合成氨不同工艺能耗对比.docx
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合成氨不同工艺能耗对比
10万吨/年合成氨工艺技术比较
工艺技术的选择
1、造气工段
煤气化工艺过程的发展已有百余年的历史,迄今为止已开发的气化方法不下数百种,按照煤在气化炉的运行和接触方式,可以分为
(1)流化床气化、
(2)气流床气化、(3)熔融床气化、(4)移动床气化(固定床)
·流化床气化技术
煤的流化床气化是指气化反应在以气化剂与煤形成的流化床内进行的。
流化床气化炉采用粉碎了的煤作为原料,用氧化剂(氧气或空气)来进行床体流化,其温度保持在1000℃以下,以预防灰熔化后与炉床里的物质发生结聚。
氧化剂的有限流量意味着大多数煤粒不会充分燃烧,而是收缩成碳素粒,被合成气带出气化炉。
这就需要大量的碳素粒循环,或被传送到分离燃烧室中燃烧。
流化床气化技术主要有温克勒(winkler)、高温温克勒(HTW)、U-Gas、恩德炉、灰熔聚等流化床粉煤气化技术。
现我国应用较多的是恩德炉、灰熔聚。
目前在朝鲜和我国共有十多台恩德气化炉在运行中,运行最好的是通辽梅花生物科技有限公司,现有2台发气量20000NM3/h的炉子,2006年11月投产,运行正常。
最关键的问题仍然是煤种,该炉要求煤种为褐煤、长焰煤、弱粘结煤,具体数据为灰熔点1250℃以上;煤活性950℃时大于65%,原则上控制在87%以上;粘结性、F.S.N≤21/2。
另外内外水要干燥到12%以下,目前为止,恩德炉工艺最适宜的煤种是褐煤。
中科院山西煤化学研究所开发的灰熔聚流化床粉煤气化技术,该技术可用多种煤质作原料,如烟煤、焦炭、焦粉等,使用粉煤在1100℃下气化,固体排渣,无废气排放。
该技术工业示范装置已于2001年在陕西城固氮肥厂建成,小时投煤量4.2吨。
其煤种适应性广,操作温度约为1000~1080℃,反应压力为0.03~0.05MPa(G)。
气化炉是一个单段流化床,结构简单,可在流化床内一次实现煤的破粘、脱挥发份、气化、灰团聚及分离、焦油及酚类的裂解。
带出细粉经除尘系统捕集后返回气化炉,再次参加反应,有利于碳利用率的进一步提高。
产品气中不含焦油,含酚量低。
碳转化率为90%。
有效气体成分较低。
目前山西丰喜集团有一套加压灰熔聚气化炉正在开车,设计压力1.0MPa,但运行压力最高到过0.6MPa,仅持续了几天,目前在0.3MPa运行,仍然问题多多,连续运行时间短,而且气体成分较差,运行成本较高。
·气流床气化技术
气流床气化炉属第三代先进的煤气化技术,是最清洁,也是效率最高的煤气化技术。
粉煤(水煤浆)在1200-1700℃时被部分氧化,高温保证了煤的完全气化,煤中的矿物质成为熔渣后离开气化炉。
气流床所使用的煤种要比移动床和流化床的范围更广泛。
使用纯氧做气化剂可以使气化更有效,并可避免合成气被氮气稀释,合成气的热值也高于空气气化炉所产生的合成气的热值。
目前以煤为原料生产合成气的气流床气化工艺的典型代表有:
德士古(GE)水煤浆加压气化工艺;
壳牌(SHELL)干粉煤加压气化工艺(SCGP);
德国未来能源公司的GSP、或者科林公司干粉煤加压气化工艺;
国内的新型对置式多喷嘴水煤浆加压气化;
(1)水煤浆加压气化工艺
水煤浆气化工艺采用水煤浆进料,煤首先制成60~65%浓度的水煤浆,在气流床中加压气化,水煤浆和氧气在高温高压下反应生成合成气,液态排渣。
使用气化压力在2.7~8.7MPa,气化温度在1300~1400℃,CO+H2达到80%。
气化过程对环境污染影响较小。
