川化合成氨工艺概述Word文档下载推荐.docx

1、液体蒸汽502.072251.357.4308.7401.5850262.645.5308.4301.185273.633.8307.4200.8721283.522.7305.9100.6221292.811.1303.90.4375301.50.0-100.2966309.7-11.0298.7-200.1940317.3-21.8295.5-300.1219324.5-32.6291.9-400.0732331.3-43.2288.1-500.0410337.9-53.8258.6氨是活泼的化合物，可与多种物质进行反应，氧化反应是其主要的一种。4NH3+3O2 2N2+6H2O4NH3+

2、5O24NQ+6H2O在高温下气态可分解成氢和氮：2NH23H2+N2在工业上，氨主要是和酸进行中和反应。三种主要化肥硝酸铵，硫酸铵和磷酸铵或磷酸氢铵都是由相应的酸和氨反应制成的在化肥生产中另一个主要反应是氨和二氧化氮反应生成氨基甲酸铵，然后脱水生产尿素。上述反应是本系统尿素装置的反应过程纯净的气态或液态对大部分物质没有腐蚀性，但含有水分的氨或有氧存在的条件下，对铜，银，锌，等金属有严重的腐蚀作用。（三） 产品规格（国家标准） 川化股份公司第二化肥厂液氨规格相同。指标名称 指标 优等品 一等品 合格品 氨含量 99.9%（重量） 99.8%（重量） 99.6%（重量） 水 分 0.1%（重量）

3、 油含量 5ppm（重量） 压 力 1.8 Mpa 温 度 4300C第二节 设计基础（一） 设计现场条件川化股份公司第二化肥厂气温最高/最低37.30C/-4.60C设计最高/最低 320C/20C年平均1630C月平均最高/最低25.80C5.60C相对湿度设计85%（300C）82%月平均最大/最小86%/77%大气压力710mmHg降雨量 976mm年最大1365.3mmm每天最大195.2mm风速最大16m/秒1.3米/秒主导风向北，北，东降雪最大降雪深度0m设计雪载荷0 Mpa冰冻线深度地震6度（麦卡里）地耐力20T/（最小）地下水位-1.0m（二）工艺设计数据1 生产规模合成氨1

4、200吨/日，加工尿素2460.4吨/日（其中1960.4吨送造粒装置，580吨送三聚氰胺装置），液氨不足，年操作日为320天，按300天满负荷计，年产液氨36万吨，加工成尿素每年58.81万吨，液体尿素送三聚氰胺装置17.4万吨。2，原料和水电气条件A、 天然气规格甲烷CH4（%）97.6乙烷C2H60.291丙烷C3H80.026丁烷C4H100.017戊烷C5H12氢 H2一氧化碳CO二氧化碳CO2氮N2 0.995 74（总指数%）95.93硫化氢（以硫计）20mg/Nm3有机硫30mg/Nm3总硫100mg/Nm3水分饱和凝析油0.02g/Nm3其中含硫300mg/升压力0.40.6

5、 Mpa温度350C低热值8406.5Kcol/Nm3净热值8399.1Kcol/Nm3B原水规格Ca 48.1 PPmMg 11.08 PPmNa 4.83 PPm Fe 0.22 PPm总阳离子 64.21 PPmHCO3 187.83 PPm CO3 0.15 PPmSO4 14.41 PPmCl 5.20 PPm NO3 0.71 PPm 总阴离子 208.35 PPm SiO2 16 PPm 游离CO2 4.4 PPm残氧（以O2计）2.84 PPm总硬度 3.32 PPm永久硬度 0.24 PPm暂时硬度 3.08 PPmM一硬度 3.08 PPm浊度（以高磷土计）10.00 PP

6、mPH 8.1压力 0.38 Mpa温度 7280C（最大）C循环冷却水压力 进水/出水 0.40 Mpa /0.15 Mpa温度 进水/出水 320C（最高）/420CD精制水规格PH 78硬度（CaCO3） 0铁 （Fe） 0.03 PPm（最大值）Cu 0.02 PPm（最大值）SiO2 0.02 PPm（最大值）油 无电导度（250C） 0.5微姆欧/厘米压力 0.62 Mpa温度 400CE过滤水Ca 48.1 PPmMg 11.08 PPmFe 0.10 PPmSO4 14.41 PPmCl 5.20 PPmNO3 0.71 PPm氧（组分氧） 2.00 （最大）总硬度 3.32

