合成氨工艺发展现状

合成氨工艺发展现状（共8篇）

合成氨工艺发展现状 篇1

2009年07月10日09:27 1装置现状

我国合成氨装置是大、中、小规模并存的格局，总生产能力为4260万t/a。大型合成氨装置有30套，设计能力为900万t/a，实际生产能力为1000万t/a；中型合成氨装置有55套，生产能力为460万t/a；小型合成氨装置有700多套，生产能力为2800万t/a。

目前我国已投产的大型合成氨装置有30套，设计总能力为900万t/a，实际生产能力为1000万t/a，约占我国合成氨总生产能力的23％。除上海吴泾化工厂为国产化装置外，其余均系国外引进，荟萃了当今世界上主要的合成氨工艺技术，如 以天然气和石脑油为原料的凯洛格传统工艺（9套）、凯洛格-TEC工艺（2套）、托普索工艺（3套）、节能型的AMV工艺（2套）和布朗工艺（4套）；以渣油为原料的德士古渣油气化工艺（4套）和谢尔气化工艺（3套）；以煤为原料的鲁奇粉煤气化工工艺（1套）和德士古水煤浆气化工艺（1套）。

我国大型合成氨装置所用原料天然气（油田气）占50％，渣油和石脑油占43％，煤占7％，其下游产品除1套装置生产硝酸磷肥外，其余均生产尿素。70年代引进的大型合成氨装置均进行了技术改造，生产能力提高了15％～22％，合成氨吨综合能耗由41.87GJ降到33.49GJ，有的以石油为原料的合成氨装置（如安庆、金陵、广石化）用炼油厂干气顶替一部分石脑油（每年大约5 万t）。

另外，我国还有3套大型合成氨装置在建，南化公司计划投料，吉化在设计中，卢天化公司购买的墨西哥二手设备在着手建设，届时，我国大型合成氨装置总生产能力将达1205万t/a。

我国中型合成氨装置有55套，生产能力为460万t/a；约占我国合成氨总生产能力的11％，下游产品主要是尿素和硝酸铵，其中以煤、焦为原料的装置有34套，占中型合成氨装置的62％；以渣油为原料的装置有9套，占中型合成氨装置的16％；，以气为原料的装置有12套，占中型合成氨装置的22％；

我国小型合成氨装置有700多套，生产能力为2800万t/a，约占我国合成氨总生产能力的66％，原设计下游产品主要是碳酸氢铵，现有112套的装置经改造生产尿素。原料以煤、焦为主，其中以煤、焦为原料的占96%，以气为原料的占4％。

2生产技术水平

2.1以煤、焦为原料的合成氨装置技术状况

我国以煤为原料大型合成氨装置1套采用鲁奇粉煤气化工工艺，1套采用德士古水煤浆气化工艺，以煤、焦为原料中小型合成氨装置大多采用固定床常压气化传统工艺，现平均吨能耗为68.74GJ。现在国内普遍认为：德士古水煤浆气化技术成熟，适用煤种较宽，气化压力高，能耗低，安全可靠，三废处理简单，投资相对其它煤工艺节省。水煤浆加压气化的引进、消化和改造，解决了用煤造气的技术难题，使我国的煤制氨技术提高到国际先进水平。虽然德士古水煤浆气化理论上适合于很宽范围的煤种，但国内生产经验是原料煤要满足热值高（大于20.9kJ/g）、灰熔点低（T3小于1350℃）、灰分少等要求。

2.2以渣油为原料的合成氨装置技术状况

我国以渣油为原料的合成氨合成工艺很不平衡，以渣油为原料的大型合成氨装置中，4套采用德士古渣油气化工艺，3套采用谢尔气化工艺，平均吨能耗为45.66GJ，最低为40.82GJ。大多数以渣油为原料的中型合成氨装置采用60年代比较流行的通用设计工艺，采用3.0MPa部分氧化法加压气化、无毒脱碳、ADA脱硫、3.2MPa 3套管合成技术，吨能耗在65GJ左右，进行改造的装置的吨能耗在56GJ左右。

2.3

合成氨工艺发展现状 篇2

1 合成氨工艺技术

上世纪中后期我国原有的氮肥工业得到了长足的发展, 从其发展现状看, 我国合成氨的现有产出量已经占到了首位, 合成氨的原料主要为焦炭、油田内的伴生气、独特的无烟煤以及焦炉气。合成氨工艺技术比较复杂, 其中包含了物理、化学以及化工等多门综合技术。

A.半水煤气制取:此法以煤为原料合成氨。此工艺的原理为, 将煤加入造气炉内, 然后通入空气使其燃烧升温, 之后间断地通入蒸汽和空气, 使蒸汽与炙热的碳发生反应而生成氢气 (H2) 和一氧化碳 (CO) , 当通入到造气炉内的空气中的氧气被消耗完时, 将会剩下氮气 (N2) , 这一过程中将产生其他杂质性气体和粉尘, 将之除去并回收余热后, 得到半水煤气。