德士古水煤浆气化在上世纪80年代投入工业生产,中国已在渭河、鲁南、上海焦化、淮南、黑龙江浩良河化肥厂及中石化金陵化肥等引进该技术。
德士古水煤浆加压气化工艺的特点如下:
1)煤种适应性广:
年轻烟煤,粉煤皆可作原料,灰融点要求不超过1350℃,煤可磨性和成浆性好,制得煤浆浓度要高于60%为宜。
2)气化压力范围大:
从2.5~8.7MPa皆有工业化装置,以4.0MPa较为普遍,气化压力高可节省合成气压缩功。
3)气化炉热量利用:
有激冷工艺制得含蒸汽量高的合成气如用于生产合成氨,在变换工序不需再外加蒸汽。
也可采用废锅流程回收热量副产高压蒸汽,但废锅设备价格较高,可择优选用。
4)气化炉内无传动装置,结构比较简单。
5)单位体积产气量大,一台直径2800mm,4.0MPa气化炉产生的合成气,可满足日产氨400吨的需要。
6)有效气成分高,CO+H2≥80%,排渣无污染,污水污染小易处理。
因高温气化,气体中含甲烷很低(CH4≤0.1%),无焦油,气化炉排渣无污染可用作铺路路渣,污水含氰化物少易处理。
7)产品气中有效气(CO+H2)含量高,是碳一化学最好的合成原料气,可作为生产合成氨,甲醇,制氢,羰基合成的原料气,用途广泛。
8)碳转化率高:
最高可达98%。
经测算,德士古技术在10万T/a合成氨规模下是不经济的,德士古技术的最小经济规模为30万吨/年合成氨。
(2)德国未来能源公司的GSP干粉煤加压气化工艺
未来能源公司位于德国来比锡附近的弗来堡市(Freibarg),原为东德黑水泵煤气联合企业弗来堡燃料研究所。
1980年建成两套粉煤加压气化装置:
W100(处理煤量100-250kg/h),W500(处理煤量5-25t/h),1983年12月又建成一套大型粉煤加压气化装置,W30处理煤量30t/h称为GSP工艺。
2004年从巴伯考克电力公司分离出来,并由瑞士SH公司收购以原东德煤炭工业学院为依托加强开发煤的气化技术。
公司1956年成立以来,最初开发固定床气化技术,70年代末开始流化床的研究工作,原料煤主要是含硫的褐煤。
GSP流化床煤气化工艺技术特点:
1)能高效生产富氢和一氧化碳的合成气,甲烷含量少。
2)燃料可完全气化,不生成冷凝副产品,气体不含焦油、酚等污染物。
3)液态排渣,熔融淬冷成透明状,硬度大对环境无污染
4)能气化劣质褐煤,也可气化烟煤和焦煤,煤种适应范围广。
5)煤气化碳转化率高于99%。
6)可处理高Cl-的物料,原料适应性强。
7)水管冷壁型气化炉,寿命长,维修工作量小。
8)新型水冷气化喷咀,寿命长,效率高。
目前该技术还没有工业化运行装置。
(3)壳牌干煤粉加压气化法
壳牌干粉煤气化是Shell公司开发的第三代煤气化工艺,于1972年开始在壳牌公司阿姆斯特丹研究院(KSLA)进行煤气化研究,1976年应用于一台6t/d煤气化炉,1978年第一套中试装置在德国汉堡郊区哈尔堡炼油厂建成并投入运行日处理煤量150吨,1987年在美国休斯顿迪尔·帕克炼油厂建成日投煤量250~400吨的示范装置投产称作SCGP-1示范装置。
1993年在荷兰的德姆克勒(Demkolec)电厂建成投煤量2000吨/日的大型煤气化装置,用于联合循环发电,称作SCGP工业生产装置。
装置开工率最高达73%。
该套装置的成功投运表明SCGP气化技术是先进可行的。
目前国内引进该项技术的企业有湖北双环、岳阳洞氮、柳州化工股份有限公司等多家企业,都处于开车试运行阶段,困难重重,工程问题较多。
SCGP技术的特点:
1)适合于气化原料煤的范围较宽:
采用高温加压干粉煤气流床SCGP气化方法,拓宽了适应制取合成气原料煤的煤种,如褐煤、烟煤、无烟煤等各种煤均可使用,对煤的性质如:
