年产18万吨合成氨30万吨尿素项目改造可研报告(编辑修改稿)

年产18万吨合成氨30万吨尿素项目改造可研报告(编辑修改稿)内容摘要：

由于气化温度低，生成气中甲烷含量大，同时生成气中含苯、酚、焦油等一系列难处理的物质，净化流程长；尤其是该技术只能用碎煤，因而原料利用率低，大量筛分下来的粉煤要配燃煤锅炉进行处理。 此技术用于城市煤气较好，不宜做合成气。 UGI 煤气化技术虽不先进，但此技术较实用，投资低，建设周期短，操作简单易管理。 经过小氮肥企业几十年的革新改造，现在的UGI 煤气化技术已 不是传统意义上的固定床气化技术，如气化炉的改进，原料煤的消耗降低及吹风气回收利用等技术革新，因此这么多年来一直受小氮肥企业青睐。 合成氨气化技术的选择，主要依据于合成氨的生产规模及企业所能利用的制气原料来决定。 由于 该项目氨醇生产能力为 24 万吨 /年，属于中型规模。 为了降低投资，缩短建设周期，使企业尽快获得效益，因此本方案选用 UGI 气化技术。 UGI 炉常用规格主要有：Φ 3600、Φ 3000、Φ 2800、Φ 2600 等等，相比较来说，从投资方面Φ 3000 以上的造气炉是Φ 2600 系列的煤气发生炉的 2 倍以上，但制气能力 只有Φ 2600 系列的 倍以下，经济上是不合理的。 而Φ 2600 系列（包括Φ 2610 及Φ 2650 和Φ 2600异型夹套造气炉）的优势在于设备投资低、发气强度高、运行费用低、 20 效率高等优点。 公司现有 20 台 Φ 3000 造气炉，根据我院在合成氨设计中多年的经验，对现有的 20 台造气炉进行改造，并在生产工艺上采取了以下措施使其有很大的改善： （ 1）采用新型均布型炉篦，增强破渣能力，改善气体分布，降低煤耗及蒸汽消耗。 （ 2）采用油压微机自动控制，可控制并调节氢碳比。 （ 3）采用过热蒸汽制气，提高蒸汽分解率，降低蒸汽消耗。 （ 4）采用热管技术回收上、下行煤气的热量、热回收充分，付产蒸汽量大。 （ 5）设三废回收装置回收吹风气的显热及燃烧热产蒸汽供尿素装置生产用。 （ 6）采用自动上煤自动下灰机电一体工艺，提高自动化水平，降低劳动强度，提高单炉产气能力。 半水煤气脱硫 工段 因为原料煤灰分含量高 ,气柜来的半水煤气含尘量和焦油量比较高 ,影响压缩机的使用，为此设两段除尘，设置除尘塔和静电除焦油塔，以随时切换清理。 考虑压缩机进口温度和压力直接影响压缩机打气量，再在后面加风机增压，冷却塔冷却。 半水煤气硫含量 ~1g/Nm3，当用来脱除原料气中大量的无机硫时，湿式氧化法脱硫有着明显的优点，首先脱硫剂是便于输送的液体物料，其次是脱硫剂的连续并能回收很有价值的化工原料硫磺。 另一方面，湿式氧化法是比较完善的脱硫工艺，其中常用的有改良 ADA法、栲胶法和 888 脱硫剂法等，现在厂里主要用 888 脱硫剂配合改良 21 ADA 法法，操作较熟练，处理效果较好，本次可研仍然拟用改良 ADA法脱硫。 本方案选择改良 ADA 法脱除变换气中的硫化氢，溶液再生采用喷射再生方法。 本工段最大处理气量 1161900Nm3/h,气体硫含量1g/Nm3。 压缩工 段 对于排除压力较高的气体的压缩，通常可以选用往复式压缩机和离心式压缩机。 往复式压缩机适用于打气量小的工况，投资低，缺点是易损件多、占地大、维修工作量大。 