第一篇：合成氨工藝總流程與壓縮機

合成氨工藝總流程

本裝置以中原油田天然氣為原料，采用傳統流程的一二段烴類水蒸氣轉化，高低變，脫碳及甲烷化法。

1、原料氣壓縮和脫硫

來自界區，壓力2.25巴（絕）、溫度30℃，含總硫50p.p.m的天然氣，經分離器(01-F001)分離掉所帶油水后，進入原料氣壓縮機(01-K001),經四段壓縮至52.5巴（絕）、溫度114℃。出原料氣壓縮機的氣體與來自合成壓縮機（07-K001）的少量合成氣相匯合，控制含2-5%H2，作為予脫硫鈷-鉬加氫轉化用。

一二段烴類水蒸汽轉化是在鎳催化劑上進行，硫及其化合物對鎳催化劑毒害極大，要求進入轉化的原料氣中含硫量在0.1p.p.m以下，因此轉化前必須脫硫。

經壓縮和返氫后的原料氣，入對流段盤管（03-B002E04）加熱至370℃，于鈷-鉬加氫反應器（01-R001）中反應，將有機硫轉化為無機硫。然后在氧化鋅脫硫槽（01-R002A/B）里硫被脫除，控制含硫小于0.1p.p.m。

2、轉化

經脫硫的原料氣與來自工藝冷凝液汽提塔（05-C003）的水蒸汽和來自冰機的蒸汽透平（09-MT01）或發電機蒸汽透平（85-MT01）的背壓蒸汽，按比例調節進行混合，控制水碳比為2.75左右、溫度在372℃。此原料-水蒸汽混合氣相繼進入一段轉化爐對流段盤管（03-B002E01A）和（03-B002E01B）換熱，在兩盤管間還設置噴霧溫度調節器（03-B002E08）用它來調節出盤管（03-B002E01B）的混合氣加熱至580℃。此混合氣從轉化爐管頂部進入，在鎳催化劑作用下進行轉化反應。出一段爐的轉化氣壓力43.5巴、溫度804℃，含16.3%CH4。

含CH416.3%的一段轉化氣自二段爐（03-R001）底部進入，經中心管至爐頂，與來自空壓機（02-K001），壓縮至45巴，途徑加熱盤管（03-B002E03）加熱至500℃的工藝空氣相混合，于爐中上部空間進行燃燒反應，反應后氣體溫升至1250℃左右。此高溫氣體相繼流經爐中催化劑床層，繼續進行轉化反應。

出二段爐的轉化氣（工藝氣），溫度983℃左右，殘余甲烷含量0.9%以下。為回收此高溫工藝氣的熱量，入工藝氣冷卻器（03E001）使之產生328℃、125巴的高壓蒸汽。出（03-E001）溫度588℃的工藝氣繼續入高壓蒸汽過熱器（03-E002）,噴霧溫度調節器（03-E005）,控制其出轉化工序的工藝氣溫度為370℃左右。

經預熱后的鍋爐給水注入汽包（03-D001）,汽包與工藝氣冷卻器（03-E001）、廢熱鍋爐（04-E001）和輔助鍋爐相連通，設計為自然循環。自汽包輸出的高壓蒸汽，依次流經高壓蒸汽過熱器（03-E002）(03-B003E01)和(03-B002E02),將蒸汽過熱至535℃，再分別送入冰機和發電機的蒸汽透平作動力。

3、變換

CO變換采取高低變流程。

370℃的轉化工藝氣，自高溫變換爐頂部進入，于鐵-鉻系催化劑條件下進行反應，溫升到444℃，CO含量降至3.87%。高變氣由爐底出來，入廢熱鍋爐（04-E001），回收熱量產生高壓蒸汽，高變氣被冷卻至375℃，繼入鍋爐給水預熱器（04-E002）,降溫至204℃，而后入低溫變換爐。

低變是在銅-鋅-鋁系催化劑條件下進行反應，反應后氣體溫升至236℃，CO含量為0.36%。低變氣在鍋爐給水預熱器（04-E003）中換熱，冷卻至176℃，此溫度下已有水蒸汽冷凝。

為便于低變催化劑的升溫還原，還專設置一套氮循環系統。

4、脫碳

CO2脫除，采用節能型的苯菲爾脫碳流程。

為回收低變氣中的熱能，含CO217%左右的低變氣依次流經氣體冷卻器（05-E001）,再沸器（05-E002）及脫鹽水預熱器（05-E009）而得以產生低壓蒸汽，發生汽提蒸汽和加熱了脫鹽水。低變氣冷卻至95℃左右，自吸收塔（05-C001）下部進入，與塔頂噴淋下來的吸收液（貧液）逆流接觸。經下塔吸收后的氣體中CO2含量降至0.4%，再經上塔吸收，從塔頂逸出的脫碳氣，溫度70℃，CO2含量卻為0.1%。而后經分離器（05-F002）回收隨氣體帶出的溶液。

吸收塔底流出的富液，經水力透平（05-MT01）送至解吸塔（05-C002）頂部，溶液減壓閃蒸出部分水蒸氣和二氧化碳，然后向下流經解吸塔填料，此時溶液與再沸器（05-E002）及閃蒸槽（05-D002）返回的蒸汽逆流接觸，實現汽提，達到再生目的。

解吸塔頂部壓力控制為1.52巴（絕）時，塔底溶液溫度為118℃左右。

解吸塔底流出的溶液，入閃蒸槽（05-D002）,經五級閃蒸壓力降至0.89巴（絕），此時溶液溫度為100℃左右。閃蒸釋放出的蒸汽由蒸汽噴射器（05-A001,05-A002,05-A003,05-A004）和蒸汽壓縮機（05-K001）注回解吸塔。為節省蒸汽壓縮機功耗，在最后一級閃蒸溶液用鍋爐給水做適當加熱。

再生好的溶液，經貧液泵（05-P001A/B）送出，分兩路送入吸收塔：一路為大致25%的溶液量，經熱水加熱器（05E010A/B），將溶液冷卻至70℃入上塔；另一路則將其與75%的溶液量，不經冷卻器直接送入下塔。

且溶液泵（05-P001A/B）與水力透平（05-MT01）是在同一軸上，由此水力透平所回收的能量可以補償溶液泵軸功率的40%。

脫碳系統中，自分離器（05-F001）分離出來的工藝冷凝液，經冷凝液預熱器（05-E008），被冷卻至98℃。由冷凝液泵（05-P006A/B）送經冷凝液預熱器（05-E011A/B）被加熱后入汽提塔（05-C003），與來自冰機蒸汽透平（09-MT01）或發電機蒸汽透平（85-MT01）的背壓蒸汽與塔中逆流接觸，進行汽提。使用水蒸汽量每小時15噸。塔頂逸出的汽提蒸汽（其中包括轉化、變換的付產物甲醇、乙醇、氨等）送往轉化工序。

從解吸塔頂（1.52巴、94℃）排出的CO2氣，入脫鹽水預熱器（05-E004A/B）、水冷卻器（05-E007A/B）換熱，冷卻至40℃。此CO2氣冷凝液于（05-F003）和（05-F005）分離器中將冷凝液分離下來，用泵（05-P002A/B）將少量冷凝液分別送入解吸塔頂的洗滌塔板、閃蒸槽的洗滌料盤作洗滌水和溶液泵、水力透平的清洗液。而其余冷凝液經（05-E008）預熱至120℃，送回（05-E001）作為鍋爐給水用。分離器分離出的CO2氣，送尿素裝置CO2氣壓縮機的吸入端。

5、甲烷化

脫碳氣中含0.1%CO2、0.44%CO，是遠遠超過對合成氣中（CO+ CO2）<10p.p.m的要求，為此采用甲烷化法除去少量的CO和CO2。

70℃的脫碳氣，在換熱器（06-E001）中被加熱至300℃，入甲烷化爐（06-R001）,反應放熱，溫升至336℃左右。此熱氣在換熱器（06-E001）中被冷卻至100℃。繼入水冷器（06-E003）中，冷卻至40℃，氣中含（CO+ CO2）<10p.p.m，成為合格的N2.H2混合氣，即新鮮氣。

6、合成氣的壓縮及氨合成

氮與氫在鐵催化劑條件下合成氨，當壓力98.24巴、440℃時，平衡氨含量為17.92%。因此，大量未參與合成的N2.H2應循環使用。同時，為降低合成氨能耗，采用了徑向合成塔和兩級氨冷。

