资源描述
一、合成氨装置工艺流程说明合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气 压缩、氨合成、冷冻工序共 7 个工序组成。1一氧化碳变换工序工艺流程说明来自煤气化装置的粗煤气（242.25 C 6.25MPag ）进入变换原料气分离器（S04101），分离夹带的水分，再进入煤气过滤器（S04102），除去煤气中的 其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器（E04101）加热到 280C左右，后进第 一变换炉（R04101）进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器（R04101）换热，在煤气换热器（E04101 ）中加热煤气化装置来的粗煤气，换 热后的变换器进入中压废热锅炉（E04103）中，在此，副产 2.6MPa （G）的中 压饱和蒸汽，然后在 265 C左右进入第二变换炉（R04102 ）。第二变换炉（R04103）出来的变换气经过中压废锅 II （E04102）调温至260C左右后进第 三变换炉（R04103）继续进行反应。出第三变换炉（R04103）的变换气进低压 废热锅炉（E04105）副产 0.6MPa （G） 的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至 202C左右，进入 1#变换气分离器（S04104 ）分离出冷凝液后，变换气继续进 入锅炉给水预热器（E04113）降温，在 2#变换气分离器（S04104）分离冷凝液 后进入除盐水预热器II （E04107），在5#变换分离器（S04110）中分离出冷凝 液后继续进入除盐水预热器（E04114）中，此时温度降至70C，经3#变换气分 离器（S04105）后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器（E04108），冷却至 40 C后进入酸性气体脱除工序。从1#、2#和 5#分离器（S04103、S04104、S04110）出来的高温冷凝液经冷 凝液闪蒸槽（S04109）汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵 II （P04103A/B）加压 后，直接送往煤气化装置。一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回 流液进入冷凝液汽提塔上部（冷凝液汽提塔操作压力 0.4MPaa） ，在冷凝液汽 提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷 凝液 NH3 含量小于 10ppm, 从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷 器（E04109）中用循环水冷却到 40C后进尾气分离器（S04107），尾气分离器（S04107） 分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有 33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器（S04107） 的汽提尾气送火 炬焚烧处理。变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气 鼓风机（B04101）加压后，经开工加热炉（F04101）加热至 200-400 C后进入 各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮 气冷却器（E04110）后进氮气分离器（S04108），分离出液态水分后进入氮气 鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有 CS 贮槽 （T04101）盛装CS，做升温硫化用。22酸性气体脱除工序工艺流程说明（1） HS 和 CO 的吸收22从变换工序来的变换气（流量253186Nm3/h，温度40C）,在5.87MPaA的 压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔 C04207内洗涤到 NH v2ppm。洗3 氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其 内喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器 E04201 中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物 从原料气分离罐 S04201中分离出后进入洗涤塔 C04201,用甲醇洗涤以脱除酸 性气体，当净化气中CO 20ppm，总硫vO.lppm后送往液氮洗装置。洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从 P04204 泵出来 的贫甲醇溶液，经水冷器E04218， 1#甲醇冷却器 E04209， 2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77C，进入C04201塔 顶部作为洗涤液（流量 283832kg/h ）。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标， 中间两段为 CO 初洗段和主洗段，用经段间换热器 E04205， E04206 换热冷却后 的甲醇（入主洗段-43.92C，入初洗段-43.30C ）在低温下吸收气体中的CO , 吸收了 CO 后的富甲醇在上塔底部分成两部分，一部分送至下塔作为脱除 HS，22COS等组分的洗涤液（约占50%，温度-8.74C）,另一部分经换热器E04217、 E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33C左右进入闪蒸 罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H S后的甲 醇溶液由下塔底部排2出，经换热器 E04219、 E04207 和 E04203 分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发 换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。S04203 和 S04202 的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气 压缩机 K04201 增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分 H 。2(2) HS 的浓缩2从 S04203 底部引出的含 CO 不含硫的甲醇液，经节流减压进入 C04202 塔2顶部，闪蒸出大部分 CO 气体，其液体作为 C04202 和 C04203 塔上部的回流液 洗涤含硫甲醇解析出的 HS 组分，回流液流量分配通过 FV-04209 调整，以确保 离开 C04202 塔顶部产品 CO 气和 C04203 塔顶部尾气中硫含量达标；从 S04202 2底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入 CO 解析塔 C04202 中段 (流量251166kg/h，用 FV-04208 调整)和 HS 浓缩塔 C04203 上塔(流量 204662kg/h ), 在此部分将 CO 和 HS 从甲醇中解析出来。22收集于 C04202 塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制 LV-04225 阀送到C04203 塔上塔底部。进入 C04203 上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分 CO2 由于 CO 解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于 C042032塔中部集液盘上，经 P04201 泵加压送至 2#甲醇冷却器 E04208 和洗涤塔段间冷 却器 E04206 回收冷量后温度升高，进入 S04207 闪蒸罐闪蒸。 S04207 闪蒸出的 气体后进入 C04202 塔下部，甲醇液经 P04202 泵加压并在 E04207 中换热升温后 也进入 C04202 塔下部。 C04202 塔底部的甲醇液经 LV-04223 阀节流膨胀进入 C04203 下塔中部，进一步被减压气提。