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1、!低压甲醇改产合成氨工艺设计思路与改造方案韩刚曹水杨波（山东晋煤明水化工集团有限公司章丘 250200）摘 要 简要介绍根据市场情况将低压单醇系统改造为醇氨联产工艺的设计方案及改造内容，并介绍了投资和经济效益情况。单醇 改造 醇氨联产 投资 效益关键词1 前言山东晋煤明水化工集团有限公司 2007 年新建一套 10 万 t/a 低压甲醇生产线，由于 2008 年下 半年以来全球经济危机的影响，国内甲醇市场持 续低迷，市场不景气，低压单醇装置连年亏损运 行。为摆脱此困局，公司决定改造低压甲醇生产 线，将该套装置改造后并入原有合成氨装置，形成醇氨联产工艺。公司委托南京国昌化工工程设计有限公司 采用
2、其专有的“低压醇氨联产”工艺技术，对 10 万 t/a 低压甲醇生产线进行改造，并进行施工图设 计，使之成为“低压醇氨联产”生产装置，即可产 醇，又可产氨，根据市场情况调节甲醇和氨的产 量。2 设计原则（1）以社会 效 益 、经济效益为中心 ，精心设 计，优化方案。（2）在国家法规、标准、规范允许的范围内， 使工程的技术经济指标达到先进水平，节约投 资。（3）进一步贯彻“工厂布置一体化，生产装置 露天化，建构筑物轻型化，公用工程社会化，引进 技术国产化”的“五化”设计原则。（4）在搞好工艺设计的同时，搞好配套专业 的设计，特别注意加强节能、环保、消防、安全、工业卫生及劳动保护的意识。（5）严格
3、执行国家有关安全规范，保证生产 装置的安全可靠。3 装置改造的生产规模10 万 t/a 醇氨联产改造项目的生产装置主要产品为：甲醇、液氨。其中：合成氨甲醇8.92 万 t/a1.08 万 t/a（不含中压醇装置副产的甲醇)醇氨比可根据市场需要调节。年生产时间：8 000h操作弹性范围： 60%110%4 工艺技术设计思路4.1 工艺主线改造内容“低压醇氨联产”工艺技术的内容包含一次 加压机、一级醇化（即低压联醇）、二次增压机、二 级醇化、烷化、氨合成等，原料气分别在低压下实 现甲醇合成和氨合成。压缩机按压力级别分两部 分设置，即一次加压机为低压机；二次增压机为 高压机。醇氨比可以大幅度灵活调整
4、，在不同压 力下进行醇化和烷化，使净化过程达到最佳化。“低压醇氨联产”工艺改造的内容是：利用公 司 10 万 t/a 低压单醇生产装置作为“醇氨联产”的低压段，原 4 台吸入压力为 0.02MPa、190m3/min 的氢氮气压缩机做为“醇氨联产”低压机。利用原 醇烃化装置、氨合成装置作为“醇氨联产”的高压 段，新增 2 台吸入压力为 4.5MPa、8m3/min 的氢氮 气压缩机做为“醇氨联产”高压机。工艺改造后的“醇氨联产”工艺装置的总氨 生产能力为 10 万 t/a。改造后装置的工艺气的物料平衡见表 1。4.2 改造后工艺主线流程固定床造气工序生产的半水煤气送半水煤 气气柜，再通过煤气罗
5、茨鼓风机送半水煤气脱硫 装置。脱硫后经氢氮气低压机加压到 0.9MPa 后 送一氧化碳变换工序，变换出口的变换气去变换 后脱硫工序，脱硫后再送低压机加压。加压到2.0MPa 的变换气进变压吸附脱碳工序，出脱碳工 序的气体进精脱硫工序再进行干法吸附脱硫。出设计总氨生产能力：10 万 t/a!氮 肥 技 术2012 年第 33 卷22表 1 “低压醇氨联产”装置物料平衡表气体组成（体积分数%）气体流量Nm3/h压力MPa（G）温度项 目HNCOCOCHArNHO222432半水煤气变换出口气 补氢后三段进口气 脱碳出口气 低压联醇出口气 醇烃化出口气 氨合成放空气 氨产量甲醇产量41 20051