B.半水煤气的净化:半水煤气的净化过程主要是脱去其中的硫以及少量的一氧化碳 (CO) 和二氧化碳 (CO2) 。

C.氨的合成:氨合成的典型工艺流程在合成塔中进行, 综合采用氨合成动力学和热力学工艺, 遵从物料平衡而使氨的含量达到平衡。

2 合成氨技术进展

2.1 蒸汽转化合成氨工艺阶段

这一阶段起始于20世纪20年代, 到60年代中期已经在欧美等发达国家和地区达到了相当高的水平。这一阶段的代表工艺是Kellogg工艺, 包括合成气制备、合成气净化和氨合成三个工艺单元, 这一工艺的应用最为广泛, 其能耗大概在37.7~41.8 GJ/t, 经过节能改造以后, 平均能耗有所下降, 大概在35.7GJ/t左右。

2.2 低能耗合成氨工艺阶段

低能耗合成氨工艺技术的主要目的是节约能源、降低能耗, 合成氨在这一阶段具有代表性的低耗能工艺主要有Kellogg公司的KREP工艺、低能耗深冷净化工艺、UHDE-ICI-AMV工艺和Topsoe工艺等。这一阶段的技术进展主要包括:转化炉内进行的温和转化、采用燃气轮机对空气压缩机进行驱动、降低热耗的Benfield或α-MDEA脱碳、深冷净化、更高效率的合成回路。

此外, 针对传统型合成氨的装置上也进行了节能增产改造, 开发出一系列的节能增产技术, 这些改造基本上分为两轮, 第一轮的主要技术为采用一段转化炉的烟气余热对燃烧空气进行预热、脱碳改为低热的Benfield等, 采用新技术后天然气合成氨和轻油合成氨装置的能耗分别平均降低6.17 GJ/t和37.16 GJ/t。第二轮主要是采用节能增产的新技术, 如空气和合成气压缩机汽轮转子扩能增效、高低温变换炉安装内件等, 通过一系列措施可使产量达到1 200 t/d。

2.3 装置单系列产量最大化阶段

这一阶段主要是近十几年来, 针对合成氨装置的能耗数已接近理论值, 而无再降空间, 在这一情况下, 为改善装置的经济性而转向了新的研究目标, 即以实现单系列合成氨装置产量最大化为首要目标。其一是各国的相继推出采用了Uhde技术、Kellogg技术、Topsoe技术以及Lurgi技术等, 进行装置单系列产量最大化研究。其二是进行合成氨装置的结构调整, 原料结构中“油改气”、“油改煤”的调整等, 有力地推动了合成氨工艺技术的进步。

3 我国合成氨工艺技术现状

我国目前大型装置合成氨生产能力约1 000万t/a, 具有大型装置34套, 其中1套装置生产硝酸磷肥, 其他均生产尿素。按照原料类型, 17套以天然气 (油田气) 为原料、9套以重油为原料、2套以煤为原料。按照专利技术分:10套Kellogg传统工艺 (以天然气和轻油为原料) 、3套Topsoe工艺 (以天然气和轻油为原料) 、2套Kellogg-TEC工艺 (以天然气和轻油为原料) 、6套Texaco工艺 (以渣油为原料) 、3套Shell工艺 (以渣油为原料) 等, 囊括了目前主要的合成氨工艺技术。

我国目前中型合成氨装置生产能力约为1 500万t/a, 具有中型装置55套, 下游产品主要是尿素和硝酸铵。小型装置700多套, 生产能力约为3 000万t/a, 下游产品主要是碳酸氢铵和尿素。

4 未来的发展趋势

根据合成氨技术如今的发展情况分析, 其未来主要是向降低成本、降低能耗、提高生产率等方面发展。具体方向为:增加合成氨工艺技术中的降低能耗装置的开发力度, 合成氨大型装置的开发过程中重点将关注合成气制备及净化、氨合成技术以及合成气压缩机等。原料结构调整, 主要是以“油改气”、“油改煤”为核心。实施清洁生产, 与环境友好, 生产过程实现或接近零排放。工艺优化技术、先进控制技术等将在未来受到更多的重视, 以提高装置的生产运转率, 延长其运行周期。

参考文献

[1]赵育祥.合成氨生产工艺[M].北京:化学工业出版社, 2005.

[2]孙凤娇.低温甲醇洗工艺60万t/a合成氨项目中应用[J].黑龙江科学, 2012, 3 (2) :56-58.

合成氨工艺发展现状 篇3

【关键词】合成氨；工艺流程；节能措施

合成氨工业是基础化学工业的重要组成部分，在国民经济中占有重要地位。氨是化学工业的重要原料之一，具有非常广泛的用途。我国合成氨技术发展迅速，在工艺技术、节能降耗能方面都有重大进步，我国氨产量排名世界第一。

一、合成氨工艺流程的系统分析

1.原料气的制取

合成氨的原料是煤、天然气、重油、石脑油和焦碳等。无论何种原料均可用CmHn来表示。这些原料在高温下与水蒸气作用生成以氢和一氧化碳为主体的合成气。此过程是强烈吸热过程。煤气化法是我国合成氨的主要制气方法。煤气化法是指用蒸汽、氧和其他气化剂对煤进行高温加工，使煤转化为氢及一氧化碳等可燃性气体。对于气态烃类，工业上普遍采用二段蒸汽转化法制取合成气。重油部分氧化法是以重油为原料，利用氧气进行不完全燃烧，使烃类在高温下裂解与燃烧产生的水蒸气与二氧化碳在高温下与甲烷进行转化反应，从而获得以氢气和一氧化碳为主体的合成气[1]。

