合成氨合成氨采用UHDEICIAMV工艺.docx

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合成氨合成氨采用UHDEICIAMV工艺

合成氨

一、合成氨装置简介

合成氨采用UHDE－ICIAMV工艺，该工艺具有八十年代国际先进水平，属低能耗流程，主要具有以下几个技术特点：

1、转化部分：

减少一段炉负荷，出口甲烷含量由传统流程10%提高到16%，具体操作条件是

1）降低水碳比，由传统流程的3.5降低到2.75，从而减少一段炉热负荷及转化炉管的阻力。

2）降低烟气排出温度，由传统流程的200℃降低到128℃，因此大大提高了燃料天然气的利用率。

3）提高转化操作压力，由传统流程的35bar提高到49bar，这样就减少了转化管数，大幅度降低了投资成本。

2、在二段炉加入过量空气，由于一段炉负荷的降低，较多的甲烷将转移到二段炉转化，因此二段炉需加入过量空气，同时增加了蒸汽产量，多余的氮在合成回路中用深冷法除去。

3、采用燃气轮机，传统流程中的工艺空气压缩机均采用蒸汽轮机，而本装置采用了燃气轮机，排放的废气作为一段炉燃烧空气，燃气轮机的综合循环效率可达85%以上。

4、净化部分，与传统流程一样，仍然采用高、低温变换串甲烷化的流程，二氧化碳脱除则采用改良苯菲尔法，在再生塔后采用四级喷射和蒸汽压缩机，回收再生塔出口溶液的余热。

CO2再生热耗减少了32%。

5、合成部分，采用新开发的活性好的氨合成催化剂，因此选用105bar的低压合成和比传统流程低得多的空速，氨净值提高到12%。

6、在驰放气中设置了氨回收、氢回收系统。

7、动力系统提高了高压蒸汽参数，由传统流程的105bar提高到115bar，温度由482℃提高到535℃，从而提高了蒸汽的做功效率，减少了蒸汽用量。

二、工艺流程简介

㈠原料气的压缩和脱硫

从中原油田来的天然气，经配气站分离油、水份和杂质后进入界区，压力为1.45bar，温度30℃，含硫量50PPm，进入天然气压缩机01K001，经四段压缩至51bar、114℃，与来自合成气压缩机07K001一段出口来的约1015Nm3/h的合成气汇合，使氢含量在2～5%进入一段炉对流段的原料气预热器03B002E04加热至390℃，进入鈷钼加氢反应器01R001中反应，将有机硫转化为无机硫，然后进氧化锌脱硫槽将硫脱出，控制硫含量≤0.1PPm。

㈡燃气透平及工艺空气压缩机

采用燃气透平02MT01带动工艺空气压缩机，是该装置的一项重要节能措施，该机的高压透平与压气机在同一根轴上，该轴称为高压轴或动力轴，工艺空气压缩机与低压透平在一根轴上，该轴称为低压轴。

高压透平与低压透平通过二级喷嘴的调节来控制负荷分配，高压轴带动轴流式压气机供燃烧室的燃烧空气，燃气轮机启动过程中，压气机由辅助透平02KKK驱动，燃气轮机的燃气由01K001三段出口供给，串甲烷化后，部分燃气由合成气提供；系统正常后，部分燃气由氨、氢回收装置尾气提供。

燃烧空气与燃料气在燃烧室中燃烧，产生高温高压气体，它首先通过高压透平做功，然后经二级喷嘴调节进入低压透平做功，氧含量16.3%，温度543℃的乏气作为一段炉的燃烧空气。

而在低压透平驱动下的工艺空气压缩机则把其吸入侧的空气压缩至45bar，流量约45390m3/h,经空气预热器03B002E03预热至501℃，进入二段炉作工艺空气。

另外，从三段抽出一部分提供仪表风和工厂风。

㈢转化

脱硫后的天然气与来自工艺冷凝液汽提塔（05C0003）的汽提蒸汽及中压蒸汽管网来的中压蒸汽按比例进行混合，控制水碳比2.75、温度372℃。

此原料－水蒸汽混合气相继进入一段转化炉对流段原料蒸汽过热器（03B002E01A）和（03B002E01B）换热，在两盘管间设置调温器（T03005），以调节控制混合气出盘管（03B002E01B）温度为580℃。

