检查，偶尔也需要干预。干燥器的再生既可以用运行中的109-D出气，也可以用PRISM来的尾气。无论何种气体，都要在183-C中加热到288℃。如果再生气出气温度上升较快，说明分子筛中的水分已经干净，从109-D出来的气体被水分析仪AI-301连续分析。如果合成气中的水分含量达到0.1mg/L，DCS系统就会发出一个警报提醒操作人员注意。合成塔催化剂的设计是以合成气中允许的氧化物最高含量3mg/m3从109-D出来的合成气被引到103-J的二段吸入口，合成气在压缩机103-J的高压缸被压缩，压力提高到13.021MPa。接着在缸内最后一级叶轮入口与换热器120-C来的低温循环气混合，被继续压缩到14.101MPa。103-J高压循环段防喘振装置由FRC-15控制调节阀实现。为了降低系统压降和提高精确度,FRC-15换成了一个DCS系统控制器.合成气压缩机出气在新安装的合成气压缩机出气油过滤器169-F中分离泄漏的密封油。分离下来的密封油由操作人员手动收集起来，如果没有及时排出带进合成塔，就会结焦、碳化，成为氨触媒的毒物。由于改造后工艺流程是合成气首先通过合成塔而不是冷冻系统，因此，触媒中毒物的毒害程度会更深。169-F装有就地液位指示仪表LG-320，可以让操作人员观察液位。在169-F的下游，设有冷却水换热器134-C，这个设备的作用是冷却返回103-J循环高压缸和循环缸的防喘振循环气。防喘振循环气被冷却水冷却，经过循环气调节阀FV-8和FV-15，然后，再回到103-J循环高压缸，完成了整个循环。一个新的电动阀MOV-309控制合成回路的隔离阀和它的3＂旁路，在紧挨134-C的上游添加了一个盲板。进入合成塔的气体，在121-C的管侧，与合成塔出来的气体在121-C换热器的壳程换热，合成气在121-C的管侧被预热到140℃。121-C可以手动操作旁路阀HIC-308调节气体温度。在进入合成塔105-D之后，进入小合成塔1105-D,1105-D通过冷激阀TRC-342降低床层温度，1105-D出口气氨浓度达到18.1%。合成塔出气温度为377℃，被引入合成塔—锅炉给水换热器123-CA，123-CA出口气温度为330℃，而从123-C1来的锅炉给水则被加热。合成塔出气接着在合成塔—锅炉给水换热器123-C1中被冷却到157从121-C出来的合成气在124-CA/CB中被冷却水冷却到35℃，从124-CA/CB出来的气体，45.8%的气流过换热器120-C的壳侧，约56％的合成气流过串联的117-C和118-C氨冷器，这两个换热器和120-C并联操作，HCV-10用于调节去120-C壳侧的合成气流量，两股气体在119-C的进口会合，进入三级氨冷器被冷却到－23℃。合成气被冷却到-23℃后，合成气变成气液混合物，进入氨分离器106-F内，-23℃的不凝循环气进入120-C的管侧，在120-C的管侧被合成塔出口气加热到2.2工艺流程图及物料平衡表2.3建立流程模拟模型2.3.1ASPENPLUS软件简介ASPENPLUS为大型通用流程模拟系统，它起源于美国能源部在七十年代后期组织开发的新型第三代流程模拟软件，这个项目成为“先进过程工程系统”（advancedsystemforprocessengineering）简称ASPEN。这一大型项目于1981年完成。1982年AspenTech公司成立，将其商品化，成为ASPENPLUS。这一软件经过不断地改进、扩充、提高，已经历了10个版本，成为全世界公认的标准大型流程模拟软件，用户接近上千个。全世界各大化工、石化生产厂及著名的工程公司都是ASPENPLUS的用户。