兰花科创年产30万吨氨合成及醇烷化技术方案.docx
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兰花科创年产30万吨氨合成及醇烷化技术方案
兰花科创年产30万吨氨合成及醇烷化技术方案
兰花科创化肥分公司
年产30万吨/年氨合成
及醇烷化技术方案
南京国昌化工科技有限公司
2014年6月
1概述1
1.1设计依据1
1.2大型氨合成的设计理念1
1.3净化度高、环境好的醇烷化系统1
2设计基础2
2.1原料气2
2.2产品规格3
2.2.1粗甲醇3
2.2.2产品液氨3
2.3公用工程条件（暂定）3
2.4三废处理4
2.4.1废气排放及处理4
2.4.2废水的排放及处理4
2.4.3废渣的排放及处理4
3系统工艺5
3.1醇烷化系统工艺5
3.1.1工艺原理5
3.1.2工艺流程及说明5
3.2氨合成系统工艺8
3.2.1工艺原理8
3.2.2工艺流程说明8
3.3物料数据表11
3.4公用物料及消耗11
4催化剂13
5主要设备说明14
5.1醇化塔、烷化塔14
5.1.1醇化塔14
5.1.2烷化塔14
5.2氨合成塔14
5.2.1结构特点14
5.2.2GC–R123Y型氨合成塔内件特点15
5.3废热锅炉的设计思想17
5.4其他附属设备的设计19
5.5设备配置一览表21
6设备平面布置23
6.1平面布置原则23
6.2平面布置采取的标准23
7性能保证24
7.1性能保证的基础24
7.2性能保证24
8投资估算25
9卖方技术服务26
10业绩表27
1概述
1.1设计依据
本设计依据贵公司的要求，采用国昌公司一系列专利和专有技术做为技术基础，其中有本设计采用的是截面主体呈锥形的冷激器（专利号ZL2006206321383.0）、鱼鳞板式径向流动固定床反应器（专利号ZL200520077058.2）和卧式三重套管高温余热回收装置（ZL200720036107.7）、径向分布器的计算数学模型等专利和专有技术，以实现投资省、运行能耗低、运行安全可靠的目的。
1.2大型氨合成的设计理念
国昌公司有20多年对国际先进技术的跟踪、消化、吸收，掌握了当今最先进的大化肥技术，在消化吸收的基础上，并结合我国非常成功的技术，和创新的具有自主知识产权的技术完成设计。
本项目采用国际上已经形成的可靠、先进的大化肥设计理念如下：
①大型以径向塔为主的设计理念，采用一轴三径向层的结构，装填小颗粒（1.5～3.0）、高活性的氨合成催化剂，以实现大型氨合成系统低阻力、低能耗、低空速、高氨净值、低压运行的设计理念。
②减少冷冻功耗，采用二级氨冷技术的节能设计理念。
国昌公司在消化、吸收先进技术的基础上并结合国情致力于自主创新，采用技术可靠、操作简单、检修方便、投资省的设计理念，其主要体现在以下几个方面：
①以实验和放大为基础，建立径向分布器的计算数学模型，开发出二次气体分布技术和鱼鳞板径向分布器。
②可拆卸中心换热器结构有别于国外的组装式中心换热器结构。
更利于制造、运输、安装和触媒装卸。
减少密封数量和密封范围，使运行更加可靠。
③采用催化剂自卸的结构，有利于催化剂的装卸。
④采用自主知识产权的三套管废热锅炉结构形式，以实现“高温不高压、高压不高温”的设计理念。
