张艳萍
（安阳贞元（集团）有限责任公司 邮编：455000）
0、前言
近年来，我国合成氨厂不断采用新技术、新工艺使我国合成氨单位能耗大幅度下降，如采用三废混燃余热回收装置不仅回收了吹风气的显热、潜热，回收了弛放气减少环境污染，提高了原料煤的利用率，同时可以副产用于驱动汽轮机的高品位过热蒸汽。变换采用低阻力的全低变或中低低的节能技术，降低了动力消耗、减少蒸汽用量。脱碳节能技术更是不断推出。原料气体的精制有南京敦先化工的节能环保深度转换工艺、国昌公司的非等压醇烷化工艺及湖南安淳公司的醇烃化工艺等节能技术，为我国合成氨节能降耗、节能减排作出了突出贡献！合成氨装置的运行压力也由原来的15.0MP降到11.0～14.5，31.4MPa降到22.0～25.0MPa，原料气压缩机、合成工段的循环机等运转设备电耗大幅度下降，合成氨的综合电耗基本上可以控制在1050～1200KWh/tNH3（针对电驱动）。另外，氢回收、无动力氨回收、低温高活性的催化剂以及节能设备也为我国合成氨节能降耗作出了较大贡献。
本文主要对合成氨原料气体精制的节能技术进行客观、实事求是地分析和比较。便于使用单位在选择技术方案时能够选择最适合自己的技术，使合成氨装置进一步节能降耗。
1、合成氨原料气净化总体流程简述
无论南京敦先化工的节能环保深度转换工艺、国昌公司的非等压醇烷化工艺及湖南安淳公司的醇烃化工艺，对脱碳后气体的净化基本上分为三个阶梯:第一、二级为甲醇装置，第三级为甲烷化或烃化装置。第一级甲醇装置以产醇为主，可以设置在4.5～5.5MPa，也可以设置在10.0～12.0MPa。设置4.5～5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热，设置在10.0～12.0MPa压力等采用气体移走催化剂床层反应热；第二级净化装置以净化为主，可以使原料气中CO、CO2的含量净化到CO+CO2=200PPm～0.2%之间，装置可以设置在10.0～12.0MPa之间，也可以设置在22.0～31.4MPa之间；第三级净化装置是将原料气中200PPm～0.2%的CO、CO2净化到10PPm以下，装置大部分设置在22.0～31.4MPa之间。各家净化工艺都有利于节能减排，但在系统流程设置、系统内部设置也会带来工程投资不同、节能效果有区别，为了便于对比，我们对脱碳以后的净化系统分别进行物料平衡计算。
2.脱碳以后气体净化系统的物料平衡计算
各家合成氨原料气净化技术给使用单位带来能耗高低的最主要一点就是：第一级甲醇装置所设置的位置。因此，我们按照常规“18.30”装置的规模，分别按照一级醇设置压力为4.5～5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热及一级醇设置在10.0～12.0MPa压力采用气体移走催化剂床层反应热两种工艺路线来计算全厂物料衡算，计算条件及计算结果分别如表1、表2：
工艺计算条件表 表1
|
计算条件 参数名称 |
一级副产蒸汽的 净化流程 |
一级不副产蒸汽的 净化流程 |
|
合成氨生产能力 |
180kt/a |
180kt/a |
|
一级醇副产甲醇产量 |
80kt/a |
80kt/a |
|
二级净化甲醇产量 |
10kt/a |
10kt/a |
|
三级净化甲醇产量 |
/ |
/ |
|
一级醇系统操作压力 |
5.2MPa |
12.0MPa |
|
副产蒸汽压力 |
1.6～3.8MPa |
/ |
|
半水煤气成分 |
H2 35.4％、N2 16.8％ CH4 1.5％、Ar 0.30％ CO 38.0％、CO2 8.0％ |
H2 35.4％、N2 16.8％ CH4 1.5％、Ar 0.30％ CO 38.0％、CO2 8.0％ |
|
冷却水温度 |
32℃ |
32℃ |
|
软水温度 |
114℃ |
/ |
|
进系统气体温度 |
40℃ |
40℃ |
|
出系统气体温度 |
35℃ |
35℃ |
|
原料气压缩机形式 |
往复式 |
往复式 |
|
循环机形式 |
往复式 |
往复式 |
|
有效生产天数 |
330d |
330d |
全厂物料衡算表（干基） 表2
|
系统主要参数名称 |
一级副产蒸汽的 净化流程 |
一级不副产蒸汽的 净化流程 |
|
|
半水煤气 |
流量 |
105420Nm3/h |
105420Nm3/h |
|
成分 |
H2 35.4％、N2 16.8％ CH4 1.5％、Ar 0.30％ CO 38.0％、CO2 8.0％ |
H2 35.4％、N2 16.8％ CH4 1.5％、Ar 0.30％ CO 38.0％、CO2 8.0％ |
|
|
变换气 |
流量 |
138209.8Nm3/h |
138209.8Nm3/h |
|
成分 |
H2 50.73％、N2 12.81％ CH4 1.14％、Ar 0.23％ CO 5.26％、CO2 29.83％ |
H2 50.73％、N2 12.81％ CH4 1.14％、Ar 0.23％ CO 5.26％、CO2 29.83％ |
