1、氨合成工藝技術方案4工藝技術方案4.1原料路線確定的原則和依據建設大型化工裝置必須有可靠的原料來源。原料路線的選擇是合成氨裝置 設計的基礎，原料選擇的原則是質優價廉，供應長期穩定。工業生產合成氨的原料氣是氫氣、氮氣、一氧化碳，可以由生產合成氣的 一切原料制得，一般采用固體原料煤、焦，液體原料液態烴、石腦油、重油等， 氣體原料天然氣、油田氣、煉廠氣、焦爐氣等，目前以油、煤或天然氣為原料 制合成氣的生產工藝都比較成熟，世界上都有工業化裝置在運轉。上個世紀五十年代以前，世界上的合成氨工業大都是以煤、焦炭或焦爐氣 為原料。進入二十世紀七十年代，世界進入石油化工大發展的時期，發達國家 幾乎摒棄了煤化工的

2、研發，隨后，由于石油及天然氣制氨工藝的發展，逐步取 代了煤、焦。從技術角度來看，上述原料中以天然氣最為理想。主要原因是天 然氣、石腦油為原料制取氨工藝技術簡單，成本低，易于大型化。國際上主要 以天然氣和原油作原料，其中天然氣占到 90%左右。由于石油、天然氣資源相對匱乏，煤炭資源較為豐富，從能源結構、來源 和原料價格等方面考慮，本項目采用以煤制取合成氨的原料路線。以煤為原料生產合成氨，每一種生產工藝技術對煤質有不同的要求，合成 氨裝置原料路線選擇還應根據各種煤的特性選擇不同的生產工藝進行經濟比較 才能確定，既要原料價格低廉，生產成本盡可能低，還要盡可能降低投資，也 就是說，原料路線的選擇應與工

3、藝路線的選擇同時進行。4.2國際技術概況目前國際上以煤為原料的合成氨生產氣化工藝多采用加壓連續氣化，主要 有魯奇爐、德士古爐、殼牌爐；凈化工藝多采用耐硫變換、低溫甲醇洗脫硫脫 碳、低溫液氮洗精制工藝；合成采用低壓合成；壓縮均采用離心式壓縮機。合成氨的技術進步主要表現在裝置的大型化和節能降耗，以降低單位產品 的建設投資和生產成本，獲得最大的經濟效益。合成氨裝置的單系列生產規模從上世紀 50年代初的日產200噸到六十年 代日產1000噸至今已發展到日產2000噸以上。合成氨的能耗與所使用的原料、投資、規模有非常大的關系。大型裝置以天然氣為原料，采用轉化工藝，噸氨能耗為28GJ，以燃料油和煤焦為原料

4、，采用部分氧化工藝，噸氨的能耗分別為 38GJ和48GJ。到20世紀90代以煤為原 料的大型合成氨裝置噸氨能耗降至 46.05GJ50.24GJ。目前世界上新建尿素裝置主要采用氨氣提法、ACES法和CO2氣提法。4.3國內技術概況國內以煤為原料的大型合成氨裝置大部分采用引進技術，與國際先進技術 同步。如氣化采用水煤漿加壓氣化、魯奇（Lurgi ）加壓氣化、干煤粉加壓氣化 凈化工藝多采用耐硫變換、低溫甲醇洗脫硫脫碳、液氮洗精制工藝；合成采用 低壓氨合成；壓縮均采用離心式壓縮機。國內中小合成氨廠的氣化工藝多采用以無煙塊煤或焦炭為原料的常壓固定 床間歇氣化工藝（UGI）或恩德氣化及灰熔聚氣化工藝，凈

5、化工藝多采用濕式氧 化法脫硫（栲膠、改良ADA、888等）、中低低或全低變變換工藝、化學法（熱 鉀堿）或物理化學法（MDEA ）或物理法（碳酸丙烯酯、NHD、變壓吸附）脫 碳、銅洗法或甲烷化（或醇烷化）精制；合成采用 2531.4MPa壓力；壓縮采用 往復式壓縮機。目前中國以煤為原料的中小型合成氨廠的噸氨能耗為51.5GJ。國內中小型尿素裝置（600t/d以下）絕大部分采用水溶液全循環法， 生產規 模在1000 t/d以上的裝置大都采用改進型 CO氣提法工藝。4.4工藝技術方案的比較和選擇4.4.1合成氨工藝技術方案的比較和選擇4.4.1.1氣化工藝氣化工藝一般分為三種類型：固定床，流化床和氣

