川化合成氨工艺概述样本.doc

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概 述
第一节 产品叙述

合成氨是重要的基本化学产品, 在国民经济中占有重要的地位。本装置经增产节能改造后日产液氨1200吨, 并付产二氧化碳气体输往尿素装置制造颗粒状尿素产品和尿液。
( 一) 氨的用途
氨是碳素肥料的重要来源, 液氨和氨水的很好的液体肥料。用氨还能够制造其它碳素肥料或复合混合肥料, 如硫酸铵, 硝酸铵, 尿素, 碳酸氢铵, 氯化铵, 磷酸铵或氮磷混合肥料以及氮, 磷, 钾混合肥料等。
在工业生产中, 氨或氨的加工产品又是丙烯 , 合成纤维, 塑料和医药的重要原料。另外石油炼制, 橡胶工业以及冶金采矿, 制矸和机械加工等工业部门中, 氨及其加工产品也是不可缺少的。在食品工业中, 氨是常见的冷冻剂。
由氨作为原料加工成的硝酸, 是炸药工业中的基本原料, 用硝酸做消化剂能够制得三硝基甲苯, 三硝基苯酚, 硝化甘油及其它各种炸药, 硝酸铵既是很好的氮肥, 又是安全的炸药, 可用于开发矿山, 农田改土, 隧道修建等。

( 二) 氨的性质
1．氨在常温下是一种无色气体, 具有强烈的刺鼻气味。由于氨有毒而且易爆, 因此这种刺鼻特性很有用处, 只要空气中含有50ppm氨, 就很容易被察觉。
氨, 毒性不象一般毒气具有累积的毒害作用, 但能刺激人体器官的粘膜, 对人体组织有很大的灼烧性, 空气中含有0.2%的氨就可能在几秒中内灼伤皮肤, 浓度超过0.07%将会损伤眼睛, 氨的卫生允许浓度不大于30ppm。
氨在空气中的可爆界限是16~25%( 体积) , 在氧气中是15~79%, 氨的燃点是6500C
2．氨的物理性质
在温度0 0C 及压力为760 mm 水银柱时;
在气体比重0.579( 空气为1)
在液体比重0.618( 水为1)
沸点 —33.40C
临界温度 132.50C
临界压力 112.3气压
氨一般是经过压缩和冷冻后进行运输储存的, 因液氨在一般温度下, 有很高的蒸汽分压, 氨在各种温度下的蒸汽压力和蒸发潜热如表( 1) 。
3．氨的化学性质
氨极易溶解于水, 在00C时每升水可溶解1300升氨, 可制成商品氨水, 其含氨量在15~30%范围内, 其比重随浓度的增加而降低, 氨在水中的溶解度随温度的增加而减小, 随压力的增加而增加, 氨溶解于水中要放出热量。氨的溶液呈弱碱性, 氨也能够溶于盐类水溶液和各种有机溶液, 但都低于在水中的溶解度。
表( 1)
温 度
蒸汽 压力
蒸发 潜热
热 含 量Kcae/kg
0C
Mpa
Kcae/kg
液体
蒸汽
50
2.072
251.3
57.4
308.7
40
1.5850
262.6
45.5
308.4
30
1.185
273.6
33.8
307.4
20
0.8721
283.5
22.7
305.9
10
0.6221
292.8
11.1
303.9
0
0.4375
301.5
0.0
301.5
-10
0.2966
309.7
-11.0
298.7
-20
0.1940
317.3
-21.8
295.5
-30
0.1219
324.5
-32.6
291.9
-40
0.0732
331.3
-43.2
288.1
-50
0.0410
337.9
-53.8
258.6
氨是活泼的化合物, 可与多种物质进行反应, 氧化反应是其主要的一种。
4NH3+3O2 ————2N2+6H2O
4NH3+5O2————4NQ+6H2O
在高温下气态可分解成氢和氮:
2NH2————3H2+N2
在工业上, 氨主要是和酸进行中和反应。三种主要化肥硝酸铵, 硫酸铵和磷酸铵或磷酸氢铵都是由相应的酸和氨反应制成的
在化肥生产中另一个主要反应是氨和二氧化氮反应生成氨基甲酸铵, 然后脱水生产尿素。
上述反应是本系统尿素装置的反应过程
纯净的气态或液态对大部分物质没有腐蚀性, 但含有水分的氨或有氧存在的条件下, 对铜, 银, 锌, 等金属有严重的腐蚀作用。
( 三) 产品规格( 国家标准)
川化股份公司第二化肥厂液氨规格相同。
指标名称 指标
优等品 一等品 合格品
氨含量 99.9%( 重量) 99.8%( 重量) 99.6%( 重量)
水 分 0.1%( 重量) —— ——
油含量 5ppm( 重量) —— ——
压 力 1.8 Mpa
温 度 4~300C