|
|
压力 |
0.7MPa |
0.7MPa |
|
|
脱碳气 |
流量 |
97768.55Nm3/h |
97768.55Nm3/h |
|
成分 |
H2 71.71％、N2 18.11％ CH4 1.62％、Ar 0.32％ CO 7.44％、CO2 0.80％ |
H2 71.71％、N2 18.11％ CH4 1.62％、Ar 0.32％ CO 7.44％、CO2 0.80％ |
|
|
压力 |
2.0MPa |
2.0MPa |
|
|
一级醇 进口气 |
流量 |
97768.55Nm3/h |
97768.55Nm3/h |
|
成分 |
H2 71.71％、N2 18.11％ CH4 1.62％、Ar 0.32％ CO 7.44％、CO2 0.80％ |
H2 71.71％、N2 18.11％ CH4 1.62％、Ar 0.32％ CO 7.44％、CO2 0.80％ |
|
|
压力 |
5.2MPa |
12.0MPa |
|
|
一级净化 出口气 |
流量 |
75865.06Nm3/h |
75865.06Nm3/h |
|
成分 |
H2 72.86％、N2 23.34％ CH4 2.18％、Ar 0.42％ CO0.80％、CO2 0.40％ |
H2 72.86％、N2 23.34％ CH4 2.18％、Ar 0.42％ CO0.80％、CO2 0.40％ |
|
|
压力 |
4.9MPa |
11.0MPa |
|
|
二级净化 出口气 |
流量 |
72871.99Nm3/h |
72871.99Nm3/h |
|
成分 |
CO+CO2 ≤168PPm |
CO+CO2 ≤168PPm |
|
|
三级净化 出口气 |
流量 |
72932.57Nm3/h |
72932.57Nm3/h |
|
成分 |
CO+CO2 ≤10PPm |
CO+CO2 ≤10PPm |
|
3.一级净化装置设置设置压力的选择
为了便于对比一级醇设置压力为4.5～5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热及一级醇设置在10.0～12.0MPa压力采用气体移走催化剂床层反应热两种工艺能耗高低，根据表1、表2计算结果分别对以上两种一级醇装置进行系统物料热量衡算，衡算结果如表3：
一级醇单系统主要物料热量衡算表（干基） 表3
|
系统主要参数 名称及单位 |
一级副产蒸汽的 净化流程 |
一级不副产蒸汽的 净化流程 |
||||
|
温度 ℃ |
压力 MPa |
流量 Nm3/h |
温度 ℃ |
压力 MPa |
流量 Nm3/h |
|
|
入甲醇塔气 |
220 |
5.2 |
157332 |
40 |
12.0 |
261210 |
|
出塔气体 |
240 |
5.0 |
142901 |
120 |
11.3 |
246764 |
|
出塔前换热器气体 |
80 |
49.8 |
139691 |
/ |
/ |
/ |
|
出水冷器气体 |
35 |
49.4 |
135036 |
35 |
11.25 |
238899 |
|
循环气体 |
35 |
49.0 |
59165 |
35 |
11.0 |
162977 |
|
状态下循环机吸气量 |
|
|
21.98 m3/h |
|
|
27.25 |
|
循环比 |
0.603 |
1.695 |
||||
|
甲醇塔出口醇含量 |
5.04％ |
2.90 |
||||
|
副产蒸汽量（1.6MPa） |
1023kg/tCH3OH |
/ |
||||
我们根据表1～3的条件及参数分别对一级醇设置压力为4.5～5.5MPa采用水移走催化剂床层反应热及一级醇设置在10.0～12.0MPa压力采用气体移走催化剂床层反应热两种工艺的压缩机功耗、循环机功耗、冷却水消耗量及副产蒸汽量进行计算，结算结果如表4
两种一级净化装置能量消耗一览表 表4
|
计算条件 参数名称 |
一级副产蒸汽的 净化流程 |
一级不副产蒸汽的 净化流程 |
低压比中压节省 的能耗 |
|
|
压缩机功耗 |
0（以压缩机出口5.2 MPa为计算基准点） |
93.728KWh/tCH3OH |
-93.728KWh/tCH3OH |
|
|
循环机功耗 |
16.065KWh/tCH3OH |
65.0558KWh/tCH3OH |
-48.991KWh/tCH3OH |
|
|
冷 却 水 |
体积 |
38.416m3/tCH3OH |
128.67m3/tCH3OH |
-90.254m3/tCH3OH |
|
折电 |
23.32KWh/tCH3OH |
186.75KWh/tCH3OH |
-163.43KWh/tCH3OH |
|
|
副 产 蒸 汽 |
蒸汽量 |
1023kg/tCH3OH |
/ |
+1023kg/tCH3OH |
|
蒸汽折能 |
682410.5KCal/tCH3OH |