6、87052 50338 02235 07932 9671 336200mmHg 柱0.850.801.905.0011.5028.003535353535352040.4852.9653.5373.3573.8174.1055.7519.8015.7315.5421.4323.2124.7018.5830.603.022.983.751.607.8527.5227.190.500.300.800.640.630.800.871.0016.400.170.140.130.170.190.203.290.000.000.000.000.000.005.980.300.000.000.000.000
7、.000.002510-60.000.0011.15t/h1.36t/h注：1mmHg 柱 =133.32Pa。该物料表以干基计算，其中氨合成的氢回收效率按 85%计。精 脱 硫 的 气体再送低压机进行加压 。 加 压 到5.4MPa 的气体送甲醇工序合成甲醇，出甲醇的气 体送到高压机加压，加压到 12.5MPa 送醇烃化净 化气体中的剩余的一氧化碳、二氧化碳。净化后 的气体送高压机二段加压到 31.4MPa 送氨合成。5 各工段改造方案5.1 造气工段（1）原年产 10 万 t 甲醇生产系统的造气工序 的煤气发生炉（造气炉）为 2 650 型，共 12 台。 单醇生产装置的原料气是水煤气，气
8、体中不含有 氨合成所需的氮气，因此对“醇氨联产”的造气装 置需进行制气过程工艺改造，生产半水煤气。将 造气工序 12 台造气炉在原有的工艺管路基础上 增加上吹加氮和吹风气回收程序。由于在原来生产水煤气的过程中上行煤气含粉尘量少，上行煤气不经过除尘器直接去废热 锅炉，在“醇氨联产”的造气改造后，上行煤气中 含粉尘量加大，需设除尘装置。该除尘装置利用 原吹风气的除尘器作为上行煤气除尘器，既吹风 气的除尘器担负着吹风气和上行煤气的除尘功能。除尘器重新制作，设备直径不变，高度增加，布置在原除尘器所在位置。除尘器出口设置一个四通管：一路为上行煤 气管，去废热锅炉；一路为吹风气管去吹风气锅 炉；一路为吹风
9、气管去烟囱。（2）工艺流程造气工序在“双低压醇氨联产”工艺改造后 的制半水煤气工艺流程如下。吹风阶段：来自造气鼓风机加压的空气经造气炉底送入造气炉，与燃烧层的煤燃烧并放出大 量的热量贮存在炭层内。生成的吹风气由炉顶引 出，经旋风除尘器除尘后送入吹风气回收锅炉燃 烧副产高压蒸汽。根据气体成分（氮气成分）需要，可将吹风过 程的最后几秒的吹风气回收到气柜。上吹制气阶段：蒸汽和加氮空气一起由炉底 进入造气炉，经与灼热的气化层反应后，气化层 上移，炉温下降，生成的半水煤气由炉顶引出，再经旋风除尘器除尘后进入废热锅炉回收热量，然后进入洗气塔洗净降温，由洗气塔的上部进煤气 总管后进气柜。下吹制气阶段：蒸汽由
10、炉顶进入，经灼热的 气化层进行气化反应，气化层下移，炉温继续下 降，生成的水煤气由炉底引出，再经废热锅炉回收热量后进入洗气塔洗净降温，由洗气塔的上部进煤气总管后进气柜。二次上吹制气阶段：蒸汽由炉底进入造气 炉，不加空气，制气流程与上吹相同。二次上吹时 间很短，一般为一个制气循环时间的 6。吹净阶段：其工艺流程与上吹制气阶段相 同，不用蒸汽，改用空气。回收系统中的煤气进气 柜。吹净阶段的时间与制气管线的长短相关，一般为一个制气循环时间的 2%3%。5.2 变换工段（1）变换工段在原低压单醇生产系统中运行 时，一氧化碳变换的转化率较低（20%）。改造成第 4 期韩 刚等：低压甲醇改产合成氨工艺设计
11、思路与改造方案23“低压醇氨联产”工艺后，一氧化碳变换的转化率需要增大（90%）。因此变换不能满足“低压醇氨 联产”工艺的需要。变换工序增加一台 3 600 变换炉，催化剂 分两段装填。为了降低变换工序蒸汽消耗，新上一台热水饱和塔、软水加热器。原有 3 800 变换炉作为第一变换炉，催化剂床层分三段，第一段 装脱毒剂（除氧剂），第二段、第三段装低温变换 催化剂。新上 3 600 变换炉作为第二变换炉，上 段装填除氧剂和低温水解剂，下段装低温变换催 化剂。软水加热器设置在第二变换炉出口，热水 饱和塔按常规变换工艺设置。（2）改造后工艺流程气体流程：来自低压机的半水煤气经过冷却 器降温进入油水分离