6、流床。固定床氣化技術煤炭在固定床氣化爐中的氣化，也稱為塊煤氣化。包括常壓固定床氣化技 術和加壓固定床氣化兩類，屬于這類型的氣化技術有魯奇（Lurgi ）氣化技術、UGI煤氣化技術、富氧連續氣化技術。流化床氣化技術煤的流化床氣化是指氣化反應在以氣化劑與煤形成的流化床內進行的。流 化床氣化爐采用粉碎了的煤作為原料，用氧化劑（氧氣或空氣）來進行床體流 化，其溫度保持在1000 r以下，以預防灰熔化后與爐床里的物質發生結聚。流 化床氣化技術主要有溫克勒（win kier ）、高溫溫克勒（HTW ）、U-Gas、恩德爐、 灰熔聚等流化床粉煤氣化技術。氣流床氣化技術氣流床氣化爐屬第三代先進的煤氣化技術，是

7、最清潔，也是效率最高的煤 氣化類型。粉煤（水煤漿）在1200-1700C時被部分氧化，高溫保證了煤的完全 氣化，煤中的礦物質成為熔渣后離開氣化爐。氣流床所使用的煤種要比固定床 和流化床的范圍更廣泛。使用氧氣可以使氣化更有效，并可避免合成氣被氮氣 稀釋，合成氣的熱值也高于空氣氣化爐所產生的合成氣的熱值。目前以煤為原料生產合成氣的氣流床氣化工藝具有典型代表的有：德士古（Texaco）水煤漿加壓氣化工藝；殼牌（SHELL ）干粉煤加壓氣化工藝（SCGP）;德國未來能源公司的GSP、或者科林公司干粉煤加壓氣化工藝；國內的新型對置式多噴嘴水煤漿加壓氣化；以煤為原料的氣化工藝的關鍵是根據煤種和生產規模選擇

8、好的氣化爐。根據目前提供的初步煤質分析，該煤種活性高、灰分偏高，雖適合氣化， 但必需選擇適合該煤種氣化的技術。根據煤質分析可以考慮的氣化技術有荷蘭 SHELL、德國GSP、德國魯奇、GTI循環流化床氣化技術。（1）荷蘭SHELL，該技術是近幾年開發的先進煤氣化技術，只在中國有工業 化裝置，中國共簽約引進19套，其中投產五套，目前正在試運行。該技術規模 大，一臺爐可以滿足30萬噸合成氨需要，碳轉化率可以達到 98%以上，但該技 術投資高，對煤炭水分要求較高，煤炭需要干燥。優點：煤種適應廣、碳轉化率熱效率高、合成氣質量高、裝置壽命長、綠 色環保。缺點：目前尚無褐煤使用業績，對煤炭水分要求較高。氣化

9、爐及廢熱鍋爐 結構復雜，制造難度大，目前其內件及關鍵設備還需引進；相同生產規模，投 資相對較大；中國目前已有5臺氣化爐剛剛投入運行，但開車不穩定，缺乏成功 的操作管理和運行經驗。（2）德國GSP，該技術據介紹較為先進，目前中國有幾套簽約引進，但尚無 燃煤氣化工業化裝置。其投資略低于荷蘭 SHELL。該技術于1976年由原民主德國VEB黑水泵公司研發，1979年原民主德國燃 料研究所在弗來堡建成熱負荷 3MW勺中試裝置，1984年在黑水泵市建成熱負荷 130MW氣化示范裝置，日投煤量 720噸/日褐煤，產氣量50000mVH，氣化壓力 2.8MPA 操作溫度1400 C 。優點：下噴水激冷降低設

10、備造價，變換不需補水蒸汽缺點：目前僅有二套示范裝置在運行，操作經驗較少（單爐720t/d褐煤，操作溫度1400 C ,沒有氣化高灰分高灰融點煤經驗），氣化爐高徑比小和單嘴設計 使規模放大受限制。（3）GTI循環流化床氣化技術來自于在循環流化床氣化技術方面首屈一指的美國氣體技術研究所（GTI ）是以其“用國內固體燃料替代進口石油”的重要技術研究項目為基礎開發的。該技術于70年代獲得成功，至90年代在大型工業生產中應用。SES公司擁有 GTI汽化技術在亞洲的獨家授權許可。該技術的優勢是：能夠使用低成本的廢 煤和其他“低價值”的碳氫化合物作為燃料，而該燃料在其他爐型的氣化爐中 較難適應。流化床氣化爐

