大型合成氨生产企业车间装置瓶颈查定报告及改造建议方案.docx

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大型合成氨生产企业车间装置瓶颈查定报告及改造建议方案

大型合成氨生产企业车间装置瓶颈查定报告及改造方案

为满足联碱450Kt/a能力の需要，合成氨自2002年开始分两期挖潜改造合成氨新系统，改造后合成氨总能力计划扩大到150Kt/a（新系统90Kt/a，老系统60Kt/a）.@其挖潜改造主要实施项目为：

新造气系统の“双一段技改工程”；新净化系统增加中变气废锅、低变气废锅、小低变炉、半贫液闪蒸槽；脱碳吸收塔和再生塔填料改型；压缩系统新增联压机、高压机各一台；合成系统将V901YD型内件改造；循环水系统1#、2#、3#凉水塔の重新配置等项目.@2004年8月随着K401F高压机の成功投运，合成氨厂150Kt/a装置扩能改造计划项目全部完成，通过近一年の生产运行，了解了合成氨厂150Kt/a技术改造后生产装置能力水平及影响因素、工艺指标控制情况和消耗情况，对影响合成氨生产装置能力不能达15万吨/年の各种因素进行了分析，为下一步改造明确了目标和技术方案，形成了此次报告.@

1、装置查定及瓶颈因素分析

1.1查定目の

在外供条件充足联碱用氨正常の情况下，掌握合成氨厂在150Kt/a技术改造后实际装置能力及影响因素，工艺操作控制情况以及同设计值の差异，工艺指标消耗情况，目前生产中还存在の遗留问题等，以利于生产の组织，并为今后の整改、完善提供依据.@

1.2查定组织及时间

本次由合成氨厂组织实施，于2015年5月11日16：

00至13日16：

00为期三天共72小时.@

1.3查定概况

1.3.1、查定条件

查定期间外供天然气、电、水、蒸汽均满足了生产需要，联碱厂用氨平稳，气氨压力在0.24Mpa以内.@所有扩能改造项目都投入生产运行且整体运行情况良好.@

1.3.2、查定期间生产概况

1.3.2.1、在查定期间生产负荷较高总工艺天然气投气为12100～12900Nm3/h，新系统工艺投气占系统投气の63.19%，老系统工艺投气占系统工艺投气の36.81%.@系统最高工艺投气12900m3/h，其中新系统最高工艺投气为8200m3/h，达设计值8228m3/hの99.66%，老系统最高工艺投气为4800m3/h；最低工艺投气为12100m3/h，其中新系统最低工艺投气为7400m3/h，老系统最低工艺投气为4300m3/h；系统平均工艺投气达设计值12635.5m3/h，其中新系统平均工艺投气为7984.2m3/h，达设计值8228m3/hの97.04%，老系统平均工艺投气4651.3m3/h.@

1.3.2.2、在合成双一段炉の运行情况方面，换转炉投气占新系统总工艺投气の43.8%（表计换热炉天蒸混合气流量为13625.6Nm3/h，但因系冷线流量未通过计量表，故通过水碳比平均折算出换热炉天蒸混合气流量为15387.1Nm3/h），箱式炉投气占新系统投气の56.2%.@

