盐湖二期300kta合成氨工艺优化方案

转净化工段改造总结

盐湖、二期３００ｋｔ／ａ合成氨工艺优化方案

青海盐湖集团综合利用二期项目

李辉林高雁李光辉吴泽培

１项目概况

随着国家西部大开发首批十大重点工程之一的青海盐湖１０００ｋｔ钾肥项目的建成试生产，察尔汗盐湖资源的开发也进入了一个新阶段。青海盐湖工业集团计划从单一的氯化钾产品向氢氧化钾、碳酸钾、硝酸钾、金属镁、无水氯化镁、氧化镁、ＰＶＣ等石油天然气与盐湖化工结合的下游产品发展。以石油天然气、盐湖无机盐为原料，充分利用柴达木盆地良好的能源（石油、天然气、煤炭以及太阳能、风能等）和盐湖无机盐资源，建设中国第一个盐湖资源和石油天然气资源结合的新型石油天然气盐化工基地。

青海省格尔木地区有丰富优质的天然气和得天独厚的盐湖资源，在生产钾肥同时得到大量副产ＮａＣｌ，为发展天然气和氯碱工业提供了物质基础，而ＰＶＣ正是这两项化工分支结合的典型产品，并有良好的市场前景和竞争力，更有良好的经济效益，确定为本项目的主导产品。ＰＶＣ所需ＨＣｌ由ＮａＣｌ电解装置提供，同时得到本项目的主要产品氢氧化钠，烧碱也是主要的化工产品和重要的工业原料，对钠盐的综合利用及企业的长远发展有重要的意义。

天然气制乙炔的尾气利用是天然气综合利用的重要组成部分，乙炔尾气与合成气组成相近，由于青海和西藏两省（区）目前尚无建成的尿素工厂，尿素需求量全靠外省（区）长途运输供应，而且其需求量还将逐渐增加，至２０１０年预计可达６５０ｋｔ，故乙炔的尾气全部用来生产合成氨。

１．１二期项目装置能力

青海盐湖集团综合利用项目二期工程装置规模为：年产１００ｋｔ氢氧化钠，１２０ｋｔ

ＰＶＣ、

３００ｋｔ合成氨、３３０ｋｔ尿素、２００ｋｔ农用硝酸钾和１３０ｋｔ氯化铵。项目估算总投资在４６亿元人民币，项目建设期为３ａ，２００７年计划完成投资２亿元。１．２进度

青海盐湖集团综合利用项目二期工程２００７年６月２１日在青海省柴达木循环经济试验区举行开工奠基典礼。目前已经完成了项目建设用地的地质勘探、铁路路基地质勘察，勘察单位编制了地质勘察报告；完成了项目的可行性研究报告的编制；完成了项目建设的土地使用手续的审批。项目的环境影响评价、安全生产评价、地震灾害评价、消防等工作正在进行评估，预计在２００７年８月底可以全部完成。２００９年全面进入安装高峰阶段，年底前实现单机试运行。２原设计合成氨生产工艺２．１原设计‘总体工艺方案的确定

装置以乙炔尾气为原料生产合成氨，原设计乙炔尾气加压后，采用３．５ＭＰａ蒸汽转化造气、中低温变换、低热耗改良热钾碱脱碳、甲烷化净化、１５ＭＰａ氨合成工艺技术方案。

２．２工艺流程中主要工序

乙炔尾气脱硫造气工序、中低变甲烷化工序、热钾碱脱碳工序、压缩工序、合成工序。

压缩工序包括４个系统：乙炔尾气压缩、

７１

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空气压缩、氮氢气压缩和循环压缩。空气和乙炔尾气为单独机组，合成气循环压缩机按联合压缩机考虑，均为离心式压缩机。３盐湖二期项目对合成氨工艺的优化

原设计合成氨生产工艺类似于传统的以天然气为原料的合成氨工艺，实际上盐湖二期合成氨原料是以天然气制乙炔的尾气为原料，由于原料的特殊性，因此决定二期合成氨和生产工艺既不同于天然气为原料的生产工艺，也不同于以煤为原料的生产工艺。３．１乙炔尾气进合成氨界区的条件（表１）

