合成氨全低變技改經(jīng)驗總結(jié)

向 宏 官列鋒

(湖北新洋豐合成氨廠湖北荊門448150)

合成氨全低變技改經(jīng)驗總結(jié)

向 宏 官列鋒

(湖北新洋豐合成氨廠湖北荊門448150)

湖北新洋豐合成氨廠年產(chǎn)液氨150 kt，其變換系統(tǒng)原采用中低低變換工藝。因中變爐催化劑床層溫度高，導(dǎo)致中變塔出口管道溫度較高(一般達470 ℃)，曾多次出現(xiàn)溫差應(yīng)力拉裂現(xiàn)象，致使2015年2次停車處理，經(jīng)濟損失達100余萬元，而且嚴重威脅安全生產(chǎn)；中低低流程噸氨消耗蒸汽達550 kg，導(dǎo)致液氨生產(chǎn)成本較高。2015年10月，若不進行變換系統(tǒng)技改，則需更換變換催化劑，需資金約150萬元，而進行技改只需要增加費用約50萬元。為確保安全生產(chǎn)，并達到節(jié)能降耗的目的，2015年10月，利用全廠大修的機會，對變換系統(tǒng)進行了低低變技改，收到了較好的效果。

1 技改前流程

壓縮機來的半水煤氣→油水分離器→飽和熱水塔與循環(huán)熱水傳質(zhì)、傳熱→氣水分離器添加蒸汽后分離液態(tài)水→主熱交換器與中變二段出口的變換氣換熱后升溫→中變一段→中變二段→主熱交換器換熱→一段水冷卻器降溫→低變一段→低變二段→二段水冷卻器器→第1水加熱器→熱水塔→第2水加熱器→第3水加熱器→冷卻器→出口分離器→后工段。

熱水塔出口熱水經(jīng)循環(huán)水泵加壓，經(jīng)第1水加熱器加熱后進入飽和塔。

2 技改方案

(1) 變換爐分段。原中變爐一、二段分別作為全低變的一、二段；原低變爐的一、二段分別作為全低變的三、四段；抗毒劑主要放在一段。

(2) 熱水塔與水分離器的技改。采用增濕流程可以有效降低飽和熱水塔的負荷，但原有DN2 600 mm飽和熱水塔偏小，阻力略大，故技改時將原有DN2 200 mm氣水分離器更換為1臺DN3 000 mm氣水分離器，以有效分離液態(tài)水，防止帶入催化劑床層造成結(jié)塊。原DN2 200 mm氣水分離器置于飽和塔前與原除油器并聯(lián)使用。

(3) 變換爐更換催化劑前準備工作。中變爐、低變爐在裝催化劑前，認真檢查內(nèi)保溫，保障氣體進、出口分布器符合要求，防止發(fā)生氣體偏流現(xiàn)象。因中變爐使用溫度下降至350 ℃以下，技改時將中變爐及低變爐內(nèi)保溫適當減薄，以適當多裝催化劑，確保長周期穩(wěn)定運行及減小催化劑床層阻力。

(4) 增加了1臺增濕器。增濕器規(guī)格為Ф 2 600 mm×13 000 mm二段增濕器，其單獨用2臺DG6- 150×4型工業(yè)鍋爐多級離心泵給水。

(5) 提高溴化鋰機組入口水溫。熱水塔出口變換氣溫度降至約72 ℃后，無多余熱量供溴化鋰機組出口循環(huán)水提溫，故另增加3.0～3.3 t/h蒸汽量用于熱力除氧，以提高溴化鋰水冷機組入口水溫。

