【文章內(nèi)容簡介】 14 套以石腦油為原料的有 6 套采用了凱洛格傳統(tǒng)工藝凱洛格 TEC 工藝丹麥托普索工藝節(jié)能型的 AMV 工藝和美國布朗工藝以天然氣為原料傳統(tǒng)工藝的平均噸能耗為 3666GJ最低為 3284GJ以天然氣為原料節(jié)能型工藝的平均噸能耗為 3412GJ 最低為 3105GJ 以石腦油為原料的平均噸能耗為3868GJ 最低為 3701GJ 合成氨成本中能源費(fèi)用占較大比重合成氨生產(chǎn)的重點(diǎn)放在采用低能耗工藝充分回收及 合理利用能量節(jié)能和降耗主要方向是研制性能更好的催化劑降低氨合成壓力開發(fā)新的原料氣凈化方法降低燃料消耗回收和合理利用低位熱能等與其產(chǎn)品聯(lián)合生產(chǎn)有限公司裝置總能力為 10萬噸合成氨年 4 萬噸甲醇年 16萬噸尿素年3 萬噸碳銨年的生產(chǎn)能力并配套編織袋 800萬條年本次改造主要涉及合成氨尿素生產(chǎn)裝置的節(jié)能改造現(xiàn)有合成氨裝置以無煙粉煤為原料采用固定層間歇式氣化技術(shù)生產(chǎn)半水煤氣堿液脫硫 08MPa 中溫串低溫變換 27MPa 碳丙脫碳 13MPa 聯(lián)醇 13MPa 醋酸銅氨液洗滌凈化 32MPa氨合成水溶液全循環(huán)法生產(chǎn)尿素 采用固體原料煤棒為原 料以空氣和水蒸汽為氣化劑在高溫條件下通過固定床層間歇式氣化法生產(chǎn)出半水煤氣半水煤氣的主要成分詳見表 31 經(jīng)羅茨風(fēng)機(jī)加壓后送入脫硫系統(tǒng)通過堿液脫除 H2S 脫除H2S后的氣體送入壓縮機(jī)一段經(jīng)壓縮至 08MPa后送到變換工序在催化劑和水蒸汽作用下 CO 變換為 H2 和 CO2 變換后的氣體經(jīng)壓縮至 27MPa后送到脫碳工序脫碳工序采用碳酸丙稀脂吸收脫除 CO2脫除 CO2后的凈化氣經(jīng)壓縮至 130MPa 后送到甲醇工序在催化劑的作用下未完全脫除的 CO和 CO2 與 H2 反應(yīng)生成甲醇未反應(yīng)的氣體送到精煉工序在醋酸銅氨液的洗滌吸收多余的雜質(zhì)后純凈 的 H2N2經(jīng)壓縮至 314MPa后送到合成工序在催化劑的作用下 H2N2 合成為 NH3 經(jīng)冷卻分離后的液氨送到液氨貯槽貯存 液氨貯槽貯存的液氨送到尿素工序與脫碳解析出的 CO2 氣分別經(jīng)壓縮到 220MPa 后送到尿素合成塔進(jìn)行反應(yīng)生成尿素 CO CO2 H2 N2 CH4 O2 H2S gm3 吹風(fēng)氣 60 14 45 71 32 45 10 半水煤氣 287 90 402 192 25 03 15 現(xiàn)有主要設(shè)備 現(xiàn)有合成氨裝置主要設(shè)備 現(xiàn)有合成氨裝置主要設(shè)備詳見表 32 表 32 現(xiàn)有合成氨裝置主要設(shè)備 序號 設(shè)備 名稱 規(guī)格型號 單位 數(shù)量 備注 1 煤氣發(fā)生爐 Φ 2610 臺 13 2 半水煤氣脫硫塔 Φ 5000 27800 臺 1 3 氫氮壓縮機(jī) L3317320 臺 12 4M1673314B 臺 3 MH92314AV 臺 3 4 中變爐 Φ 3600Φ 4200 臺 各 1 共 2 臺 5 低變爐 Φ 3600 臺 2 6 脫碳塔 Φ 2600 28 H 38100 臺 1 7 常解塔 Φ 4000 H 41300 臺 1 8 銅洗塔 Φ 1000 臺 1 9 氨合成塔 Φ 600Φ 800Φ 1000 臺 各 1 共 3 臺 10 氨槽 V＝ 100m3 臺 4 序號 設(shè)備名稱 規(guī)格型號 單位 數(shù)量 備注 1 甲醇合成塔 Φ 800 H＝ 15613 臺 2 2 甲醇合成塔 Φ 1000 臺 1 3 醇分 Φ 500 84 7740 臺 2 4 醇分 Φ 800 4464 V 2 m3 臺 1 5 醇分 Φ 800 64 4787 臺 1 6 油分 Φ 600 84 3625 臺 1 7 油分 Φ 700 64 44769 V 