为使甲醇液中的 CO 进一步得到解析，浓缩 HS, 在 C04203 塔底部通入低22压氮(12500Nm3/h)，用 N 气破坏原系统内的气液平衡，降低 CO 在气相中的分22压，使液相中的 CO 进一步向气相中释放。经 C04203 塔解析出的 CO 随着气提22N 作为尾气由塔顶送出。2(3) 甲醇热再生从 C04203 塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的 H S和少量 CO，经22泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加 热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫 化物和残余 CO 随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器 E04212 中冷却后入2热再生塔回流罐 S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P04206 送至 C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却 后入 S04205 罐，冷凝下的甲醇送至 C04203 底部回收，而气体部分循环至 C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。经 C04204 再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区 热区侧用再沸器 E04211 提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经 泵 P04205 抽出，在贫甲醇过滤器 JF04201 中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷 区底出来的甲醇液汇合在 E04210中换热降温后到甲醇贮罐 S04204, 而小部分 甲醇在 E04216 中换热后进入甲醇/水分离塔 C04205 顶部作为该塔的回流液。 S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218, 1#甲醇冷却器E04209, 2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77C, 进入 C04201 塔顶部作为洗涤液。出 E04218 的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇 送至 E04201 前的原料气管线内。(4) 甲醇/水分离从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204 塔底来的贫甲醇换热，经 S04208 闪蒸后进入 C04205 塔，参与蒸馏。从塔 C04206 底部来的甲醇水溶液经水循环泵 P04207 加压，在 E04220 中换热升温后 进入C04205塔参与蒸馏；该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换 热的那一小部分贫甲醇。 C04205 塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往 C04204 塔参与 再生，塔底的蒸馏水经 E04220回收热量后，作为废水排放(CHOH0.01%) 送至污水处理； C04205 塔由再沸器 E04215 提供热量来维持塔的热平衡。(5) CO 气和尾气水洗2从 C04203 塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器 E04221、2#甲醇冷却器 E04222、原料气冷却器 E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔 C04206，同 时产自 C04202 塔的低温 CO 气，经 E04219 和 E04201 回收冷量升温后大部分送2往CO压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水(流量4800 kg/h)洗 涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气( 50%的左右)进 C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。3. 硫回收工序工艺流程说明来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140C，进入 H S 主燃2烧炉（Z05101），在 H S 主燃烧炉（Z05101 ）中，酸性气和一定比例配入的氧2气混合发生燃烧，并与炉内另一股酸气发生 H S 的克劳斯反应。2在燃烧炉中主要反应的反应式为：HS + 1/20 -S+HO2 2 2HS + 3/20 SO +H02 2 2 2出炉的高温气体在废热锅炉 E05101 与锅炉软水换热，生成 0.6MPa 饱和蒸 汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器升 温至 240C进入一级克劳斯反应器 R05101A 床层进行催化转化反应，反应器内 装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：2HS+SO3/XS +2HO2 2 X 2COS+H OH S+CO222CS +2H O2H S+CO2 2 2 2反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160C回收硫磺，脱硫后的气体进入 二级过程气加热器用中压蒸汽加热至 220C左右进入二级反应器进行二段催化 反应。在反应器中主要的化学反应式如下：2HS+SO3/XS +2HO2 2 X 2反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至 160C回收硫磺,脱硫后的气 体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至 200C左右进入三级反应器进行三 段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：2HS+SO3/XS +2HO2 2 X 2反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至 130 C回收硫磺，冷凝后的气体进 入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气 化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生 中压蒸汽，尾气降温至180C 左右送往锅炉烟气脱硫系统。来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机 G48101 内，呈 液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为 36mm。冷却固化后的 颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机 组 L48101 称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库内码垛贮存 外运时由人工拆垛装车。4. 气体精制工序工艺流程说明来自酸性气体脱除工序 30C,5.31Mpa （g）的合成气，进入分子筛吸附器（Z04301A）和（Z04301B），在分子筛吸附器中，微量 CO和甲醇杂质被分子筛2 吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有 2 台， 1 台处于吸附 状态，另一台处于再上状态（两台吸附器自动切换使用）。吸附器单元采用低 压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器（E04301）中的氮气 用中压蒸汽加热至约220C，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30C 后送低温甲醇洗装置作为 H S 浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循2环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至最小。