7、mg/l油 温度 7280C压力 0.3 MpaF氮气规格N2 99.7%（体积）最小H2 0.2%（体积）最小O2 0.05% （体积）最小NO 5PPm压力 0.7 Mpa和1.3 MpaG仪表空气规格灰分 无露点 -100C（在8.5/2G）压力 0.83 MpaH蒸汽高压过热蒸汽 10.0 Mpa 4820C中压过热蒸汽 4.0 3680C低压过热蒸汽 0.35 Mpa 2340C/1500CI副产CO2规格性质 气态CO2 98.5%（干基）惰性气体 1.5%最大（干基）总硫 1.0mg/水分 饱和压力 0.113 MpaJ空气灰气 无压力 0.5 Mpa和3.3 Mpa温度 400

8、C和1650CK工艺冷凝液NH3 50100 PPmCO2 100150 PPmCH3OH和HCHO 100 PPm甲胺 1030 PPm甲酸 2495 PPm金属（Na，P，Fe，Zn，Al，Si） 10100 PPm压力 0.10 Mpa温度 1010C第三节 技术经济指标（一）、每吨氨予期平均指标 原料天然气消耗量 （以净热值*为*基准）5.28106Kcol 燃烧天然气消耗量 （以净热值*为*基准） 3.92 电力* 94.76KWH 循环冷却水 288.74吨 精制水 3.015吨 低压蒸汽（0.35 Mpa） 0.198吨 输出蒸汽（3.97 Mpa） 1.87吨 输出锅炉给水 0

9、.43吨 输出CO2 26.41Nm3（100%） 碳酸钾 0.04公斤 二乙醇胺 0.004公斤 五氧虾二钒 0.0005公斤 消泡剂 少量 联胺（以1%重量水溶液计） 2.9升/时 磷酸钠（以3%重量水溶液计）1.7升/时 氨水（以1%重量水溶液计）8.7升/时 *净热值 8411.34 KCOl/Nm3 *照明，通风，冷却塔及冷却水泵所需电除外工艺流程叙述氨是氮和氢两种元素组成的,氮的来源是由空气取得的,而氢的来源是多种多样的,主要是由能产生热能的燃料,如天然气、液态烃和煤与水蒸汽反应而制得的.本装置以天然气为原料,生产工艺主要经过四道工序:（1） 原料天然气的压缩和脱硫.（2） 粗合成

10、气的制备（转化和变换）（3） 合成气的净化（脱碳和甲烷化）（4） 精合成气的压缩和氨的合成在实际生产过程中,要实现上述工序和回收能量,还要增加一些必要的措施第一节 原料天然气的压缩和脱硫硫是天然气带来的主要危害,合成氨生产过程所用的催化剂对硫极为敏感,在转化工序中,硫的中毒书硫和催化剂中的镍直接反应的结果,平均每一个镍原子中,只要有不到一个硫原子就足以产生严重的硫中毒.虽然转化催化剂的硫中毒,可以用提高温度将硫驱除,但是硫浓度增加五倍,温度要提高380C才能抵消其影响.这样就要求炉管在较高的温度下操作,不仅使炉管的寿命缩短,并使每吨氨的燃料消耗大大增加,在变换工序中,低温变换催化剂的硫中、毒是

11、不可逆的,因此必须先除去原料气中的硫化物.天然气中所含的硫,是以各种形式存在的,如硫化氢,硫醇,硫醚,二硫醚,噻吩,二硫化碳,氧硫化碳等等,这些化合物中,硫化氢属于无机化合物,称之为”无机硫”,其余的属于有机化合物,把它们称为“有机硫”.本装置使用的天然气,含硫量设计值不大于35PPm,其中主要是硫化氢和硫醇（硫醇占有机硫的90%）,这套装置根据使用的天然气中硫含量不高,而要求的净化程度很高这二个特点,选用了钴钼加氢转化串联氧化锌脱硫.流程叙述:天然气于0.4-0.6Mpa,350C引入系统,分作原料及燃料天然气使用,原料天然气经分离罐（116-F）分离凝析油及水分后,进入由中压蒸汽透平带动的

