年產45萬噸合成氨甲烷轉化工藝的改造

孟向東

（天脊集團合成氨廠，山西 潞城 047507）

年產45萬噸合成氨甲烷轉化工藝的改造

孟向東

（天脊集團合成氨廠，山西 潞城 047507）

通過對天脊集團年產30萬噸合成氨甲烷轉化工藝的改造，以達到年產45萬噸合成氨擴產的需求。

甲烷轉化；擴產；節能降耗

1 概述

天脊煤化工集團公司合成氨裝置是從德國魯奇公司引進，采用魯奇爐碎煤加壓汽化，低溫甲醇洗，液氮洗，甲烷轉化，托普索氨合成工藝技術。原設計年產合成氨30萬噸。自1987年投產后甲烷裝置一直存在負荷低，出口CH4含量高，熱量回收不合理等問題。2002年集團公司決定合成氨裝置擴產節能改造年產45萬噸，更加要求甲烷轉化既要滿足負荷增加的要求，又要實現最佳節能途徑。

2 原工藝流程

從V-601來的工藝氣體，經原料氣預熱器W702加熱后加入中壓過熱蒸汽，進入CO預高溫變換爐，再通過配入500℃的中壓過熱蒸汽，進入甲烷蒸汽一段轉化爐C703，工藝氣經過廢熱鍋爐冷卻至350-360℃，在進入CO高溫變換爐，變換氣再通入鍋爐給水預熱器，水預熱器，溫度降至149℃，冷凝液分離后，氣體進入空氣冷卻器，溫度僅一步降至40℃，冷凝液繼續分離，氣體送往甲醇洗。

高溫變換和轉化用的中壓過熱蒸汽全部由本工號利用廢熱產生，供變換和轉化系統使用，過剩的蒸汽送至中壓蒸汽管網。

C703燃燒用燃料氣由燃料氣管網提供，助燃空氣由鼓風機提壓后經空氣預熱器預熱后送至爐頂燒嘴混合，在轉化爐內燃燒，離開輻射段的煙道氣溫度為930℃，經過蒸汽過熱后溫度降至690℃再經過蒸發器，原料氣預熱器W702和空氣預熱器后溫度降至200℃，經過煙道引風機送往煙囪放空。

3 原流程中暴露的問題

3.1 W702析碳嚴重; 入本裝置原料氣中CO含量設計在13..85%，含量較高。為了防止在C703轉化管入口1米左右產生析碳增加阻力，流程設計原料氣在C702中進行CO預變換，先將CO降至＜1%，然后再進入C703進行甲烷轉化。由于C702采用了高溫變換工藝，入口溫度設計370℃，而原料氣來氣溫度為100℃，故而必須先提溫后變換，流程設計原料氣首

先經過W702加熱到250℃，然后再配入500℃的中壓過熱蒸汽調整混合氣體溫度至370℃，在進入C702中進行CO變換。而W702出口實際操作中達350℃，此時歧化反應已非常明顯，（ CO＝C+CO2）,生成的碳黑一部分在換熱器中形成掛壁影響換熱效果，其中大部分隨氣體進入C702床層，造成觸媒微孔堵塞，活性下降，阻力增加，從更換C702觸媒是發現有大量碳黑存在。

3.2 C703出口轉化器中CH4含量高：C703轉化設計出口CH4含量為6.25%，溫度為815℃，但實際操作與設計操作差距較大，由于燃料氣管網的熱值不穩定，控制難度大，轉化管超溫燒壞的現象時常發生，故而正常操作溫度只能維持在730-750℃，CH4含量10%左右，即使在這樣的條件下操作，紅管，亮斑，甚至漏管現象時有發生，而且轉化后的氣體重新返回低溫甲醇洗及液氮洗進行凈化分離，增加了分離能耗和壓縮功耗，節能改造很有必要。

3.3 C801出口CO含量高，它與C703出口CH4一樣，同樣增加了分離能耗和壓縮功耗。

3.4 煙道氣的出口溫度高，余熱浪費大。原設計煙道出口溫度200℃，實際只能控制在250℃左右，熱損大，余熱利用率低，造成能源浪費。

4 解決措施

4.1 針對W702析碳嚴重的問題，確定了改造思路：C702預變爐由高溫變換改為低溫變換，變換后進入W702中，升溫進C703，C702采用軸徑向內件，降低系統壓差，出口CO含量小于0.1%。

