合成氨原料气体精制技术的节能与最佳选择文档格式.docx
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副产蒸汽压力
1.6~3.8MPa
半水煤气成分
H235.4%、N216.8%
CH41.5%、Ar0.30%
CO38.0%、CO28.0%
冷却水温度
32℃
软水温度
114℃
进系统气体温度
40℃
出系统气体温度
35℃
原料气压缩机形式
往复式
循环机形式
有效生产天数
330d
全厂物料衡算表(干基)
表2
系统主要参数名称
半水煤气
流量
105420Nm3/h
成分
变换气
138209.8Nm3/h
H250.73%、N212.81%
CH41.14%、Ar0.23%
CO5.26%、CO229.83%
压力
0.7MPa
脱碳气
97768.55Nm3/h
H271.71%、N218.11%
CH41.62%、Ar0.32%
CO7.44%、CO20.80%
2.0MPa
一级醇
进口气
一级净化
出口气
75865.06Nm3/h
H272.86%、N223.34%
CH42.18%、Ar0.42%
CO0.80%、CO20.40%
4.9MPa
11.0MPa
二级净化
72871.99Nm3/h
CO+CO2≤168PPm
三级净化
72932.57Nm3/h
CO+CO2≤10PPm
3.一级净化装置设置设置压力的选择
为了便于对比一级醇设置压力为4.5~5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热及一级醇设置在10.0~12.0MPa压力采用气体移走催化剂床层反应热两种工艺能耗高低,根据表1、表2计算结果分别对以上两种一级醇装置进行系统物料热量衡算,衡算结果如表3:
一级醇单系统主要物料热量衡算表(干基)
表3
系统主要参数
名称及单位
温度
℃
MPa
Nm3/h
入甲醇塔气
220
5.2
157332
40
12.0
261210
出塔气体
240
5.0
142901
120
11.3
246764
出塔前换热器气体
80
49.8
139691
出水冷器气体
35
49.4
135036
11.25
238899
循环气体
49.0
59165
11.0
162977
状态下循环机吸气量
21.98m3/h
27.25
循环比
0.603
1.695
甲醇塔出口醇含量
5.04%
2.90
副产蒸汽量(1.6MPa)
1023kg/tCH3OH
我们根据表1~3的条件及参数分别对一级醇设置压力为4.5~5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热及一级醇设置在10.0~12.0MPa压力采用气体移走催化剂床层反应热两种工艺的压缩机功耗、循环机功耗、冷却水消耗量及副产蒸汽量进行计算,结算结果如表4
两种一级净化装置能量消耗一览表
表4
低压比中压节省
的能耗
压缩机功耗
0(以压缩机出口5.2
MPa为计算基准点)
93.728KWh/tCH3OH
-93.728KWh/tCH3OH
循环机功耗
16.065KWh/tCH3OH
65.0558KWh/tCH3OH
-48.991KWh/tCH3OH
冷
却
水
体积
38.416m3/tCH3OH
128.67m3/tCH3OH
-90.254m3/tCH3OH
折电
23.32KWh/tCH3OH
186.75KWh/tCH3OH
-163.43KWh/tCH3OH
副
产
蒸
汽
蒸汽量
+1023kg/tCH3OH
蒸汽折能
682410.5KCal/tCH3OH
+682410.5KCal/tCH3OH
水带入能
116870KCal/tCH3OH
+116870KCal/tCH3OH
净回收
热能
565540.5KCal/tCH3OH
+565540.5KCal/tCH3OH
根据表4我们可以看出:
(1)副产蒸汽的低压(5.2MPa)甲醇工艺,仅原料气压缩机、循环机两项可以比12.0MPa的中压联醇节省93.728+48.991=142.719KWh/tCH3OH;
(2)副产蒸汽的低压(5.2MPa)甲醇工艺,冷却水比12.0MPa的中压联醇节省90.254m3/tCH3OH,节省冷却水折成电耗为163.43KWh/tCH3OH;
(3)副产蒸汽的低压(5.2MPa)甲醇工艺,冷却水比12.0MPa的中压联醇多副产≥1.6MPa饱和蒸汽1023kg/tCH3OH,减去114℃热水带入的热量,通过副产蒸汽方式净回收565540.5KCal/tCH3OH。