离心式压缩机适用于打气量大的工况，单机打气量大，运转平稳无脉冲，维修量少，可用蒸汽透平驱动以提高能量的转换效率，世界上大型化装置大气量的压缩机都采用离心式压缩机，但投资高。 本工程为中型装置，并考虑到投资等因素本可研选择单台生产能力为 4 万吨 /年合成氨的电动往复压缩机。 变换工段 （ 1）国内外工艺技术概况 半 水煤气中 CO 含量高达 30%左右， H2 量只占 38%左右， N2量只占 22%左右，不符合氨合成的需要。 需将半水煤气进行 CO 变换反应，增加气体中 H2 含量，以调整氨合成气的组成。 国内在二十世纪九十年代已开发成功各种操作压力下的耐硫变换催化剂，其性能接近国外水平，价格也比国外便宜，推动了耐硫变换工艺的发展。 鉴于造气工段设计 方案选用常压固定层煤气发生炉间歇制取半水煤气（φ 2800 煤气发生炉） ，则由脱硫除尘后的半 22 水煤气经氮氢气压缩机加压至 进入变换工段。 （ 2） 工艺技术方案的比较和选择 以煤为原料制得的半水煤气，其中的一 氧化碳含量较高，变换的目的主要是将半水煤气中的一氧化碳与水蒸汽作用变换成二氧化碳和氢，然后再通过脱碳工段脱除多余的二氧化碳，使半水煤气成分能够满足醇氨比的要求。 为达到变换的目的，有中温变换和低温变换两种工艺可供选择。 目前国内运行的变换工艺流程有传统的中变串低变流程，全低变流程及中低低流程，全低变流程从能耗，投资及运行费用方面均好于传统的中变串低变流程。 对于本工程的生产工艺而言，要求变换气中 CO含量较高，大约为 %左右， CO 变换过程中汽气比很小，大约为。 因此本工程采用全低变工艺。 全低变即全 低温变换，是相对中温变换而言，在中温串低温工艺上发展成的一种新的变换工艺。 它采用低温活性优良的钴钼系耐硫变换催化剂，反应一段热点温度较中变下降 100~200℃。 使变换反应所需汽气比明显下降，节约大量的蒸汽消耗。 同时，由于反应温度和变换反应转化率的的下降，使气体体积相对缩小，降低系统阻力，减少了压缩功的消耗。 该工艺放宽了一次脱硫指标，从而减少了脱硫费用。 另外，操作温度的下降也降低了对变换炉的材质要求，改善了设备维修条件。 总之，在相同操作条件和工况下其设备能力和节能效果都比中串低、中低低工艺要好。 随着低温变换 技术的采用，变换气中的过量蒸汽已经很少，利用饱和热水塔回收气体潜热的意义也就不大了，本方案的全低变工艺取 23 消饱和热水塔。 变换气脱硫 在生产中，硫化氢能使甲醇催化剂、甲烷化催化剂、合成催化剂永久性中毒，活性降低，氨和甲醇产量下降，腐蚀设备，所以，无论采用何种原料和生产工艺生产合成氨，对合成原料气中的总硫含量要求十分严格，一般控制在 ~ 左右甚至更低，以有效保护催化剂不受硫化物毒害而失去活性，降低生产成本。 因此，脱硫的好坏与否，是生产的关键问题之一。 变换气硫含量达 250mg/Nm3，有机硫含量 ~10%，国内外基本都是采用湿法脱硫工艺。 该工艺大致分为物理吸收法、化学吸收法和液相氧化法三类。 为便于操作管理，变换气脱硫仍然拟用 ADA 法脱硫，溶液再生采用喷射再生方法。 熔硫与半脱共用一套系统。 脱碳工段 脱碳装置是将变换气中多余的 CO2 加以脱除，有利于氨及甲醇的合成；同时减少 CO2 压缩所带来的动力消耗。 