第二节 设计基础
( 一) 设计现场条件

川化股份公司第二化肥厂
气

温
最高/最低
37.30C/-4.60C
设计最高/最低
320C/20C
年平均
16．30C
月平均最高/最低
25.80C5.60C
相对
湿度
设计
85%(300C)
年平均
82%
月平均最大/最小
86%/77%
大气压力
设计
710mmHg
降
雨
量
年平均
976mm
年最大
1365.3mmm

每天最大
195.2mm
风
速
最大
16m/秒
设计
1.3米/秒
主导风向

北, 北, 东
降雪
最大降雪深度
0m
设计雪载荷
0 Mpa

冰冻线深度
0m
地震
6度( 麦卡里)
地耐力
20T/㎡( 最小)
地下水位
-1.0m

( 二) 工艺设计数据
1． 生产规模
合成氨1200吨/日, 加工尿素2460.4吨/日( 其中1960.4吨送造粒装置, 580吨送三聚氰胺装置) , 液氨不足, 年操作日为320天, 按300天满负荷计, 年产液氨36万吨, 加工成尿素每年58.81万吨, 液体尿素送三聚氰胺装置17.4万吨。
2, 原料和水电气条件
A、 天然气规格

川化股份公司第二化肥厂
甲烷CH4( %)
97.6
乙烷C2H6
0.291
丙烷C3H8
0.026
丁烷C4H10
0.017
戊烷C5H12

氢 H2
一氧化碳CO
二氧化碳CO2
氮N2

0.995
7~4
( 总指数%)
95..93
硫化氢( 以硫计)
≤20mg/Nm3
有机硫
≤30mg/Nm3
总硫
≤100mg/Nm3
水分
饱和
凝析油
0.02g/Nm3

其中含硫300mg/升
压力
0.4~0.6 Mpa
温度
<350C
低热值
8406.5Kcol/Nm3
净热值
8399.1Kcol/Nm3

B原水规格
Ca＋＋ 48.1 PPm
Mg＋＋ 11.08 PPm
Na＋ 4.83 PPm
Fe＋＋＋ 0.22 PPm
总阳离子 64.21 PPm
HCO3－ 187.83 PPm
CO3－ 0.15 PPm
SO4－ 14.41 PPm
Cl－ 5.20 PPm
NO3－ 0.71 PPm
总阴离子 208.35 PPm
SiO2 16 PPm
游离CO2 4.4 PPm
残氧( 以O2计) 2.84 PPm
总硬度 3.32 PPm
永久硬度 0.24 PPm
暂时硬度 3.08 PPm
M一硬度 3.08 PPm
浊度( 以高磷土计) 10.00 PPm
PH 8.1
压力 0.38 Mpa
温度 7—280C( 最大)
C循环冷却水
压力 进水/出水 0.40 Mpa /0.15 Mpa
温度 进水/出水 320C( 最高) /420C
D精制水规格
PH 7—8
硬度( CaCO3) 0
铁 ( Fe＋＋＋) 0.03 PPm( 最大值)
Cu＋＋ 0.02 PPm( 最大值)
SiO2 0.02 PPm( 最大值)
油 无
电导度( 250C) 0.5微姆欧/厘米
压力 0.62 Mpa
温度 400C
E过滤水
Ca＋＋ 48.1 PPm
Mg＋＋ 11.08 PPm
Na＋ 4.83 PPm
Fe＋＋＋ 0.10 PPm
SO4－ 14.41 PPm
Cl－ 5.20 PPm
NO3－ 0.71 PPm
SiO2 16 PPm
氧( 组分氧) 2.00 ( 最大)
总硬度 3.32 mg/l
油 —
温度 7—280C
压力 0.3 Mpa
F氮气规格
N2 99.7%( 体积) 最小
H2 0.2%( 体积) 最小
O2 0.05% ( 体积) 最小
NO 5PPm
压力 0.7 Mpa和1.3 Mpa
温度 400C
G仪表空气规格
灰分 无
油 无
露点 -100C( 在8.5㎏/㎝2G)
压力 0.83 Mpa
温度 400C
H蒸汽
高压过热蒸汽 10.0 Mpa 4820C
中压过热蒸汽 4.0 3680C
低压过热蒸汽 0.35 Mpa 2340C/1500C
I副产CO2规格
性质 气态
CO2 ≥98.5%( 干基)
惰性气体 1.5%最大( 干基)
总硫 1.0mg/㎡
水分 饱和
压力 0.113 Mpa
温度 400C
J空气
灰气 无
油 无
压力 0.5 Mpa和3.3 Mpa
温度 400C和1650C
K工艺冷凝液
NH3 50—100 PPm
CO2 100—150 PPm
CH3OH和HCHO <100 PPm
甲胺 10—30 PPm
甲酸 24—95 PPm
金属( Na, P, Fe, Zn, Al, Si) 10—100 PPm
压力 0.10 Mpa
温度 1010C