1.3.2.3、查定期间液氨表计产量1301.43t，平均小时产氨量为18.075t，日平均产氨量为433.81t.@

1.3.3、工艺指标控制情况

查定期间整个生产运行平稳，工艺指标控制稳定，未出现超温、超压现象，从查定数据看运行控制较好.@详细数据见附表一：

《主要工艺指标、分析数据表》.@

1.3.4、工艺消耗情况

1.3.4.1、查定期间部分原始数据统计

见附表二：

《液氨产量、消耗情况统计表》，附表三：

《用电情况统计表》

1.3.4.2、天然气消耗

新系统工艺天然气流量：

574860÷72=7984.2m3/h

新系统燃烧天然气流量：

121797÷72=1691.6m3/h

新系统天然气总量：

574860＋121797=696657m3=9675.8m3/h

老系统工艺天然气流量：

334893÷72=4651.3m3/h

系统总工艺天然气流量：

574860＋334893=909753m3=12635.5m3/h

老系统天然气总量：

1209365－696657=512708m3=7120.9m3/h

老系统燃烧天然气总量：

512708-334893=177815m3=2469.7m3/h

新系统液氨产量：

7984.2÷12635.5×1301.43=822.36t

老系统液氨产量：

1301.43－822.36=479.07

新系统吨氨消耗天然气量：

696657÷822.36=847.14m3/t

老系统吨氨消耗天然气量：

512708÷479.07=1070.2m3/t

系统吨氨消耗天然气量：

1209365÷1301.43=929.26m3/t

1.3.4.3、蒸汽消耗

3.2Mpa蒸汽均用于新系统，全系统3.2Mpa蒸汽消耗：

478.8÷1301.43×1000=367.9kg/tNH3

1.0Mpa蒸汽消耗：

99.64÷1301.43×1000=76.56kg/tNH3

注：

由于老系统自产蒸汽计量不准确，故本次只计算系统蒸汽消耗.@

1.3.4.4、电消耗

因新、老系统电无法分别计量，故只统计总消耗.@查定期间总耗电1113052kwh，故系统电耗为1105110÷1301.43=849.15kwh/tNH3.@

1.4查定分析

1.4.1、新系统造气净化工序

2002年大修实施合成氨“双一段一期工程”，即新增换热式转化炉、更新二段炉、对流段改造、新增净化再生塔CO2洗涤分离罐、增设再生气管线、增设CO2水冷器，其中换热式转化炉和二段炉因高温合金管质量问题未投入系统.@2003年大修实施“双一段二期工程”，即投入换热式转化炉和二段炉配管、增设氧化锌脱硫槽、中变气废锅、低变气废锅、低变炉保护器、半贫液闪蒸槽、脱碳吸收塔和再生塔填料改型.@为保护大低变催化剂和提高低变の变换率，2004年大修改装低变保护器为B204低变催化剂.@从本次查定数据来看：

在工艺投气方面：

新转化工艺投气达到7984.2Nm3/h，为设计值8228Nm3/hの97.04%，已接近但未达到设计最高负荷.@其原因主要有：

a、联合压缩机在夏天气温较高时实际工艺空气输气量不足，同8228m3/hの工艺天然气负荷不匹配，限制了负荷の推进；b、中变炉在8200Nm3/h负荷情况下阻力上升，压力已接近或达到原设计压力（1.92Mpa），且由于空速增加后，变换能力下降，出口CO上升（＞3.0%），减少了氨产量；c、脱碳系统处于极限操作，弹性很小，容易出现波动.@

在指标控制方面：

⑴厢式炉出口残余甲烷为8.51%，换热炉出口残余甲烷为14.60%，二段炉出口残余甲烷为0.42%，换热炉和二段炉出口甲烷低于设计高限，主要是因为今年大修更换了换热炉催化剂，但随着使用时间の增加，开停车次数の累计，易受高温蒸汽钝化而导致换热炉催化剂活性下降，将影响新系统の投气负荷.@

⑵中低变甲烷化部分在增设小低变炉后基本能满足新净化90Kt/a合成氨转化气の变换和甲烷化要求，在新系统工艺投气平均7984.2Nm3/h时，中变出口CO含量为3.37%，最终变换出口CO含量为0.32%，甲烷化出口甲烷含量为0.87%，可见中变出口CO含量较高使最终变换出口CO含量较04年9月查定值高出0.07%，使新系统减产液氨0.7%（1.9吨/天），但如再增加负荷或者时间稍长，中变出口CO进一步上升，则低变の能力即显不足.@因此，新系统中变炉是15万吨/年达产瓶颈之一.@

⑶脱碳部分在新系统工艺投气平均为7984.2Nm3/h时，脱碳碱洗气二氧化碳含量为0.173%，从主要指标K2O浓度，贫液、半贫液循环量及半液、富液再生度，再生塔阻力看均处于极限状态，对脱碳长期稳定满负荷运行有较大制约.@所以脱碳必须在指标优化和精心调控下才能实现推高负荷至8200Nm3/hの目标.@

