DN1400搬迁方案

1、四川美丰化工股份有限公司绵阳分公司15MPa、1400氨合成系统搬迁工艺技术方案南京国昌化工科技有限公司2007年6月5日1、前言四川美丰化工股份有限公司绵阳分公司现有两套160t/d的15.0MPa、1400合成氨系统，1400合成塔均为一轴二径全冷激结构，单套产量在160t/d时，开两台DZ-5.5/139-149循环机，系统操作压力在14.0MPa，氨净值11.012.1%。分离设备为800、换热设备为500700系列。计划将此两套合成氨装置搬迁到绵阳市经济技术开发区新建设的厂区， 搬迁后两套1400氨合成系统单套生产能力180t/d。为此，四川美丰化工股份有限公司绵阳分公司经过调研，委

2、托南京国昌化工科技有限公司编写现1400氨合成系统改造方案。为了贵公司搬迁后运行能耗低，提高企业竞争力，我们为贵公司1400氨合成系统编写两个工艺技术方案：方案一，更换氨合成塔内件、废热锅炉（废热锅炉增加软水段），现有其它设备保留使用，调整部分工艺流程，可以副产2.5MPa或1.3 MPa饱和蒸汽，氨净值为13.0%的工艺技术方案；方案二，更换氨合成塔内件、增加废热锅炉，氨合成塔采用全径向结构，氨净值提高到14.5%，副产3.8MPa蒸汽的节能工艺。2、设计依据及条件现在使用的1400系统工艺流程图示意图合成氨产量： 180t/d操作压力： 14.7MPa（A）合成塔二次进出气体压差： 0.4

3、0MPa二次出塔温度： 360二次进塔温度： 197入新鲜气流量： 1050.088kmol/h（折标23521.9712Nm3/h）新鲜气温度： 40 新鲜气压力： 14.5MPa（G）新鲜气组份： H2 N2 CH4 Ar %: 75.035 23.667 0.958 0.343、副产2.5MPa或1.3MPa蒸汽的工艺技术方案（方案一）3.1具体改造内容（1）氨合成塔内件更换为GC R112Z型1400一轴二径中心换热器结构；（2）废热锅炉更换为出口端带软水加热器、设计压力2.5MPa，可以副产2.5MPa蒸汽也可以副产1.3MPa蒸气，在废热锅炉的进出口之间设置一道近路，需要副产2.5

4、 MPa蒸汽时关死近路；需要副产1.3MPa蒸汽时打开近路阀；（3）在原来氨合成塔一进一出之间设置一道近路，用来冷却氨合成塔塔壁的气体仅占入塔的15%左右，其余85%的气体直接进入塔前换热器；3.2工艺流程简述来自循环机油分离器33的气体分两路，一路占总气量15%的气体由合成塔下部进入冷却塔壁，出来后与另一路（占总气量85%）气体汇合后一起进入塔前换热器与废热锅炉过来的气体换热，温度升到197。换热后的气体分三路，一路作为一、二段催化剂床层之间的冷激器，另一路进入到上部中心换热器与二段催化剂床层出口气体换热，温度升高到380后进入零米进行反应，第三路进入到下部中心换热器与三段出口气体换热，温度

5、升高到380后也进入零米进行反应。出塔360气体进入到废热锅炉，副产2.5MPa或1.3MPa饱和蒸汽，温度降到213进入塔前换热器加热入塔气体，温度降到78进入水冷器，其余流程不变。如果废热锅炉副产2.5MPa饱和蒸汽，废热锅炉管内的气体实际分为两个温度段，废热锅炉进口至下部软水出口温度由360降到234，带有套管段气体至废热锅炉出口，气体温度由234降到213。105软水先进入废热锅炉出口段的套管段与管内气体换热，温度升到224的过热饱和水从套管部分进入废热锅炉的蒸发空间，继续吸收废热锅炉其余管道内气体的热量，蒸发出0.945t/tNH3、2.5MPa饱和蒸汽。改造后的工艺流程具有以下优点