第三节 技术经济指标
( 一) 、 每吨氨予期平均指标
原料天然气消耗量 ( 以净热值*为*基准)
5.28×106Kcol
燃烧天然气消耗量 ( 以净热值*为*基准)
3.92×106Kcol
电力* 94.76KWH
循环冷却水 288.74吨
精制水 3.015吨
低压蒸汽( 0.35 Mpa) 0..198吨
输出蒸汽( 3.97 Mpa) 1.87吨
输出锅炉给水 0.43吨
输出CO2 26.41Nm3( 100%)
碳酸钾 0.04公斤
二乙醇胺 0.004公斤
五氧虾二钒 0.0005公斤
消泡剂 少量
联胺( 以1%重量水溶液计) 2.9升/时
磷酸钠( 以3%重量水溶液计) 1.7升/时
氨水( 以1%重量水溶液计) 8.7升/时
*净热值 8411.34 KCOl/Nm3
**照明, 通风, 冷却塔及冷却水泵所需电除外

工艺流程叙述
氨是氮和氢两种元素组成的,氮的来源是由空气取得的,而氢的来源是多种多样的,主要是由能产生热能的燃料,如天然气、 液态烃和煤与水蒸汽反应而制得的.本装置以天然气为原料,生产工艺主要经过四道工序:
(1) 原料天然气的压缩和脱硫.
(2) 粗合成气的制备(转化和变换)
(3) 合成气的净化(脱碳和甲烷化)
(4) 精合成气的压缩和氨的合成
在实际生产过程中,要实现上述工序和回收能量,还要增加一些必要的措施
第一节 原料天然气的压缩和脱硫
硫是天然气带来的主要危害,合成氨生产过程所用的催化剂对硫极为敏感,在转化工序中,硫的中毒书硫和催化剂中的镍直接反应的结果,平均每一个镍原子中,只要有不到一个硫原子就足以产生严重的硫中毒.虽然转化催化剂的硫中毒,能够用提高温度将硫驱除,可是硫浓度增加五倍,温度要提高380C才能抵消其影响.这样就要求炉管在较高的温度下操作,不但使炉管的寿命缩短,并使每吨氨的燃料消耗大大增加,在变换工序中,低温变换催化剂的硫中、 毒是不可逆的,因此必须先除去原料气中的硫化物.
天然气中所含的硫,是以各种形式存在的,如硫化氢,硫醇,硫醚,二硫醚,噻吩,二硫化碳,氧硫化碳等等,这些化合物中,硫化氢属于无机化合物,称之为”无机硫”,其余的属于有机化合物,把它们称为”有机硫”.
本装置使用的天然气,含硫量设计值不大于35PPm,其中主要是硫化氢和硫醇(硫醇占有机硫的90%),这套装置根据使用的天然气中硫含量不高,而要求的净化程度很高这二个特点,选用了钴钼加氢转化串联氧化锌脱硫.
流程叙述:
天然气于0.4----0.6Mpa,350C引入系统,分作原料及燃料天然气使用,原料天然气经分离罐(116----F)分离凝析油及水分后,进入由中压蒸汽透平带动的三缸三段天然气压缩机(102---J).经过三段压缩后,天然气压力提高到4.1Mpa温度1040C,流量31360Nm3/H,与来自合成气压缩机(103----J)一段出口抽出的约4000Nm3/H的合成气混合,使混合气中含氢气量5.0%,以用作CO----MO加氢器转化有机硫为无机所硫需氢气用.混合气送至原料加热器(103---B)经二段予热至3710C再进入装有27.8M3触媒(分二层)的加氢器(101---D),将天然气中有叫硫转化为H2S,然后串联经过二台各装有29.1m3氧化锌脱硫剂的脱硫槽(102----DA、 D1),使原料中的总硫量降到0.5PPm以下,送往一段转化炉(101-----B).
流程中采用二个脱硫槽是考虑便于在不停车的条件下更换氧化锌脱硫剂,若第一氧化锌脱硫槽出口硫含量达到0.5Pmm.时,此槽应与系统断开,更新脱硫剂,此时气体只经第二脱硫槽脱硫,在短期内也能将硫脱至0.5Pmm以下,当脱硫剂更换后,将新换脱硫剂的脱硫槽串在后面,如此交替使用

