张蒙恩，孟 雪，张洋洋

（河南心连心化学工业集团股份有限公司，河南 新乡 453731）

0 引 言

某厂的煤制甲醇项目，采用四喷嘴水煤浆气化、CO宽温耐硫变换、 （大连理工）低温甲醇洗净化、绝热等温复合型甲醇合成的工艺路线。其配套的空分装置采用低温精馏法，利用液化空气中各组分沸点的不同而进行分离：原料空气经过滤和空压机组压缩后，通过水冷和分子筛系统除去其中的水和二氧化碳，再经过换热、膨胀、等温节流冷却并液化，最终在精馏塔中实现氧、氮组分分离的同时排出危险杂质，此过程中，空分装置在得到高纯度氧气和氮气的同时，也会产生较大量的污氮气。现空分装置有液氮、低压氮气、中压氮气和高压氮气等多种氮气产品，各氮气管网压力等级及下游用户/装置情况见表1。

表1 各氮气管网压力等级及下游用户/装置情况

如今，为提高产品调配的灵活性，以提升企业的市场竞争力，该厂拟在其煤制甲醇项目基础上扩建合成氨装置，实现合成氨、甲醇产能的柔性调节。经核算，拟建合成氨装置有39500m3/h（标况，下文无特别说明处均为标况）的原料氮气需求，解决原料氮气来源成为拟建合成氨项目能否实施的基础与前提之一。

1 原料氮气的获取途径

大型合成氨装置工艺气净化一般配套低温甲醇洗和液氮洗工艺，合成氨装置的原料氮气在液氮洗系统中不仅用于配制氢氮比为3∶1的合成气，还担负着在氮洗塔内净化CO的重任，因此原料氮气的纯度及组分要遵照当前中压氮气管网的指标要求。经分析，拟建合成氨装置原料氮气除了可通过新建空分装置将空气分离获得外，还可通过收集现各压力等级氮气管网的富裕氮气加以利用而获得——具体方式有液氮汽化、低压氮气加压、污氮气提纯（包括污氮深冷分离、污氮除氧）等，具体方案及其可行性分析如下。

1.1 液氮汽化

单套空分装置液氮产量为3300m3/h，通过后备系统的液氮汽化器将其汽化可满足拟建合成氨装置的原料氮气需求。此方案的优点是，可利用原有的后备系统设备，无需新增设备。此方案的缺点有二：一是液氮售价400元/t，液氮汽化的成本高达0.5元/m3，运行成本较高；二是后备系统主要是应急使用，是为了保障空分装置运行不稳定或故障时生产系统短时间内可以正常运行，长期采用液氮汽化的方式满足拟建合成氨装置的原料氮气需求，存在极大的安全隐患。

1.2 低压氮气加压

0.42MPa的低压氮气供液氮洗系统、低温甲醇洗系统和其他装置使用后，仍有约10000 m3/h的余量，可通过增设氮气压缩机（氮气压缩机功率约1200kW）将这部分富余的低压氮气增压至6.11MPa后并入中压氮气管网，用作拟建合成氨装置的原料氮气。此方案的优点是，改造范围较小，仅需增加氮气增压机并对相应管线进行改造，投资小，运行成本也较低。此方案的缺点有二：一是低压氮气富余量仅10000m3/h，富余量较少，不能完全满足拟建合成氨装置对中压氮气的气量需求；二是系统开停车过程中，吹扫和置换均需间歇使用低压氮气，即低压氮气管网不能连续稳定地提供10000m3/h的低压氮气用于增压为中压氮气。

1.3 污氮气提纯

经前工序预处理的空气经空分装置主塔精馏后，上塔顶部得到污氮气，污氮气经过冷器、板式换热器复热后出冷箱，之后送往空分预冷系统水冷塔和分子筛再生加热器利用，这部分污氮气气量约270000m3/h，完全可满足拟建合成氨装置对中压氮气气量的需求，只是污氮气中的N2含量为98.5%、O2含量为1.5%，为满足后续工段的工艺需求，污氮气在利用前需对其进行提纯，去除其中的O2。污氮气提纯方案如下。

1.3.1 污氮深冷分离

污氮深冷分离系统工艺流程简图见图1。空分冷箱来污氮气经压缩后进入主换热器，被返流气体冷却并膨胀后进入制氮塔底部参与精馏，制氮塔顶部获得产品氮气，制氮塔底部的富氧液氮进入蒸发冷凝器的蒸发侧，用于冷凝制氮塔顶部的氮气，蒸发冷凝器顶部抽出的污氮气依次经过冷器冷端、主换热器冷端复热至常温后出冷箱。

图1 污氮深冷分离系统工艺流程简图

污氮深冷分离系统的氮气产品纯度与原空分装置氮气产品纯度保持一致，但污氮深冷分离系统对氮气的提取率一般只有65% ～70%，要满足拟建合成氨装置39500m3/h的原料氮气需求，也就意味着污氮深冷分离系统的进气量要达到约60000m3/h，为降低污氮气抽取对原空分装置的影响，建议污氮深冷分离系统产出的污氮气再返回原空分装置预冷系统水冷塔或分子筛；也可采用双塔精馏［1］的模式提高氮气的提取率，以减小污氮深冷分离系统的规模及能耗。

