低压甲醇改产合成氨工艺设计思路与改造方案.docx

Viivvvviiviivivviiiviiviivviviiiviiviiivvii低压甲醇改产合成氨工艺设一讦思路与改造方案摘要笥要介甯依据市场状况带曲的眸如！力Sfe联外工浊国S*方幽®!喻:5心超期了JMB和出IF效益我陶吉(山东音媒明府磁蛔福限公国产Se蒯蛔蝌依据褥族B*m山东晋煤明水化工集团有限公密3国潮激不含中压幽?量建一套10万Va低压甲酢生产战由于2008年下半年以来全球经济危机的影响国内甲酌市场持接低迷,市场不景气,低压单酌装置连年亏损运行.为摆脱此困局,公司确定改造低压甲醇生产线，将该套装置改造后并入原有合成叙装相形成85氨联产工艺.公司托付南京国昌化工工程设计有限公司采纳其专有的“低压静恒联产”工艺技术对IO万Va低压甲静生产线进行改造并i»行施工图设计使之成为*低压解氨联产”生产装置和可产好，又可产氨,依据市场状况调整甲6?和装的产量.2设计原则(1)以社会效益、经济效益为中心,细心设计,优化方案.(2)在国家法规、标准、观越允许的惫国内.使工翻蹲座懒特阮婕燧融典病毓I：季工艺技术设计思路1二4.1底曲娘邮巷厂布置一体化住产装M，露天住灌摩篓熊用噬僦醐喻每引番：麟戚即谶南鲂艇翩，二次增压机.:-系酹馆)毓稳睡辟壕脚物嬲岷葆呼：的甲沽楙聊梯磷朦频踞盛，*瞬唳城豌旃氏压机二次增压机关高压胡犍随蹴麟瞬腌旌沫雕芳聿麟禽虎箱烷化使净化过程达到最佳化.3割鼬蹲跳族两眸改造的内容是利用公司小场疑酶窗翻幽蕤嬲艇的SSfe淹块入压力为0.02MPa.1.90m三mir的氨氮气压缩机做为"酝卸俣产'低后机.利用原区烧扮装置、氨合成袋置作为"前苴联产”的高压段新增2台吸入压力为4.5MPa.8mVmin的氢负气压缩机做为“醉圆联产”高压机.i,*4ii*工艺改造后的薛氨联产”工艺装出的总期生产实力为10万Ua.改造后装置的工艺气的物料平衡见表1.42改造后工艺主战流程tuv4-204,upMn<Hisc.11p.<xki.iciijnina/C3dcncreserved.算的技术2012年第33卷22表1"低血氨联产”笠置物*评衡表气体组成（体枳分数%）气体流量N力温度项目HNCoeOCHArNHO"NmhMPXG）CC半水煤气41200硒TwnHg$3540,4819.8030.607.850.800.170.000.J025×IOt变涣出口气补泉后518700.853S52.9615.733.0227.520.M0.140.000.00三段进口气脱碳出525030.803553.5315.542,9827.190.630.130.000.00口气低压联酹出口达0221.9035733521.433.750.500.800.170.000.00气酿日化出口气350795.003573.8123.211.600300.870.190.000.00氨合成放空气氨产3296711.503574.1024.701.000200.000.00133628.002055.7518.5816.403.295.980.00甲醇产B1.0.000.00I1.ISVh注Jj1.1.mmHg柱=B3.32Pa.1.36g该榭科表以干基计算发中氨合成的复回收效率按85%计.精脱硫的气体再送低压机进行加压.加压到54MPa的气体送甲醵工序合成甲醵,出甲醉的气体送到高压机加压加压到12.5MPa送醇烧化净化气体中的剩余的一氧化强、二氧化蟆.净化后的气体送高压机二段加压到31.4MPa送氨合成.5各工段改造方案5.1 造气工段(1)原年产10万t甲的生产系统的造气工序的煤气发生炉(造气炉)为叩2650型共12台.单酸生产装M的原料气是水煤气,气体中不含有氨合成所需的电气,因此对“醇®联产”的造气装置需进行制气过程工艺改造生产半水煤气.将造气工序12台造气炉在原有的工艺管路基册上增加上吹加凝和吹风气回收程序.由于在原来生产水煤气的过程中上行煤气含粉尘量少上行煤气不经过除尖器干潴去废热锅炉,在“酹缸联产”的造气改造后,上行煤气中含粉尘量加大,需设除尘装置.