2.原料气净化

无论任何方法制得的粗原料气，除含氢和氮外，还含有硫化氢、有机硫、一氧化碳、二氧化碳和少量氧等。这些物质对氨合成催化剂有毒害，必须进行脱除。

（1）原料气脱硫

在天然气蒸汽转化流程中，脱硫置于管式炉之前，以保护蒸汽转化催化剂的活性。在间歇式煤气炉制气流程中，脱硫置于变换之前，以保护变换催化剂的活性。在重油部分氧化生产的流程中，脱硫与脱二氧化碳在同一甲醇洗涤系统中进行。原料气脱硫的方法很多，包括干法脱硫和湿法脱硫。干法脱硫一般有活性炭法、有机硫化氢转化法和氧化锌法等。湿法脱硫方法很多，按吸收过程特点可分为化学吸收法和物理吸收法。

（2）一氧化碳变换

粗原料气一般含有大量的一氧化碳。通常，需先经过一氧化碳变换反应，使其转化为易于清除的二氧化碳和氨合成所需要的氢，反应如下：

CO+H2O(g)→CO2+H2

因此，一氧化碳的净化过程既是原料气的净化过程，又是原料气制取的继续。最后，少量一氧化碳可通过铜液洗涤法、液氨洗涤法或者低温变换连串甲烷化法加以脱除[2]。以煤为原料的中小合成氨厂，一氧化碳变换工序耗用大量外供蒸汽，是工厂的主要能耗工序之一。因此，降低一氧化碳的能耗是中小型氨厂节能工作的重点。

（3）二氧化碳脱除

原料气经变换后含有大量的二氧化碳。这些二氧化碳进入合成工序以前必须脱除干净。同时，二氧化碳又是制造尿素、纯碱、碳酸氢铵的重要原料。因此，在合成氨的生产过程中，二氧化碳的脱除及其回收利用是脱碳工序的双重目的。工业上通常采用的脱除二氧化碳的方法为溶液吸收法。它分为两大类，一类是循环吸收过程，即吸收二氧化碳后在再生塔放出纯态的二氧化碳，以便为制造尿素提供原料。另一类则是将吸收二氧化碳与其他产品生产结合起来同时进行，例如碳铵、联碱和联尿的生产过程。

3.原料气精炼

经一氧化碳变换和二氧化碳脱除后的原料气尚含有少量残余的一氧化碳、二氧化碳、氧和水等杂质。为了防止它们对合成催化剂的毒害，原料气在送往合成之前，必须经过精炼。原料气的精炼方法一般有三种，即铜氨液吸收法、甲烷化法和深冷液氮洗涤法。

4.氨的合成

氨合成工段的任务是将精制的氢气与氮气合成为氨，提供液氨产品。氨的合成工序基本由三部分组成，即在高温、高压和催化剂参与的条件下，氢与氮的混合气在合成塔中合成为氨；反应后的混合气体经回收、冷却、冷凝分离出产品氨；未反应的气体和补充的新鲜气体在升压后返回合成塔继续进行合成氨的反应。整个系统构成一个循环。氨合成工段是整个合成氨工艺流程的核心。氨合成工段的生产状况直接影响到工厂成本的高低，是合成氨厂高产低耗的关键工段。

5.氨的分离

在合成塔内的合成反应由于受反应平衡的限制。仅有部分氢氮气体合成为氨，尚有大部分氢气和氮气未反应。因此，为了充分利用合成塔出口混合气中未反应的氢气和氮气，同时也为了得到纯净的产品氮，需要将氨从混合气中分离出来。氨的分离一般采用两种方法。一种是水吸收法，另一种是冷凝分离法。目前，我国大型氨厂都采用冷凝分离法分离氨。冷凝分离法是通过氨冷的方法使混合气中的气态氨冷凝为液态氨，然后通过分离器进行气液分离。

二、合成氨工艺流程的节能措施

合成氨生产是能耗巨大的产业，过程中除消耗原料如煤、天然气、石油等一次能源外，还要消耗大量的电力、蒸汽等二次能源。合理高效利用能源，做好节能技改工作，已成为合成氨工业的重要内容[3]。下面是根据合成氨厂的实际情况，提出一些节能措施。

（1）添加合成排放气回收氢装置。此装置具有节省原料氢消耗，允许二段炉出口甲烷含量较高和降低惰性气含量的优点。

（2）提高表面冷却器效率。这是普遍使用的节能改造的措施。

（3）采用压降低净值高的径向合成塔代替陈旧的老合成塔。 这一措施不但可以节省循环功和冷却功，还可以降低原料气消耗。

（4）设置一段燃烧炉空气预热器。

（5）脱碳过程的节能。例如采用两段再生、贫液再生和更换新的活化剂等。

（6）完善热回收系统和利用低位热。改造热回收系统可使更多的废热产生蒸汽，使原料气和空气进行蒸汽预饱和。设置氨吸收制冷装置可利用多余的低位能热量，以供合成氨冷凝所需冷量[4]。