1.3.2 污氮除氧

污氮除氧系统工艺流程简图见图2［图中：N1为冷箱来的污氮气，N2为压缩机出口污氮气，N3除氧反应器进口污氮气，N4为除氧反应器出口污氮气，N5为氮气冷却器出口氮气，N6为水分离罐出口氮气，N7为分子筛出口氮气，N8为产品氮气（即液氮洗系统进口氮气），H1为氢氮比为3∶1的合成气］。空分冷箱来的O2含量为1.5%的污氮气经压缩后进入除氧反应器，与液氮洗系统来的氢氮比为3∶1的合成气中的H2在钯催化剂作用下反应，除氧反应器连接汽包移出反应热并副产0.5MPa蒸汽，除氧反应器出口工艺气O2含量＜5×10-6，经冷却、水分离和分子筛脱水后进入液氮洗系统。

图2 污氮除氧系统工艺流程简图

污氮除氧工艺系统的关键物流数据如表2所示。可以看出，产品氮气（N8，即液氮洗系统进口氮气）含有0.7%的H2，且产品氮气压力略低于中压氮气管网压力，因此建议产品氮气进液氮洗系统前增设缓冲罐，以免含H2氮气污染氮气管网。污氮除氧方式获得的产品氮气（N8），进入液氮洗系统被返流合成气和燃料气/富氢气降温至-193℃后送入氮洗塔塔顶，用于洗涤来自低温甲醇洗系统的净化气。经化工流程模拟软件分析与核算，氮洗塔出口合成气中的CO含量仍满足工艺要求，表明此含H2氮气可用于液氮洗配氮及氮洗塔。

表2 污氮除氧工艺系统的关键物流数据

1.4 小 结

综上，拟建合成氨装置所需的原料氮气可通过液氮汽化、低压氮气加压、污氮气提纯（包括污氮深冷分离和污氮除氧）等方式获得，不过各获取方式各有利弊：液氮汽化和低压氮气加压获取方式适合小型装置使用；污氮深冷分离方式，产品纯度高但提取率低，适合大型装置，深冷分离后的污氮气最好返回原空分装置预冷系统水冷塔或分子筛；污氮除氧方式，提取率高但产品气含H2，获得的氮气仅能供液氮洗系统使用，不能并入氮气管网。

本扩建装置产品为合成氨，有39500m3/h的原料氮气需求，据合成氨原料需求特性，一方面可以通过提供合格的纯氮气来满足拟建项目需求，另一方面也可通过提供合格的氮氢混合气进入液氮洗配气流程满足拟建项目需求。因此，上述方案中的污氮深冷分离和污氮除氧方案均适用于该拟建项目，甚至对该拟建项目而言，方案中的弊端有时反而是有利的，如污氮除氧方案中产品氮气含H2的弊端，对本项目而言可充分回收利用产品气中的H2，提高原料利用率。总之，该厂拟建合成氨装置中压氮气采用污氮气提纯（包括污氮深冷分离和污氮除氧）获取是较为可行的方案。

2 污氮气抽取对空分装置的影响

空分装置预冷系统工艺流程简图见图3。来自冷箱的150000m3/h污氮气从水冷塔底部进入，与从水冷塔顶部进入的195m3/h循环水（温度32.7℃）逆流接触，经质热交换后，污氮气被增湿升温后排入大气，被逆流而上的污氮气冷却至15.7℃的循环水则从水冷塔底部排出，经循环水泵加压并经溴化锂制冷机组降温至8.4℃后成为空冷塔上部的低温冷冻水。

图3 空分装置预冷系统工艺流程简图

若将来自冷箱的150000m3/h污氮气抽取出其中的40000m3/h用于提纯制取拟建合成氨装置的原料氮气，水冷塔污氮气量减少会导致水冷塔底部循环水温度上升［2］至20.2℃，继而使空冷塔上部低温冷冻水温度上升至12.9℃，影响分子筛的吸附效果；当然，可通过加大溴化锂制冷机组负荷的方式降低空冷塔上部低温冷冻水的温度，经化工流程模拟软件分析与核算，原流程溴化锂制冷机组的制冷量为1600kW，只要将溴化锂制冷机组的制冷量增至2600kW 即可将空冷塔上部低温冷冻水的温度降至8.4℃，只是溴化锂制冷机组0.5MPa蒸汽消耗会增加1.2 t/h、循环水消耗会增加375m3/h，也就是说，完全可通过加大溴化锂制冷机组负荷的方式消除污氮气抽取对空分装置预冷系统的不利影响，即污氮气提纯获取合成氨装置所需原料氮气在工艺上是可行的。

3 结束语

综上所述，煤制甲醇项目扩建合成氨装置原料氮气的来源丰富——液氮汽化、低压氮气加压、污氮气提纯（包括污氮深冷分离和污氮除氧）等方式均可获得，其中，对空分装置污氮气提纯的利用方式，合理利用了生产系统的公共资源，充分保障了系统的氮气用量，且提纯工艺系统运行稳定、安全，工艺操作简单、自动化程度高，可有效保障拟建合成氨装置的高负荷或满负荷、长周期、安全、稳定运行，可作为改扩建大型合成氨装置时原料氮气获取的优选方案。