第二节 粗合成气的制备 ( 转化和变换)
一, 转化过程
甲烷制备的方法, 有蒸汽二段转化法和部分氧化法二种, 部分氧化法生产粗合成气比二段转化法的过程简单, 而且适应性大, 可是它需要空分装置。以得到富氧空气, 生产消耗较高, 由于本装置以固定的天然气为原料, 因此采用了现在世界上比较普遍采用的甲烷蒸汽二段转化法。
蒸汽二段转化法是把甲烷分二次转化, 采用二次转化的目的是为了减轻一段炉的负荷, 使其能在较低的温度下操作, 第一次转化是在一段转化炉内进行, 为了得到适于氨合成的原材料气, 甲烷浓度必须很低( 0.2~0.5%) , 这就必须在10000C以上的高温下进行。可是由于转化管材料的限制, 在3.0Mpa以上的操作压力下, 当前还不可能达到操作, 当前还不能达到这个高温, 在实际生产中一段转化炉管内气体温度控制在760~850度范围内, 此时一段转化炉内尚有8~12%的甲烷, 将其引入二段转化炉内进行二次转化, 二段转化炉内要加入一定量的经过予热的空气, 与一段转化气中的部分H2, CO, CH4进行燃烧产生热量, 温度升到1035~13700C左右, 借催化剂的作用, 将剩余甲烷转化到0.3%左右, 二段转化炉内空气加入量是根据氨合成所需的H2/N2来决定, 而不是根据转化所需热量决定的。
流程叙述:
脱硫后的天然气( 31360Nm3/H) , 与温度3330C, 压力4.0Mpa的过热蒸汽( 由中压气提塔16.8吨压力4.0Mpa饱和蒸汽和62.605吨3680C压力4.0Mpa混合而成) , 按水碳比为3.20( 过热蒸汽79.405吨/H) 混合, 混合后的气体总量132220 Nm3/H, 去一段转化炉对流段第一组( A—EC101) 予热, 使温度升高到5100C, 压力3.65Mpa, 然后分成十路进入十根进气支管, 又经过炉内十排共四百根转化管的猪尾管由上而下进入转化管, 在管内的镍催化剂参加下, 依靠顶部220个烧嘴天然气和弛放气外部供热, 进行甲烷转化反应, 使甲烷含量由93.01%降到11.97%, 一段炉炉膛内温度为10360C, 全部转化管总传热量为65.57㎜kcal/H, 转化管内平均最高温度9120C, 转化管底部出口温度8050C, 转化气汇集与下集气管进入上升管, 气体由下而上流动时进一步被加热, 从顶部出来进入上集气管时温度为8390C, 压力为3.30Mpa, 上集气管汇集了十根上升管来的气体, 在管外有水夹套, 转化气体在上集气管经过时, 由于热损失, 温度降到8150C后, 进入二段转化炉( 103—D) 。转化气进入二段顶部与由中压蒸汽透平带动的二缸四段的空压机( 101—J) 和电动空压机( 101-JA) 压缩的工艺空气和蒸汽混合进入二段炉。空气加入量按氨合成所需要的H2/N2加入。
混合气总量为48843.648 Nm3/H, 其中空气量43934.89 Nm3/H, 蒸汽3.944吨/H, 进入二段炉之前, 先经过一段转化炉对流段第二组予热, 使温度达到6200C后再进入转化炉顶部混合器, 在二段炉顶部工艺空气和转化气燃烧, 以供给工艺气进一步转化所需要的热量, 这样, 气体经过催化剂后, 工艺气中甲烷进一步转化, 在出口温度10060C下残余甲烷可降到0.3%,