1.3净化度高、环境好的醇烷化系统
“醇烷化工艺”由醇化和烷化两个系统组成，即～19.0MPa的工艺气（CO+CO2含量控制在1.50～2.50%）进入醇化系统净化气体，并副产少量甲醇，出醇化的气体CO+CO2含量～300ppm。
经烷化反应后，将气体中CO+CO2深度净化到10ppm以下。
净化后的气体进入氨合成系统进行反应。
高压醇化系统以净化为主并副产少量甲醇，烷化系统进一步净化氨合成原料气。
醇化装置的压力～19.0MPa，CO、CO2转化率≥98%，醇化系统工艺气中的CO+CO2含量～300ppm，使原料气中的CO+CO2基本转化为高附加值的甲醇产品。
烷化系统将醇化系统来的工艺气中的CO、CO2与H2反应生成甲烷，使进入氨合成系统工艺气中的CO+CO2含量≤10ppm。
与醇烃化工艺相比，醇烷化工艺净化技术合成氨原料气新工艺具有如下主要优点：
①经济价值
1.在醇烃化工艺中，其副产物为组分复杂的含水粘稠液体，据开发单位公开资料显示，吨氨每天产烃化物约4kg,按贵公司日产1000吨氨计算，则每天烃化物产量约4吨，一般情况下其市场吨价格在300～500元，偶有1000元/吨，按一般均价400元/吨计算，则其经济效益为1600元/天；
醇烷化净化工艺是将尽可能多的CO和CO2进行深度转化为便于利用的高附加值的甲醇，按照贵公司日产1000吨氨计，吨氨补充气量2850Nm3/tNH3，进烃化的CO+CO2含量一般控制在0.1-0.3%,就是按0.1%计算，醇烷化净化工艺可以产甲醇4.071t/天，这部分产量没有增加任何消耗属于净得，甲醇销价按目前最低市场价2300元/吨计算，每天增加效益9363.3元，是烃化物价值的近5倍，同时，由于烃化物产量较小，难以形成稳定的市场供求关系。
②环保效果
醇烷化净化工艺生产过程深度净化中除产出产品甲醇和水外，只有气态的CH4，无任何污染物排放，为企业的环境保护创造良好条件。
醇烃化工艺中，其生成物为含有未知组分及大量水的液态粘稠状烃化物。
根据使用厂家的普遍反映，处理液态烃化物非常困难，在技术及经济上均不合理.如作为锅炉燃料，因其含水量较多，燃烧困难;如排放又会造成环境二次污染；如精馏，因其含水量较多消耗的蒸汽较多且未知组分进入精甲醇中，影响精甲醇的品质。
因此，烃化物的处理是厂家面临的难以解决的难题。
③合成氨补充气的甲烷含量几乎没有增加：
经过醇烷化净化工艺处理后的高压醇化出口CO+CO2含量小于300PPm，所以经过烷化系统后CH4含量仅增加300PPm以下，氨合成系统的放空量几乎不增加。
而醇烃化工艺在生成液态烃化物的同时生成几百至上千ppm不等的甲烷，其甲烷生成量绝不低于醇烷化工艺所生成的甲烷量,
④工艺长周期运行平稳性：
醇烃化工艺由于生成粘稠的烃化物，易造成水冷器及管道堵塞，据使用厂家反应，一般3-6月要停车热洗一次水冷器及管道。
对于日产1000吨大型合成氨厂而言，这种频繁停车所造成得损失非常巨大，而醇烷化工艺仅生成甲烷及水，绝不会发生堵塞现象。
山东平原，河南安阳等
⑤烃化催化剂就是铜系与铁系催化剂的混合物，但目前市场上仅有安淳公司一家独家生产，独家垄断经营，价格不透明，且无法讨价还价!
