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高压醇烷化氨合成系统综合技术改造小结点击：1899 日期：[ 2014-04-26 21:39:56 ] |
| 高压醇烷化氨合成系统综合技术改造小结 曹磊，郭天柱 （浙江晋巨化工公司，浙江衢州324004） 摘要：为了进一步降低成本，增加效益，我公司对合成气铜碱洗工艺、氨合成系统进行了一系列的技术改造:新上一套高压醇烷化净化系统及一套Φ1800氨合成系统，取代原有铜碱洗、两套Φ800氨合成系统装置。此技改项目为企业带来可观的经济效益，同时达到环保、安全的要求。 关键词：醇烷化；氨合成系统；技术改造 doi：10.3969/j.issn.1008-553X.2010.05.017 中图分类号：TQ113.25+1文献标识码：B文章编号：1008-553X（2010）05-0049-04 1·前言 改造前，我公司原有Φ1000及Φ1200中压联醇系统各一套，实际甲醇产能50kt；氨合成系统三套，其中Φ800系统二套，Φ1000系统一套，实际产能为120kt，实际运行压力25~27MPa。氨合成新鲜气采用669铜碱洗净化工艺。 2·净化系统 2.1存在问题 合成氨净化系统原设计流程为中变→低变→铜碱洗。2009年5月进行全低变改造后，变换出口CO指标下调，原铜碱洗2#、3#甲醇塔停用。 铜碱洗系统工艺落后，设备陈旧，缺陷多。系统上漏点和腐蚀情况较严重，系统运行不稳定，再生系统蒸汽消耗较高。再生系统再生气送甲酸生产，洗涤处理过程产生的稀氨水送气化消化，难以处理，造成外排责任沟超标，成为车间环保管理的重要污染点源。 2.2技改方案 工艺流程简述： 高压醇化气体流程：来自高压机压缩六段出口~22.0MPa的气体，经过高压醇化新鲜气油分分离油水后与高压醇化循环气油分来的气体混合，一路去甲醇塔环隙，冷却塔壁，换热后的气体与另一路气体混合后进入塔前换热器换热。经过高压醇化塔下部换热器后，经过醇化塔中心管达到零米，然后依次进入各催化剂床层反应。反应后的气体进入高压醇塔前换热器管内加热入塔气体，出高压醇塔前换热器气体去高压醇水冷器，降低温度后进入高压甲醇分离器分离甲醇。经过高压净醇塔洗涤后，减少甲醇含量再去高压烷化系统。 高压烷化气体流程：来自高压醇化系统的气体分为两路，一路去高压烷化塔环隙换热，与另一路气体混合进入烷化塔前换热器换热，然后去提温换热器加热，进入高压烷化塔催化剂床层反应，将气体中CO+CO2转化成H2O和CH4。反应后的气体由高压烷化塔二次出口出来，进入塔前换热器的管内换热，温度降低后进入水冷器，出水冷器的气体进入烷化氨冷器进一步降温后进入水分离器，将生成的水分离下来，出水分离器的气体去氨合成系统。 2.3改造的关键技术和创新点 铜碱洗法精制原料气与其它精制原料气方法相比，缺点越来越突出，主要表现在运行费用、维修费用高；同时由于铜液渗透力强，工艺流程长，密封点多，铜液泄漏点多，造成环境污染比较严重，并且严重腐蚀设备。为了改变此落后的生产工艺，本次拟采用甲醇甲烷化精制工艺，其特点是运行费用低，消除了铜、碱、醋酸、氨等辅助原料消耗，操作稳定，占地面积较铜碱洗法小，尤其与甲醇系统串联，其优点更加突出。 选择国内先进的“全自热非等压醇烷化”净化合成氨原料气新工艺，有以下几个优点：①高压醇化甲醇转化率大幅度提高（达到99%以上），出高压醇化系统气体中的CO+CO2达到200ppm以下，使原料气中的CO+CO2几乎全部和原料气中的H2发生醇化反应，转化为高附加值的甲醇产品；②环保效果好，生产过程深度净化中除排出产品甲醇外，无任何废弃物排放，对环境无污染，消除了原铜碱洗工艺带来的环保问题；③运行安全稳定，在高压烷化塔前增设提温换热器，其热源来自氨合成塔二出气。