布朗工艺的发展及在中国的现状

CdF C himie
法国
采用
1985
布朗 氨合
成塔
Hydro Ag ri-E 厂 荷兰 S luiskil
1987 1750 生产
Tringen N O .2 工厂特兰尼达和多巴哥 1988 1360 生产
P equiv en
委内瑞拉
锦西天然气化工厂 中国辽宁
1989 1500 情况不明 1993 1000 生产
关键词 布朗 工艺 发展
1 布朗工艺合成氨装置概况 布朗 工 艺 早 年 为 C.F.布 朗 公 司 (C.F.
Braun)开发 , 该 公司于 1980 年改为桑塔 菲布朗 (Santa F a Braun), 90 年代合并于布朗和鲁特称为 布朗和 鲁特 、布朗(Brow n & Roo t Braun)公司 。 第一座应用布朗工艺的合成氨装置建于美国加里
※NH3(g/ L)+0.442CO2 表 3 合成氨理论能耗表
GJ/ t N H3
产品 反应热 原料天然气低热值 理论能耗 理论功耗
气氨 0.64546 液氨 1.8771
20.8743 20.8743
20.229 18.997
-1.318 -0.9981
合成氨生产能耗大体上可以分为两大部分 , 即原料能耗和燃料能耗 。 实际上进入一段转化的 原料气基本上属于原料能耗 , 但也有一小部分是 二段炉与空气燃烧 , 提高了二段转化气的温度转 变为热能 ———属于燃料能耗范畴 。 这里说的“燃 料能耗”是广义的 , 它包括加热用燃料 、蒸汽 、循环 冷却水 , 机泵所耗动力等 。经不断改进催化剂提 高反应率 、弛放气回收等措施 , 现在一般先进的大 型氨厂原料天然气能耗已达到 23 ～ 25 GJ/ t NH3 , 接近于理论值 , 进一步降低消耗的余地较少 。另 一方面 , 尽管理论合成氨反应系统属于放出热并 输出功的过程 , 而实际生产中都耗用大量燃料气 并输入外功 , 达到 16 ～ 18 GJ/ t NH3 。 所 以降低 “燃料能耗”是主要努力的目标 。在“燃料能耗”中 一段炉的燃料能耗又占一半以上 , 因此在节能降 耗的研究中 , 主要致力于降低一段炉的燃料消耗 和压缩机的能耗 。
表 1 布朗工艺氨厂概况
厂名
地址
建成 规模 年代 t·d -1
现状
Brea 工厂
美国洛杉矶
1966 680 已停产
K emi ra O y
荷兰
1968 1360 已停产
First M ississippi 美国 Fort M adison 1968 910 已停产
A sahi
日本
1971 910 已停产
多 。正是为了降低一段炉的燃料能耗 , 采用温和 的转化条件 , 即降低水碳比和转化温度 。也正是 由于这样的构思 , 形成了“温和的一段转化 、二段 炉加入过 量空气 、深 冷净化” 的布 朗基本 工艺 。 IC I 的 AM V 也具有这种性质 , 但深冷除氮单元是 放在合成回路之内而不是像布朗工艺那样放在合
收稿日期 :1998 -08 -10 。
第5期
顾志诚 .布朗工艺的发展及在中国的现状
355
了挡板 , 使 U 型管弯管端部不直接受热 , 并保持强 制循环水量以避免在弯管处有沉淀积累和过热 。
早期的 Fort Madison 厂脱碳采用卡特卡布法(Catacarb), 当代的几个厂多用改良 Benfield 法 , 乌石化 二化肥则采用 MDEA 法 。 变换 、甲烷化 、布朗净化 器等基本相同 。氨合成早期为绝热式单床 2 台串 联 , 当代的采用 3 台串联 。早期的 Brea 厂采用了燃 气轮机 , 这在世界氨厂是首次采用 , Fort Madison 厂 则未采用 。我国 4 个布朗氨厂都采用了燃气轮机 驱动空气压缩机 , 其乏气则作为燃烧空气送至一段
福尼亚州洛杉矶附近的布里亚工厂(Brea Plant)。 该厂 规模为 日产合 成氨 680 t , 于 1966 年投 产 。 此后 1968 年于荷兰和美国依俄华州密西西比河