粒度、结焦性、灰分、水分、硫分、氧分等含量均不敏感。
2)成功地设计了膜式水冷壁气化炉:
采用水冷壁气化炉,基本消除了频繁检修、更换炉内耐火衬里和耗费昂贵的弊端。
同时单炉产气能力大,具有高效、大型化和长周期运行的显著特点。
3)SCGP技术具有较高的热效率:
煤炭利用率高,碳转化率可达99%,其原料煤能量回收率高,80%~83%以合成气形式回收(即冷煤气效率),14%~16%以蒸汽形式回收。
4)环境质量高SCGP气化工艺,壳牌公司称它为“洁净煤”工艺,其生产的合成气是含甲烷量很低的高洁净合成气。
在煤气化过程中,煤粉制备采用密闭系统,无粉尘排放;煤中灰分在气化炉排出时被转化为玻璃体颗粒,可作为道路建筑材料,不污染环境;合成气水洗排放液经汽提冷却后循环使用,汽提逐出的H2S气体送硫回收装置。
(4)对置式多喷嘴水煤浆加压气化:
对置式多喷嘴水煤浆加压气化技术是我国煤气化技术科研人员经过多年努力研究,开发出了具有中国知识产权的煤气化技术。
华东理工大学会同鲁南化肥厂等单位合作开发了水煤浆多喷嘴撞击流气化技术,该技术氧耗、煤耗比德士古气化技术低,碳转化率可达98%,有效气体成分(CO+H2)83~85%,这些指标均比德士古气化技术高。
该技术已取得了国家专利,通过了科技部组织的评审与验收。
目前采用该技术的企业有山东华鲁恒升化工股份有限公司、兖矿集团等。
但由于该技术成本高,不适合小型合成氨厂。
·移动床气化技术(固定床)
煤炭在固定床气化炉中的气化,也称为块煤气化。
包括常压固定床气化技术和加压固定床气化两类,属于这类型的气化技术有鲁奇(Lurgi)气化技术、UGI煤气化技术。
鲁奇气化技术是世界上最早采用的加压气化技术,由德国鲁奇公司首先提出,1936年第一座工业性装置在德国投产。
由于此法在技术上比较成熟,煤气中的甲烷含量也较高,所以目前建设大型城市煤气工厂仍以鲁奇气化法为主。
鲁奇气化炉是一种工作压力为2.53MPa~3.04MPa采用干排灰方式的固定床型气化炉。
粒度为6毫米~30毫米的煤料从气化炉上部装入,蒸汽和氧气从下部引入,与煤发生反应,得到的粗煤气从上部引出,干的灰分则通过旋转炉下部排走。
粗煤气中含一氧化碳+氢65%,甲烷11.3%。
发热值约为3000大卡/NM3以上,可直接供作城市煤气。
如果要生产可供远程运送的高热值合成天然气,还必须经过洗气、调整成分和甲烷合成等处理过程,使煤气中甲烷含量提高到96%,煤气发热值提高到3.7×107焦耳以上。
虽然新改进的一种液态排渣的鲁奇炉可使气化能力提高2~3倍,蒸汽耗量减少5/6,但没有工业化。
目前在世界上有数百台鲁奇煤气化炉在运行。
20世纪70年代为∮3800的MARK-IV型炉,单台炉产气量36000~55000Nm3/h,20世纪80年代为∮5000的MARK-V炉,单台炉产气量75000~100000Nm3/h。
鲁奇炉单台煤气生产能力较大,以碎煤为原料,适用于不粘结或弱粘结性的灰熔点较高的褐煤,或活性好的次烟煤、贫煤。
由于其气化气体中甲烷含量较高,主要适合用以生产城市煤气,生产合成气的厂较少。
若用于生产合成气,必须增加甲烷转化或甲烷馏分液氮洗装置。
我国云南解放军化肥厂和山西天脊集团采用鲁奇炉生产合成氨原料气。
鲁奇炉生产的合成气中,甲烷体积分数10-14%,且含焦油、酚、萘等物质,气化炉后需要设置较为复杂的废水处理及回收装置、甲烷分离装置;用于合成气生产时,流程长、投资大,环保处理费用较高。
UGI固定床气化炉是最古老的气化炉,它在很长时间里占据着煤气化工艺中的主导地位。
