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1、焦炉煤气制合成氨联产LNG项目提氢装置比选朱艳成（山西晋煤天源化工有限公司，山西 高平 048400）摘 要 近年来，焦化行业产业结构调整加快，因其副产的焦炉煤气是较好的化工原料，使得焦炉煤气制天然气、甲 醇、乙醇、合成氨、乙二醇、尿素、氢能等化工项目成为热点；其中，已运行的焦炉煤气制合成氨联产LNG项目采用的提氢 装置大多是甲烷深冷分离+PSA工艺。通过对甲烷深冷分离+液氮洗和甲烷深冷分离+PSA工艺的产品产量、公用工程消耗、项 目投资、综合经济效益等进行比较，笔者认为，焦炉煤气制合成氨联产LNG项目采用甲烷深冷分离+液氮洗提氢的工艺方案 更为合理。关键词焦炉煤气；合成氨联产LNG项目；液氮
2、洗；产品产量；公用工程消耗、项目投资、综合经济效益0引言焦化行业属于传统化工行业，技术和资金壁垒不高，近年来行业一直面临产能过剩和高耗能、高污染 等问题，供给侧改革以来，一系列“去产能”政策出台，违规产能和环保不达标产能被淘汰，国内政策要 求将4.5 m以下焦炉淘汰，新上装置焦炉都在6.25m以上。近年来，产业结构调整加快，焦化化工通过联 产解决环保问题，同时增加焦化企业经济效益。焦炉煤气是焦化行业重要的副产品，焦炉煤气中含有近55-60%的H2、20-23%的CH4和5-7%的CO, 是非常好的化工原料，近年来焦炉煤气制天然气、甲醇、乙醇、合成氨、乙二醇、尿素、氢能也成为了热 点，已经替代了
3、焦炉煤气直接发电的处理方式。当焦炉煤气量在40 000 m3/h以下时，建议建设甲醇、液化 天然气（LNG）项目；当焦炉煤气量大于40 000 m3/h时，建议投建甲醇联产合成氨或合成氨联产LNG项 目。近年来甲醇市场比较疲软，但对清洁能源LNG的需求不断增大，因此合成氨联产LNG项目的经济效 益相对较好。目前，已运行的焦炉煤气制合成氨联产LNG项目采用的提氢装置大多是甲烷深冷分离+PSA 工艺，笔者认为，焦炉煤气制合成氨联产 LNG 项目采用液氮洗提氢的工艺方案更为合理。以下笔者就该 问题谈谈自己的认识，与业内同行探讨。2 工艺方案据近年新建焦化装置的情况，3 000 kt/a焦化项目副产的
4、焦炉煤气量约为80 000 m3/h （干基），使用该 焦炉煤气作为原料生产合成氨联产LNG，以下以该焦炉煤气的经典组分（见表1）为基准进行工艺设计并 探讨。表13 000 kt/a焦化项目副产焦炉气经典组分焦炉煤气组分含量（干基）/%杂质含量/mg m-3H59.0H S40CO7有机硫200CO3.8焦油和尘20CH22.5苯2 000N4.5萘1 000O0.5NH80CH0.93HCN2802 6CH1.8HO饱和2.1 工艺方案一甲烷深冷分离+液氮洗净化原料气进入深冷分离冷箱，在液化换热器中冷却到-58C进入重烃分离器。重烃分离器分离出来 的气相继续在液化换热器中冷却、冷凝到一定温度
5、后从液化换热器冷端出来，再进入过冷器继续冷凝，从 过冷器出来后进入脱氢塔底部。经过脱氢塔精馏，塔顶馏出气以氢气为主、还有少量的氮、CO和甲烷。 脱氢塔馏出气进入液氮洗涤塔底部，在液氮洗涤塔内，上升气体与下流液体（液氮）在规整填料表明接触 传热、传质，液氮洗涤塔塔顶馏出气的主要成分为氢气和氮气、其甲烷含量WIOppm、一氧化碳和二氧化 碳的总含量W5ppm、氧含量W2ppm。液氮洗涤塔馏出气经配氮后送合成氨界区。脱氢塔塔底得到主要成分为甲烷、氮气的液体，复热到一定温度后进入LNG精馏塔的中部。液氮洗 涤塔底部得到富烃类液体，复热到一定温度后进入LNG精馏塔的上部。在LNG精馏塔中上升气体与回流
