合成氨裝置甲烷化改造與運行

趙 琳，全 佳，馬喜軍，任焱凱，楊獻斌

（1.北京建盛達工程設計有限公司，北京 100201；2.昊華工程有限公司，北京 100202）

昊華駿化集團正陽分公司具有年產60kt氨醇、240kt碳銨、15kt三聚氰胺的生產能力，其合成原料氣精制凈化采用串聯(lián)的13.0MPa醇化＋銅洗工藝。銅洗工藝一方面原材料消耗大、能耗高，另一方面產生大量的稀氨水需要處理，且易出現帶液、跑氨等現象，既影響氣體凈化度，又加大了污水處理負荷。2012年8月，利用公司現有的一套32.0MPa氨合成裝置，改造為中壓甲烷化氣體凈化裝置，替代原有的銅洗工藝。經過2個月的運行考核，各項指標正常，生產穩(wěn)定。

1 工藝技術方案

1.1 技改前氨合成裝置生產工藝

正陽公司合成氨裝置是以塊煤為原料，采用固定床間歇氣化制半水煤氣，經脫硫、變換、脫碳、中壓甲醇、凈化，送32.0MPa氨合成。2011年，為降低合成氨電耗，該公司新上一套22.0MPa氨合成系統(tǒng)。本次技改利用原先的φ1000mm氨合成系統(tǒng)，降壓使用，改造為甲烷化裝置，操作壓力13.0MPa。

32.0MPa氨合成系統(tǒng)經過多次改造，達到年產60kt合成氨能力，采用后置式廢熱鍋爐的工藝流程，副產1.6MPa飽和蒸汽。流程簡圖見圖1。主要設備包括φ1000mm氨合成塔1套，配700kW電爐，內置F250m2螺旋板換熱器；熱交F90m2；冷交F78m2；水冷器F200m2；廢鍋F130m2；氨分φ700mm；油分φ700mm。

1.2 技改原則及設計參數選擇

根據駿化集團統(tǒng)一規(guī)劃，本次技改盡可能利用現有設備及管道，減少投資。

烷化裝置設計處理醇后氣量（干）22500m3／h，壓力13.0MPa，溫度40℃，烷化催化劑反應起始溫度210℃，進水冷氣體溫度小于80℃。凈化后CO＋CO2＜10×10－6，冷至40℃送后工序。氣體組成見表1。

表1 氣體組成（體積分率） %

圖1 工藝流程示意

1.3 技改方案

由醇化工段來的醇后氣，在氣氣換熱器（利用原熱交和冷交）與出烷化塔（利用原氨合成塔）氣體換熱，經蒸汽加熱器（利用原廢鍋）加熱至合適溫度，進入烷化塔；在塔內，利用內置換熱器，與烷化后氣體進行熱交換，最后通過電爐加熱至烷化反應溫度。

烷化后氣體經塔內置換熱器及氣氣換熱器充分換熱后，送至水冷器（利用原水冷器）冷卻，經分離器（油分和氨分）除去冷凝水，送往壓縮機加壓供氨合成。

流程簡圖見圖2。

圖2 技改后工藝流程

1.4 氣氣換熱器能力的復核

根據上述的工藝參數，將醇后氣由40℃升至210℃，進行烷化反應；烷化后氣體經氣氣換熱，降至80℃，送水冷。經計算，烷化反應放熱可使氣體升溫4.1℃，粗略認為這部分熱量用于抵消系統(tǒng)熱量損失，則醇后氣升溫需熱量5.09GJ／h，其中由烷化氣換熱提供約3.8GJ／h的 熱 量， 系 統(tǒng) 需 外 加 熱 量 1.21GJ／h（約338kW）。進、出系統(tǒng)的醇后氣與烷化氣的換熱，通過氣氣換熱器、塔內置換熱器完成；系統(tǒng)需外加熱量則通過蒸汽加熱器及電爐實現。