12、三缸三段天然气压缩机（102-J）.经过三段压缩后,天然气压力提高到4.1Mpa温度1040C,流量31360Nm3/H,与来自合成气压缩机（103-J）一段出口抽出的约4000Nm3/H的合成气混合,使混合气中含氢气量5.0%,以用作CO-MO加氢器转化有机硫为无机所硫需氢气用.混合气送至原料加热器（103-B）经二段予热至3710C再进入装有27.8M3触媒（分二层）的加氢器（101-D）,将天然气中有叫硫转化为H2S,然后串联通过二台各装有29.1m3氧化锌脱硫剂的脱硫槽（102-DA、D1）,使原料中的总硫量降到0.5PPm以下,送往一段转化炉（101-B）.流程中采用二个脱硫槽是考虑

13、便于在不停车的条件下更换氧化锌脱硫剂,若第一氧化锌脱硫槽出口硫含量达到0.5Pmm.时,此槽应与系统断开,更新脱硫剂,此时气体只经第二脱硫槽脱硫,在短期内也能将硫脱至0.5Pmm以下,当脱硫剂更换后,将新换脱硫剂的脱硫槽串在后面,如此交替使用第二节 粗合成气的制备 （转化和变换） 一，转化过程甲烷制备的方法，有蒸汽二段转化法和部分氧化法二种，部分氧化法生产粗合成气比二段转化法的过程简单，而且适应性大，但是它需要空分装置。以得到富氧空气，生产消耗较高，由于本装置以固定的天然气为原料，所以采用了现在世界上比较普遍采用的甲烷蒸汽二段转化法。蒸汽二段转化法是把甲烷分二次转化，采用二次转化的目的是为了减

14、轻一段炉的负荷，使其能在较低的温度下操作，第一次转化是在一段转化炉内进行，为了得到适于氨合成的原材料气，甲烷浓度必须很低（0.20.5%），这就必须在10000C以上的高温下进行。但是由于转化管材料的限制，在3.0Mpa以上的操作压力下，目前还不可能达到操作，目前还不能达到这个高温，在实际生产中一段转化炉管内气体温度控制在760850度范围内，此时一段转化炉内尚有812%的甲烷，将其引入二段转化炉内进行二次转化，二段转化炉内要加入一定量的经过予热的空气，与一段转化气中的部分H2，CO，CH4进行燃烧产生热量，温度升到103513700C左右，借催化剂的作用，将剩余甲烷转化到0.3%左右，二段转

15、化炉内空气加入量是根据氨合成所需的H2/N2来决定，而不是根据转化所需热量决定的。流程叙述：脱硫后的天然气（31360Nm3/H），与温度3330C，压力4.0Mpa的过热蒸汽（由中压气提塔16.8吨压力4.0Mpa饱和蒸汽和62.605吨3680C压力4.0Mpa混合而成），按水碳比为3.20（过热蒸汽79.405吨/H）混合，混合后的气体总量132220 Nm3/H，去一段转化炉对流段第一组（AEC101）予热，使温度升高到5100C，压力3.65Mpa，然后分成十路进入十根进气支管，又通过炉内十排共四百根转化管的猪尾管由上而下进入转化管，在管内的镍催化剂参加下，依靠顶部220个烧嘴天然气

16、和弛放气外部供热，进行甲烷转化反应，使甲烷含量由93.01%降到11.97%，一段炉炉膛内温度为10360C，全部转化管总传热量为65.57kcal/H，转化管内平均最高温度9120C，转化管底部出口温度8050C，转化气汇集与下集气管进入上升管，气体由下而上流动时进一步被加热，从顶部出来进入上集气管时温度为8390C，压力为3.30Mpa，上集气管汇集了十根上升管来的气体，在管外有水夹套，转化气体在上集气管经过时，由于热损失，温度降到8150C后，进入二段转化炉（103D）。转化气进入二段顶部与由中压蒸汽透平带动的二缸四段的空压机（101J）和电动空压机（101-JA）压缩的工艺空气和蒸汽混