为了回收热量, 从二段炉出来, 温度10060C左右的工艺气体( 232645.28 Nm3/H) 直接进入二个并联的第一废热锅炉( 101—CACE) 产生10.5Mpa的高压蒸汽, 工艺气温度降至4820C, 为进一步回收废热, 又进入第二废热锅炉( 102—C) , 产生10.5Mpa高压蒸汽, 第二废锅设有旁路伐, 使工艺气体出第二废锅后温度降低至3710C, 进入变换系统。
为了维持系统蒸汽平衡, 在一段炉炉侧设有辅助锅炉( 101—Bu) , 辅助锅炉烟道与一段炉对流段相连, 烟道气5880C与一段炉烟道气混合后一起去回收热量, 使一段炉总热回收率达90%左右。
一段炉对流段主要是回收烟道气中热量, 对流段中按烟气流动方向设置的回收设备是天然气蒸汽预热器( A—EC—101) , 空气蒸汽预热器( A—EC—102) , 蒸汽过热器( A—EC—103) , 烟道气废热锅炉( A—EC—106) , 锅炉给水预热器( A—EC—104) , 燃料气预热器( A—EC—105) , 燃料空气预热器。由于热量逐步回收, 烟道气温度逐渐下降( 982 0C→866 0C→8070C →602 0C→4190C →3670C →2110C →2040C→1550C) , 最后由中压蒸汽透平带动的引风机( 101—BJ) 抽至烟囱而排出, 引风机能力为277600 Nm3/H, 进口压力为-208㎜水柱。燃料空气由一台电动送风机强制送入。
二, 变换过程
变换过程分二段进行, 第一段在较高温度下进行, 使大量的一氧化碳进行变换反应, 第二段在较低温度下进行, 力求接近平衡, 以降低变换气中一氧化碳含量。
二段变换的段间冷却方式一般二种形式, 当流程需要热源时, 可采用热交换器进行间接冷却, 不需要热源时, 能够喷洒冷凝液, 即可降低温度, 又可节约蒸汽用量, 本装置采用前一种形式。
流程叙述:
进高温变换炉的工艺气中CO为12.3%,H2O/CO比为4.9,高变换炉内装有氧化锌触媒59m3,气体流经触媒层, CO和蒸汽发生变换反应,出口温度达到4280C,出口气中CO下降到2.81%,高变出口工艺气先经过高变废锅,(103—C)回收热量,产生10.5Mpa高温蒸汽,然后再经过甲烷化预热器(104—C),加热去甲烷化的工艺气,进低变炉(104—DB),温度在2260C,低变炉内装有铜—锌—铝触媒62.6 m3,,使工艺空气中CO和蒸汽在H2O/CO为17的条件下进一步反应,在出口温度为2440C下, CO含量降为0.39%.
低变出口气先进入低变废热锅炉( 1104-C) 产生0.45Mpa饱和蒸汽( 经作为四级闪蒸用蒸汽后进入再生塔, 作为再生热源) , 工艺气温降到152.90C,再进入二个并联的再沸器(105—CA、 CB),加热再生塔(102—EA、 EB)下塔溶液,工艺气温降到128.50C,又进入锅炉给水预热器(106—C),进一步冷却,使工艺气温降到80.50C,进入粗气分离器(102—F),分离掉冷凝液后到脱碳系统.工艺气流量173617.248 Nm3/H,压力2.845Mpa
102—F分离出来的工艺冷凝液48.923 T/H送往150-C换热后进入中压气提塔( 150-E) 处理, 气提合格( 电导小于10us/cm) 的工艺冷凝液经150-C、 151-C换热后, 经纤维棉过滤器过滤进入W-FB302作为脱盐水使用。.