畔的福特麦迪生(F ort Madison)又分别建设了日 产 1360 t 和 910 t 两座工厂 。这些可以称之为早 期的布朗工艺工厂 。
二段转化气中的过剩氮 , 经变换 、甲烷化以后 在布朗净化器内深冷精馏脱除, 并将合成气中 H2 、N 2 调整到 3∶1 。在此同时气体中的甲烷和部
ΔΡ=1 .1 ΔΡ=0 .96 ΔΡ=0 .86
一段转化炉 H2O/ C 出口转化气 CH4 , % 出口转化气温度/ ℃
3.0 19.06 728.3
2.69 29.5
696
3.5 11.5
803
二段转化炉 出口气中 CH4 , % 出口温度/ ℃ 过量空气 , %
脱碳 吸收能力/ m3CO 2·m-3溶液 再生热/ kJ·m -3CO 2
Hydro Ag ri-C 厂 荷兰 S luiskil
1971 910 情况不明
A rcadian Cerp
美国乔治亚州
1978 1360 生产
BAS F 第 4 氨厂 德国 Ludw igshaf en 1982 1360 生产
Hydro Ag ri-D 厂 荷兰 Sluiskil
1984 1500 生产
29 .18 (计算值)
6 .29 1 .68 0 .55 -1 .92 0 .38
29 .197
(测定值)
8 .959
-2 .019
0 .045
当代的布朗工艺与早期的相比 :一段炉转化
更为温和 , 氨合成率提高 、系统压降减小 、脱碳工 艺改进再生热减少 , 设备也有所改进 , 每吨氨的综 合能耗显著降低了 。
氨合成 合成塔/ 台 入口压力/ M Pa 入口/ 出口 N H3 , %
1.31 903.9
Cat acarb
19 .94 4811 .6
2 19 .7 3 .68/ 16 .58
1.66 865
50
0.25
1012 —
aM DEA 低热 Benfield
20 .58 2293 .2
能利用和催化剂上做出努力如托普索 、凯洛格的
KAAP 等 。 而布朗工艺和 ICI 的 AMV 则重点对
降低一段转化炉的燃料方面着手研究 。
中外 学 者对 合 成 氨 的 理 论 能耗 进 行 了 研 究[ 9～ 11] , 表 3 。天然气制氨的总反应式如下 :
0.442CH4 +0.615H2O(L)+0.5N2 +0.1345O2
成回路之前 , 由此而限制了二段炉加入过量空气 的程度 , 一段炉的水碳比与出口温度也相应略高 一些 。
一种先进的合成氨工艺不仅应是各单元专利
技术和专有技术的优化组合 , 也是工艺和蒸汽动 力系统的优化组合 , 并形成前后关联互相匹配的 关系 。温和的一段转化既降低了水碳比和工艺蒸 汽消耗 , 也降低了一段炉出口温度 , 从而使日产 1000 t 氨 厂 一 段 炉 辐 射 段 的 热 负 荷 从 一 般 214GJ/ h 降低到 123GJ/ h 。为了保持二段转化气 中 CH4 的含量 , 故加入过量空气以释放出更多热 量提高温度 。 在绝热式二段炉内燃烧 , 其热效率 接近 100 %, 而在一段转化炉管外燃烧给热 , 其热 效率约 90 % ～ 92 %。因此转化单元本身是显著 节能的 , 而且降低转化温度也有利于延长转化管 的使用寿命 。
3 对布朗工艺构思和特点的理解
合成氨是个老工业 。 从天然气蒸汽转化经变
换 、脱碳 、甲烷化到压缩合成是个传统流程 , 很难
有根本性的改变 。多少年来 , 很多专家 、学者都在
研究 , 希望在节能降耗方面有较大的进展 , 同时又
不侵犯别家的专利 。 有的在换热式转化炉上下功
夫如 ICI 的 GHR , 凯洛格的 KRES 等 ;有的在热
2 早期的和当代的布朗工艺对比 早期的布朗工艺以 Brea 工厂和福特麦迪生的