11、的氣化工藝是一個非催化反應、連續給料、局部氧化的循環流化床灰團聚模式的工藝過程。部分氧化是原料一一煤的氣化過程，把氧化劑一 即純氧（富氧）和溫度調節劑蒸汽，通過氣化爐給料專用噴頭送入氣化爐爐膛內，在高溫高壓及氧氣不足完全燃燒的情況下，燃料中的碳主要轉換成 一氧化碳，其中一小部分完全氧化成二氧化碳。燃料中的氫主要轉換成氫氣。 燃料中的硫份主要轉化成硫化氫（H2S）, 小部分轉換成羰基硫化物（COS ）。 由于氣化爐在高度還原的高溫環境下運行，氮或硫均不能氧化成氮氧化物或硫 氧化物。循環流化床技術就是一項越來越受到人們關注的技術，這是因為：1）灰分限制小。無論是水煤漿氣化工藝還是干煤粉氣化工藝，都

12、要求灰分 低于12%。實踐證明灰分過高，在高溫高壓條件下，氧氣及煤的消耗增長很快， 非常不經濟；而循環流化床則呈線性增加，增長幅度不是很大。2）流程簡單，投資少。3）建設周期短。由于氣化過程在常壓或低壓條件下進行， 設備制造相對容易， 投資省，周期短，建設期一般只需一年左右。(4) 魯奇氣化技術該技術成熟，在中國有三家使用，主要用于城市煤氣，在中國僅有云南解 放軍化肥廠使用該氣化技術。由于該技術操作復雜，氣化溫度低，焦油含量高， 焦油回收困難，環保壓力較大，該技術規模偏小，需要引進，投資高，中國多 年未再引進，故本次比較未考慮該技術。綜合以上分析比較，基于原料及氣化技術的成熟、可靠性和工業化業

13、績及 投資，認為現階段選擇GTI循環流化床氣化技術較合適。4.4.1.2凈化技術 44121變換氨合成氣的有效成分是氫氣和氮氣，其中氫氮比約為三。以煤為原料制得 的粗煤氣中，都含有CO、CO2、CH4、和硫化物等雜質成分，且其中的一氧化 碳含量較高，變換的目的主要是將半水煤氣中的一氧化碳與水蒸汽作用變換成 二氧化碳和氫，然后再通過脫碳工段脫除多余的二氧化碳，使煤氣成分能夠滿 足合成氨的要求。變換工藝的選擇與氣化工藝和后續凈化工藝密切相關。由于變換反應為放 熱反應，反應溫度越低越有利于反應的進行，其反應所需的蒸汽是生產成本的 重要組成部分，因此選擇工藝應有利于節省蒸汽、降低能耗、提高設備生產能

14、力。為達到變換的目的，有采用鐵系觸媒的非耐硫中溫變換和采用鉆鉬系催化 劑的耐硫低溫變換兩種工藝可供選擇。目前國內中小型合成氨企業多采用的變換工藝流程有傳統的中變串低變流 程，全低變流程及中低低流程。全低變即全低溫變換，是相對中溫變換而言， 在中溫串低溫工藝上發展成的一種新的變換工藝。它采用低溫活性優良的鉆鉬 系耐硫變換催化劑，反應一段熱點溫度較中變下降100200°C。使變換反應所需 汽氣比明顯下降，節約大量的蒸汽消耗。同時，由于反應溫度和變換反應轉化 率的的下降，使氣體體積相對縮小，降低系統阻力，減少了壓縮功的消耗。該 工藝放寬了一次脫硫指標，從而減少了脫硫費用。另外，操作溫度的下

15、降也降 低了對變換爐的材質要求，改善了設備維修條件。總之，在相同操作條件和工 況下其設備能力和節能效果都比中串低、中低低工藝要好。目前國內采用加壓氣化工藝的合成氨廠均采用耐硫低變工藝。該工藝可以 充分利用氣化出口工藝氣的溫度和其中所含的大量的水蒸汽，從而無需外加蒸 汽，另一方面也降低了全廠蒸汽管網的壓力。耐硫催化劑有較強的有機硫轉化 功能，同時該催化劑活性高，可降低催化劑裝填量。44122酸性氣脫除工藝方案（1）脫硫根據煤質分析，原料氣中含 H2S約7.5g/Nm3,另外氣化工段水洗塔出口 煤氣粉塵含量約5060mg/Nm3。硫對后續工序的設備、管道具有腐蝕并會造成 后工序反應催化劑中毒，煤氣