/ |
+682410.5KCal/tCH3OH |
|
|
水带入能 |
116870KCal/tCH3OH |
/ |
+116870KCal/tCH3OH |
|
|
净回收 热能 |
565540.5KCal/tCH3OH |
/ |
+565540.5KCal/tCH3OH |
|
根据表4我们可以看出：
（1）副产蒸汽的低压（5.2MPa）甲醇工艺，仅原料气压缩机、循环机两项可以比12.0MPa的中压联醇节省93.728+48.991=142.719KWh/tCH3OH；
（2）副产蒸汽的低压（5.2MPa）甲醇工艺，冷却水比12.0MPa的中压联醇节省90.254 m3/tCH3OH ，节省冷却水折成电耗为163.43KWh/tCH3OH；
（3）副产蒸汽的低压（5.2MPa）甲醇工艺，冷却水比12.0MPa的中压联醇多副产≥1.6MPa饱和蒸汽1023kg/tCH3OH，减去114℃热水带入的热量，通过副产蒸汽方式净回收565540.5KCal/tCH3OH。
因此，从节省电耗、节省冷却水耗及副产蒸汽的对比结果来看，副产蒸汽的低压（5.2MPa）甲醇工艺与12.0MPa中压联醇相比，具有绝对的节能优势。无论使用厂家选取何种原料气精制工艺,一级甲醇装置一定要选副产蒸汽的低压联醇装置，装置压力选择在4.5～6.0MPa。
4.二级净化装置技术的最佳选择
二级甲醇主要以净化为主，节能环保深度转换工艺与非等压净化工艺的二级装置出口气体中的CO+CO2总含量均控制在200PPm以下，而醇烃化的二级装置出口气体中的CO+CO2总含量一般在0.1～0.2％范围。为了便于比较，我们仍然利用表1的有关条件对南京敦先化工的节能环保深度转换工艺、国昌公司的非等醇烷化工艺及湖南安淳公司的醇烃化工艺等三种净化工艺进行全厂物料计算，计算结果如表5。
计算的工况基准为：三种净化工艺的一级甲醇均为水移热、操作压力为5.2MPa；二级醇装置为气体移热，节能环保深度转换工艺及非等压醇烷化工艺的操作压力为25.0MPa，醇烃化操作压力为12.0MPa;三级净化，节能环保深度转换工艺及非等压醇烷化工艺的操作压力为25.0MPa，醇烃化操作压力仍为12.0MPa，。原料气输送为六级压缩，氨合成操作压力24.8MPa。
三种净化工艺的全厂物料计算平衡表（干基） 表5
|
系统主要参数名称 |
节能环保深度转化净化 |
非等压净化 |
醇烃化净化 |
|
|
合成氨产量 |
180.26kt/a |
180.26kt/a |
180.26kt/a |
|
|
低压甲醇产量 |
80.0021kt/a |
80.0021kt/a |
80.0021kt/a |
|
|
二级甲醇产量 |
10.07587kt/a |
10.07587kt/a |
10.07587kt/a |
|
|
最后一级产烃化物 |
/ |
/ |
1.33546kt/a |
|
|
最后一级产甲烷量 |
10.348Nm3/h |
10.348Nm3/h |
30.58Nm3/h |
|
|
合成氨新鲜气消耗 |
3200Nm3/tNH3 |
3200Nm3/tNH3 |
3249.056Nm3/tNH3 |
|
|
半水煤气 |
流量 |
105420Nm3/h |
105420Nm3/h |
107020Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈38.0％ CO2≈8.0％ CH4≈1.5％ |
CO≈38.0％ CO2≈8.0％ CH4≈1.5％ |
CO≈38.0％ CO2≈8.0％ CH4≈1.5％ |
|
|
变换气 |
流量 |
138209.8Nm3/h |
138209.8Nm3/h |
140368.3053Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈5.26％ CO2≈29.83％ CH4≈1.14％ |
CO≈5.26％ CO2≈29.83％ CH4≈1.14％ |
CO≈5.21435％ CO2≈29.86％ CH4≈1.14％ |
|
|
压力 |
1.8MPa |
1.8MPa |
1.8MPa |
|
|
脱碳气 |
流量 |
97768.55Nm3/h |
97768.55Nm3/h |
99252.419Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈7.44％ CO2≈0.80％ CH4≈1.62％ |
CO≈7.44％ CO2≈0.80％ CH4≈1.62％ |
CO≈7.37％ CO2≈0.80％ CH4≈1.62％ |
|
|
压力 |
2.2MPa |
2.2MPa |
2.2MPa |
|
|
一级净化 出口气 |
流量 |
75865.06Nm3/h |
75865.06Nm3/h |
77550.85877Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈0.8％ CO2≈0.4％ CH4≈2.18％ |
