焦炉气生产合成

1、藁城市化肥总厂25000Nm3/h焦炉煤气利用项目产 品 规 划河北省石油化工设计院有限公司2010年 7 月 13 日目 录前 言3方案一 焦炉煤气生产尿素3一、 生产合成氨工艺路线31. 湿法脱硫32. 干法脱硫43. 转化44. 变换45. 脱碳46. 甲醇化57. 氨合成5二、 尿素装置5三、成本及效益51.成本52.经济效益6四、主要设备及投资71.主要设备72. 投资估算7五、项目占地约200亩。8方案二 焦炉煤气生产液化天然气副产合成氨方案9一、产品规模91.LNG生产规模92.氨醇生产规模9二.、工艺方案91. 各工序工艺简述112.公用工程153.主要工艺设备16三、投资估算

2、17四、成本估算18前 言25000Nm3/h焦炉煤气利用项目产品规划，对焦炉气的再处理和使用，规划出2个产品方案。1. 甲烷转化制氢，作为合成氨原料气合成氨，副产甲醇的“方案一 焦炉煤气生产尿素；2. 将甲烷液化分离，剩余的氢气和碳氧化物再继之合成氨工艺做合成氨，副产甲醇、液氨的“方案二 焦炉煤气生产液化天然气副产合成氨方案”。方案一 焦炉煤气生产尿素藁城市化肥总厂搬迁后与炼焦企业合作，利用炼焦副产的焦炉煤气生产合成氨（副产甲醇），加工成尿素。既可解决本厂的生产原料问题，也可避免焦炉煤气放散造成的能源浪费和对环境的污染。年产100万吨焦炭的炼焦装置约可副产焦炉煤气2×108Nm3/

3、a,装置运行时间按8000h/a计，小时副产焦炉气25000Nm3。焦炉煤气组成（%）： H2 CH4 N2 CO CO2 O2/Ar 总硫58.1 23.96 4.59 8.66 4.38 0.31 17g/Nm31、 生产合成氨工艺路线湿法脱硫低压压缩干法脱硫甲烷转化变换脱碳压缩甲醇化甲烷化高压压缩氨合成 富氧空气、水蒸气25000Nm3/h焦炉气1.523t/h 15MPa 甲醇 32MPa 11.18 t/h 合成氨1. 湿法脱硫来自焦化装置的焦炉煤气，从下部进入脱硫塔与上部喷淋下来的脱硫液逆流接触，脱除H2S后的焦炉煤气经过分离器，分离掉气体中夹带的溶液，除少部分供转化加热炉燃烧外，

4、大部分送往气柜。贫液槽内贫液经贫液过滤器由贫液泵送入脱硫塔上部，吸收H2S后的富液从脱硫塔底部流出进小循环槽，经富液泵分别进入十组喷射器喷射再生，再生后的贫液进贫液槽循环使用。喷射再生浮选分离出的硫泡沫去硫回收。2. 干法脱硫 从气柜来的焦炉煤气，经压缩机加压后进初预热器壳程预热至300，送入铁钼转化器、氧化锰槽、氧化锌槽，将焦炉煤气中的有机硫和无机硫脱除，使出口总硫含量20mg/Nm3。3. 转化经干法脱硫的焦炉煤气与自产的蒸气、富氧空气汇合进入转化炉的顶部，在转化炉上部燃烧室内，焦炉煤气与富氧空气进行部分氧化燃烧，高温气体再经催化剂床层进行甲烷转化，出口CH40.5%。经废热锅炉回收热量产

5、生蒸汽，自产的蒸汽供转化和中温变换用。转化气量：42869Nm3/h转化气组成（%）： H2 CH4 N2 CO CO2 58.83 0.36 21.69 12.5 6.62 富氧空气 7488Nm3/h（其中 氧气2995Nm3/h；氮气4064Nm3/h）4. 变换转化气经回收热量后进变换炉，中温变换串低温变换，进行CO变换反应，变换气中CO含量可依据甲醇的产量灵活调节。（问题：此处低变触媒不能采用耐硫催化剂，因为在转化之前已经脱除了硫化氢）变换气量：47156Nm3/h变换气组成（%）： H2 CH4 N2 CO CO2 62.67 0.33 19.62 2.27 15.115. 脱碳将