16、中粉塵含量過高，將造成氫氮氣壓縮機的嚴重磨 損，降低設備的使用壽命，因此，必須對煤氣進行脫硫、除塵等凈化處理。酸性氣脫除主要指脫除氣體中的 H2S和C02。目前，采用低壓氣化工藝 往往要對煤氣進行脫硫。一般采用濕式氧化法。濕法脫硫方法很多。按吸收過 程特點可分為化學吸收法和物理吸收法。采用碳酸鈉、氨水和醇胺溶液等吸收 硫化氫的為化學吸收法。用冷甲醇吸收硫化氫的為物理吸收法。按再生方法可 分為循環法和氧化法。循環法是將吸收硫化氫的富液在降壓加熱或氣提條件下 逐出硫化氫。氧化法是將吸收后的富液用空氣氧化，使溶解態的硫化氫氧化為 元素硫，其反應為H2S+0.5O2H20+S上述氧化反應需借助催化劑才

17、能進行，工業上使用的催化劑有對苯二酚、 蒽醌二磺酸鈉（簡稱ADA法）、拷膠和螯合鐵等。氧化法脫硫既能脫除硫化氫又能回收副產硫磺，為各合成氨廠所廣泛采 用。目前國內常用的脫硫方法有氨水液相催化法、ADA法、栲膠法、PDS法。氨水液相催化法脫硫，脫硫效率咼，可回收硫磺，適用于H2S含量咼的煤氣脫硫；但是當煤氣中 C02含量較高時，氨水吸收 C02量較多，會使溶液PH 值降低，從而影響脫硫效率。ADA法脫硫，溶液無毒，凈化度咼、脫硫效率也咼，但原料缺乏，在處 理含高硫氣體時，硫磺堵塔問題比較嚴重。栲膠法或PDS法脫硫除具有ADA法的優點外，還能較好的解決堵塔現象、 阻力小、操作穩定，加之采用噴射再生

18、的新技術，可以進一步提高脫硫效率， 降低投資，同時栲膠資源豐富，價格便宜，運行費用低。綜上所述，故本工程采用栲膠脫硫將煤氣中的H2S脫至w 100mg/Nm3。（2）脫碳脫碳裝置是將變換氣中多余的 CO2加以脫除，有利于氨的合成；同時減少 CO2壓縮所帶來的動力消耗。變換氣中CO2的脫除方法很多，目前常壓氣化工藝大體上有三種方法可供 選擇，即化學吸收法（熱法）、物理吸收法（冷法）、干法（變壓吸附法）。化學吸收法主要適用于氣體中二氧化碳分壓較低，凈化度要求較高的情況， 應用較多的有改良熱鉀堿法、改良 MDEA法、空間位阻胺法等。但這些方法溶 劑的再生均需要加熱，因而熱量消耗多，操作運行費用高。物

19、理吸收法適用于二氧化碳分壓較高的情況，如水洗法、碳酸丙烯酯法、 NHD法等。物理吸收法的吸收溶劑或干法的吸附劑不與二氧化碳反應，再生時 不需要加熱，只要降壓解吸即可，總能耗比化學吸收法為低，但其凈化度也比 化學吸收法為低。目前中國合成氨裝置采用常壓氣化工藝的脫碳主要有碳酸丙 烯酯法、NHD法和變壓吸附法三種脫碳工藝來說，前兩種為濕法脫碳工藝，具 有一氧化碳和氫氣損耗低，一次性投資較省的優點。但它們都需要用吸收劑， 采用減壓再生，運行電耗較高，還要消耗溶劑，其中 NHD還要消耗冷量。總的 來講，它們的工藝流程長、運行成本高、操作復雜。而變壓吸附為干法，其吸 收劑為分子篩、活性炭及硅膠等。吸附劑采