变换气中 CO2 的脱除方法很多，大体上有三种方法可供选择，即化学吸收法（热法）、物理吸收法（冷法）、干法（变压吸附法）。 化学吸收法主要适用于气体中二氧化碳分压较低，净 化度要求较高的情况，应用较多的有改良热钾碱法、改良 MDEA 法、空间位阻胺法等。 但这些方法溶剂的再生均需要加热，因而热量消耗多，操作运行费用高。 热法（化学法） :有代表性的是国内中型厂采用的苯菲尔法，该 24 法的特点是净化度高、 CO2 回收率高、且回收 CO2 纯度高，但该法需加热再生，热耗较高。 活化甲基二乙醇胺法（ MDEA 法） :该法是在 N甲基二乙醇胺的水溶液中加入了少量活化剂作为吸收溶液，它吸收 CO2 的等温曲线介于物理吸收和化学吸收之间，属物理 化学吸收，特点是净化度高、CO2 回收率高、且回收 CO2 纯度高、溶剂损耗 低，再生耗热较苯菲尔法低的多，现在湖北襄樊、广东江门、江苏大丰等厂使用较好。 物理吸收法适用于二氧化碳分压较高的情况，如水洗法、碳酸丙烯酯法、 NHD法等。 物理吸收法的吸收溶剂或干法的吸附剂不与二氧化碳反应，再生时不需要加热，只要降压解吸即可，总能耗比化学吸收法为低，但其净化度也比化学吸收法为低。 就目前主要用于生产的碳酸丙烯酯法、 NHD法和变压吸附法三种脱碳工艺来说，前两种为湿法脱碳工艺，具有一氧化碳和氢气损耗低，一次性投资较省的优点。 但它们都需要用吸收剂，采用减压再生，运行电耗较高，还要消耗溶剂，其中 NHD还要消耗冷量。 总的来讲，它们的工艺流程长、运行成本高、操作复杂。 而变压吸附为干法，其吸收剂为分子筛、活性炭及硅胶等。 吸附剂采用一次性装填，使用寿命一般在 10年左右，且无需再生，不需要复杂的预处理系统，自动化程度高，操作方便，运行成本低，不腐蚀设备，对环境没有污染。 其缺点是其中有用气体损失较多。 现将国内有代表性的几种脱碳工艺技术指标进行比较如下 : 25 选择脱碳方法时，首先必须考虑与合成氨净化流程相适应，保证达到合成氨用气的要求，同时又要选择技术先进、成熟可靠、生产稳定、消耗低、成本低、投资省、无毒无腐蚀的工 艺路线。 通过以上比较，从能耗、净化度、投资 等方面综合考虑。 对合成氨联产甲醇装置，对二氧化碳净化度要求不是很高，所以从节能的角度考虑，推荐选用分子筛变压吸附脱碳工艺。 PSA 技术在生产尿素脱碳中现已有多套大型装置在运行，并且该技术有很大改进，没有任何放空，保证了吨氨原料气消耗不增加。 变压吸附基本原理是利用吸附剂对吸附质在不同分压下有不同的吸附容量、吸附速度和吸附力，并且在一定压力下对被分离的气体混项目 改良热钾减法 碳酸丙烯酯法 NHD法 改良MDEA法 PSA（变压吸附） 操作指标 吸收压力 Mpa 吸收温度 ℃ 70 38 0~5 55 35~40 原料气中 CO2V% 26~28 26~28 34~36 26~28 26~28 净化气中 C℃O2V% ~ ~ ~ ~ 溶液吸收能力NM3/ Nm3 CO2 20~24 9~12 21 18 消耗定额 蒸汽 t/tNH3 电 Kwh/NH3 50 106 125 70 68 水 t/tNH3 196 60 15 74 8 氮氢损失 NM3/1000Nm3CO2 12 14 10 22 12 冷冻量 *106kJ 化学原料 kg/ tNH3 投资对比 1 综合能耗 KJ/ tNH3*106 26 合物的各组分有选择吸附的特性，加压吸附除去原料气中杂质组份，减压脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。 