17、合进入二段炉。空气加入量按氨合成所需要的H2/N2加入。混合气总量为48843.648 Nm3/H，其中空气量43934.89 Nm3/H，蒸汽3.944吨/H，进入二段炉之前，先经过一段转化炉对流段第二组予热，使温度达到6200C后再进入转化炉顶部混合器，在二段炉顶部工艺空气和转化气燃烧，以供给工艺气进一步转化所需要的热量，这样，气体通过催化剂后，工艺气中甲烷进一步转化，在出口温度10060C下残余甲烷可降到0.3%，为了回收热量，从二段炉出来，温度10060C左右的工艺气体（232645.28 Nm3/H）直接进入二个并联的第一废热锅炉（101CACE）产生10.5Mpa的高压蒸汽，工艺气

18、温度降至4820C，为进一步回收废热，又进入第二废热锅炉（102C），产生10.5Mpa高压蒸汽，第二废锅设有旁路伐，使工艺气体出第二废锅后温度降低至3710C，进入变换系统。为了维持系统蒸汽平衡，在一段炉炉侧设有辅助锅炉（101Bu），辅助锅炉烟道与一段炉对流段相连，烟道气5880C与一段炉烟道气混合后一起去回收热量，使一段炉总热回收率达90%左右。一段炉对流段主要是回收烟道气中热量，对流段中按烟气流动方向设置的回收设备是天然气蒸汽预热器（AEC101），空气蒸汽预热器（AEC102），蒸汽过热器（AEC103），烟道气废热锅炉（AEC106），锅炉给水预热器（AEC104），燃料气预热器（

19、AEC105），燃料空气预热器。由于热量逐步回收，烟道气温度逐渐下降（982 0C866 0C8070C 602 0C4190C 3670C 2110C 2040C1550C），最后由中压蒸汽透平带动的引风机（101BJ）抽至烟囱而排出，引风机能力为277600 Nm3/H，进口压力为-208水柱。燃料空气由一台电动送风机强制送入。二，变换过程变换过程分二段进行，第一段在较高温度下进行，使大量的一氧化碳进行变换反应，第二段在较低温度下进行，力求接近平衡，以降低变换气中一氧化碳含量。二段变换的段间冷却方式一般二种形式，当流程需要热源时，可采用热交换器进行间接冷却，不需要热源时，可以喷洒冷凝液，即

20、可降低温度，又可节约蒸汽用量，本装置采用前一种形式。进高温变换炉的工艺气中CO为12.3%,H2O/CO比为4.9,高变换炉内装有氧化锌触媒59m3,气体流经触媒层, CO和蒸汽发生变换反应,出口温度达到4280C,出口气中CO下降到2.81%,高变出口工艺气先经过高变废锅,（103C）回收热量,产生10.5Mpa高温蒸汽,然后再经过甲烷化预热器（104C）,加热去甲烷化的工艺气,进低变炉（104DB）,温度在2260C,低变炉内装有铜锌铝触媒62.6 m3,使工艺空气中CO和蒸汽在H2O/CO为17的条件下进一步反应,在出口温度为2440C下, CO含量降为0.39%.低变出口气先进入低变废

21、热锅炉（1104-C）产生0.45Mpa饱和蒸汽（经作为四级闪蒸用蒸汽后进入再生塔，作为再生热源），工艺气温降到152.90C,再进入二个并联的再沸器（105CA、CB）,加热再生塔（102EA、EB）下塔溶液,工艺气温降到128.50C,又进入锅炉给水预热器（106C）,进一步冷却,使工艺气温降到80.50C,进入粗气分离器（102F）,分离掉冷凝液后到脱碳系统.工艺气流量173617.248 Nm3/H,压力2.845Mpa102F分离出来的工艺冷凝液48.923 T/H送往150-C换热后进入中压气提塔（150-E）处理，气提合格（电导小于10us/cm）的工艺冷凝液经150-C、151

