合成氨考察报告.doc

考察报告因项目发展需要，项目管理部合成氨基础项目经理一行7人于2014年2刀25 U-3 B 5 口分别对湖北省双环、金华润、三宁、华强四家合成氨企业进行学习交流现将交流情况汇 报如下:一、 各考察单位的生产规模、各种消耗、流程设置和运行情况：1、双环公司（1） 、生产能力双环公司设计合成生产能丿J为36万吨/年，联碱为120万吨/年（不足的氨外购），实际开 到42万吨/年现日产合成氨10001、联碱2600to（2） 、流程设置制气一低压机一变换一低温甲醇洗一低压甲烷化〜高压机一合成煤气发生炉产纶的半水煤气通过显热回收及洗涤塔洗涤降温静电除焦后（温度V40C、硫 化氢小于2000mg/m3）进入气柜半水煤气出气柜（压力在0. 52KPa）进入低压机，通过一、 二、三、四段压缩，压力在3. 5MPa左右进入变换系统，将C0转化为H2和CO2后，变换气 （C0在0.35%以下）进入低温叩醇洗工段，将硫化氢、二氧化碳等酸性气体脱除后（C02< 20PPM、H2SV1PPM、操作温度在-40-50C之间），顺流程进入低压烷化工段将C0转化为CI14 JTi（CH41.8%-2. 4%）,进入高圧机五、六段进行压缩压力提到22MPa进合成工段进行氨合成。

3）、运行情况该公司有C 3600mm造气炉20台分两个单元，一个单元以块煤为原料，另一个单元以型煤 为原料制气流程设置冇配增氧制气，因运行效果不好增氧停运由于没冇设置常压脱硫, 厂家介绍低压机一段活门易结垢，需每月更换一次，三、四段经常更换缸套，四段活门每月 更换一次，水冷器易腐蚀需一年半更换一次变换系统是压力W3.5MPa的双系统并联运行, 英中一套设计能力为20-24万吨/年带废热锅炉四段变换流程另一套为15万吨/年生产能 力，触媒操作温度在400C左右因两变换炉触媒已到使用后期，后段不能满负荷生产低 温甲醇洗同样双系统并联流程溶液循环量为240M3/h/160M3/h,据介绍再生后的H2S没有通 过处理直接放空，C02在0. 05-0. IMPa下解析（C02^99%）送纯碱装宜该流程用，再生气捉气用空分装置送來的氮气约3200M3/h气捉由于该工段系双系统并 联吸收和再生流程，吨氨电耗约为230-250KWh/Tnh4,吨氨电耗偏高，出烷化后的原料气经 五、六段加压送至合成，合成由四套独立的系统并联（C 1400合成系统一套、@ 1200合成 系统两套、@ 1000合成系统一•套）运行情况尚可，合成两气通过膜分离提氢装置，渗透气 回低压机一段，尾气去燃烧炉，稀氨外售。

4）、存在的不足① 吨氨电耗较高约为15200KWh/TNHd特別是低温甲醇洗在230-250KWh/TNHio② 变换蒸汽消耗量大约为500 600Kg/TMl4.③ 低压机运行不够稳定2、金华润公司（1）、产能及消耗情况：金华润公司合成氨系统有新旧两套，新装置按40力•吨/年合成氨、52力•吨/年尿素装置， 老装置合成氨能力为15万吨/年配30万吨尿索现两套装置总氨能力达1700t/d左右，原 料煤消耗：新装置1600kg/ TNH4老装置1550kg TNH.4、电耗新装置1280KWh/ TNH1老装置1380 KWh/ TNHdo（2） 、流程设置及运行情况:制气一脱硫一压缩一变换一变脱一PC脱碳一低压甲醇一中压甲醇一甲烷化一合成煤气发生炉产生的半水煤气通过显热回收及洗涤塔洗涤降温后（温度<40C、硫化氢小于 2000mg/m3进入气柜缓冲后经罗茨机加压进入脱硫一塔二塔脱H2S后（H2S在80-150mg/M3 Z间）经压缩机一、二、三段加压至2. 5MPa经冷却除焦油后进入变换系统将C0转化为112 和C02后（C0在4-6%之间）进入变脱岗位与变脱液逆流接触后，I12S被脱硫液吸收后小于 10mg/M3的变换气出变换系统进入PC脱碳系统进行二氧化碳的脱除，出PC脱碳的变换气C0 在4-6% C02<0. 6%,经压缩机四、五段加压至5. 5MPa进入低压甲醇系统，大部分原料气中 一氧化碳与蛍气反应生产甲醇后进入压缩机六段加压,压力在220kg左右依次经中压甲醇坯 化进入合成系统进行合成反应。