此混合气入一段炉顶部在镍催化剂作用下进行转化反应。

出一段炉的压力43.5bar，温度804℃，CH4含量16.3%。

一段转化气从二段炉（03R001）底部进入，经中心管至二段炉顶，与来自空压机（02K001）压缩至45bar，经加热盘管（03B002E03）加热至501℃的工艺空气相混合，在炉中上部空间进行燃烧反应，反应后气体温升至1250℃左右，，此高温气体向下通过催化剂床层，继续进行转化反应。

出二段炉的转化工艺气，温度983℃左右，残余甲烷含量0.9%以下。

入二段炉废热锅炉（03E001），回收热量产生329℃、125bar的高压蒸汽。

出03E001温度588℃的工艺气入高压蒸汽过热器（03E002），再经喷水降温器（03E005），控制出转化工序的工艺气温为370℃左右。

以预热后的锅炉给水注入蒸汽包（03D001），蒸汽包与二段炉废热锅炉（03D001）、高变废热锅炉（04E001）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和合成废热锅炉（08E001）来的蒸汽混合，依次流经高压蒸汽过热器（03E002）、（03B003E01）和（03B002E02），将蒸汽过热至535℃，再分别送往冰机和发电机作蒸汽透平动力用。

㈣变换

CO变换系统采取高、低温变换流程。

370℃的转化工艺气，自高温变换炉04R001顶部进入，在铁－铬系催化剂床层上进行CO变换反应，温度升至444℃，CO含量降至3.85%。

高变气由炉底出来，入废热锅炉04E001，回收热量产生高压蒸汽，高变气被冷却至375℃，入锅炉给水预热器04E002，温度降至204℃，而后入低温变换炉04R002。

低温变换是在铜－锌－铝系催化剂条件下进行反应，反应后气体温度升至236℃，CO含量为0.36%。

在低变气锅炉给水预热器（04E003）中换热，冷却至176℃。

㈤脱碳

采用节能型的苯菲尔脱碳流程。

为回收低温变换气中热能，含CO217%的低温变换气依次流经气体冷却器（05E001）、再沸器（05E002）、气液分离器（05F001）及脱盐水预热器（05E009）而得以产生低压蒸汽和加热脱盐水。

低温变换气被冷却至95℃进入CO2吸收塔（05C001），与塔顶喷淋下来的贫液逆流接触。

经下塔吸收后的气体中CO2含量降至0.4%，再经上塔吸收，出塔顶的脱碳气体温度70℃，CO2含量为0.1%，在分离器（05F002）中除去气体夹带的雾滴。

CO2吸收塔底出口富液，经水力透平（05MT01）作功后，送至CO2再生塔（05C002）顶部，溶液减压闪蒸出部分水蒸汽和CO2，然后向下流经CO2再生塔填料，此时溶液与气体冷却器（05E001）、再沸器（05E002）及闪蒸槽（05D002）返回的蒸汽逆流接触，实现汽提，达到再生的目的。

CO2再生塔顶部的压力为0.4bar，塔底温度为118℃。

出CO2再生塔的溶液进入闪蒸槽（05D002），经五级闪蒸压力降至0.089bar，溶液温度为100℃。

闪蒸释放的蒸汽由蒸汽喷射器（05A001、05A002、05A003、05A004、05A005）和蒸汽压缩机（05K001）送入CO2再生塔。

为节省蒸汽压缩机功耗，最后一级闪蒸溶液用锅炉给水加热。

再生贫液，经溶液泵（05P001A/B）分两路送入CO2吸收塔：

一路溶液总量的25%的溶液，经热水加热器（05E010A/B），将溶液冷却至70℃送入上塔；另一路溶液总量的75%，不经冷却直接送入下塔。

脱碳系统中，由分离器（05F001）分离出来的工艺冷凝液，经CO2冷凝液预热器（05E008），被冷却至98℃。

由冷凝液泵（05P006A/B）送至工艺冷凝液预热器（05E011A/B/C/D），被加热后进入冷凝液汽提塔（05C003），与来自冰机蒸汽透平（09MT01）或发电机蒸汽透平（85MT01）的背压蒸汽于塔中逆流接触进行汽提。