ASPENPLUS具有如下5大功能：（1）进行工艺过程严格的能量和质量平衡计算；（2）预测物流的流率、组成和性质；（3）预测操作条件、设备尺寸；（4）减少装置的设计时间并进行各种装置的设计方案比较；（5）帮助改进当前工艺。回答“如果…那会怎么样”的问题、在给定的限制条件内优化工艺条件、辅助确定一个工艺约束部位（消除瓶颈）。因为ASPENPLUS模拟软件为专利模拟软件，软件内自带各种塔、反应器、加热炉等设备模块。模块内的质量衡算和能源衡算数学模型均已经做了固化和加密，深层次的数学模型用户无法进行调整和修改，因此本文对这部分不进行深入的分析和探讨。2.3.2建立流程模拟模型的目的根据大庆石化公司45万吨合成氨装置，设计的模拟流程图，主要是应用ASPENPLUS五大功能中的第一、二和五功能，找出合成氨单位能源消耗降低的可行性方案，提出降低装置能源消耗的工况调整或者流程优化建议。2.3.3模拟流程建立2.3.3利用ASPENPLUS自带的模块设计了合成氨装置的流程图（见图1和图2），天然气（001-NG）经过天然气压缩机压缩后和氢气（106-H2）混合，然后和水蒸气（102-H2O）混合，经过预热器（103E）预热后进入101-B(1,2)发生蒸汽重整反应，反应产物进入到二段转化炉（103D）,空气（103-AIR）经过压缩后和蒸汽混合直接进入到103D，高温出口气经过E-104换热后进入104D-1和104D-2发生高温变换和低温变换反应，出来的气体经过E-108热量回收后进入102F将水分离出去，然后在1101E中将二氧化碳分离出去，合成气去106D进行甲烷化反应，出口气体在104F(2)中分离出多余的水。出口的合成气（008-H2N2）作为新鲜气直接送到合成气压缩机103-J-1入口。合成气（003、008-H2N2）经过103-J-1和合成回路循环气114混合后进入103-J-2压缩，压缩后的气体经过换热后进入大合成塔（105D-1）和小合成塔（105D-2），在合成塔内氢气和氮气部分转化为氨，出口的气体经过换热器换热后，冷却到-23℃，设备模块编号及说明见下表：设备编号设备名称说明设备编号设备名称说明101-J空气压缩机二段等熵压缩机101-B1一段转化炉化学计量数反应器102-J天然气压缩机二段等熵压缩机101-B2一段转化炉平衡反应器104D-1高变反应器平衡反应器103-D二段转化炉平衡反应器104D-2低变反应器平衡反应器1101-E脱碳系统组分分离器106-D甲烷化反应器平衡反应器104-F分离器闪蒸罐103-J(1,2)合成气压缩机等熵压缩机105D-(1,2)合成塔平衡反应器106F闪蒸罐闪蒸罐106F闪蒸罐闪蒸罐图1转化至净化部分模拟流程图图2合成工段模拟流程图2.3.3温度：℃；压力：KPa；质量流量：kg/hr；摩尔流量：kmol/hr；热量：cal。2.3.3组分规定了合成氨所有涉及到的组分，包括：甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、水、氮气、氧气、氩气、一氧化碳、二氧化碳、氢气、氨。2.3.3物性方法是针对不同操作条件和组分进行了物性方法的规定主要包括：PENG-ROB、SRK、NRTL-RK。