CN101767801A - 用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，将高炉生产磷酸后的炉煤气引入脱硫工序，然后进入催化变换工序使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，分离炉煤气中的CO2和N2，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2，混合后进入合成氨工序。本发明用高炉生产磷酸的多余的炉煤气来制备合成氨，在利用煤、磷资源在使用高炉法生产磷酸的同时，将多余的炉煤气生产合成氨，生产磷铵高效复肥的企业无需再外购合成氨，基建投资可节省约25％，而且在降低生产成本、优化运营、管理方面都有突出的明显优势。

Description

用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺
技术领域
本发明涉及合成氨技术领域，特别是涉及用高炉生产磷酸的炉煤气来制备合成氨的工艺。
背景技术
合成氨的工艺技术路线主要根据其原料来源的不同而分为：
①固体原料路线：它主要是以焦炭和煤为原料，通过固定床(该床目前已呈淘汰之势)、流化床、气化床等造气设备来生产煤气和合成煤气再进一步加工生产合成氨，目前全世界以煤、焦为原料来生产合成氨的比重逐年下降到10％左右，而我国是该工艺路线的最主要生产国，占到该工艺技术路线生产量的50％左右。
②气体原料路线：以天然气为原料的烃类与水蒸气催化转化制合成氨工艺，目前，该法已是世界上生产合成氨最具代表性的生产工艺，其比重已高达80％以上；此外，以焦炉煤气为原料的合成氨生产也属其中，但产量所占比重很小。
③液体重质烃工艺：此类工艺主要原料为重油和石脑油，前者主要用纯氧部分氧化法热裂解制气工艺，后者主要是将原料加热气化，然后再采用与气态烃完全一样的制氨流程来生产合成氨。目前，该法的生产产量所占比重有限。
目前，气体原料工艺路线已成为合成氨生产的主导工艺，究其原因是该法较之另外两种方法具有二大突出优势所致：a、合成氨属于投资额很大的产业，在建设同等规模下，气体原料工艺的投资较之煤源固体原料工艺可节省约50％；b、合成氨化工行业是能耗很大的企业，在同等规模下，气体原料工艺的能耗仅约为煤源固体原料工艺的能耗的55％。但是世界的天然气资源分布极不平衡，据有关资料表明，我国天然气资源所占比例不到1％，而煤炭资源所占比例约15％，所以在我国煤源工艺生产合成氨的比例多年来高达70～75％。
合成氨在国民经济中有着十分重要的意义，它是生产其它许多化工产品的基础原料，在医药、炼油和天然气加工、冶金、塑料、制冷、橡胶，日用化工等众多领域的生产都离不开合成氨。合成氨用量最多的是用来生产尿素、磷铵、硝铵、硫铵、碳铵等化肥，对农业稳定发展起着十分重要的积极作用，一般而言，合成氨厂都会与尿素、碳铵、硝铵等不同品种的化肥厂一并合建，其中尤以尿素为最。但目前，合成氨厂与生产高效复肥的磷铵企业是分离的，因为作为高效复肥的主导产品-磷铵，它的二大主要原料分别是磷酸和合成氨，而二者的用量比例依据生产磷酸一铵和磷酸二铵的不同，其原料消耗比例约为：磷酸(以P2O5：32％计)∶合成氨(以99.8％计)＝1.47∶0.15～0.24，磷酸用量大约是合成氨用量的6～10倍。所以，不是特大型的复合磷铵企业，一般不建合成氨厂，而是外购合成氨与之配套生产。合成氨是高压合成的液体产品，运输过程均需特殊的专门罐体，到厂后，又需注入专门的高压罐体储存，在这一系列的过程中还很难避免合成氨的跑、冒、滴、漏而对周边环境产生氨污染。所以，这种外购合成氨的经营模式，不仅增加生产成本，而且在管理上同样十分麻烦
申请人1998年提出的发明，专利号为98112155.1，提出了一种高炉磷酸的生产方法及所用设备，基于现有技术中存在的问题，申请人又进一步进行了研究，以期在生产高炉磷酸的同时，利用多余的炉煤气来生产合成氨。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，以克服现有生产磷铵高效复肥时需要外购合成氨的不足，利用高炉生产磷酸产生的多余的炉煤气来制备合成氨，充分利用资源，降低生产成本。
根据专利号为98112155.1的发明专利，进行相关试验实测炉煤气数据的主要成份为：CO：37.5～38.5％，H2：0.5～1.2％，N2：57.1～57.9％，这一成份与现行用无烟煤固定床生产的半水煤气较为接近，结合本发明所要解决的技术问题，本发明采用如下的技术方案：
用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺：将高炉生产磷酸后的炉煤气引入脱硫工序，然后进入催化变换工序使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，分离炉煤气中的CO2和N2，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，混合后进入合成氨工序。
具体地，上述用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺：将高炉生产磷酸后的炉煤气引入脱硫工序，将炉煤气中的硫含量降到0.3g/m3以下，然后进入催化变换工序使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，分离炉煤气中的CO2和N2，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2，混合后进入合成氨工序。