第三节 粗合成气的净化 (脱碳和甲烷化)
一、 脱碳
经过变换后的工艺气体中,二氧化碳含量达17.23%,必须清除到0.1%以下,如果有较多的二氧化碳存在,不但会使氨合成塔催化剂中毒,而且进入甲烷化后,给清除少量的一氧化碳过程带来困难,因为二氧化碳越多,则消耗的氢气越多, 同时放出大量的热量,产生很大的温升,可能使甲烷化触媒由于超温所损坏,另一方面,二氧化碳是制造尿素的原料,在脱除二氧化碳过程中,要考虑它的回收以满足尿素生产需要.
本装置脱除CO2采用苯菲尔法,是催化热钾碱法的一种,使用的液相催化剂为二已醇胺, 苯菲尔溶液有较高的净化能力,并能副产较纯的CO2尿素生产用,其流程和设备设计为二段吸收,,二段加闪蒸再生,吸收塔上段有三层鲍尔环填料(其中 碳钢环54.2m3不锈钢环3.7M3)塔下段有三层超级拉西环填料,不锈钢环是设置在气液分界处,气液易冲刷处及温度较篙处,以减少腐蚀和克服在这些位置钒化膜不稳定的缺点.
再生塔上段有三层超级拉西环填料151.7 m3,,,塔下段有一层填料鲍尔环,其中 碳钢环26.2 m3,,不锈钢环8.7 m3,.
流程叙述:
低变气中的CO2,是用加有活化剂二已醇胺( 根据技改的设计为ACT-1) ,缓浊剂五氧化二钒,浓度为27%的碳酸钾水溶液来脱除的.
低变来的粗合成气进入CO2吸收塔底部,由下而上地与下段上部引入85%量的113.50C,980 m3/H,苯菲尔半贫液进行逆流吸收,粗合成气的CO2,含量在下塔由17%降为0.9%,工艺气进入上塔后,与吸收塔顶引入15%量的700C,160 m3/H,苯菲尔贫液进行逆流吸收,工艺气中CO2含量由0.9%降到0.1%以下出吸收塔,经分离罐(103—F)后去甲烷化系统.
唷吸收塔顶部出来的温度1060C,流量1140 m3/H的富液,经过一台水力透瓶(107—JHT),回收能量后,进入再生塔上段上部,降压后的富液在二氧化碳再生塔的上部由上而下进行闪蒸,脱出大部分的CO2气体,苯菲尔富液到再生塔上段下部已经闪蒸出大部分二氧化碳,形成半贫液,再进入132-F利用低变废锅产的26.556吨低压蒸汽进一步进行四级闪蒸再生, 再生后半贫液的利用1107-J、 107-J送到吸收塔下段上部,供吸收塔下段吸收用,其余的半贫液不经过132-F再生回流到再生塔下段,经再沸器加热提高温度,(再生塔底部设计操作温度1220C,压力0.179Mpa)进一步再生为贫液,贫液从再生塔底部出来,经贫液锅炉给水换热器(107—C),使温度从1220C降到700C,再由贫液泵(106—J、 JA)抽出经水冷器(107—C),送往吸收塔上段顶部,供上段吸收用,正常情况下水冷器不加冷却水.
再生塔顶出口的二氧化碳气体经水冷器(110—C),回流罐(113—F)水冷器(132—C).洗涤塔(104—E),使二氧化碳气体由103 0C→600C →400C,压力为0.113Mpa,二氧化碳浓度为98.5%,流量为31691.072Nm3/H送尿素车间
