合成氨各工序工艺详细流程.docx

1、合成氨各工序工艺详细流程一、合成氨装置工艺流程说明合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气压缩、氨合成、冷冻工序共7个工序组成。1一氧化碳变换工序工艺流程说明来自煤气化装置的粗煤气（242.25 6.25MPag）进入变换原料气分离器（S04101），分离夹带的水分，再进入煤气过滤器（S04102），除去煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器（E04101）加热到280左右，后进第一变换炉（R04101）进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器（R04101）换热，在煤气换热器（E04101）中加热煤气化装置来的粗煤气，换热后的变换器进入中压废热锅炉（E0

2、4103）中，在此，副产2.6MPa（G）的中压饱和蒸汽，然后在265左右进入第二变换炉（R04102）。第二变换炉（R04103）出来的变换气经过中压废锅II（E04102）调温至260左右后进第三变换炉（R04103）继续进行反应。出第三变换炉（R04103）的变换气进低压废热锅炉（E04105）副产0.6MPa（G）的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至202左右，进入1#变换气分离器（S04104）分离出冷凝液后，变换气继续进入锅炉给水预热器（E04113）降温，在2#变换气分离器（S04104）分离冷凝液后进入除盐水预热器II（E04107）,在5#变换分离器（S04110）中分离出冷凝

3、液后继续进入除盐水预热器（E04114）中，此时温度降至70，经3#变换气分离器（S04105）后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器（E04108），冷却至40后进入酸性气体脱除工序。从1#、2#和5#分离器（S04103、S04104、S04110）出来的高温冷凝液经冷凝液闪蒸槽（S04109）汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵II（P04103A/B）加压后，直接送往煤气化装置。一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部（冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa），在冷凝液汽提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量

4、小于10ppm，从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器（E04109）中用循环水冷却到40后进尾气分离器（S04107），尾气分离器（S04107）分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器（S04107）的汽提尾气送火炬焚烧处理。变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气鼓风机（B04101）加压后，经开工加热炉（F04101）加热至200-400后进入各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器（E04110）后进氮气分离器（S04108），分离出液态水分后进入氮

5、气鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有CS2贮槽（T04101）盛装CS2，做升温硫化用。2酸性气体脱除工序工艺流程说明(1) H2S和CO2的吸收从变换工序来的变换气(流量253186Nm3h，温度40)，在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔C04207洗涤到NH32ppm。洗氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器E04201中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物从原料气分离罐S04201中分离出后进入洗涤塔C04201，用甲

6、醇洗涤以脱除酸性气体，当净化气中CO220ppm，总硫0.1ppm后送往液氮洗装置。 洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液，经水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77，进入C04201塔顶部作为洗涤液(流量283832kg/h )。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标，中间两段为CO2初洗段和主洗段，用经段间换热器E04205，E04206换热冷却后的甲醇（入主洗段-43.92，入初洗段-43.30）在低温下吸收气体中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分

7、成两部分，一部分送至下塔作为脱除H2S，COS等组分的洗涤液(约占50，温度-8.74)，另一部分经换热器E04217、E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33左右进入闪蒸罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E04219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。 S04203和S04202的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气压缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分H2。(2) H2S的浓缩

8、从S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，经节流减压进入C04202塔顶部，闪蒸出大部分CO2气体，其液体作为C04202和C04203塔上部的回流液，洗涤含硫甲醇解析出的H2S组分，回流液流量分配通过FV-04209调整，以确保离开C04202塔顶部产品CO2气和C04203塔顶部尾气中硫含量达标；从S04202底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208调整)和H2S浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h )，在此部分将CO2和H2S从甲醇中解析出来。收集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制LV-0

9、4225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于C04203塔中部集液盘上，经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗涤塔段间冷却器E04206回收冷量后温度升高，进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部，甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节流膨胀进入C04203下塔中部，进一步被减压气提。为使甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在C0

10、4203塔底部通入低压氮(12500Nm3h)，用N2气破坏原系统的气液平衡，降低CO2在气相中的分压，使液相中的CO2进一步向气相中释放。经C04203塔解析出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出。(3)甲醇热再生从C04203塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的H2S和少量CO2，经泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入热再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P0420

11、6送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而气体部分循环至C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区，热区侧用再沸器E04211提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经泵P04205抽出，在贫甲醇过滤器JF04201中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液汇合在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204，而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分离塔C04205顶部作为该塔的回

12、流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77，进入C04201塔顶部作为洗涤液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇送至E04201前的原料气管线。(4)甲醇/水分离从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热，经S04208闪蒸后进入C04205塔，参与蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压，在E04220中换热升温后进入C04205塔参与蒸馏；该塔的塔顶回流液为来

13、自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参与再生，塔底的蒸馏水经E04220回收热量后，作为废水排放（CH3OH0.01）送至污水处理； C04205塔由再沸器E04215提供热量来维持塔的热平衡。(5) CO2气和尾气水洗 从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器E04221、2#甲醇冷却器E04222、原料气冷却器E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔C04206，同时产自C04202塔的低温CO2气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送往CO2压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水（流量4

14、800 kg/h）洗涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气（50%的左右）进C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。3.硫回收工序工艺流程说明来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140,进入H2S主燃烧炉（Z05101），在H2S主燃烧炉（Z05101）中，酸性气和一定比例配入的氧气混合发生燃烧，并与炉另一股酸气发生H2S的克劳斯反应。在燃烧炉中主要反应的反应式为：H2S12O2SH2O H2S32O2SO2H2O出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热，生成0.6MPa饱和蒸汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器

