1 概 况
我厂原有 ª1000mm及 ª800mm两套氨合成系统 , 生产能力达到满负荷时 , 系统运行压力高达 32.0MPa, 吨氨电耗、气耗、综合能耗均偏高。铜洗有 ª1000mm 及 ª700mm 两套系统 , 净化能力不足 , 经常出现铜洗系统出口气CO、CO2 微量跑高、铜洗塔起泡带液等现象。氨合成及铜洗装置能力偏小 , 严重影响我厂经济效益和企业发展。
2003 年 5 月 , 我厂开始筹建 ª1600mm 氨合成系统 , 取代现有的两套氨合成系统 , 置换下来的 ª1000mm及 ª800mm两套氨合成装置改为全自热高压醇烷化净化工艺 , 取代 ª1000mm 及 ª700mm 两套铜洗净化工艺。ª1600mm氨合成系统于 2004 年 5 月投入运行 , 铜洗净化部分的替换改造于 2004 年 6 月开始进行 ,8月中旬完成并投入运行 , 彻底解决了甲酸 (或醋酸) 铜氨络合溶液带来的环境污染问题 , 不仅为我厂创造了可观的经济效益 , 而且具有很好的社会效益。本文就我厂高压部分醇烷化改造作一小结。
2 技术改造方案的选择
国外关于“甲醇化 - 甲烷化”净化合成氨原料气中 CO、CO2 流程早有报道 , 托普索公司在1991年美国化学工程年会上提出该工艺 , 《NI2TROGEN》1992 年 NO1197 对此作了详细介绍。
国内有 12.5～15.0MPa 的该工艺净化装置 , 也有31.4MPa的净化装置。通过对国内已运行装置的考察发现:
(1) “醇化 - 烷化”净化工艺技术成熟 , 净化气 CO+CO2 <10 ×10 -6;
(2) 部分装置反应器维持不了自身热平衡 ,需要电加热器提供热量 , 吨氨电耗高达 75kW· h,而且长期电热运行给生产带来安全隐患;
(3) 出醇化系统气体中 CO+CO2 含量在0.2%～0.5%, 吨氨净化耗 CO、CO2、H2 等气体约 38.57m3;
(4) 醇化副产物没有市场且污染性大 , 只能送锅炉或吹风气装置烧掉 , 增加了合成氨原料气净化成本;
(5) 烷化装置生成含氧的有机类物质 , 而这些物质不易被液氨洗涤掉 , 送到氨合成系统 , 易造成氨合成催化剂长期慢性中毒 , 为了保护氨合成催化剂 , 需要在烷化装置中设置氨冷分离器 ,增加了冷量消耗。
为了确保改造项目成功 , 把合成氨原料气净化费用降到最低 , 通过对国内已有的几家技术进行对比分析 , 最终确定选用南京国昌化工科技有限公司的技术。因为全自热高压醇烷化净化工艺是南京国昌化工科技有限公司开发“全自热非等压醇烷化净化工艺”中的高压部分 , 而我厂有一套 ª1200mm中压(12.5MPa )联醇装置。“全自热非等压醇烷化净化工艺”符合我厂本次技改思路 , 其中高压部分比国内几种净化工艺又具有以下优点:
(1) 采用移热方式 , 各反应器可以达到热平衡 , 不需要带电炉运行 , 不开循环机 , 系统电耗为零 , 操作简单 , 运行安全可靠;
(2) 醇化塔内件及烷化塔内件设计合理 ,CO、CO2 转化率高 , 出醇化系统气体中 CO+CO2 含量 <200 ×10 -6, 出烷化系统气体中 CO+CO2 含量 <10 ×10 -6;
(3) 压缩机送过来的 CO、CO2 及部分 H2等气体基本上转化为附加值较高的甲醇 , 净化后的气体送到氨合成系统转化为氨 , 不仅净化度高 , 而且对环境没有污染;
(4) 烷化系统生成少量的水 , 经水分离器分离后 , 气体中饱和态的水可以通过氨合成系统的液氨洗涤掉 , 对氨合成催化剂没有毒害性 , 烷化系统不需要设置氨冷器 , 系统没有冷量消耗。
(5) 原 ª1000mm及 ª800mm两套氨合成装置的设备、管道、土建、电器、仪表等设施均可利用 , 工程量小 , 投资省。
3 改造方案的实施
3.1 工艺流程简述
