醇烴化工藝改造總結

宋寶花

(山西蘭花科技創業股份有限公司化肥分公司 山西晉城048000)

山西蘭花科創股份有限公司化肥分公司(以下簡稱化肥分公司)合成氨裝置分為新舊2套系統，新系統采用醇烴化精制工藝，運行穩定；舊系統采用聯醇串銅洗工藝，銅洗系統的再生氣回收至羅茨風機進口，與半水煤氣一并進入半水煤氣清洗塔，再生氣中的氨被凈化循環水吸收后，水中的氨氮含量嚴重超標，對環境造成極大的威脅。為此，決定對舊系統進行醇烴化改造。改造后，各項指標均達到設計要求，目前系統運行穩定。

1 改造項目的工藝方案選擇

1.1 改造工藝選擇

目前，醇烴化工藝分為醇化與烴化相同壓力等級(13 MPa)、醇化(13 MPa)與烴化(32 MPa)不同壓力等級的流程，在運行裝置中2種工藝各占一半，運行情況均正常穩定。為降低項目總投資，使醇化和烴化系統在更換催化劑時可與銅洗系統互相切換，生產不間斷，減少醇后氣中少量(CO+CO2)去壓縮機六段進口，降低壓縮功耗，決定采用13 MPa相同壓力等級醇烴化工藝。

1.2 工藝流程及主要設備

考慮到化肥分公司醇烴化系統主要以氣體凈化為目的，脫碳氣中φ(CO)和φ(CO2)分別為1.5%～3.0%和0.2%～0.5%，以不開電爐、不開循環機來控制生產。醇化流程為氣體分主線和副線進入醇化塔；主線氣體由塔底進入，經塔內底部換熱器被出催化劑層的氣體預熱后進入催化劑層進行反應，調節冷氣由塔底進入環隙不經換熱器直接進入催化劑層以調節催化劑層溫度。烴化塔主氣流從塔底進入，經塔內底部換熱器被出催化劑層氣體預熱后進入催化劑層進行反應，環隙氣從塔頂進入后分為2股，到塔底與主氣流混合進入塔內預熱器，塔頂冷氣不經塔內換熱器直接進入催化劑層中調節催化劑層溫度。由于該流程氣體流程較長，故吹除試壓和開、停車時必須注意預熱器內外壓差，醇化和烴化系統的阻力降均應控制在0.8 MPa以內，精制能力達總氨100 kt/a的要求。醇烴化工藝流程見圖1。

圖1 醇烴化工藝流程

醇烴化系統主要設備參數見表1。

表1 醇烴化系統主要設備參數

2 試生產情況

2.1 催化劑升溫還原情況

醇化塔裝填C207型催化劑10.5 t，累積出水2.2 t；烴化塔裝填XAC型催化劑21.8 t。催化劑升溫還原歷時168 h。在升溫過程中，上層各點達495～500 ℃。在上層溫度達到380 ℃時，排水中有氨產生，產生的氨水排至蒸氨的氨水貯槽中；上層催化劑還原結束恒溫后，轉入下層催化劑升溫。催化劑還原過程中，應嚴格控制水汽濃度不超標；還原結束后，按30 ℃/h速率降溫至220 ℃，抽去醇化油分離器到烴化油分離器進口的盲板，烴化系統充壓，轉入輕負荷生產。

2.2 系統運行情況

2.2.1 醇化系統

系統投運后，醇化系統的氣體循環量為39 719 m3/h ，達到設計生產能力。入系統氣體中φ(CO)在1.8%～2.0%，粗甲醇產量比聯醇串銅洗時增加15～18 t/d，合成氨產量增加10 t/d。零米溫度為200 ℃，各段反應溫度均在指標內，醇化塔出口氣體溫度<240 ℃；開1臺循環機(Q=2.1 m3/min)，醇化塔壓差為0.32 MPa。

2.2.2 烴化系統

系統進口氣體中φ(CO+CO2)≤0.4%，系統出口氣體中φ(CO+CO2)為1×10-6。催化劑床層溫度為(230±5) ℃，烴化塔壓差<0.2 MPa，醇烴化系統壓差<0.8 MPa。

3 改造體會和建議

(1)選擇質量較好的精脫硫催化劑和醇化催化劑，必須保證進入醇化系統的原料氣中總硫體積分數≤0.1×10-6，含油少。

(2)醇化和烴化系統設計的氣體流程較長，開、停車時必須控制系統壓力，注意塔內外受壓變化情況，以防造成內件損壞。

(3)醇化和烴化系統共用3臺循環機，開車時，醇化、烴化系統可單獨循環升溫或醇烴化系統大循環；但大循環時必須將進口脫碳氣中φ(CO)和φ(CO2)分別控制在<0.5% 和<0.2%，經逐步提溫后，緩慢調節系統工藝指標，恢復生產。

(4)醇烴化系統共用1根循環機進、出口管，醇化循環機進口閥、烴化循環機進口閥與烴化分離器出口管連通，如果閥門內漏，可能會造成烴后氣超標。在烴化循環機進口閥后串聯1只閥門，并在2只閥門之間增加1根與粗醇中間槽弛放氣管連通的管線，如果高壓閥門略有漏氣，此部分氣體可回收利用。

4 結語

在此次舊系統醇烴化改造中，利用舊合成高壓設備外筒降壓使用，節約了投資，改造分步實施，邊生產、邊改造，既保證了按時完成全年生產任務，又使改造系統按時投運，解決了銅洗系統的弊端，運行費用低、節電、無污染，且副產甲醇，具有良好的經濟和環保效益。