因此,从节省电耗、节省冷却水耗及副产蒸汽的对比结果来看,副产蒸汽的低压(5.2MPa)甲醇工艺与12.0MPa中压联醇相比,具有绝对的节能优势。
无论使用厂家选取何种原料气精制工艺,一级甲醇装置一定要选副产蒸汽的低压联醇装置,装置压力选择在4.5~6.0MPa。
4.二级净化装置技术的最佳选择
二级甲醇主要以净化为主,节能环保深度转换工艺与非等压净化工艺的二级装置出口气体中的CO+CO2总含量均控制在200PPm以下,而醇烃化的二级装置出口气体中的CO+CO2总含量一般在0.1~0.2%范围。
为了便于比较,我们仍然利用表1的有关条件对南京敦先化工的节能环保深度转换工艺、国昌公司的非等醇烷化工艺及湖南安淳公司的醇烃化工艺等三种净化工艺进行全厂物料计算,计算结果如表5。
计算的工况基准为:
三种净化工艺的一级甲醇均为水移热、操作压力为5.2MPa;
二级醇装置为气体移热,节能环保深度转换工艺及非等压醇烷化工艺的操作压力为25.0MPa,醇烃化操作压力为12.0MPa;
三级净化,节能环保深度转换工艺及非等压醇烷化工艺的操作压力为25.0MPa,醇烃化操作压力仍为12.0MPa,。
原料气输送为六级压缩,氨合成操作压力24.8MPa。
三种净化工艺的全厂物料计算平衡表(干基)
表5
节能环保深度转化净化
非等压净化
醇烃化净化
合成氨产量
180.26kt/a
低压甲醇产量
80.0021kt/a
二级甲醇产量
10.07587kt/a
最后一级产烃化物
1.33546kt/a
最后一级产甲烷量
10.348Nm3/h
30.58Nm3/h
合成氨新鲜气消耗
3200Nm3/tNH3
3249.056Nm3/tNH3
107020Nm3/h
主要
CO≈38.0%
CO2≈8.0%
CH4≈1.5%
140368.3053Nm3/h
CO≈5.26%
CO2≈29.83%
CH4≈1.14%
CO≈5.21435%
CO2≈29.86%
1.8MPa
99252.419Nm3/h
CO≈7.44%
CO2≈0.80%
CH4≈1.62%
CO≈7.37%
2.2MPa
77550.85877Nm3/h
CO≈0.8%
CO2≈0.4%
CH4≈2.18%
CO≈0.94%
CH4≈2.16%
74603.38Nm3/h
CO≈80PPm
CO2≈120PPm
CH4≈2.28%
CO≈0.15%
CO2≈0.05%
CH4≈2.26%
25.0MPa
11.4MPa
72832.57Nm3/h
74120.607Nm3/h
CO≈3PPm
CO2≈5PPm
CH4≈2.32%
24.8MPa
11.2MPa
根据表5的计算结果,我们可以看出:
(1)压缩机电耗对比:
节能环保深度转化或非等压需要将75865.06-72932.57=2932.49Nm3/h的气体由12.0MPa输送到25.0MPa,折算为吨氨消耗,压缩机六段增加的电耗为:
4.80522KWh/tNH3。
而醇烃化由于在烃化过程中需要消耗H2、CO、CO2等气体,而且有20~25%的CO、CO2在净化过程中要转化为烃醚类物质,造成合成氨新鲜气消耗增加。
压缩机一至五段增加输送气量分别为:
1600Nm3/h、1600Nm3/h、2159.3053Nm3/h、1483.869Nm3/h、1685.79877Nm3/h,压缩机一至五段比节能环保深度转化、非等压增加的电耗为:
22.06431KWh/tNH3。
仅原料气体输送节能环保深度转化或非等压比醇烃化节省:
22.06431-4.80522=17.25909KWh/tNH3。
(2)净化度对比:
节能环保深度转化或非等压需是将二级净化及三级净化全部放置到25.0MPa压力等级,由于压力的提高利于H2与CO、CO2的反应,出口的气体中CO≤80PPm、CO2≤120PPm。
而醇烃化的二级净化及三级净化全部放置到12.0MPa压力等级,出口的气体中CO≈0.15%、CO2≈0.05%。
(3)副产物及原料气消耗对比:
节能环保深度转化或非等压二级净化出口的气体中CO≤80PPm、CO2≤120PPm,在三级净化过程中只有0.453733Nm3/tNH3的CH4生成,消耗原料气为1.728467Nm3/tNH3;
而醇烃化在净化过程中有7.393514kg/tNH3(干基)的烃醚类物质生产,同时,0.15%的CO及0.05%的CO2中有20~25%要转化为CH4,CH4的生成量为:
11.34085757Nm3/tNH3。
因此,净化过程中消耗原料气为21.1684Nm3/tNH3。
另外,由于醇烃化净化工艺造成合成氨新鲜气中的CH4含量增加0.04%,合成氨料气原吨氨消耗也比节能环保深度转化或非等压增加49.056Nm3。