甲烷后的工藝氣（新鮮氣），在38.3巴、40℃下，經分離器（07-F001）分離水份，入離心式合成氣壓縮機（07-K001），經一段壓縮至65.4巴、112℃，此時少量氣體送脫硫，用于鈷-鉬加氫，大量氣體經中間冷卻器（07-E002）和分離器（07-F002）冷卻分離后，入合成氣壓縮機高壓缸，壓縮至101.95巴、100℃。為保證催化劑不受毒害，出高壓缸的新鮮氣進入第一氨冷器（08-E005）,冷卻器至5℃此時新鮮氣的水蒸汽和CO2氣被冷凝，于分離器（07-F003）中分離掉。自（07-F003）逸出的新鮮氣與（08-E005）出口的回路氣在管路中匯合，由于回路氣中部分液氨的汽化，使匯合后的循環氣降溫至0.9℃，繼入第二氨冷器（08-E006），降溫至﹣10℃，在該溫度下大部分氣氨冷凝。隨之物流入氨分離器（08-F001），分離下來的液氨入氨閃蒸槽（08-D001）,閃蒸后的液氨，用泵(08-P001A/B)送往尿素裝置或球罐儲存，從（08-F001）分理出的冷氣，經冷熱交換器（08-E004）回收冷量，而后入（07-K001）循環段進行壓縮，以補充回路壓降的損失。出循環段的氣體（105.8巴、32℃），經熱交換器（08-E002）,溫升至239℃左右，入合成塔（08-R001）。

105巴、239℃、含4.12%NH3的循環氣，流經三床層的徑向合成塔，在鐵催化劑上進行合成反應。出塔氣壓力為101巴、414℃、含16.36%NH3，入廢熱鍋爐（08-E001）回收熱量，產生127巴、329℃的高壓蒸汽。合成氣被冷卻至275℃，繼入（08-E002）、（08-E003）、（08-E004）換熱器換熱，合成氣溫度分別降至53℃、38℃、23℃，而后入第一氨冷器（08-E005）。出第一氨冷器的回路氣與新鮮氣相匯合為循環氣。這樣形成的一個循環過程，稱之“合成回路”。

因新鮮氣中含惰氣（CH4+Ar）1.86%,在不斷循環過程中惰氣的含量會積累增多，影響氨的生成。為此，出（07-K001）循環段的氣體需要放空一部分，以控制循環氣中惰氣含量。此放空氣送往氨回收裝置。

7、冷凍

來自第二氨冷器（08-E006）的氣氨（﹣15℃、2.36巴）來自第一氨冷器(08-E005)及氣體冷卻器（10-E004）的氣氨（0.5℃、4.38巴），分別進入氨壓縮機又稱冰機（09-K001）一段的吸入側，經一段壓縮的出口氣氨（86℃、9.34巴），入中間冷卻器（09-E005）冷卻后與從氨閃蒸槽（09-D001）來的氣氨相匯合，于42℃、9.08巴壓力下進入（09-K001）的二段吸入側，壓縮至16.6巴、100℃，經水冷器（09-E002A/B）冷卻冷凝，氣氨液化為液氨，入氨受槽（09-D002）。冰機由蒸汽透平（09-MT01）驅動。

氨受槽（09-D002）中的液氨，溫度較高，可稱為熱氨。此熱氨流經換熱器（09-E003A/B）、氨閃蒸槽（09-D001）及產品氨加熱器（09-E004）與來自閃蒸槽（08-D001）的冷氨進行熱交換，使之冷卻、減壓降溫，重新作為冷凍劑送往氨冷器（08-E005）、（08-E006）和氣冷器（10-E004）使用。冷氨用泵（08-P001A/B）提壓至22.6巴、20℃送往尿素裝置。

8、氨回收

氨合成回路的放空氣及氨閃蒸槽（08-D001）的閃蒸汽（馳放氣）中氨需要回收。此流程采用水吸收，氨水再蒸餾的方法。

氨合成回路來的放空氣，入吸收塔（10-C001）底部，與塔頂噴灑下的凈化水作逆流吸收。吸收后，氣體中還含氨0.02%，繼入氣體冷卻器（10-E004）,用氨冷將氣體中殘氨冷凝回收，處理過的氣體主要去氫回收。但去氫回收的氣體量由CO2﹣NH3比來決定，過剩氣體送燃氣輪機或一段轉化爐的燃料系統。

閃蒸槽（08-D001）來的馳放氣，入吸收塔（10-C003）底部，用凈化水吸收，出吸收塔氣體中含氨0.1%送一段爐燃料系統。

吸收塔（10-C001）底流出的氨水，濃度為15%（摩爾），經換熱器（10-E001A/B/C）加熱后,加入汽提塔（10-C002）的兩填料段之間。以此同時，從吸收塔（10-C003）底流出的氨水，用泵（10-P002A/B）也同樣加入汽提塔兩填料段之間。

汽提塔在加料口的上部為精餾段，下部為提餾段。汽提蒸汽由再沸器（10-E005）提供，再沸器用中壓蒸汽加熱。

汽提塔頂設有冷凝器（10-E003），從塔頂蒸出的氣氨，在冷凝器中冷卻冷凝為液氨，部分液氨做回流液，其余液氨送閃蒸槽（08-D001），未冷凝汽送惰氣冷卻器（09-E001）。

汽提塔底流出的氨水濃度為0.11%（摩爾），經換熱器（10-E001A/B/C）和水冷器（10-E002A/B）冷卻后，分別返回吸收塔（10-C003）和用泵（10-P001A/B）送回吸收塔（10-C001）作吸收劑，如此循環使用。

9、氫回收

經氨回收后的氣體，按NH3﹣CO2平衡的要求量入吸附器（11-R001A/B）,將氣中的NH3、HO2、CO2徹底清除，而后入冷箱（11-E001）,冷卻降溫使部分N2 及CH4冷凝液化，形成富氫氣，于分離器（11-F001）中分離。分離出的富氫氣入（07-K001）循環段。分離出的液體經減壓閥減壓，自由膨脹而降溫，冷氣返回冷箱與入氣相換熱，來降低入氣溫度。

出冷箱尾氣，部分去再生氣預熱器（11-E002）,被加熱后入吸附器（11-R001A/B）將分子篩再生，再生氣送燃料系統；其余部分尾氣則直接送燃料系統。

10、氨貯存

有兩個球形氨罐，每個貯氨量2500噸。液氨在4.8巴、3℃條件下貯存。其流程設置正常操作時：

氨合成裝置正常運行，產品液氨直接送往尿素裝置。這時沒有產品氨送入氨罐。只因外界的熱傳入球罐，使少量的液氨蒸發為氣氨。此時將這些少量的氣氨經壓力控制系統（PIC）送冷凍裝置。氣氨經氨壓縮機壓縮，冷凝器（09-E002A/B）冷凝，再返回球罐。

氣體壓縮

制氨裝置對氣體的輸送、壓縮和制冷過程，共設置了四臺離心式壓縮機。即原料氣壓縮機（01-K001）、空氣壓縮機（02-K001）、合成氣壓縮機（07-K001）和氨氣壓縮機（09-K001）。這四臺離心式壓縮機除空壓機由燃氣輪機驅動外，其他均為汽輪機所驅動。

1.原料氣壓縮機（01-K001）

對大型化、單系列日產1000噸氨的裝置，原料氣流量大，壓縮比又較低的條件下，宜采用離心式壓縮機。加之界區送來天然氣氣壓低，進吸入端壓力僅只2.25巴，因此，選用了2MCL528-2BCL358型雙缸四段離心式壓縮機，它由NK32/36型蒸汽透平所驅動。

正常生產時，入壓縮機原料氣原料氣流量為23261Kg/h，經三段壓縮后其中1402Kg/h送燃氣輪機，其余21859Kg/h入四段壓縮至5206巴后入一段轉化爐。

2.空氣壓縮機（02-K001）

二段轉化爐所需工藝空氣，燃氣輪機所需燃燒空氣和全廠的儀表空氣等均有空氣壓縮機供給，因不同用處所需空氣的壓力、流量等參數的各異，選用了2MCL805+3MCL457型離心式壓縮機。該機由MS3002型燃氣輪機（02-MT01）驅動，在開工操作和極限操作工況時，為保證燃氣輪機工作狀態的效率，還配置有由中壓蒸汽驅動的背壓汽輪機作為輔機。同時為保證燃氣輪機所使用空氣的質量，配置有全自動的脈沖凈化過濾器（02-MT01-FOV）和空氣入口消音器（02-K001-D001）。流程圖No.1 3.合成氣壓縮機（07-K001）

