合成氨各工序工艺详细流程

1、，、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

2、炉（E04103）中，在此，副产 2.6MPa（G）的中 压饱和蒸汽，然后在265C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（S

3、04110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

4、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（E

5、0411C）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。 2. 酸性气体脱除工序工艺流程说明 （1）H2S和CO的吸收 从变换工序来的变换气（流量253186NriZh,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洗涤到NHv2ppm洗氨 E04201中与 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 液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷

6、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COK 20ppm总硫v 0.1ppm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-61.77 C,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

7、的甲醇（入主洗段-43.92 C,入初洗段-43.30 C）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, COS等组分的洗涤液（约占50%，温度-8.74 C ），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-33 C左右 进入闪蒸罐S04203,在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收 HS后的甲醇溶液由下 塔底部排出，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S04

8、202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H2。 （2）H2S的浓缩 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 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 51166kg/h，用 FV-04208调

9、整)和 HS 浓缩塔 C04203上塔(流量 204662kg/h )，在此部分将CO和H2S从甲醇中解析出来。 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 CO,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 C04203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

10、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 压氮(12500Nm/h)，用气破坏原系统的气液平衡，降低 CO在气相中的分 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 2作为尾气由塔顶送出。 (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HS和少量CO,经 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

11、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 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

12、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- 61.77 C，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。 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

13、 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(CHOHC0.01 %) 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 2气和尾气水洗 从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮

14、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C气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送 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HS主燃 烧炉（Z05101），在HS主燃烧炉（Z05101）中，酸性气和一定比例配入的氧

15、气 混合发生燃烧，并与炉另一股酸气发生HS的克劳斯反应。 在燃烧炉中主要反应的反应式为： HS+ 1/ 2O f S+ HO HS+ 3/2O f SO+ H2O 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+SOf 3/XS+2HO COS+Hf H2S+CO CS+2HCf 2HS+CO 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

16、气体进入 二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220 C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+SOf 3/XS+2HO 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200 C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+SS 3/XS+2HO 反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130C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

17、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,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 吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有

18、 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 HS浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循 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u （ E04305）中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔 （C04301）。在氮洗塔（CO4301中，气体中的 Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶 解吸收，从塔底排出。含有约15mol% 2的净

19、化气从塔顶离开。 为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器 （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（ 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:N2高于3:1 ）。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱 除工序被加热，另一

20、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:N2=3:1，然后送往合成气压 缩工序。 离开C04301的液体减压去氢气分离器（SO4301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（SO

21、4301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

22、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 C，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

23、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（1