12、器分离出油水，然后进入净 化器。出净化器的半水煤气进热水饱和塔的饱和 段，饱和了水蒸汽后进塔前换热器下段与第一变 换炉三段出口的变换气换热，在塔前换热器的上 下段中间添加蒸汽，添加蒸汽后半水煤气进塔前 换热器的上部继续与第一变换炉三段出口的变 换气换热。换热升温后半水煤气进第一变换炉一段进行变换反应，出第一变换炉一段的气体进汽化器上段用喷水冷激降温，降温后的气体进第一 变换炉的二段进行变换反应，反应后气体离开变 换炉进汽化器的下段用喷水冷激降温，降温后的 气体进第一变换炉的三段进行变换反应，反应后 气体离开变换炉进塔前换热器与入炉的半水煤 气换热。换热降温后的气体进第二变换上段、下 段继续变换
13、反应，反应后的变换气去软水加热器加热软水，再去热水饱和塔的热水塔，降温后的变换气去水冷却器再继续降温到 40，进水分 离器分离出冷却水，离开变换工序去变换后脱硫 工序。饱和热水塔的水流程：来自外工序的除氧水 补入热水塔，出热水塔的软水经过热水泵加压送 软水加热器，出软水加热器的热水从热水饱和塔 的上部进饱和塔，与自下而上的半水煤气传质换热。热水降温后流到塔底，经水封管线进热水饱和塔的热水塔，热水从热水塔的上部进入，与自 下而上的变换气传质换热。流到塔底的热水去热 水泵进入下一循环。冷激汽化器的水流程：来自外工序的除氧水 补入贮水槽，经喷水泵加压分别送到冷激汽化器的上下段，喷入器内与变换炉出口的
14、变换气进行传质换热、汽化，然后与变换气混合一起进入下 一段变换炉。蒸汽流程：来自外工序的 1.5MPa 的蒸汽经 蒸汽管线加入塔前换热器的上下段之间，与半水煤气混合进变换炉进行一氧化碳变换反应。5.3 变压吸附脱碳工段（1）变压吸附脱碳在原低压单醇生产系统中 运行时，其进口气体中 的 CO2 的 体 积 分 数 为12%，气量也较低。改造成“低压醇氨联产”工艺 后，变压吸附脱碳进口气中 CO2 含量提高，气量 也有所增大，因此原有的变压吸附脱碳装置的生产能力已不适应，需要进行技术改造。此次醇氨联产改造装置中的 PSA 脱碳工序的改造采用真 空工艺流程。（2）PSA 脱碳改造部分的工艺流程 此次
15、改造的变压吸附脱碳装置采用两段 PSA工艺流程，第一段 PSA-工序利用现有装置重 新调整为 19-2- （11D+RR1+RR2）-11R/VPSA 流 程用于变换气中 CO2 提纯；第二段 PSA-工序采用 16-2-（11D+PP1+PP2）-11R/VPSA 流程用于脱除变换气中的剩余 CO2。第一段 PSA-工序流程：PSA- 工 序 采 用 19-2-（11D+RR1+RR2）-11R/VPSA 流程，其工作过程包括吸附、均压、逆 放、真空、升压等过程。吸附过程压力为 1.8MPa（G）的变换气自装置外来，经 分液罐分离掉其中夹带的液滴，然后自塔底进入PSA-工序中正处于吸附状态的
16、吸附塔（同时有2 个吸附塔处于吸附状态）内。在多种吸附剂的依 次选择吸附下，其中的 H2O、CO2 等组分被吸附下 来，未被吸附的中间净化气从塔顶流出，经压力 调节系统稳压后去 PSA-工序进一步脱出 CO2。 当被吸附杂质的传质区前沿 （称为吸附前 沿）到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。均压降压过程这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔 内的较高压力的氢氮气及一氧化碳放入其它已 完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅 是降压过程，更是回收床层死空间氢氮气及一氧氮 肥 技 术2012 年第 33 卷24化碳的过程，本流程共包括