表１乙炔尾气进合成氨界区的条件

物料号物料点位置界区来原料气

温度／℃３０绝压力／ＭＰａ０．８５

状态

摩尔流量／ｋｍｏｌ ｈ３７７０．００质量流量／ｋｇ ｈ“４５０６３．４４

组成，ｍ０１％

Ｃ０２３．６０００２

Ｏ．２００Ｃ０

３０．３００Ｈ，６２－８００№Ｏ．１００Ｃ儿

２．７００

ＮＨ３Ｈ２０Ａ，

Ｏ．１００ＱＨ６０．０００Ｃ２｜１４Ｏ．２００ＧＨ，

Ｏ．０００

３．２合成氨工艺优化内容

１）由于乙炔尾气中ＣＨ４含量低，只有２．７％，因此取消造气转化系统，取消空气压缩机。原设计进入界区的乙炔尾气压缩后，进入乙炔尾气冷却器，冷却到约１２０℃，进入脱硫槽，脱硫后的乙炔尾气含硫小于０．１×１０～，脱硫后的乙炔尾气再预热后进人加氢转化器，乙炔尾气中少量烯烃、炔烃与Ｈ’反应，生成饱和烷烃，加氢后的乙炔尾气按一定比例与水蒸气混合后，进入乙炔尾气加热炉加热至５００℃进入二段转化炉。

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由空压机来的空气，加入适量的保护蒸汽后，进入空气加热炉预热至５００。Ｃ，进入二段转化炉与乙炔尾气充分混合燃烧，并在镍催化剂存在下高温转化，使转化气中剩余的甲烷含量进一步降低。出二段转化炉的气体，残余甲烷含量约为０．３％，温度约９９０℃，二段转化气经转化气废锅回收热量冷却至

３７０ｃ１２后去变换工序。可见为转化２．７％的甲

烷，付出的代价很大。

要把进二段转化的所有气体温度从５００ｑＣ提高到９９０。Ｃ，才能保证残余甲烷含量约为０．３％，这样在二段转化中会烧一部分Ｈ２来为升温提供热量，从而影响合成氨产量。

为了转化２．７％的甲烷，还要设计原料气加热炉和空气加热炉将进二段转化的原料气和空气加热到５００。Ｃ再进二段转化，这２个加热炉在以后生产中也要不断的燃烧天然气。因此以后生产能耗是很高的。

２）为避免原料气和蒸汽｝昆合后的冷凝液对换热器腐蚀，乙炔尾气脱硫加氢转换后采用加热炉加热进中变的气体温度。一段和二段之间采用段间冷激。由于取消了乙炔尾气中ＣＨ４转化工段，相应减少了转换热废锅，减少蒸汽产量，所以利用中变废锅副产蒸汽。

３）采用国内ＭＤＥＡ脱碳技术代替热钾碱脱碳。与热钾碱系统相比，活化ＭＤＥＡ系统具有的优点：①溶液无腐蚀性；②无有毒的腐蚀抑制剂；③不需要钝化；④能耗低；⑤无固体物沉淀；⑥无特殊伴热；⑦无环境问题；⑧分析要求少；⑨操作简单、工艺稳定。

４）采用ＶＰＳＡ技术制氢，并除去ＣＨ４、ｃＯ、ｃ０２和部分Ａｒ，利用ＶＰＳＡ制得的Ｈ，和空分的Ｎ２生产合成氨。

洗氨后的弛放气直接回到ＶＰＳＡ装置进口，利用ＶＰＳＡ除去Ａｒ。从而取消合成弛放气洗氨后的膜回收装置。

５）为了保护合成催化剂，以防万一，保

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留甲烷化装置。

６）增加分子筛干燥系统，合成塔前分氨改塔后分氨。塔前分氨与塔后分氨对比：①塔前分氨时新鲜气与循环气汇合后进氨冷器中冷凝，而塔后分氨只有循环气参与换热，气量发生变化，则氨冷凝器的热负荷随之改变。同时由于氨冷凝器中冷量由冷冻回路的液氨供给，故而所需冷量也将改变；②合成气压缩机循环段在后分氨中由于进气中氨已先分离，故进气量减少，压缩功耗将减少；③塔后分氨中热负荷发生变化，冰机的功耗将改变；④采用塔后分氨，氨分负荷轻，分氨彻底，同时降低了进塔氨含量，有利于氨的合成。

