Производство аммиака

Недостатки данного  метода состоят в том, что данное производство не решает полностью проблему утилизации диоксида углерода.

Достоинства метода –  производство концентрированного азотного удобрения, утилизация побочного продукта – азотной кислоты [4].

3. Производство карбамида. Сырьем для производства карбамида служат аммиак и диоксид углерода. Синтез карбамида протекает в две стадии. В первой стадии происходит образование карбаминовокислого аммония (карбамата):

2NH₃ + CO₂ ↔ NH₂COONH₄ – Q,                        (16)

далее карбамат дегидратируется  с образованием карбамида:

2COONH₄ ↔ (NH₂)₂CO + H₂O – Q.                   (17)

Образование карбамата аммония в оптимальных условиях протекает почти полностью и с большей скоростью. Дегидратация же карбамата происходит медленно, не полностью и ускоряется лишь в жидкой фазе. Для увеличения выхода карбамида наряду с повышением температуры используют избыток аммиака сверх стехиометрического, который препятствует образованию побочных продуктов.

Для улучшения экономических  показателей процесса, не вступившие во взаимодействие аммиак и диоксид  углерода, как правило, используют для  производства других продуктов или  снова возвращают в процесс.

Данный вариант является самым оптимальным, поскольку полностью удовлетворяет задаче – утилизации диоксида углерода, процесс не требует дополнительного сырья, а продукт является наиболее ценным азотным удобрением, легко усваиваемым растениями [2].

 

2 Описание технологической  схемы процесса [5]

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Исходным сырьем для производства аммиака является природный газ, поступающий из сети под давлением 10 – 12 кгс/см² с температурой минус 40 – плюс 35 °С. Природный газ проходит два последовательно соединенных фильтра (на схеме не указаны) грубой и тонкой очистки. Природный газ проходит сепаратор (на схеме не указан), где из него выделяется жидкий конденсат, содержащий жидкие углеводороды. Отсепарированный газ отправляется на нагнетатель с приводом от паровой конденсационной турбины (на схеме не указаны). После нагнетателя природного газа газ с давлением не более 45 кгс/см²  и температурой не более 200 °С  направляется на сероочистку. Газовая смесь поступает в подогреватель 1, где нагревается до температуры 370 - 400 °С дымовыми газами, образующимися при сжигании топливного газа. В подогретую газовую смесь добавляется азотоводородная смесь и все это поступает в реактор гидрирования 2, где образуется сероводород. Далее газовая смесь проходит через адсорбер 3, где при температуре 360 - 390 °С поглощается сероводород. После сероочистки газовая смесь на два потока: один для технологических целей, другой на сжигание в качестве топлива в топку 6 с воздухом. Технологический газ поступает на конверсию метана.

После сероочистки газ  направляется в подогреватель 4, где  смешивается с паром в соотношении пар:газ не менее 3,0:1, и нагревается засчет тепла дымовых газов до температуры не более 520 °С. Подогретая парогазовая смесь направляется в трубчатую печь 5, в которой равномерно распределяется по реакционным трубам, где осуществляется процесс паровой конверсии природного газа при температуре не более 830 °С. После трубчатой печи конвертированная парогазовая смесь поступает в шахтный конвертор 7, где смешивается с воздухом давлением не более 35 кгс/см² и температурой не выше 60 °С. Количество воздуха для процесса подбирается таким образом, чтобы обеспечить соотношение H₂ : N₂ = 3 : 1. Газ проходит через подогреватель, где нагревается до 500°С, далее осуществляется процесс конверсии в нижней части конвертора, температура на выходе не более 1010 °С. Конвертированная парогазовая смесь охлаждается в паровом котле 8 до температуры 330 – 380 °С и отправляется на конверсию окиси углерода.

Конвертированный газ  после парового котла поступает в конвертор СО первой ступени 9, где при температуре на выходе не более 450 °С происходит конверсия окиси углерода. Далее газ поступает в паровой котел 8, где охлаждается до 340 °С. В конверторе СО второй ступени 10 происходит конверсия водяным паром, температура на выходе не более 260 °С. Далее конвертированный газ охлаждается до 120 °С в теплообменнике 4 и поступает на стадию моноэтаноламиновой очистки.