而甲烷化催化剂已有多家国内催化剂生产，绝不存在垄断市场，垄断价格的情况！
有好多原先使用烃化技术的厂家因此而改用甲烷化技术！
⑥烃化催化剂升温-还原时间较长：
因烃化催化剂主要成分为铁系催化剂，按贵公司20万吨合成氨规模，烃化催化剂升温-还原时间约需6-7天，而同规模烷化催化剂升温-还原时间约需1天。
2设计基础
2.1原料气（初定）
序号
气体组分
醇化入口含量
醇化入口气量
操作压力
备注
1
CO
1.41%
123633Nm3/h
19.00MPa
2
CO2
0.45%
3
H2
73.37%
4
N2
23.03%
5
CH4
1.51%
6
Ar
0.23%
装置的生产能力：
氨产量：
1000t/d
醇产量：
77.6t/d
年操作时间：
7200h/a
操作弹性为50%～110%
2.2产品规格
2.2.1粗甲醇
压力：
0.45MPaG温度：
40.0℃。
粗甲醇产品通过二级（或三级）精馏后的精甲醇产品至少满足GB338—2004一等品的要求。
2.2.2产品液氨
压力：
≤2.5MPa
产品液氨至少满足GB536—1988一等品的要求，其中氨含量≥99.8%（wt）、残留物含量≤0.2％（wt）。
表1液氨一等品指标（GB536—1988）
组分
NH3
残留物
水分
油含量
铁含量
wt%
≥99.8
≤0.2
-
-
-
2.3公用工程条件（暂定）
1）.循环冷却水
供水温度：
32℃；回水温度：
40℃
供水压力：
0.45MPa（G）；回水压力：
0.25MPa（G）
2）脱盐水和除氧水
●除盐水：
提供二级除盐水温度32℃
压力：
满足工艺要。
●除氧水：
提供104℃（暂定）；
压力：
满足工艺要。
3）仪表空气
温度：
常温
压力：
0.5MPa（G）
压力露点：
-40℃（0.7MPa（G））
质量：
干燥、无油、无尘
4）.工厂空气
温度：
常温
压力：
0.7MPa（G）
5）.氮气
温度：
40℃
压力：
0.7MPa（G）
纯度：
≥99.9Vol%
2.4三废处理
装置的废物排放符合国家标准，如国家二级大气污染物排放标准（GB16297—1996）、气味污染物排放标准（GB14554—1993）、国家二级废水排放标准（GB8978—1996）等。
2.4.1废气排放及处理
系统在正常生产过程中有少量的气体排放。
来自压缩机、循环机泄露的工艺气及闪蒸气的排放，通过管道送往火炬系统。
临时排放的工艺气和污氨经排放罐减压处理后送到火炬燃烧。
在开车、停车和非正常工况下，部分工艺气送至火炬系统燃烧。
2.4.2废水的排放及处理
废热锅炉排放的少量锅炉水，通过回收余热后送入脱盐水处理单元回收利用。
烷化系统水分离器及其它系统的水分离器产生的微量冷凝废水引入污水处理系统处理达标后排放。
压缩机出口分离器如果有废油水产生，将废油水集中排放到油回收系统回收。
甲醇催化剂、甲烷化催化剂在还原过程中产生少量的废水引入污水处理系统处理。
氨合成催化剂在还原过程中产生少量的废氨水，可以进行回收。
2.4.3废渣的排放及处理
在正常操作期间，醇化、烷化和氨合成三个装置没有废渣排放。
催化剂在使用过程中活性不断降低，为了保证系统的正常运行，催化剂运行一段时间后需要进行更换。
废催化剂（甲醇合成催化剂含铜、甲烷化催化剂含镍、氨合成催化剂含铁）具有较高的价值，可由资源再生部门回收利用。
3系统工艺
3.1醇烷化系统工艺
3.1.1工艺原理
醇化系统是将压缩机出口新鲜气中的CO、CO2与H2在210~250℃的温度下，利用铜基催化剂合成甲醇，以达到净化工艺气的目的。
甲醇合成的反应式为：
甲烷化是在催化剂存在下CO、CO2与H2反应生成甲烷的一种方法。
通过甲烷化法可将原料气中的碳氧化物总含量脱除到10ppm以下，以达到对氨合成原料气精制的目的。
甲烷化的反应式为：
甲烷化反应是体积缩小的可逆放热反应，提高压力、降低温度有利于反应的正向进行，提高了氨合成原料气的净化度。
从动力学来讲，甲烷化的反应速度不仅是温度、碳氧化物出口浓度的函数，而且也与压力有关。