2.3.3需要输入的物流数据见下表：001-NG006-H2002-H2O003-AIR004-H2O005-H2O说明原料天然气返回氢气原料水蒸气原料空气二段炉加水低变反应器加水温度/℃251032120322240压力/kPa7703400320010035153000流量/kmol/hr1601.470.55707.42524.5264300.689193流量kg/hr30541.597622.754692102820.40973123.154756.033925417流量kmol/hrCH41403.310.6C2H652.05C3H856.21C4H1024.66C5H123.04H2O5707.4264300.689193N225.1417.771971.13O2528.88H251.860CO0CO236.990.76AR0.2723.732.3.3主要模块数据见下表：模块编号类型输入条件说明101-B1化学计量数反应器压力：3500KPa、热负荷：0cal/s将碳二以上烃类转化为一氧化碳和氢气101-B2平衡反应器压力：3490KPa、温度：780水汽变换反应和蒸汽转化反应103-D平衡反应器压力：3490KPa、热负荷：0cal/s水汽变换反应和蒸汽转化反应和氢气燃烧反应104D-1平衡反应器压力：3290KPa、热负荷：0cal/s水汽变换反应104D-2平衡反应器压力：3190KPa、热负荷：0cal/s水汽变换反应102-F气液分离器压力：2800KPa、温度：20106-D平衡反应器压力：2800KPa、热负荷：0cal/s甲烷化反应104-F气液分离器压力：2800KPa、热负荷：0cal/s104-F2组分分离器分离出水103J-1等熵压缩机出口压力6365KPa103J-2等熵压缩机出口压力14101KPa105D-1平衡反应器压力：137.31bar、温度：480氨合成反应105D-2平衡反应器压力：136bar、温度：470氨合成反应121C-1换热器压力：132bar、温度：-1122-C换热器压力：137bar、温度：346119C换热器压力：131bar、温度：-28106F闪蒸罐压力：131bar、温度：-28第三章合成氨装置能量优化3.1合成氨装置能源消耗影响因素及能源消耗的核算（1）合成氨装置能源消耗影响因素装置设备消耗的能源总量：为输入装置的各种能源量-输出装置的各种能源量。主要为作为燃料消耗的天然气；装置中各种动静设备消耗的工业水、循环水、脱盐水、电、各等级蒸汽、工业风、仪表风、氮气等。装置目标产品—合成氨的产量。（2）合成氨综合能耗计算公式合成氨综合能耗等于合成氨生产过程中所输入的各种能量减去向外输出的各种能量，按下式计算：式中：E——合成氨综合能耗，单位为吉焦(GJ)；Ei——合成氨生产过程中输入的第i种能源实物量，单位为吨（t）或千瓦时（kW·h）或标立方米(m3)；ki——输入的第i种能源的折能系数，单位为吉焦每吨（GJ/t）或吉焦每千瓦时（GJ/kW·h）或吉焦每标立方米(GJ/m3)；n——输入的能源种类数量；m——输出的能源种类数量；Ej——合成氨生产过程中输出的第j种能源实物量，单位为吨（t）或千瓦时（kW·h）或标立方米(m3)；kj——输出的第j种能源的折能系数，单位为吉焦每吨（GJ/t）或吉焦每千瓦时（GJ/kW·h）或吉焦每标立方米(GJ/m3)；合成氨单位产品综合能耗计算公式式中：e——合成氨单位产品综合能耗，单位为吉焦每吨（GJ/t）；E——报告期内合成氨总能耗，单位为吉焦(GJ)；M——报告期内合成氨产量，单位为吨(t)；MH2——外输氢气量（氢气为折纯氢气），单位为吨（t）；5.6——氢气转换为合成氨产量的质量系数；0.83-——测算的能量系数，即生产氢气耗能与生产合成氨耗能的比例关系为0.83：13.2合成氨装置能源优化方法和过程3．2．1优化方法利用ASPENPLUS模拟流程，通过调整原料组成及进料方案，改变反应温度、压力等工艺条件，对装置产品产量及能源消耗进行模拟，得出各种工况下数据，比较得出优化的方向，然后研究可行性，提出优化建议。3．2．2优化过程根据合成氨装置能源消耗计算公式可知，想降低吨氨能源消耗，一是降低装置能源消耗总量。