该除尘装置利用原吹风气的除尘器作为上行煤气除尘器,既吹风气的除尘器担负着吹风气和上行煤气的除尘功能.除尖器更新制作,设备直径不变高度增加，布置在原除尘器所在位者。除尘器出口设置一个四通管1.路为上行煤气管，去废热锅炉1.路为吹风气管去吹风气锅炉1.路为吹风气管去烟囱.(2)工艺流程造气工序在"双低压弹氨联产"工艺改造后的制半水煤气工艺流程如下.吹风阶段来自造气放风机加压的空气经造气炉底送入造气炉,与燃烧层的煤燃烧并放出大it的热贮存在炭层内.生成的吹风气由炉顶弓出经旋风除尘器除尘后送入吹风气回收锅炉燃烧副产高压蒸汽依据气体成分(氨气成分)须要,可将吹风过程的展终几秒的吹风气回收到气柜.上吹制气阶段蒸汽和加氮空气一起由炉底进入造气炉，经与灼热的气化层反应后,气化后上移炉温下降生成的半水煤气由炉顶引出，百经旋风除尘器除尘后进入废热谒炉回收热量然后进入洗气塔洗净降温,由洗气塔的上部迸煤令总管后进气柜.下吹制气阶段：蒸汽由炉顶进入,经灼热隹气化层进行气化反应,气化层下移，炉温接着下降住成的水煤气由炉底引出,再经废热锅炉回收热祟后进入洗气塔洗净降温,由洗气塔的上部进煤气总管后进气柜。二次上吹制气阶段：蒸汽由炉底进入造亏炉不加空气制气流程与上吹相同.二次上吹时间很应1.股为一个制气循环时间的6%.吹净阶段：其工艺流程与上吹制气阶段相同不用蒸汽改用空气.回收系统中的煤气进亏柜.吹净阶段的时间与制气管线的长短相关-般为一个制气循环时间的2%3%.5.2 变换工段(1)变换工段在原低压单醇生产系统中运行时,一氧化碳变换的转化率蛟低(20%).改造成'It1.<>4-20141.,ub1.ishingI1.oue,1.1.tp:''uuu.ciiki.ne1.1.1.rig11sc1.inaAcadeinicreserved.第4期帏物等，氐压甲肝改产合成氨工艺设计郡g与改造方案23"低压醇乐联产”工艺后1.氧化碳变换的转化率须要增大(90%).因此变换不能满意“低压防怨联产"工艺的须要.变换工序增加一台3600变换炉，催化剂分两段装境,为了降低变换工序蒸汽消耗新上一台热水饱和塔、软水加热器。原有3800变换炉作为第一变换炉,催化剂床层分三段,第一国装脱毒剂(除氧剂)发次段、第三段装低温变故催化剂。新上3600变换炉作为其次变换炉J:段装填除氧剂和低温水解剂下段装低温变换他化剂.软水加热器设置在其次变换炉出口，热水饱和塔按常规变换工艺设芭.(2)改造后工艺流程气体流程来自低压机的半水煤气经过冷却器降温进入油水分别器分别出油水然后进入冷化器.出净化器的半水煤气进热水饱和塔的饱和段,饱和了水蒸汽后进塔前换热器下段与第一生换炉三段出口的变换气换热在塔前换热器的上下段中间添加蒸汽添加蒸汽后半水煤气进塔的换热器的上部接着与第一变换炉三段出口的变换气换热.换热升温后半水煤气进第一骏炉一段进行变换反应,出第一变换炉一段的气体进汽化器上段用喷水冷激降温,降温后的气体进第一变换炉的二段进行变换反应反应后气体离开安换炉进汽化器的下段用喷水冷激降温,降温后低气体进第一变换炉的三段进行变换反应反应后气体离开变换炉进塔前换热器与入炉的半水矫气换热。换热降温后的气体进其次变换上段、下段接着变换反应反应后的变换气去软水加热器加热软水再去热水饱和塔的热水塔,降温后的变换气去水冷却器再接若降温到-4(TC,进水分离器分别出冷却水,离开变换工序去变换后脱确工序。饱和热水塔的水流程来自外工序的除氧水补入热水塔,出热水塔的软水经过热水泵加压法饮水加热器，出软水加热器的热水从热水饱和增的上部进他和塔与自下而上的半水煤气传质换热.热水降温后流到塔底经水封管线进热水饱和塔的热水塔热水从热水塔的上部进入，与自下而上的变换气传质换热.澹到塔底的热水去招水泵进入下一循环.冷激汽化器的水流程来自外工序的除氧水补入贮水槽,经喷水泵加压分别送到冷激汽化器的上下段殖入器内与变换炉出口的变换气进行传质换热、汽化,然后与变换气混合一起进入下一段变换炉.