為實現氨合成回路的要求及本裝置入合成氣壓縮機的進入壓力為38巴，最終排出壓力為105.8巴這一壓縮比小而段數少的特征，選用了雙缸三段的BCL407-2BCL407型離心式壓縮機，最后一段為循環段，新鮮氣與回路氣在缸外混合。該機由汽輪機（07-MT01）驅動。流程圖No.5。

經甲烷化冷卻器（06-E003）冷卻后的合格N2、H2混合氣，即合成氣，其中含水分0.19%。在38巴40℃入（07-K001）一段，壓縮至65.4巴，溫度112℃。出一段合成氣約45.4Kmol/h的氣量送脫硫鈷-鉬加氫反應使用，其余氣量經中間冷卻器（07-E002）和分離器（07-F002）冷卻分離水分后入二段壓縮。出二段氣壓力為101.95巴、100℃，氣中還存有極少量的水蒸汽及CO2，這些含氧化合物不僅是催化劑的毒物，且易產生結晶，堵塞管道，危害設備。為了確保安全生產，必須清除極少量的水汽及CO2，因此，出二段的合成氣依次經水冷器（07-E003）和氨冷器（08-E005）,降溫至5℃，此時水蒸汽及CO2幾乎全部冷凝，入（07-F003）將其分離。出分離器的合成氣與回路氣匯合后循環入三段（循環段），經循環段壓縮至105.8巴，32℃。

4.氨氣壓縮機（09-K001）又稱冰機

據本裝置為兩級氨冷的冷凍循環，選用了2MCL528/1單缸兩段離心式壓縮機，由HG32/20背壓冷凝式蒸汽透平（09-MT01）所驅動。

01-K001-P01/P02

潤滑/密封油泵 02-MT01-P02

輔助潤滑油泵 02-MT01-P04

調節油泵 03-P001A/B

冷凝水泵

05-P001A/B

溶液泵（主泵）增壓泵 05-MT01

05-P002A/B

05-P003A/B

05-P005

05-P006A/B

07-K001-P01/P02

07-K001-P03/P04

07-P001A/B

07-U003-P01/P02

09-K001-P01/P02

10-P001A/B

08-P001A/B

82-P001A/B/C

81-P001A/B

水力透平冷凝水泵 過濾泵 廢液泵 冷凝液泵

潤滑油泵

密封油泵

冷凝液泵

潤滑油泵

潤滑/密封油泵

洗滌泵

NH3泵

鍋爐給水泵

液氨泵

尿素裝置

P-101A/B高壓氨泵 P-102A/B高壓碳銨泵 P-103A/B中壓碳銨液泵 P-105A/B氨升壓泵 P-106A/B尿素溶液泵 P-108A/B熔融尿素泵

P-110A/B蒸汽冷凝液沖洗泵P-113A/B蒸汽冷凝液泵 P-114A/B解吸塔給料泵 P-115A/B水解器給料泵 P-117A/B冷凝液抽提泵 P-118A/B潤滑油泵

高壓沖洗泵

第二篇：合成氨各工序工藝詳細流程

一、合成氨裝置工藝流程說明

合成氨裝置由一氧化碳變換、酸性氣體脫除、硫回收、氣體精制、合成氣壓縮、氨合成、冷凍工序共7個工序組成。

1．一氧化碳變換工序工藝流程說明

來自煤氣化裝置的粗煤氣（242.25℃ 6.25MPag）進入變換原料氣分離器（S04101），分離夾帶的水分，再進入煤氣過濾器（S04102），除去煤氣中的其他雜質。凈化后的煤氣經煤氣換熱器（E04101）加熱到280℃左右，后進第一變換爐（R04101）進行變換反應，出第一變換爐的高溫變換氣進煤氣換熱器（R04101）換熱，在煤氣換熱器（E04101）中加熱煤氣化裝置來的粗煤氣，換熱后的變換器進入中壓廢熱鍋爐（E04103）中，在此，副產2.6MPa（G）的中壓飽和蒸汽，然后在265℃左右進入第二變換爐（R04102）。第二變換爐（R04103）出來的變換氣經過中壓廢鍋II（E04102）調溫至260℃左右后進第三變換爐（R04103）繼續進行反應。出第三變換爐（R04103）的變換氣進低壓廢熱鍋爐（E04105）副產0.6MPa（G）的低壓飽和蒸汽，此時變換氣溫度降至202℃左右，進入1#變換氣分離器（S04104）分離出冷凝液后，變換氣繼續進入鍋爐給水預熱器（E04113）降溫，在2#變換氣分離器（S04104）分離冷凝液后進入除鹽水預熱器II（E04107）,在5#變換分離器（S04110）中分離出冷凝液后繼續進入除鹽水預熱器（E04114）中，此時溫度降至70℃，經3#變換氣分離器（S04105）后分離冷凝液，而后再進入變換氣水冷器（E04108），冷卻至40℃后進入酸性氣體脫除工序。

從1#、2#和5#分離器（S04103、S04104、S04110）出來的高溫冷凝液經冷凝液閃蒸槽（S04109）匯合并閃蒸后，液相經冷凝液泵II（P04103A/B）加壓后，直接送往煤氣化裝置。

一氧化碳變換工序的低溫工藝冷凝液、低溫甲醇洗來的洗氨水以及塔頂回流液進入冷凝液汽提塔上部（冷凝液汽提塔操作壓力0.4MPaa），在冷凝液汽提塔中用來自管網的低壓蒸汽汽提，從冷凝液汽提塔底部出來的汽提后工藝冷凝液NH3含量小于10ppm，從冷凝液汽提塔頂部出來的氣體尾氣在汽提氣水冷器（E04109）中用循環水冷卻到40℃后進尾氣分離器（S04107），尾氣分離器（S04107）分離出來的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔頂部作為回流液，約有33-55%的冷凝液送氨法脫硫裝置，出汽尾氣分離器（S04107）的汽提尾氣送火炬焚燒處理。

變換催化劑的升溫硫化設置單獨的升溫硫化系統，升溫還原介質經過氮氣鼓風機（B04101）加壓后，經開工加熱爐（F04101）加熱至200-400℃后進入各段變換爐對催化劑分別進行升溫硫化，出各段變換爐的升溫硫化介質經過氮氣冷卻器（E04110）后進氮氣分離器（S04108），分離出液態水分后進入氮氣鼓風機形成循環，同事補充少量氮氣、氫氣及二硫化碳。另外，設有CS2貯槽（T04101）盛裝CS2，做升溫硫化用。

2．酸性氣體脫除工序工藝流程說明

(1)H2S和CO2的吸收

從變換工序來的變換氣(流量253186Nm3／h，溫度40℃)，在5.87MPaA的壓力下被送到甲醇洗裝置，先在變換氣洗氨塔C04207內洗滌到NH3＜2ppm。洗氨后的變換氣中含有飽和水，為防止變換氣中的水分在冷卻后凍結，需要向其內噴射注入少量的貧甲醇溶液。注射了貧甲醇的變換氣在原料氣冷卻器E04201中與液氮洗來的冷合成氣、二氧化碳和尾氣換熱，冷凝后的甲醇與水的混合物從原料氣分離罐S04201中分離出后進入洗滌塔C04201，用甲醇洗滌以脫除酸性氣體，當凈化氣中CO2≤20ppm，總硫＜0.1ppm后送往液氮洗裝置。

洗滌塔分為上下塔，共四段，上塔為三段，下塔一段。從P04204泵出來的貧甲醇溶液，經水冷器E04218，1#甲醇冷卻器E04209，2#甲醇冷卻器E04222，以及3#甲醇冷卻器E04208中換熱降溫至約-61.77℃，進入C04201塔頂部作為洗滌液(流量283832kg/h)。上塔頂段為精洗段，以確保凈化氣指標，中間兩段為CO2初洗段和主洗段，用經段間換熱器E04205，E04206換熱冷卻后的甲醇（入主洗段-43.92℃，入初洗段-43.30℃）在低溫下吸收氣體中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分成兩部分，一部分送至下塔作為脫除H2S，COS等組分的洗滌液(約占50％，溫度-8.74℃)，另一部分經換熱器E04217、E04207和E04204與合成氣、富甲醇和氨蒸發換熱后降溫至-33℃左右進入閃蒸罐S04203，在1.75MpaA壓力下進行閃蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，經換熱器E04219、E04207和E04203分別與二氧化碳氣、富甲醇和氨蒸發換熱后進入閃蒸罐S04202，在1.75MpaA壓力下進行閃蒸。