6、：（1）增加氨合成塔一进与一出管道之间配一道近路可以达到以下目的：a、降低塔前换热器冷气进口温度，有效降低水冷器进口气体温度，从而达到降低冷却水量及氨的冷冻量；b、减少内外件之间环隙、降低内件保温层厚度，内件的直径可以进一步扩大，增加催化剂装填量；c、入塔总气量85%左右的气体可以直接进入换热器，减少气体流经的路径，降低系统阻力。（2）废热锅炉增设软水段，软水先进软水段，达到过饱和水后再进蒸发空间；废热锅炉进出口设置近路等措施，可以达到以下目的：a、我们根据物料热量平衡结果，如果确保入塔气体达到197，在进水冷器温度为78时需要废热锅炉出口气体温度为213，而产2.5MPa饱和蒸汽废热锅炉出口

7、气体温度为234，容易造成水冷器进口气体温度高。废热锅炉增加软水段，可以通过软水回收热量确保进塔前换热器气体温度控制在213以下，在维持催化剂床层热平衡的前提下，不仅可以副产0.945/tNH3、 2.5MPa饱和蒸汽，同时降低水冷器的负荷，有效减少冷却水量及冷冻量；b、废热锅炉实际为两个换热器，实现温度阶梯回收，提高热量回收效果；c、把软水加热器设置在废热锅炉内部有效减少工程投资；d、如果副产1.3MPa饱和蒸汽，通过近路及软水加热段进水量将进塔前换热器气体温度控制在213以下，副产蒸汽量可以达到0.945t/tNH3，不仅热量回收多，而且调节方便。3.3主要物流物料热量衡算表改造后氨净值可

8、以达到13.0%，根据新鲜气量为23520Nm3/h计算可以产氨184.305t/d，根据180t/d的产量计算需要22970.94Nm3/h，我们根据将180t/d产量的物料热量衡算表列于下表：物号名称温度流量Nm3/h组 成%H2N2NH3CH4Ar1入塔总气8832566.6122.203.196.091.9102冷激气1973091466.6122.203.196.091.9103零米气3805741166.6122.203.196.091.9104出塔气3607844356.1018.7016.916.862.155新鲜气822970.975.03523.667/0.9580.340

9、6弛放气20182.8927.2410.052.179.171.417放空气232822.7560.4920.169.667.382.328氨产量 t/h7.5（每天180t/d、放贮槽175.04t/d、放空4.96t/d）9副产蒸气量0.945t/tNH3(2.5MPa)/0.956 t/tNH3(1.3MPa)10冷量消耗241065.09Kcal/tNH311冷却水消耗33.97t/tNH33.4氨合成塔内件选型3.4.1氨合成塔内件结构形式简述我们为贵公司选择GC-R112Z型1400一轴两径带层间换热器结构。内件共三个催化剂筐，第一催化剂筐为轴向，二、三催化剂筐为径向，第一催化剂筐

10、与第二催化剂筐之间采用冷激气体移热，第二催化剂筐与第三催化剂筐之间采用中心换热气间接换热。第二与第三两径向催化剂筐进气端均由分气流道、分气筒、鱼鳞筒组成；出气端由不锈钢丝网、鱼鳞筒、集气筒、集气流道组成，进入第一径向催化剂筐的气流由外侧径向分布器向内沿切线方向向内流过催化剂床层，反应后的气体进入到中心层间换热器的管内与管外冷气体换热后进入第三径向催化剂筐，气流由内侧沿切线方向向外流过催化剂床层。下部换热器及二、三催化剂之间的层间换热器全部放置在催化剂中间，管内放置麻花铁提高传热系数，换热器的管间采用大小折流板来提高管外传热系数。具体情况见氨合成塔内件结构间图（附图二或下右图）。3.4.2内部气

