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Φ2200 mm氨合成系統節(jié)能技術改造總結

文檔作者：徐國向超譚暢文檔來源：湖北三寧化工股份有限公司		點擊數：	更新時間： 2025年04月27日
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小氮肥 第 44 卷 第 2 期 2016 年 2 月Φ 2 200 mm 氨合成系統節(jié)能技術改造總結徐 國 向 超 譚 暢(湖北三寧化工股份有限公司 湖北三寧 443206)0 前言湖北三寧化工股份有限公司(以下簡稱三寧公司)尿素廠于 2008 年 11 月建成投產,該氨合成系統配套的中壓醇烴化凈化流程包括 2 套醇化系統和 1 套 烴 化 系 統, 醇 化 塔 和 烴 化 塔 均 為Φ 1 600 mm軸徑向塔,操作壓力為 13 MPa。 合成塔內 件 選 用 湖 南 安 醇 公 司 的 Ⅲ JD2000 型Φ 2 200 mm氨塔內件,結構為 3 層 4 段、1 軸 2 徑式,最高工作壓力 26 MPa,配置副產 2. 5 MPa 蒸汽的廢熱鍋爐。 該裝置在投產初期日均產氨的最高達 928 t,后由于多方面原因導致產量逐步下降,系統經常超壓,尤其是從 2011 年 6 月開始,氨合成系統阻力逐步上漲,到 2011 年 10 月,系統阻力由起初的 1. 9 MPa 上升至 2. 8 MPa,為保護設備的安全運行,氨合成系統被迫減量運行,日均產氨量最低時不足 800 t。氨合成系統工藝流程見圖 1。圖 1 氨合成系統工藝流程1 產能下降的原因分析1. 1 氨合成塔催化劑活性衰退氨合成塔催化劑總填裝量 147 t(50 m3)。 開車初期,由于操作經驗不足,經常大幅超溫,對催化劑活性影響較大;由于對催化劑的保護不當,多次發(fā)生醇醚類物質致催化劑中毒現象;此外,上層催化劑本身在升溫還原中還原質量不好,且有因催化劑填裝不均發(fā)生沉降的現象,導致上層催化劑活性差、溫升小、平面溫差大,整個床層熱點溫度由上層軸向段下移至徑向層冷管段,氨合成反應差,最終也導致了系統壓力高,動力消耗高、嚴重制約了氨合成系統產能的提高。 該塔催化劑使用僅僅 3 年,熱點溫度已經由最初的 478 ℃ 逐步提至 500 ℃ 。1. 2 阻力上漲醇烴化系統長期超負荷運行,醇化和烴化催化劑活性均有不同程度的衰退,而受脫碳工藝的影響,醇化系統進口氣體中 φ(CO2 )長期超標 2%左右,導致烴化出口氣體中 φ(CO2)為 15 × 10- 6,CO2 含量偏高的補氣與含氨的循環(huán)氣匯合,最終在氨合成系統入合成塔前段設備內生成銨鹽結晶11小氮肥 第 44 卷 第 2 期 2016 年 2 月而堵塞了氣體通道,引起系統阻力上漲。 測試的 氨合成系統阻力對比見表 1。表 1 測試的氨合成系統阻力對比 MPa項 目 系統 合成塔 油分 廢鍋 - 熱交 水冷器 冷交 - 氨冷器 氨分 - 冷交2011 年 3 月 2. 0 1. 0 0. 15 0. 1 0. 25 0. 15 0. 22011 年 10 月 2. 8 1. 1 0. 25 0. 1 0. 25 0. 15 0. 9由表 1 可見,系統阻力增大主要分布在氨分 - 冷交段,而這段恰恰是氨合成新鮮氣通過的位置,由此可以判斷阻力上升的根本原因是因新鮮氣中 CO2 含量長期過高與氨反應生成銨鹽結晶引起的。1. 3 循環(huán)機故障頻繁2010 年 5 月起,循環(huán)機連桿大、小瓦拉瓦經常發(fā)生,尤其是系統阻力上升后幾臺循環(huán)機電流長期超標,額定電流 64 A,而最高電流達到 70 A,拉瓦事故頻繁發(fā)生,嚴重時 2 臺循環(huán)機同時發(fā)生故障,系統被迫減量運行。 