S04203和S04202的閃蒸氣匯合后并與液氮洗來的循環氫混合后經循環氣壓縮機K04201增壓送至洗氨塔后本工序的原料氣中，以回收有用組分H2。

(2)H2S的濃縮

從S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，經節流減壓進入C04202塔頂部，閃蒸出大部分CO2氣體，其液體作為C04202和C04203塔上部的回流液，洗滌含硫甲醇解析出的H2S組分，回流液流量分配通過FV-04209調整，以確保離開C04202塔頂部產品CO2氣和C04203塔頂部尾氣中硫含量達標；從S04202底部引出的含硫甲醇液經節流減壓分別進入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208調整)和H2S濃縮塔C04203上塔(流量204662kg/h)，在此部分將CO2和H2S從甲醇中解析出來。

收集于C04202塔下部塔盤上的甲醇液，經液位控制LV-04225閥送到C04203塔上塔底部。進入C04203上塔的三股溶液經減壓氣提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸熱，使其溫度降至整個系統最低。該低溫甲醇液收集于C04203塔中部集液盤上，經P04201泵加壓送至2#甲醇冷卻器E04208和洗滌塔段間冷卻器E04206回收冷量后溫度升高，進入S04207閃蒸罐閃蒸。S04207閃蒸出的氣體后進入C04202塔下部，甲醇液經P04202泵加壓并在E04207中換熱升溫后也進入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液經LV-04223閥節流膨脹進入C04203下塔中部，進一步被減壓氣提。

為使甲醇液中的CO2進一步得到解析，濃縮H2S，在C04203塔底部通入低壓氮(12500Nm3／h)，用N2氣破壞原系統內的氣液平衡，降低CO2在氣相中的分壓，使液相中的CO2進一步向氣相中釋放。經C04203塔解析出的CO2隨著氣提N2作為尾氣由塔頂送出。

(3)甲醇熱再生

從C04203塔底部出來的甲醇液中含有系統幾乎全部的H2S和少量CO2，經泵P04203增壓和JF04202過濾后，在1#甲醇冷卻器E04209和熱再生塔進料加熱器E04210中加熱后進入熱再生塔C04204，經甲醇蒸汽加熱氣提再生后，硫化物和殘余CO2隨甲醇蒸汽由塔頂排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷卻后入熱再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分離出來，經泵P04206送至C04204塔頂作為回流液。S04206罐的氣體繼續在E04214和氨冷器E04213冷卻后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而氣體部分循環至C04203，部分經E04214升溫后送至界外硫回收。

經C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底貯罐有隔板將其分為冷區和熱區，熱區側用再沸器E04211提供熱量，冷熱區在塔外有連通管，熱區的甲醇溶液經泵P04205抽出，在貧甲醇過濾器JF04201中過濾，然后大部分甲醇溶液與從冷區底出來的甲醇液匯合在E04210中換熱降溫后到甲醇貯罐S04204，而小部分甲醇在E04216中換熱后進入甲醇/水分離塔C04205頂部作為該塔的回流液。S04204中的甲醇經泵P04204升壓后，在水冷器E04218，1#甲醇冷卻器E04209，2#甲醇冷卻器E04222，以及3#甲醇冷卻器E04208中換熱降溫至約-61.77℃，進入C04201塔頂部作為洗滌液。出E04218的貧甲醇有一小部分作為注射甲醇送至E04201前的原料氣管線內。

(4)甲醇/水分離

從原料氣分離罐S04201底部引出的含水甲醇在換熱器E04216中與C04204塔底來的貧甲醇換熱，經S04208閃蒸后進入C04205塔，參與蒸餾。從塔C04206底部來的甲醇水溶液經水循環泵P04207加壓，在E04220中換熱升溫后進入C04205塔參與蒸餾；該塔的塔頂回流液為來自泵P04205出口經E04216換熱的那一小部分貧甲醇。C04205塔頂產生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔參與再生，塔底的蒸餾水經E04220回收熱量后，作為廢水排放（CH3OH≤0.01％）送至污水處理； C04205塔由再沸器E04215提供熱量來維持塔的熱平衡。

(5)CO2氣和尾氣水洗

從C04203塔頂出來的低溫尾氣，經氮氣冷卻器E04221、2#甲醇冷卻器E04222、原料氣冷卻器E04201回收冷量溫度升高后進尾氣水洗塔C04206，同時產自C04202塔的低溫CO2氣，經E04219和E04201回收冷量升溫后大部分送往CO2壓縮機，多余部分并入尾氣中，用塔頂來的脫鹽水（流量4800 kg/h）洗滌，為防止洗滌后尾氣中所含的飽和水冷凝，可部分尾氣（50%的左右）進C04206。尾氣水洗塔頂得到符合排放標準的尾氣排放至大氣。

3.硫回收工序工藝流程說明

來自甲醇洗工序的酸性氣經酸氣加熱器用蒸汽加熱至140℃,進入H2S主燃燒爐（Z05101），在H2S主燃燒爐（Z05101）中，酸性氣和一定比例配入的氧氣混合發生燃燒，并與爐內另一股酸氣發生H2S的克勞斯反應。

在燃燒爐中主要反應的反應式為： H2S＋1／2O2→S＋H2O H2S＋3／2O2→SO2＋H2O 出爐的高溫氣體在廢熱鍋爐E05101與鍋爐軟水換熱，生成0.6MPa飽和蒸汽，并在此分離出液態的硫。從廢熱鍋爐出來的氣體經過一級過程氣加熱器升溫至240℃進入一級克勞斯反應器R05101A床層進行催化轉化反應，反應器內裝填硫回收多功能催化劑,在反應器中主要的化學反應式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O COS+H2O→H2S+CO2 CS2+2H2O→2H2S+CO2 反應后的氣體進入一級硫冷凝器降溫至160℃回收硫磺,脫硫后的氣體進入二級過程氣加熱器用中壓蒸汽加熱至220℃左右進入二級反應器進行二段催化反應。在反應器中主要的化學反應式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反應氣出反應器后進入二級硫冷凝器降溫至160℃回收硫磺,脫硫后的氣體進入三級過程氣加熱器用中壓蒸汽加熱至200℃左右進入三級反應器進行三段催化反應。在反應器中主要的化學反應式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反應氣出反應器后進入三級硫冷凝器至130℃回收硫磺，冷凝后的氣體進入硫磺捕集器分離殘存的液硫后，尾氣和液氮洗裝置送過來的燃料氣以及煤氣化裝置送過來的貧酸性氣一起送去焚燒爐焚燒，焚燒爐出口設置廢熱鍋爐產生中壓蒸汽，尾氣降溫至180℃左右送往鍋爐煙氣脫硫系統。

來自硫回收工序的熱態液體硫磺經過過濾器進入硫磺造粒機G48101內，呈液滴狀滴落到運行的冷卻鋼帶上冷卻成形，顆粒直徑為3~6mm。冷卻固化后的顆粒進入包裝機貯斗，貯斗下來硫磺進入包裝機的秤上料斗，經半自動包裝機組L48101稱量、灌袋、封口、包裝后的成品袋裝硫磺由人工送入庫內碼垛貯存。外運時由人工拆垛裝車。4.氣體精制工序工藝流程說明

來自酸性氣體脫除工序30℃,5.31Mpa（g）的合成氣，進入分子篩吸附器（Z04301A）和（Z04301B）,在分子篩吸附器中，微量CO2和甲醇雜質被分子篩吸附，這是為了防止液氮洗單元的堵塞。分子篩吸附器有2臺，1臺處于吸附狀態，另一臺處于再上狀態（兩臺吸附器自動切換使用）。吸附器單元采用低壓氮氣作為分子篩的再生氣，在生氣首先在在生氣加熱器（E04301）中的氮氣用中壓蒸汽加熱至約220℃，經分子篩后，進入再生氣冷卻器E04302冷卻至30℃后送低溫甲醇洗裝置作為H2S濃縮塔的氣提氣，被吸附的甲醇被回收到甲醇循環系統。吸附后的凈化氣進入低溫段的冷箱，使熱量滲透減至最小。在原料氣/高壓氮氣冷卻器Ⅱ（E04305）中氣體被氣體逆流冷卻然后進入氮洗塔（C04301）。在氮洗塔（CO4301）中，氣體中的Ar、CO和CH4等雜質被液氮溶解吸收，從塔底排出。含有約15mol﹪N2的凈化氣從塔頂離開。