17、 11 次均压降压过程以保证氢氮气及一氧化碳的充分回收。顺放过程这是在均压过程结束后，顺着吸附方向进一 步降低压力，将塔内剩余氢氮气及一氧化碳送出界外至低压气柜进行回收。逆放过程这是在顺放过程结束后，逆着吸附方向进行 减压，使被吸附的 CO2 减压解吸出来的过程。逆 放出来的 CO2 进入 CO2 缓冲罐。真空过程这是在逆放过程结束后，逆着吸附方向对吸 附塔抽真空，进一步降低压力，使被吸附的 CO2完全解吸出来的过程。真空解吸出来的 CO2 进入CO2 缓冲罐。初级升压过程在真空再生过程完成后，用来自 PSA-的 顺放气对该吸附塔进行初级升压，这一过程与 PSA-的顺放过程相对应，不仅是初级升
18、压过 程，而且更是回收 PSA-的床层死空间氢氮气 及一氧化碳的过程。均压升压过程在初级升压过程完成后，用来自其它吸附塔 的较高压力氢氮气及一氧化碳对该吸附塔进行 升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应， 不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死 空间氢氮气及一氧化碳的过程，为保证氢氮气及 一氧化碳的回收率，本装置包括 13 次均压升压 过程 （其中第 11 次均压来自于 PSA-的顺放气）。产品气升压过程在均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以 平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这 一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢 而平稳地用排放气将吸附塔压力升至吸附压力。 经这一过程后吸附
19、塔便完成了一个完整的 “吸附 - 再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。19 个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有 2 个吸附塔处于吸附状态）即可实现 CO2气体的连续分离与提纯。第二段 PSA-工序流程：PSA- 工 序 采 用 16-2-（11D+PP1+PP2）-11R/VPSA 流程，其工作过程包括吸附、顺放 1、均压、顺放 2（PP2）、逆放、真空、升压等过程，具体描述如下：吸附过程来自于 PSA-工序的中间净化气自塔底进 入 PSA-工序中正处于吸附状态的吸附塔 （同时有 2 个吸附塔处于吸附状态）内。在 CO2 专用吸附剂的选择吸附下，其中剩余的 CO2 被吸附下 来，未
20、被吸附的氢氮气及一氧化碳等作为最终净 化气从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送出界 区。当被吸附杂质的传质区前沿 （称为吸附前 沿）到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原 料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。顺放过程 1这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔 内的较高压力的氢氮气及一氧化碳放入 PSA- 已完成 10 次升压的吸附塔的过程，该过程不仅 是降压过程，更是回收床层死空间氢氮气及一氧 化碳的过程。均压降压过程这是在顺放过程结束后，顺着吸附方向将塔 内的较高压力的氢氮气及一氧化碳放入其它已 完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅 是降压过程，更是回收床层死空间
