孟向東

（天脊集團合成氨廠，山西 潞城 047507）

年產(chǎn)45萬噸合成氨甲烷轉(zhuǎn)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(chǎn)30萬噸合成氨甲烷轉(zhuǎn)化工藝的改造，以達到年產(chǎn)45萬噸合成氨擴產(chǎn)的需求。

甲烷轉(zhuǎn)化；擴產(chǎn)；節(jié)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(zhuǎn)化，托普索氨合成工藝技術(shù)。原設(shè)計年產(chǎn)合成氨30萬噸。自1987年投產(chǎn)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(chǎn)節(jié)能改造年產(chǎn)45萬噸，更加要求甲烷轉(zhuǎn)化既要滿足負荷增加的要求，又要實現(xiàn)最佳節(jié)能途徑。

2 原工藝流程

從V-601來的工藝氣體，經(jīng)原料氣預(yù)熱器W702加熱后加入中壓過熱蒸汽，進入CO預(yù)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(zhuǎn)化爐C703，工藝氣經(jīng)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(yù)熱器，水預(yù)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(xù)分離，氣體送往甲醇洗。

高溫變換和轉(zhuǎn)化用的中壓過熱蒸汽全部由本工號利用廢熱產(chǎn)生，供變換和轉(zhuǎn)化系統(tǒng)使用，過剩的蒸汽送至中壓蒸汽管網(wǎng)。

C703燃燒用燃料氣由燃料氣管網(wǎng)提供，助燃空氣由鼓風機提壓后經(jīng)空氣預(yù)熱器預(yù)熱后送至爐頂燒嘴混合，在轉(zhuǎn)化爐內(nèi)燃燒，離開輻射段的煙道氣溫度為930℃，經(jīng)過蒸汽過熱后溫度降至690℃再經(jīng)過蒸發(fā)器，原料氣預(yù)熱器W702和空氣預(yù)熱器后溫度降至200℃，經(jīng)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(shè)計在13..85%，含量較高。為了防止在C703轉(zhuǎn)化管入口1米左右產(chǎn)生析碳增加阻力，流程設(shè)計原料氣在C702中進行CO預(yù)變換，先將CO降至＜1%，然后再進入C703進行甲烷轉(zhuǎn)化。由于C702采用了高溫變換工藝，入口溫度設(shè)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(shè)計原料氣首

先經(jīng)過W702加熱到250℃，然后再配入500℃的中壓過熱蒸汽調(diào)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(yīng)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(fā)現(xiàn)有大量碳黑存在。

3.2 C703出口轉(zhuǎn)化器中CH4含量高：C703轉(zhuǎn)化設(shè)計出口CH4含量為6.25%，溫度為815℃，但實際操作與設(shè)計操作差距較大，由于燃料氣管網(wǎng)的熱值不穩(wěn)定，控制難度大，轉(zhuǎn)化管超溫燒壞的現(xiàn)象時常發(fā)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(xiàn)象時有發(fā)生，而且轉(zhuǎn)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(jié)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(shè)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(yù)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(nèi)件，降低系統(tǒng)壓差，出口CO含量小于0.1%。

4.2 新增純氧二段爐；在現(xiàn)有一段蒸汽轉(zhuǎn)化基礎(chǔ)上，針對C703出口CH4含量高，新增純氧二段C704，以降低轉(zhuǎn)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(nèi)件，降低系統(tǒng)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(gòu)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(zhuǎn)化器預(yù)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(yù)熱管由原來的列管結(jié)構(gòu)改造為熱管結(jié)構(gòu)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(zhì)。

4.5.2 C801高變爐結(jié)構(gòu)改為軸徑向，減少了壓降。

4.5.3 新增了鍋爐給水預(yù)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(chǎn)中壓蒸汽增加，特增設(shè)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(shù)設(shè)計指標對比

通過以下對比，可以看出：

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

表一 主要工藝參數(shù)設(shè)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(jié)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(zhuǎn)化管入口1 m左右段發(fā)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(jié)能降耗。

5) 富產(chǎn)蒸汽量增加。

6) 煙道出口溫度大幅降低，節(jié)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(fù)開車后，經(jīng)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(yīng)高負荷的運行需求，基本上達到了擴產(chǎn)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(zhuǎn)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(chǎn)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(nèi)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(shè)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(yīng)期變化，不能適應(yīng)生產(chǎn)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(shè)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(shù)。

7 改造后考核情況（見表二、表三）

表二 主要設(shè)備運行狀況：

表三 生產(chǎn)能力和質(zhì)量指標：

結(jié)束語

總之，甲烷轉(zhuǎn)化裝置已接近滿負荷，出口CO達到設(shè)計值，CH4也達到設(shè)計值，煙道出口溫度有較大幅度降低，節(jié)能明顯，負荷增加后空冷器的溫度仍有所降低，也是節(jié)能，C701入口溫度提高，節(jié)省了燃料氣，系統(tǒng)壓差比設(shè)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(zhuǎn)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(zhuǎn)化制合成氣研究進展.化學通報，2008-09-15.

TQ

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