為延長循環(huán)機的運行周期和維持正常生產的持續(xù)進行,開氨合成系統大近路 1 ~ 2 格,以減輕循環(huán)機負荷,這樣就不可避免對氨合成產量造成一定影響。 選用 2D- 25-13. 7 / 235 ~ 260 型平衡對稱式循環(huán)機,排氣量為13． 7 m3/ min(標態(tài)),3 開 1 備,因氣缸為單作用式結構,活塞受力大,出口氣流脈沖大,導致循環(huán)機負荷重、振動大、故障頻發(fā),同時系統阻力高進一步加劇了循環(huán)機的磨損。2 解決措施針對上述問題,經認真分析研究,采取了相應的技術措施,從根源上解決了一系列導致氨合成產能持續(xù)下降、動力消耗高及設備維修成本高的難題。2. 1 更換部分催化劑針對上層催化劑活性衰退的現象,于 2011 年底將上層部分催化劑更換為還原態(tài)催化劑。 此次填裝采用氮氣降溫、氮氣保護、真空抽吸催化劑、干法分離操作方法,即把降溫后的催化劑用羅茨風機通過管道抽出,抽出的催化劑與保護介質氮氣分離后,立即用水沖洗氧化降溫后運走,氮氣經水冷器降溫后返回,并從合成塔塔頂零米催化劑表面進入塔內,形成氮氣循環(huán)氣路(注意真空度,防止誤操作抽入空氣),在塔底主出氣口補入氮氣。 共抽取上層舊催化劑約 18 t,實際裝入還原態(tài)催化劑 17. 8 t,占整個氨塔催化劑填裝總量的12% 。 開車時,用 φ(H2 )為 70% 的氫氮氣對上層催化劑進行 8 h 的升溫還原,首先將零米催化劑溫度提高至 480 ℃ ,然后將上層催化劑熱點溫度提高至 500 ℃恒溫 4 h 即結束對新催化劑的升溫還原。氨合成系統投運后,上層催化劑的活性得到了顯著發(fā)揮,零米溫度 395 ℃ ,熱點 485 ℃ ,整個床層熱點溫度重新回到上層,相同工況下系統壓力下降近 1. 0 MPa,日均氨產量達到 1 015 t。2013 年 3 月 22 日,日產氨 1 040. 53 t,達到歷史最高記錄。2. 2 消除阻力針對氨合成系統阻力上升的現象,采取了2 項措施:①先加入 80 ℃ 熱水,然后用 120 ℃ 的蒸汽對氨合成系統氨分 - 冷交段設備管線進行熱洗,將設備內部的銨鹽完全分解;②更換醇化活性較差的 A 塔催化劑,同時對烴化催化劑進行深度還原,大大提高了醇烴化系統的轉化率,從根本上消除了氨合成系統阻力大的困擾,對于提高氨合成補氣凈化度和確保裝置穩(wěn)定高效運行起到了決定性作用。另外,本次烴化催化劑深度還原是三寧公司第 1 次對運行中催化劑進行深度解毒。 實踐證明,采用 φ(H2 )為 70% 的氫氮氣將催化劑提溫至500 ℃的還原溫度對于提高催化劑使用活性的方法是有成效的。 本次深度還原采用分層還原的方式,將催化劑的上、中、下層分別提溫至 500 ℃ 進行恒溫,邊補氣邊放空置換,保證循環(huán) φ(H2 ) 維持在 65% 以上,同時對所分離出來的少量氨水和一些有機物質進行排放收集,整個深度還原過程歷時 30 h。 重新并入系統運行后,催化劑轉化率得到大幅提高,在烴化系統進口氣體中φ(CO +CO2 )為 0. 3% 的相同工況下,出口氣體中φ(CO +12小氮肥 第 44 卷 第 2 期 2016 年 2 月CO2 )由原 20 × 10- 6降至 10 × 10- 6左右,從根本上解決了氨合成系統設備內部銨鹽結晶而引起的氣體通道堵塞的問題。此外,針對氨合成塔阻力偏大的問題,對氣體分流進行了改動,新增了 1 條熱副線,從塔底引入,與塔底冷副線混合進入上部換熱器再到中心管,進入上催化劑層反應,即在原來的基礎上進一步加大了氣體分流量。 