将 ª1000mm 氨合成系统改为醇化系统 ,ª800mm氨合成系统改为烷化系统。其工艺流程为: 压缩机来气体→新鲜气油水分离器(V801) →塔前换热器( E801) →醇化塔(R801) →塔前换热器( E801) →水冷器( E802) →甲醇分离器(V802) →塔前换热器 ( E803) →提温换热器(E804) →烷化塔(R802) →塔前换热器( E803) →水冷器(E805) →水分离器(V803) →氨合成系统。循环机仅升温还原时使用。工艺流程如图 1。
3.2 原装置的改造
(1) ª1000mm 氨合成系统仅更换醇化塔内件 , 氨分离器改为醇分离器 , 甩掉废热锅炉、冷交换器、氨冷器等设备 , 调整部分管道。电器(含原电加热器) 、仪表、土建、保温等全部利用
原有设施。
(2) ª800mm 氨合成系统仅更换烷化塔内件 , 增加 1 台 ª700mm 提温换热器 , 氨分离器改为水分离器 , 甩掉废热锅炉、冷交换器、氨冷器等设备 , 调整部分管道。电器 (含原电加热器) 、仪表、土建、保温等全部利用原有设施。
3.3 改造工程投资
改造工程投资含催化剂及设计、安装、新增设备、新增外管等费用 , 共计 260 万元左右。
4 催化剂装填及升温还原
根据南京国昌化工科技有限公司建议, 醇化催化剂选用南化研究院的醇化催化剂; 烷化催化剂选用川化的烷化催化剂。装填与 GC型氨、联醇反应器的催化剂装填一样 , 十分方便。
升温还原时 , 先还原烷化催化剂 , 后利用烷化系统出口的氢、氮气还原醇化催化剂 , 以保证催化剂的还原质量。
5 醇烷化系统运行结果
ª1000mm高压醇化及 ª800mm高压烷化系统于 2004 年 8 月 18 日顺利并入系统 , 并一次开车成功。
正常运行时 , 不开循环机 , 不带电加热器 ,运行十分稳定。主要指标见表 1。
6 醇烷化与铜洗工艺比较
从以上实际运行结果可以看出 ,“非等压醇烷化净化新工艺”中的高压醇烷化工艺与铜洗工艺相比具有以下优点。
(1) 净化度高。高压醇化塔出口气、高压烷化塔出口气 CO+CO2 含量均较低。
(2) 彻底解决了环保问题。该净化工艺是将压缩机送来的气体全部转化为甲醇和氨 , 完全甩掉铜洗装置 , 彻底解决了化肥厂甲酸铜氨络合溶液带来的环境污染 , 有效保护了环境。
(3) 吨氨节省电解铜 0.02kg、甲酸 0.21kg、自用氨5.0kg、蒸汽0.36t、冷却水60m3。
(4) 实现系统的自热平衡。各反应器正常运行时不需要电加热器提供热量 , 不开循环机 , 没有冷量消耗 , 吨氨节电 35.0kW· h。
7 经济效益核算
核算条件: 生产天数 320d, 合成氨产量390t/d, 粗醇成本 1400 元/t, 粗醇售价1700元/t, 电解铜 20 元/kg, 甲酸 4 元/kg, 液氨 2元/kg, 蒸汽 110 元/t, 电价 0.32 元/ (kW· h) ,循环水 0.11 元/t。
(1) 与铜洗工艺相比 , 全年节省费用为:
(0.02 ×20100+0.21 ×4100+5.0 ×2100+0.36×110100+35.0 ×0132+60 ×0.11) ×390 ×320÷10000=856.63 万元。
(2) 增加甲醇的利润:
1.25 ×24 ×320 ×(1700-1400) ÷10000=288万元。
(3 ) 全年可增加效益:
856.63+288=1144.63 万元。
8 存在的问题及改进意见
ª 800mm高压烷化装置是利用原来 ª 800mm氨合成装置改造的, 受到原装置的限制, 目前ª 800mm高压烷化系统阻力在018MPa左右。下一步可通过将原 ª800mm 合成氨装置因
改造而闲置换下来的部分设备改成换热设备 , 实行并联运行 , 将系统阻力降到 0.4MPa 以下 ,进一步提高运行的经济性和可靠性。