21、氢氮气及一氧 化碳的过程，本流程共包括 11 次均压降压过程 以保证氢氮气及一氧化碳的充分回收。顺放过程 2均压结束后，将余压气体顺着吸附方向进行 顺放回收。顺放气进入 PSA-顺放缓冲罐，供PSA-吸附塔真空过程结束后初级升压。逆放过程在正常运行时，无此过程，仅当均压次数小 于 11 次时才有此过程。真空过程这是在逆放过程结束后，逆着吸附方向对吸 附塔抽真空，进一步降低压力，使被吸附的 CO2完全解吸出来的过程。真空解吸气放空。均压升压过程在真空再生过程完成后，用来自其它吸附塔 的较高压力氢氮气及一氧化碳对该吸附塔进行 升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应， 不仅是升压过程，而且更是回收
22、其它塔的床层死第 4 期韩 刚等：低压甲醇改产合成氨工艺设计思路与改造方案25空间氢氮气及一氧化碳的过程，为保证氢氮气及一氧化碳的回收率，本装置包括 11 次均压升压 过程。产品气升压过程在均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以 平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，通过升压调节阀缓慢而平 稳地用净化气将吸附塔压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的 “吸附 - 再生”循环，又为下一次吸附做好了准 备。16 个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有 2 个吸附塔处于吸附状态） 即可实现气 体的连续净化。5.4 新增高压机（1）改造的“低压醇氨联产”生产系统
23、氨合成 及原料精制 （醇烃化） 工序的操作压力分别为28.0MPa（设计压力 31.4MPa）和 12.0MPa（设计 压力 16.0 MPa）。因此在改造后的“低压醇氨联 产”生产系统，需在低压联醇出口增设高压机。新增高压机分两级压缩：第一级进口设计压 力 4.5MPa，出口设计压力 16.0MPa；第二级进口设计压力 16.0MPa，出口设计压力 31.4MPa。该氢氮气高压机选用山东省潍坊生建压缩机厂的成 型设备。压缩机主机机型为 DW-8/45-320，压缩 机打气量为 8.0m3/min。（2）新增高压机的工艺流程简述 来自低压联醇的 4.5MPa、35的氢氮气体首先进一段进口分离器
24、分离出冷凝水后进压缩机 一段缸加压到 12.5MPa、温度 160去一段出口水冷却器降温到 35，然后去一段出口油分离器分离出油水后送醇烃化工序。来自醇烃化工序的 12.0MPa、35的氢氮气 体首先进二段进口分离器分离出冷凝水后进压 缩机二段缸加压到 28MPa、温度 120去二段出 口水冷却器降温到 35，然后去二段出口油分离 器分离出油水后送氨合成工序。压缩机的一、二级出口放空气正常生产状态（开停车）回氨合成压缩机回气总管，非正常状态 高点放空排入大气。一、二级出口的安全阀排气 采用高点放空。一、二段进出口油分离器排油水管送原合成 氨压缩机排油水总管。压缩机系统内循环冷却水的上水、回水管