開車后,合成塔壓差在原基礎上下降了 0. 1 MPa,同時,由于部分塔內換熱量轉移到塔外,出塔氣體溫度上升近 20 ℃ ,廢熱鍋爐副產蒸汽提高了 10 t / h。 目前,氨合成系統阻力一直穩(wěn)定在 1. 8 MPa,冷交 - 氨分段阻力也一直穩(wěn)定在 0. 25 MPa,合成塔阻力 1. 0 MPa。 醇烴化系統改造前、后工藝指標對比見表 2。表 2 醇烴化系統改造前、后的工藝指標對比項 目醇化系統進口氣體/ %φ(CO) φ(CO2 )出口氣體/ %φ(CO) φ(CO2 )轉化率/ %烴化系統出口氣體/ × 10- 6φ(CO) φ(CO2 )改造前 4. 4 2. 1 0. 18 0. 19 94. 3 8 12改造后 4. 4 2. 0 0. 12 0. 10 96. 5 6 62. 3 改造循環(huán)機針對循環(huán)機單作用式活塞受力負載過大的問題,將原單吸式結構改造成雙吸式,每個氣缸各增加了 1 只進、出口活門,同時將原來的缸體直徑縮小,缸套直徑由原來的 Φ 293 mm 改為Φ 235 mm,大大減輕了曲軸和連桿的受力。 由于采用了雙吸式結構,循環(huán)機的活塞受力更小、更平衡,振動變小,電耗也隨之大幅下降,單機運行電流下降約15 A,打氣量在氣缸直徑大幅縮小的情況下不僅沒有下降,反而有所提高。 3 臺循環(huán)機全部改造后總循環(huán)量提高在至約 30 000 m3/ h(標態(tài)),經計算,每臺循環(huán)機打氣量由原 13. 7 m3/ min(標態(tài))提高至14. 2 m3/ min(標態(tài))。 循環(huán)機改造前、后運行參數和經濟性對比見表 3。表 3 循環(huán)機改造前、后運行參數和經濟性對比項 目 電流/ A 振幅/ μm 打氣量/ (m3·min- 1,標態(tài)) 月維修費/ 元 運行周期/ d改造前 53 50 13. 7 20 000 45改造后 38 10 14. 0 1 500 150經計算,改造 1 臺循環(huán)機,1 年可節(jié)約電費50 萬余元,3 臺 循 環(huán) 機 運 行 全 年 可 節(jié) 約 電 費150 萬余元,維修費用和人力維護成本也大大下降,1 年可節(jié)約維修經費 20 余萬元;同時,由于打氣量的提高對于裝置產能的擴大也創(chuàng)造了良好條件。 本次技改總投資約 180 余萬元,1 年即可收回改造成本,具有良好的節(jié)能效果和經濟效益。3 裝置改造后總體運行效果分析通過 2011 年的一系列改造,整個氨合成系統的工藝狀況和經濟運行效益得到了很大的改善,完全達到了擴產和降耗的改造預定目標,在產量和電耗 2 項指標方面甚至超出了預期效果。 氨合成改造前、后的運行效果對比見表 4。表 4 氨合成改造前、后的運行效果對比項 目溫度/ ℃零米 熱點 塔出口副產蒸汽量/(t·h- 1)系統壓力/ MPa循環(huán)氣/ %φ(H2 ) φ(CH4 )氨凈值/ %氨產量/(t·d- 1)改造前 420 495 320 30 25. 8 60 21 10. 5 850改造后 400 485 340 40 25. 2 58 20 11. 