合成氨工艺总流程与压缩机模板Word文档下载推荐.docx
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然后在氧化锌脱硫槽(01-R002A/B)里硫被脱除,控制含硫小于0.1p.p.m。
2、转化
经脱硫的原料气与来自工艺冷凝液汽提塔(05-C003)的水蒸汽和来自冰机的蒸汽透平(09-MT01)或发电机蒸汽透平(85-MT01)的背压蒸汽,按比例调节进行混合,控制水碳比为2.75左右、温度在372C。
此原料-水蒸汽混合气相继进入一段转化炉对流段盘管(03-B002E01A)和(03-B002E01B)换热,在两盘管间还设置喷雾温度
调节器(03-B002E08)用它来调节出盘管(03-B002E01B)的混合气加热至580C。
此混合气从转化炉管顶部进入,在镍催化剂作用下进行转化反应。
出一段炉的转化气压力43.5巴、温度804C,含16.3%CH4。
含CH416.3%的一段转化气自二段炉(03-R001)底部进入,经中心管至炉顶,与来自空压机(02-K001),压缩至45巴,途径加热盘管(03-B002E03)加热至500C的工艺空气相混合,于炉中上部空间进行燃烧反应,反应后气体温升至1250C左右。
此高温气体相继流经炉中催化剂床层,继续进行转化反应。
出二段炉的转化气(工艺气),温度983C左右,残余甲烷含量0.9%以下。
为回收此高温工艺气的热量,入工艺气冷却器(03E001)使
之产生328C、125巴的高压蒸汽。
出(03-E001)温度588C的工艺气继续入高压蒸汽过热器(03-E002),喷雾温度调节器(03-E005),控制其出转化工序的工艺气温度为370C左右。
经预热后的锅炉给水注入汽包(03-D001),汽包与工艺气冷却器
(03-E001)、废热锅炉(04-E001)和辅助锅炉相连通,设计为自然循环。
自汽包输出的高压蒸汽,依次流经高压蒸汽过热器(03-E002)(03-B003E01)和(03-B002E02),将蒸汽过热至535C,再分别送入冰机和发电机的蒸汽透平作动力。
3、变换
CO变换采取高低变流程。
370C的转化工艺气,自高温变换炉顶部进入,于铁-铬系催化剂
条件下进行反应,温升到444C,CO含量降至3.87%。
高变气由炉底出来,入废热锅炉(04-E001),回收热量产生高压蒸汽,高变气被冷却至375C,继入锅炉给水预热器(04-E002),降温至204C,而后入低温变换炉。
低变是在铜-锌-铝系催化剂条件下进行反应,反应后气体温升至
236C,CO含量为0.36%。
低变气在锅炉给水预热器(04-E003)中换热,冷却至176C,此温度下已有水蒸汽冷凝。
为便于低变催化剂的升温还原,还专设置一套氮循环系统。
4、脱碳
CO2脱除,采用节能型的苯菲尔脱碳流程。
为回收低变气中的热能,含CO217%左右的低变气依次流经气体冷却器(05-E001),再沸器(05-E002)及脱盐水预热器(05-E009)而得以产生低压蒸汽,发生汽提蒸汽和加热了脱盐水。
低变气冷却至95C
左右,自吸收塔(05-C001)下部进入,与塔顶喷淋下来的吸收液(贫液)逆流接触。
经下塔吸收后的气体中CO2含量降至0.4%,再经上塔吸收,
从塔顶逸出的脱碳气,温度70C,CO2含量却为0.1%。
而后经分离器(05-F002)回收随气体带出的溶液。
吸收塔底流出的富液,经水力透平(05-MT01)送至解吸塔(05-C002)顶部,溶液减压闪蒸出部分水蒸气和二氧化碳,然后向下流经解吸塔填料,此时溶液与再沸器(05-E002)及闪蒸槽(05-D002)返回的蒸汽逆流接触,实现汽提,达到再生目的。
解吸塔顶部压力控制为1.52巴(绝)时,塔底溶液温度为118C左
解吸塔底流出的溶液,入闪蒸槽(05-D002),经五级闪蒸压力降至
0.89巴(绝),此时溶液温度为100C左右。
闪蒸释放出的蒸汽由蒸汽喷射器(05-A001,05-A002,05-A003,05-A004)和蒸汽压缩机(05-K001)注回解吸塔。
为节省蒸汽压缩机功耗,在最后一级闪蒸溶液用锅炉给水做适当加热。
再生好的溶液,经贫液泵(05-P001A/B)送出,分两路送入吸收塔:
一路为大致25%的溶液量,经热水加热器(05E010A/B),将溶液冷却至70C入上塔;
另一路则将其与75%的溶液量,不经冷却器直接送入下塔。
且溶液泵(05-P001A/B)与水力透平(05-MT01)是在同一轴上,由此水力透平所回收的能量能够补偿溶液泵轴功率的40%。
脱碳系统中,自分离器(05-F001)分离出来的工艺冷凝液,经冷凝液预热器(05-E008),被冷却至98C。
由冷凝液泵(05-P006A/B)送经冷凝液预热器(05-E011A/B)被加热后入汽提塔(05-C003),与来自冰机蒸汽透平(09-MT01)或发电机蒸汽透平(85-MT01)的背压蒸汽与塔中逆流接触,进行汽提。