20、用一次性裝填，使用壽命一般在10年左右，且無需再生，不需要復雜的預處理系統，自動化程度高，操作方便， 運行成本低，不腐蝕設備，對環境沒有污染。其缺點是其中有用氣體損失較多。對于加壓氣化工藝，氣化出口的煤氣直接進行耐硫變換后，然后進入后續 凈化工藝，一般采用低溫甲醇洗脫硫脫碳或 NHD脫硫脫碳。低溫甲醇洗法屬于 物理吸收，在低溫（-50C-60C下），溶劑吸收能力大，溶液循環量小，氣體凈 化度高，再生熱耗少，操作費用低，能綜合脫除氣體中的H2S、COS、CO2,溶液不起泡、不腐蝕，H2S濃縮簡單，在原料煤硫含量波動較大的情況下，H2S的濃度也可滿足硫回收的要求。上述工藝存在部分設備和工藝管道需要

21、采用低溫 鋼材，需要引進歐洲或日本的材料，所以基建投資較高，但其最大優點是溶劑項目改良熱 鉀減法碳酸丙 烯酯法NHD法改良MDEA 法PSA （變壓吸附）操作指標吸收壓力Mpa2.72.72.72.72.7廠吸收溫度c70r 38r o-5553540 原料氣中CO2V%26282628343626282628價格便宜，消耗指標和能耗均低于其它凈化工藝，在大型合成氨廠和甲醇生產廠中普遍采用。NHD脫硫脫碳工藝在常溫條件下操作，溶劑無毒，飽和蒸汽壓低，溶劑損 失小，再生熱耗低，設備材質大部分為碳鋼，取材范圍廣，價格也便宜，相對 低溫甲醇洗而言，溶液循環量大，消耗高，另外，NHD溶劑對有機硫的吸收

22、能力差，對高硫煤要增加有機硫水解設備。該工藝的主要優點是投資少，能耗低 于除低溫甲醇洗以外的其它凈化方法。為了克服“冷熱病”，一般情況下，低溫 甲醇洗配液氮洗精制，NHD脫硫脫碳配甲烷化精制。現將國內有代表性的幾種脫碳工藝技術指標進行比較如下 ：凈化氣中C c 02V%0.10.10.20.10.20.10.20.10.2溶液吸收能力NM3/Nm3 CO220249122118消耗定額蒸汽 t/tNH 31.80.11.2電Kwh/NH 3501061257068水t/tNH 3196r 60r 15748氮氫損失NM3/1000Nm3C021210102214冷凍量*106kJ0.352化學

23、原料kg/ tNH30.40.50.250.200.2投資對比1.4811.321.131.4綜合能耗KJ/tNH3*1065.841.3751.484.891.0選擇脫碳方法時，首先必須考慮與合成氨凈化流程相適應，保證達到合成氨用氣的要求，同時又要選擇技術先進、成熟可靠、生產穩定、消耗低、成本低、 投資省、無毒無腐蝕的工藝路線。從凈化度方面考慮，NHD、碳酸丙烯酯法與PSA均能達到要求。從能耗的角度考慮本設計采用 3.0MPa PSA脫碳。變壓吸附基本原理是利用吸附劑對吸附質在不同分壓下有不同的吸附容量、 吸附速度和吸附力，并且在一定壓力下對被分離的氣體混合物的各組分有選擇 吸附的特性，加壓

24、吸附除去原料氣中雜質組份，減壓脫附這些雜質而使吸附劑 獲得再生。因此，采用多個吸附床，循環地變動所組合的各吸附床壓力，就可 以達到連續分離氣體混合物的目的。由于該氣化煤氣中的二氧化碳含量太高，這部分二氧化碳造成變換系統蒸 汽消耗太高及后系統壓縮功耗增加，因此考慮在變換之前增加一級預脫碳，脫 除部分二氧化碳，為了節省壓縮功，選擇在 1.0MPa壓力下脫碳，考慮到變壓吸 附脫碳對有機硫和無機硫的吸附作用，如果全氣量通過脫碳將造成變換工段入 口氣硫含量不足，引起變換催化劑返硫化。因此選擇部分氣體通過預脫碳工段， 實現二氧化碳和硫含量均滿足變換的要求。44123合成氣精制經變換工段和脫硫脫碳后的原料氣