6、液体在规整填料表面传热传质，气体在上升过程中氮、CO的含量逐渐升高，甲烷含量逐渐降低，最终未 冷凝的富CO尾气被引出，之后去预处理单元做冷吹气和再生气，然后送出装置界区。LNG精馏塔底部得到LNG,送入LNG液化换热器中过冷，出冷箱经LNG精馏塔液位控制阀后送至 LNG 储罐。2.2 工艺方案二一甲烷深冷分离+PSA净化气进入深冷分离冷箱主换热器，换热后进入重烃分离器进行重烃分离，重烃分离器顶部气相进入 主换热器冷却至一定温度后进入甲烷洗涤塔。在甲烷洗涤塔内上升的气相与下流的液相在规整填料上传质传热，气相上升过程中氮气和一氧化碳被 冷却至-180C的LNG洗涤，氢气含量逐渐升高，在甲烷洗涤塔塔
7、顶得到高压富氢气返回主换热器复温至常 温出冷箱送PSA装置；在甲烷洗涤塔釜得到富甲烷液进入CO/CH4分离塔塔底，在CO/CH4分离塔中上升 的气相与回流液在规整的填料表面传质传热，在塔顶得到富CO气进入冷凝器与节流后的液氮换热，部分 富CO气液化后作为回流液，未冷凝的富CO气被引出主换热器复热至常温出冷箱，在塔底得到LNG，分 为两路，一路作为洗涤液，一路送入主换热器过冷，经节流降压送出界区去下游LNG储罐。来自冷箱的富氢气进入原料气缓冲罐进行缓冲，然后从底部进入正处于吸附工况的两台吸附塔内，在 多种吸附剂组成的复合吸附床的依次选择吸附下，气体中的N2与CO等组份被塔内吸附剂吸附，纯净的 氢
8、气（99.99%）从吸附塔顶部连续排出去后工段，逆放气和冲洗解吸气混合后去界外。3 2种工艺方案的比较3.1 产品产量比较采用上述2种工艺方案，不会影响LNG的产量。因方案一中液氮洗和甲烷分离装置主要设备是在一 个冷箱内，预冷和纯化系统公用；方案二的甲烷分离和psa-h2是二个独立的装置。所以深冷分离出来的 富CO气量不同，方案一没有提氢解析气，所以2种工艺方案液氨产量和副产蒸汽量不同。2种工艺方案 的液氨、LNG、副产蒸汽产量对比见表2。可以看出，方案一因氢气损失少，所以相应增加了合成氨产量; 方案二因为设置PSA-H2，解析气量比较大，相应地会增加蒸汽的产量。简言之，方案一（甲烷深冷分离
9、液氮洗）比方案二（甲烷深冷分离+PSA）氨产量高14.5 kt/a而蒸汽产量少14.24 kt/a。表2 2种工艺方案的液氨和LNG产量对比项目设计焦炉气产量/m3 h-1冷箱富co气量/m3 h-1PSA-H2解析气/m3 h-1副产3.8MPa蒸汽量/t h-1LNG产量/kt a-1液氨产量/kt a-1方案一80 00010 180036.5125178.1方案二80 00037149 23054.3125163.6注：蒸汽产量是根据冷箱闪蒸气和提氢解析气中CO和h2气热值进行换算而得。3.2 公用工程消耗比较由于方案一与方案二进冷箱前气量相同，2 种方案都需要进深冷分离工序之前将气体
10、中的总硫脱至 0.1X10-6、CO2脱至20X10-6、H2O脱至1 X10-6,，所以所需的净化工序消耗没有差异。液氮洗的冷量主要 来自于高压氮气的节流膨胀，未增加较多的冷量消耗；psa-h2装置的解析气需要送至甲烷分离装置作为再 生气需要提压使用。方案一的配氮在冷箱内完成，氮气损失较少；方案二的配氮在psa-h2装置后配入， 原料气中的氮气全部转至解析气中了，这就是虽然方案一液氨产量高，但是氮气消耗并没有大量增加。2 种工艺方案各公用工程消耗对比见表3：表3 2种工艺方案各工序公用工程消耗对比公用工程 介质使用工序消耗量方案一方案二0.45 MPa循环水甲烷分离1670 t/h1700