CO≈0.8％ CO2≈0.4％ CH4≈2.18％ |
CO≈0.94％ CO2≈0.4％ CH4≈2.16％ |
|
|
压力 |
4.9MPa |
4.9MPa |
4.9MPa |
|
|
二级净化 出口气 |
流量 |
72871.99Nm3/h |
72871.99Nm3/h |
74603.38Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈80PPm CO2≈120PPm CH4≈2.28％ |
CO≈80PPm CO2≈120PPm CH4≈2.28％ |
CO≈0.15％ CO2≈0.05％ CH4≈2.26％ |
|
|
压力 |
25.0MPa |
25.0MPa |
11.4MPa |
|
|
三级净化 出口气 |
流量 |
72832.57Nm3/h |
72832.57Nm3/h |
74120.607Nm3/h |
|
主要 成分 |
CO≈3PPm CO2≈5PPm CH4≈2.28％ |
CO≈3PPm CO2≈5PPm CH4≈2.28％ |
CO≈3PPm CO2≈5PPm CH4≈2.32％ |
|
|
压力 |
24.8MPa |
24.8MPa |
11.2MPa |
|
根据表5的计算结果，我们可以看出：
（1）压缩机电耗对比：节能环保深度转化或非等压需要将75865.06-72932.57=2932.49Nm3/h的气体由12.0MPa输送到25.0MPa，折算为吨氨消耗，压缩机六段增加的电耗为：4.80522KWh/tNH3。而醇烃化由于在烃化过程中需要消耗H2、CO、CO2等气体，而且有20～25％的CO、CO2在净化过程中要转化为烃醚类物质，造成合成氨新鲜气消耗增加。压缩机一至五段增加输送气量分别为：1600Nm3/h、1600Nm3/h、 2159.3053Nm3/h、1483.869Nm3/h、1685.79877Nm3/h，压缩机一至五段比节能环保深度转化、非等压增加的电耗为：22.06431KWh/tNH3。仅原料气体输送节能环保深度转化或非等压比醇烃化节省：22.06431-4.80522=17.25909KWh/tNH3。
（2）净化度对比：节能环保深度转化或非等压需是将二级净化及三级净化全部放置到25.0MPa压力等级，由于压力的提高利于H2与CO、CO2的反应，出口的气体中CO≤80PPm、CO2≤120PPm。而醇烃化的二级净化及三级净化全部放置到12.0MPa压力等级，出口的气体中CO≈0.15％、CO2≈0.05％。
（3）副产物及原料气消耗对比：节能环保深度转化或非等压二级净化出口的气体中CO≤80PPm、CO2≤120PPm，在三级净化过程中只有0.453733Nm3/tNH3的CH4生成，消耗原料气为1.728467Nm3/tNH3；而醇烃化在净化过程中有7.393514kg/tNH3（干基）的烃醚类物质生产，同时，0.15％的CO及0.05％的CO2中有20～25％要转化为CH4，CH4的生成量为：11.34085757Nm3/tNH3。因此，净化过程中消耗原料气为21.1684Nm3/tNH3。另外，由于醇烃化净化工艺造成合成氨新鲜气中的CH4含量增加0.04％，合成氨料气原吨氨消耗也比节能环保深度转化或非等压增加49.056Nm3。
根据以上对比，可以明显看出，二级净化选择在25.0MPa与合成氨压力等级相同有利于提高二级净化装置的净化度，也会带来合成氨系统的节能降耗和减少环境污染。至于三级净化采取甲烷化还是烃化，根据计算对比结果也明显看出甲烷化比烃化明显环保、节能。
5.三级净化移热方式的最佳选择
无论是节能环保深度转化、非等压醇烷化、醇烃化等净化工艺，进最后一级净化装置的CO+CO2的总含量为200PPm～0.3％的范围，都不能够达到自热平衡（达到自热平衡需要CO、CO2的总含量在0.7％左右）。目前有采用从合成二出（≥310℃）移热、采用过热蒸汽加热或直接用电加热器加热。下面我们针对以上几种移热从热量利用率、工程投资、运行稳定性等多方面分析。不同移热方式各节点的温度及设备选型、管道材质如表6
节点的温度及设备选型、管道材质表 表6
|
对比参数名称
|
用电加热器
提供热量
|
用合成二出
提供热量
|
用过热蒸汽
提供热量
|
|
|
相关管道温
度
|
烷或烃塔一进管道
|
40℃
|
40℃
|
40℃
|
|
烷或烃塔一出管道
|
/
|
90℃
|
90℃
|
|
|
烷或烃塔二进管道
|
160℃
|
260℃
|
260℃
|
|
|
烷或烃塔二出管道
|
185℃
|
255℃
|
255℃
|
|
|
烷或烃塔热交热出
|
65℃
|
65℃
|
65℃
|
|
|
烷或烃塔热交冷进
|
40℃
|
90℃
|
90℃
|
|
|
烷或烃塔热交冷出
|
160℃
|
220℃
|
220℃
|
|
|
提温热交热进
|
/
|
310℃
|
350℃
|
|