提高压力，可以加快甲烷化的反应速度。
3.1.2工艺流程及说明
醇化系统工艺流程：
经压缩机加压到～19.0MPa的工艺气分三路：
第一路作为醇化塔的冷激气，以此调节反应器各床层的温度；第二路进入醇化塔内件与壳体之间的环隙，以此冷却塔壁；第三路作为主线气，与第二路的工艺气汇合后进入塔前换热器换热。
换热后的气体进入醇化塔下部换热器，温度升至～210℃由中心管进入催化剂床层反应，反应后的气体进入塔前换热器换热，温度降到～85℃后进入水冷器冷却，冷却后的工艺气进入醇分进行气液分离，分离后的气体去洗醇塔洗涤气体中夹带的少量甲醇，洗涤后的工艺气去甲烷化系统。
烷化系统工艺流程：
来自醇化系统的气体进入烷化塔前换热器换热，温度升到200～230℃后进入蒸汽加热器，经过热蒸汽加热至230～260℃进入烷化塔催化剂床层反应，将气体中～300ppm的CO、CO２转化为CH4，反应后的气体进入塔前换热器管程，经换热后温度降到～75℃进水冷器、烷化氨冷器，温度降至～8℃后进入水分离器分离出大部分水，分离后的气体去氨合成系统。
工艺流程图（PFD）见下图：
3.2氨合成系统工艺
3.2.1工艺原理
氨的合成是整个合成氨流程中的核心部分。
氨合成过程属于气固催化反应过程，反应是在较高压力下进行。
由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10~25%，为了提高氢氮气的利用率，通常将未反应彻底的氢氮气用循环机增压，再次循环反应。
氨合成的反应式为：
从氨合成反应热力学来说，氨合成是放热和摩尔数减少的可逆反应，提高平衡氨含量的途径为降低温度、提高压力、保持氢氮比为3左右并减少惰性气体含量。
从氨合成反应动力学来说，氨合成反应是多相气体催化反应，提高压力可以加快氨的生成速度，使气体中氨的含量迅速增加；其次，氨合成反应与温度的关系，化学反应的速度随着温度的升高显著加快。
因此从工艺上最好使氨合成反应尽可能在接近最佳反应温度下进行，以获得较大的生产能力和较高的氨合成率。
3.2.2工艺流程说明
氨合成系统工艺流程按功能可分为预热、反应、余热回收、冷却分离等四个连续循环的单元。
（1）预热单元
来自循环机的合成气经总管分为两路，分别是：
入塔气总线——循环机出口至塔前换热器冷气入口，经换热至210～230℃进合成塔。
一次冷气——循环机出口至合成塔塔壁，用以调节塔外壳壁温。
（2）反应单元
经热交换器加热后的入塔气约～215℃，分为五股，分别是：
合成塔二进气——进下部换热器壳程换热后沿中心管进入催化床零米。
合成塔零米副线——用以调节进合成塔1#催化床入口温度至365～380℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔1#催化床出口冷激气——用以调节进合成塔2#催化床入口温度至390～410℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔上层间换热器冷却气——用以调节进合成塔3#催化床入口温度至390～410℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔下层间换热器冷却气——用以调节进合成塔4#催化床入口温度至385～405℃，以适应合成塔不同的操作工况。
进入合成塔内部的上下层间换热器管程的冷却气分别与出2#床、3#床反应后的气体换热后，温度升高到360～385℃，沿中心管上升至催化床零米与二进气汇合，经冷激气调节至合适的温度后，进入1#轴向催化床反应至470～495℃，经冷激气调节至390～410℃后，由外向内沿径向方向进入2#催化床反应至450～475℃，然后进入上层间换热器壳程，经冷却气调节至390～410℃后，再由外向内沿径向方向进入3#催化床反应至420～455℃进入下层间换热器壳程，经冷却气调节至385～405℃后，同样由外向内沿径向方向进入4#催化床反应，至415～440℃进合成塔下部换热器。