因此，采用多个吸附床，循环地变动所组合的各吸附床压力，就可以 达到连续分离气体混合物的目的。 合成氨变换气中主要含有水（汽）、有机硫、无机硫、二氧化碳、一氧化碳、甲烷、氮、氩及氢气。 在一定的温度和压力下，吸附剂对上述合成氨变换气中气体的吸附力和吸附容量从前到后依次减弱和减少，也就是说，当合成氨变换气通过吸附剂时，在前的组分优先被吸附，即使吸附剂已经吸附了在后的组分，在前的组分也会把它顶替出来。 此外，不同种类的吸附剂对同一气体组分的吸附力和吸附容量也有很大的差异；对于一定的气体组分来说，当压力升高时，吸附剂对其吸附容量增加，当压力降低时，吸附剂对其吸附容量减少。 精脱硫工段 甲醇催化剂系 CU 系催化剂，这种催化剂具有活性温度低，选择性好， CO 转化率高、副反应少等优点。 但是 CU 系甲醇催化剂对毒物，如硫化物等的敏感性特别强，原料气中微量的硫化物就会引起中毒，致使其寿命大大缩短。 变脱后的变脱气中硫 10mg/Nm3，由于采用 PSA 脱碳，气体中大部分有机硫和变脱后少量的无机硫经脱碳“顺带脱除”。 脱碳后残余的 H2S 和有机硫经精脱硫装置将总硫脱至 2ppm 以下，再用活性炭、氧化铁或氧化锌粗吸收达到 ，然后用转化吸收型活性炭催化剂精吸收到 mg/Nm3，再用净化剂脱除氯和噻吩等杂质即可。 该方法流程简单，脱硫精度高。 27 . 8 原料气精制工艺 合成氨新鲜气中的微量 CO 及 CO2的净化目前国内大多数中小氮肥企业仍采用传统的“铜洗”净化工艺 ,由于铜洗工艺存在着运行费用高 ,运行不稳定 ,易造成环境污染等缺点 ,因此 ,新建合成氨系统已基本不采用。 另一种净化方法是 CO 深度变换 甲烷化工艺，该工艺能保证合成新鲜气的净化度 ,运行也比较平稳 ,但是其缺点也比较明显，变换工段蒸汽消耗量大 (低变出口 CO 含量在 %左右 )。 脱碳系统净化度要求高 (脱碳出口 CO2 含量 在 %左右 )；合成新鲜气中的 CH4含量高 ,合成氨工段放空气量大 ,新鲜气消耗增加。 目前国内有代表性的合成氨原料气的精制工艺有醇烷化工艺及醇烃化精制工艺。 醇烃化精制工艺是双甲精制工艺的升级技术，烃催化剂为一种铁系催化剂，一氧化碳、二氧化碳与氢反应生成烃类化合物，在常温下冷凝为液体分离，生成甲烷极少，进入氨合成系统的甲烷大大减少。 醇烷化工艺是 联醇工艺和甲烷化净化工艺有机结合在一起，使变换和脱碳系统出口的 CO 和 CO2等氨合成原料气中有害成分与氢反应生成附价值较高的甲醇，进烷化催化剂气体中的 CO 和 CO2 为 50～ 200 PPm，合成氨原料气中的 CH4 基本没有增加。 醇烃化精制工艺在生产过程中会产生少量的烃类物，不易处理。 经过比较本可研采用以净化为目的的醇烷化精制工艺。 该技术可放宽变换及脱碳系统的操作条件，使变换系统蒸汽耗量大大降低，脱碳系统的有效气体损失减少。 该工艺 正常运行时，不开循环机，不带电加热器，运行十分稳定。 该工艺 具有以下优点： （ 1）净化。