河北鑫源顺发年6万吨总氨烃化方案
河北鑫源顺发化工化肥有限公司
6x104t总氨/a烃化工段
工艺技术及设备方案
工程建设单位河北鑫源顺发化工化肥有限公司项目编制单位湖南安淳高新技术有限公司
专利技术所属单位湖南安淳高新技术有限公司
工程设计资质级别甲级
甲级设计证编号180604-SJ
湖南安淳高新技术有限公司
2012年2月
第一章总论
1 概述
1.1项目名称
项目名称：《河北鑫源顺发化工化肥有限公司6×104 t总氨/a（其中含5×104t·NH3/a）工艺技术及设备方案》
项目建设单位：河北鑫源顺发化工化肥有限公司
地址：河北省井陉县
电话：
传真：
方案编制单位：湖南安淳高新技术有限公司
专利技术所有单位：湖南安淳高新技术有限公司
地址：长沙市高新区麓谷麓松路539号
电话：139********
传真：0731-********
邮编：410205
1.2 项目提出的背景
河北鑫源顺发化工化肥有限公司现有一套?1000氨合成装置，两套?800中压联醇装置，采用铜洗（?700铜塔）净化工艺。目前生产能力为合成总氨5万吨（其中合成氨4万吨，甲醇1万吨）。
为响应国家节能减排要求，现计划对铜洗系统进行改造，升级为醇烃化净化精制工艺。
湖南安淳高新技术有限公司的ⅢJ系列氨合成工艺及设备、醇烃化净化精制工艺及设备均获国家重点推广计划项目，拥有多项国家专利，有全国同行业推广较多，取得的社会和企业经济效益很多，河北鑫源顺发化工化肥有限公司于20121年2月发传真件给湖南安淳公司，正式委托安淳公司协助设计系统改造初步方案。
1.3 项目所涉及的范围
本方案着重对所涉及的工段工艺技术方案及设备选择进行研究讨论。着重讨论烃化工段。
1.4 方案设计编制的指导思想
1.4.1采用国家级重点推广计划的项目——《ⅢJ系列氨合成工艺技术》及《合成氨原料气醇烃化精制工艺技术》两个获得了国家科技进步二等奖的优秀成果，结合安淳公司多年推广上述成果所积累的设计及工程经验，因地制宜地进行优化设计，以达到国际、国内先进水平的工
艺生产装置。
1.4.2贯彻节能降耗、提高经济效益的总方针，采取一切行之有效的节能措施。
1.4.3 配套系统及有关重点设备尽量采用近几年来新成果，赶超国际、国内先进水平。
1.4.4提高自控水平，人机互补，管控一体化。使生产操作的监测和记录更加严密科学，使管理工作上水平、上档次。
1.4.5设计中积极改进工艺，减少“三废”排放，做好综合利用，搞好三废治理。
1.4.6 根据茌平信祥化工有限公司的条件，尽量节约投资，加快工程的进度。
2 企业概况
（略）
3 项目建设条件
（略）
第二章产品方案和规模
1 产品方案和生产规模
表2-1 单位：t/a
说明：醇烃化精制工艺，既精制了原料气又副产了甲醇，所列生产能力是指合成氨产量与甲醇产量之和，即用所谓“总氨”产量来代表。本工程总氨能力为6×104t/a 。
2 生产天数：8000h
第三章工艺技术及设备方案
醇烃化工段
1．1 工艺技术方案选择
本设计选择的合成氨原料气精制方法采用先进的醇烃化精制工艺净化合成氨原料气，本工程选择工艺为以净化精制为主，要求甲醇副产品尽量少，采用可调“氨醇比”的工艺方案，要求合成氨产量和甲醇产量随市场变化而方便可调。工序采用在湖南安淳高新技术有限公司成功的先进科技成果——醇烃化精制工艺，以及其扩展技术——可调氨醇比的醇烃化工艺。
目前国内合成氨厂生产过程中，对原料气精制方法主要有“铜洗法”，深度变换-甲烷化法，以及由湖南安淳公司首创推出的双甲精制新工艺及其延伸技术醇烃化工艺精制法。