（3）余热回收单元
360～380℃的气体经合成塔下部带有内保温的连接锻件进废热锅炉产2.5MPaA饱和蒸汽，工艺气温度降至～245℃，然后进入热交换器，与入塔的气体换热，温度降到70～80℃以下进入水冷器。
（4）冷却分离单元
离开热交换器的合成气经水冷器冷却后温度降至37℃，经过冷交换器，温度降至21～25℃分离冷凝液氨，分离后的气体进入一级氨冷器冷至8℃后进入二级氨冷器，气体温度降至～-10℃后与新鲜气汇合进入氨分离器，分氨后的气体进入冷交换器回收冷量后，经循环机加压进入下一轮循环。
分离的液氨减压至～2.5MPa（G）送入闪蒸罐，经闪蒸后的产品液氨送后续工段加工，闪蒸气送氨回收装置。
（5）其它辅助单元
冷冻的液氨来自冰机，先进入组合式氨冷器一级氨冷段。
二级氨冷段的冷冻液氨来自于一级氨冷段的低温液氨。
工艺流程图（PFD）见下图。
3.3物料数据表
表2主要物流数据
名称
压力
温度
℃
流量
Nm3/h
组成（mol%）
H2
N2
NH3
CH4
Ar
CO
CO2
H2O
CH3OH
醇化入塔气
18.98
142
123633
73.37
23.04
0
1.51
0.23
1.41
0.45
0
0
醇化出塔气
18.88
176
119107
71.90
23.92
0
1.56
0.23
146ppm
141ppm
0.45
1.90
烷化塔入塔气
18.72
248
116342
73.60
24.47
0
1.60
0.24
149ppm
143ppm
0.04
0.02
烷化塔出塔气
18.62
250
116274
73.53
24.49
0
1.64
0.24
4ppm
3ppm
0.10
0
氨合成补充气
18.50
8
116164
73.60
24.51
0
1.64
0.24
4ppm
3ppm
0.006
0
氨塔入塔气
19.32
215
478557
57.26
19.42
2.97
17.37
2.98
0
0
0
0
氨塔出塔气
19.02
378
423751
45.27
15.47
16.29
19.61
3.36
0
0
0
0
放空气
18.61
21
6093
50.29
17.19
7.11
21.68
3.73
0
0
0
0
闪蒸气
2.50
14
1278
26.37
10.00
25.31
35.33
3.00
0
0
0
0
醇产量t/h
3.23
氨产量t/h
41.67
氨合成蒸汽产量t/h
40.84（2.5MPaA饱和蒸汽）
3.4公用物料及消耗
表3公用物料及消耗表
序号
项目
单位
参数
备注
1
合成氨产量
t/h
41.67
2
甲醇产量
t/h
3.23
3
新鲜气消耗
Nm3/h
123633
4
锅炉给水流量
t/h
41.60
5
中压饱和蒸汽产量
（2.5MPaA）
t/h
40.84
t/tNH3
0.98
6
烷化提温蒸汽消耗量（3.8MPaG、380℃）
t/h
3.0
规格暂定
7
醇化系统冷却水消耗量
t/h
375
8
烷化系统冷却水消耗量
t/h
210
9
烷化系统氨冷器冷氨消耗量
t/h
4.35
氨冷器蒸发压力0.372MPaG
10
合成系统冷却水消耗量
t/h
1100
t/tNH3
26.40
11
合成系统一级氨冷器氨消耗量
t/h
11.51
氨冷器蒸发压力0.372MPaG
12
合成系统二级氨冷器氨消耗量
t/h
14.32
氨冷器蒸发压力0.14MPaG
13
循环机轴功率（效率78%）
KWh
1289.8
KWh/tNH3
30.95
14
冷冻轴功率（效率78%）
KWh
2631.3
KWh/tNH3
63.15
15
醇化催化剂消耗
m3
～24
寿命≥3年
16
甲烷化催化剂消耗
m3
～26
寿命≥8年
17
氨合成催化剂消耗
m3
～73
寿命≥8年
18
甲醇化电炉
KW
1800
正常生产不开（内置式）
19
甲烷化电炉
KW
1800
正常生产不开（内置式）
20
氨合成电炉
KW