25、中還含有少量的CO和CO2等雜質。為了防止它們對合成催化劑的損害，原料氣送往合成工段之前還需要一個最終的凈化過程，稱之為精制。精制后兩碳含量小于10ppm合成氨新鮮氣中的微量 CO及CO2的凈化，目前中國大多數中小氮肥企業 仍采用傳統的“銅洗”凈化工藝，由于銅洗工藝存在著運行費用高，運行不穩定, 易造成環境污染等缺點，因此，新建合成氨系統已基本不采用。另一種凈化方法是 CO深度變換-甲烷化工藝，該工藝能保證合成新鮮氣的凈化度，運行也比較平穩， 但是其缺點也比較明顯，變換工段蒸汽消耗量大 （低變出口 CO含量在0.3%左 右），脫碳系統凈化度要求高（脫碳出口 CO2含量在0.2%左右）；合成新鮮

26、氣中 的CH4含量高，合成氨工段放空氣量大，新鮮氣消耗增加。目前中國有代表性的 合成氨原料氣的精制工藝有醇烷化工藝及醇烴化精制工藝。醇烴化精制工藝是 雙甲精制工藝的升級技術，烴催化劑為一種鐵系催化劑，一氧化碳、二氧化碳 與氫反應生成烴類化合物，在常溫下冷凝為液體，生成甲烷極少，進入氨合成 系統的甲烷大大減少。醇烷化工藝是聯醇工藝和甲烷化凈化工藝有機結合在一 起，使變換和脫碳系統出口的 CO和CO2等氨合成原料氣中有害成分與氫反應 生成附價值較高的甲醇，進烷化催化劑氣體中的CO和CO2為50200 PPm,合成氨原料氣中的CH4基本沒有增加。醇烴化精制凈化工藝，是利用甲醇化反 應將原料氣中的CO

27、、CO2在催化劑的作用下分別與 H2反應生成甲醇。使甲醇 化出口 CO+CO2控制在0.30.5%左右，再將醇后氣進入烴化反應器，氣體中 少量的CO+CO2在催化劑的作用下，分別與H2反應生成醇類和烴類物及少量的 甲烷。烴化出口氣體中 CO+CO2<10ppm送合成工序。國際上及國內大型合成氨裝置多采用低溫液氮洗工藝，該工藝是一個典型 的物理低溫吸收過程，是脫除 CO的最好的方法。同時該工藝可以將氣體中的 甲烷等雜質全部清除干凈，液氮洗后的凈化氣幾乎是純凈的氫氮氣，合成工段 無需排出放空氣，其缺點是投資高。從工藝角度看，對于本工程醇烴化工藝與低溫液氮洗工藝均可選擇，但是 本裝置設計的產品

28、方案為18萬t/a合成氨、3.0萬t/a甲醇，綜合投資及規模等 因素合成氣精制選擇醇烴化工藝。441.2.4合成技術氨合成是將合格的氫氮氣在催化劑的作用下，生成氨。整個合成回路包括： 新鮮氣補充、合成反應、反應熱回收、氨分離、惰性氣放空、未反應氣增壓循環。從反應動力學觀點看，提高合成壓力是有利的，但是提高壓力將增加壓縮 機功耗，因此合成壓力的選擇是一個經濟問題，同時與壓縮機及配套設備的選 擇有重要關系。目前國際上氨合成向低壓方向發展，由七十年代的14.5Mpa，降低到10.0Mpa，使動力更省，設備制造容易。各國氨合成研究的另一個問題是如何 改進氨合成效率、提高氨凈值，降低合成回路阻力降，開發

29、有軸徑向塔、徑向 塔，分子篩干燥凈化合成氣等節能技術，如Topse公司的Topse-200、Topse-250、卡薩利氨合成以及凱洛格公司、英國化學公司等開發的技術等。國內氨合成技術近年來也有了很大發展，南化集團研究院、南京國昌化工 科技有限公司開發的GC型高壓、低壓氨合成工藝、NC型合成塔，湖南安淳科 技公司開發的山J冷激型、山J軸徑向合成塔技術等。氨合成塔是氨合成系統的關鍵設備，直接影響著氨合成系統的循環機功耗、 冷量消耗、冷卻水消耗及新鮮氣的消耗。本工程選用GC-R301Y型© 1800三軸一徑催化劑自卸結構。4.4.1.2.5壓縮機的選擇原料氣/合成氣壓縮機是合成氨裝置的關鍵