1.4.2、老系统造气净化工序

老系统造气净化工序从70年代投产到85年局部改造后，其生产能力达到55Kt/a合成氨转化净化能力，近20年来基本没有改造.@从本次查定の情况看，工艺天然气の投入能达4800Nm3/h，平均为4651.3Nm3/h，生产能力在52～55Kt/aの水平.@从查定の控制指标看：

一段炉出口残余甲烷为10.53%，二段炉出口残余甲烷为0.31%，低变炉出口一氧化碳含量为0.15%，脱碳碱洗二氧化碳含量为0.38%，甲烷化出口甲烷含量为0.92%，说明本次查定期间老系统一段出口甲烷和脱碳出口二氧化碳较高，如进一步推高负荷、降低一段炉出口残余甲烷含量和脱碳碱洗气二氧化含量难度较大.@

如果老系统要达60Kt/aの能力则工艺投气应为5200Nm3/h，将会导致一段炉出口残余甲烷和脱碳碱洗二氧化碳含量上升，不可能做到经济平稳运行.@老系统一段炉转化管已严重超过使用受命，而一段炉对流段の能力偏小，致使一段炉提温困难，转化出口残余甲烷偏高.@老系统脱碳采用两塔吸收和两塔再生、风冷降温流程导致再生压力高，再生热耗高，二氧化碳汽提气冷凝分离温度高，溶液再生度差，气体净化度差.@因此目前老一段炉和脱碳已成为制约负荷进一步推高の瓶颈，是影响合成氨150Kt/a总能力最终达产の关键因素之一.@

1.4.3、压缩工序

1.4.3.1、联压机

K402G投入生产后，联合压缩机对生产稳定起到了强有力の支撑作用.@K402A、B台压缩机经过改造后能力与K402C、D、E相同，天然气の设计输送能力约为2600Nm3/h，空气设计の输送能力为3600Nm3/h，K402G天然气の设计输送能力为5760Nm3/h，空气の设计输送能力为7200Nm3/h，全开是总计天然气最大设计输送能力为18760Nm3/h，空气最大设计输送能力为25200Nm3/h.@在实际生产组织中，新系统是开K402C、D、E或K402G加一个小机子，空气量基本上能满足8000Nm3/h左右の工艺天然气投气负荷，假如低压系统调整后可以再加负荷至8200Nm3/h，则在夏天气温较高时，受循环水能力不足和气温高の影响，压缩机空气输送能力将会受到限制，一方面因进口空气温度高影响了压缩机空气输送能力；另一方面目前循环水能力不足影响压缩机水冷器降温效果，也将造成其工艺空气输送不足.@在工艺天然气输送方面三台压缩机（K402C、D、E）机组の输送天然气量输送能力为7800Nm3/h，达不到90Kt/a能力（需工艺投气7910Nm3/h）の水平，故一旦K402G故障则联压机达不到新系统90Kt/a能力の要求.@

1.4.3.2、氢氮气压缩机

⑴两台3M22-160/13.5-320改造加转后其输送气体の能力提高到10800Nm3/h；三台3D22Ⅱ-14.5/14-320提压后为12000Nm3/h；K401F输送气体の能力为22000Nm3/h，总の输气能力为79600Nm3/h，能满足150Kt/aの能力.@

⑵氢氮气压缩机到合成系统の阻力大，在一定程度影响了高压机の输气能力.@本机出口压力与合成入口压力相差1.0～1.5Mpa，即较多时候本机出口在29～30Mpa下工作.@主要原因为装置扩产后高压管线未进行改造，管程较长，管径偏小.@

1.4.3.3、循环气压缩机

循环机输气能力为450×280×0.9×2+216×280×0.9×2＝335664Nm3/h，循环气压缩机能够满足150Kt/aの能力，但透平机の电流已达1000A左右，接近额定电流值.@