蒸汽流程：来自外工序的15MPa的蒸汽经蒸汽管线加入塔前换热器的上下段之间与半水燥气混合进变换炉进彳升氧化碳变换反应.5.3 变压吸附脱碳工段(1)变压吸附脱碳在原低压单醇生产系统中运行时，其避气体中的co；的体积分数为-12%,气量也较低.改造成“低压的氨联产"工艺后,变压吸附脱碳进口气中CO；含量提高,气量也有所增大闰此原有的变压吸附脱跋装置的生产实力已不适应须要进行技术改造.此次尊氨联产改造装置中的PSA脱碳工序的改造采纳其空工艺流程(2)PSA脱核改造部分的工艺流程此次改造的变压吸附脱碳装造采纳两段PSA工艺流程，第一段PSA-I工序利用现有装三新调整为19-2-(11D+RR1+RR2)-I1.R-VPSA流程用于变换气中CO；提纯；其次段PSA-11工序R¾16-2-(11D+PP1.÷PP2)-IIR11VPSA涮呈用于脱除变换气中的剌余CO1.第一段PSA-I工序流程：PSA-I工序采用19-2-(1.1.D+RR1.+RR2)-I1.RAzPSA流程具工作过程包括吸附、均压、逆放、真空、升压等过程.吸附过程压力为1.8MPa(G)的变换气自装置外来短分液塔分别掉其中夹带的液滴,然后自塔底进入PSA-I工序中正处于吸附状态的吸附塔(同时有2个吸附塔处于吸附状态)内.在多种吸附剂的依次选择吸附下其中的HQ(OI等组分被吸附下来,未被吸附的中间净化气从塔顶流出羟压力构整系统稳压后去PSAII工序进一步脱出COz.当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时,关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀,停止吸附,吸附床起先转入再生过程.均压降压过程这是在吸附过程结束后“顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢氮气及一氧化碳放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程,该过程不仅C1.W4-2014Pub1.ishing1.kuise.1.up>aux.cnkuiciA1.1.rgh(hinaAcademicreserved.氮町技术2012年第33卷24化核的过程，本流程共包括11次均压降压过程以保证氢亚气及一氧化碳的充分回收。北嫩t程这是在均压过程结束后，顺着吸附方向进一步降低压力将塔内剩余氢氮气及一氧化陵送出界外至低压气柜进行回收.逆放过程这是在J货放过程结束后,逆着吸附方向进行减压使被吸附的co；减压解吸出来的过程,逆放出来的C。,进入co：缓冲罐.真空过程这是在逆放过程结束后,逆蓿吸附方向对吸附塔抽真空，进T降低压力，使被吸附的Co2完全解吸出来的过程.真空解吸出来的co；进入C。：埃冲逡.初级升压过程在真空再生过程完成后，用来自PSA-II的顺放气对该吸附塔进行初级升压，这一过程与PSA-I1.的顺放过程相对应，不仅是初级升压过程，而且更是回收PSA-I1.的床层死空间氢氨点及一氧化碳的过程.均压升压过程在初级升压过程完成后用来自其它吸附塔的较高压力氢锐气及一氧化碳对该吸附塔进行升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程,而且更是回收其它塔的床层死空间软氨气及一氧化族的过程为保证氯宓气及一氧化瑛的回收率，本装置包括13次均压升压过程（其中第11次均压来自于PSA-11的顺放气）产品气升压过程在均压升压过程完成后为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并俣证产品纯度在这一过程中不发生波动,须要通过升压调整阀缓慢而平稳地用排放气将吸附塔压力升至吸附压力.