11、体工艺流程来自下部换热器及层间换热器的两股入塔主气流由零米进入第一催化剂层进行反应，反应气离开一轴后在层间换热器冷却，由分气流道、分气筒、鱼鳞筒组成的径向分布器进入第二催化剂床层，气体沿切线方向流经催化剂床层，由于气体是切线方向流入，有效延长了气体在径向段的流经路程，增加气体与催化剂接触时间，有效提高合成率，提高出塔氨净值。出第二催化剂床层的气体经过中心层间换热器换热后进入第三催化剂床层反应，反应后的气体进入到下部中心换热器，温度冷却到360出塔进入废热锅炉。来自进入层间中心换热器及下部中心换热器的冷气体来用并联的形式进入到两个中心换热器，换热后分别进入到零米床层进行反应。3.4.3氨合成塔内

12、件的合理性、先进性（1）采用分气流侧和集气流侧两向小孔同时补偿的技术：氨合成塔内件结构全为一轴二径+层间换热器结构，径向催化剂筐均采用了分气流道和集气流道双向补偿不等压差的方式进行的，即在分气筒上和集气筒上都采用上下不等小孔和二次分布的设计，使两侧都对不均分布进行有效控制，从而使设计的“不均匀度”5%，低于Topsoe（分气或集气单侧流向）和Casale（分气或集气单侧及双侧流向）分布器的“不均匀度”（据文献介绍“不均匀度”为810%），该塔同平面温差小（示意图如下）；（2）采用具有我国自己知识产权的“鱼鳞筒”二次分布器技术：我们在分气筒和集气筒双侧均设计了鱼鳞筒二次分布器，气流从小孔分布后经

13、鱼鳞筒二次分布空间分散，然后经鱼鳞孔切向分布（二次分布）至催化剂层，使均匀度提高，而催化剂死角减少，有效提高了分布器分布效果。同时进入催化剂床层的气体为切线方向，延长气体与催化剂接触时间，提高合成率，确保出塔氨净值（鱼鳞筒示意图如下）； （3）第一催化剂床层采用结构可靠的轴向层，其催化剂装填量只占总量的23%，但可获得50%的氨产量；同时可大大提高全塔的抗毒、抗油、抗干扰性和操作稳定性；（4）二、三段催化剂床层之间采用换热器间接换热，避免冲稀氨浓度，二、三段催化剂床层全部装填1.53.3mm小颗粒催化剂，不仅易还原，而且在正常运行条件下，因为有77%的1.53.3mm小颗粒催化剂，比表面积大，

14、活性好，整体结构催化剂装填量14.0m3，分体连接结构增加1.24 m3，确保本结构形式的氨合成塔内件具有较高的氨净值，在同样产量、同压压力情况下，可以比原来提高1.01.5%个氨净值。（5）催化剂可以采用分层还原，而且还原彻底。在还原第一床层催化剂时，将F1、F2阀打开一定的位置，保证二、三催化剂床层全部低于还原温度以下，待一床层催化剂还原彻底时，关闭进层间换热器的冷气，一床层出口气体经过层间换热器直接进入二段催化剂床层，还原二段催化剂。待二段还原彻底时，关死进入层间换热器冷气体的阀们，利用上两层还原好的催化剂反应热及电加热器提供的热量，加大循环量，把第三层温度提起来，使全塔催化剂还原彻底。

15、（6）全塔为整体结构，催化剂剂装填量为14.0m3，比原来多装填催化剂1.24 m3，利于氨净值的进一步提高，同时整体结构便于设备检修及催化剂装填。3.4.4氨合成塔内件主要技术参数表：塔型GC R112型1400一轴二径层间换热塔净空高 mm催化剂装填量 m314.0一催化剂筐二催化剂筐三催化剂筐氨净值 %12.5入塔惰性气体含量 %8.0生产能力tNH3/d经济运行180最高能力196操作压力 MPa（A）180tNH3/d196tNH3/d14.514.68运行阻力 MPa0.40.5副产饱和蒸汽 0.948t/tNH3主要材质0Cr18Ni9、丝网20CrNi80内件使用寿命 a103