（7）在甲烷化前后采用选择性氧化和分子筛干燥工艺。 这可有效提高合成气的利用率和改善氨合成工艺并降低能耗。

（8）提高氨合成的水冷氨量，减少氨冷系统热损失，降低铜液所需冷冻量，可以有效降低电能消耗。

三、结束语

当今世界能源紧缺和价格不断上涨，使合成氨工业的节能降耗已成当务之急。完善合成氨工艺，采取节能措施，合理高效利用能源，是合成氨生产技术的重要内容。

参考文献

[1]孙凤伟,欒智宇.合成氨工艺技术的现状及其发展趋势[J].化学工程师， 2010(04)

[2]韩明山.合成氨生产技术探讨[J].化学工程与装备,2011（5）

[3]徐松华,王文富，李涛，吴玉华.探讨节能减排技术在合成氨生产中的应用[J]. 科技信息,2011(25).

[4]於子方.合成氨行业节能技术综述[J].企业与科技 2010(03)

合成氨各工序工艺详细流程 篇4

合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气压缩、氨合成、冷冻工序共7个工序组成。

1．一氧化碳变换工序工艺流程说明

来自煤气化装置的粗煤气（242.25℃ 6.25MPag）进入变换原料气分离器（S04101），分离夹带的水分，再进入煤气过滤器（S04102），除去煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器（E04101）加热到280℃左右，后进第一变换炉（R04101）进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器（R04101）换热，在煤气换热器（E04101）中加热煤气化装置来的粗煤气，换热后的变换器进入中压废热锅炉（E04103）中，在此，副产2.6MPa（G）的中压饱和蒸汽，然后在265℃左右进入第二变换炉（R04102）。第二变换炉（R04103）出来的变换气经过中压废锅II（E04102）调温至260℃左右后进第三变换炉（R04103）继续进行反应。出第三变换炉（R04103）的变换气进低压废热锅炉（E04105）副产0.6MPa（G）的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至202℃左右，进入1#变换气分离器（S04104）分离出冷凝液后，变换气继续进入锅炉给水预热器（E04113）降温，在2#变换气分离器（S04104）分离冷凝液后进入除盐水预热器II（E04107）,在5#变换分离器（S04110）中分离出冷凝液后继续进入除盐水预热器（E04114）中，此时温度降至70℃，经3#变换气分离器（S04105）后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器（E04108），冷却至40℃后进入酸性气体脱除工序。

从1#、2#和5#分离器（S04103、S04104、S04110）出来的高温冷凝液经冷凝液闪蒸槽（S04109）汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵II（P04103A/B）加压后，直接送往煤气化装置。

一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部（冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa），在冷凝液汽提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量小于10ppm，从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器（E04109）中用循环水冷却到40℃后进尾气分离器（S04107），尾气分离器（S04107）分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器（S04107）的汽提尾气送火炬焚烧处理。

变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气鼓风机（B04101）加压后，经开工加热炉（F04101）加热至200-400℃后进入各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器（E04110）后进氮气分离器（S04108），分离出液态水分后进入氮气鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有CS2贮槽（T04101）盛装CS2，做升温硫化用。

2．酸性气体脱除工序工艺流程说明

(1)H2S和CO2的吸收

从变换工序来的变换气(流量253186Nm3／h，温度40℃)，在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔C04207内洗涤到NH3＜2ppm。洗氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其内喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器E04201中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物从原料气分离罐S04201中分离出后进入洗涤塔C04201，用甲醇洗涤以脱除酸性气体，当净化气中CO2≤20ppm，总硫＜0.1ppm后送往液氮洗装置。

洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液，经水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液(流量283832kg/h)。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标，中间两段为CO2初洗段和主洗段，用经段间换热器E04205，E04206换热冷却后的甲醇（入主洗段-43.92℃，入初洗段-43.30℃）在低温下吸收气体中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分成两部分，一部分送至下塔作为脱除H2S，COS等组分的洗涤液(约占50％，温度-8.74℃)，另一部分经换热器E04217、E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33℃左右进入闪蒸罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E04219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。

S04203和S04202的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气压缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分H2。

(2)H2S的浓缩

从S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，经节流减压进入C04202塔顶部，闪蒸出大部分CO2气体，其液体作为C04202和C04203塔上部的回流液，洗涤含硫甲醇解析出的H2S组分，回流液流量分配通过FV-04209调整，以确保离开C04202塔顶部产品CO2气和C04203塔顶部尾气中硫含量达标；从S04202底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208调整)和H2S浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h)，在此部分将CO2和H2S从甲醇中解析出来。

收集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制LV-04225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于C04203塔中部集液盘上，经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗涤塔段间冷却器E04206回收冷量后温度升高，进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部，甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节流膨胀进入C04203下塔中部，进一步被减压气提。