在原料气/ 高压氮气冷却器II （ E04305 ） 中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔（C04301）。在氮洗塔（C04301）中，气体中的Ar、CO和CH等杂质被液氮溶4解吸收，从塔底排出。含有约15mol %N的净化气从塔顶离开。2为满足合成气中的 H:N=3:1 的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器22（EO4303）I和原料气/高压氮气冷却器（E04304）中用冷工艺物流冷却，然后 进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器I（E04304）下游的氮分成两股。一部分 继续在原料气/高压氮气冷却器II（E04305）中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进 入氮洗塔（C04301）。在气体混合器（M04301 ）中，另一部分氮作为配比氮经 调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中（M04301上游合成气 中 H :N 高于 3:1）。合成气在 EO4304 中加热并分成两部分，一部分在酸性气 22体脱除工序被加热，另一部分在 E04303 中被加热，被加热后两部分合成气合成 一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中 H:N=3:1，然后送往合成气22压缩工序。离开C04301的液体减压去氢气分离器（S04301）进行闪蒸。闪蒸气中的H2 含量约为1%。在换热器E04305, EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱 除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器（SO4301） 分离出液 体减压后，在换热器 EO4305， EO4304 和 EO4303 中换热，最后离开液氮洗工序 送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损 失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器（SO4301） 的液体的 膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温 分离。系统所需冷量不足部分由液氮在 EO4305 中蒸发提供。气相从液相中分离 出来后在换热器 EO4305，EO4304 和 EO4303 中加热。纯氮可以在大气中释放或 者继续用于冷箱。为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐（ DO4302） 和火炬气体加热器（EO4306），将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸 汽加热后送火炬。5合成气压缩工序工艺流程说明由氮洗单元来的约 5.03MPaG,30C, 68605 kg/h的氢氮合成气，经一道带 旁路的电动阀后进入合成气压缩机 103-J 第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的 合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26C, 186620 kg/h的循环气汇合 后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG, 46.8, 255980 kg/h进入103-J出口 管线送出。103-J 设置了二条防喘管线。一条是从 120-C 返回的来循环气在进 103-J 三段入口前由防喘阀 PV5320 控制返回二段入口；另一条是从 116-C 冷却器出口 由 PV5310 控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于 103-J 的防喘操作与负荷调节。103-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平 衡三段入口与出口之间压力。在103-J 一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411, 经排放管线去火炬总 管。 在 103-J 三段出口管线上另设有经 PV5330 阀去 124-C 的小循环管线；去 机组的高压工艺气密封管线；并设有 PRV-103J 安全阀,经排放管线去火炬总管另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀 PV5319 和 PV5341 ；放空气送火炬。6氨合成工序工艺流程说明由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽（153-D ）进入合成 气压缩机（103-J）, 新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进 出塔热交换器（121-C）来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩 至 15.5MPaA 出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器（121-C） 预热后进氨合成塔（105-D）反应。出氨合成塔反应气（温度约 441 度，氨含量约 20%），经高压锅炉给水预热器（123-C）回收热量后，反应气再进入合成塔进 出口换热器预热进塔（121-C）。合成气再经水冷器（124-C）及组合式氨冷器 （120-C）冷凝冷却至 0 度后，进高压氨分离器（146-D）分离冷凝的液氨，分 氨后的循环气经组合式氨冷器（120-C）回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇 合，重复上述循环。高压氨分离器（146-D）分离出的液氨进入闪蒸槽（147-D），通过减压 （至 1.86MPaA）闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽 （149-D） ,闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器 （160-C）冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽（120CF1-120CF2-152-D）, 气相排放至火炬系统。当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。7冷冻工序工艺流程说明来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压 缩机 （105-J） 的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后， 经氨冷凝器（127-C）冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽（149-D），溶解 于液氨中的惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器（160-C） 冷却后排放 至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量， 制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵 （124-J/JA）加压后送尿素装置。各节点流量、压力、温度如下:变 换 379710 kg/h酸脱 282508 kg/h液氮洗 16801 kg/h压力 6.27MPa压力 5.87MPa压力 5.31MPa温度 242.25/40C温度 40/-61.5C温度 30/-190C压缩 68605 kg/h压力 5.03/15.4MPa 温度 30/C9.8MPa 蒸汽 80.8T/H氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450C氨压缩机63668 kg/h 压力2.10MPa 温度40U4.2 MPa蒸汽 29.0T/H氨产量（氨冷冻）67843 kg/h压力2.80MPa温度40/-31 C硫回收8355kg/h 压力0.28MPa温度30C硫磺 1823.8kg/h
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