為滿足合成氣中的H2:N2=3:1的要求，需補入的高壓氮氣在但氣冷卻器（EO4303）Ⅰ和原料氣/高壓氮氣冷卻器（E04304）中用冷工藝物流冷卻，然后進行液氮洗。原料氣/高壓氮氣冷卻器Ⅰ（E04304）下游的氮分成兩股。一部分繼續在原料氣/高壓氮氣冷卻器Ⅱ（E04305）中冷卻液化為洗滌氮，經調節閥進入氮洗塔（C04301）。在氣體混合器（M04301）中，另一部分氮作為配比氮經調節閥返回到來自C04301塔頂被E04305再熱的合成氣中（M04301上游合成氣中H2:N2高于3:1）。合成氣在EO4304中加熱并分成兩部分，一部分在酸性氣體脫除工序被加熱，另一部分在E04303中被加熱，被加熱后兩部分合成氣合成一股，通過直接調節高壓氮氣使冷箱出口合成氣中H2:N2=3:1，然后送往合成氣壓縮工序。

離開C04301的液體減壓去氫氣分離器（SO4301）進行閃蒸。閃蒸氣中的H2含量約為1﹪。在換熱器E04305，EO4304和EO4303中被加熱，經酸性氣體脫除工序的循環氣壓縮機循環，使氫得到回收。氫氣分離器（SO4301）分離出液體減壓后，在換熱器EO4305，EO4304和EO4303中換熱，最后離開液氮洗工序送入硫回收裝置尾氣焚燒爐焚燒處理。將高壓氮氣注入凈化氣來補充冷量的損失，以維持低壓。系統所需的大部分冷量通過氫氣分離器（SO4301）的液體的膨脹和蒸發產生。進料氣采用上述描述的方法減壓產生的冷量不足以進行低溫分離。系統所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸發提供。氣相從液相中分離出來后在換熱器EO4305，EO4304和EO4303中加熱。純氮可以在大氣中釋放或者繼續用于冷箱。

為了滿足開停車的需要，系統設置安全排放部分，包含緩沖罐（DO4302）和火炬氣體加熱器（EO4306）,將也氮洗裝置中的冷物料收集起來，采用低壓蒸汽加熱后送火炬。

5．合成氣壓縮工序工藝流程說明

由氮洗單元來的約5.03MPaG,30℃，68605㎏/h的氫氮合成氣，經一道帶旁路的電動閥后進入合成氣壓縮機103-J第一級葉輪，經前八級葉輪壓縮后的合成氣與從120-C返回的來的約14.7 MPaG,26℃，186620㎏/h的循環氣匯合后，經第九級葉輪壓縮至約15.4MPaG，46.8℃，255980㎏/h進入103-J出口管線送出。

103-J設置了二條防喘管線。一條是從120-C返回的來循環氣在進103-J三段入口前由防喘閥PV5320控制返回二段入口；另一條是從116-C冷卻器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二條防喘振回路用于103-J的防喘操作與負荷調節。

103-J在三段出口和入口之間設了一個平衡閥HV5340，在壓縮機充壓時平衡三段入口與出口之間壓力。

在103-J一段入口管線上配置有安全閥PIV-SG1411，經排放管線去火炬總管。在103-J三段出口管線上另設有經PV5330閥去124-C的小循環管線；去機組的高壓工藝氣密封管線；并設有PRV-103J安全閥，經排放管線去火炬總管。

另外壓縮機組在一段出口和三段出口設了二個停車泄壓放空閥PV5319和PV5341；放空氣送火炬。

6．氨合成工序工藝流程說明

由氣體精制來的新鮮合成氣經合成氣壓縮機進口緩沖槽（153-D）進入合成氣壓縮機（103-J），新鮮氣先經壓縮段加壓，壓縮后氣體經段間冷卻后再與進出塔熱交換器(121-C)來的循環氣匯合進合成氣壓縮機循環段，混合氣最終壓縮至15.5MPaA出合成氣壓縮機。壓縮后合成氣經進出塔熱交換器（121-C）預熱后進氨合成塔（105-D）反應。出氨合成塔反應氣（溫度約441度，氨含量約20%），經高壓鍋爐給水預熱器（123-C）回收熱量后，反應氣再進入合成塔進出口換熱器預熱進塔（121-C）。合成氣再經水冷器（124-C）及組合式氨冷器（120-C）冷凝冷卻至0度后，進高壓氨分離器（146-D）分離冷凝的液氨，分氨后的循環氣經組合式氨冷器（120-C）回收冷量后進壓縮機循環段與新鮮氣匯合，重復上述循環。

高壓氨分離器（146-D）分離出的液氨進入閃蒸槽（147-D），通過減壓（至1.86MPaA）閃蒸出溶解的氣體，閃蒸后的液氨送往冷凍工序氨接收槽（149-D）,閃蒸出來的氣體與冷凍工序的不凝氣體混合，經馳放氣冷卻器（160-C）冷卻回收其中的氨，液氨返回閃蒸冷凍槽（120CF1-120CF2-152-D）,氣相排放至火炬系統。

當尿素裝置停車時，來自閃蒸冷凍槽冷氨經冷氨泵加壓后送氨罐區貯存。

7．冷凍工序工藝流程說明

來自酸性汽提脫除工序，氨合成工序氣氨按照其壓力等級，分別送至氨壓縮機（105-J）的一級、二級、三級進口閃蒸罐。經三級壓縮后至1.6MPaA后，經氨冷凝器（127-C）冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽（149-D），溶解于液氨中的惰性氣體在液氨收集槽分離，經馳放氣急冷器（160-C）冷卻后排放至火炬。由液氨收集槽冷側送出的氨送氨合成工序進行閃蒸，為其提供冷量，制冷過程如此循環。正常情況下，由液氨收集槽熱側送出的熱氨經熱氨泵（124-J/JA）加壓后送尿素裝置。

各節點流量、壓力、溫度如下:

變 換379710 kg/h 壓力6.27MPa 溫度242.25/40℃ 酸脫282508 kg/h 壓力5.87MPa 溫度40/-61.5℃ 液氮洗16801 kg/h 壓力5.31MPa 溫度30/-190℃

壓縮68605 kg/h

壓力5.03/15.4MPa 溫度30/℃

9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 壓力15.4MP 溫度450℃

氨壓縮機 63668 kg/h

壓力2.10MPa 溫度40℃

4.2 MPa蒸汽29.0T/H 氨產量(氨冷凍)67843 kg/h 壓力2.80MPa 溫度40/-31℃ 硫回收8355kg/h 壓力0.28MPa 溫度30℃ 硫磺1823.8kg/h

第三篇：合成氨工藝簡介

合成氨工藝控制方案總結

一 合成氨工藝簡介

中小型氮肥廠是以煤為主要原料，采用固定層間歇氣化法制造合成氨原料氣。從原料氣的制備、凈化到氨的合成，經過造氣、脫硫、變換、碳化、壓縮、精煉、合成等工段。工藝流程簡圖如下所示：

該裝置主要的控制回路有：（1）洗滌塔液位；

（2）洗滌氣流量；（3）合成塔觸媒溫度；（4）中置鍋爐液位；（5）中置鍋爐壓力；（6）冷凝塔液位；（7）分離器液位；（8）蒸發器液位。

其中觸媒溫度控制可采用全系數法自適應控制，其他回路采用PID控制。

二 主要控制方案

（一）造氣工段控制

工藝簡介：

固定床間歇氣化法生產水煤氣過程是以無煙煤為原料，周期循環操作，在每一循環時間里具體分為五個階段；(1)吹風階段約37s；(2)上吹階段約39s；(3)下吹階段約56s；(4)二上吹階段約12s；(5)吹凈階段約6s.l、吹風階段

此階段是為了提高爐溫為制氣作準備的。這一階段時間的長短決定爐溫的高低，時間過長，爐溫過高；時間過短，爐溫偏低并且都影響發氣量，爐溫主要由這一階段控制。般工藝要求此階段的操作時間約為整個循環周期的18％左右。