30、設備，該機組的效率和運轉穩定 性直接影響了合成氨的產量和企業的經濟效益。壓縮機的選型與裝置的規模、合成回路壓力密切相關。中國中小型合成氨 企業一般采用常壓氣化，低壓凈化，中壓精制，高壓合成，回路多，壓縮比大， 且凈化前氣體雜質多，因此多采用往復式壓縮機。大型合成氨裝置采用的是加 壓氣化，中壓合成，合成回路少，壓縮比小，通常采用離心式壓縮機。相對于 往復式壓縮機來講，離心式壓縮機具有處理氣量大，運行平穩，振動小，易損 件少，正常連續運行時間長，可采用蒸汽透平直接驅動，熱效率高，運行費用 低，氣缸內無需潤滑油，氣體不會污染等諸多優勢，因此，國外大型合成氨生 產裝置均采用單軸或多軸式離心機。本工程為

31、中型裝置，原料氣凈化前氣體中的粉塵及焦油含量高，且段間需 要引出，因此原料氣壓縮機宜采用電動往復壓縮機。經過凈化后凈化氣潔凈， 因此合成氣壓縮機及循環機采用離心式壓縮機，可采用蒸汽透平直接驅動，通 過調節汽輪機的蒸汽量來調節轉速，能夠方便調節壓縮機的流量。44126氫回收技術回收合成放空氣中的氫再返回合成氨系統，用以提高產量或降低消耗。氫 回收的方法目前常用的有變壓吸附法、膜分離法和深冷分離法。變壓吸附法的 特點是產品純度高，回收率亦較高，操作費用低，缺點是閥門切換頻繁，因而 對閥門的性能、自控水平及可靠性要求較高。膜分離法及中空纖維分離技術的特點是投資省、操作費用低，產品回收率 與變壓吸附法

32、相當，但產品純度不如變壓吸附高。深冷分離法是根據混合氣體中各組分冷凝液化溫度的差異而將混合氣體 冷卻到一定的溫度，使冷凝溫度高于此溫度的氣體液化而達到分離的目的，該 法特點是回收率高，但投資大。三種方法中國均有實例，西南化工研究院研制的變壓吸附及中科院大連物 化所開發的膜分離技術，均已在中國廣泛使用，深冷分離裝置在中國也能生產， 但只有用于小型廠的例子，三種比較見下表：7方法項目變壓吸附深冷分離膜分離產品純度%9899.9990998095產品氫回收率%708590966585操作壓力MPa0.82.82.51.0P 入/P 出=2.510P入-進口壓力P出-滲透壓力F投資年回收率1.42.8

33、1占地較小較小最小操作費用較低較高較低消耗少量蒸汽操作可靠性可靠可靠可靠從上面分析可以看出，變壓吸附及膜分離均可作為選擇的方案，從節約投 資、操作運行可靠及節省用地考慮，本工程選擇膜分離方案，因回收氫返回合 成氨系統，氫純度沒有苛刻要求。44127空分技術空分技術目前中國已工業化的制氧技術有深冷法和變壓吸附法。深冷法是利用深度冷凍原理液化空氣，使空氣中氧、氮等不同沸點的組分，通過精餾塔進行精餾，分離制取氧氣、氮氣。該技術經過近100年的發展、完善，以達到很高的技術水平。中國深冷制氧裝置能力最大可達到40000m3/h，其 制氧電耗也已降到0.5kwh/m3以下，技術成熟。變壓吸附法是利用分子篩

34、吸附劑吸附空氣中的氮，通過改變操作壓力，實 現空氣分離。該方法主要應用于小型空分裝置。對于本工程如此大的氧、氮耗量，只能采用深冷法空分裝置。44128甲醇精餾目前國內外的甲醇工業裝置，粗甲醇精制均采用精餾的方法。普遍采用的 工藝主要是兩塔流程（單效）和三塔流程（雙效），二者精餾過程的機理是一致的， 主要區別在于主精餾塔的設置和能量綜合利用。（1）兩塔流程雙塔流程是目前最為普遍采用的粗甲醇精制方式，第一塔為預精餾塔，第 二塔為主精餾塔，兩塔再沸器均用低壓蒸汽作為熱源。預精餾塔用于分離輕組分和溶解性氣體（H2、CO和CO2等），主精餾塔用于 除去重組分，同時得到精甲醇產品。含水和高沸點組分的粗甲醇