其突出优点在于：氨合成二出气气体温度、压力比较稳定，可以确保高压烷化塔温度的稳定，从而确保高压烷化出口气体微量合格，保证生产稳定。在类似工艺中，主要采用过热蒸汽或直接用烷化塔内电炉作为长期加热源。由于蒸汽系统工况变化比较大，电炉的电器系统长周期连续运行也极易出现故障，容易导致全厂停车或生产不稳定。 塔内采用新型的轴径向内件，使用冷激副线调节各层触媒的床层温度，使触媒床层温度同平面温差≤15℃。生产过程中触媒温度波动较小，延长了触媒的使用寿命。 3·氨合成系统 3.1存在问题 公司合成氨装置经过填平补齐技改工程，新增煤气炉型，煤改造完工相继投产，造气供气龙头已经好转稳定。气化装置恢复生产，煤气和油制气的原料气同时供给合成氨系统生产。气化装置的水煤浆改造成功，稳定了气化的生产。总氨生产能力将持续上升，为氨合成装置的扩建创造了气源条件。 公司原有1#、2#氨合成塔塔径为Φ800mm，现1#塔采用的是均温型内件，2#氨合成塔仍然采用传统的三套管内件，属于淘汰设备，自投产以来生产不稳定，难以达标达产。尤其是自1998年改造以来，生产中塔壁温度高、触媒同平面温差大、内件上浮等生产难题至今仍难以解决。这些问题严重制约了合成塔生产潜能的挖掘，无法达到原来的生产设计值，使得氨合成塔成为原料气消化的生产瓶颈，使产品生产成本居高不下；同时由于设备老化，氨合成塔产能低，能源消耗大，能量回收率低，装置改造工作迫在眉捷。 3.2技改方案 氨合成工艺流程简述：水分后新鲜气分两路：一路供3#氨合成塔，另一路与4#氨合成塔氨冷器出口气体（～-4℃）汇合进入氨分离器。分氨后的冷气体进入氨合成冷交换热器与水冷器出口气体换热，换热后（～27℃）气体去氨合成循环机（透平机）压缩后，经过滤油器分离油水，出口主线气体（～40℃）分成两路：一路进氨合成塔筒体与内件之间环隙冷却塔壁，出塔后（≤90℃）与另一路气体汇合进入换热器换热，温度升至180℃后二进氨合成塔内反应。 另外氨合成塔的四段冷激分别是f（0从合成塔二进气体管线接出），从塔底进入塔内，沿中心管上升到塔顶，进入到第一层，调节合成塔触媒第一层床层温度；f1、f（2合成塔二进气体管线上接出），从塔顶进入各个冷激分布器，分别调节第二、三段床层温度；f（3合成塔一出气体管线上接出），从塔顶进入f3冷激分布器，调节第四段床层温度。330～340℃的反应气体由塔内出来分为两路：一路进入废热锅炉副产1.3MPa中压蒸汽，温度降到205℃左右进入塔前热交换器加热入塔气；另一路进入甲烷化提温换热器加热甲烷化塔二进气体，出提温换热器后进入塔前热交换器加热入塔气；塔前热交换器气体出口（～80℃）进入水冷器冷却（～37℃）再去冷交换器换热（～25℃）分离冷凝液氨。气体通过氨合成氨冷器进一步冷却后与新鲜气混合进入氨分，二次分离冷凝液氨，出口气体送入冷交换器回收冷量，出冷交的气体送入循环机，进入下一个氨合成循环。分离下来的液氨经外管送入氨罐。 3.3改造的关键技术和创新点 改造前氨合成系统为三套装置同时运行，阻力大，氨合成系统压力高，生产能力偏低，生产不稳定。虽然多次更换内件，但塔壁温度高、同平面温差大、内件上浮等缺陷仍没有彻底解决，合成塔能力不足成为制约合成氨系统生产的瓶径。同时由于生产工艺落后，导致合成塔产能低，能耗高。为降低六段系统压力，将氨合成压力降至23~26MPa，同时为了提高产汽量，降低氨合成的电耗、水耗，必须优化氨合成系统的工艺流程，因此新建一套Φ1800的氨合成系统，停用1#、2#氨合成系统装置。 