前述工艺中，所述脱硫工序使用栲胶法脱硫。
前述用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺中，所述催化变换工序分两个阶段，第一阶段为高温变换工序，使用Fe-Cr系高变催化剂，温度控制在300～530℃；第二阶段是低温变换工序，使用Co-Mo系宽温变换催化剂，温度控制在200～470℃。
与现有技术相比，本发明用高炉生产磷酸的多余的炉煤气来制备合成氨，在磷矿资源丰富的地域，利用煤、磷资源在使用高炉法生产磷酸的同时，将多余的炉煤气生产合成氨，生产磷铵高效复肥的企业无需再外购合成氨，本发明具有以下的突出优点：
a、不需要任何造气装置和CH4催化转化装置，基建投资可节省约25％。
b、不管是煤源和气源工艺，原料煤、焦与天然气均需外购，原料费占到的成本，有关资料表明，前者约为50～65％，后者更高达70％以上，而本发明的炉煤气是附产物，基本可以不花钱。
c、作为生产高效复肥磷铵企业，磷酸与合成氨是二大主要原料，运用于复肥磷铵企业，只需原料煤、焦和磷矿，就能同时生产磷酸和合成氨二种主要原料，本发明不仅更符合循环经济的理念，而且在降低生产成本、优化运营、管理方面都有突出的明显优势。
具体实施方式
下面结合具体实施方式详细说明本发明的技术方案：
(1)高炉磷酸的制备：将磷矿石初步粉碎，按照焦或煤∶磷矿∶石灰石∶硅石＝1∶1∶0.2∶0.3的重量比配料，送入高炉进行冶炼，高炉冶炼出来的高炉气先经湿式水浴除尘器进行第一级泥磷回收，经第一级泥磷回收后的高炉气中未除去的含磷粉尘，再进入第二级泥磷回收装置喷射除尘器，喷射除尘器可以进一步降低高炉气的温度，以利于泥磷粉尘的进一步回收，还未除去的很细的泥磷再经第三级泥磷回收装置文氏管，其回收效果最终可达98％以上。收集回收的三级泥磷，送入泥磷沸腾焙烧炉进行泥磷的氧化燃烧，泥磷沸腾焙烧炉的温度控制在800～1000℃，所需的空气量为泥磷中所含磷量氧化时所需空气量的1.5～2倍，泥磷沸腾焙烧炉的炉气含有较大量的粉尘，所以采用立式多烟道自然循环锅炉来回收热量，这样可联产汽包压力约2.45MPa的中温中压蒸汽。经热量回收后的焙烧炉气采用常规方法循环吸收，制备磷酸。也可采用专利号为98112155.1的发明专利所述的方法来生产高炉磷酸。
(2)炉煤气脱硫：经循环吸收后的焙烧炉气(即炉煤气)的主要成份为：CO：37.5～38.5％，H2：0.5～1.2％，N2：57.1～57.9％，与现行用无烟煤固定床生产的半水煤气较为接近，可以用来生产合成氨。虽然该炉煤气在高炉制备磷酸过程中得到很好的除尘脱硫处理，但仍难免有少量的有机硫如CS2、COS和无机硫，为此，先将炉煤气通过引风机鼓入气柜储存起来以利于集中生产，再由气柜将炉煤气引入栲胶法脱硫工序，将炉煤气中的硫含量降到0.1～0.3g/m3；
(3)催化变换：经脱硫工序后的炉煤气进入催化变换工序，使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，共分两个阶段，第一阶段为高温变换工序，使用Fe-Cr系高变催化剂，温度控制在300～530℃；第二阶段是低温变换工序，使用Co-Mo系宽温变换催化剂，温度控制在200～470℃。
(4)变压吸附：经催化变换后的炉煤气主要含有H2、N2和CO2，经变压吸附工序分离出CO2和N2后，炉煤气中还含有少量的CO，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2(可使用变压吸附工序分离出的N2)，混合后进入合成塔，制备合成氧。

Claims (4)

1.一种用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，其特征在于：将高炉生产磷酸后的炉煤气引入脱硫工序，然后进入催化变换工序使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，分离炉煤气中的CO2和N2，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2，混合后进入合成氨工序。
2.按照权利要求1所述用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，其特征在于：将高炉生产磷酸后的炉煤气引入脱硫工序，将炉煤气中的硫含量降到0.3g/m3以下，然后进入催化变换工序使炉煤气中的CO与水蒸气反应制备H2，分离炉煤气中的CO2和N2，经铜洗工序进一步脱除炉煤气中剩余的CO，根据H2∶N2＝3∶1的比例补充H2中不足的N2，混合后进入合成氨工序。
3.按照权利要求1或2所述用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，其特征在于：所述脱硫工序使用栲胶法脱硫。
4.按照权利要求1或2所述用高炉生产磷酸的炉煤气制备合成氨的工艺，其特征在于：所述催化变换工序分两个阶段，第一阶段为高温变换工序，使用Fe-Cr系高变催化剂，温度控制在300～530℃；第二阶段是低温变换工序，使用Co-Mo系宽温变换催化剂，温度控制在200～470℃。
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