|
提温热交热出
|
/
|
260℃
|
100℃
|
|
|
氨合成热交进口
|
220℃
|
236℃
|
220℃
|
|
|
氨合成热交出口
|
85℃
|
98℃
|
85℃
|
|
| 相关管道材质 |
烷或烃塔一进管道
|
20G
|
20G
|
20G
|
|
烷或烃塔一出管道
|
/
|
20G
|
20G
|
|
|
烷或烃塔二进管道
|
20G
|
15CrMO
|
15CrMO
|
|
|
烷或烃塔二出管道
|
20G
|
15CrMO
|
15CrMO
|
|
|
烷或烃塔热交热出
|
20G
|
20G
|
20G
|
|
|
烷或烃塔热交冷进
|
20G
|
20G
|
20G
|
|
|
烷或烃塔热交冷出
|
20G
|
15CrMO
|
15CrMO
|
|
|
提温热交热进
|
/
|
10MOWCVNb
|
20G
|
|
|
提温热交热出
|
/
|
15CrMO
|
20G
|
|
|
氨合成热交进口
|
15CrMO
|
15CrMO
|
15CrMO
|
|
|
氨合成热交出口
|
20G
|
20G
|
20G
|
|
|
设备
|
提温换热器
|
/
|
1台
|
台
|
|
电加热器
|
1台
|
1台
|
1台
|
|
5.1需要外供热能的计算
（1）用电加热器提供热能计算
吨氨需外供热能：Q=(8.3×260-8.2×235)×3100/22.4=31968.75Kcal/tNH3
折算为电能的功率：W=31968.75÷860=37.1729KWh/tNH3
（2）合成二出气体提供热能
吨氨需外供热能：Q=(8.3×260-8.2×220)×3100/22.4=48991.07Kcal/tNH3
折算为电能的功率：W=48991.07÷860=56.97KWh/tNH3
合成工段需要送过来的气量：M=48991.07×22.4÷（11.89×310-11.67×260）=1683.9Nm3/tNH3
合成废锅少产蒸汽量W=850×1683.9÷11500=124.46Kg/tNH3
造成合成氨水冷器增加的热负荷：Q=11500×11.34×（98-85）÷22.4=75684.38 Kcal/tNH3
造成合成氨水冷器增加冷却水量：Q=75684.38×18÷(1000×4)=340.58Kg/tNH3
造成合成氨水冷器增加的热负荷折算为电能：75684.38÷860=88.00 KWh/tNH3
（3）过热蒸汽提供热能
吨氨需外供热能：Q=(8.3×260-8.2×220)×3100/22.4=48991.07Kcal/tNH3
折算为350℃饱和蒸汽变成水的饱和蒸汽量：W=48991.07×4.18÷（5.2109×350-1.307×100）=120.95Kg/tNH3
5.2需要外供总热能及工程投资（采用已投入运行的18.30工程投资）
三种外供热能及工程投资对比表 表7
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对比参数名称
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用电加热器
提供热能
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用合成二出
提供热能
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用过热蒸汽
提供热能
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外界及造成热能损失
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需要外供热量
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31968.75Kcal/tNH3
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48991.07Kcal/tNH3
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48991.07Kcal/tNH3
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氨水冷增加热能
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75684.38Kcal/tNH3
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/
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废锅减少蒸汽
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124.46Kg/tNH3
