灵石中煤化工有限责任公司 18 万吨/年合成氨、30 万吨/年尿素工程
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4 化工工艺及系统
4.1 概述 4.1.1 装置设计规模、装置组成与各工序名称
1) 设计规模：18 万吨/年合成氨，30 万吨/年尿素 2) 装置组成及各工序名称
序号 装置码
装置 装置名称
工序 工序码 工序名称
主项
编码
主项码
3
C2H6 30
560 75.6 3.0
甲
536.8 16.5 4.4
甲
471.8 13 2.9
甲
630 30.2 15 轻 乙
度
5
CO 28 -205 -191
608 74 12.5 强 乙
6
CO2 44 -57 -78.5
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附塔进行二段升升压。二段升结束后，利用提浓段的均压气和中间气对床层逐步升压 至接近吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。部分置换气作为 95%的氮 气产品回收，吹扫气排入大气。
粗脱氮段来的中间气自下而上通过精制段处于吸附步序的 2 台吸附床层，出塔氧 气送入富氧压缩机。当被吸附杂质的浓度前沿接近床层出口时，关闭吸附塔入口阀和 出口阀，使其停止吸附，通过一次均压步骤回收床层死空间的氧气，并在吸附剂床层 的上端进行顺放，将气体放入 V02101C 以回收氧，然后逆着吸附方向降压，依次将气 体放入 V02102A、V02102B、V02102C 对吸附剂床层进行初步再生，逆放结束使用 V02101 中回收的气体对吸附剂床层进行吹扫，进一步再生吸附剂床层。接着进行均压升，然 后利用精制系统的 93%氧气产品气将吸附剂床层的压力提高到吸附压力，吸附床便开 始进入下一个吸附循环过程。
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7
H2S 34 -85 -60
260 45.5 4.3
甲
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4.4 生产流程简述 4.4.1 焦炉气鼓风、除焦及脱硫工艺流程简述： 从气柜工序来的焦炉煤气，经电除尘进口水封，进入静电除尘器，焦炉煤气在电 除尘器中除去残余粉尘微粒及焦油，后进入罗茨鼓风机升压到53kPa后送至脱硫工段。 由鼓风及除尘来的焦炉气首先进入清洗冷却塔的下半段，冷却后再进入焦炉气脱硫 塔，与栲胶液贫液逆流接触脱除硫化氢，从脱硫塔顶端出来的焦炉气硫化氢含量≤ 10mg/Nm3，通过清洗冷却塔的上半段冷却后，进入二级静电除尘器，除尘后送焦炉气 压缩工序。 吸收硫化氢后的脱硫富液从脱硫塔底部出来后进入富液槽,•由泵送至再生槽喷 射器，经喷射器自吸空气后进入再生贫液槽内氧化再生，浮选出来的硫泡沫自流进入 硫泡沫槽，用泵送入连续熔硫釜加热熔融后制得副产品硫磺。 脱硫富液在再生贫液槽中被氧化再生为贫液后流入贫液再生槽下部，由贫液泵将 栲胶液贫液送至脱硫塔循环使用。 4.4.2 焦炉气压缩工艺流程简述： 由粗脱来的焦炉气（40℃，0.14MPa）经 2 台往复式焦炉气压缩机（4M50-286/23） 压缩至 2.4 MPa，接至经过活性炭滤油器过滤掉油后去甲烷转化工序。由甲烷精制来 的净化气（40℃，2.0MPa）经 2 台往复式净化气压缩机（4M100–35.74 / 19-220） 压缩至 22.1MPa 后去氨合成工序。 4.4.3 制氧、制氮工艺流程简述： 本装置共有两段，其中第一段称为粗脱氮段，采用 12-2-4-RP 流程；第二段称为 精制段，采用 7-2-1-P 流程。空气经压缩机加压至 0.15MPa，先经后冷却器冷却至 40℃， 进入处于吸附步序的 2 台吸附塔，空气中的 H2O、CO2、N2、Ar 等杂质部分被锂型 5A 分子筛吸附后,氧气纯度由最初的 20.9%(V)提高到 35%(V)后送入精制段进行进一步 提浓。当被吸附杂质的浓度前沿接近床层出口时，关闭提浓段吸附塔入口阀和出口阀， 使其停止吸附，通过四次均压步骤回收床层死空间的氧气，再顺着吸附方向使用产品 气进行连续置换，使塔内氮气浓度达到产品要求。置换结束，逆放降压回收 99.9%氮 气产品，并对吸附剂进行初步再生。逆放结束，使用精制段底部过来的气体对吸附剂 床层进行吹扫，使吸附剂床层进一步再生，并回收吹扫气中的氧气。在吹扫气中的氧 气达到吸附剂床层底部之前，停止吹扫，依次使用 V02102C、V02102B、V02102A 对吸
尿素装置采用改进型二氧化碳汽提法尿素工艺技术，其组成为：高压圈(包括尿 素合成塔、汽提塔、高压甲铵冷凝器、高压洗涤器和高压喷射器)、低压分解吸收系 统、真空蒸发系统、工艺冷凝液处理系统、尿素造粒工序。