为使甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在C04203塔底部通入低压氮(12500Nm3／h)，用N2气破坏原系统内的气液平衡，降低CO2在气相中的分压，使液相中的CO2进一步向气相中释放。经C04203塔解析出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出。

(3)甲醇热再生

从C04203塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的H2S和少量CO2，经泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入热再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P04206送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而气体部分循环至C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。

经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区，热区侧用再沸器E04211提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经泵P04205抽出，在贫甲醇过滤器JF04201中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液汇合在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204，而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分离塔C04205顶部作为该塔的回流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇送至E04201前的原料气管线内。

(4)甲醇/水分离

从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热，经S04208闪蒸后进入C04205塔，参与蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压，在E04220中换热升温后进入C04205塔参与蒸馏；该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参与再生，塔底的蒸馏水经E04220回收热量后，作为废水排放（CH3OH≤0.01％）送至污水处理； C04205塔由再沸器E04215提供热量来维持塔的热平衡。

(5)CO2气和尾气水洗

从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器E04221、2#甲醇冷却器E04222、原料气冷却器E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔C04206，同时产自C04202塔的低温CO2气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送往CO2压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水（流量4800 kg/h）洗涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气（50%的左右）进C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。

3.硫回收工序工艺流程说明

来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140℃,进入H2S主燃烧炉（Z05101），在H2S主燃烧炉（Z05101）中，酸性气和一定比例配入的氧气混合发生燃烧，并与炉内另一股酸气发生H2S的克劳斯反应。

在燃烧炉中主要反应的反应式为： H2S＋1／2O2→S＋H2O H2S＋3／2O2→SO2＋H2O 出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热，生成0.6MPa饱和蒸汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器升温至240℃进入一级克劳斯反应器R05101A床层进行催化转化反应，反应器内装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O COS+H2O→H2S+CO2 CS2+2H2O→2H2S+CO2 反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220℃左右进入二级反应器进行二段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至200℃左右进入三级反应器进行三段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130℃回收硫磺，冷凝后的气体进入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生中压蒸汽，尾气降温至180℃左右送往锅炉烟气脱硫系统。

来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101内，呈液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为3~6mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库内码垛贮存。外运时由人工拆垛装车。4.气体精制工序工艺流程说明

来自酸性气体脱除工序30℃,5.31Mpa（g）的合成气，进入分子筛吸附器（Z04301A）和（Z04301B）,在分子筛吸附器中，微量CO2和甲醇杂质被分子筛吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有2台，1台处于吸附状态，另一台处于再上状态（两台吸附器自动切换使用）。吸附器单元采用低压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器（E04301）中的氮气用中压蒸汽加热至约220℃，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30℃后送低温甲醇洗装置作为H2S浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至最小。在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ（E04305）中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔（C04301）。在氮洗塔（CO4301）中，气体中的Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶解吸收，从塔底排出。含有约15mol﹪N2的净化气从塔顶离开。

为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器（EO4303）Ⅰ和原料气/高压氮气冷却器（E04304）中用冷工艺物流冷却，然后进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器Ⅰ（E04304）下游的氮分成两股。一部分继续在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ（E04305）中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进入氮洗塔（C04301）。在气体混合器（M04301）中，另一部分氮作为配比氮经调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中（M04301上游合成气中H2:N2高于3:1）。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱除工序被加热，另一部分在E04303中被加热，被加热后两部分合成气合成一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中H2:N2=3:1，然后送往合成气压缩工序。

离开C04301的液体减压去氢气分离器（SO4301）进行闪蒸。闪蒸气中的H2含量约为1﹪。在换热器E04305，EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器（SO4301）分离出液体减压后，在换热器EO4305，EO4304和EO4303中换热，最后离开液氮洗工序送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器（SO4301）的液体的膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温分离。系统所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸发提供。气相从液相中分离出来后在换热器EO4305，EO4304和EO4303中加热。纯氮可以在大气中释放或者继续用于冷箱。

为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐（DO4302）和火炬气体加热器（EO4306）,将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸汽加热后送火炬。

5．合成气压缩工序工艺流程说明

由氮洗单元来的约5.03MPaG,30℃，68605㎏/h的氢氮合成气，经一道带旁路的电动阀后进入合成气压缩机103-J第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26℃，186620㎏/h的循环气汇合后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG，46.8℃，255980㎏/h进入103-J出口管线送出。

103-J设置了二条防喘管线。一条是从120-C返回的来循环气在进103-J三段入口前由防喘阀PV5320控制返回二段入口；另一条是从116-C冷却器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调节。

103-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平衡三段入口与出口之间压力。

在103-J一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411，经排放管线去火炬总管。在103-J三段出口管线上另设有经PV5330阀去124-C的小循环管线；去机组的高压工艺气密封管线；并设有PRV-103J安全阀，经排放管线去火炬总管。

另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀PV5319和PV5341；放空气送火炬。

6．氨合成工序工艺流程说明

由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽（153-D）进入合成气压缩机（103-J），新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进出塔热交换器(121-C)来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩至15.5MPaA出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器（121-C）预热后进氨合成塔（105-D）反应。出氨合成塔反应气（温度约441度，氨含量约20%），经高压锅炉给水预热器（123-C）回收热量后，反应气再进入合成塔进出口换热器预热进塔（121-C）。合成气再经水冷器（124-C）及组合式氨冷器（120-C）冷凝冷却至0度后，进高压氨分离器（146-D）分离冷凝的液氨，分氨后的循环气经组合式氨冷器（120-C）回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇合，重复上述循环。

