1、液氮洗单元1.1 概述亿鼎合成氨尿素项目一期工程将以煤为原料，新建 30 万吨合成氨、52 万吨尿素及辅助装置，整条生产线包括；气化、变换、酸性气体脱除、液氮洗、合成氨、尿素、CO 分离、氢气制备等工艺装置。液氮洗单元（1230 ）选用国产技术及工艺包，用于除去低温甲醇洗中供合成氨装置用的粗氢气中的 CO、 CH3OH、Ar、CO、及 CH4等杂质，并配置氢氮比为 3：1 的合成气供氨合成用。液氮洗单元主要由分子筛吸附系统和冷箱组成，分子筛吸附将粗氢气中的CO2、 CH3OH 脱除到 1ppm 以下，冷箱系统采用液氮将 Ar、CO 及CH4 等杂质脱除并达到配氮的目的。液氮洗单元位于 CO 分
2、离单元东侧，东西长 25m，南北宽30m。1.2 工艺设计基础1.2.1 装置操作时数年产量确定时间（用于考虑装置能力） ；7200 小时/年。装置保证操作时间；8000 小时/年。1.2.2 装置生产能力本装置为 30 万吨合成氨装置提供合成气，净化合成气总量为110777Nm3/h（出液氮洗单元界区气体流量） 。表 1.2.2-1 装置生产能力产品名称 产量 Nm/h 备注净化合成气 110777 送往合成氨装置燃料气 4392 去锅炉系统1.2.3 原料、产品和副产品性质及规格1.2.3.1 原料来自上游酸性气体脱除单元的粗氢气规格为；流量：85379Nm/h 压力：2.76MPa （
3、G） 温度：-51.5介质； 组成（mol%） H2 97.575CO 1.8122CO2 0.001N2 0.5313Ar 0.003CH4 0.0479H2S+COS 0.1ppmCH3OH 0.0041.2.3.21）净化合成气净化合成气直接通过管道送出液氮洗单元至下游氨合成装置，详细规格如下；流量：110777Nm/h 压力： 2.51MPa（G） 温度：35介质 组成H2 75N2 25Ar 20 ppmCH4 40 ppm总硫 0.1 ppm总氧 10 ppm1.2.3.3 副产品1）燃料气副产品燃料气直接通过管道送出液氮洗单元至锅炉系统，详细规格如下；流量：4392 Nm/h 压
4、力：0.4MPa（G） 温度:35介质 组成（mol%）H2 4.9409N2 58.2474CO 35.22Ar 0.6527CH4 0.93181.2.4 化学品规格及消耗1.2.4.1 分子筛吸附剂分子筛吸附剂：5A 分子筛，采用美国 UOP 的产品。吸 附 剂用量：正常使用 3 年更换一次，一次更换量为约 39.9吨。质 量：符合中华人名共和国国家标准 GB/T13550-1992 5A分子筛及其实验方法的优级品技术指标要求； 2.00-2.80mm 2.80-4.75mm指标名称优级品 一级品 合格品 优级品 一级品 合格品磨耗率% 0.20 0.35 0.50 0.20 0.35
5、0.50松装堆积密度，g/ml 0.66 0.62 0.66 0.62静态水吸附%， 20.0 19.0 20.0 19.0静态正己烷吸附%，12.0 10.5 12.0 10.5点接触抗压碎力，N/颗 30 25 60 50抗压强度 抗压碎力变异系数 0.3 0.4 0.3 0.4粒度 % 96 95 96 95包装品含水量 1，% 1.5注：1 包装品含水量以出厂为准1.3 工艺流程说明液氮洗工艺采用国产工艺包。来自酸性气体脱除单元的净化气首先进入分子筛吸附剂器（1220-D-001A/B） ，将其中的微量甲醇和 CO2 脱除，防止在液氮洗冷箱中冻结引起板翅式换热器和管道的堵塞。分子筛吸附
6、由两台组成，一台吸附，一台再生，切换周期为 24 小时，由程序控器控制程控阀自动切换程控阀的开关。分子筛再生气采用低压氮气，再生氮气首先经中压蒸汽加热后进入再生分子筛，再生后的低压氮气经过与冷却水换热冷却后送往低温甲醇洗单元的硫化氢浓缩塔做气提用氮。净化器出吸附器后，CO2 含量小于 1ppm，CH3OH 含量小于1ppm，压力 2.7MPaG。液氮洗流程主要由以下四个流线构成。（a） 净化气流线从分子筛出来的净化气进入液氮洗冷箱，在 1 号原料气体冷却器(1220-E-002)及 2 号原料气冷却器(1220-E-003)中与返流的合成气、低压氮气和 CO/N2 气体进行换热，使出 2 号原