二是在装置能源消耗总量不变的情况下，提高合成氨的产量。首先利用模拟流程研究如何降低装置能源消耗总量，根据合成氨装置能源消耗特点，能源消耗最大的是压缩机和反应器，降低反应温度和压力，能源消耗总量可以降低。利用模拟流程以降低反应温度和压力为目标进行流程模拟，发现目前装置一段炉温度600℃左右，二段炉温度在1000℃左右，如果反应温度、压力降低，则那么只有寻求在原料消耗不增加或者增加较少的情况下，将产品产量提高的途径。如果想提高装置的产量、降低能源消耗，提高天然气的利用率是最佳的途径。因为，装置的原料来源为天然气、水、空气，合成氨所需要的原料为氢气和氮气，氮气的来源为空气中的氮元素，氢气的来源为天然气和水中的氢元素。氢气和氮气的比例为3：1，如果想提高氨合成的效率，最有效的途径是：一是提高天然气转化率，使更多的天然气转化为氨；二是降低合成塔回路中惰性气体的含量（提高合成气中氢气和氮气的比例），这样就可以提高合成氨催化剂的效率，使合成塔出口氨浓度提高，降低循环比，进而达到节能降耗的目的；三是合理的热量回收匹配系统。由于现有装置的设备都是固定的，所以热量回收系统相对完善，在没有新的节能降耗项目实施前，不会对合成氨装置节能降耗做出大的贡献。本研究主要从一、二两个方面入手，通过模拟流程对整个装置运行情况进行模拟操作并对各工况分析。在模拟操作中，以原料气组成变化；补充其它有效气组分，如在转化炉前增加CO、水蒸汽、H2、空气等进料，对产品产量变化情况进行对比分析。根据得到的模拟数据，发现补充H2、空气进料对产品产量影响最为明显，但H2价值高，如果没有低成本的H2来源，此方案没有应用价值。通过分析现有大庆石化公司物料平衡情况及对模拟流程数据的研究，提出寻找低价值氢气来源，提高合成气中氢气和氮气的比例（有效气含量）的方法是向体系中补充部分氢气，同时在二段转化炉中增加空气的加入量。因为惰性气体的主要来源为未转化的甲烷。此方法可以提高原料天然气的转化率，有效地降低合成回路中惰性气体的含量。3.3合成氨装置能源优化解决方案根据模拟流程模型计算结果，如果向体系中补充氢气和空气，在不增加天然气消耗的情况下，目的产品合成氨产量有明显的提高，可以实现上增加目标产物产量降低能源消耗的目的。即流程在原来的基础上，补充的氢气在104F2入口加入，补充空气加入到空气预热器（E-101）入口。由此，确定合成氨装置能源优化方向，寻找低价值氢气资源，并在合成氨装置适当位置进行补加，配合空气补加，实现在天然气原料资源消耗基本不增加的情况下，提高合成氨产品产量的目标，从而达到降低合成氨产品单位能源消耗的目的。因此优化的总体思路转向寻找符合统纯度要求的过剩低价值氢气资源，并可以实现向合成氨装置进行供应，然后向合成氨装置系统中补充这部分氢气，同时在二段转化炉补充空气。根据模拟流程模型给出的操作参数，在装置实际操作过程中对敏感参数做相应的调整，就可以提高天然气的转化率及合成回路有效气含量。3．3．1氢气来源分析通过对大庆石化公司内部各个生产单位氢气组分的调研，了解到化工一厂裂解装置及炼油厂重整和制氢装置生产氢气。但只有裂解装置氢气资源过剩，有部分含微量杂质的过剩氢气长期转入燃料气系统，在燃料气系统压力高，整体过剩时被迫放空火炬，这部分气体的流量在200-350公斤/小时左右；压力为3.0～3.3MPa；常温表1化工一厂氢气组成表项目H2CH4:N2:COCO2:H2S:H2O单位%%%PPmPPmPPmPPm组成97.782.060.16<13<13.473．3．2氢气加入点分析针对乙烯氢气压力3.0～3.3MPa的情况，结合合成氨装置工艺流程，可选择在原料气压缩机102-J段间、吸收塔出口分离罐1113-F、合成气压缩机入口分离罐104-F三个部位加入系统。