35、從塔中部進入， 高級醇從加料板以下側線引出，含微量甲醇的水從塔底排出，產品精甲醇從近 塔頂處取出。（2）三塔流程三塔流程目前也被廣泛采用，尤其是在大型裝置中具有較強的競爭力。與 雙塔流程的區別在于采用了兩個主精餾塔，第一主精餾塔加壓操作，第二主精 餾塔常壓操作，利用加壓塔的塔頂氣體的冷凝熱作為常壓塔的塔底再沸器的熱 源，不僅節省了加熱蒸汽，而且也節省了冷卻用水，有效地利用了能量。預精餾塔的操作與兩塔流程類似，來自預塔塔底的甲醇-水混合液，經過 加壓泵送入第一加壓主精餾塔，其再沸器用低壓蒸汽加熱，塔頂氣體引入第二 常壓主精餾塔再沸器，氣體冷凝熱作為第二塔之熱源。第一主精餾塔底排出的 甲醇-水混合

36、液利用壓差進入第二主精餾塔，脫除水和重組分雜質。高級醇由 塔側線引出，塔底廢水含0.5%左右的甲醇，產品精甲醇部分采自第一主精餾塔 的塔頂冷凝液，部分采自第二主精餾塔的塔頂冷凝液。根據分析的結果可以看出，甲醇精餾工序的兩種基本流程中，其工藝指標 基本相當，三塔流程由于采用雙效精餾，而降低了冷卻水和蒸汽的消耗，設備 投資較高且操作控制復雜；兩塔流程采用單效精餾，冷卻水和蒸汽的消耗較高，設備投資低且操作控制簡單本可研推薦三塔精餾流程44129氨回收由于合成放空氣及氨貯槽馳放氣中均含有氨，不能外排，提氫也需先經洗氨后才能進入變壓吸附裝置，為了使膜分離系統的操作壓力有較寬的選擇余地， 本項目將放空氣及

37、貯槽馳放氣分別進行回收。合成放空氣由脫鹽水洗氨得到稀 氨水，貯槽馳放氣主要是含氨及較少量的氫，設等壓回收塔回收氨，即由提氫 洗氨得到稀氨水由泵加壓后送往等壓回收塔，繼續吸收馳放氣中所含的氨，使 氨水濃度達到1418%左右，送尿素解吸系統。441210氨貯存液氨貯存有常壓和低壓0.4MPa ;中壓2.02.5MPa三種型式。常壓貯存液氨溫度較低為-33C，貯罐需用耐低溫鋼材，適于大型氨貯存。 需要設置冷凍保安系統。低壓液氨貯存，為考慮到環境及安全因素，也需要設置冷凍保安系統。同 時，需設置氨輸送泵，將液氨回壓到2.2MPa，才能達到本工程尿素裝置的需求。中壓液氨貯存，不需冷凍保溫系統及氨輸送泵，

38、但壓力貯罐造價相對高一 些。因此本設計，推薦中壓液氨貯存。為考慮尿素裝置檢修，確保合成氨裝置的正常生產，確定存貯量約為合成 氨裝置2天的生產量。選用1000m3中壓貯存罐2臺。4.4.1.2.11甲醇貯存設四臺儲存量為400m3的甲醇儲罐，其中一臺用來儲存粗甲醇，可儲存四 天；三臺用來儲存精甲醇，可儲存十二天。4.4.1.2.12 火炬考慮到裝置的正常生產與非正常情況如開停車、事故排放等情況，本工程 設置兩臺高塔式火炬系統。正常生產排放使用的火炬稱為總火炬，用于將正常 生產排放的可燃氣體，另一臺非正常情況使用的火炬稱為事故火炬，用于開停 車、事故排放等非正常的工況的放空。火炬氣經收集后經水封罐、汽液分離器后送至火炬頭燃燒，火炬設有點火裝置、長明燈、分子封及自控系統，保證火炬安全燃燒綜上所述，本工程合成氨裝置推薦的工藝技術方案為：SES氣化，2.0萬Nm3/h空分裝置（外壓縮）；濕式氧化法脫硫；變壓吸附預脫碳；耐硫全低溫變 換；濕式氧化法變換氣脫硫；變壓吸附脫碳；精脫硫；醇烴化精制；22.0MPa氨合成。合成氨裝置工藝技術綜合評價序 號項目評價1技術先進性國內先進技術2技術適用性在國內應用廣泛并不斷創新3技術可靠性技術成熟，操作數據齊備4技術安全性涉及危險因素較少，易實施安 全生產管理5技術進展前景在氣化系統、合成系統、原