多年来在中、小氮肥厂使用的“铜洗法”净化精制的方法，是一个较为落后的工艺方法。现阶段来看“铜洗法”工艺的缺点越来越突出。主要表现在控制指标多、操作不稳定、检修频繁、运行费用高、腐蚀重、环境污染严重。
深度变换-甲烷化法流程复杂，热利用率低，尤其是蒸汽消耗太高，造成供汽紧张，既制约生产又不经济。
双甲是我国首先提出并实现了工业化生产的一项先进工艺。湖南安淳公司于1990年8月就申请了中国发明专利，1992年在湖南衡阳市氮肥厂实施了工业化生产，一次开车成功运行至今。比丹麦托普索公司提出的合成氨甲醇化工艺及流程还早2年问世，且运行参数更加合理。双甲化工艺的主要优点为原料气精制度高、操作简单、运行稳定、物耗少、工作环境清洁，是“合成氨生产技术的一项重大革新，为我国首创，居国际领先地位。”不足之处是产生甲烷，导之氨合成放空增加。
醇烃化精制工艺是安淳公司原来首创的合成氨原料气双甲精制工艺的“升级换代”技术，关键在于创新的烃化催化剂：用之取代传统的镍基型甲烷化催化剂。使原料气中的少量CO、CO2与H2反应生成醇类物和碳氢化物，醇类物可作为产品使用，其余的烃类物和少量多元醇类物质能在常温下冷凝为液体进行分离，烃化反应产物几乎没有CH 4，因而进入氨合成系统CH 4可大大减少，减少了气体的消耗。2004年，醇烃化精制工艺技术荣获国家科技进步二等奖。
1．2 典型工艺流程简述
1.2.1工艺流程
1.2.1.1 原则的工艺流程图
1.2.1.2 流程简述
压缩机送来的12.5MPa的粗原料气经净化（除氨、油污）后，首先通过醇化预热器（管间），提温至160℃～180℃进醇化塔A(B)，经塔内换热器加热至210℃～230℃。醇化反应后气体温度升至250℃左右，经醇化塔内换热器出醇化塔A(B)，再进醇化预热器（管内）与压缩送来的粗原料气换热降温后进醇化水冷器，进一步降温至～40℃，进入醇分离器分离甲醇后，此时经醇化反应后(CO+CO2)降至0.05%～0.2%。
醇后气经过压缩机升压，除油后送烃化。先经烃化预热器（管间）加热后，再从烃化塔下部进入下部换热器（管间）提温至220℃～240℃进入烃化触媒层进行烃化反应，出烃化催化床温度为230℃～250℃，经下部换热器（管内）与醇后气体换热降温出烃化塔，此时(CO+CO2)由醇后气的0.1%～0.3%降至12ppm以下。烃后气经烃化预热器（管内）、烃化水冷器、烃化氨冷器降温至5℃～8℃左右进入分离器分离水、液态醇烃等物后，再送入氨合成系统。
1.2.1.3 流程特点
1.2.1.3.1 醇化采用12.5MPa级，产醇时有利于醇的产品质量提高；烃化采用31.4MPa等级，烃化精制气直接送氨合成，不再受压缩机的油污染，主要是可得用原DN1000氨合成系统的设备，节损投资。
1.2.1.3.2 醇化系统为两个醇塔串联或并联方式，各自带一套分离系统，有利于提高催化剂利用率，保证运行绝对稳定。
1.2.1.3.3 醇烃化精制工艺优于第一代双甲精制工艺在于：用醇烃化催化剂取代甲烷化催化剂，CO、CO2转化为在常温下可冷凝为液态的烃化物，与第一代双甲精制工艺相比少耗33%H2，合成放空气量减少28%，甲醇产量增加4.6%，合成氨产量增加1.85%。
1.2.1.3.4 烃化后设置氨冷器，将气体温度降到8℃，使气体中水蒸汽含量降到34ppm以下。
1.2.1.3.5 净化精制度高，甲醇化出口(CO+CO2) 0.05%～0.2%，烃化出口(CO+CO2)≤12ppm。