(6) 水系統(tǒng)分離。因飽和熱水塔循環(huán)水中ρ(Cl-)為50～80 mg/L，嚴重偏高，技改時將半脫后的水洗與造氣的水洗分開，單獨使用。

3 變換塔抗毒劑及催化劑裝填方案

變換一段(原中變上段)：15 m3抗毒劑+25 m3催化劑；

變換二段(原中變下段)：28 m3催化劑；

變換三段(原低變上段)：30 m3催化劑；

變換四段(原低變下段)：3 m3抗毒劑+41 m3催化劑。

4 技改后流程

壓縮機來的半水煤氣→油水分離器→除油器除油→飽和熱水塔與循環(huán)熱水傳質(zhì)、傳熱→氣水分離器添加蒸汽后分離液態(tài)水→主熱交換器與變換三段出口的變換氣換熱后升溫→變換一段→噴水增濕→變換二段→噴水增濕→變換三段→主熱交換熱器→變換四段→第1水加熱器(原第1水加熱器與原二段冷卻器并聯(lián)﹚降溫→熱水塔→第2水加熱器→冷卻器→出口分離器→后工段。

熱水塔出口熱水經(jīng)循環(huán)水泵加壓，由第1水加熱器加熱后進入飽和塔。

采用該方案后，理論噸氨外加蒸汽消耗約為150 kg，考慮到熱損及飽和熱水塔偏小造成熱回收不理想等，實際噸氨蒸汽消耗≤250 kg。

5 技改后工藝參數(shù)

(1) 入變換系統(tǒng)半水煤氣成分：φ(CO)28%，φ(CO2)12%，φ(H2)39%，φ(CH4)1.5%，φ(N2+Ar)21%，φ(O2)0.4%。

(2) 正常情況下，入系統(tǒng)半水煤氣氣體壓力約為0.8 MPa。

(3) 工藝指標：來自鍋爐的脫鹽除氧水電導(dǎo)率≤0.5 μS/cm，ρ(懸浮物)≤1 g/m3；飽和熱水塔循環(huán)水pH為8～9，ρ(總固體)<500 mg/L，ρ(Cl-)<30 mg/L；進系統(tǒng)蒸汽壓力約為1.0 MPa，溫度為(200±10)℃；變換出口氣體中ρ(H2S)≥150 mg/m3(標態(tài))。

(4) 經(jīng)過技術(shù)改造后，變換系統(tǒng)處理半水煤氣氣量為75 000 m3/h(標態(tài))，變換出口φ(CO)為1.0%～1.2%。

6 效益分析

6.1 安全效益

技改后，變換系統(tǒng)管道溫度更低，運行更安全。變換爐進出口管道溫度大幅下降，全低變進口管道溫度240 ℃，催化劑層溫度380 ℃，一變換爐出口管道溫度320 ℃，降溫100～150 ℃，溫差應(yīng)力大大降低，運行更安全，徹底杜絕了因管道溫度過高引發(fā)的溫差應(yīng)力所導(dǎo)致的停車事故的發(fā)生，保障了生產(chǎn)的穩(wěn)定。

6.2 經(jīng)濟效益

技改后，噸氨蒸汽消耗大幅下降，降低了生產(chǎn)成本。

(1) 技改投入。增加水分離器和增濕器各1臺，水泵2臺，低變催化劑、抗毒劑共100 m3，加上管道、土建、安裝及設(shè)計費用，共約190萬元。

(2) 技改后經(jīng)濟效益。全低變流程噸氨蒸汽消耗250 kg，降低了300 kg，按每年生產(chǎn)120 kt液氨計算，可節(jié)約蒸汽費用360萬元。技改后，年增加給水泵電費6.15萬元，溴化鋰系統(tǒng)及變換系統(tǒng)補水年增加蒸汽費用180萬元。綜上所述，可年增加效益173.85萬元，3個月即可收回技改增加的44.4萬元投資。

7 采用低低變工藝需注意事項

全低變工藝催化劑對氧極其敏感，需嚴格控制半水煤氣中的氧含量。在實際生產(chǎn)過程中，半水煤氣中氧體積分數(shù)應(yīng)控制在≤0.5%。一旦爐溫異常而可能導(dǎo)致氧含量上升時，主操作工應(yīng)及時作停爐處理。

8 結(jié)語

技改歷時1個月，2015年11月合成氨廠開車至2016年1月，變換系統(tǒng)運行穩(wěn)定，各項指標均達到了預(yù)期目標，至2016年1月底即可收回增加的投資，安全與經(jīng)濟效益十分顯著，可為其他未采用全低變工藝的企業(yè)借鑒。

2016- 08- 19)