11、t/h10 kV 电MRC压缩机9 419 (kW h) /h9 200 (kW h) /h循环氮压机631 (kW h) /h740 (kW h) /h解析气压缩机0 (kW h) /h450 (kW h) /h3.8 MPa 过热蒸汽甲烷分离2 t/h2 t/hN2配氮14900m3/h14500m3/h由表3可以看出：2方案需要外界提供3.8MPa的过热高压蒸汽量一样，循环水耗量和氮气用量没有较 大差异。方案一的电耗（10 kV）为10050 （kWh） /h、方案二的电耗（10 kV）为10390 （kWh） /h、 综合来看，方案一的公用工程消耗氮气消耗比方案二稍高，方案二的水耗、电
12、耗比方案一稍高。3.3 项目投资比较2种工艺方案的投资对比见表4。可以看出：方案一的液氮洗/甲烷分离可以看成为一个装置，只是在 冷箱内增加了一个氮洗塔，因此投资没有较大的增加，方案二则是增加了 PSA-H2 装置，同时增加了一台 解析气压缩机，导致方案二相对于方案一投资要高出1 400万元。表4 2种工艺方案的投资对比 万元项目甲烷分离液氮洗PSA-H2氨合成合计方案一10 60060008 90020 100方案二10 10002 8008 60021 500注：因采用不同的工艺方案的净化系统、水汽系统投资相差不大，故未作比较。3.4 综合经济效益比较由表3可以得出，方案二较方案一多耗循环水
13、30 t/h、电340 （kWh）/h，少消耗氮气300m3/h，以 方案一的各项现有数据为比较基准，装置年运行时间按8 000 h计，可计算出方案二因多耗循环水、电、 而增加的成本，多产高压过热蒸汽增加的效益，再将方案二增加的投资以15 a折旧分配到年增成本中，可 测算得方案二较方案一增加的成本（亦即减少的效益） ，具体见表5。可以看出，工艺方案二的消耗高、 投资高，其年效益会比工艺方案一低约2 455.33万元。表5方案二较方案一增加的成本（亦即减少的效益）项目年增量单价年增成本 （或收入）/万元电2 . 72X 106 kW h0.45 元/ (kW h)122.4循环水2.4X1051
14、0.15 元/t3.6高压蒸汽-1.424X 104 t95 元/t-1 353氮气一32 X 10em3/h0.10 元/m332折旧93.33液氨产品1.45X 104 12 500 元/t3625合计2 455.334 分析与结论4.1 产量与产品市场2 个方案在焦炉气净化、甲烷分离、合成氨几个系统的各方面数据相差不大，2个方案的区别主要在于是液氮洗法提氢可以和甲烷分离合并在一个冷箱中，而psa-h2法提氢属于新增装置，同时该方法的最 大缺点就是气损大，特别是当氢气浓度要求比较高时：方案一几乎没有h2的损失，故其液氨产量比方案 二高；方案二设置psa-h2装置，解析气量较大，h2的损失较
15、多，利用解析气中的CO和h2产生蒸汽，故 其副产蒸汽量方案一高。工艺方案二虽然副产蒸汽量高 ，但是此工艺流程装置对蒸汽的需求并不大，且蒸汽不具备外售条件 经济效益较差；工艺方案一液氨产量高 ，市场对液氨的需求稳定，且其市场前景看好，加之方案二的综 合投资高于方案一，因此从产品产量、市场价格方面来说，方案一更具优势。4.2 运行成本与运行稳定性(1) 工艺方案二增产了高压蒸汽，但同时增加了水耗、电耗，因而方案二的公用工程消耗总体较方 案一高。(2) 方案二PSA-H2解析气压力较低，需要压缩后返回深冷分离纯化系统和TSA除杂再生，从而会 增加了操作负荷，造成运行不经济。(3) 方案二比方案一排放的气量大，可能对环保和火炬造成一定的影响，PSA-H2装置程控阀比较多, 检修量也相应增加。(4) 方案一比方案