Очистка газа от двуокиси углерода осуществляется раствором  моноэтаноламина. Температура процесса абсорбции 40 – 60 °С, при повышении температуры и снижении давления происходит выделение двуокиси углерода, на чем основан процесс регенерации раствора моноэтаноламина. Конвертированный газ проходит вначале нижнюю секцию абсорбера 12, затем верхнюю и очищается до объемной доли СО₂ не более 0,03%. Далее газ направляется на метанирование, а отделенный от газа раствор самотеком стекает вниз колонны. Далее раствор подогревается в теплообменнике 4.Газовый конденсат поступает в верхнюю часть отпарной колонны 11, в которой при температуре в нижней части не более 132 °С и давлении не более 1,8 кгс/см² из газового конденсата удаляется диоксид углерода. Отгонка осуществляется с применением пара давлением 3,5 кгс/см² и температурой 293 °С, который подается в нижнюю часть колонны. Выделившиеся из газового конденсата пары поднимаются вверх, а очищенный газ подается в холодильник 13 и далее вновь подается сверху колонны 12. Доочистка газа от окисей углерода производится путем  метанирования. Конвертированный газ поступает в верхнюю часть метанатора 14, где подогревается до 280 – 320 °С, и далее поступает в реакционную зону, температура газа на выходе составляет не более 380 °С.

После очистки азотоводородная  смесь направляется на компрессор 15, где сжимается до давления не более 51 кгс/см² и с температурой не более 165 °С, далее газ поступает в холодильник 17, где охлаждается до температуры 60 °С. Далее смесь поступает в сепаратор 18, в котором отделяют газовый конденсат, откуда снова поступает в холодильник 19, в котором нагревается до 150 °С, и в теплообменник 4, где нагревается до 195 °С и направляется в колонну синтеза 20. Далее смесь охлаждается в теплообменнике 4, холодильнике 13, холодильнике 10 до температуры 22 – 40 °С, при этом происходит конденсация части аммиака из газовой смеси. Аммиак отделяется в сепараторе 18, а оставшаяся газовая смесь, содержащая 7 – 12% аммиака поступает на компрессор 15, откуда в холодильник 17 и далее через сепаратор 18 снова на синтез аммиака.

Выделяющийся на стадии моноэтаноламиновой очистки диоксид углерода направляется на производство карбамида.

Диоксид углерода, сжатый в компрессоре 21 до 20 МПа и аммиак подаются подается в колонну синтеза 22, далее плав поступает в дистилляционную колонну 23 и далее через подогреватель 24, где нагревается до 190 °С  и разделяется на жидкую и газовую фазы. Жидкая фаза подается на выпарку в выпарной аппарат 25, откуда поступает в сборник плава 26 и подается на грануляцию в башню 27, где получается гранулированный карбамид.

Отходящие дымовые газы из подогревателя 1 охлаждаем в паровом котле 8, теплообменнике 4 и разделяем на жидкую и газовую фазы в сепараторе 18. Газообразная фаза проходит скруббер Вентури 28, где улавливаются оксиды азота, а диоксид углерода направляем также на производство карбамида.

 

3 Материальный баланс процессов

3.1 Материальный  баланс стадии синтеза аммиака

 

Процесс синтеза аммиака протекает  по реакции 

N₂ + 3H₂ ↔ 2NH₃                                            (10)

,                                                (1)

Где    - расход азота;

- производительность по аммиаку, 1420 т/сут;

- молярная масса азота, 28000 т/кмоль;

- молярная масса аммиака, 17000 т/кмоль;

 т/сут.

,                                               (2)

Где    - расход водорода;

- производительность по аммиаку, 1420 т/сут;

- молярная масса водорода, 2000 т/кмоль;

- молярная масса аммиака, 17000 т/кмоль;

 т/сут.