16 m3 臺 1 8 油分 Φ600 84 3270 臺 1 9 循環(huán)機(jī) 2Z3513285320 Q 13m3min 臺 4 10 循環(huán)機(jī) SHJ2DZ5533 285320 Q 33m3min 臺 1 11 洗醇塔 Φ 500 16490 臺 1 12 洗醇塔 Φ 700 18650 臺 1 序號 設(shè)備名稱 規(guī)格型號 單位 數(shù)量 備注 1 尿素合成塔 Φ 12021420 H 21805 V 23m3 臺 1 Φ 1200 110 H 21805 V 17m3 臺 1 2 預(yù)精餾塔 Φ 1000 H 8463 臺 1 3 一吸塔 Φ 1000 1400 H 10480 臺 1 4 二分塔 Φ 800Φ 700 H 10610 F 110m2 臺 1 5 一分加熱器 Φ700 H 7186 F 139m2 臺 1 6 氨預(yù)熱器 F 20m2 臺 1 7 二循一冷凝器 Φ 900 H 8110 F 168m2 臺 1 8 二循二冷凝器 Φ 500 H 7485 F 44m2 臺 1 9 氨冷凝器 ACD Φ 800 L 7226 F 220m2 臺 3 10 氨冷凝器 B Φ 600 L 7105 F 109m2 臺 1 11 惰洗器 Φ600Φ 450 H 13245 F 5012m2 臺 1 12 一吸冷卻器 AB Φ600 H 6930 F 71m2 臺 2 13 一段蒸發(fā)器 Φ 2021Φ 500 F 上部 12m2 F 下部 50m2 臺 1 14 二段蒸發(fā)器 Φ1600Φ 300 H 5930 F 8m2 臺 1 15 解吸塔 Φ 700 H 10770 臺 1 16 CO2 壓縮機(jī) 4M50206 臺 2 L3317320 臺 1 改制 17 一段蒸發(fā)器 Φ 2021Φ 500 H 9900 F 上 12m2 F 下 50m2 臺 1 18 二段蒸發(fā)器 Φ1600Φ 300 H 5930 F 8m2 臺 1 19 一段蒸發(fā)冷凝器 Φ 700 H 5191 F 105m2 臺 1 20 液氨泵 3WA41 臺 3 21 一甲泵 3DJA1722QF 臺 3 22 二甲泵 A 3DJ224 臺 2 23 二甲泵 B 3DJ5524 臺 1 已有的節(jié)能設(shè)施 造氣系統(tǒng)建有熱管式廢熱鍋爐 2 臺 35th 三氣鍋爐回收造氣吹風(fēng)氣氨槽弛放氣等及余熱發(fā)電造氣爐自產(chǎn)蒸汽 th 左右 變換系統(tǒng)建有熱水網(wǎng)絡(luò)回收系統(tǒng)一套利用變換系統(tǒng)的反應(yīng)熱加熱脫鹽水將水溫提高到 100 送入蒸汽鍋爐節(jié)約了煙煤消耗 精煉系統(tǒng)利用變換熱水塔的熱水加熱銅液節(jié)約蒸汽 2th 氨合成系統(tǒng)建有兩臺廢熱鍋爐回收氨合成的反應(yīng)熱產(chǎn)蒸汽 7th 尿素系統(tǒng)綜合利用高低壓膨脹蒸汽高壓膨脹蒸汽送尿素解吸系統(tǒng)低壓膨脹蒸汽作為系統(tǒng)管道的保溫蒸汽節(jié)約蒸汽 25th 尿素系統(tǒng)的冷凝水 95100℃全部回收到鍋爐供水節(jié)約了煙煤消耗現(xiàn)有生產(chǎn)裝置在節(jié)能方面 存在的主要問題 1 公司現(xiàn)有半水煤氣的顯熱沒有回收造成煤氣溫度高洗氣塔用水量高能源浪費(fèi) 2 現(xiàn)三氣鍋爐出口約有 7 th 過熱蒸汽通過減溫減壓后送至 3分汽缸供造氣等崗位使用存在部分能量損失若采用特種汽輪機(jī)拖動設(shè)備運(yùn)轉(zhuǎn)蒸汽差壓能量回收實現(xiàn)節(jié)能降耗 3 現(xiàn)煤棒系統(tǒng)的煤機(jī)為 MBJ30 型小棒機(jī)電耗高出棒率低煤棒無烘干系統(tǒng)入爐煤棒水分高達(dá) 10 原煤水分高增加了熱能消耗 4 鍋爐排渣量為 33噸小時溫度高達(dá) 1000熱能未回收大量熱能被白白浪費(fèi)掉 5 脫碳用碳丙液精煉用銅氨液在完成高壓洗滌吸收后進(jìn)行再生的時候需 要減至常壓存在大量的能量損失 6 氨合成塔尿素合成塔內(nèi)件均為 90 年代初新建時上馬的隨著近 20 年來的技術(shù)進(jìn)步節(jié)能型內(nèi)件的開發(fā)與使用新型內(nèi)件在提高轉(zhuǎn)化率節(jié)能降耗上具有明顯的優(yōu)勢急需進(jìn)行更新改造 7 合成弛放氣有效成份高未能充分回收利用 8 尿素變換系統(tǒng)的低溫?zé)崴揽垦h(huán)水來降溫?zé)崮芪闯浞掷? 