6、变换气中的CO2脱除，为合成提供合格的净化气，同时为尿素提供CO2原料气。脱碳气量：40083Nm3/h脱碳气组成（%）： H2 CH4 N2 CO CO2 73.55 0.39 23.26 2.67 0.13脱碳溶液再生解吸出CO2气体7073Nm3/h。6. 甲醇化原有的静设备能满足生产要求，可全部利用。甲醇化副产甲醇：1.523t/h 12185t/a醇后原料气量：36885Nm3/h。原料气组成（%）： H2 CH4 N2 CO+CO2 74.06 0.42 25.36 0.157. 氨合成原有的合成塔及其他静设备能满足生产要求，可全部利用。 按吨氨耗原料气3300Nm3计 合成氨产量

7、：11.18 t/h 89418t/a2、 尿素装置原有的一套水溶液全循环工艺尿素装置，经技术改造已达到年生产16万吨尿素的能力，能满足生产要求，可全套利用。 尿素产量：吨尿素耗合成氨0.580t11.18÷0.58=19.3t/h 154200t/a尿素生产每消耗1t氨需消耗二氧化碳1.3t1.3×11.18=14.53t/h脱碳回收二氧化碳7073÷22.4×44=13.89t/h需补二氧化碳碳：0.64t/h 5120t/a不补充二氧化碳可产尿素：18.42t/h 147360t/a由于因二氧化碳不足对尿素产量影响不大，故不建议补碳。富余的3949

8、t/a液氨可外销，以节省投资。三、成本及效益1.成本合成氨、甲醇成本项目单耗单价（元）成本（元）备注焦炉煤气1968Nm30.35688.8电1300kWh0.30390脱盐水25t4100自来水7.5t2.720.25蒸汽2t100200职工工资及福利123.03折旧及大修120中小修理费30其他100合计 （元/t）1772.08尿素成本项目单耗单价（元）成本（元）备注合成氨0.581772.081027.81二氧化碳400Nm30.0416电160kWh0.348自来水2t2.75.4蒸汽1.5t100150包装40职工工资及福利16.97折旧及大修40中小修理费10其他40合计 （元/

9、t）1394.182.经济效益产品市场价格尿素：15201540元/t液氨：21002200元/t甲醇：21002200元/t尿素年效益（1530-1394.18）×147360=2001.444万元/a销售液氨、甲醇效益（2150-1772.08）×16134=609.736万元/a年总效益2001.444+609.736=2611.18万元/a四、主要设备及投资1.主要设备搬迁后因原料路线的改变，需新增部分设备（装置），并尽量利用原有的设备（装置）。新增主要设备（装置）序号名称规格数量备注1脱硫塔3600 H=303001填料塔2溶液循环泵Q=350m3/h H=66m

10、3一台备用3焦炉气压缩机Q=15000Nm3/h P=21MPa3一台备用4铁钼转化器3000 H=500015氧化锰脱硫槽2800 H=500016氧化锌脱硫槽2600 H=500017富氧转化炉内2500 H=350018废热锅炉1400 F=70m219焦-蒸预热器1400 F=400m2110焦炉气初预热器1200 F=160m2111加热炉4600 112湿式气柜V=20000m3113变换炉2400 H=130001中串低14高压机Q=20000Nm3/h P=32MPa3一台备用15尿素造粒塔14000 H=750001砼16蒸汽锅炉50t/h117制氧2500Nm3/h 1套利

11、旧：脱碳、双甲、氨合成、冷冻、氨库、脱盐水、尿素及其他公用工程。2. 投资估算本项目不计土地使用费用，利旧设备不计残值，只计土建及安装费用。比照类似工程项目的投资，估算本项目需投资2.85亿元。五、项目占地约200亩。本项目大部分利用原有的装置，只增加部分新装置，投资省。用焦炉煤气做原料，较以煤为原料，具有成本低，废物排放少，经济效益好的优势。方案二 焦炉煤气生产液化天然气副产合成氨方案焦炉煤气中含有H2、CH4、CO和CO2，可供生产的产品有液化天然气、甲醇、液氨、尿素等，但有一个不争的事实，就是焦炉煤气H2/(CO+CO2)=4.8，单纯一焦炉气生产任何一种产品，都不能使其充分利用，必须补