高压氨分离器（146-D）分离出的液氨进入闪蒸槽（147-D），通过减压（至1.86MPaA）闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽（149-D）,闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器（160-C）冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽（120CF1-120CF2-152-D）,气相排放至火炬系统。

当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。

7．冷冻工序工艺流程说明

来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压缩机（105-J）的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后，经氨冷凝器（127-C）冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽（149-D），溶解于液氨中的惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器（160-C）冷却后排放至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量，制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵（124-J/JA）加压后送尿素装置。

各节点流量、压力、温度如下:

变 换379710 kg/h 压力6.27MPa 温度242.25/40℃ 酸脱282508 kg/h 压力5.87MPa 温度40/-61.5℃ 液氮洗16801 kg/h 压力5.31MPa 温度30/-190℃

压缩68605 kg/h

压力5.03/15.4MPa 温度30/℃

9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450℃

氨压缩机 63668 kg/h

压力2.10MPa 温度40℃

合成氨工艺发展现状 篇5

绍兴一中分校吴文中

【传统观点】

1．为了提高氨气和氢气的转化率 2．为了提高氮气和氢气的反应速率

3．由于经济方法的原因，工艺上不能是太高的压强 【质疑】

1．工业上，并不一定需要每次达到平衡以后再进行循环

2．工业上，更注重的是反应的速率，只要转得快，效率就高，而不是仅仅转化率高，效率就高。

3．压强的增大（氮气和氢气浓度的提高）对加大反应速率影响远远不如温度和压强的影响，因此没有必要为了提高反应速率而加大压强。

4．压强的增大，提高了对设备要求，设备必须能承受高压，各种仪器仪表也必须承受高压，运行成本很大，从这个角度上讲，没有必要高压。

5．压强大，则必须要有强大的“动力”，压缩机需要的能源很大，成本很高，得不偿失。

但是，工艺上偏偏要200个大气压以上，为什么？ 【我的观点】

1．为了更好地及时地移走氨气：高压条件下，更容易液化，可以做到氨气能在常温下甚至更高的温度下液化——需要高压

2．液态氨，可以方便地移走氨气，便于及时循环反应，最终提高转化率——需要高压 3．显然，研究合成氨最先考虑的是成本，成本的核算才是合成氨条件的核心，成本的高低的因素很多

（1）产量的高低：速率，但合成氨速率大小首先在于催化剂，寻找合适的催化剂是工艺的重中之重，合成的温度也必须服从催化剂，压强的高低无关紧要——无需高压

（2）设备成本，若能常压进行，一定不会使用高压或低压，高压和低压对设备要求都很高，成本大——需要常压。

（3）气体循环成本——无需高压

（4）产品运输、贮存成本——需要高压

（5）人工及消耗能源成本——无需高压

（6）其他。

下图表明，300个大气压时，运行比较低，300个大气压以上时，成本变化不大，冷凝分为一级和二级。合成氨生产条件的确定一定不是教科书所说的那些原因。

有关资料

气氨液化的温度是随压力的变化而变化的压力为2.96 温度为-10度 压力为4.38 温度为0度

压力为6.27 温度为10度

压力为8.74 温度为20度

为11.89 温度为30度

压力为13.76 温度为35度

压力为15.85 温度为40度

拉呋替丁的合成工艺改进 篇6

2-氨基-4-甲基吡啶经溴代、氧化、还原,然后和对甲苯磺酰氯成酯,酯和哌啶反应得到2-溴-4-(哌啶甲基)吡啶,再用4-(2-氧四氢吡喃基)-cis-2-丁烯-1-醇醚化得2-[4-(2-氧四氢吡喃基)-cis-2-丁烯-1-氧]-4-(1-哌啶基)吡啶,经脱THP保护基、氯化、Gabriel反应、肼解、酰胺化制得H2受体拮抗剂拉呋替丁,总收率为13%.

作 者：杨旭华 张晓峰 艾海马 YANG Xu-hua ZHANG Xiao-feng AI Hai-ma 作者单位：杨旭华,YANG Xu-hua(江西农业工程职业学院,江西,樟树,331200)

张晓峰,艾海马,ZHANG Xiao-feng,AI Hai-ma(北京红惠生物制药股份有限公司,北京,100024)

合成氨工艺分析及节能改造措施 篇7

1 合成氨的工艺流程

合成氨的工艺流程,大体可以概括为四步:固体燃料气化、空气的液化及分离、原料气净化、气体的压缩及合成。

1.1 原料气的制取

本工序主要目的是制取含有氮气、氢气的原料气。氢气主要由天然气、石脑油、重质油、煤、焦炭、焦炉气等原料制取。工业上通常先在高温下将这些原料与水蒸气作用制得含氢、一氧化碳等组分的合成气,这个过程称为造气。具体来说对于固体原料煤和焦炭,通常采用固体燃料气化的方法制取合成气;渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气;对气态烃类和石脑油,工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

氮气则主要来源于空气,可以通过物理方法空气液化或者化学方法得到。第一种物理方法即首先降低温度使空气液化,再升高温度,沸点低的氮气先逸出,从而获得高纯度氮气。而化学方法是让碳在空气中燃烧,再用脱除气体中的二氧化碳,即得到氮气.