经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的"吸附-再生"循环，又为下一次吸附做好了准.19个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有2个吸附塔处于吸附状态）即可实现C0；气体的连续分另后提纯.其次段PSA-I1.工序流程：PSA-II工序采用16-2-（HD+PP1.*PP2）-11对VPSA流程其工作过程包括吸附、顺放1、均压、顺放2（PP2）、逆放、真空、升压等过程三0描述如下：W过程来自于PSA-I工序的中间净化气自t若底进入PSA-II工序中正处于吸附状态的吸附塔（同时有2个吸附塔处于吸附状态）内.在CO,专用吸附剂的选择吸附下（M中剩余的C0,被吸附下来未被吸附的氢氮气及一氧化碳等作为最终净化气从塔顶流出,经压力调整系统稳压后送出界区.当被吸附杂质的传质区前沿（梆为吸附前沿）到达床层出口预留段时,关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀停止吸附.吸附床起先转入再生过程.顺放过程1这是在吸附过程结束后,项着吸附方向将塔内的姣高压力的氢氮气及一氧化碳放入PSA-I已完成10次升压的吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程,更是回收床层死空间氢电气及一氧化碳的过程均压隆压过程这是在顺放过程结束后飘着吸附方向将塔内的较高压力的氢电气及一氧化碳放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程,该过程不仅是降压过程,更是回收床层死空间氢氮气及一氧化碳的过程，本流程共包括11次均压降压过程以保证氢电气及一氧化核的充分回收.顺放过程2均压结束后将余压气体，顿若吸附方向进行顺放回收.顺放气进入PSA-I顺放缓冲诳,供PSA-I吸附塔真空过程结束后初级升压.逆放过程在正常运行时,无此过程，仅当均压次数小于n次时才有此过程.真空过程这是在逆放过程结束后逆者吸附方向对吸附塔抽真空，进一步阳氐压力，使被吸附的co：完全解吸出来的过程.真空解吸气放空.均压升压过程在真空再生过程完成后用来自其它吸附塔的皎高压力氢氮气及一氧化碳对该吸附塔进行V*QQ4-2014Pub1.ishingHouse.韩被侬甲的疗合成R1.艺设计思路与改防案乃第4期空间氢氮气及一氧化族的过程为保证氢亚气及一氧化碳的回收率，本装置包括11次均压升压过程.产品气升压过程在均压升压过程完成后为了使吸附塔可D平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动通过升压调整阀缓慢而平稳地用净化气将吸附塔压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的吸附-再生“循环，又为下一次吸附做好了准备.16个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有2个吸附塔处于吸附状态）即可实现"体的连续净化.5.4 新增高压机（1）改造的"低压醉氨联产”生产系统氨合成及原料精制（醇烧化）工序的操作压力分别为28.0MPa（设计压力31.4MPa）和12.OMPa（设计压力16.0MPa）.因此在改造后的"低压静敏取产"生产系统需在低压联集出口增设高压机.新增高压机分两级压缩笫一级进口设计压力4.5MPa,出口设计压力16.0MPa其次级进口设计压力16.0MPa出口设计压力31.4MPa该氢锐气高压机选用山东省潍坊生建压缩机厂的成型设备.压缩机主机机型为DW-8/45-320,压缩机打气量为8.0m;min.2）新增高压机的工艺流程简述来自低压联节的4.5MPa、35的氯数气体首先进一段进口分别器分别出冷凝水后进压缩机一段缸加压到125MPa.温度160tC去一段出口水冷却器降温到35然后去一段出口油分别器分别出油水后送心运化工序.来自最姓化工序的12.0MPa、35的氯期总体首先进二段进口分别器分别出冷凝水后进压缩机二段缸加压到28MPa.