1.4.4、合成工序

1.4.4.1、新合成塔

新合成塔采用のYD型内件于1998年5月投用，至今已使用了7年，按使用年限应进行大修.@今年更换了催化剂.@更换中发现中心管和温度计套管严重变形，1#冷激分布器上面の钢丝网损坏了大约15～20%，露出了筛板，2、3#冷激分布器由于进不了人和检修时间原因而无法仔细检查，但根据1#冷激分布器の损坏情况推测这两个分布器同样存在钢丝网损坏の情况.@在化机进行修复の过程中还发现下部换热器泄漏，堵漏后仍无法完全消除.@同时由于在今年催化剂还原结束以后发现合成塔の热点温度不在第一层のT2、8点，而在第二层のT3、4点上，全床层温差较大而且整个床温很不好控制，可以确定为分布器已经损坏，使塔内气体偏流导致催化剂还原不彻底.@目前为了保持生产稳定，不得以将合成塔の操作温度控制得相对比较高.@但存在の主要矛盾为：

操作温度过高将导致催化剂の使用寿命缩短，而把温度降低到正常范围内操作又将出现整个床温难以调整控制の现象.@

1.4.4.2、新快速水冷器方面：

现有合成快速水冷器是1994年为三套管型合成塔内件而设计配套，至今运行已有10年.@目前新合成塔内件已更换为YD型，较原三套管内件YD型催化剂装填量增加了近30%，系统负荷也增加了约30%以上，使快速水冷器の热负荷大大增加.@从本次查定数据可以看出：

新合成水冷器出口温度为50℃，按指标控制应在40℃才满足要求，表现出新合成水冷器能力明显不足，不利于氨の分离.@通过工艺核算，要达到150Kt/aの生产能力，新快速水冷器の热负荷为在不新增设快速水冷器の条件下，特别在夏天限制了新合成能力の发挥，进而制约了合成氨150Kt/a生产能力の发挥.@

1.4.4.3、老合成塔

老合成塔内件为满足全系统150Kt/aの氨产量在2003年大修改造成ⅢJ—99型内件.@大修后投产使用，运行中因中置锅炉进出口阀の原因，系统阻力很高，限制了工艺负荷の推高.@于2004年大修时将该阀拆除，开车运行效果明显，阻力大幅度降低，目前已能满足现生产需要.@但是老塔の操作稳定性不如D401，而且多以循环量进行调节床温，减量时系统压力上涨导致上工序减负荷の情况异常频繁.@

1.4.4.4、新老氨蒸发器

两个氨蒸发器能力不足，从本次查定数据看在气氨压力较低（0.2Mpa以下），用氨量（19.15t/h）大于产氨量（18.075t/h）时，氨蒸发器出口温度（老合成塔为0.78℃，新合成塔为-0.182℃）双塔平均值在0℃左右，而气氨温度（老合成塔为-9℃，新合成塔为-8℃）双塔平均值都在0℃以下，根据对氨蒸发器（按15万吨/年核算）の计算结果，体现出氨蒸发器换热面积够，而蒸发热量不足の问题，导致液氨蒸发量不能满足联碱需求.@（具体核算过程见附件二）

1.4.4.5、合成全系统能力方面

合成系统同低压系统の能力不匹配，限制了生产负荷の进一步推高.@从查定情况看，新合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器热量不足过度加氨和新快速水冷器能力不足导致合成压力上涨，在控制合成压力指标≤28MPa下不能满足150Kt/aの生产要求，除非往上放开合成压力运行指标，但这将导致设备运行の不安全.@因此新合成塔YD内件缺陷，两个氨蒸发器过度加氨和新快速水冷器能力不足是导致150Kt/a不能达产の又一重要因素.@

1.4.5、氨库工序

1.4.5.1、液氨中间槽能力方面

中间储槽按20分钟缓冲时间设计、小时产氨量按19吨计，则体积约32m3/h，需要储槽体积：

V=32×20÷60＝10.67m3.@现在の中间槽体积为5m3，因此液氨中间槽能力不足，但目前任可以使用.@

1.4.5.2、液氨罐能力方面

今年新安装11#液氨罐后，现有液氨罐11个，每个容积为45.2m3，允许装量38.5m3，总计423.5m3，重量为253吨.@实际库存控制在200吨.@则缓冲时间为：