2 980經過此次對氨合成系統的技術改造,雖然解決了一些導致氨合成系統產能持續(xù)下降和消耗高的瓶頸問題,但也有一些遺留的新問題,如:氨合成新填裝上層催化劑在開車后發(fā)現平面溫差高達40 ℃ ,經推測,可能是催化劑填裝不均勻所致;由于氨合成系統的產能擴大,特別是循環(huán)機改造后13小氮肥 第 44 卷 第 2 期 2016 年 2 月■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■總循環(huán)量的增加,造成了冷凍系統負荷加重,致使氨冷溫度由原來的 - 8 ℃ 上升至 - 5 ℃ ,后通過對氨冷系統進行優(yōu)化配置,問題得以解決;循環(huán)氣甲烷仍舊偏高,雖然本次大修對高壓膜提氫流程也進行了改造,將原兩大并聯流程改為大串聯,提氫效果有所提高,但隨著放空量的增加,分離效果仍不佳,尾氣中φ(H2 ) 高達 25% ,導致一部分有效氣體放空損失。4 結語本次氨合成系統的技術改造達到了預期效果,單塔氨產量遠超 250 kt / a 的設計能力,可達到34． 30 kt / a,超出設計能力的 35% ;同時,氨合成系統的噸氨電耗由原來的72 kW·h 下降至65 kW·h,年節(jié)約 118 萬元,年節(jié)約維修經費 20 余萬元。(收稿日期 2015-02-05)氣化工藝水系統管理及技改優(yōu)化總結張富國 張 超 肖建華 王平彪 方子明(河南心連心化肥有限公司 河南新鄉(xiāng) 453700)氣化系統的水質好壞受煤質、藥劑添加、渣水處理相關設備運行狀況等諸多條件影響,只能通過水質分析數據來了解系統水質情況,因此,需要在平時做好水處理藥劑添加、穩(wěn)定渣水系統三級閃蒸工藝裝置的運行和水處理附屬設備的日常維護工作,以保證系統水質穩(wěn)定。1 氣化水系統設計情況河南心連心化肥有限公司氣化裝置采用華東理工大學和兗礦集團共同開發(fā)的新型水煤漿加壓氣化技術,裝置包括3 臺操作壓力為 6. 5 MPa 的氣化爐,2 開 1 備。 渣水處理系統采用三級閃蒸工藝,設計單臺氣化爐激冷水流量 278 m3/ h,單系統氣化外排廢水量35 m3/ h。 系統補水、各處沖洗水使用原水,機泵沖洗水為脫鹽水。裝置運行初期,進氣化水系統的原水、脫鹽水多達 125 m3/ h,造成生產系統噸氨水耗高,外排廢水量多達 120 m3/ h,浪費了大量高品質水。 高壓閃蒸系統實際運行數據達不到設計指標,使系統水中酸性物質不能更好地被處理,水質 pH 長時間處于較低的數值,在一定程度上對系統設備造成了腐蝕。2 氣化水系統技改情況針對氣化系統實際運行情況,為降低其外排廢水和噸氨水耗、改善氣化系統水質情況,對氣化水系統進行了大量技改工作,主要包括使用低壓灰水替代大部分原水,部分低品位水(尿素廢液、高壓變換冷凝液等) 替代脫鹽水,以此大大降低了氣化系統外排水量。3 氣化水系統管理3. 1 雙磨煤水槽分開利用對磨煤水工藝進行改造,磨煤水槽(V1415A)收集低溫變換凝液、尿素廢液、低溫甲醇洗廢液等廢液,經磨煤水泵( P1410A)向磨煤機供水;磨煤水槽(V1415B)專項回收真空過濾機濾液。 磨煤水泵(P1410A 和 P1410B)雙泵運行時,應注意防止介質互竄。3. 2 強化藥劑投加管理添加絮凝劑對水中雜質、懸浮物進行沉降去除,以保證管線通暢,具體用量根據絮凝試驗結果確定。 日常管理過程中,根據灰水濁度做好絮凝劑用量調節(jié),一般添加量為系統水循環(huán)量的(2 ~4) × 10- 6(質量分數)。 分散劑用以阻止水質結垢,避免 Ca2 + 和 Mg2 + 離子聚集,投加量為系統循環(huán)水量的(80 ~ 100) × 10- 6(質量分數)。3. 3 分級降低外排廢水量氣化裝置原始開車后,氣化系統的外排廢水量較大,大多控制在90~120 m3/ h。 2014 年11 月,14

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