Firsr Mississippi 工厂为代表 , 当代的布朗工艺则以 荷兰 Hydro Agri-E 厂和中国 4 厂为代表 。早期的 2 个厂的工艺流程与后来的布朗工艺厂基本相同 。 早期的和当代的一段转化炉都采用侧烧式炉 , 有的 如锦 西 天 然 气 化 肥 厂 采 用 福 斯 特 惠 勒 (Foster Wheeler)梯台式炉 , 而乌石化二化肥则采用西拉斯 (Selas)直壁式炉 。 都采用低水碳比 , 而当代的操作 压力(一段炉管入口压力)达 3.31MPa 则与早期的 3.46MPa 很接近 。 二段炉操作都加入过量空气 , 早 期的 二 段 炉 出 口温 度 为 903.9 ℃, 当 代 的 降 到 869℃,出口 甲烷的 含量也相 应从 1.31%提高 到 1.66 %左右 。 早期的废锅采取 U 型管式(如 Fort Madison 厂)强制循环 , 该厂拆下的废锅管束 , 在 U 型弯管有多处爆管的现象 。当代的废锅有的采取 卧式火管自然循环(如锦西厂), 有的仍采用 U 型 管强制循环(如乌 石化二化 肥), 但 制造厂(FBM HUDSON)对此作了改进 , 在二段转化气入口处加
早期在的 1964 年 布 朗 公 司 的 格 罗 兹 等 人 (B.J.G rotz)就提 出了换热式转 化炉的概 念[ 12] 。 为了要使此转化炉达到自热 , 就要求提供富氧空 气或过量空气(对合成氨计算值而言)。 格罗兹等
3 56
大 氮 肥
1998 年 第 21 卷
发现无论从能耗和投资来讲 , 采用过量空气随之 以深冷除去过量氮的方法要比富氧空气法经济得
建峰化肥厂
中国四川
1993 1000 生产
合江天华公司 中国四川
1995 1000 生产
乌石化第二化肥厂 中国新疆
1996/ 7 1000 生产
后来在美国的乔治亚州 、德国的路德维希 、荷
兰斯路伊斯基尔和南美的特立尼达和多巴哥相继
建设 了日产 1360 ～ 1750 t 氨厂[ 1 ～ 3] 。 我 国则于 90 年代相继以布朗工艺建了 4 个氨厂 , 即锦西天 然气化工厂 、建峰化肥厂 、合江天华公司化肥厂和 乌鲁木齐石化总厂第二化肥装置 , 规模都是日产 氨 1000 t[ 4 ～ 8] 。 布朗工艺氨厂的概况见表 1 。 迄今为止已建厂 16 个 , 目前还在生产的约 9 个 , 其中 4 个在中国 。
1998 年
大 氮 肥 Larg e Scale N itrog enous F ertilizer Industry
第 21 卷 第 5 期
布朗工艺的发展及在中国的现状
顾志诚
(中国石化兰州设计院 , 甘肃兰州 , 730060)
摘要 布 朗工艺(Braun P rocess)于 1964 年开 发 , 1966 年在 美国加利 福尼亚 州建成 第一座 氨厂 。 近年 来 在我国相继建成了 4 套布朗工艺大型合成氨装置 , 即锦西 天然气化工厂 、建峰化肥厂 、合江天华公司化肥厂和 乌鲁 木齐石化总厂第二化肥装置 。 本文拟就布朗工艺的特点 和发展结合 一些装置 的具体情况 谈谈体会 和意 见。
28 3553
3
1
15 .1
14 .3
3 .5/ 21 .0 1 .68/ 14 .20
布朗净化器 入口温度/ 压力
出口温度/ 压力
膨胀机压降 ΔΡ/M Pa
4 .4 ℃/ 2 .76 M Pa
4 .4 ℃/ 2 .65 M Pa
无
1 .6 ℃/
2 .2 ℃/
2 .36 M Pa 2 .35 M Pa
0 .40
0 .30
高压蒸汽参数/ M Pa 燃气轮机
每吨液氨的综合 能耗/ G J 其中 :原料天然气
燃料天然气 输入蒸汽 输出蒸汽 电力(包括 CW)
10 .2
12 .5
12 .06
515 ℃
510 ℃
无 有 、驱动空压机 有
36 .53 (计算值)
6 .315 1 .779 0 .604 -0 .228 0 .27
转化炉以利用其显热 。
早期和当 代的布朗工艺氨 厂主要特 征见表 2。
表 2 布朗工艺氨厂 主要特征表
项目
早期的 当代的 (Fort (乌石化 M adison) 二化肥)
凯洛格
K REP (川化)
系统压力/ M Pa 从一段炉入口至合成
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3.46 ※2.36 3.31 ※2.35 3.79 ※2.93