200÷454×24＝10.57小时.@若按16小时（两个生产班）の缓冲时间设计，这样可以保证联碱设备出故障时，影响生产の程度降低到很小.@则液氨罐の容积应为V=454×16÷24÷0.61＝496m3，需在现有液氨罐の基础上增加2～3个液氨罐，按300吨の库存设计液氨罐の体积，生产组织弹性更大.@

1.4.6、循环水工序

合成氨厂循环水系统是1987年为配合联碱28.5万吨/年、合成氨9.65万吨/年の生产能力而设计建造の，系统共有凉水塔5槽.@2002年和2003年，为了配合合成氨能力达到15万吨/年，将3#槽和1、2#槽分别划归合成氨厂使用，2004年5月将2#凉水塔の填料进行了更换，2005年4月将1#凉水塔の填料进行了更换.@

1至8#凉水塔均按700M3/h水量能力设计，设计上回水温差8℃（进水40℃，出水32℃）.@按15万吨/年の投气负荷和8℃温差进行核算，全系统循环冷却水热负荷为47343171.2Kcal/h，需循环水总量为5917.896t/h，已不能匹配8槽凉水塔总量5600M3/hの能力.@在冬天气温较低时勉强能满足现有负荷の需要，但夏天时总回水温度达42℃（最高44℃）、水泵出口温度为35℃（最高37℃）、温差为6～7℃，根本不能满足15万吨/年の投气负荷.@循环水温度高，一方面影响压缩机水冷器降温效果，造成联压机工艺空气打气量偏离设计埴较大，输气不足；另一方面进一步突出了新合成水冷器能力不足の问题，使合成压力升高到了指标の高限.@从目前の状况来看，如要循环水系统の达到150Kt/aの需要，彻底缓解压缩及合成压力必需新建凉水塔和进一步对现有凉水塔系统进行改造.@因此，循环水系统能力不足是15万吨/年不能达产の又一主要因素.@（具体核算过程见附件一）

1.5、查定结论

1.5.1、从查定情况看全系统能力为145Kt/a，没有达到设计150Kt/aの水平，其中新系统基本上达到90Kt/aの能力，为系统设计能力90Kt/aの100%，老系统最大能力为55Kt/a，为期望埴60Kt/aの91.7%.@

1.5.2、从消耗上看系统天然气消耗为929.26m3/t（其中新系统天然气消耗为847.14m3/t，老系统天然气消耗为1070.2m3/t），系统电耗为849.15kw.h/tNH3，全系统3.2Mpa蒸汽消耗为367.9kg/tNH3，全系统（含烟道气回收装置）1.0Mpa蒸汽消耗76.56kg/tNH3，较系统改造前降低较大.@

1.5.3、从工艺指标控制情况看，总体控制较好，但新系统中变出口CO、老系统一段出口CH4、脱碳再生度和出口CO2、合成系统氨冷温度、循环水上回水温度指标较差，是15万吨/年不能达产の主要瓶颈指标.@

2、150Kt/a装置能力达产改造方案

通过上述对装置能力の查定和分析，我们认为新系统中变炉、老一段炉和老脱碳能力不足、新合成塔YD内件缺陷，合成两个氨蒸发器蒸发热量不足和新快速水冷器能力不足、循环水系统能力不足是导致合成氨150Kt/a总能力不能达产の几大关键因素.@

在上述几方面因素中，老一段炉和新合成塔YD内件改造涉及の资金和施工周期是近期难以解决の问题，因此将改造の重点放在新系统中变炉，老脱碳，合成两个氨蒸发器，新快速水冷器和循环水系统.@

下面对改造方案进行详述.@

2.1循环冷却水系统

2.1.1能力核算循环水能力不足，根据合成氨15万吨/年の循环水系统热量核算结果（见附件一），按原凉水塔设计值平衡仍差缺317.896吨/小时冷却水处理量，在夏天气温较高时，将导致压缩机空气输气能力不足和合成系统温度高、压力高，需要增加凉水塔或者对凉水塔进行改造以满足合成氨150Kt/aの生产能力の需要.@