2、上吹加氮制氣階段

在此階段是將水蒸汽和空氣同時加入。空氣的加入增加了氣體中的氮氣含量，是調節 H2/N2的主要手段。但是為了保證造氣爐的安全該段時間最多不超過整個循環周期的26％。

3、上吹制氣階段

該階段與上吹加氯制氣總時間為整個循環的32％，隨著上吹制氣的進行下部爐溫逐漸下降，為了保證爐況和提高發氣量，在此階段蒸汽的流量最好能得以控制。

4、下吹制氣階段

為了充分地利用爐頂部高溫、提高發氣量，下吹制氣也是很重要的一個階段。這段時間 約占整個循環的40％左右。

5、二次上吹階段

為了確保生產安全，造氣爐再度進行吹風升溫之前，須把下吹制氣時留在爐底及下部管 道中的半水煤氣吹凈以防不測，故進行第二次上映。這段時間約占7％左右。

6、吹凈階段

這段時間主要是回收上行煤氣管線及設備內的半水煤氣。約占整個循環的3％。該階段是由吹風管路送風，該段時間的長短直接影響H2/N2.該控制系統是一個較復雜的時變、間歇、非線性、大滯后控制系統。故將該系統設計為串級控制。

造氣爐的工作方式分為開車、停車、正常造氣、升溫和制惰等五種方式。每臺造氣爐需要控制15個電磁閥，為了防止多臺爐同時進入吹風階段而引起爭風搶汽觀象，各臺爐之間必須進行吹風排隊順序控制。

控制方案：

1、造氣工段H2/N2控制方案

造氣工段是通過加減氮操作來進行氫氮比控制的，而加減氮操作又是通過調節上下吹加氮時間和吹風回收時間來實現的，因此，該控制系統最終得到的控制量要轉化為上下吹加氮時間或吹風回收時間。本系統的氫氮比控制采用調節吹風回收時間來實現。

在合成氨生產過程中，影響氫氮比的主要干擾來源是造氣、脫硫兩個環節，這部分僅有較小的滯后，所以對脫硫制氫采用PID閉環控制和較高的采樣頻率，這是控制的內環。然后將造氣脫硫與變換、脫碳、精煉及合成組成一個廣義外環，采用預測控制進行控制，這是控制的外環。可選作控制量的參數有：脫硫氫、變換氫、補充氫和循環氫，這四個氫值之間的波動有一個時間差，脫硫氫到變換氫大約有5min，變換氫到補充氫大約有15min,再由補充氫到循環氫又有20min，而且補充氫與循環氫之間存在積分關系，補充氫中氫氮比的微小變化就會造成循環氫中氫的增加與減小，即穩定的補充氫并不能保證循環氫的穩定。而循環氫是生產過程最終階段的信號，所以采用循環氫作為主調節參數，并選擇脫硫氫作為副調參數，以克服循環氫巨大的滯后。

2、H2/N2調節方法

采用改變加氮空氣量的方法調節H2/N2，在上吹和下吹階段設置用／否加氮軟手動開關決定是否啟用加氮空氣，同時采用上／下加氮調節閥來改變加氮空氣量，其次可以通過調整 吹凈時間的方法來調整H2／N2，同時還采用打吹凈軟開關確定在吹風階段是否提前關閉煙囪閥，以輔助調節H2/N2.（三）CO變換工段控制

工藝簡介：工藝流程圖如下：

中溫變換護的正常操作應該是將各段催化劑的溫度控制在適宜的范圍內，以充分發揮催化劑的活性。同時用最低的蒸汽消耗實現最高的CO變換率。影響中變爐催化劑床層溫度變化的因素很多，如蒸汽的加入量、蒸汽的溫度、進入催化劑前反應氣體的溫度、反應氣體的組成以及生產負荷等。

該工段主要的控制系統主要有：中變爐入口溫度定值控制，入中變護蒸汽流量定值控制，入中變滬中段蒸汽流量定值控制，中變爐下段溫度控制等。（1）中變爐人口溫度定值控制系統

該系統是通過控制中變爐的入口溫度來穩定上段催化劑的溫度。選中變爐人口氣體的溫度作為被控變量，操作變量為中溫換熱器的半水煤氣副線流量。

其主要干擾因素有：半水煤氣流量，半水煤氣溫度，蒸汽流量，蒸汽溫度，變換氣溫度等。

在這個系統中，中變爐人口溫度是根據生產要求由人工設定，當受到干擾使該溫度偏離沒定值時，通過改變中溫換熱器副線流量來維持其入口溫度的穩定。

（2）入爐蒸汽流量定值控制

控制流程圖如下：

被控變量和操作變量均為與煤氣混合的蒸汽流量。其主要干擾因素是蒸汽的溫度和蒸汽管網的壓力。求由人工設定，通過改變蒸汽流量調節閥的開度來維持蒸汽流量的穩定。當生產負荷變動或其它干擾因索引起中變爐上段催化劑溫度發生變化而需要改變入爐的蒸汽量時，只能通過人工調整系統的設定值來實現，可見該系統不能自動跟蹤生產負荷，亦不能按照上段催化劑溫度的變化來自動控制所需的蒸汽量。

（3）

中變爐中段蒸汽流量定值控制

（六）氨合成工段控制

在合成氨生產中，合成塔人塔氣體的氫氣與氮氣的比例是工藝上一個極為重要的控制指標。氫氯比合格率對于全廠生產系統的穩定、提高產量和降低原料及能源消耗起著重要作用，氫氮比的過高或過低，都會直接影響合成效率，導致合成系統超壓放空，使合成氨產量減少，消耗增加。但合成氨氫氮比對象是一個純滯后和容積滯后大，無自衡能力和時變的工藝過程，所以氫氮比控制是氨合成工段的主要控制對象。

方案一：

采用變比控制方案，對負荷變化和加氮空氣量進行預測控制其工作框圖如下：

原料氣中各有效成分分析合成總的含H2量作為主物料信號，乘上一個比值系數K,就作為空氣調節閥的輸入信號，驅動調節閥以得到所需要的與總含H2成比例的N2量。如果由于某種因素使H2/N2比值偏離給定值，就通過調節器GC輸出信號修正比值系數K,使H2/N2比回到給定值上來。對于空氣流量的干擾，設置一個副環，構成串級控制，對空氣的測量，采用壓力和溫度的補償。

方案2 預測加PID控制方案

上述方案由兩個回路組成：內回路是由造氣到脫磕和可調控制器組成的線性反饋回 路；外回路由變換到精煉和通推參數估計器及校正器組成。

方案3 預測＋PID串級控制方案

氫氮比通過改變二段爐的空氣量來調節，針對被控對象的特點，本文采用多步MAC 預測控制算法、PID算法及前饋調節相結合的控制規律構成氫氮比前饋中級控制系統。系統結構方塊圖如下所示：

由于負荷（原料氣流量）變化是系統可測不可控的干擾，為此，采用前饋調節系統，以便及時克服負荷波動的干擾。由于空氣流量波動大，必須采用閉環控制，空氣流量調節回路采用YS－80單回路調節器實現。

由于系統滯后時間長，為了能及時克服轉化、變化工段的干擾，引入變換氫副調回路，此回路純滯后時間短，可采用PID調節；主被控對象氫氮比系統純滯后時間長，慣性大，干擾多，因此主控器采用MAC預測控制

（八）精餾塔控制方案

工藝簡介：

合成氨廠氨精餾塔是氨回收單元，以水為溶劑，吸收氨合成回路的放空氣和液氨貯槽放空氣中的氨，然后利用外部供熱使氨水溶液解吸，水作為吸收劑循環使用。其工藝流程圖如下：

由于本精餾工段受多種干擾因素如進料量、進料溫度、冷凝器冷卻水溫度、環境溫度變化等的影響，而且難以直接測量產品濃度作為被調參數，故選用間接參數溫度、壓力作為被調參數。

控制方案： 1．壓力控制

針對壓力設置了一套壓力分程調節系統，由PRC-10001檢測塔內壓力，分別控制塔頂排出的情氣量和塔頂冷卻器的回水量。其調節過程為：

當PRC-10001測量值增加時，其輸出值若在100%~50%內，則情氣閥PV—10001A全關(F.C)，冷卻水閥PV-10001B(F．0)逐漸開大，直至全開，以充分冷凝氣體中的氨；若輸出值小于50％，則PV—10001B全 開，PV—1000lA逐漸開大，從而使塔內壓力降低，反之亦然。以此達到塔內壓力恒定。