此处, 必须说明, 本装置的在生系统, 因设备运输的原因, 设计为二个再生塔。使流程较为复杂, 可是这二个再生塔的结构和操作条件相同。其所有管线也是对称安装的, 如果再沸器的输入热量有不平衡的情况时, 蝶形伐在10%左右的范围内调节进入再沸器的低变气流量。为了使进入二个再生塔的富液量大致相等, 从113—F回溜到再生塔的冷凝水经108—J利用流孔板的作用将等量的水引入二塔洗涤段顶部, 一部分回流水进入1116-F经1116-J回到1104-C作为锅炉给水, 另一部分回流水在HC-0820、 0821的控制下, 均衡地进入再生塔下段。
脱碳溶液制备系统流程:
脱碳溶液各组分按比例定量加入溶液制备槽( 115—F) , 由蒸汽盘管加热, 并用搅拌器( 104—L) 混合均匀, 溶液制成后, 由溶液补给泵( １23—Ｊ) 抽出, 先经过一个机械过滤器( 109—L) , 后经过活性炭过滤器( 117—F) 使溶液净化。再由溶液抽出泵( 111—J) 补入系统或进入溶液贮槽, 溶液贮槽( 114—F、 新增1114-F) 作为正常时的贮存制备液及脱碳系统停车时贮存溶液用。
另外, 还设有消泡剂系统, 此消泡剂包括一个消泡剂贮槽( 105—LF) 及消泡剂泵( 105—LJ) 将消泡剂注射到吸收塔贫液进口, 二氧化碳再生塔半贫液出口, 富液进口管线上, 用于溶液消泡, 防止泛塔带液。
二、 甲烷化
甲烷化的作用是将氢氮混合气中未被完全脱除掉的少量一氧化碳( 约0.39%) 和二氧化碳( 0.1%以下) 在一定温度下经过甲烷化催化剂的作用与氢反应生产甲烷, 使在氢氮混合气中的CO＋CO2降到10PPm以下
甲烷化操作是否稳定取决于低变触媒的状况或脱碳操作是否稳定, 如果低变后的CO或脱碳后的CO2超过了设计数据, 进入合成系统的甲烷将会增多,结果不但增加了驰放损失和功耗, 而且甲烷化反应放出的热量增加时( 即超温) 可能损坏触媒和容器, 这是实际操作中必须注意的问题。
流程叙述:
从吸收塔出来的工艺气体( 700C) 经分离罐( 103—F) , 将气体中夹带的溶液分离下来, ( 4.5㎡/H) 送往回流罐( 113—F) , 工艺气再去合成气压缩机( 103—J) 一段出口的合成气甲烷化预热器( 136—C) 。预热后进入高变炉后的甲烷化预热器( 104—C) 进一步预热, 在104—C出口设有旁路伐TCV—12调节进甲烷化器的温度为3160C, 进入甲烷化器( 106—D) 的气体流量为141776.54Nm3/H, CO, CO2总含量小于0.46%。甲烷化器内装有一层镍触媒( 24.7m3) , 操作压力2.762Mpa, 气体中的二氧化碳和一氧化碳与氢气反应生产CH4, H2O, 出口温度为3450C, 经锅炉给水换热器( 114—C) 降至1350C, 再经锅炉给水预热器115-Ca降至600C, 再经过水冷器( 115—C) 降至37.80C。进入净化气分离器( 104—F) , 分离出冷凝液1429.524㎏/H排出, 气体中的一氧化碳和二氧化碳含量降到10PPm以下去合成压缩系统。