12、入碳（生产LNG、甲醇）或氮（生产合成氨）。一、产品规模本方案本着投资较少、技术成熟、产品规模不能太小的原则，产品方案为：首先从焦炉煤气中提取甲烷生产LNG，剩余的氢气补入适量的氮气生产合成氨并副产甲醇。小时焦炉气产量25000Nm3/h计，焦炉气成分如下：成分H2CH4N2COCO2Ar合计含量58.123.964.598.664.380.31100数量1452559901147.52165109577.5250001.LNG生产规模焦炉煤气中甲烷含量23.96%，小时可提甲烷5990Nm3,LNG年产量为4792万Nm3。2.氨醇生产规模焦炉煤气中CO+CO2含量为60.46%，通过补氮全

13、部用来生产液氨和甲醇（按液氨计），小时可生产液氨7.9吨，年产氨醇6.3万吨。二.、工艺方案焦炉煤气经脱硫、低压机（焦炉煤气）压缩、变换、精脱硫、脱碳、干燥除碳、冷冻分离、制氮补氮、高压机（原料气）压缩、甲醇化、甲烷化、氨合成，产品液化天然气在冷冻分离工序中产生，液氨在氨合成工序产生，甲醇在甲醇化过程中产生。脱硫气柜低压机压缩变换精脱硫脱碳干燥除碳冷冻分离加氮高压机压缩甲醇化 甲烷化氨合成液氨制氮LNG25000Nm3/h 焦炉气 4358Nm3/h 5990Nm3/h 液氨8.18t/h0.214t/h物料衡算表 （除标明外单位为Nm3/h）成分H2CH4N2COCO2Ar脱碳补氮产品产量合

14、计脱硫1452559901147.52165109577.525000低压压缩1452559901147.52165109577.525000变换1651759901147.5173308777.526992脱碳1651759901147.51732477.5306323929干燥除碳1651759901147.5173077.523905冷冻分离1651701147.5173077.5LNG599017915补氮1651705504.5173077.5435822272甲醇化1621705504.523077.5甲醇0.214t/h21822甲烷化16171235504.50077.5217

15、76氨合成液氨8.18t/h1. 各工序工艺简述1） 脱硫脱硫采用湿法脱硫主要脱除焦炉气中的无机硫。采用栲胶液相催化脱硫，双塔串联工艺，可使出口H2S降至0.05g/m3以下。脱硫流程简述如下：气柜来的焦炉煤气经罗茨鼓风机加压后进入1塔底部与塔顶下流的脱硫液逆流接触，气体从塔顶出来后，由2塔底进入与2塔顶下流的脱硫液逆流接触，2塔顶出来的气体经气水分离后去低压机压缩。两塔脱硫液分别在两个再生系统中再生。2） 低压机压缩脱硫后的气体经4级压缩，压缩到2.5MPa。每级压缩设有水冷器以冷却因压缩升温的焦炉煤气。压缩机入口状态气量为25000m3/h,即416m3/min,可选用200m3/min压

16、缩机两台。3） 变换焦炉气中含有8.66%的一氧化碳，必须经变换使其变为氢气和二氧化碳。由于焦炉煤气中含有大量的甲烷，在变换过程中，不能造成甲烷损失。通过计算，甲烷在变换温度及气氛下，不会发生转化反应。变换采用钴钼宽温耐硫催化剂，为一段绝热变换，变换后一氧化碳小于1%。变换流程如下：压缩来的焦炉煤气，经煤气预热器后，加入蒸汽进入变换炉，在变换炉中进行变换反应，反应后的气体温度380进入钴钼加氢转化炉，使气体中的有机硫全部转化为硫化氢。出转化炉的气体经煤气预热器、水冷器后去精脱硫。4） 精脱硫精脱硫采用湿法加干法脱硫。湿法脱硫采用纯碱液相催化法脱硫，干法脱硫采用活性炭串常温氧化锌脱硫,可保证气体

17、中总硫小于0.1ppm以下。湿法脱硫流程叙述如下：变换来的变换气从脱硫塔底部进入，与从脱硫塔塔顶下流的脱硫液逆流接触，气体从塔顶出来后经其水分离器分离水后进入干法脱硫。塔底脱硫富液去再生系统再生。干法脱硫流程：变化气湿法脱硫后，进入两个串联的活性炭脱硫罐，而后进入常温氧化锌脱硫罐。5） 脱碳变换后的气体成分如下成分H2CH4N2COCO2Ar合计含量61.1922.194.250.6411.440.29100数量1651759901147.5173308777.526992变换后的气体含有11.44%的二氧化碳，在甲烷提取前必须脱除。脱碳采用MEDA两段脱除工艺，脱碳后气体可达到0.1%以下。