UGI气化炉中的氧化剂与煤的流动方向相反。
当空气被作为氧化剂时,温度通常不会超过灰熔点。
由于合成气出口温度(400-500℃)相对较低,粗合成气中通常会有液态碳氢化合物。
UGI煤气化技术虽不先进,但此技术较实用,投资低,建设周期短,操作简单易管理。
经过小氮肥企业几十年的革新改造,现在的UGI煤气化技术已不是传统意义上的固定床气化技术,如气化炉的改进,原料煤的消耗降低及吹风气回收利用等技术革新,因此这么多年来一直备受中小氮肥企业的青睐。
富氧连续气化是在间歇式固定层气化工艺基础上发展起来的一种常压连续气化工艺,其流程和设备与间歇气化基本相同。
该工艺具有单炉生产能力大、工艺简单、炉况稳定、气化效率高、能耗低、便于操作、维修工作量小等优点,并且基本杜绝了由于吹风气放空造成的环境污染。
富氧连续气化工艺在技术上是完全成熟的,安全上是可靠的,已经连续运行了几十年,但未能在全国同行业全面推广,主要原因有以下几条:
⑴富氧连续气化需要大型的空分机组。
上世纪末之前,我国尚不能制造10000Nm3/h的空分机组,引进机组造价很高,限制富氧连续造气技术的运用。
比如三化公司80年代建成的3500Nm3/h的空分装置投资高达7000万元。
⑵20世纪以前,所有空分机组均采用冷冻法,制造成本高达0.5元/Nm3。
以一吨合成氨需耗氧500Nm3计,吨氨的氧气成本已达200元以上。
在煤价低于500元的情况下成本难以承受。
⑶采用富氧造气的厂家大部分均为焦化厂,焦炭间歇制气时,焦炭的消耗比块煤低10%。
由于焦炭的热值低,采用连续富氧造气,焦炭的消耗比块煤高10-15%。
20世纪60年代,只有吉林化工厂和淮南化工厂采用该技术,原料为焦炭,在20世纪90年代又有黑龙江化肥厂、平顶山尼龙66盐厂、浩良河化肥厂等企业采用了富氧连续气化工艺。
但后来因无烟煤成本较高等原因,黑化、浩良河等企业改用其他工艺,其中黑化改用恩德炉、浩良河改用德士古水煤浆加压气化。
淮南和平顶山的造气炉可实现间歇气化和富氧连续气化炉两用,富氧气化采用高氧浓度操作,形成的优质气补充其他间歇炉的气质,加上煤耗的核算不太准确,统计出的吨氨煤耗下降不明显,未能充分体现连续富氧造气的优势。
因此两企业对富氧连续气化未给予高度重视,后来新上的气化装置均未考虑富氧连续气化。
国家发改委在河南心连心集团(20万吨氨、30万吨尿素项目)的批复意见上明确指出:
采用固定床气化流程,只有粉煤成型连续气化工艺才是国家目前可批的气化技术路线。
国家发改委将固定床间歇气化列为了限制发展的落后技术,且各地区的行政主管部门和环保部门均开始限制采用该工艺工程的审批。
目前很多中小型氮肥企业开始关注富氧连续气化技术,如晋开化肥厂、广西柳化等。
气化技术的选择,主要依据于生产规模及企业所能利用的制气原料来决定。
恩德炉工艺是最佳选择。
2、气柜
为满足生产需要,本项目需建10000m3气柜1座。
3、脱硫工段
拟用湿式氧化法脱硫,熔硫采用新型连续熔硫带残液回收工艺。
半水煤气中硫化氢含量为2g/Nm3半水煤气。
4、压缩工段
氮氢气压缩机是合成氨生产中的心脏设备,根据流程需要,本项目新选用2台305氮氢气压缩机,单台生产能力:
4万吨/年NH3。
同时使用两台原有75氮氢气压缩机单台生产能力:
1万吨/年NH3
按照每年7200小时操作时间计算。
冷却水消耗
序号
工段
循环水条件
备注
压力
温度
最大
平均
Mpa
℃
M3/h
M3/h
1
常规压缩
0.2/0.3
18/32
1150
1050
2
两级冷却
0.2/0.3
18/32
1250
1150