通过重新优化后，根据设计院核算，合成氨年产量从原设计２８６ｋｔ提高到３００ｋｔ，从装置能耗和投资上来说都降低了很多。４重新设计优化后的合成氨工艺设计４．１脱硫加氢工序

进入界区的乙炔尾气经原料气压缩机压缩到３．６５ＭＰａ（Ａ）后，进入脱硫槽，脱硫后的原料气含硫小于０．１

Ｘ

１０～，经原料气进出

口换热器预热到１３０℃（末期预热到２００ｃｃ，预热负荷不足时由原料气预热器用蒸汽加热）后进入一段加氢转化器，乙炔尾气中的氧气、乙炔和部分乙烯在贵金属钯催化剂的作用下，和氢气反应生成乙烷和水。出一段加氢转化器的原料气经原料气进出口换热器和一段加氢气水冷器冷却到９０℃（末期冷却到１５０。Ｃ）进入二段加氢转化器，原料气中剩余的烯烃与Ｈ’反应生成乙烷，经过两段加氢转化器后的原料气中炔烃小于５×１０－。。、烯烃小于２０×１０—６。饱和后的原料气进入中低变甲烷化工序。

饱和后的原料气（饱和气）分出其中的２５０ｑＣ后与全部工艺蒸汽混合后，进入原料气加热炉辐射段，加热至３１０～３６０℃进人中变

炉上段。饱和气中的ＣＯ在中变催化剂的作用下，与水蒸气反应生成Ｈ２和ＣＯ：，并放出大量的反应热，使气体温度升高，出中变炉上段的气体温度约为４４８％，在中变炉的中部加入剩余的约５５％的饱和气冷激，进人中变炉下部催化剂继续反应，出中变炉的ＣＯ含量降低到约４％，温度约４４４℃。然后中变气进入到甲一换热器，预热甲烷化炉人口气体，中变气被冷却到约４２３℃进入中变废锅，产生４．０ＭＰａ（Ａ）中压蒸汽，中变气再进入中变气锅炉给水预热器预热锅炉给水后，中变气被冷却到２００。Ｃ后进人低变炉，在低变催化剂的作用下，中变气中的ＣＯ含量被降到０．３％，离开低变炉的低温变换气温度为２２６℃，低变气去脱碳工序。

从变压吸附制氢工序来的氢气，与空分装置来的工艺氮气以及分子筛再生气混合，首先在甲二换热器中与甲烷化炉出口气体换热，然后在甲一换热器中被中变炉出口气体进一步加热到约３２０℃后进入甲烷化炉，在甲烷化催化剂的作用下，气体中的ＣＯ和Ｃ０，与心反应生成ｃＨ４和Ｈ：０，并放出反应热，使气体温度升高，出甲烷化炉的净化气ＣＯ＋ｃ０２含量小于１０×１０—６０小部分甲烷化炉出口气去分子筛再生气加热器作为热源，然后返回甲烷化水冷器人口，大部分甲烷化气经甲二换热器预热甲烷化人口气后，再经甲烷化水冷器被冷却到４０℃，进甲烷化气分离器分离出冷凝液后，送压缩工序。４．３脱碳工序

来自变换工序的２２１ｏＣ的低变气进入低变废锅，产生低压蒸汽，低压蒸汽送全厂使用，低变气再进入低变气再沸器，降温至１３０。Ｃ后进人低变气／脱盐水换热器，气体被冷却到５５ｃｃ，送至低变气分离器，分离工艺冷凝液后进入二氧化碳吸收塔底部，气体与塔内的ＭＤＥＡ溶液逆流接触，气体中的Ｃ０２被ＭＤＥＡ溶液吸收，脱除ＣＯ：后的净化气含Ｃ０２≤０．１％（ｖ０１％干基），经塔顶除沫层除去