加入原料气压缩机102-J段间，如果乙烯供氢组份波动，氢气经过合成装置脱硫系统，对合成氨装置催化剂运行最为安全，但由于乙烯氢气组份较轻，分子量只有3，远低于我厂油田气设计分子量19.02，乙烯氢气压力波动时容易造成102-J超速跳车。正常情况下加入合成气压缩机入口分离罐104-F入口比较理想，氢气流量占总新鲜气的2%，乙烯氢气压力波动时，经过104-F的缓冲，对合成气压缩机103-J的影响较小。为防止乙烯氢气事故状态下CO与CO2超标，加在吸收塔出口分离罐1113-F出口处，这样，乙烯氢气加在甲烷化炉106-D入口，一旦来氢CO与CO2微量超标可以在甲烷化炉106-D内脱除，避免氧化物进入合成系统造成合成氨触媒中毒。3．3．3系统补充氢气和空气的模拟计算结果采用ASPENPLUS模拟软件对天然气转化工段、净化工段、合成工段进行流程模拟研究，研究了补充氢气和空气的可行性，和节能增产的具体数量。3．3．3．1补充空气量的模拟计算氢气补充到甲烷化反应器前部，同时为了调节氢气和氮气比例要在二段转化炉前部加入适量的空气。考虑到化工一厂的实际氢气富余量为300kg/h，以300kg/h此为基础进行计算，结果见表2。表2空气加入量对新鲜气氢氮比例影响表空气加入量/kg/h0500100015002000H2/N2（mol/mol）2.802.772.762.732.72由于新鲜气的氢氮比一般控制在2.7-2.2.75之间，所以，选择1500kg/h的空气加入量较为合适。3．3．3．2补充空气对二段转化炉温度及甲烷转化率的影响补加的氢气量为300kg/h，在二段转化反应器内补充空气，由于二段转化炉为绝热转化反应器，增加空气后由于放热反应，催化剂床层温度会增加，结果见下表3。表3空气加入量对二段转化炉温度的影响表空气加入量/kg/h0500100015002000温度（℃）960962964967969从表3可以看出，加入的空气量加大，反应温度升高，在加入1500kg/h的时候，反应温度为967℃，没有超过催化剂的耐热温度1000空气加入量对于二段转化炉内甲烷转化率的影响见表4.表4加入空气量对甲烷转化率的影响表空气加入量/kg/h0500100015002000甲烷转化率（%）97.6897.7997.8997.9898.07从表4可以看出，当空气的加入量增加2000kg/h时，甲烷转化率由97.68%提高到98.07%。3.3.3补加的氢气量为300kg/h，在二段转化反应器内补充空气，对合成气中有效气浓度的影响见表5。表5空气加入量对合成气中有效气浓度的影响空气加入量/kg/h0500100015002000H2+N2含量（%）98.7098.7298.8699.0199.06从表5可以看出，空气加入量增加会引起有效气含量的增加，考虑氢氮比的因素，选择空气加入量为1500kg/h。3.3.3由于补充的氢气和空气提高了合成气中有效气的成分，可以提高合成塔内催化剂的效率，进而提高合成塔出口氨浓度，模拟结果见表6。加入空气1500kg/h，加入氢气300kg/h。表6补充氢气和空气对氨产量及能耗的影响出口氨浓度/%103J功耗/GJ/h124CAB热负荷/GJ/h循环比氨产量/t/h15.328.5-38.42.8062.4715.625.6-31.02.7564.64结果说明，合成塔出口氨浓度由15.3%可以提高到15.6%，压缩机功耗降低10.1%，换热器热负荷降低19.3%，氨产量提高3.47%。综合能耗降低0.5GJ/tNH3。