Таблица 1 – Материальный баланс стадии синтеза аммиака

Приход		Расход
Статья баланса	т/сут	Статья баланса	т/сут
Азот Водород	1169,4 250,6	Аммиак	1420
Итого:	1420	Итого:	1420

3.2 Материальный  баланс стадии конверсии метана

 

Процесс конверсии метана протекает по суммарной реакции

CH₄ + 2H₂O ↔ CO₂ + 4H₂,                                       (18)

,                                                (3)

Где    - расход метана;

- производительность по водороду, 250,6 т/сут;

- молярная масса метана, 16000 т/кмоль;

- молярная масса водорода, 2000 т/кмоль;

 т/сут

 

,                                             (4)

Где    - расход воды;

- производительность по водороду, 250,6 т/сут;

- молярная масса воды, 18000 т/кмоль;

- молярная масса водорода, 2000 т/кмоль;

 т/сут

,                                                 (5)

Где    - расход диоксида углерода;

- производительность по водороду, 250,6 т/сут;

- молярная масса диоксида  углерода, 44000 т/кмоль;

- молярная масса водорода, 2000 т/кмоль;

 т/сут

 Таблица 2 – Материальный баланс стадии конверсии метана

Приход		Расход
Статья баланса	т/сут	Статья баланса	т/сут
Метан Вода	501,2 1127,7	Углекислый газ Водород	1378,3 250,6
Итого:	1628,9	Итого:	1628,9

 

3.3 Материальный баланс производства карбамида

 

Суммарную реакцию производства карбамида можно записать следующим образом:

2NH₃ + CO₂ = (NH₂)₂CO + H₂O                                   (19)

Возьмем за основу производительность по карбамиду 1500 т/сут.

,                                               (6)

Где    - расход аммиака;

- производительность по карбамиду, 1500 т/сут;

- молярная масса аммиака, 17000 т/кмоль;

- молярная масса карбамида, 60000 т/кмоль;

 т/сут

                                             (7)

Где    - расход диоксида углерода;

- производительность по карбамиду, 1500 т/сут;

- молярная масса диоксида  углерода, 44000 т/кмоль;

- молярная масса карбамида, 60000 т/кмоль;

 т/сут

,                                         (8)

Где    - расход воды;

- производительность по карбамиду, 1500 т/сут;

- молярная масса воды, 18000 т/кмоль;

- молярная масса карбамида, 60000 т/кмоль;

 т/сут

Таблица 2 – Материальный баланс производства карбамида

Приход		Расход
Статья баланса	т/сут	Статья баланса	т/сут
Аммиак Углекислый газ	850 1100	Карбамид Вода	1500 450
Итого:	1950	Итого:	1950

 

 

4 Выбор основного оборудования

4.1 Колонна синтеза аммиака [6]

 

Рисунок 3 – Колонна синтеза аммиака

1 – корпус; 2 – насадка.

Колонна состоит из корпуса  высокого давления и внутренней насадки. Производительность колонны 450 000 т/год, емкость корпуса 96,6 м³, общая высота 31,45 м, масса колонны с насадкой 510 т.

Преимущества данной колонны по сравнению с аппаратами высокого давления других конструкций  – большая надежность в эксплуатации, более высокий коэффициент использования  металла, меньшая стоимость.

 

 

 

4.2 Абсорбер [7]

 

Рисунок 4 – схема тарельчатой  колпачковой колонны

1 – тарелки; 2 – колпачок; 3 – паровой патрубок; 4 – переливная  трубка.

Выбран аппарат данной конструкции для моноэтаноламиновой очистки конвертированного газа для предотвращения уноса моноэтаноламина с углекислым газом на синтез.

 

4.3 Трубчатая  печь [7]

 

Рисунок 5 – Трубчатая  печь

1 – шахта; 2 – трубчатка; 3 – топочная камера; 4 – выносная  топка; 5 – воздушный канал; 6 – окно; 7 – боров; 8 – вентилятор.

На рисунке 5 изображена трубчатая печь для непрерывного нагревания газообразных или жидких продуктов. Она состоит из шахты 1 (где помещена трубчатка 2), топочной камеры 3 и выносной топки 4. Для понижения температуры газов в топочном пространстве по каналу 5 при помощи вентилятора 8 нагнетается воздух. В топочной камере горячие газы поднимаются снизу вверх и через окно 6 поступают в шахту 1, где, проходя сверху вниз, отдают свое тепло трубчатке и уходят в боров7.

 

4.4 Выпарной  аппарат [7]