我們分別計算了用電爐加熱和電爐、蒸汽聯(lián)合供熱的情況，如下。

根據生產經驗，換熱器總傳熱系數取100W／（m2·℃）。

（1）僅采用電爐外供熱量

經計算，通過氣氣換熱器及塔內置換熱器的熱交換量各2.1GJ／h，各需換熱面積145m2，現有設備可滿足要求。

現有系統(tǒng)中，塔內置換熱器有較大的換熱面積，將負擔更大比例的換熱量，重新計算后，復核各換熱設備進出溫度如下：醇后氣 40℃氣氣換熱器 96℃塔內置換熱器 182℃電爐210℃烷化氣 210℃塔內置換熱器124℃氣氣換熱器68℃。各設備換熱量見表2。

表2 僅用電爐加熱各設備換熱量

（2）采用蒸汽加熱器與電爐聯(lián)合外供熱量

經計算，通過氣氣換熱器換熱量2.24GJ／h，需換熱面積156m2；通過塔內置換熱器換熱量1.64GJ／h，需換熱面積229m2；現有設備可滿足要求并相匹配。各設備換熱量見表3。

表3 電爐、蒸汽聯(lián)合供熱各設備換熱量

受投資、高品位蒸汽資源等因素限制，最后選擇了單獨采用電爐外供熱量的方式。

2 技改方案的特點

技改方案根據駿化集團正陽公司氨合成裝置的特點，充分利用了現有設備及管路。

改造后，由原冷交、熱交、合成塔內置換熱器共同組成的氣氣換熱系統(tǒng)，具有換熱面積大的優(yōu)勢，進出烷化塔的氣體換熱充分，從而降低了出烷化系統(tǒng)的氣體溫度，回收了更多的熱量，減少了系統(tǒng)外加熱量消耗，同時亦降低了水冷器的負荷。方案的缺點是，由于利用合成塔內置250m2換熱器，同時受投資、高品位蒸汽資源等因素限制，無法采用蒸汽加熱的方式，使醇后氣達到烷化起始反應溫度，必須采用電加熱方式，消耗電能。全部采用電加熱時電爐功率需233kW。

3 需注意的問題

根據上述計算可知，要充分利用塔內置換熱器，則需控制蒸汽加熱器后入塔氣體溫度。溫度過高，內置換熱器效率下降，會造成出塔氣溫度升高，增大氣氣換熱器及水冷器負荷，能耗增加，嚴重時，影響壓縮機六段打氣量，還可能引起安全事故。設計時我們特別考慮了以下幾個問題。

（1）進塔氣溫度控制在小于150℃。為此，蒸汽加熱器采用1.6MPa飽和蒸汽作為熱源，全冷凝方式加熱，蒸汽進口設置調節(jié)閥，與進塔氣溫度聯(lián)鎖，同時蒸汽加熱器設置旁路。

（2）進系統(tǒng)醇后氣作在線CO、CO2含量分析。

（3）氣氣換熱器的醇后氣及烷化后氣體出口設置調節(jié)閥門，使氣體流量相匹配，換熱器充分利用。

（4）控制出烷化塔氣體溫度小于170℃，保證其后的氣氣換熱器（原冷交、熱交）及管線不發(fā)生氫腐蝕。

4 運行結果

改造后烷化裝置經過2個月的運行，最大通過氣量25800m3／h，采用電加熱方式時，各項指標如下：

進系統(tǒng)醇后氣CO＋CO2＜0.1%

出系統(tǒng)烷化氣CO＋CO2＜10×10－6

操作時通過醇化控制進系統(tǒng)醇后氣CO＋CO2＜0.1%，滿足烷化自熱反應的要求。

出系統(tǒng)烷化氣CO、CO2含量控制達到要求。

該操作方式塔內置換熱器利用效率提高，但合成弛放氣量增加，降低了合成氨的產量。

5 結 語

近年來，隨著氨合成低壓技術的發(fā)展，越來越多的小合成氨廠通過對氨合成系統(tǒng)的改造，降低合成反應壓力，大幅減少電能的消耗。本次技改將氨合成裝置改造為甲烷化凈化裝置的方法可為各小合成氨廠提供一個參考。