2、溫度控制

由于成品氨的質量與溫度有直接關系，液氨流量直接影響著溫度，為保證精餾塔溫度，設置一套以惰餾塔溫度TICAH—10004和液氨流量FIC—10006組成的串級系統。其中流星為副參數，克服影響氨水流量波動的各種擾動因素；以溫度為主參數，保證精餾塔溫度，其工藝控制流程圖如下：

首先，手動調整F—10006輸出值，使得T—10004滿足工藝要求。然后，調整T—10004的給定值等于測量值，調整F—10006的設定值等于測量值。在此過程中，要保證T—10004輸出值等于F—10006，設定值。隨后將由手動投入自動，等穩定后投入串級。系統穩定后將T—10004由手動投入自動。

至此，完成了串級調節系統的投運。

在投運過程中，一定要注意T—10004輸出值等于F—10006設定值，投運之前，主、副回路均應置于手動狀態。

第四篇：合成氨工藝指標

4.工藝控制指標

(1)脫硫工序

鐵錳脫硫出口： S≤5ppm 氧化鋅出口硫含量： ≤0.1ppm 加氫量 ： 2~5% 進口溫度TIC-111： 380±5℃ 氧化鋅出口溫度： ≤360℃ 進脫硫系統壓力： ≤4.1 MPa(2)轉化工序

水碳比：

3.2~3.5 一段爐進口壓力：≤3.82 MPa 對流段出口煙壓：-2000 Pa 爐膛負壓：

-100 Pa 工藝空氣盤管溫度：≤615℃ 原料天然氣盤管NO.4：≤400℃

燃料天然氣預熱盤管：≤200℃ 一段爐阻力： ≤0.35 MPa 二段爐出口溫度：

≤997℃ 二段爐出口甲烷：

≤0.5% 脫氧槽液位： 80%以上 中壓汽包液位： 1/3～2/3 鍋爐給水O2含量： ≤0.007ppm(3)變換工序

高變進口溫度： TIC-157 370±5℃高變出口CO： ≤3 % 高變汽包蒸汽壓力： ≤2.5 MPa 低變出口溫度： ≤228℃(4)脫碳工序（碳酸鉀溶液）

吸收嗒入氣溫度： 81℃±5℃ 吸收塔進貧液溫度：70℃±5℃ 再生氣溫度： ＜40℃ 吸收塔壓差： ＜45KPa 一段爐出口甲烷：

≤12.84% 燃料氣壓力PI-811： ≤0.35 MPa 排煙溫度：

≤170℃ 混合氣盤管出口溫度：≤610℃ 過熱蒸汽盤管NO.3： ≤360℃

原料天然氣盤管NO.7：≤295℃ 一段爐出口溫度： ≤801℃ 二段爐阻力：

≤92 KPa 二段爐水夾套溫度：

≤100℃ 中壓汽包蒸汽壓力：

≤4.2 MPa 脫氧槽壓力： ≤20KPa

鍋爐給水PH值： 8.8～9.3 二段爐出口甲烷 ≤ 0.5% 高變出口溫度： ≤436℃

高變汽包液位： 1/3~2/3 低變進口溫度TIC-220 ：200±5℃低變出口CO： ≤0.3 % 吸收塔出氣溫度： 70℃±5℃ 吸收塔進半貧液溫度： 112℃±5℃ 再生塔出口貧液溫度： 120℃±5℃ 再生塔壓差： ＜20KPa

再生塔出再生氣壓力： ＜75KPa 低變廢鍋蒸汽壓力 ： 0.40~0.50MPa 吸收塔出二氧化碳含量： ≤0.1% 再生氣純度： ≥98.5 % 汽提塔出口水中電導率： ≤10μs/cm 吸收塔液位： 1/2~2/3 閃蒸槽液位： 1/2~2/3 低水分液位： 1/3~2/3 低變廢鍋液位： 1/3~2/3 凈水分液位： 1/3~2/3 鐵離子含量： ＜100ppm 汽提塔液位： 1/2~2/3 再生塔中部液位： 1/3~2/3 貧液流量： ≤ 96 t / h 總堿度： 25~30% 半貧液再生度： 1.35~1.45 DEA V5+/V4+： ≥0.5 甲烷化工序

甲烷化進口溫度： 310℃±5℃ 甲水分出口溫度： ＜40℃ 甲水分液位： ≤10 %

再生塔上部液位： ≥30 % 再生塔下部液位： 1/2~2/3 半貧液流量： ≤ 778 t / h 貧液再生度： 1.15~1.25 ： 2~3% 總礬： 0.7~1.0%(以KVO3)甲烷化床層溫度： ≤350℃ 甲烷化出口CO+CO2：≤10ppm(5)

第五篇：合成氨工藝的改進與節能

合成氨工藝條件的改進與節能

楊榮

安徽建筑工業學院材化學院應用化學專業 合肥 230601

摘要

本文從合成氨工藝中所存在的一些高能耗問題入手，主要分析了合成氨工藝的改進方法，以及從熱力供給系統、反應催化劑及系統優化等方面采取措施從而達到節能降耗的目的。文中所給的針對性措施可實際應用到合成氨工廠中。

關鍵詞

合成氨

工藝改進

節能降耗

生產流程

改進措施 前言

合成氨工業自1901年誕生以來，經歷了發明階段、技術推廣階段、原料結構變遷階段、單系列大型化自動化階段和節能降耗階段，歷史近一個世紀。目前正處于節能降耗階段。

目前，由于世界范圍內的能源緊缺，造成了世界能源價格不斷上漲，而氮肥的價格卻保持相對穩定，因此高能耗的合成氨廠面臨著嚴峻的形勢和挑戰，這樣，合成氨工藝的改進勢在必行。

化學工業本來就是個能耗大戶，而合成氨又是高能耗產品，目前國內的中小型化肥廠合成氨的能耗普遍高于國外先進制氨工藝廠。工廠的經濟效益由工藝的能耗來決定，因此改進合成氨工藝是首要任務。合成氨的工業生產途徑

合成工業是能耗較大的工業之一, 根據原料品種和技術先進程度的不同, 單位產品的能耗差別很大, 因此, 所采用的先進技術應以總體生產節能為目標, 也就是說, 合成工藝開發的總目標在于節能，因此要從能量的綜合利用方面來考慮節能方案。

2.1 用余熱來加熱熱水以供鍋爐或其它工序用 2.2 直接利用余熱副產高熱值的蒸汽供其它工序用 2.3 利用副產蒸汽發電供全廠用 2.4 本系統內部自熱平衡

天然氣合成氨工業流程圖 降低合成氨工廠能耗的措施

中小型工廠一般以天然氣為原料制取氨，天然氣用量的多少直接決定著工廠能耗，下面列出降低中小型合成氨廠能耗的一些措施： 3.1 合成氨工廠造氣工序的節能措施 3.1.1 降低吹風系統的阻力 3.1.2 采用蒸汽自調系統 3.1.3 優化造氣操作系統

3.2 合成氨工廠變換工序的節能措施 3.2.1 開發優質低溫高效變換催化劑

3.2.2 變換爐合理分段并采用合適的降溫措施 3.2.3 防止變換催化劑衰老、中毒與失活 3.2.4 加強保溫、降低熱損失 3.2.5 系統優化設計與優化操作

3.3 合成氨工廠合成工序的節能措施 3.3.1 開發優質低溫高效合成催化劑 3.3.2 開發新型氨合成塔

3.3.3 防止合成催化劑衰老、中毒與失活 3.3.4 加強保溫、降低熱損失 3.3.5 用吸氨制冷代替壓縮制冷 3.3.6 用吸收分氨代替深冷分氨 3.3.7 回收放空氣中的氫氣和氮氣 3.3.8 系統優化設計與優化操作 綜合考慮上述各方面所提及的節能措施總結出節能方法與具體實施操作

1．造氣爐整體改造技術

該技術包括造氣爐擴徑、夾套加高、出口管的移位、適合不同煤種的專用爐篦、爐底轉動裝置采用變頻器進行調速控制等整體配套改造。改造后可明顯提高造氣爐的制氣強度，降低煤耗。2．合理選擇高效造氣鼓風機