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/
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消耗总能耗
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31968.75Kcal/tNH3
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124675.45Kcal/tNH3
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48991.07Kcal/tNH3
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折算为电能
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37.1729KWh/tNH3
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144.97KWh/tNH3
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56.967 KWh/tNH3
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供热部分投资
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提温热交投资
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120万元
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160万元
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提温热交部分管道
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/
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120万元
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10万元
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本系统管道、管件
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60万元
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160万元
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160万元
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电加热器部分
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20万元
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20万元
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20万元
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供热部分总投资
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80万元
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420万元
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350万元
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根据表7我们可以看出：
（1）采用电加热器供热方案可以分别比从合成二出移热节省420-80=340万元、比蒸汽供热节省350-80=270万元的工程投资；
（2）正常运行时，采用电加热器供热方案可以分别比从合成二出移热节省144.9-37.1729=107.7971KWh/tNH3、比蒸汽供热节省56.967-37.1729=19.7941 KWh/
tNH3的能耗。同时，氨合成系统的废锅副产蒸汽也不会减少。
（3）因此，用电加热器加热最合理、最经济。只是在工程设计时将电加热器功率放大，正常运行时，只达到设计的50～80％负荷就很安全了，现在装置运行也说明这个观点。
三种共热工艺流程简图如下：