1.2.1.3.6无污染物质排放。
2．3 醇烃化工艺技术的有关问题讨论及工艺比较
原料气的净化精制工序作为合成氨工业中的十分重要的工段，它技术的先进性及工程运行的稳定性均十分重要，为了更加进一步说明工艺的性能，将本技术和传统的有关技术结合实际运用情况进行初步定性和定量地比较分析。
2．3．1 关于副产甲醇的问题
本工艺除保证自身的净化需要外，将要副产一部分甲醇产品。一般来讲，工厂总希望随市场情况的变化而调节甲醇或氨的产量。并且希望尽可能简单而方便地调节醇的产量。
醇烃化工艺作为合成氨工业中的一个工序，实现净化精制为工段的主要任务——净化工艺中的醇化工序即是生产产品的岗位，也是一个气体精制的必须岗位，因此，副产一定量的甲醇为必然。设计配置的设备及流程即考虑了气体的净化度——在一个催化剂使用周期中的任何一个阶段均能达到工艺要求，又考虑了在未来甲醇市场较好的情况，当需要多产甲醇时能可尽可能地多产甲醇产品。
下表格列出了通过物料量来定位的变换及脱碳岗位的气体中CO的指标，并确定了采用目前工艺，在总的合成氨工艺流程不大变动的条件下的最小和最大氨醇比，为以后的操作及提供依据。
从表中看出，副产甲醇越多，要求半水煤气中N2越少，即在造气工段加氮空气将减少；变换气中CO百分比越高，变换负荷减轻，加入蒸汽量减少，节约蒸汽将越多，也使醇的产量增加。实际运用中，我们通常是将变换工段的出口的CO指标控制，作为调节甲醇产量的重要控制方法。
反之，如果副产的甲醇产品量越少，则变换系统的出口气中的CO%量将越少，对变换要求的蒸汽加入量将变多，但过低的醇氨比，将会使入甲醇化炉中CO+CO2降低，使得甲醇化炉中
的热平衡受到影响。
以装置经济效益最优化的观点来看问题，我们要求当甲醇产品销售好时，多产甲醇；反之，可多产液氨。因而，流程中配置两不同形式的醇化塔内件（第一醇化塔注重产醇，第二醇化塔注重净化），达到即可能大幅度提高甲醇产量，又可以最大限度地达到初步净化的要求，以利减少烃化（或甲烷化）的物料消耗。这就是安淳公司的“可调醇氨比的双甲净化工艺”的专利技术核心内容之一。
2．3．2 醇烃化工艺与其它净化精制方法比较
合成氨原料气的净化精制方法有多种，目前国内外也有不同的工艺在运用。现列举一些常用的工艺进行分析比较。
2.3.2.1 醇烃化工艺与铜洗工艺的比较
众所周知，铜氨液洗涤原料气的精制方法为以煤为合成氨原料的中、小型合成氨厂的主要方法。但此方法需要耗氨、铜、醋酸、蒸汽及电力，工艺操作要在低温下进行吸收、高温下对铜氨液进行再生，能量的损失较大，并且吸收和再生的工艺条件控制也较复杂，再生气中含有合成氨的有用工艺气体，排入大气会造成能源浪费和污染环境，进行回收则要增加能量消耗。实际运用中，铜洗法的操作很不稳定，如“铜洗带液”“微量”升高等现象工艺事故经常发生并影响生产。另外铜氨液的渗透性非常强，对钢材有一定的腐蚀性，一旦泄漏造成的环境污染较大。铜洗工段的维修量也大，增加工人劳动强度。维修和运行费用也较高。
采用醇烃化工艺将要放空掉的有用气体合成有用的醇产品，当醇氨比适当时，运行中只需用到合成气体用的催化剂，无其它耗料。
从上表可以看出：
醇烃化工艺比铜洗法吨氨消耗成本下降73.14－29.76=43.34元/吨氨。
铜洗法操作不稳定；工艺事故如铜洗带液微量升高经常影响生产。另外铜液的渗透力强、泄漏严重，造成对环境的污染。维修量大，增加工人劳动强度。维修和运行费用高。而醇烃化工艺操作平稳，运行费用不足铜洗法的50%。
1.3.