要根據各種造氣爐爐徑、煤種、發氣量要求、系統配套設備與管道阻力的不同，綜合考慮合理選擇風機，既要足夠滿足制氣吹風的風量要求，又要防止風量過大而造成吹風氣帶出物增多。3．自動加焦（煤）機技術

使用該技術可節省停爐時間，連續制氣、減少熱量損失，縮短吹風時間，提高單爐發生量，并有利于穩定爐溫與氣體成份，降低噸氨煤耗，減輕操作工的勞動強度，減少事故發生。

4．油壓微機控制、爐況監測與系統優化技術

使用該技術可合理調節控制造氣循環分配時間、入爐蒸汽量、氫氮比和加煤、下灰等，能對造氣爐的爐況全面監測并進行閉環調優，進而優化生產狀態，達到造氣系統高產、穩產、低耗的目的。5．采用高效除塵器

選用低阻的高效旋風除塵器，可提高煤氣的除塵效率，減少飛屑的損失與設備管道的磨損。6．集中式回收上、下行煤氣余熱

采用一臺集中式對應多臺造氣爐的熱管型余熱回收器回收上、下行煤氣余熱，有利于降低系統阻力及提高余熱回收率。7．集中式高效洗氣塔

采用一臺集中式高效低阻填料洗氣塔來取代常用的一臺造氣爐配一臺的空塔噴淋式洗氣塔，有利于降低系統阻力與提高洗滌冷卻效果，并可減少15%～20%的冷卻水與污水處理量。8．提高入爐蒸汽品質

入爐蒸汽采用過熱蒸汽，有利于制氣過程中爐溫的穩定，提高蒸汽分解率與單爐發氣量5%～8%，降低噸氨原料煤與蒸汽消耗量。9．吹風氣余熱回收

借助合成弛放氣助燃，采用集中式燃燒爐吹風氣回收技術，回收造氣吹風氣的顯熱與潛熱，副產過熱蒸汽。有條件的企業可采用三廢流化混燃爐技術將吹風氣與造氣爐渣結合在一起，回收利用副產過熱蒸汽，搞熱電聯產，有利進一步提高節能效果與經濟效益。10．降低造氣系統阻力

單爐發生量提高，對于配套的管道與閥門的口徑也需相應放大，管道配置盡量減少彎頭，配管流向要合理，對洗氣塔的煤氣管插入深度等需進行相應的調整，這樣有利造氣爐的制氣與節約鼓風機電耗。11．回收利用冷凝水

現有使用蒸汽加熱而冷凝下來的冷凝水被大量直接排至地溝，要盡可能改造為全部回收利用，既能回收其熱量減少鍋爐燃料的消耗，又能節省水費與水處理費，降低生產成本。

12．高效脫硫劑與防堵低阻脫硫塔

可采用888或888+栲膠等高效脫硫劑及不易堵塔的低阻脫硫塔，提高脫硫效率，減少脫硫液循環量，降低電耗。13．節能型全低變與中低低變換工藝

在采用寬溫鈷鉬低變催化劑的前提下，根據企業生產條件的情況不同，可采用節能型全低變或中低低變換工藝。該工藝變換率高、流程簡單、阻力小、蒸汽消耗少，噸氨蒸汽消耗分別達到≤250kg與≤350kg。

14．采用改進型的丙碳法、NHD法與變壓吸附法（PSA）脫除CO2工藝

這3種工藝均系當前各企業所采用的低能耗脫碳技術，具體選擇要從凈化氣要求，前后工藝條件及技術經濟指標結合企業具體情況而定。15．采用經濟合理的合成壓力

對于氨合成催化劑生產強度，根據低空速、高凈值、低阻力與節能的角度衡量及技術經濟分析，建議按18～20t氨/m3·d生產強度選擇合成塔與催化劑，使其操作壓降低至22M～24MPa（初期還要低2MPa左右），這樣可使噸氨節電50kWh左右，還可增加2%～3%的氨產量。

16．采用活性好、寬溫、高強度氨催化劑及其相匹配的高效節能型合成塔

可提高氨凈值，從而減少循環氣的循環量，降低循環機電耗，減少冷凍能耗。17．塔外提溫型合成工藝與二級余熱回收技術

對氨合成反應熱的回收利用采用該工藝技術，可使合成氣工藝余熱按位能高低獲多級利用，廢熱鍋爐副產蒸汽，軟水加熱器加熱軟水，可充分提高余熱回收率，減少循環冷卻水用量。18．氨氣、氫氣回收技術

在合成氨生產過程中，由于生產負荷的變化，為保持合成系統的適宜操作壓力，會造成合成系統中的放空氣和氨槽弛放氣量增加，而這部分氣體中均含有大量的氨和氫隨之放空，導致合成氨各項消耗增多，成本加大。根據這兩種氣源的不同組分和特性可分別采用膜分離技術回收放空氣中的氫氣以及采用無動力氨回收技術回收氨槽弛放中的氨氣。19．制冷系統蒸發式冷凝器

該設備是采用熱力學、傳熱學等工程學的先進技術，對交叉式冷卻塔和傳統蒸發式冷凝器進行優化組合，具有結構緊湊、占地少、質量輕、安裝簡便等優點，使用了高效傳熱元件，提高了換熱效率與冷卻冷凝效果，達到運轉功率小、耗電量少、冷卻水消耗少的效果，是取代傳統的立式水冷冷凝器的有效節能設備。20．利用低位能余熱采用溴化鋰吸收制冷技術

利用尿素、合成氨生產過程的低位能余熱（熱水、冷凝液等）采用熱水型溴化鋰吸收式冷水機組制取低溫冷水，用于冷卻氮氫壓縮機一級入口煤氣、三級、六七級入口煤氣，脫碳吸收液與氨合成循環氣等，可充分利用低位能熱量提高壓縮機打氣量，減少脫碳吸收液循環量、降低氨冷、冷凍機負荷，達到增產、降低電耗的效果，在夏天等高溫季節效果尤為明顯。21．機泵電機采用變頻調速技術

對有負荷變化、經常造成機泵電機“大馬拉小車”的轉動設備如造氣的爐條機、鍋爐給煤機、給水泵、空氣鼓風機、羅茨鼓風機、甲胺泵、液氨泵等，采用變頻調速，實現平滑的無級調速，在生產過程中能獲得較佳調速，從而可取得明顯的節電效果。對于高壓大中容量交流電機的調速，可采用內饋載波調速技術，與高壓變頻相比，具有效率高、價格低、功率高等優點。22．氮氫壓縮機的節電

氮氫壓縮機的耗電占合成氨電耗的70%左右，因此合理選擇與使用壓縮機對噸氨電耗關系密切。要逐步淘汰落后、高耗的L3.3-

17、4M8、4H8等陳舊壓縮機，結合節能技改選擇單機能力≥2萬t/a合成氨的大中型機組，使噸氨電耗明顯降低。選用可靠的氣閥，延長機組無故障運行時間，確保循環油冷卻效果，提高一進壓力，降低一進溫度，提高段間冷卻與分離設備效率等技術措施。盡量不采用不同壓縮機機型的并機使用，防止由并機不和諧而造成的無效功損失與影響運行故障周期。

23．企業電網系統節電

該節電產品是通過對半導體瞬流控制技術，復合式實時濾波技術和遠程跟蹤與診斷技術的重大突破，以10-12秒的反應速度對瞬流和高次諧波進行及時的測試和有效的控制，同時能消除設備開關啟合引起的高能量突變引起的瞬流，提高電源質量，減少電損，提高系統用電設備的效率。24．蒸汽管道系統節能

從鍋爐房輸送至各用汽點的蒸汽管道系統應遵循高壓輸送、低壓使用的原則，可減少管道建設費用、減少散熱損失。系統應合理選擇與配置足夠的疏水閥，疏水閥使用好壞直接影響到蒸汽的消耗，是節能潛力最大的地方。要做好蒸汽管道系統保溫工程，減少管網的熱損失。改進前生產工藝流程 改進后生產工藝流程

參考文獻 《云南化工》1995年 第1期 合成氨工藝設計的改進與能耗分析李琦 角仕云 2 朱丙辰主編 無機化工反應工程 北京 化學工業出版社,1991 3 李紹芬主編 化學與催化反應工程 北京 化學工業出版社,1987 于遵宏等編 大型合成氨廠工藝過程分析 北京 中國石化出版社 1993 5 王建華主編 化學反應器設計 成都 成都科技大學出版社,1989