年产45万吨合成氨甲烷转化工艺的改造

孟向东

（天脊集团合成氨厂，山西 潞城 047507）

年产45万吨合成氨甲烷转化工艺的改造

孟向东

（天脊集团合成氨厂，山西 潞城 047507）

通过对天脊集团年产30万吨合成氨甲烷转化工艺的改造，以达到年产45万吨合成氨扩产的需求。

甲烷转化；扩产；节能降耗

1 概述

天脊煤化工集团公司合成氨装置是从德国鲁奇公司引进，采用鲁奇炉碎煤加压汽化，低温甲醇洗，液氮洗，甲烷转化，托普索氨合成工艺技术。原设计年产合成氨30万吨。自1987年投产后甲烷装置一直存在负荷低，出口CH4含量高，热量回收不合理等问题。2002年集团公司决定合成氨装置扩产节能改造年产45万吨，更加要求甲烷转化既要满足负荷增加的要求，又要实现最佳节能途径。

2 原工艺流程

从V-601来的工艺气体，经原料气预热器W702加热后加入中压过热蒸汽，进入CO预高温变换炉，再通过配入500℃的中压过热蒸汽，进入甲烷蒸汽一段转化炉C703，工艺气经过废热锅炉冷却至350-360℃，在进入CO高温变换炉，变换气再通入锅炉给水预热器，水预热器，温度降至149℃，冷凝液分离后，气体进入空气冷却器，温度仅一步降至40℃，冷凝液继续分离，气体送往甲醇洗。

高温变换和转化用的中压过热蒸汽全部由本工号利用废热产生，供变换和转化系统使用，过剩的蒸汽送至中压蒸汽管网。

C703燃烧用燃料气由燃料气管网提供，助燃空气由鼓风机提压后经空气预热器预热后送至炉顶烧嘴混合，在转化炉内燃烧，离开辐射段的烟道气温度为930℃，经过蒸汽过热后温度降至690℃再经过蒸发器，原料气预热器W702和空气预热器后温度降至200℃，经过烟道引风机送往烟囱放空。

3 原流程中暴露的问题

3.1 W702析碳严重; 入本装置原料气中CO含量设计在13..85%，含量较高。为了防止在C703转化管入口1米左右产生析碳增加阻力，流程设计原料气在C702中进行CO预变换，先将CO降至＜1%，然后再进入C703进行甲烷转化。由于C702采用了高温变换工艺，入口温度设计370℃，而原料气来气温度为100℃，故而必须先提温后变换，流程设计原料气首

先经过W702加热到250℃，然后再配入500℃的中压过热蒸汽调整混合气体温度至370℃，在进入C702中进行CO变换。而W702出口实际操作中达350℃，此时歧化反应已非常明显，（ CO＝C+CO2）,生成的碳黑一部分在换热器中形成挂壁影响换热效果，其中大部分随气体进入C702床层，造成触媒微孔堵塞，活性下降，阻力增加，从更换C702触媒是发现有大量碳黑存在。

3.2 C703出口转化器中CH4含量高：C703转化设计出口CH4含量为6.25%，温度为815℃，但实际操作与设计操作差距较大，由于燃料气管网的热值不稳定，控制难度大，转化管超温烧坏的现象时常发生，故而正常操作温度只能维持在730-750℃，CH4含量10%左右，即使在这样的条件下操作，红管，亮斑，甚至漏管现象时有发生，而且转化后的气体重新返回低温甲醇洗及液氮洗进行净化分离，增加了分离能耗和压缩功耗，节能改造很有必要。

3.3 C801出口CO含量高，它与C703出口CH4一样，同样增加了分离能耗和压缩功耗。

3.4 烟道气的出口温度高，余热浪费大。原设计烟道出口温度200℃，实际只能控制在250℃左右，热损大，余热利用率低，造成能源浪费。

4 解决措施

4.1 针对W702析碳严重的问题，确定了改造思路：C702预变炉由高温变换改为低温变换，变换后进入W702中，升温进C703，C702采用轴径向内件，降低系统压差，出口CO含量小于0.1%。