塔顶出来的汽提蒸汽（含有少量甲醇、乙醇、氨等）送往转化工序。

从CO2再生塔顶（0.4bar、94℃）出来的CO2气体，进入脱盐水预热器（05E004A/B）、CO2冷却器（05E007A/B）冷却至40℃。

冷凝液在分离器（05F003）和（05F005）被分离下来，用泵（05P002A/B）将少量冷凝液分别送入CO2再生塔顶的洗涤塔板，闪蒸槽的洗涤塔盘作洗涤水和溶液泵、水力透平的清洗液。

其余冷凝液经（05E008）预热至120℃，送回（05E001）产生蒸汽，作为蒸汽喷射器的喷射蒸汽。

出分离器CO2送尿素装置。

㈥甲烷化

为使合成气中（CO+CO2）≤10ppm，采用甲烷化除去微量CO和CO2。

脱碳气在甲烷化换热器（06E001）中被甲烷化出口气加热至300℃，入甲烷化炉（06R001），通过催化剂床层进行甲烷化反应，温度升至336℃，进入气/气换热器（06E001）中被冷却至100℃。

再经气体冷却器（06E003）冷却至40℃并分离水分后，送合成气压缩机。

㈦合成气的压缩及氨合成

为降低合成氨能耗，采用了径向合成塔和两级氨冷器。

甲烷化后的工艺气，入离心式合成气压缩机（07K001），经一段压缩至65.4bar、112℃，在此少量气体返回钴－钼加氢，大量气体经段间冷却器（07E002）和分离器（07F002）冷却分离后入合成气压缩机高压缸，压缩至102bar、100℃。

为保证催化剂不受毒害，出高压缸的新鲜气通过合成气最终冷却器（07E003），将温度冷却至40℃进入第一氨冷器（08E005），冷却至5℃，新鲜气中的水蒸汽和CO2气被冷凝，在分离器（07F003）中分离除去。

此时新鲜气与来自第一氨冷器（08E005）出口的回路气在管路中汇合，由于回路气中部分液氨的汽化，使汇合后的循环气降温至0.9℃，入第二氨冷器（08E006），降温至-10℃，在该温度下大部分气氨被冷凝。

随之进入氨分离器（08F001）分离液氨，分离下来的液氨入氨闪蒸槽（08D001），闪蒸后的液氨送往尿素装置或液氨罐储存。

从分离器（08F001）出来的冷合成气，经合成气冷交换器（08E004）回收冷量，入合成气压缩机（07K001）循环段进行压缩，出循环段的气体压力105.8bar、温度32℃，经合成气热交换器（08E002），升温至239℃左右含NH34.12%的循环气，入三床层的径向合成塔（08R001），循环气在铁催化剂床层上进行合成反应。

出塔气压力101bar、温度414℃，含NH316.36%，入合成气废热锅炉（08E001）回收热量，产生127bar、329℃的高压蒸汽。

合成气被冷却至275℃，相继进入热交换器（08E002）、气体冷却器（08E003）、冷交换器（08E004）换热，合成气温度分别降至53℃、38℃、23℃后，进入第一氨冷器（08E005），出第一氨冷器的回路气与新鲜气相汇合为循环气。

循环气在合成气压缩机（07K001）循环段放空一部分，以保持循环气中惰性气体含量。

此弛放气送往氨回收装置。

㈧冷冻

来自第二氨冷器（08E006）的气氨（－15℃、2.4bar）和来自第一氨冷器（08E005）及气体氨冷器（10E004）的气氨（0.5℃、4.4bar），分别进入冰机（09K001）一段入口，经一段压缩的出口气氨（86℃、9.3bar），入中间冷却器（09E005）冷却后与从氨闪蒸槽（09D001）来的气氨相汇合，温度42℃、9.1bar压力下进入冰机（09K001）的二段入口，压缩至16.6bar、100℃，经氨冷凝器（09E002A/B）冷却冷凝，入氨贮槽（09D002）。