7、料气冷却器(1220-E-003)后的原料气温度降低后进入氮洗塔（1230-T-001）的下部。在氮洗塔（1230-T-001）中，上升的原料气与塔顶来的液氮成逆流接触，进行传质、传热。CO、CH4、Ar 等杂质从气相冷凝溶液解于液氮中，净化后的含有少量氮气的氮洗气由塔顶离开氮洗塔，进入 2 号原料气冷却器(1220-E-003)，出 2 号原料气体冷却器(1220-E-003)后，将中压氮气配入到氮洗气中，使 H2/N2 约达到3（体积比） ，配氮后的氮气称为粗合成气，在 1 号原料气体冷却器(1220-E-002)内，合成气与净化气、中压氮等物流换热后，出 1 号原料气冷却器(1220-E
8、-002)后分为两股，一股进入中压氮气冷却器(1220-E-001)，与低压氮气和 CO/N2 气体一起冷却中压氮气，出中压氮气冷却器(1220-E-001)后，粗合成气、低压氮气和 CO/N2 等均被复热至常温；另一股送低温甲醇洗工序交回由净化气体自低温甲醇洗工序带来的冷量，返回后与中压氮气冷却器(1220-E-001)出口的粗合成气汇合，最后经精调，把 H2/N 为 3 的合成气送氨合成工序。（b） 中压氮气流线进入液氮洗工序的中压氮气，O219ppm 先在中压氮气冷却器（1230-E-001）内，被部分粗合成气、低压氮气和 CO/N2 冷却后，进入 1 号原料气冷却器（1230-E-00
9、2） ，被合成气、低压氮气和CO/N2 进一步冷却，出入 1 号原料气冷却器（1230-E-002）后，一股继续在 2 号原料气冷却器（1230-E-003）中被合成气、低压氮气和 CO/N2 再进一步冷却后，一部分进入氮洗塔（1230-T-001）的上部作为洗涤液；另一股节流与氮洗塔（1230-T-001）的塔顶来的氮气混合，成为 H2/N2 为 3 的合成气，由于中压氮气导入净化气后其分压降低产生 J-T 效应，提供了液氮洗工序所需的冷量。（c） 塔底液流线由塔底排除的液体为 H2、CO 和 N2，进入 2 号原料气冷却器 （1230-E-003） 、1 号原料气冷却器 （1230-E-0
10、02）和中压氮气冷却器（1230-E-001）中进行复热，出冷箱后作为燃料气送至锅炉系统。（d） 低压氮气流线从空分来的液氮进入 2 号原料气冷却器 （1230-E-003） 、1 号原料气冷却器 （1230-E-002）和中压氮气冷却器（1230-E-001）中进行复热，提供正常下需要的冷量。出冷箱后可作为冷箱保持微正压用。1.4 工艺技术方案目前国内外大型合成氨原料气的精制方法有液氮洗、甲烷化两种 。 液氮洗是利用液氮吸收净化气中的有害杂质，在-190的低温下，气体中的残余 CO、CH4、Ar 等溶于液氮中，而微量的 CO2 在进冷箱前被分子筛吸附，从而使气体得到精制，已达到精制净化气的目
11、的，此法一般在上游配置低温甲醇洗脱除 CO2 和 H2S 等酸性气体，在以煤、渣油为原料的大型合成氨装置广泛采用。其特点是精制气纯度高、能耗低、操作费用少、无污染，缺点是投资大。甲烷化是直接通过化学反应将 CO、CO2 转化为甲烷，即在高温和有催化剂存在的条件下，气体中 CO 和 CO2 与 H2 发生反应，生成CH4 和 H2O。甲烷化法的特点是；流程简单、精制气纯度较高、无污染、投资少，操作费用较高。但甲烷化过程中消耗了部分有效气体，而且由于甲烷的生成，是合成氨系统的弛放气量增加。采用甲烷化工艺还有一个重要前提是净化气中 CO+CO2 小于 0.8%。以上两种气体精制工艺各有优缺点，下表就
12、两种原料气精制工艺消耗指标进行了比较（表中消耗均以吨氨计） 表 1.4-1 液氮洗和甲烷化工艺消耗指标比较表 项目 液氮洗工艺 甲烷化工艺 备注1.装置性能净化制气 H2+N2 含量 99.99%(V) 98.70%（V） 体积浓度2.装置消耗 以吨氨计中压蒸汽 T 0.1 ？循环冷却水 T 6 8H2 损失 Nm3 7 39催化剂 kg 0.05 0.02（？）从上表可看出，甲烷化工艺操作费用高，但投资少。液氮洗工艺操作费用低，但投资高。通过以上两种气体精制工艺气的综合比较可以看出：甲烷化工艺的优点很多，但该工艺的使用有一定的局限性，对变换工序 CO 的变换深度有要求，适用于原料气中 CO+
