兰花科创年产30万吨氨合成及醇烷化技术方案Word格式.docx

1、3 系统工艺 53.1醇烷化系统工艺 53.1.1 工艺原理 53.1.2 工艺流程及说明 53.2 氨合成系统工艺 83.2.1 工艺原理 83.2.2 工艺流程说明 83.3 物料数据表 113.4 公用物料及消耗 114 催化剂 135 主要设备说明 145.1醇化塔、烷化塔 145.1.1醇化塔 145.1.2烷化塔 145.2氨合成塔 145.2.1结构特点 145.2.2 GCR123Y型氨合成塔内件特点 155.3 废热锅炉的设计思想 175.4 其他附属设备的设计 195.5设备配置一览表 216 设备平面布置 236.1 平面布置原则 236.2 平面布置采取的标准 237

2、性能保证 247.1性能保证的基础 247.2性能保证 248 投资估算 259卖方技术服务 2610 业绩表 271 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

3、，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：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（1.53.0）、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。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： 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

4、气体分布技术和鱼鳞板径向分布器。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。采用催化剂自卸的结构，有利于催化剂的装卸。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1.502.50%）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

5、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：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

6、下其市场吨价格在300500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。环保效果醇烷化净化工艺生产过程深度净化中除产

7、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。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

8、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,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

9、技术的厂家因此而改用甲烷化技术！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1CO1.41%123633Nm3/h19.00 MPa2CO20.45%3H273.37%4N223.03%5CH41.51%6Ar0.23%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

10、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GB3382004一等品的要求。2.2.2产品液氨2.5MPa 产品液氨至少满足GB5361988一等品的要求，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（GB5361988）组分NH3残留物水分油含量铁含量wt%99.80.2-2.3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满足工艺要。除氧水：提供104（暂定）；3） 仪表空气温度： 常温 0.5MPa（G

11、）压力露点： -40（0.7MPa（G） 质量： 干燥、无油、无尘4）. 工厂空气 常温 0.7MPa（G）5）. 氮气 40 0.7MPa（G）纯度： 99.9 Vol%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（GB162971996）、气味污染物排放标准（GB145541993）、国家二级废水排放标准（GB89781996）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

12、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、

13、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210250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，

14、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200230后进入蒸汽加热器，经过热蒸汽加热至230260进入烷化塔催化剂床层反应，将气体中300ppm