22、-C换热后，经纤维棉过滤器过滤进入W-FB302作为脱盐水使用。. 第三节 粗合成气的净化 （脱碳和甲烷化） 一、脱碳经过变换后的工艺气体中,二氧化碳含量达17.23%,必须清除到0.1%以下,如果有较多的二氧化碳存在,不仅会使氨合成塔催化剂中毒,而且进入甲烷化后,给清除少量的一氧化碳过程带来困难,因为二氧化碳越多,则消耗的氢气越多，同时放出大量的热量,产生很大的温升,可能使甲烷化触媒由于超温所损坏,另一方面,二氧化碳是制造尿素的原料,在脱除二氧化碳过程中,要考虑它的回收以满足尿素生产需要.本装置脱除CO2采用苯菲尔法,是催化热钾碱法的一种,使用的液相催化剂为二已醇胺, 苯菲尔溶液有较高的净化

23、能力,并能副产较纯的CO2尿素生产用,其流程和设备设计为二段吸收,二段加闪蒸再生,吸收塔上段有三层鲍尔环填料（其中 碳钢环54.2m3不锈钢环3.7M3）塔下段有三层超级拉西环填料,不锈钢环是设置在气液分界处,气液易冲刷处及温度较篙处,以减少腐蚀和克服在这些位置钒化膜不稳定的缺点.再生塔上段有三层超级拉西环填料151.7 m3,塔下段有一层填料鲍尔环,其中 碳钢环26.2 m3,不锈钢环8.7 m3,.低变气中的CO2,是用加有活化剂二已醇胺（根据技改的设计为ACT-1）,缓浊剂五氧化二钒,浓度为27%的碳酸钾水溶液来脱除的.低变来的粗合成气进入CO2吸收塔底部,由下而上地与下段上部引入85%

24、量的113.50C,980 m3/H,苯菲尔半贫液进行逆流吸收,粗合成气的CO2,含量在下塔由17%降为0.9%,工艺气进入上塔后,与吸收塔顶引入15%量的700C,160 m3/H,苯菲尔贫液进行逆流吸收,工艺气中CO2含量由0.9%降到0.1%以下出吸收塔,经分离罐（103F）后去甲烷化系统.唷吸收塔顶部出来的温度1060C,流量1140 m3/H的富液,经过一台水力透瓶（107JHT）,回收能量后,进入再生塔上段上部,降压后的富液在二氧化碳再生塔的上部由上而下进行闪蒸,脱出大部分的CO2气体,苯菲尔富液到再生塔上段下部已经闪蒸出大部分二氧化碳,形成半贫液,再进入132-F利用低变废锅产的

25、26.556吨低压蒸汽进一步进行四级闪蒸再生，再生后半贫液的利用1107-J、107-J送到吸收塔下段上部,供吸收塔下段吸收用,其余的半贫液不经过132-F再生回流到再生塔下段,经再沸器加热提高温度,（再生塔底部设计操作温度1220C,压力0.179Mpa）进一步再生为贫液,贫液从再生塔底部出来,经贫液锅炉给水换热器（107C）,使温度从1220C降到700C,再由贫液泵（106J、JA）抽出经水冷器（107C）,送往吸收塔上段顶部,供上段吸收用,正常情况下水冷器不加冷却水.再生塔顶出口的二氧化碳气体经水冷器（110C）,回流罐（113F）水冷器（132C）.洗涤塔（104E）,使二氧化碳气体

26、由103 0C600C 400C,压力为0.113Mpa,二氧化碳浓度为98.5%,流量为31691.072Nm3/H送尿素车间此处，必须说明，本装置的在生系统，因设备运输的原因，设计为二个再生塔。使流程较为复杂，但是这二个再生塔的结构和操作条件相同。其所有管线也是对称安装的，如果再沸器的输入热量有不平衡的情况时，蝶形伐在10%左右的范围内调节进入再沸器的低变气流量。为了使进入二个再生塔的富液量大致相等，从113F回溜到再生塔的冷凝水经108J利用流孔板的作用将等量的水引入二塔洗涤段顶部，一部分回流水进入1116-F经1116-J回到1104-C作为锅炉给水，另一部分回流水在HC-0820、0821的控制下，均衡地进入再生塔下段。脱碳溶液制备系统流程：脱碳溶液各组分按比例定量加入溶液制备槽（115F），由蒸汽盘管加热，并用搅拌器（104L）混合均匀，溶液制成后，由溶液补给泵（23）抽出，先经过一个机械过滤器（109L），后经过活性炭过滤器（117F）使溶液净化。再由溶液抽出泵（111J）