13、CO20.8%的条件，要求变换深度较高，催化剂装填量较多，中压蒸汽消耗较多，副产低压蒸汽较多，而低压蒸汽没有用户，整个变换投资也很高，另外甲烷化过程中消耗了部分有效气体，而且由于甲烷的生成，使氨合成系统的弛放气量增加。液氮洗工艺特点是;精制气纯度高、能耗低、操作费用少、无污染，虽然投较资高，一般在上游配置低温甲醇洗脱除 CO2和 H2S 等酸性气体，能量利用合理，而且由于精制其质量好，对氨合成系统十分有利，可以降低氨合成能耗，此法多在大型合成氨装置中采用。1.5 主要设备选择和操作条件1.5.1 冷箱设备形式： 集成式冷箱外形尺寸： L/W/H： 44004000260001.5.2 氮洗塔设
14、备形式： 氮洗塔设计压力： 65/-195设计压力： 3.5MPa（G）操作介质： H2、Co、N2、Ar、Ch4设备尺寸； L/H： 160017400（TL-TL）设备材料： 3003、50831.5.3 分子筛吸附器设备形式； 立式容器，内装 5A 型分子筛设计温度： 230/-75设计压力; 3.5MPa(G)操作介质： H2、CO、N2、Ar、CH4、CO2、CH3OH设备尺寸： 22009600设备材料： 3041.6 公用工程消耗表 1.5-1 公用工程消耗一览表消耗量序号 名称 单位每小时 每年备注1 循环冷却水 t/h 32 0.231062 中压蒸汽（4.0MPag） t/
15、h 0.9 间断3 低压蒸汽（0.5MPag） t/h 3 间断4 液氮（0.45 MPag） t/h 0.856 6.161035 中压氮气（4.0 MPag） Nm3/h 36822 265.121066 低压氮气（0.65 MPag） Nm3/h 6500 间断7 蒸汽凝液（0.3 MPag） t/h -3.9 间断2 CO 分离单元2.1 概述CO 分离单元属于亿鼎净化装置非变换线为草酸项目配套的一个工艺单元，主项号为 1240。CO 分离是一个低温物理分离过程，利用 CO 和 H2 冷凝温度的不同，实现二者的分离。根据本项目非变换气的组分特点，本 CO 分离单元采用部分冷凝、单塔闪蒸
16、的分离 H2 的深冷工艺，生产能力（以 CO 计）为40500Nm3/h。本装置属于大型 CO 深冷装置，采用国际知名的专利商林德或法液空的 CO 深冷分离工艺，除冷箱内关键控制阀和板式换热器引进外，大部分工艺设备均可立足国内制造，将有效降低装置投资。本装置上游为酸性气体脱除单元（低温甲醇洗） ，下游为草酸项目和氢气制备单元（PSA-H2） 。来自酸性气体脱除单元的净化非变换气为原料气，经过 CO 分离单元分离出来的富氢气送往氢气制备单元的入口作为一部分原料气，闪蒸塔顶部出来的闪蒸气送入解析气压缩机段间提压后最终返回变换装置入口，最终产品 CO 直接送往草酸项目作为原料气。CO 分离单元与东邻
17、液氮洗单元。南邻氢气制备单元，与这两套装置共同位于酸性气体脱除单元两侧，东西长 25m，南北长 32m。2.2 工艺设计基础年产量确定时间（用于考虑装置能力）： 7200 小时/年。装置保证操作时间： 8000 小时/年2.2.2 装置生产能力装置生产能力与酸性气体脱除单元非变换气线能力相匹配并满足草酸项目用气要求，主要产品的生产能力见下表。表 2.1.2.2-1 装置生产能力产品名称 产量（Nm3/h） 备注CO 产品 40500（以 CO 计） 送草酸项目富氢气 15715（以 CO+H2 计） 送往氢气制备单元闪蒸气 3676（以 CO+H2 计） 送往变换单元2.2.3 原料、产品和副
18、产品性质及规格2.2.3.1 原料来自酸性气体脱除单元的净化非变换气直接通过管道送入 CO 分离单元作为原料气，详细规格见下表：2.1.2.-2 净化非变换气流量和摩尔组成（设计值）介质 组成（mol%）CO 72.86H2 26.60CH4 0.04Ar 0.03N2 0.45CO2 20ppmH2S 0.1PPMCH3OH 160ppm压力 MPag 3.25温度 30流量 Nm/h 605692.2.3.2 产品从 CO 分离单元冷箱分离出来的 CO 产品经压缩机加压后直接送往草酸项目作为草酸项目合成的重要的原料气，详细规格见下表，基于设计工况：表 2.1.2-3 CO 产品气流量和摩尔组成介质 组成（mol%）CO 99.291）H2 0.01CH4 0.06Ar 0.04N2 0.59