4.2 新增纯氧二段炉；在现有一段蒸汽转化基础上，针对C703出口CH4含量高，新增纯氧二段C704，以降低转化气中甲烷含量至小于0.6%。

4.3 新增低变炉C802；为了降低CO，增加有效H2含量。在高变炉C801后新增低变炉C802，同样采用轴径向内件，降低系统压差，出口CO为小于0.1%，降低了分离能耗和压缩功耗。

4.4 烟道的改变

4.4.1 原来W704Ⅰ/Ⅱ，W703，W702构造不变，改造后起用途分别为W704Ⅱ盘管改为混合原料气过热器，W704Ⅰ改作中压蒸汽过热器，W703用途不变，W702改为转化器预热器。

4.4.2 在W702与W701之间，新增一组W705中压蒸汽过热盘管，换热面积为1750m2,回收热量，降低烟气温度，为了减少占对流段的空间，采用了翅片管。

4.4.3 W701空气预热管由原来的列管结构改造为热管结构形式，进一步降低了烟气温度。

4.5 其它方面的改造

4.5.1 新增了水解脱硫槽C701，目的是脱除甲烷气中的微量有机硫和硫化物及其微量杂质。

4.5.2 C801高变炉结构改为轴径向，减少了压降。

4.5.3 新增了锅炉给水预热器W707，便于降低C801至C802的工艺气入口温度。

4.5.4 由于W706入口温度提高，富产中压蒸汽增加，特增设了一条外供中压蒸汽管道。

4.6 改造后的工艺流程图如下

5 改造前后主要工艺参数设计指标对比

通过以下对比，可以看出：

1) 系统负荷增加，提高了处理能力。系统出口CH4，CO含量降低了，增加了产量和效益。

表一 主要工艺参数设计指标对比

2) C703入口温度由原来的410℃提高至432℃，降低了C703热负荷，节省了燃料气。

3) C703入口变换气CO含量由原来的1%降至0.5%，进一步避免了C703转化管入口1 m左右段发生析碳。

4) 余热后移量减少，W710入口温度由原来的171℃降至149℃，节能降耗。

5) 富产蒸汽量增加。

6) 烟道出口温度大幅降低，节能降耗明显。

6 改造后运行中暴露的问题及进一步解决措施

自2005年7月恢复开车后，经过几个月的实际运行检验，效果非常明显，能耗显著降低，确定能适应高负荷的运行需求，基本上达到了扩产改造的目的，但运行过程中，也暴露出一些问题，主要有：

一、W704Ⅰ出口中压蒸汽超温：在开车阶段一段转化升温的后期，炉膛温度到700℃左右，纯氧二段炉C704未点火，废锅W706温度较低，汽包产蒸汽量少，造成蒸汽过热盘管W704Ⅱ严重超温，为此利用机会，在W704Ⅱ入口管道内增加了锅炉给水喷射器，避免了W704Ⅰ出口中压蒸汽超温，保证了设备的安全。

二、C702床层超温。由于液氮洗工艺冷量平衡的需要，使得甲烷气中的CO变化的幅度大，绝热式低变炉不能适应期变化，不能适应生产需求，为此2006年5月大修时增加了等温变换炉C702替换了原设备，满足了液氮洗工序来气中CO变化的影响，增加了装置的安全指数。

7 改造后考核情况（见表二、表三）

表二 主要设备运行状况：

表三 生产能力和质量指标：

结束语

总之，甲烷转化装置已接近满负荷，出口CO达到设计值，CH4也达到设计值，烟道出口温度有较大幅度降低，节能明显，负荷增加后空冷器的温度仍有所降低，也是节能，C701入口温度提高，节省了燃料气，系统压差比设计值低0.12Mpa。

[1]王福生.甲烷催化部分氧化制合成气催化剂研究.大庆石油学院，2005-03-15.

[2]井强山，方林霞，楼辉，郑小明.甲烷临氧催化转化制合成气研究进展.化工进展，2008-04-05.

[3]井强山，刘鹏，郑小明.甲烷临氧催化转化制合成气研究进展.化学通报，2008-09-15.

TQ

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