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４．２中低变甲烷化工序

４５％进入原料气加热炉对流段，预热到约

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气体夹带的液滴后，送至变压吸附制氢。

吸收Ｃ０２后的ＭＤＥＡ溶液（富液）经涡轮机回收能量后，进人二氧化碳再生塔上部，涡轮机回收的动力用于提供半贫液泵运转所需的部分动力。在二氧化碳再生塔上段，经闪蒸、蒸汽汽提，富液中溶解的Ｃ０２被部分再生出来，形成半贫液。大部分半贫液被抽出，通过半贫液泵送回到二氧化碳吸收塔下段的顶部循环使用。未被抽出的半贫液在二氧化碳再生塔的下段进一步再生，成为贫液，在溶液换热器中回收热量后，用贫液水冷器冷却，经贫液泵加压送至二氧化碳吸收塔上段循环使用。二氧化碳再生塔中再生出来的Ｃ０２经二氧化碳冷却器冷却后温度约４０℃，作为产品送尿素装置，多余的ＣＯ，放空。

由于没有工艺冷凝液汽提，在低变气分离器中分离下来的工艺冷凝液，送全厂的蒸发池处理。由于格尔木地区蒸发量很大，工艺冷凝也可以靠蒸发池全部蒸发。４．４变压吸附制氢工序

脱碳后的净化气，进入变压吸附制氢工

序，吸附脱去脱碳净化气中大部分ＣＯ：、ＣＨ４

和ＣＯ，以及少量的心和Ｎ＇，变压吸附制氢制得纯度大于９９％的氢气送甲烷化。

变压吸附的解吸气，富含Ｈ２和ｃ｝１４，以及少量的ｃｏ、Ｎ２、Ｃ０２和Ａｒ，经压缩机加压后送整个二期工程作为燃料气。

合成工序的膜分离尾气和低压洗氨气、变压吸附的解吸气混合后，送整个二期工程的燃料气系统。４．５压缩工序

压缩工序包括２个系统：原料气压缩、合成气压缩和循环气的联合压缩。原料气压缩机和合成气压缩机均为离心式压缩机，采用中压凝气式蒸汽轮机驱动。

原料气进人压缩机，加压到约３．６５ＭＰａ（Ａ），不经冷却直接送往脱硫加氢工序。由甲烷化分离器来的新鲜合成气，由合成气压

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缩机加压后，送往合成工序。４．６合成工序

氢氮气压缩机来的合成补充气与循环气再合成气压缩机缸内混合，补充进入合成回路。

分氨后的合成气回收冷量后进入循环气压缩机压缩到约１４．３ＭＰａ，在进出塔换热器中预热后进入氨合成塔发生氨的合成反应。合成塔出口高温气体经合成废热锅炉，产生

２．５

ＭＰａ的中压蒸汽，再进入合成锅炉给水预

热器、进出塔换热器回收热量后，在合成水冷器中用循环冷却水冷却，然后经冷交换器、

ｌ

４氨冷器、２８氨冷器进一步冷却，在氨分离

器中分氨后循环使用。

氨分离器分离下来的液氨在液氨排放槽

中降压闪蒸，除去大部分溶解的合成气后，进人氨冷器作为制冷介质。气氨经氨压缩机压缩后，在氨冷凝器中冷凝，送尿素装置或液氨罐区。

合成回路弛放气，进入弛放气氨洗涤塔下部，洗涤水则从洗涤塔顶部加入塔内，气体中大量氨被水吸收，气体中氨被洗涤至小于等于２００×１０一，洗氨后的弛放气进入变压吸附回收氢。变压吸附尾气送全厂做燃料。

。

液氨排放槽出口的闪蒸气进入低压闪蒸

气洗涤塔，用脱盐水将其中的氨洗涤下来，以氨水的形式送氨蒸馏塔。洗氨后的闪蒸气送全厂做燃料。

弛放气氨洗涤塔底出来的氨水与低压闪蒸气洗涤塔的氨水混合后进人氨蒸馏塔，以液氨的形式回收其中的氨。蒸氨后的水作为洗氨水循环使用。

由于装置还未投产，虽然优化后的合成氨工艺理论上是可行的，但还没有经过实践的检验。将继续进行跟踪总结。由于是新建的装置，技术力量比较薄弱，优化后的年产

３００ｋｔ合成氨工艺是否完善还需参加年会的

各位专家多多指教，并在技术上多多支持。

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盐湖二期300kt/a合成氨工艺优化方案

作者：作者单位：

李辉林， 高雁， 李光辉， 吴泽培青海盐湖集团综合利用二期项目

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