两级冷却水消耗加上了溴化锂循环水消耗,此处热水供溴化锂可产生冷量120~200万大卡/h。
换热器使用情况
序号
工段
使用寿命
清理时间
备注
一级冷却
二级冷却
一级冷却
二级冷却
1
常规压缩
无
2-8年
无
0.5-2年
二级的使用时间与循环水质有关
2
两级冷却
15年
15年
15年
3-5年
5、变换工段
1-2g/Nm3的气体硫含量用中低低或全低变都可以!
净化度和蒸汽消耗
序号
CO
CO2
汽
气
比
蒸汽消耗
运行费用(元/tNH3)
备注
原始含量
净化度
原始量
变换后量
%
%
%
%
1
29.8
0.3
8.2
37.7
1.42
2.0t/tNH3
280
中低低
2
32.7
0.3
20.7
53.1
1.82
2.6t/tNH3
352
中低低
3
30.56
0.8
8.4
38.17
0.7
1.1t/tNH3
196
中低低
4
32.7
0.8
20.7
52.6
0.9
1.4t/tNH3
208
中低低
5
30.56
1.5
8.4
37.7
0.51
0.8t/tNH3
126
全低变
6
32.7
1.5
20.7
51.9
0.62
0.9t/tNH3
138
全低变
7
32.7
3
20.7
50.4
0.45
0.7t/tNH3
114
全低变
8
32.7
5
20.7
48.4
0.36
0.6t/tNH3
102
全低变
6、变脱工段
不同方法变脱投资和消耗
序号
方法
硫含量
净化度
投资
电耗
蒸汽消耗
试剂消耗
综合消耗
备注
mg/Nm3
mg/Nm3
万元
kwh
元/h
t
元/h
元/h
元/tNH3
1
栲胶湿法
300
10
500
220
110
0.35
41
12
11.7
0.8MPa
2
栲胶湿法
300
8
600
315
158
0.35
41
18
15.7
2.2MPa
3
催化氧化
300
10
400
0
0
0
0
40
2.9
催化剂3年寿命
7、脱碳工段
脱碳比较表
项目
低温碳酸丙烯酯法
碳酸丙烯酯法
NHD法
PSA脱碳
PSA提氢
操作指标
吸收压力Mpa
2.7
2.2
2.7
2.2
2.7
0.8
0.8
吸收温度℃
12-15
12-15
38
38
0~-5
35~40
35~40
原料气中CO2V%
34~36
34~36
34~36
34~36
34~36
34~36
34~36
净化气中C℃O2V%
0.03-0.1
0.03-0.1
0.1~0.2
0.1~0.2
0.1~0.2
0.1~0.2
0.1~0.2
溶液吸收能力NM3/Nm3CO2
18~24
18~24
9~12
9~12
21
消耗定额
考虑脱碳泵能量回收30%
蒸汽
t/tNH3
0.1
元/tNH3
12
电
Kwh/tNH3
60.5
64
101
106
133
68
86
元/tNH3
30.25
32
50.5
53
66.5
34
43
水
t/tNH3
30
30
60
60
15
9
18
℃
8-10/15
8-10/15
32/34
32/34
32/34
32/34
32
元/tNH3
48
48
60
60
15
9
18
原料气氢损失
Nm3/tNH3
2
6
3.8
10
10
32
240
元/tNH3
2
6
3.8
10
10
32
240
冷冻量
*106kJ
0.352
元/tNH3
16.8
化学原料kg/tNH3
Kg/tNH3
0.2
0.23
0.32
0.42
0.25
0.2
0.5
元/tNH3
8
9.2
12.8
16.8
17.5
16
40
投资对比(万元)