温度120去二段t±口水冷却器降温到35然后去二段出口油分别器分别出油水后送氨合成工序.压缩机的一、二级出口放空气正常生产状态（开停车）回电合成压缩机回气总途mE正常状态高点放空排入大气.一、二级出口的平安阀排与果纳高点放空.一、二段进出口油分别器排油水管送原合成氨压缩机排油水总管.压缩机系统内循环冷却水的上水、回水管分别与循环水的上水、回水总管连接.东号名环单位消耗定额15.5公用工程2“低压醇氨联产”生产系统所需的公用工程3为如下几项脩环冷却水、除氯水、除盐水、中压4蒸汽、低压蒸汽、仪表空气等.由于原生产装芭的5公用工程配置富有量较大，足以满意"醇氨联6产"7改造项目的须要无需增设公用工程装置。6三篇诚(D废气:造气工段吹风气送吹风气锅炉回收变换.PSA脱碳工段开停车放空气、系统或管道置换气以及事故状态的放空气,依托原装置处理.新上高压机工段在正常生产时的开停车放空气回生产系统正常状态的放空气高点放空.(2)废液造气工段的蒸汽冷凝水回造气循环水系统,变换工序的蒸汽冷凝水排入污水处理系统新上氢氮气高压机的排污油水集中送污水处理系统.(3)废固装置内产生的废固为低压甲萌、中压防羟化、就合成废旧催化剂，送催化剂生产厂家回收.7消耗百"10万Va低压函氨联产”装置的原材料、动力(水.电、汽)、催化剂和化学品的消耗定额见表2.半水煤气Nrrf32968节献施揭炉妗水SiC45(1)此次改造采纳“低压酹氨联产“工艺联环冷却水t400弹净扮装置设置在低压段使合成氨原料气中的ISMPa蒸汽t300有害气COXO2在低压段被除去,转化成副产品。5MPa蒸汽t200甲扉,削减了去高压段气体的气量从而降低了电仪表空气kW-h1550高压段的压缩机功耗,使合成氨的总电耗下降.Nm'-IS(2)在低压单酹合成过程中，甲的工序的放空气作为废气排放。而改造为"双低压的氨联产"工艺后,甲心合成的放空气作为合(下转第30页)008MPa195C的蒸汽球汽tg冲*供造气展燎运用OtMPa28CrC的蒸汽来自蒸汽管网主汽后座冷却水来自一次水首网冷也水回第环水系统图1汽轮机热力系燎图前后轴瓦温度M4(C,并远传至微机,如轴瓦混度高时可通过调整冷却水量大小来限制.6改造效果本工程改造后不须要将加定员不须要消耗颔外能源只需将熠加的汽轮机安装在电机或风机的输出轴端Se段部分管道即可改造时间短.投资主要包括汽轮机主机、设备基础、管道阀门、设备管道保温等岳台投资约50万元,我厂先后对五台风机进行了改造,共投资约250万元,改造后汽轮机转速限制在300(Wmin,电机基本不做功，按D50O风机电机额定功率40OkW核算.每年可节电1440万kW-h(年运行时间720Oh).每度电按038元计第,每年可节约电斐547万元投资回收期不到半年.1收稿日期2012-06-15)（上接第25页）成氨的原料气送入下道工序,甲弹表3投资估算表存号项目系统无应气排放提高了原料气的利用率降低了原料的消耗.（3）"低压器超联产"工艺采纳高、1氐压段分开扃压机负责高压段的气体输送,低压机负击低压段的气体输送.在调大的钮比生产时高压段的气降低,可通过调整高压机的运行台数相节高压段气*降低了高压段的电耗.而高、低压段连体压缩机若却倒.（4）变换工段增设热水炮和塔，即提高了热量回收率,同时饱和了一部分水蒸汽,降低了变换的蒸汽消福（5）造气、低压甲酹、氨合成等工段均设置了余热（废热）回收锅炉，回收生产过程京有的热*.9投资与经济效益分析91投资估见表3）投资（万元）1造气、变换.脱硫4009.2效益分析2三压缩氨罐等1200改造后按年产合成氨产量8.92万t、甲萌产3公用工程仪和防800量108万t,甲防价格2419元“、液氨价格26324爆）电既防爆）及500元川不含税）计算汗能效益为（2632元“2419照暨譬既元储X&92万t=1.899.96万元，总投资3900万合计元25个月即可收回投资.:-（收稿日期201206-14）热动汽轮机电动机送气风机40OkW汽陀机的几MS