1.2 空气的液化及分离

空分的原理是采用深度冷冻的方法,先将空气液化,然后根据空气中氧氮等组分沸点不同,用精馏的方法将空气分离成氧气、氮气等。

1.3 原料气净化

对粗原料气进行净化处理。原料气的净化是氨合成生产的重要环节,也是比较复杂的环节,此环节包括变换过程、脱硫脱碳过程和气体精制过程,以下对各个环节进行具体分析。

(1)一氧化碳变换。在煤气化生成的原料气中,一氧化碳占有较大比重,在合成氨工艺中需要使一氧化碳与水蒸气反应转换成二氧化碳和氢气,从而将难以脱除的一氧化碳转化为容易脱除的二氧化碳,并且提高有效气体氢气的含量。一氧化碳变换工序是工业过程中耗能最大的工序之一,所以,工业过程中要降低本工序能耗是解决资源浪费的关键步骤。

(2)原料气脱硫脱碳过程。脱碳工序是合成氨工艺流程中的重要环节,脱碳主要方法有物理吸收法和化学吸收法两种。这个环节是为了防止氨合成催化剂中毒现象的发生,在脱碳工序中重要的是二氧化碳的回收和利用,因为二氧化碳可以制造制造尿素、纯碱、碳酸氢铵,所以对于二氧化碳的回收利用既可以节约资源,又可以保护环境。其次是是脱硫工序。工业脱硫方法有干法脱硫或湿法脱硫两种方法。干法脱硫是用固体脱硫剂,脱硫效果好但是脱硫剂再生困难,常用于精脱硫。而湿法脱硫是用溶液脱硫,优点是再生容易,常用于粗脱硫。

(3)原料气精制

原料气的精制主要是精炼脱硫脱碳后原料气中残余的杂质,这些杂质成分包括少量的一氧化碳、二氧化碳和水等,以保护氨合成的催化剂。原料气的精制有多种方法,其中通常使用的方法有铜氨液吸收法、甲烷化法和深冷液氮洗涤法等。

1.4 氨的合成

氨的合成是合成氨工艺流程中最关键也是最后的部分,它是在一定条件下将氢氮混合气体进行化合反应。氨的合成主要有六步:1、气体的压缩和除油,此步骤采用氢氮气循环流程。2、气体的预热和合成;3氨的分离,可以回收分离后的气体;4未反应气体的循环;5惰性气体的排放;6、反应热的回收利用。氨的合成过程主要在高温高压下进行,整个系统是一个循环利用系统。不会造成浪费原料的现象,既降低了生产成本又提高了生产效率。反应热的回收利用这一环节是合成氨流程中的核心环节。

2 合成氨生产中的存在的问题

合成氨生产受多方面影响,主要的方面有:1、落后的生产技术;2、能源的浪费;3、生产管理制度不完善;4、能源供应不足。这四个因素综合影响着氨合成的生产。

3 合成氨生产系统节能改造措施

针对我国合成氨生产过程中的问题,企业采取了相应措施,包括提高生产技术,提高能源利用率,节约资源,合理利用余热。相关措施有:造气工段的技术改进,全低变流程的采用,新型氨合成塔内件,蒸发式冷凝器的使用等。

3.1造气工段的技术改进,(1)自动加焦机技术:此技术主要具有节省时间,减少能量消耗,提高能源利用率,安全性强的特点,可有效避免事故的发生。(2)油压微机控制、炉况监测与系统优化技术:此技术主要可以合理调节分配时间,能全面检测造气炉的情况和环境,进行反馈和调节,从而提高生产效率,节约资源,增强安全度,减少事故的发生。(3)集中式回收煤气余热:利用回收器对生产过程中产生的余气进行回收,可以提高资源利用率,形成资源的回收利用。有利于发展资源节约型经济。改善我国粗放型经济的情况。(4)集中式高效洗气塔:此方法主要利用高塔喷淋式洗气塔,来降低系统阻力,减少冷却水和污水,起到保护环境的作用。(5)提高入炉蒸汽品质:过热蒸汽可以起到稳定炉温,提高蒸汽分解率,降低能源消耗的作用,是合成氨过程中必不可少的环节。(6)吹风气余热回收:对吹风气余热的回收是节约资源的重要措施,此过程主要利用集中式燃烧炉吹风气回收技术,有的企业还可以采用三废流化混燃技术,回收利用余热,进而避免资源浪费,提高生产效率,提高经济效益。(7)增设高效静电除焦油器:焦油器的主要作用是保证脱硫质量和提高脱硫效率,提高气体的质量,延长压缩机的寿命,焦油器主要在脱硫工段前和清洗塔后使用,是氨合成生产中重要的仪器。