氨贮槽（09D002）的液氨，因温度较高，称之热氨。

此热氨流经换热器（09E003A/B）、氨闪蒸罐（09D001）及产品氨加热器（09E004）与来自闪蒸槽（08D001）的冷氨进行热交换，使之冷却、减压降温，重新作为冷冻剂送往合成第一氨冷器（08E005）、第二氨冷器（08E006）和气体氨冷器（10E004）使用。

冷氨送尿素装置。

㈨氨回收

氨回收采用水吸收，氨水再蒸馏的方法。

来自氨合成回路的弛放气，入弛放气吸收塔（10C001）底部，与塔顶喷洒的水作逆流接触洗涤，使出塔气体中含氨0.02%，气体入气体氨冷器（10E004），用冷氨将气体中残氨冷凝回收，洗涤后的气体去氢回收装置。

过剩气体送燃气轮机或一段转化炉的燃料系统。

氨闪蒸槽（08D001）来的弛放气，入氨吸收塔（10C003）底部，用净化水吸收，出吸收塔气体含氨0.1%，送一段炉燃料系统。

弛放气吸收塔（10C001）底流出的氨水，浓度15%（mol），经氨水预热器（10E00lA/B/C）加热后，进入汽提塔（10C002）的两填料段之间。

与此同时，从氨吸收塔（10C003）底流出的氨水，用泵（10P002A/B）也同样打入汽提塔两填料段之间。

汽提塔加料口的上部为精馏段，下部为提馏段，汽提蒸汽由再沸器（10E005）提供，再沸器用中压蒸汽加热。

汽提塔顶设有冷凝器（10E003），从塔顶蒸出的气氨，在冷凝器中冷却冷凝为液氨，部分液氨作回流液，其余液氨送氨闪蒸槽（08D001），未冷凝气送惰气冷却器（09E001）。

汽提塔底流出的氨水浓度为0.11%（mol），经换热器（10E00lA/B/C）和水冷器（10E002A/B）冷却后，分别返回氨吸收塔（10C003）和用泵（10P001A/B）送回弛放气吸收塔（10C001）作吸收剂。

㈩氢回收

经氨回收后的气体，按NH3-CO平衡的要求量入吸附器（11R001A/B），将气体中的NH3、H2O、CO2彻底清除后入冷箱（11E001），冷却降温使部分N2及CH4冷凝液化，形成富氢气，于分离器（11F001）中分离，分离出的富氢气入（07K001）循环段。