3.4解决方案的实际应用情况3.4.1项目实施投用该项目提出后，因为理论上完全可行，乙烯过剩氢气资源进入燃料系统或者火炬放空均属浪费，加之有模拟流程模型数据的支撑，大庆石化公司裂解装置离合成氨装置比较近，两套装置间有管网相联，项目实施容易，投资小、见效快，项目前景非常好。经过多次论证后，确定实施了从裂解装置配一根φ50的管线，将过剩氢气输送到合成氨装置的项目。该项目流程比较简单，重点是做好两个装置间互供时的平衡协调，确保氢气投用期间两个装置的安全运行。目前项目已经投用，项目投用后，装置根据模拟流程模型提供的操作数据，对不同的补加空气量和氢气量进行了操作条件摸索。项目投用以来，装置运行平稳，各项工艺指标运行正常。根据ASPENPLUS模拟流程模型对乙烯过剩氢气供化肥厂合成装置优化研究得出的数据，与装置实际生产中得到的数据进行了对比研究，分析了各个操作变量的拟合情况，并根据各操作变量对产量、能量消耗的影响，进一步完善了补充氢气和空气，提高合成氨产量、节约能源消耗的优化操作方案数据，为优化生产方案提供了依据。3.4.2实际增产及节能效果为了对比补充乙烯过剩氢气后，合成氨产量及装置能源消耗变化情况，下面运用收集到的乙烯过剩氢气投投用前后，相同工况下，即除补充乙烯过剩氢气和补充空气量变化外，其它如天然气投料量，合成装置各工段，装置中各段转化炉、反应器及其它设备的温度、压力等工艺操作参数尽可能保持不变，观察随着乙烯过剩氢气补加量及空气补加量的变化，合成氨产量的变化情况。氢气投用前后产量氨产量变化见表7。表7补加氢气和空气量与氨产量变化日期补加流量空气补加氢气流量氨产量kg/hkg/ht/h补加前0062.470062.470062.23补加后32.915062.64104.120063.03107.120062.88103.630062.88140.930064.39150.7430064.57150.7530064.64从表7可以看出，当氢气量补加到300kg/h、空气量补加到150kg/h的时候，合成氨产量达由投用乙烯过剩氢气前的62.47t/h达到了投用后的64.64t/h，达到了合成氨产量实际增长的效果，每小时增产2.17吨氨，每年增产1.7万吨。氢气投用前后工艺气体质量数据变化见表8表8氢气投用前后工艺气体质量数据表项目单位加氢前加氢后二段炉出口CH4%0.380.34甲烷化炉出口CH4%0.970.94合成塔出口CH4%7.387.33合成塔入口NH3%1.281.28合成塔出口NH3%15.415.5从表8可以看出，补加氢气和空气后，甲烷的转化率提高，合成塔中甲烷含量降低，合成塔的效率提高。乙烯过剩氢气投用后，在原料天然气消耗基本不变的情况下，每年可增产1.7万吨合成氨，每年减少天然气消耗量1600万立方米以上，吨氨能耗降低0.5GJ，经济效益和社会效益均十分可观。

结论（1）经过实践检验，利用ASPENPLUS软件建立的模拟流程模型得到的模拟数据与实际生产操作数据拟和性比较好，为合成氨装置能源优化找到了可行方案，模拟流程数据可以为合成氨装置优化提供数据依据。（2）通过利用ASPENPLUS软件建立的模拟流程模型进行的核算，以及对大庆石化化肥厂45万吨合成氨装置的分析，得到在甲烷化反应器前部加入氢气，在二段转化炉前部加入空气可以实现增加合成氨产量，达到节约能源降低消耗的目的。（3）根据模拟核算及实际操作检验，大庆石化公司合成氨装置在乙烯过剩氢气补充量为300kg/h，空气补充的量为1500kg/h，容易实现操作。如果全年实现过剩氢气投用，则在原料天然气消耗基本不增加的情况下，合成氨全年可以增产1.7万吨，合成氨单位能源消耗可以降低0.5GJ/tNH3，经济效益和社会效益显著。

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