3.2 采用全低变流程,全低变流程主要具有提高工作效率,减少能源消耗,有效利用资源,形成资源循环利用,减少催化剂的使用量,降低生产成本,提高经济效益的作用。

3.3 使用新型氨合成塔内件,新型合成塔内件可以提高氨净值,提高生产能力,增加蒸汽产量,提高能源回收率,适当提高出塔合成气温度。新型合成塔有传统工艺所不具备的特点。

3.4 冷冻工段采用蒸发式冷凝器,此装置可以提高生产效率,降低能源消耗,减少氨合成工艺中的能源损失,提高了经济效益。

3.5 氨的分离新技术,氨的分离有水吸收法和冷凝分离法两种方法,氨的分离都是利用氨分离器来进行,这种装置较为先进,氨分离器较之传统的分离器先进许多,传统分离器有分离不彻底,资源的浪费现象,氨分离器的工作原理是利用转变气体流向来分离气体中的液滴。

4 结语

我国现阶段能源特别紧张,并且我国的工业主要是资源型工业,所使用的能源较多,在生产过程中,技术的落后很容易造成能源的浪费。其次我国经济形式为粗放型经济,而我国面临的国际问题是国际能源价格上涨,所以在合成氨工业中必须进行技术创新和改革,提高生产技术可以有效的提高能源利用率,合理利用资源,减少能源消耗。在产业结构上要进行改革,我国目前以第二产业为主,第二产业为重工业,主要依靠资源发展,所以产业结构的调整也是一大措施,要积极推动第三产业的发展,从依靠资源发展转向依靠技术发展,引进先进技术,提高技术的利用率,从而改善生产结构,进一步促进经济发展。

摘要：合成氨工业为我国的经济发展做出了突出贡献,但是我国的合成氨生产技术存在着一些问题,比如:生产效率较低,能源消耗量大,生产成本较高,所以合成氨工艺技术有待提高。本文介绍了合成氨的工艺流程,并针对这些问题提出了合成氨工艺流程中的节能和改造技术,用以提高工作效率,降低生产成本。

关键词：合成氨,工艺流程,节能措施

参考文献

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[2]李建强.合成氨工艺流程的系统分析与节能措施[J].科技与企业,2012,08:302.

[3]刘化章.传统合成氨工业转型升级的几点思考[J].化工进展,2015,10:3509-3520.

[4]章有虎,陈环琴,吴小飞.合成氨原料气节能净化技术简介[J].中氮肥,2016,01:14-17.

[5]王辉.大型合成氨装置节能减排的思考[J].化肥设计,2013,02:8-11.

合成水晶工艺品 现场制作很赚钱 篇8

该工艺是把天然的水晶矿石提炼成高质量高纯度的各色水晶棒，用液化气和氧气加热溶化，根据客户的要求现场随心所欲的制作出各种精美炫目的水晶工艺品。（而不是一些骗人的公司所说的仿水晶树脂产品）如;生肖，情人秋千，丘比特之剑，龙船等。投资极少五六百元就可以，工艺流畅简单易学，5天最有就可以掌握。成本低见效快利润高，原料9.5元一公斤，三五分钟就可以做好一个6到7厘米的生肖，成本也就3角左右，卖3到10元，一个15到20厘米的工艺品成本只有1元左右，卖13到30左右，根据当地的消费水平而定。

生产工具非常简单，只有三把医院用的镊子，一瓶液化气，一瓶氧气。可以根据自己的条件决定销售的方式，可以开店，可以业余做好后送到礼品点，可以在夜市，广场，公园，学校，旅游景点等摆摊现做现卖，现场制作就是一个活的广告片，非常吸引人，学员反映所到之处都被围得满满的，每天都有100到1000元的收入。

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张家界的刘伟原来在景区买小饰品，生意不怎没好，因为那些小东西全国到处都有，没什么新奇，看到一个江苏的在哪里现场根据客户的要求制作各种水晶工艺品生意好得不得了，就在网上找这个项目，先后被两家技术骗子所骗，一家是在网上下载山东临沂创新工艺厂上传的视频卖500元一张，一家把树脂叫水晶。2008年找到了创新工艺厂学习，现在他的姐姐，姐夫也跟他学了这个技术，他们每人每天都收入1000多元。还有一些开礼品店的，生意不死不活，饿不着也撑不着，开也不是关也不是，学了水晶工艺现场制作后生意一下火了起来，原因就是这个工艺可以根据人们的要求，现场制作出独一无二的与众不同的精美礼品。创新工艺厂的水晶影像，米雕，姓名链都同样成了小本投资者的赚钱方式，从事的人遍及大江南北，被多家媒体报道，被媒体成为《火焰中的艺术》、《烈火中诞生的精灵》。

创新工艺厂的官继连当年就是凭这个手艺现做现卖赚来建厂资金的。他说，老百姓赚点钱不容易，收人为徒就要给人家一碗饭吃，要以诚信为本，不能骗人家的那点血汗钱。

山东省临沂市解放路104号创新工艺厂，

联系电话：0539-868842313695490530

联系人：官继连

培训处：临沂市临西四路与开阳路交汇处