4.2 新增純氧二段爐；在現有一段蒸汽轉化基礎上，針對C703出口CH4含量高，新增純氧二段C704，以降低轉化氣中甲烷含量至小于0.6%。

4.3 新增低變爐C802；為了降低CO，增加有效H2含量。在高變爐C801后新增低變爐C802，同樣采用軸徑向內件，降低系統壓差，出口CO為小于0.1%，降低了分離能耗和壓縮功耗。

4.4 煙道的改變

4.4.1 原來W704Ⅰ/Ⅱ，W703，W702構造不變，改造后起用途分別為W704Ⅱ盤管改為混合原料氣過熱器，W704Ⅰ改作中壓蒸汽過熱器，W703用途不變，W702改為轉化器預熱器。

4.4.2 在W702與W701之間，新增一組W705中壓蒸汽過熱盤管，換熱面積為1750m2,回收熱量，降低煙氣溫度，為了減少占對流段的空間，采用了翅片管。

4.4.3 W701空氣預熱管由原來的列管結構改造為熱管結構形式，進一步降低了煙氣溫度。

4.5 其它方面的改造

4.5.1 新增了水解脫硫槽C701，目的是脫除甲烷氣中的微量有機硫和硫化物及其微量雜質。

4.5.2 C801高變爐結構改為軸徑向，減少了壓降。

4.5.3 新增了鍋爐給水預熱器W707，便于降低C801至C802的工藝氣入口溫度。

4.5.4 由于W706入口溫度提高，富產中壓蒸汽增加，特增設了一條外供中壓蒸汽管道。

4.6 改造后的工藝流程圖如下

5 改造前后主要工藝參數設計指標對比

通過以下對比，可以看出：

1) 系統負荷增加，提高了處理能力。系統出口CH4，CO含量降低了，增加了產量和效益。

表一 主要工藝參數設計指標對比

2) C703入口溫度由原來的410℃提高至432℃，降低了C703熱負荷，節省了燃料氣。

3) C703入口變換氣CO含量由原來的1%降至0.5%，進一步避免了C703轉化管入口1 m左右段發生析碳。

4) 余熱后移量減少，W710入口溫度由原來的171℃降至149℃，節能降耗。

5) 富產蒸汽量增加。

6) 煙道出口溫度大幅降低，節能降耗明顯。

6 改造后運行中暴露的問題及進一步解決措施

自2005年7月恢復開車后，經過幾個月的實際運行檢驗，效果非常明顯，能耗顯著降低，確定能適應高負荷的運行需求，基本上達到了擴產改造的目的，但運行過程中，也暴露出一些問題，主要有：

一、W704Ⅰ出口中壓蒸汽超溫：在開車階段一段轉化升溫的后期，爐膛溫度到700℃左右，純氧二段爐C704未點火，廢鍋W706溫度較低，汽包產蒸汽量少，造成蒸汽過熱盤管W704Ⅱ嚴重超溫，為此利用機會，在W704Ⅱ入口管道內增加了鍋爐給水噴射器，避免了W704Ⅰ出口中壓蒸汽超溫，保證了設備的安全。

二、C702床層超溫。由于液氮洗工藝冷量平衡的需要，使得甲烷氣中的CO變化的幅度大，絕熱式低變爐不能適應期變化，不能適應生產需求，為此2006年5月大修時增加了等溫變換爐C702替換了原設備，滿足了液氮洗工序來氣中CO變化的影響，增加了裝置的安全指數。

7 改造后考核情況（見表二、表三）

表二 主要設備運行狀況：

表三 生產能力和質量指標：

結束語

總之，甲烷轉化裝置已接近滿負荷，出口CO達到設計值，CH4也達到設計值，煙道出口溫度有較大幅度降低，節能明顯，負荷增加后空冷器的溫度仍有所降低，也是節能，C701入口溫度提高，節省了燃料氣，系統壓差比設計值低0.12Mpa。

[1]王福生.甲烷催化部分氧化制合成氣催化劑研究.大慶石油學院，2005-03-15.

[2]井強山，方林霞，樓輝，鄭小明.甲烷臨氧催化轉化制合成氣研究進展.化工進展，2008-04-05.

[3]井強山，劉鵬，鄭小明.甲烷臨氧催化轉化制合成氣研究進展.化學通報，2008-09-15.

TQ

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