9 尿素系統(tǒng)的蒸汽耗氨耗還有進(jìn)一步下降的空間 10 電機(jī)供電系統(tǒng)的電耗仍可進(jìn)一步降低 隨著國家對環(huán)保的要求越來越高提高資源的循環(huán)利用率關(guān)系到企業(yè)的可持續(xù)發(fā)展公司原有合成氨裝置及尿素裝置已經(jīng)不能滿足新形式 下節(jié)能減排的要求因此本項目擬對現(xiàn)有生產(chǎn)裝置進(jìn)行綜合節(jié)能改造降低裝置能耗使裝置充分發(fā)揮生產(chǎn)能力本項目綜合節(jié)能技術(shù)改造方案有限公司擬采用半水煤氣顯熱回收蒸汽差壓能量回收煤棒系統(tǒng)節(jié)能改造鍋爐冷渣器改造高壓洗滌液能量回收節(jié)能型塔內(nèi)件改造氫回收改造無動力氨回收改造高效蒸發(fā)式冷凝器改造溴化鋰制冷機(jī)組尿素汽耗氨耗節(jié)能改造電機(jī)變頻及無功補(bǔ)償技術(shù)等改造措施進(jìn)行合成氨尿素綜合節(jié)能改造的項目建設(shè)改造技術(shù)方案使從造氣爐出來的高溫半水煤氣和從熱軟水崗位來的高溫?zé)崴M(jìn)行傳熱副產(chǎn)蒸汽供造氣生產(chǎn)使用同時降低煤氣溫度回收熱量減少所需冷卻水量 的動力消耗 圖 31 半水煤氣顯熱回收工藝流程方框圖 2 半水煤氣顯熱回裝置副產(chǎn)蒸汽量計算 1 已知 ① 半水煤氣產(chǎn)生量 58300 Nm3h 造氣爐出口半水煤氣溫度在270℃顯熱回收裝置出口半水煤氣溫度在 145℃半水煤氣成份 CO287 CO290H2402N2192CH4 25O203H2S 15gm3 ② 顯熱回收裝置進(jìn)水溫度為 90℃熱效率以 62 計副產(chǎn)蒸汽為01MPa140℃ ③ 查表得 Cpco＝ 0250kcal kg℃ 1 Cpco2＝ 0200kcal kg℃ 1 CpH2＝ 3408kcal kg℃ 1 CpN2＝ 0250kcal kg℃ 1 CpCH4＝ 0531kcal kg℃ 1 CpO2＝ 0218kcal kg℃ 1 CpH4S＝ 0253kcal kg℃ 1 90℃時水的熱焓 9004kcalkg 01MPa140℃蒸汽熱焓 6251 kcalkg 2 半水煤氣中各組分 ① CO 含量 58300 Nm3h 287125kgNm3 2 0915125kgh ② CO2 含量 58300 Nm3h 90 1976kgNm3 10368072kgh ③ H2 含量 58300 Nm3h 402 008985kgNm3 2105778kgh ④ N2 含量 58300 Nm3h 192 12507kgNm3 13999836kgh ⑤ CH4 含量 58300 Nm3h 25 0717kgNm3 1045027kgh ⑥ O2 含量 58300 Nm3h 03 142895kgNm3 249923kgh ⑦ H2S 含量 58300 Nm3h15gNm310 3 8745kgh 3 半水煤氣溫度由 270℃降至 145℃時釋放的熱量 ① CO 的熱量 20915125kgh 0250 kcal kg℃ 1 270145℃＝ 65359765kcalh ② CO2 的熱量 10368072kgh 0200 kcal kg℃ 1 270145℃＝ 2592018kcalh ③ H2 的熱量 2105778kgh 3408 kcal kg℃ 1 270145℃＝89706143kcalh ④ N2 的熱量 13999836kgh 0250 kcal kg℃ 1 270145℃＝ 43749488kcalh ⑤ CH4 的熱量 1045027kgh 0531kcal kg℃ 1 270145