(合成氨工艺总流程与压缩机.docVIP

合成氨工艺总流程 本装置以中原油田天然气为原料，采用传统流程的一二段烃类水蒸气转化，高低变，脱碳及甲烷化法。 原料气压缩和脱硫 来自界区，压力2.25巴（绝）、温度30℃，含总硫50p.p.m的天然气，经分离器(01-F001)分离掉所带油水后，进入原料气压缩机(01-K001),经四段压缩至52.5巴（绝）、温度114℃。出原料气压缩机的气体与来自合成压缩机（07-K001）的少量合成气相汇合，控制含2-5%H2，作为予脱硫钴-钼加氢转化用。 一二段烃类水蒸汽转化是在镍催化剂上进行，硫及其化合物对镍催化剂毒害极大，要求进入转化的原料气中含硫量在0.1p.p.m以下，因此转化前必须脱硫。 经压缩和返氢后的原料气，入对流段盘管（03-B002E04）加热至370℃，于钴-钼加氢反应器（01-R001）中反应，将有机硫转化为无机硫。然后在氧化锌脱硫槽（01-R002A/B）里硫被脱除，控制含硫小于0.1p.p.m。 转化 经脱硫的原料气与来自工艺冷凝液汽提塔（05-C003）的水蒸汽和来自冰机的蒸汽透平（09-MT01）或发电机蒸汽透平（85-MT01）的背压蒸汽，按比例调节进行混合，控制水碳比为2.75左右、温度在372℃。此原料-水蒸汽混合气相继进入一段转化炉对流段盘管（03-B002E01A）和（03-B002E01B）换热，在两盘管间还设置喷雾温度调节器（03-B002E08）用它来调节出盘管（03-B002E01B）的混合气加热至580℃。此混合气从转化炉管顶部进入，在镍催化剂作用下进行转化反应。出一段炉的转化气压力43.5巴、温度804℃，含16.3%CH4。 含CH416.3%的一段转化气自二段炉（03-R001）底部进入，经中心管至炉顶，与来自空压机（02-K001），压缩至45巴，途径加热盘管（03-B002E03）加热至500℃的工艺空气相混合，于炉中上部空间进行燃烧反应，反应后气体温升至1250℃左右。此高温气体相继流经炉中催化剂床层，继续进行转化反应。 出二段炉的转化气（工艺气），温度983℃左右，残余甲烷含量0.9%以下。为回收此高温工艺气的热量，入工艺气冷却器（03E001）使之产生328℃、125巴的高压蒸汽。出（03-E001）温度588℃的工艺气继续入高压蒸汽过热器（03-E002）,喷雾温度调节器（03-E005）,控制其出转化工序的工艺气温度为370℃左右。 经预热后的锅炉给水注入汽包（03-D001）,汽包与工艺气冷却器（03-E001）、废热锅炉（04-E001）和辅助锅炉相连通，设计为自然循环。自汽包输出的高压蒸汽，依次流经高压蒸汽过热器（03-E002）(03-B003E01)和(03-B002E02),将蒸汽过热至535℃，再分别送入冰机和发电机的蒸汽透平作动力。 变换 CO变换采取高低变流程。 370℃的转化工艺气，自高温变换炉顶部进入，于铁-铬系催化剂条件下进行反应，温升到444℃，CO含量降至3.87%。高变气由炉底出来，入废热锅炉（04-E001），回收热量产生高压蒸汽，高变气被冷却至375℃，继入锅炉给水预热器（04-E002）,降温至204℃，而后入低温变换炉。 低变是在铜-锌-铝系催化剂条件下进行反应，反应后气体温升至236℃，CO含量为0.36%。低变气在锅炉给水预热器（04-E003）中换热，冷却至176℃，此温度下已有水蒸汽冷凝。 为便于低变催化剂的升温还原，还专设置一套氮循环系统。 脱碳 CO2脱除，采用节能型的苯菲尔脱碳流程。 为回收低变气中的热能，含CO217%左右的低变气依次流经气体冷却器（05-E001）,再沸器（05-E002）及脱盐水预热器（05-E009）而得以产生低压蒸汽，发生汽提蒸汽和加热了脱盐水。低变气冷却至95℃左右，自吸收塔（05-C001）下部进入，与塔顶喷淋下来的吸收液（贫液）逆流接触。经下塔吸收后的气体中CO2含量降至0.4%，再经上塔吸收，从塔顶逸出的脱碳气，温度70℃，CO2含量却为0.1%。而后经分离器（05-F002）回收随气体带出的溶液。 吸收塔底流出的富液，经水力透平（05-MT01）送至解吸塔（05-C002）顶部，溶液减压闪蒸出部分水蒸气和二氧化碳，然后向下流经解吸塔填料，此时溶液与再沸器（05-E002）及闪蒸槽（05-D002）返回的蒸汽逆流接触，实现汽提，达到再生目的。 解吸塔顶部压力控制为1.52巴（绝）时，塔底溶液温度为118℃左右。 解吸塔底流出的溶液，入闪蒸槽（05-D002）,经五级闪蒸压力降至0.89巴（绝），此时溶液温度为100℃左右。闪蒸释放出的蒸汽由蒸汽喷射器（05