分离出的液体经减压阀减压，自由膨胀而降温，冷气返回冷箱与入口气体换热，来降低入口气体温度。

出冷箱尾气，部分去再生气预热器（11E002），被加热后入吸附器（11R001A/B）将分子筛再生，再生气送燃料系统。

〔十一〕氨贮存

有两个球形氨罐，每个贮氨量2500吨。

液氨在4.8bar、3℃条件下贮存。

其流程及作用为：

氨合成装置正常运行，产品液氨直接送往尿素装置。

这时没有产品氨送入氨罐。

只因外界的热传入球罐，使少量的液氨蒸发为气氨，此时将这些少量的气氨经压力控制系统（PIC）送冷冻装置。

气氨经氨压缩机压缩，经冷凝器（09E002A/B）冷凝，再返回球罐。

三、合成氨装置流程简图（见下页）

四、合成氨装置开车步骤

㈠、开车前的准备

1、84单元运行正常，备机正常，仪表空气压力正常。

2、循环水系统已正常运行。

3、已有合格脱盐水，界区各水冷器水侧通水流畅。

4、配气站已具备送气条件，油田能按计划供给合格的天然气。

5、燃料气系统各盲板已抽出，并且已用N2置换合格，气密试验合格。

6、所有仪表均检查调校合格。

7、动力厂蒸汽供应正常，且提前引到界区处。

㈡、开车步骤

1）、中、低压蒸汽管网的建立

1、蒸汽管网的预热

①、动力厂运行正常，中压蒸汽管网各参数正常。

②、检查03B002E02出口高压蒸汽截止阀是否关闭。

③、检查确认PV83005主路及旁路是否关闭。

④、打开高、中、低压蒸汽管网的所有导淋排凝，打开所有疏水器前后截止阀。

⑤、将HV09001、PV03054A、PV82001B手动全开，PV03054B、PV82001A手打开至50%。

⑥、现场开动力厂来界区的蒸汽截止阀的旁路阀，蒸汽管网预热。

2、蒸汽管网的建立

①、严格控制升温、升压速度，渐开进界区的截止阀，注意P03054、P82001的变化，及时关闭所有导淋。

将蒸汽大阀全开，用PV03054B控制蒸汽流量。

②、用PV82001A/B控制低压管网压力及蒸汽流量。

2）、表冷器07E001投运及透平的单体试车

1、打开2″-WB给水管上的截止阀，向07E001热水井引脱盐水，L07011建立50%液位，启动07P001A/B建立循环。

07P001A/B启动前先将入口滤网法兰打开冲洗管道。

2、分别投07E001的辅抽及07U001的两级后冷器，07E001建立真空。

在P07030/31真空度为0.2bar后，可将辅抽停下。

3、在中压蒸汽管网建立正常后可进行透平的单体试车，在三次跳车转速相差小于跳车转速的1%（01MT01跳车转速10395RPM，07MT01跳车转速11363RPM）内为合格，然后联上联轴节准备联动试车。

3）、01K001、02K001的开车

1、01机组油系统运行正常，联锁系统调试完毕，机组可以联动试车，XV01015阀后，XV01016阀前盲板已抽出，XV01015全开。

01机组天然气置换合格N2＜1%，入口压力在1.25～1.40barg。

01MT01暖机合格，HV01001、XV01016关闭，各防喘振阀全开。

2、缓慢冲转01K001至2000RPM，半小时后升至调速器最低转速（7600rpm）。

微开XV01016向脱硫系统送气，在氧化锌脱硫槽出口4″放空处放空，置换合格后关放空，脱硫系统充压，平衡后全开XV01016。

3、调整压缩机转速至8300RPM左右、渐关HV01002、FV01002，渐开HV01001，使01K001三段出口压力P01064在17.5～18.0bar，将PV02009手动开至在50%或全开，向02MT01送燃料气，稍开燃料气分离器上的1″－VG－02076的放空阀，将管内N2置换排放。

4、确认HV02001、FV02001、HV02001全开，02K001出口截止阀，FV03007阀后截止阀全关，中间导淋打开，调节AV03010和PV03048，保持P03048－1～0mbar，以便02机组点火成功。

5、KKK暖管合格，02机组油系统正常运行，燃气透平具备点火条件时，可按程序启动KKK透平，02MT01点火，点火成功KKK停下后，高压轴负荷稳定在83％，低压轴为80%，准备向一段炉引乏气。

6、及时调整PV03048A/B开度，并调整HV01001及FV01002，T01004以40～50℃/h进行钴钼氧化锌的升温，严格控制T01004＜395℃（指标390℃），防止钴钼入口超温。

4）、脱氧槽及快锅的开车

1、手动打开LV82001，引脱盐水将设备和管线冲洗干净，并将82P001A、B、C的入口滤网拆下清洗干净后复位。

此后LV82001投自动给定50%液位，分别向两加药槽内加入吗啉及联胺，槽内浓度分别为：

吗啉3～5%，联胺1～3%，分别调整两槽加药泵行程，严格控制锅炉给水PH9.0～9.5，N2H4＞200ppm。

2、若电厂蒸汽不能正常进入界区，及时点快锅。

启动83P001，L83001建立50%液位全开排污阀，十分钟后关闭，LV83001投自动。

3、打开4″－GN－01044至快锅的3″截止阀及PCV83006前导淋，将管内的N2置换排放（置换时先卸尽系统内N2压力）。

83U001点火产汽，当P83004指示在2bar以上后，打开PV83005及前后截止阀向低压蒸汽管网送汽暖管。

低压管网各导淋打开，无冷凝液后，关闭导淋，系统提压，建立低压蒸汽管网，P82001给定4bar置自动位置，PV82B01投串级。

4、P83004缓慢提至8bar后转入室内投自动控制，P83005给定4bar置自动位置，蒸汽在PV82001B放空。

5、用PV82002向脱氧槽82D001通入蒸汽，以40～50℃/h升温，P82002置自动位置给定1.6bar。

开始时，蒸汽量要缓慢加入，防止脱氧槽水击震动，除氧合格后，逐渐将联胺降至正常水平N2H4＜0.3ppm。

5）、辅锅产汽，建立高压蒸汽管网

1、脱氧槽升温时，82P001A/B开始暖泵，合格后启动82P001A，用HV03004以30～40t/h的速度向03D001上水，L03002指示在60%左右时，全开03D001、03E001、04E001连续排污及间断排污，排放半小时后，关间断排污，调连续排污，手动控制L03002液位在60%。