3400
正常生产不开
（内置式）
21
洗涤泵、起重机及照明
KWh
100
22
醇烷化循环机
KWh
待定
23
氨合成循环机
KWh
待定
24
仪表空气
Nm3/h
～100
4主要设备说明
4.1醇化塔、烷化塔
4.1.1醇化塔
工艺气通过压缩机加压到～19MPaG后，进入醇化系统。
进口气体中CO+CO2含量在1.5～2.5%的情况下，进甲烷化系统工艺气中CO+CO2的含量需要满足～300ppm的要求。
综合考虑上述因素，该方案拟选取GC－R301Y的三轴一径催化剂自卸结构，主要技术参数见表5。
表5GC－R301Y型φ1800醇化塔主要技术参数
塔型
GC—R301Y三轴一径催化剂自卸结构
塔径mm
φ1800
塔净空高mm
16000
内件运行阻力MPa
0.1～0.15
4.1.2烷化塔
烷化系统的作用是将醇化系统出口工艺气中～300ppm的CO、CO2进行甲烷化反应，使烷化系统出口工艺气中的CO+CO2≤10ppm，以达到深度净化的目的。
烷化系统主要设备是烷化塔，该方案拟选取GC－R102YW的一轴二径催化剂自卸结构，主要技术参数见表6。
表6GC－R102YW型φ1600烷化塔主要技术参数
塔型
GC－102YW一轴二径催化剂自卸结构
塔径mm
φ1600
塔净空高mm
16000
内件运行阻力MPa
0.1～0.15
4.2氨合成塔
4.2.1结构特点
氨合成塔内件由一个轴向层和三个径向层催化剂筐、两个层间换热器和一个下部换热器组成，上层间换热器设置在第一轴向层和第一径向层催化剂筐中心，下层间换热器设置在第二径向层催化剂筐中心，下部换热器设置在球封头处。
通过调节合成塔入塔工艺气温度及f0~3流量，从而保证氨合成反应处于较佳的工作状态。
f2、f3两股冷气分别与出第二、第三催化剂床反应后的热气换热后，沿中心管上升合成塔顶部与调节零米温度的冷气副线f0汇合，然后进入第一催化床层进行氨合成反应。
反应后的热气体与冷气f1汇合后进入第二催化剂床层，反应后的热气体通过上层间换热器换热后进入第三催化剂床层反应，反应后的热气体通过下层间换热器换热后进入第四催化剂床层反应，反应后的热气进下部换热器换热后离开合成塔进入废热锅炉。
4.2.2GC–R123Y型氨合成塔内件特点
（1）轴向段采用新型菱形分布器气体混合分布技
术、合成塔操作弹性大；
大型氨合成塔轴向段气体分布均匀度设计比小塔径难度大，国昌公司采用专用于大直径合成塔的
轴向段气体分布的新型菱形分布器气体分布技术，从实际的使用情况看，与其它同类混合分布器
相比，气体分布更均匀；同时保留了一小段轴向
层，操作弹性要比一般全径向塔更大，最低可达
到30%的负荷。
另外，在塔顶仍然保留一小段轴向段，一方面是考虑到贵公司的操作工况有可能会出现大幅波动，一小段轴向层可提高整塔操作的稳定性，增加操作弹性；另一方面，保留一小段轴向层，可提高整塔的抗中毒能力，即使轴向层出现轻微中毒现象，对整塔的运行也不至于影响太大（因为轴向层催化剂只占到整塔催化剂的14%）。
（2）径向筐分气流侧和集气流侧采用二次分布技术，气体分布均匀；
径向催化剂筐采用分气流侧和集气流侧双向补偿不等压差的方式进行的，即在分气筒上和集气筒上都采用上下不等小孔和二次分布的设计，使两侧都对不均分布进行有效控制，从而使设计的“不均匀度”≤5%，提高了氨合成的转化效率。
采用具有我国自主知识产权的“鱼鳞筒”二次分布器技术：
在分气筒和集气筒双侧均设计了鱼鳞筒二次分布器，气流从小孔分布后（一次分布）经鱼鳞筒二次分布空间分散，然后经鱼鳞孔切向分布（二次分布）至催化剂床层，使气体分布均匀度提高，死角减少，有效提高了分布器分布效果。
（3）采用冷激+段间间冷调温形式，操作容易，氨净值高；
氨合成塔上部调温采用冷激形式，催化剂床层温度调节及时，合成塔操作弹性大。
下部调温采用段间间冷形式，调温手段灵活，操作简便。
采取层间间接换热方式，
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