根据以上对比,可以明显看出,二级净化选择在25.0MPa与合成氨压力等级相同有利于提高二级净化装置的净化度,也会带来合成氨系统的节能降耗和减少环境污染。
至于三级净化采取甲烷化还是烃化,根据计算对比结果也明显看出甲烷化比烃化明显环保、节能。
5.三级净化移热方式的最佳选择
无论是节能环保深度转化、非等压醇烷化、醇烃化等净化工艺,进最后一级净化装置的CO+CO2的总含量为200PPm~0.3%的范围,都不能够达到自热平衡(达到自热平衡需要CO、CO2的总含量在0.7%左右)。
目前有采用从合成二出(≥310℃)移热、采用过热蒸汽加热或直接用电加热器加热。
下面我们针对以上几种移热从热量利用率、工程投资、运行稳定性等多方面分析。
不同移热方式各节点的温度及设备选型、管道材质如表6
节点的温度及设备选型、管道材质表
表6
对比参数名称
用电加热器
提供热量
用合成二出
用过热蒸汽
相关管道温
度
烷或烃塔一进管道
烷或烃塔一出管道
90℃
烷或烃塔二进管道
160℃
260℃
烷或烃塔二出管道
185℃
255℃
烷或烃塔热交热出
65℃
烷或烃塔热交冷进
烷或烃塔热交冷出
220℃
提温热交热进
310℃
350℃
提温热交热出
100℃
氨合成热交进口
236℃
氨合成热交出口
85℃
98℃
相关管道材质
20G
15CrMO
10MOWCVNb
设备
提温换热器
1台
台
电加热器
5.1需要外供热能的计算
(1)用电加热器提供热能计算
吨氨需外供热能:
Q=(8.3×
260-8.2×
235)×
3100/22.4=31968.75Kcal/tNH3
折算为电能的功率:
W=31968.75÷
860=37.1729KWh/tNH3
(2)合成二出气体提供热能
220)×
3100/22.4=48991.07Kcal/tNH3
W=48991.07÷
860=56.97KWh/tNH3
合成工段需要送过来的气量:
M=48991.07×
22.4÷
(11.89×
310-11.67×
260)=1683.9Nm3/tNH3
合成废锅少产蒸汽量W=850×
1683.9÷
11500=124.46Kg/tNH3
造成合成氨水冷器增加的热负荷:
Q=11500×
11.34×
(98-85)÷
22.4=75684.38Kcal/tNH3
造成合成氨水冷器增加冷却水量:
Q=75684.38×
18÷
(1000×
4)=340.58Kg/tNH3
造成合成氨水冷器增加的热负荷折算为电能:
75684.38÷
860=88.00KWh/tNH3
(3)过热蒸汽提供热能
折算为350℃饱和蒸汽变成水的饱和蒸汽量:
W=48991.07×
4.18÷
(5.2109×
350-1.307×
100)=120.95Kg/tNH3
5.2需要外供总热能及工程投资(采用已投入运行的18.30工程投资)
三种外供热能及工程投资对比表
表7
提供热能
外界及造成热能损失
需要外供热量
31968.75Kcal/tNH3
48991.07Kcal/tNH3
氨水冷增加热能
75684.38Kcal/tNH3
废锅减少蒸汽
124.46Kg/tNH3
消耗总能耗
124675.45Kcal/tNH3
折算为电能
37.1729KWh/tNH3
144.97KWh/tNH3
56.967KWh/tNH3
供热部分投资
提温热交投资
120万元
160万元
提温热交部分管道
10万元
本系统管道、管件
60万元
电加热器部分
20万元
供热部分总投资
80万元
420万元
350万元
根据表7我们可以看出:
(1)采用电加热器供热方案可以分别比从合成二出移热节省420-80=340万元、比蒸汽供热节省350-80=270万元的工程投资;
(2)正常运行时,采用电加热器供热方案可以分别比从合成二出移热节省144.9-37.1729=107.7971KWh/tNH3、比蒸汽供热节省56.967-37.1729=19.7941KWh/
tNH3的能耗。
同时,氨合成系统的废锅副产蒸汽也不会减少。
(3)因此,用电加热器加热最合理、最经济。
只是在工程设计时将电加热器功率放大,正常运行时,只达到设计的50~80%负荷就很安全了,现在装置运行也说明这个观点。
三种共热工艺流程简图如下:
6.结论
根据以上的计算和分析,无论南京敦先化工的节能环保深度转化工艺、国昌公司的非等压醇烷化工艺或湖南安淳公司的醇烃化工艺等能够满足脱碳以后气体深度净化目的,完全符合国家节能减排的要求。
但在一级、二级净化压力的选择及三级净化外供热方面有所区别,也有待提
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