18、MEDA是以甲基二乙醇胺水溶液为基础添加少量活化剂组成的多胺溶液，脱碳气后二氧化碳可达0.01%，热耗较低。一般热量消耗低于1880KJ/m3(CO2)是较好的脱碳方法。流程叙述如下：变换气进入两段吸收塔的下段底部，与下端顶部下流的吸收液逆流接触，变换气中的大部分CO2被吸收，气体从下段顶部进入上段底部与上段顶部下流的吸收液逆流接触，气体从塔顶出来后经气水分离后去下一工序。吸收塔下段出来的富液在常压解吸槽闪蒸解吸进行再生后，用泵打到吸收塔下端顶部循环使用。吸收塔上段底部出来的富液，经汽提塔再生后，进行冷却加压后循环使用。设备利旧。6） 干燥、除碳原料气中还含有0.1%的二氧化碳和微量的水，在制

19、取LNG前必须脱除干净，因为二氧化碳和水凝固点低，在甲烷冷凝的过程中它们先凝固了，造成冷冻机组和管道阀门的堵塞，会严重威胁LNG的正常生产。脱除少量的二氧化碳、水采用分子筛法。分子筛脱水净化是利用吸附剂在高压常温将天然气或合成气中的水份(H2O)、二氧化碳(CO2)吸附，并在降压和升温的情况下，水份(H2O)和二氧化碳(CO2)又从吸附剂中解吸出来，同时吸附剂得到再生。采用三塔流程，两塔串联吸附，一塔再生，连续自动操作。再生使用氮气在变换预热后再用电或中压蒸汽加热后通过再生塔进行。分子筛脱水、除碳后，原料气中水分小于0.1ppm，CO21ppm。可以达到制取LNG的要求。7） 冷冻、分离干燥后

20、的原料气只有甲烷、氢气、氮气和少量的一氧化碳，可以进行冷冻分离制取LNG了。干燥后的原料气成分成分H2CH4N2COAr合计含量69.0925.064.800.720.32100数量1651759901147.517377.523905LNG制取工序主要分为冷冻和分离两部分。净化好的原料气约40进入冷箱，在冷箱中首先与分离甲烷后的气体换热，而后在制冷机组的过冷器与低温冷媒换热，使气体中的甲烷达到冷凝过冷状态，再进入分离器分离甲烷后气相与入口的原料气换热后去后工序。冷凝后的液体进入精馏塔进行热、质交换，低沸点物质才从塔顶采出重新回到原料气中，塔底采出LNG去储罐。整个系统冷量由氮气循环闭式制冷系

21、统提供。低压氮气经压缩机压缩后，被循环水冷却到40，进入冷箱主换热器冷却后进入透平机膨胀制冷。膨胀后的低温气体首先经过精馏塔顶部的冷凝器，提供冷量后再经过冷器和主换热器后温度达到常温后再次进入压缩机，依次循环。氮气循环压缩机是用电机驱动的离心式压缩机。8） LNG的储存LNG储存可分为常压全冷冻式储存和带压子母罐半冷冻式储存。本方案暂采用带压储存。每小时产液化天然气5990Nm3，液态体积为10m3，日产液化天然气240m3。考虑到生产能力、销售和运输等，厂区暂设计2天的储量。由于储罐在充装时需要留有一定空间，作为介质受热膨胀之用，故选用150m3双层真空低温储罐4台。9） 制氮与补氮提取LN

22、G后的气体成分成分H2N2COAr合计含量92.206.400.960.44100数量165171147.517377.517915气体中氢气含量92.2%，流量为16517Nm3/h，需要补氮量为4357Nm3/h。制氮采用变压吸附工艺，先将空气压缩到2.5MPa，经吸附塔得到99.99%的氮气。为了稳定供气，吸附塔采用三塔操作，两塔吸附，一塔再生，连续自动操作。由于干燥再生需要少量氮气，故制氮机组选用6000Nm3/h一套。含氮量为99.99%的氮气，通过加氮控制阀补入提取LNG后的原料气管道中。10） 原料气压缩补氮后的原料气进入原料气压缩机进口经三段压缩达到13MPa后去甲醇化工序。从