第四节 合成气的压缩与氨的合成
合成系统是合成气气氨生产的最后一道工序, 这个工序主要包括合成气的压缩和氨的合成, 冷冻分离, 驰放气的回收和氨贮存装置。
一、 压缩和氨的合成
新鲜合成气和循环的压缩是用一台抽气冷凝液式的高压蒸汽透平带动的三缸四段( 第四段为循环段) 离心压缩机( 103—J) 进行的。
流程叙述:
进103—J第一段新鲜合成气量为141609.22Nm3/H( 其中有2912 Nm3/H低压氢) , 温度为380C, 压力为2.607气体中甲烷含量0.9%, Ar含量0.3%, 氮24.68%, 氢74.11%。一段出口气排出4000Nm3/H, 作脱硫加氢用外, 其余气体分成两路( 约各占50%) , 一路去甲烷化预热器加热洗气后与另一路混合去水冷器( 170—C) , ( 从氢氨回收有 .8 Nm3/H、 温度为40度的高压氢回收入系统) 一段出口气压力为6.48Mpa, 温度1700C, 两路器汇合后温度为1390C, 再进入氨冷器( 129—C) , 其冷冻侧背压控制在0.35Mpa, 防止冻结。出氨冷器后的温度为7.80C, 进入分离罐( 142—F) 分离水分后再进入103—J二段压缩, 设氨冷器的目的是在于节省高压段的功耗, 并可减少合成气中的水分, 以保护压缩机的转子和提高产品氨质量, 第二段压缩后气体温度为1380C, 压力为15.74Mpa经水冷器( 116—C) 温度降到380C, 再进入氨冷器( 1130-C) , 其冷冻侧背压控制在0.40, 出氨冷器后的温度为20度去分离罐( 105—F) , 分离出水后进入第三段压缩, 三段压出口温度66.50C, 压力为19.9Mpa, 流量140239.01 Nm3/H, 三段压缩出的新鲜气与合成塔出来的循环气( 温度54.40C, 流量453968.03 Nm3/H) 混合, 混合气温52.10C, 经水冷器( 124—C) 冷却到360C, 又分成两路( 每路气量约50%) , 一路经第一氨冷器( 117—C) , 第二氨冷器( 118—C) , 使温度从360C →29.40C →7.20C, 另一路经热交换器与、 从氨分离出来的较冷的混合气换热, 温度降到-12.20C, 进入氨分离器( 106—F) 分离出液氨后, 气体再经过热交换器( 120—C) 提高温度为23.90C, 进入循环段压缩提压到209㎏/㎝2, 温度35.70C, 先去合成塔( 105—D) 进出气换热器( 121—C) , 与出塔气换热, 温度提高1410C, 再去合成塔进行氨合成反应。
合成塔的设计是塔外预热, 塔内有多层冷激式的缩口塔, 塔内换热器置于的塔的上部, 以利于安装配管及修理。合成塔( 105—D) 内装有三层铁触媒, ( 第一层11.6m3死二层16.1 m3, 第三层23.3 m3) 共51.0 m3。
进塔气分成两部分, 一部分是主线气体经过触媒筐和筒体间的环隙得到部分预热并使塔壁温度保持在安全范围, 然后再与出塔气在上部换热器( 122—C) 换热提温进入第一层触媒开始反应, 另一部分气体, 分三路进入第一、 第二层触媒上部冷激调温和第三层内部换热器进行换热调温。
出塔气温度为348.70C, 经过锅炉给水预热器( 123—Ca、 123-C) 把温度降到1600C, 再经过塔进出气换热器( 121—C) 进一步降到54.40C, 然后与103—J三段压缩出口新鲜气混合, 如此往复循环。
另外在合成系统设置了一个塔外开工加热器( 102—B) , 以燃料天然气燃烧来加热进合成塔气体, 作为氨触媒升温还原用, 也能够用于停车后再升温用, 被加热的气体直接在第一冷激线上进入氨触媒层的零米。
从氨分离器( 106—F) 分离出来的液氨49204.76㎏/H进入液氨中间贮槽107—F( 压力1.72Mpa, 温度-11.10C) 。
二、 冷冻分离
氨冷系统是为了供给合成系统冷冻量, 并按合成系统的温度及流量输送成品液氨, 冷冻系统的设计书适应合成压力较低和节省冰机负荷的三级氨冷系统。
流程叙述:
液氨中间贮槽( 107—F) 来的液氨, 一部分直接送闪蒸罐( 112—F) 流量30315㎏/H, 一部分( 流量2096㎏/H, ) 送到冰机贮槽闪蒸气氨冷器( 126—C) , 其余( 17446㎏/H) 送到第二闪蒸罐( 111—F) , 以保持液氨中间贮槽的液位稳定。
第一, 二, 三闪蒸罐与相应的合成系统中的第一, 二, 三氨冷器是按热虹吸原理进行冷冻蒸发循环操作的, 第一闪蒸罐( 0.793Mpa, 20.60C) 出来液氨除送第一氨冷器外, 另外还要作为103—J一段出口氨冷器( 129—C) 、 103—J二段出口氨冷器( 1130—C) 和驰放气回收循环氨水氨冷器( A—EA701) 冷却用, 后三者用户蒸发的气氨进入第二闪蒸罐, 多余的液氨也送往第二闪蒸罐, 第二闪蒸罐( 0.342, 00C) 的液氨除送第二氨冷器外, 另外还要作为吹除气氨冷器( 125—C) 冷冻用, 吹除气氨冷器和冰机贮槽闪蒸汽氨冷器的气氨送往第三闪蒸罐。多余的液氨送往第三闪蒸罐( 0.117Mpa-17.80C) 的液氨送往第三氨冷器, 还要抽出3552.63㎏/H, 冷氨泵( 120—J, JA) 送出作为成品液氨一部分, 以防止冷冻系统水的积累影响氨冷器的冷冻效率。
一台由中压蒸汽透平带动的二缸三段离心式冰机( 105—J) , 用来平衡送往尿素及其它用户所需要的成品液氨和合成系