25、分别与循环水的上水、回水总管连接。5.5 公用工程“低压醇氨联产”生产系统所需的公用工程 为如下几项：循环冷却水、除氧水、除盐水、中压 蒸汽、低压蒸汽、仪表空气等。由于原生产装置的公用工程配置富裕量较大，足以满足“醇氨联产”改造项目的需要，无需增设公用工程装置。6 三废排放（1）废气：造气工段吹风气送吹风气锅炉回收；变换、PSA 脱碳工段开停车放空气、系统或管 道置换气以及事故状态的放空气，依托原装置处 理。新上高压机工段在正常生产时的开停车放空 气回生产系统，非正常状态的放空气高点放空。（2）废液：造气工段的蒸汽冷凝水回造气循 环水系统；变换工序的蒸汽冷凝水排入污水处理系统；新上氢氮气高压机
26、的排污油水集中送污水处理系统。（3）废固：装置内产生的废固为低压甲醇、中 压醇烃化、氨合成废旧催化剂，送催化剂生产厂 家回收。7 消耗定额“10 万 t/a 低压醇氨联产”装置的原材料、动力（水、电、汽）、催化剂和化学品的消耗定额见 表 2。表 2 产品消耗定额表（以吨氨计）序号名称单位消耗定额1234567半水煤气锅炉给水 循环冷却水1.5MPa 蒸汽0.5MPa 蒸汽 电 仪表空气Nm3t t t tkWhNm33 2964.54003002001 550158 节能措施（1）此次改造采用“低压醇氨联产”工艺，联醇净化装置设置在低压段，使合成氨原料气中的 有害气 CO、CO2 在低压段被除
27、去，转化成副产品 甲醇，减少了去高压段气体的气量，从而降低了 高压段的压缩机功耗，使合成氨的总电耗下降。（2）在低压单醇合成过程中，甲醇工序的放 空气作为废气排放。而改造为“双低压醇氨联产”工艺后，甲醇合成的放空气作为合（下转第 30 页）氮 肥 技 术2012 年第 33 卷300.08MPa 195的蒸汽去蒸汽缓冲罐供造气系统使用0.6MPa 280的蒸汽来自蒸汽管网主汽门后座冷却水来自一次水管网冷却水回循环水系统图 1 汽轮机热力系统图前后轴瓦温度40，并远传至微机，如轴瓦温度高时可通过调节冷却水量大小来控制。6改造效果本工程改造后不需要增加定员，不需要消耗额外能源，只需将增加的汽轮机安
28、装在电机或风 机的输出轴端，配置部分管道即可，改造时间短。 投资主要包括汽轮机主机、设备基础、管道阀门、 设备管道保温等，每台投资约 50 万元，我厂先后对五台风机进行了改造，共投资约 250 万元。改造后汽轮机转速控制在 3 000r/min，电机基本不 做功，按 D500 风机电机额定功率 400kW 核算， 每年可节电 1 440 万 kWh（年运行时间 7 200h）。 每度电按 0.38 元计算，每年可节约电费 547 万元，投资回收期不到半年。（收稿日期：2012-06-15）!（上接第 25 页）成氨的原料气送入下道工序，甲醇系统无废气排放，提高了原料气的利用率，降低 了原料的消
29、耗。（3）“低压醇氨联产”工艺采用高、低压段分 开，高压机负责高压段的气体输送，低压机负责 低压段的气体输送。在调大醇氨比生产时，高压 段的气量降低，可通过调节高压机的运行台数调节高压段气量，降低了高压段的电耗。而高、低压段连体压缩机无法做到。（4）变换工段增设热水饱和塔，即提高了热 量回收率，同时饱和了一部分水蒸汽，降低了变 换的蒸汽消耗。（5）造气、低压甲醇、氨合成等工段均设置了 余热（废热）回收锅炉，回收生产过程富裕的热 量。9投资与经济效益分析9.1投资估算（见表 3）表 3 投资估算表序号项目投资（万元）12345678造气、变换、脱硫脱碳 压缩 氨罐等公用工程 仪表（防爆） 电器（防爆）及照明 其他合计4001 2008005003005002003 9009.2效益分析改造后按年产合成氨产量 8.92 万 t、甲醇产 量 1.08 万 t，甲醇价格 2 419 元 /t、液氨价格 2 632 元 /（t 不含税）计算，直接效益为（2 632 元 /t-2 419 元 /t）8.92 万 t=1 899.96 万元，总投资 3 900 万元，25 个月即可收回投资。（收稿日期：2012-06-14）PT热功汽轮机400kW电动机造气风机汽轮机 前座汽轮机PT