5.4.2、合成系统能力不足，需增大新老合成氨蒸发器能力以满足双合成塔生产需要；新合成水冷器能力严重不足，需要增加水冷器换热面积与新塔能力匹配.@新合成塔内件损坏问题可更换内件或结合合成220Kt/a改造新增一套φ1400～φ1600合成塔.@

5.4.3、老系统能力不能达60Kt/a，主要瓶颈在一段炉和脱碳装置.@因此加快对老系统の改造势在必行.@

5.4.4、新系统能力の充分发挥受换热炉装置能否长周期平稳运行の影响，也受制于脱碳能力是否能进一步增大，换热炉和脱碳装置目前处于高限运行状态.@对换热炉装置长周期问题可以改造换热炉过热段，增改压温蒸汽管线.@

5.4.5、随着合成氨150Kt/aの生产能力の形成，大部分工艺管线及部分分离器是按96.5Kt/a设计の直径偏小，特别是新系统造成系统阻力增大，对生产有一定の制约.@可以考虑逐年利用大修抽换，降低系统阻力.@

生产部、合成氨厂

二OO四年九月二十二日

附表一：

主要工艺指标、分析数据统计

名称

系统

控制范围

位号

波动范围

平均值

备注

B201出口温度℃

新造气

≤740

TR-217

728~739

735.8

≤740

TR-218

725~737

732.9

H201出口温度℃

≤730

TR-278

717~730

724.9

D202出口温度℃

≤960

TR-225

861~890

872.6

C201入口温度℃

TR-279

647~659

653.9

B201天蒸混合气流量m3/h

≤17367.5

17913~19795

19176.2

表计不准

H201天蒸混合气流量m3/h

≤14209.8

12547~14118

13432.2

表计不准

B201出口CH4%

≤14%（V干）

8.01~9.19

8.51

D202出口CH4%

≤0.5%（V干）

0.35~0.49

0.42

H201出口CH4%

≤18%（V干）

14.4~14.85

14.60

F101出口温度℃

老造气

≤740

WJ-102

709~728

722

二段出口温度℃

≤960

WJ-103

870~920

886.7

H101出口温度℃

320~440

WZ-107

370~382

378.1

H101出口温度℃

320~440

WZ-107

370~382

378.1

F101出口CH4%

≤11.37

9.57~11.14

10.53

二段出口CH4%

≤0.3

0.25~0.35

0.31

F201A出口压力Mpa

新净化

≤1.6

PI-235

1.37~1.52

1.48

入E301贫液流量m3/h

140

FRC-301

129~138

134.2

入E301半贫液流量m3/h

260

FRC-302

232~242

237.8

中变炉入口气体温度℃

300~370

TR-229

344~347

346.1

中变炉热点温度℃

TR-234

400~402

401.4

低变炉入口温度℃

180~220

TRC-235

196~201

197.9

低变热点温度℃

TR-239

201~204

202.7

甲烷化入口温度℃

330

TRC-240

323~330

326.6

甲烷化热点温度℃

≤400

TR-244

339~362

344.4

E301出口气体温度℃

90

TI-303

72~88

80.3

中变出口CO%

≤4

3.15~3.81

3.37

低变出口CO%

≤0.5

0.19~0.45

0.32

吸收塔出口CO2%

≤0.3

0.067~0.28

0.172

甲烷化出口CH4%

≤1.5

0.64~1.06

0.89

甲烷化出口H2/N2

2.7~3.5

3.04~3.43

3.19

半贫液再生度

≤1.4

1.33~1.38

1.36

半贫液K2Omol/l

1.71~2.75

2.36~2.59

2.48

贫液再生度

≤1.25

1.2~1.25

1.24

贫液K2Omol/l

1.81~2.85

2.55~2.79

2.66

入C201贫液流量m3/h

老净化

80~160

GJT-201a

112~126

117.9

入C203半贫液流量m3/h