2.2 醇烃化工艺与深度变换-甲烷法的比较
近年来，由于耐硫的钴、钼系低变催化剂的问世，加之变换系统的“中串低”、“中、低、低”及“全低变”的变换工艺流程的成熟，人们仿照天然气为原料的合成氨的“中、低、甲工艺”流程创造了一种称之为“深度变换-甲烷化”的净化工艺。其主要特点是要求低变气中CO 变换到0.3%, 进甲烷化CO与CO2为~0.7%，在甲烷化炉内再完成原料气的净化精制。下表3-4 表3-5为同一醇氨比条件一的两工艺物料量比较表。
⑴通过上述表格计算表明，醇烃化工艺吨氨耗精炼气2889.9Nm3；深度变换甲烷化耗精炼气3000.3Nm3（由于进甲烷化的CO含量较高，产生的合成放空气量增加）；醇烃化工艺吨氨少耗精炼气110.4Nm3，比深度低变甲烷化工艺少耗气量3.8% (110.4÷3000.29＝3.7%)。
⑵为使气体消耗不致过多，深度变换甲烷化要求经过低温变换后的变换气中CO小于或等于0.3%，如果中变气不经脱碳，即进入深度低变，查变换反应平衡数据，只有当汽/气R=0.6，温度t=180℃下，出口气中CO才小于或等于0.3%；按此计算，吨氨需入炉蒸汽1632.10公斤。而正常情况下的变换工艺，只要汽/气R=0.35，变换气CO含量降为1.5%～1.8%,按表2-4所示，这时的醇氨比在1：14~1：10之间，可以达醇产量少，不开用循环机的净化操作要求，这时变换只需吨氨入炉蒸汽989.29公斤。由此可见后者比前者蒸汽消耗量少得多。如果要提高醇产量，汽/气R将更小，变换炉的蒸汽量将加入得更少。这种方法，如果造气工艺条件是以天然气、油为原料的转化法制取原料气，或以煤为原料的德士古水煤浆加压气化法制取水煤气，由这些方法制取的原料气中含有大量的饱和蒸汽，其中的CO经耐硫的中变直接串低变，即可在不需或很少量补入蒸汽的条件下，将变换气出口的CO降到0.3%以下。如鲁南化肥厂的德士古水煤浆加压气化制取的煤气净化精制方法。此方法虽然简单，但用于造气工段的基建投资很大。
以煤为原料采用空气——蒸汽间歇法制半水煤气的制气方法的造气工艺厂还有一种方法可
降低蒸汽耗，采用两次变换两次脱碳：为了使变换反应有利，必须将原料气变换反应到一定程度后，将生成物中的的二氧化碳进行脱除，这就要求有两次变换，两次脱碳。气体反覆升温、降温。这种流程太复杂，设备台数很多，且反应热利用率太低（两次变换之后，都要用水降温）。
⑶要使目前采用的深度变换甲烷化的蒸汽耗量少，长周期运行的气体工艺指标合格，工程上常用的另一方法是大大地提高变换催化剂的装填量，以降低运行“空速”，这样，势必将增加变换系统的投资。
⑷另外醇烃化工艺是利用原料气中的CO和CO2副产甲醇，增加新产品；而深度变换甲烷化没有此类副产品。
⑸醇烃化工艺与深度变换甲烷化比较，醇烃工艺适应能力更强，应用范围更广泛，吨氨耗精炼气少3.8%，吨氨耗蒸汽少643Kg，即减少固定费用又增加新产品。
⑹醇烃化精制工艺优于第一代双甲精制工艺在于：用烃化催化剂取代甲烷化催化剂，大部分CO、CO2转化为在常温下可冷凝为液态的醇烃物，极少量转化为甲烷，与第一代双甲精制工艺相比少耗0.33%H2，合成放空气减少28%，甲醇增加4.6%，合成氨增加1.85%。当然，烃化还有许多甲烷化不及的优点：反应温度低（这样有利于烃化反应的热平衡）；烃化触媒对甲
醇不分解；不会生成羰基镍这种剧毒物质；烃化触媒相对价格低等。
烃化后设置氨冷器，将气体温度降到5℃～10℃，使气体中烃化物彻底分离出来，并且水蒸汽含量也降到35ppm。
净化精制度高，甲醇化出口(CO+CO2) 0.3～0.5%，烃化出口(CO+CO2)≤12ppm，水蒸汽含量≤35ppm。
烃化设置两级分离，对高碳物和低碳物分别分离，可以提高副产粗甲醇的质量。
醇烃化控制指标少，操作稳定可靠，便于管理，可实现智能化、自动化全生产过程。