16、.6：副产2.5或1.3MPa蒸汽废热锅炉结构示意图3.7改造后主要经济指标一览表序号主要经济指标名称主要经济指标1氨产量 180t/d2新鲜气消耗3062.92Nm3/tNH33放空气量376.367Nm3/tNH34中间槽弛放气量24.385Nm3/tNH35副产蒸气量0.945t/tNH3(2.5MPa)/0.956 t/tNH3(1.3MPa)6冷量消耗241065.09Kcal/tNH37冷却水消耗33.97t/tNH34、副产3.8MPa蒸汽的工艺技术方案（方案二）4.1具体改造内容（1）氨合成塔内件更换为GCR-023Z型1400三段全径向带中心换热器的氨合成塔内件；合成塔下部不

17、设置换热器，反应后430气体直接进废热锅炉，副产1.164 t/tNH3、3.8MPa饱和蒸汽；（2）更换氨合成塔下部段件及改造氨合成塔大盖（根据外筒图情况进一步确定内容）（3）新增一台废热锅炉，废热锅炉与氨合成塔直接连接（4）氨合成塔部分的管道重新调整；（5）增加开工加热炉（采用外置电加热器、电加热器可以设置在高压管道上）4.2工艺流程简述来自循环机油分离器32的气体分两路，一路占总气量15%的气体由合成塔下部进入冷却塔壁，出来后与另一路（占总气量85%）气体汇合后一起进入塔前换热器与废热锅炉过来的气体换热，温度升到227。换热后的气体分三路，一路作为调节催化剂零米的F0，另两路分别进入上、

18、下中心换热器，与二、三段出口气体换热，换热后温度升到380进入零米进行反应，一、二、三段出口分别为490、485、430，出第三层的反应后的气体直接进入到废热锅炉副产3.8MPa饱和蒸汽。废热锅炉与氨塔之间不需要设置近路，出废热锅炉的气体为257，根据热量平衡计算结果，进水冷器的温度为78，入塔气体可以被加热到227。4.3主要物流物料热量衡算表改造后氨净值可以达到14.5%，根据新鲜气量为23520Nm3/h计算可以产氨185.11t/d，根据180t/d的产量计算需要22871Nm3/h，我们根据将180t/d产量的物料热量衡算表列于下表：物号名称温度流量Nm3/h组 成%H2N2NH3C

19、H4Ar1入塔总气8021066.6122.203.196.091.9102出塔气4307032854.8918.3017.696.592.183新鲜气82287175.03523.667/0.9580.3404弛放气20187.8327.019.8952.179.481.455放空气232712.3460.2620.089.667.612.396氨产量 t/h7.5（每天180t/d、放贮槽175.23t/d、放空4.77t/d）7副产蒸气量1.164t/tNH3(3.8MPa)8冷量消耗211040.89Kcal/tNH39冷却水消耗35.13t/tNH34.4改造后主要经济指标一览表序号

20、主要经济指标名称主要经济指标1氨产量 180t/d2新鲜气消耗3049.467Nm3/tNH33放空气量361.645Nm3/tNH34中间槽弛放气量25.044Nm3/tNH35副产蒸气量1.164t/tNH3(3.8MPa)6冷量消耗211040.89Kcal/tNH37冷却水消耗35.13t/tNH35、两种方案主要经济指标对比一览表序号主要经济指标名称单位方案二方案一方案二比方案一减少或增加1氨产量 t/d18018002新鲜气消耗Nm3/tNH33049.4673062.92-13.4533放空气量Nm3/tNH3361.645376.367-14.7224中间槽弛放气量Nm3/tNH325.04424.385+0.65855副产蒸气量t/tNH31.1640.945+0.2196冷量消耗Kcal/tNH3211040.89241065.09-30024.27冷却水消耗t/tNH335.1333.97+1.168、方案二与方案一经济效益对比（1）计算条件电0.28元/KWh、蒸汽180元/t、冷却水0.8元/t、新鲜气1