23、甲醇化、甲烷化回来的气体进入压缩机四段，压缩到32MPa后去氨合成工段。压缩机各段采用冷却水冷却。进入原料气压缩的气体成分（补氮后气体）成分H2N2COAr合计含量74.1624.710.780.35100数量165175504.517377.522272入原料气压缩机总气量为22272Nm3/h，折成进口状态为14.85m3/min，可选用进口2.5MPa、8m3/h，最终压力32MPa压缩机两台。11)甲醇化、甲烷化原料气提取甲烷后，还含有少量的一氧化碳。CO在氨合成过程中是有毒物质，能使氨合成催化剂中毒，以致合成反应无法进行，在氨合成气氨必须除去。本方案脱除少量一氧化碳采用成熟的醇烷化工

24、艺。甲醇化就是使原料气中少量的一氧化碳与氢气反应生成甲醇的过程，甲烷化就是甲醇化后的气体中未反应完的一氧化碳与氢气反应生成甲烷的过程。甲醇化流程简述如下:压缩来的13MPa的原料气进入甲醇工序的油水分离器，分离油水后的气体与反应后的气体换热后进入甲醇合成塔，反应后的气体与入塔气换热后经水冷器、甲醇分离器、水洗塔后去甲烷化工序。甲醇分离器分离的甲醇去甲醇储罐。如果进入甲醇化的气体中一氧化碳含量较高，可采用循环机循环的方法，使循环机出口的循环气与新鲜气在油水分离器混合；反应后的气体经甲醇分离器后一部分去循环机加压循环。甲烷化流程简述如下：甲醇化来的气体，经水分离器、预热器、加热器到甲烷化塔，在塔内

25、进行反应。反应后的气体出塔后经预热器与进塔气换热后在水冷器冷却至常温后去压缩。甲烷化加热器可用中压蒸汽加热。12）氨合成氨合成是氮气与氢气在催化剂的作用下生产液氨的过程。由于需要利用旧设备，本方案仍采用32MPa压力合成。合成塔采用三轴一径内件。氨合成流程简述如下：循环机出口的循环气进入油分离器，油分离后，分成两股，一股约75%进入热交管外加热至246，其中50%从合成塔底部进入（二进）塔内换热器管内，加热后进入中心管，从中心管出来进入触媒筐第一绝热层反应，反应后热气利用从塔顶下来约50%的冷激气降温后进入第二绝热层。另一股25%未反应气体从合成塔下部进入环隙，由下而上到内件顶部，与经外热交加

26、热后的25%气体汇合，从两根导气管进入至冷管束，气体在冷管束内加热后，经上升管达到第二、第三绝热层之间，做为从第二绝热层、三段冷管层反应后的热气(约470480)的冷激气，两者混合后，温度为410420，进入第三冷管层、第四绝热层反应，反应后温度为440450，进入塔内换热器管间，被冷却至390395，从合成塔下部出来的热气，氨含量12-14%，进入废热锅炉，温度降至265，进热交换器，被冷却至70，进水冷排，冷却至40，进入冷交管间，温度降至12，进入氨冷器、氨分离器液氨分离后，进入冷交管内，回收冷量之后，气体升温至28，进循环机压缩，再进入油分，合成塔如此循环。补充气补在出口。内件选用三径一轴内冷绝热式具有高压容器利用系数大、催化剂利用系数高、催化剂升温还原容易、操作弹性大的特点；且内件结构简单可靠，塔阻力小，可自卸催化剂。13)冷冻与储存冷冻：需要2470kw螺杆式冷冻压缩机2台，每台冷冻压缩机配蒸发式冷凝器一台。利旧储存：按7天的储量计，需要设置2000m3球罐2台。2.公用工程1）供电设置4万kVA、110kV电站一座。利旧2）供汽设置3.8MPa、35吨锅炉一台。3）供水设置50t/h反渗透+混床制水装置一套。利旧3.主要工艺设备见主要工艺设备一览表主要工艺设备一览表序号名称规格型号单位数量备注一脱硫1气柜500m3台12罗茨鼓风机217m3/min台33脱硫