综上所述，醇烃化精制工艺是合成氨生产技术的一项重大革新。它由中低变——脱碳——精脱硫——醇化——烃化构成一个即净化精制了工艺气体又可产生重要的化工原料——甲醇产品的生产工艺和生产流程。主要功能是将合成气中CO+CO2脱除到12ppm以下，同时副产甲醇；氨醇比采取可控制调节手段。醇化可采用单级或双级，每级均配置有分离系统，双级可串联也可并联的流程配置。它与铜洗工艺或深度变换串甲烷化等工艺相比，具有流程短、精制度高，操作稳定可靠，适用性较强等优点。既适用于石脑油、天然气、焦炉煤气，又适用于以煤为原料的工厂；流程节约能耗、物耗，经济效益十分显著。同时可使合成氨厂的产品结构得到调整——既生产了合成氨产品又生产甲醇产品（甲醇产品和合成氨产品均可进行方便地调节）。
1．4烃化工段主要设备选择
1.4.1 主要设备的选择与说明
烃化工段的设备采用12.5MPa级运行，工段的设备采用与醇化同一压力等级运行,甲醇化和烃化组成联合工段。
1.4.1.1 烃化塔
（1）外筒：DN800 ，H净=14000mm；（2）内件：采用湖南安淳高新技术有限公司设计生产的φ800烃化内件。主要技术参数：高压容积利用系数50%以上；塔阻力：～0.4MPa。
主要特点：三段绝热，轴径向；其主要部件可在塔内组装或拆卸、安装，检修方便，并自卸触媒。材质为全不锈钢，与外筒配合的各处填料都可以独立试压，便于安装。
1.4.1.2热交换器
（1）外筒：烃化系统热交换器采用DN600 。
（2）内件：热交换器的外壳在顶盖上均设有有一个三通，反应气与未反应气在此依靠两组小直径的密封填料分开。填料采用柔性石墨，十分可靠。换热管采用横纹管，其传热系数比光滑管高30%～50%，相应可减少换热面积。大高径比H/D≥10，适当提高气流速度，增加传热效果。换热器分为两段，热端为不锈钢材料，冷端为碳钢材料，确保了安全运行，又降低造价。
1.4.2 工段主要设备表
时）也不开循环机，联醇循环机可共用于醇烃化，循环机不再增加。
3.4 工段的设备及选型
本工程主要生产装置静止设备分为二大部分，第一部分设备多为高压容器，属三类压力容器；第二部分为设备实现工艺目的和进行换热、分离的设备内件，此类设备属技术含量高的设备。设备选择与设计，根据其生产的介质、温度与压力以及其特性，分别采用不同的压力等级和材质。设计时以满足工艺要求为主，还必须严格执行《钢制压力容器》GB150-1998国家标准、《管壳式换热器》GB151-1999等各种标准规范。以达到安全生产的要求。
1．5 工段消耗定额
1．6 自控水平和控制方案
醇烃化精制工段除本身具有高温、高压、易燃、易爆特点外，还具有新开发工艺的新特点：分析仪表设置较多，目的是为了对工艺过程更好的把握操控参数。其基本特点是：
1.6.1 控制室仪表采用DCS集散系统，凡需要实时控制的参数均采用集中检测、控制、报警的方式处理。
1.6.2控制调节回路均采用“电头气尾”方式，即检测控制仪表采用电信号，调节阀均采用气动薄膜调节阀。
1.6.3 现场仪表选型
1.6.3.1 温度仪表：除醇化塔、烃化塔采用E型热电偶外，其它管路上测温点均采用Pt100铠装铂电阻。
1.5.3.2 压力仪表：无须集中的压力点,采用现场氨压力表（或普通压力表），其它均采用EJA 压力变送器。
1.6.3.3 流量仪表：检测元件均采用标准孔板，变送器采用EJA差压变送器。
1.6.3.4 液位仪表：凡需要集中控制的一般采用电容式液位变送器。
1.6.3.5 分析仪表：主要包括微量硫分析仪和微量CO、CO2分析仪。
1.6.4 本工段调节系统由于其工艺过程参加反应气成分比例很小，反应较平稳，因而所有调节回路只采用简单单回路调节方式即可满足生产要求。
1．7 环境保护
1.7.1 本工段粗甲醇中间槽弛放气送到锅炉燃烧处理。
1.7.2 本工段无其它污染源，经过上述利用处理后可做到污染物零排放。
2 烃化改造投资估算
本概算为6×104t/a总氨烃化工程投资。概算建设投资约为600万元（大写：陆佰万元整）。
设备购置：300万元占固定资产投资的50%
电器仪表：60 万元占固定资产投资的10%
土建费用：60 万元占固定资产投资的10%
安装费用（含外管）：132万元占固定资产投资的22%
不可预见费用：48万元占固定资产投资的8%
合计：600万元（大写：陆佰万元整）。
说明：
静止设备、管道为全新。外壳采购旧设备，设备购费会降低。
自控考虑增加DCS控制回路和部分一二次仪表；电气考虑增加醇烃化塔的电加热器和调压器等费用。