2、全开HV02001、PV03048A/B、AV03010，全关PV03029、HV03003，依次启动03K002/1，调整P03029，控制P03023在－0.2～－1.0Mbar。

3、按辅锅点火程序将小烧嘴点燃，汽包开始升压，严格控制升压速度，P03012从1bar升至5bar，时间不少于25分钟，从5bar升至10bar时，不少于15分钟。

在T03019有指示后，以T03019为准，升温速度为：

T03019＜200℃P03012＜10bar：

2℃／分

T03019＞200℃P03012＞10bar：

3℃／分

4、因中压蒸汽管网先由动力厂引至合成界区，所以辅锅点火后应由P03055控制升压速度，并在PV03055放空。

在P03012指示在3bar左右时，全开高压蒸汽管网的各处导淋，充分排液暖管，当导淋排出汽为干蒸汽（看不见或淡兰色）时关闭导淋，逐渐提高高压蒸汽压力与P03054压力相同时，高中压管网压力平衡后全开03B002E02出口大阀，将辅锅蒸汽倒至PV03054B阀放空，然后再逐步提高高压蒸汽压力。

注意：

①、蒸汽应在P03054B阀放空，PV03055关闭使管网暖管彻底。

②、一段炉蒸汽升温前，F03011流量为30～40t/h（校正值）。

P03055为60～70bar。

③、管网升压速度30～40bar/h，在T03020指示为480℃以上时，且开度未趋于零时方可。

④、管网建立后，尽早向03B002E03通入蒸汽，由HV03001控制F03009在3～5t/h蒸汽在二段炉前放空，维持T03012在450℃以下。

6）、07K001开车，一、二段炉及低变N2升温

1、将6″一N－01037线上的截止阀后盲板，6″－N－07120双截止阀间的盲板，3″－N－06014双截止阀间盲板，XV07001阀盲板，6″－N－04022截止阀后盲板抽出。

其余N2管线盲死，形成N2循环流程，07K001二段出口→01E002→6″－N－01037→03B001→03R001→03E001→3E002→04R001→04E002→04E003→6″－N－06016→06E003→07E001→07K001。

2、分段对07K001及一、二段参与N2循环的设备管道N2置换，在系统O2＜0.5％时，关闭各导淋，然后将N2循环系统充压至6bar以上并让仪表将07K001入口压力低联锁由27bar改为4.5bar。

3、调整辅锅负荷，使PV03054阀放空量在15～20T/H。

在全开XV07001及各防喘振阀、全关XV07002/3/4的条件下，按操作法启动07K001，使其转速在5760RPM，并维持此转速，07K001小循环。

4.现场配合主控，保证07K001进出口压力波动较小时，缓慢打开6″－N－07120上的双截止阀及6″－N－01037上的双截止阀（循环流程其它阀门已全开），建立大循环缓缓关闭FV07001后投“AUT”，给定在10KNm3/H，PV06005手动全关。

5.在HV02001全开，PV03048有部分开度时，慢慢打开A03010，控制烟气温度T03029～34温升，控制烟气温度T03034以40～50℃/h升温，在T03010有指示（＞200℃）后，以T03010为准。

6、在A03010全开后，逐渐关闭HV02001，在T03010温升小于50℃/h时，应增点一段炉顶部烧嘴（PV03036阀后管道已用NG把管道内N2置换合格），氮气循环升温前应将二段炉水夹套LV03001投用。

7、当T03010在350～400℃，T04003＞250℃，在T04011＞200℃时，N2循环升温结束，系统准备蒸汽升温。

8、关闭低变进出口电动阀。

7）、蒸汽升温

1、在一段炉出口T03010＞350C后，打开FV03001前截止阀的阀前导淋，微开HV03008后，打开阀后导淋，排液暖管至导淋排出干蒸汽后，打开HV03008及后切断向一