3） 、基本运行情况该公司有02800mm造气炉28台，其中新系统21台，备用、老系统7台均以4 台造气炉为一个单元，配置C600风机-•台（不带蒸汽拖动），显热回收-台，洗涤塔 一台原料为全烧型煤，采用上加氮增氧流程（加氮管径为0108），增氧后氧气含量 在35-40%之间）经了解应用河北长佳公司的不停炉下灰装置单炉发气量达62-63t/do 脱硫有三套系统具中老系统一套新系统为两套并联牛产，均采川PDS W胶脱硫运行情 况较正常，变换系统采用饱和塔流程吨氨消耗蒸汽量在300kg左右脱碳采用传统的 PC脱碳两套并联，出口二氧化碳在每年的6-9刀份较难控制，出脱碳的原料气经压缩 加压后依次经中压甲醇烷化进入合成系统，后工段均为独立的一套系统4） 、存在的不足① 2. OMPa的脱碳再牛系统不能满足正常需求② 采用PC脱碳夏季二氧化碳较难控制电耗偏高③ 变换系统运行不够稳定触媒易结增大阻力每年需处理一次3、三宁公司（1）、产能及消耗情况三宁公司总氨能力达100万吨/年，分尿素厂和氮肥厂两套氨系统，氮肥厂由丁•刚改造处 于开乍阶段，重点学习了解尿素厂配置情况，经了解尿素产能配置与金华润相似合成氨能力 为40万吨/年,尿素为52万吨/年,现日产达1350吨/天，原料消耗16000Kg/TNH4o(2) 、流程设置情况制气〜脱硫一低压机一变换一变脱一PC脱碳一低压机一低压甲醇一高压机一中压甲 醇一醇坯化一高压机一合成造气炉产生的半水煤气经罗茨机加压后进入脱硫塔脱除硫化氢后的半水煤气进入低压 机一、二、三段加压至2. 5MPa经变换将CO转化为H2和C02示(CO在4-6%之间)经变脱岗 位、脱除硫化氢后再经PC脱碳系统进行二氧化碳的脱除(二氧化碳含量在0.6%左右)通过 低压机四段加压至5. 5MPa进入低压甲醇系统出来的原料气进入高压机一段加压至12MPa依 次进入中压卬醇中压醇坯化后原料气进一步得到净化(C0IC02V10PPM)经高压机二段加压 至24-26MPa进入合成系统进行合成反应。

3) 、运行情况三宁公司造气共有C3000造气炉24台，开21-22台不包括热备一台，以4台炉为 一个单元，配置C700风机，显热冋收及洗涤塔均为一套独立的系统，釆用不停炉下灰装 置，单炉L1产达80吨气柜储量在20000M3,脱硫、变换、变脱、脱碳均为两套并联流 程运行情况同金华润基本相似，低压甲醇原來采川南京昊安公司设计的15万吨/年工 艺后因甲醇塔内换热管烧漏改用安淳公司设计的20万吨/年工艺醇姪化是两个C 1600mm B化塔并联或串联后串一台C 1600的桂化塔，据了解怪化塔触媒已用5年忖前运 行正常合成系统为C 2200mm标配系统，年产合成氨能达到30万吨/年以上，能力偏小 不能满足生产需求4) 、存在的不足① 造气系统蒸汽用量过大循环水常年不需补水且定期外排② 变换触媒因蒸汽带水易结块需半年处理一次③ 变脱系统因硫泡沫悬浮困难运行不够稳定④ PC脱碳岀口原料气中二氧化碳含量夏季不易控制4、华强公司(1) 、产能及消耗情况华强公司总氨为60万吨/年，是在3万吨/年基础上不断扩建而成的现H产合 成氨 1450-1500 吨/天,电耗 1400-1600KWh/TNH4 燃料 200kg/TNIho(2) 、流程设置制气一脱硫一压缩一、二段一变换一变脱〜压缩三、四段一低压甲醇一压缩五 段一中压甲醇一铜洗一压缩六段一合成煤气发生炉产牛:的半水煤气通过显热回收及洗涤塔洗涤降温后送至气柜。

气柜 出口半水煤气经罗茨机加压后送至冷却塔降温至40度以下后经脱硫塔脱除硫化氢(硫 化氢含聚小于100mg/m3)示的半水煤气经压缩机一、二段加压(0. 8MPa)的半水煤气 经变换将CO转化为H2和CO2后经变脱岗位脱除硫化氢(含屋小于10mg/m3)后送到压 缩三、四段加圧至2. 8MPa后经脱碳系统将二氧化碳脱除后经五段加压至12MPS后送 至中压甲醇将一氧化碳降至0.2%以下，导入铜洗岗位在铜洗岗位原料气进一步得到 净化(C0+C02V10PPM)后经压缩六段加压至31.4MPa送到合成岗位进行终端合成反应3) 、运行情况该公司造气原料为全烧型煤共冇C 2800mm造气炉43台现开28-29台以4-5台炉 为一个单元，配置C500风机(全部蒸汽拖动)，采用吹风及上加氮增氧模式(吹风氧 含量24-26%,上加氮30-35%),单炉产气量为49t/d气柜为两台10000m3并联，脱 硫为PDS加楮胶脱硫共有五套系统均为并联流程变换其有四套系统，其中3套为全 低流程1套为等温变流程，流程均是并联方式脱碳冇两套装置，一套为PC脱碳由 两台e 2800mm. C 2600mm脱碳塔并联组成，一套年产10万吨的变压吸附装置，低压 甲醇为一套独立系统甲醇塔径为C28000mm现运行状态为不带电不开循环机，副线调 节。

中压甲醇有三套系统并联组成铜洗岗位有两套装置现开一套，合成有四套， 设计压力为31. 4MPa其三套塔径为C 1400 一套为C2000nmi均为标配系统4)、存在的不足① 由于是在原来3万吨/年基础扩建现场流程设置不合理② 属典型传统流程各种消耗不理想二、几点建议1、 新区造气建设考虑采用C 2800nim直筒炉型增氧制气流程、不停炉F灰装置2、 采用3. OMPa等温变换装置3、 从双环公司低温「卩醇洗流程看，采用此流程吨氨电耗可能在220-250KWhZ间投资可能 在7000-8000万左右,若采用常压脱硫，变换气采用湿法脱硫及变压吸附脱碳装置，吨氮电 耗可能在150-180KWh,投资基本接近，建议考虑采用此流程4、 低压甲醇采用10万吨/年设计5、 中压甲醇、甲烷化及合成一套独立系统流程简单节能。