3500
3600
2900
3100
3800
4800
9600
说明
两级闪蒸
氢回收80%后
两级闪蒸
氢回收80%后
氢回收80%后
氢回收80%后
氢回收95%后
运行费用:
元/tNH3
88.25
95.2
127.1
139.8
137.8
91
341
8、精脱硫工段
用干法精脱硫,同时脱奈、蒽、酚、高级脂肪烃、焦油、CS2、COS、噻吩等有害物质
9、精炼工段
精炼工段的目的是将原料气中少量有害气体CO、CO2清除干净,以保证合成催化剂能够安全、稳定运行。
精制比较表
项目名称
单价
(元)
铜洗
醇烃化
低压甲烷化
备注
吨氨消耗
运行费/元
吨氨消耗
运行费/元
吨氨消耗
运行费/元
自用氨
1.4
11kg
15.4
0
0
0
0
电解铜
22
0.3kg
6.6
0
0
0
0
冰醋酸
5
0.5kg
2.5
0
0
0
0
蒸汽
0.12
650kg
78
0
0
0
0
其他热量
1.2
0
0
0
0
8万大卡
9.6
电
0.5
62.26kwh
31.13
11.61kwh
5.805
0
0
冷却水
1.00
25t
25.00
21.92t
21.92
22
22
脱盐水
2.00
0.5
1.00
0
0
0
0
触媒
54.0
0
0.00
0.106kg
6.00
0.2
10.00
投资
1300-1500
1100-1300
500-600
2005年
合计
159.63
33.73
41.6
10、甲醇合成工段
根据需要确定是否上,投资~900万带循环机。
11、合成工段
采用24MPa氨合成。
合成塔内件是合成氨中关键设备,净值的高低、有效容积的利用、阻力的大小、热能回收的效率,直接影响该工段能耗的高低。
本方案拟采用Φ1400合成塔。
循环机用透平机与活塞机相比,电耗低,配管方便,操作方便。
12、溴化锂
通过合成加软水加和压缩软水加,变换和造气也可以加上软水加,可通过溴化锂回收冷量300-400万大卡/h,其中脱碳使用50-100万大卡/h,合成使用200万大卡/h,压缩一入可使用50-100万大卡/h冷量。
直接节电400-500kw,间接节电脱碳~600kw,压缩~360kw。
不考虑甲醇合成、甲醇精馏的电耗和投资,综合运行效果比较表
方案一
方案二
方案三
方案四
电
费用
电
费用
电
费用
电
费用
单位
Kwh/tNh3
元/tNH3
Kwh/tNh3
元/tNH3
Kwh/tNh3
元/tNH3
Kwh/tNh3
元/tNH3
压缩节省
0
0
0
0
-6
-3
-10
-5
变换
352
138
138
138
变脱
23
15.7
16
11.7
0
2.9
0
2.9
脱碳
133
137.8
86
341
60.5
88.2
64
95.2
精制
0
41.6
0
0
12
33.7
12
33.7
合成节省
0
0
-3
-1.5
-10
-5
-10
-5
小计
156
547.1
99
489.2
56.5
254.8
56
259.8
总投资
2.96
3.36
2.94
3.05
原料参考价格
蒸汽价格:
120元/t
电价:
0.5元/t
冷却水价格:
1元/t
一次水价格:
1.5元/t
脱盐水价格:
2.0元/t
氢气价格:
1元/Nm3
氨冷价格:
2元/万大卡
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- 合成氨 不同 工艺 能耗 对比
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