塔内件采用新型的轴径向内件形式，使用冷激调节触媒床层温度，使触媒床层温度同平面温差≤15℃，延长了触媒的使用寿命。 采用国内先进的透平机技术，以实现长周期稳定运行，降低检修劳动强度和检修工作量，提高设备运行率。采用DCS集散控制系统等现代化控制手段，通过现场数据远传操作室、遥控调节阀实现岗位的现代化操作水平及系统运行的安全性，同时又降低岗位操作的劳动强度，减少岗位操作人员人数2~3人。 4 ·改造后装置的运行情况 改造后装置规模：合成氨设计产能150ktNH3/a，甲醇65kt/a（其中原有中压联醇50kt/a，本次改造新鲜气净化系统新增12.5kt/a）。氨合成新鲜气净化系统与现有的Φ1000及Φ1200中压联醇系统串联，降低消耗，改善环保状况。醇化塔、烷化塔、氨塔采用国内先进新型的轴径向内件，设计运行压力降至20~23MPa，提高液氨、甲醇、蒸汽产量，降低水、电等消耗。 4.1设计指标（表1） 4.2运行参数对比 4.2.1醇化系统运行对比（表2） 4.2.2烷化系统运行对比（表3） 4.2.3氨合成系统运行对比（表4） 因低负荷测试阶段，系统能力未能达到最大设计新鲜气量，CO+CO2进口含量均小于设计值。按照实际工况运行测算，当新鲜气量、进口CO+CO2浓度达到设计要求，其余指标均可满足设计要求。 4.2.4 4#氨塔进出口气体分析（表5） 通过分析以上数据，进出口塔氨含量、氨净值等各项指标均达到设计值，因系统制气和甲醇弛放气回收系统，造成系统中甲烷含量超标。为避免产量损失，公司调整甲烷含量指标20%~23%。 5·主要产量、能耗对比（表6、表7） 两大六小负荷下： 总氨产量：644-616=28t/d，年增产量：28t/d×330d/a=0.924t/a 电耗：746-670=76KWh/tNH3，年减电耗：644t/d×330t/a×76KWh/tNH3=1.61×107 KWh 蒸汽产量：0.913-0.78=0.133 t/t实物NH3，年减少蒸 汽产量：644t/d×330t/a×0.133 t/t实物NH3=2.8×104t折算0.924万吨NH3，可新增产品利润2125.2万元，能耗下降1109万元。 两大七小负荷下： 总氨产量：712-684=28t/d，年增产量：28t/d×330d/a=0.924t/a 电耗：906-860=46KWh/tNH3，年减电耗：644t/d×330t/a×46KWh/tNH3=9.7×106KWh 蒸汽产量：0.820-0.930=0.11 t/t实物NH3，年减少蒸汽产量：644t/d×330t/a×（-0.11 t/t实物NH3）=-2.4×104t折算0.924万吨NH3，可新增产品利润2125.2万元，能耗下降1305万元。 6·小结 本项目技改实施后，生产系统能力未能达到最大设计新鲜气量，CO+CO2进口含量均低于设计值。按照实际工况运行测算，当新鲜气量、进口CO+CO2浓度达到设计要求，其余指标均可满足设计要求。醇化塔、烷化塔、氨塔采用国内先进新型的轴径向内件，设计运行压力降至20~23MPa，提高液氨、甲醇、蒸汽产量，降低水、电等消耗。在同样的高压机及净化气量下，产能提升额外增加的产量约0.924万吨NH3，可新增产品利润2125.2万元，能耗下降1109万元，为企业带来巨额经济效益。 项目实施以来，一次开车成功，各项指标达到设计指标，装置经济运行。使用国内先进技术，各项消耗达到国内的先进工艺指标，同时也达到了环保、安全要求。 |
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