使用水蒸汽量每小时15吨。
塔顶逸出的汽提蒸汽(其中包括转化、变换的付产物甲醇、乙醇、氨等)送往转化工序。
从解吸塔顶(1.52巴、94C)排出的CO2气入脱盐水预热器(05-E004A/B)、水冷却器(05-E007A/B)换热,冷却至40C。
此CO2气冷凝液于(05-F003)和(05-F005)分离器中将冷凝液分离下来,用泵(05-P002A/B)将少量冷凝液分别送入解吸塔顶的洗涤塔板、闪蒸槽的洗涤料盘作洗涤水和溶液泵、水力透平的清洗液。
而其余冷凝液经
(05-E008)预热至120C,送回(05-E001)作为锅炉给水用。
分离器分离出的CO2气,送尿素装置CO2气压缩机的吸入端。
5、甲烷化
脱碳气中含0.1%CO2、0.44%CO,是远远超过对合成气中(CO+
CO2)viop.p.m的要求,为此采用甲烷化法除去少量的CO和CO2。
70C的脱碳气,在换热器(06-E001)中被加热至300C,入甲烷化炉(06-R001),反应放热,温升至336C左右。
此热气在换热器(06-E001)中被冷却至100C。
继入水冷器(06-E003)中,冷却至40C,气中含(CO+CO2)viop.p.m,成为合格的N2.H2混合气,即新鲜气。
6、合成气的压缩及氨合成
氮与氢在铁催化剂条件下合成氨,当压力98.24巴、440C时,平
衡氨含量为17.92%。
因此,大量未参与合成的N2・H2应循环使用。
同时,为降低合成氨能耗,采用了径向合成塔和两级氨冷。
甲烷后的工艺气(新鲜气),在38.3巴、40C下,经分离器
(07-F001)分离水份,入离心式合成气压缩机(07-K001),经一段压缩至65.4巴、112C,此时少量气体送脱硫,用于钻-钼加氢,大量气体经中间冷却器(07-E002)和分离器(07-F002)冷却分离后,入合成气压缩机高压缸,压缩至101.95巴、100C。
为保证催化剂不受毒害,出高压缸的新鲜气进入第一氨冷器(08-E005),冷却器至5C此时新鲜气的水蒸汽和CO2气被冷凝,于分离器(07-F003)中分离掉。
自(07-F003)逸出的新鲜气与(08-E005)出口的回路气在管路中汇合,由于回路气中
部分液氨的汽化,使汇合后的循环气降温至0.9°
C,继入第二氨冷器
(08-E006),降温至-10C,在该温度下大部分气氨冷凝。
随之物流入氨分离器(08-F001),分离下来的液氨入氨闪蒸槽(08-D001),闪蒸后的液氨,用泵(08-P001A/B)送往尿素装置或球罐储存,从(08-F001)分理出的冷气,经冷热交换器(08-E004)回收冷量,而后入(07-K001)循环段进行压缩,以补充回路压降的损失。
出循环段的气体(105.8巴、32C),经热交换器(08-E002),温升至239C左右,入合成塔(08-R001)。
105巴、239C、含4.12%NH3的循环气,流经三床层的径向合成塔,在铁催化剂上进行合成反应。
出塔气压力为101巴、414C、含
16.36%NH3,入废热锅炉(08-E001)回收热量,产生127巴、329C的高压蒸汽。
合成气被冷却至275C,继入(08-E002)、(08-E003)、
(08-E004)换热器换热,合成气温度分别降至53C、38C、23C,而后入第一氨冷器(08-E005)。
出第一氨冷器的回路气与新鲜气相汇合为循环气。
这样形成的一个循环过程,称之”合成回路”。
因新鲜气中含惰气(CH4+Ar)1.86%,在不断循环过程中惰气的含量会积累增多,影响氨的生成。
为此,出(07-K001)循环段的气体需要放空一部分,以控制循环气中惰气含量。
此放空气送往氨回收装置。
7、冷冻
来自第二氨冷器(08-E006)的气氨(-15C、2.36巴)来自第一氨冷器(08-E005)及气体冷却器(10-E004)的气氨(05C、4.38巴),分别进入氨压缩机又称冰机(09-K001)一段的吸入侧,经一段压缩的出口
气氨(86C、9.34巴),入中间冷却器(09-E005)冷却后与从氨闪蒸槽
(09-D001)来的气氨相汇合,于42C、9.08巴压力下进入(09-K001)的二段吸入侧,压缩至16.6巴、100C,经水冷器(09-E002A/B)冷却冷凝,气氨液化为液氨,入氨受槽(09-D002)。
冰机由蒸汽透平(09-MT01)驱动。
氨受槽(09-D002)中的液氨,温度较高,可称为热氨。
此热氨流经换热器(09-E003A/B)、氨闪蒸槽(09-D001)及产品氨加热器(09-E004)与来自闪蒸槽(08-D001)的冷氨进行热交换,使之冷却、减压降温,重新作为冷冻剂送往氨冷器(08-E005)、(08-E006)和气冷器(10-E
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