改进型二氧化碳汽提法的主要工艺特点是在最佳氨碳比的条件下，使合成压力降 到最低。同时，在合成压力下，用二氧化碳气对合成熔融物进行汽提，未转化的甲铵 分解为氨和二氧化碳在等压下冷凝，其冷凝热用来副产蒸汽供低压分解和一段蒸发作 加热蒸汽用，并作为蒸汽喷射器的动力蒸汽以及提供系统保温用。由于采用二氧化碳 汽提，该工艺与氨汽提尿素工艺相比，汽提压力较低，汽提效率较高，因而无需中压 分解也能满足尿素装置生产的要求。该工艺技术改进后，采用了原料 CO2 气体的脱氢 技术，大大降低了工艺过程中燃爆的危险程度，在高压洗涤器后设低压吸收塔吸收不 凝气中的氨，减少了尿素装置的氨耗。工艺流程短，设备少，生产稳定，消耗低。
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锅回收热量降温后，补加蒸汽进入变换工序的中变炉，进行 CO 变换反应，调整 CO 含量至 3%，气体换热降温后，再进入装有铜锌触媒的低温变换炉，为保护低变催化 剂，在最上段装填一层 ZnO 精脱硫剂把关，控制变换气中 CO 含量为 0.3%；变换后的 低变气进入脱碳装置脱除 CO2，控制脱碳气中 CO2 含量≤0.2%，再经甲烷化装置精制， 使气体中的 CO+ CO2 ≤10 PPm，合格的氢氮气经合成气压缩机组，加压至 22.0MPa 送往氨合成装置。氨合成采用 22.0MPa 合成工艺，合成后的氨经冷却分离减压进液氨 贮槽，液氨送尿素装置生产尿素，多余的液氨外卖。合成氨装置采用工艺技术成熟可 靠，安全环保。
序 名称
号
规格 （型号、尺寸）
控制组分名称
标 准 备注
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1 TAD-112 2 TAD-216 3 TAD-412 4 催化剂 B108-2 5 催化剂 B204 6 催化剂 JT-8 7 催化剂 W704 8 催化剂 EZ-2 9 催化剂 Z204 10 催化剂 Z205 11 催化剂 J107 12 脱氢催化剂 13 合成催化剂 14 脱油剂
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4.3 装置危险性物料主要物性
生产中主要有毒、有害、易燃、易爆物质及特性见表 4—3。
表 4—3
危险性物料主要物性表
序 名称 分 熔 沸 闪 燃
爆炸极限 毒 火 爆 国 家
号
子 点℃ 点℃ 点℃ 点℃
(V%)
性 险 炸 卫生
量
程 分 级 标准
度类组
上限 下限
1
H2
2 -259 -253
2
CH4 16 -182 -161
4.4.4 干法脱硫工艺流程简述： 来自原料气压缩工段的2.4MPa(A)的焦炉气首先送往焦炉气转化工序加热炉加热 （300℃，2.30 MPa（G）），进入Ⅰ级精脱硫加氢塔（R03501），焦炉气中的有机硫在 300-380℃，2.30 MPa（G）条件下，通过加氢催化剂（JT-8）使有机硫转化为H2S。 加氢后的气体再进入预脱硫塔（C03501A/B），采用价格相对便宜的MnO做为预脱硫剂 脱除大部分的H2S，来减轻精脱硫剂ZnO的负荷、延长寿命，降低运行费用。采用双塔 流程，当串联使用时，脱硫过程主要在A塔中进行，B塔“把关”和备用。当采用并联 操作时，气速低，阻力小，脱硫剂的利用情况不如串联使用好。由于焦炉气中的有机 硫含量比较高，经预脱硫的焦炉气再进入Ⅱ级精脱硫加氢塔（R03502），将剩余的有 机硫更彻底的转化为H2S。最后焦炉气进入采用双塔流程的精脱硫塔（C03502A/B）， 当串联使用时，B塔同样起着“把关”和备用的作用。当A塔出口硫含量接近入口硫含 量时，将A塔从系统中切换出来更换催化剂，此时用B塔单独操作。更换后再串入流程 中，此时A塔仍放在前面，以便将装填脱硫剂时产生的粉尘用B塔进行过滤，避免带到 甲烷化工序中。一周以后将两塔倒换操作。焦炉气经精脱硫后硫含量降低到0.1PPM 的焦炉气，进入甲烷转化工序。经此工艺处理后，可使焦炉气总硫<0.1ppm，满足后 工序催化剂入口要求。 4.4.5 甲烷转化工艺流程简述： 焦炉气和蒸汽混合的原料气，温度650℃，压力2.25MPa（A），经烧嘴进入转化炉； 工艺氧气与适量的中压蒸汽混合后温度181.4℃，压力2.5MPa（A），经烧嘴进入转化 炉，在烧嘴顶部与焦炉气瞬间混合燃烧并反应，燃烧放出大量的热。少量的甲烷发生
主项名称
1 02
空分
0
00
1 PSA 制氧、制氮
2 空气压缩
02100 02200
2 03
焦炉气转化
0
00
1 气柜
00
2 鼓风及除焦
00
3
湿法脱硫
00
4
焦炉气压缩
00
5
干法脱硫
00
6
甲烷转化
00
03100 03200 03300 03400 03500 03600
3 04
合成氨
0
00
1
变换
2
脱碳
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Φ 2～5 Φ 1～3 Φ 1～3 Φ 9-9.5mm Φ 5-5.5mm Φ 3-5mm Φ 3-5mm Φ 3-5mm 环状 环状 Φ 4-8mm Φ 2-5mm Φ 3-5mm 条状