15、升温至240进入一级克劳斯反应器R05101A床层进行催化转化反应，反应器装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：2H2S+SO23/XSX+2H2OCOS+H2OH2S+CO2CS2+2H2O2H2S+CO2反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160回收硫磺,脱硫后的气体进入二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220左右进入二级反应器进行二段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：2H2S+SO23/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160回收硫磺,脱硫后的气体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至200左右进入三级反应器进行三段催化反应。在反应器中主要的化学

16、反应式如下：2H2S+SO23/XSX+2H2O反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130回收硫磺，冷凝后的气体进入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生中压蒸汽，尾气降温至180左右送往锅炉烟气脱硫系统。来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101，呈液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为36mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库码垛贮存。外运时由人工拆垛装车

17、。4.气体精制工序工艺流程说明 来自酸性气体脱除工序30,5.31Mpa（g）的合成气，进入分子筛吸附器（Z04301A）和（Z04301B）,在分子筛吸附器中，微量CO2和甲醇杂质被分子筛吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有2台，1台处于吸附状态，另一台处于再上状态（两台吸附器自动切换使用）。吸附器单元采用低压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器（E04301）中的氮气用中压蒸汽加热至约220，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30后送低温甲醇洗装置作为H2S浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至

18、最小。在原料气/高压氮气冷却器（E04305）中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔（C04301）。在氮洗塔（CO4301）中，气体中的Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶解吸收，从塔底排出。含有约15molN2的净化气从塔顶离开。 为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器（EO4303）和原料气/高压氮气冷却器（E04304）中用冷工艺物流冷却，然后进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器（E04304）下游的氮分成两股。一部分继续在原料气/高压氮气冷却器（E04305）中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进入氮洗塔（C04301）。在气体混合器（M04301）中，另一部分氮作为配

19、比氮经调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中（M04301上游合成气中H2:N2高于3:1）。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱除工序被加热，另一部分在E04303中被加热，被加热后两部分合成气合成一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中H2:N2=3:1，然后送往合成气压缩工序。离开C04301的液体减压去氢气分离器（SO4301）进行闪蒸。闪蒸气中的H2含量约为1。在换热器E04305，EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器（SO4301）分离出液体减压后，在换热器EO4305，E

20、O4304和EO4303中换热，最后离开液氮洗工序送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器（SO4301）的液体的膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温分离。系统所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸发提供。气相从液相中分离出来后在换热器EO4305，EO4304和EO4303中加热。纯氮可以在大气中释放或者继续用于冷箱。为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐（DO4302）和火炬气体加热器（EO4306）,将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸汽加热后送火炬。5合

21、成气压缩工序工艺流程说明由氮洗单元来的约5.03MPaG,30，68605/h的氢氮合成气，经一道带旁路的电动阀后进入合成气压缩机103-J第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26，186620/h的循环气汇合后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG，46.8，255980/h进入103-J出口管线送出。103-J设置了二条防喘管线。一条是从120-C返回的来循环气在进103-J三段入口前由防喘阀PV5320控制返回二段入口；另一条是从116-C冷却器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调节。 1

22、03-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平衡三段入口与出口之间压力。在103-J一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411，经排放管线去火炬总管。 在103-J三段出口管线上另设有经PV5330阀去124-C的小循环管线；去机组的高压工艺气密封管线；并设有PRV-103J安全阀，经排放管线去火炬总管。另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀PV5319和PV5341；放空气送火炬。6氨合成工序工艺流程说明由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽（153-D）进入合成气压缩机（103-J），新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进

23、出塔热交换器(121-C)来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩至15.5MPaA出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器（121-C）预热后进氨合成塔（105-D）反应。出氨合成塔反应气（温度约441度，氨含量约20%），经高压锅炉给水预热器（123-C）回收热量后，反应气再进入合成塔进出口换热器预热进塔（121-C）。合成气再经水冷器（124-C）及组合式氨冷器（120-C）冷凝冷却至0度后，进高压氨分离器（146-D）分离冷凝的液氨，分氨后的循环气经组合式氨冷器（120-C）回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇合，重复上述循环。高压氨分离器（146-D）分离出的液氨进入闪蒸

24、槽（147-D），通过减压（至1.86MPaA）闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽（149-D）,闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器（160-C）冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽（120CF1-120CF2-152-D）,气相排放至火炬系统。当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。7冷冻工序工艺流程说明来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压缩机（105-J）的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后，经氨冷凝器（127-C）冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽（149-D），溶解于液氨中的

25、惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器（160-C）冷却后排放至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量，制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵（124-J/JA）加压后送尿素装置。各节点流量、压力、温度如下:变 换379710 kg/h 压力6.27MPa 温度242.25/40酸脱282508 kg/h 压力5.87MPa 温度40/-61.5液氮洗16801 kg/h 压力5.31MPa 温度30/-190压缩68605 kg/h 压力5.03/15.4MPa 温度30/ 9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450氨压缩机 63668 kg/h 压力2.10MPa 温度40 4.2 MPa蒸汽29.0T/H氨产量(氨冷冻)67843 kg/h 压力2.80MPa 温度40/-31硫回收8355kg/h 压力0.28MPa 温度30硫磺1823.8kg/h