低壓氨合成裝置比較

馬 輝，喬 潔，龐偉玲

(河南心連心化肥有限公司 河南新鄉 453731)

河南心連心化肥有限公司(以下簡稱心連心公司)新鄉基地的45·80項目和新疆基地的30·52項目均采用低壓氨合成技術。45·80項目于2011年開始籌建，但因當時國內低壓氨合成技術尚未成熟、應用業績少，而國外技術供應商的工藝包和設備費用太高，經多次論證，決定氨合成工段按2套240 kt/a產能設計[1]，于2013年開車運行，但因氨合成塔設計不合理，氨合成回路一直存在不少問題。在30·52項目建設時，汲取了45·80項目的經驗，低壓氨合成采用瑞士卡薩利公司的技術，于2015年開車運行，整個裝置的運行情況與設計指標相符，達到國際先進水平。

1 低壓氨合成工藝

在國內以煤為原料的合成氨生產工藝中，隨著大型加壓流化床氣化技術、低溫甲醇洗和液氮洗低溫凈化技術的推廣，進入氨合成界區的原料氣中的甲烷和氬氣的含量之和能被控制在極微量的水平，較低的惰性氣體含量使氨合成反應的轉化率有了很大的提高，氨合成回路的壓力也隨之降低。實踐證明，15 MPa左右的合成壓力對于沒有惰性氣體的氨合成反應是最為經濟的，相比之前的高、中壓氨合成壓力，此工藝被稱為低壓氨合成。

目前，世界上先進的低壓氨合成技術供應商主要有瑞士卡薩利公司、美國KBR公司、丹麥托普索公司，而國內低壓氨合成技術的研究起步較晚，運行參數與國外先進裝置相比仍有一定差距。低壓氨合成技術的關鍵在于氨合成反應器，國內外技術的氨合成回路整體差異不大[2]，而反應器設計是否合理直接決定著整個合成回路運行的經濟性。

2 低壓氨合成裝置的比較

2.1 45·80項目

45·80項目氨合成工段單套裝置的設計產能為240 kt/a，氨合成回路工藝流程：進入界區的補氣和未反應的循環氣分別經油分離器除油后匯合進入熱交換器中與反應后的氣體換熱，然后進入氨合成塔反應；出氨合成塔的反應氣先依次經廢熱鍋爐、熱交換器、軟水加熱器回收高品質熱量，再依次經循環水冷卻器、溴化鋰水冷卻器、冷交換器降溫，其中冷交換器上部為換熱器，下部為旋流分離器，大部分液氨在此得到分離；分離液氨后的循環氣經氨冷卻器繼續降溫、氨分離器進一步分離液氨，然后經冷交換器、往復式循環機提壓作為新一輪的入塔循環氣。氨合成回路工藝流程如圖1所示。

圖1 45·80項目氨合成回路工藝流程

該項目的氨合成塔采用一軸三徑、三床四段內件，每個反應床都設有單獨的換熱器，設計思路是反應前的氣體分流進入3臺換熱器內預熱，預熱后的氣體在氨合成塔的零米層混合，然后依次經第1床、第2床和第3床進行反應并回收熱量；為了控制零米層溫度，設有冷激氣調溫。

進入合成塔零米層的氣體共有4股：第1股氣體來自塔外熱交換器加熱后的循環氣，進入合成塔下部換熱器的管程，與殼程來自塔內第3床反應后的出口氣體進行換熱，然后進入合成塔零米層；第2股氣體為2股氣體的混合氣，一股來自混合后的循環氣，另一股來自塔外熱交換器加熱后的循環氣，2股氣體在塔外匯合后入塔進入合成塔中部換熱器的管程，與殼程來自塔內第2床反應后的出口氣體進行換熱，然后進入合成塔零米層；第3股氣體同樣為2股氣體的混合氣，一股來自合成塔塔壁環隙出口氣，另一股來自塔外熱交換器加熱后的循環氣，2股氣體在塔外匯合后入塔進入合成塔上部換熱器的管程，與殼程來自塔內第1床反應后的出口氣體進行換熱，然后進入合成塔零米層；第4股氣體為零米層溫度調節氣，來自混合后的循環氣，通過設置在催化劑筐蓋上的冷激氣孔噴入零米層，用于降低第1床入口氣體溫度。4股氣體在氨合成塔零米層混合以后，分別經過第1床軸向段、第1床徑向段、上部換熱器殼程、第2床徑向段、中部換熱器殼程、第3床徑向段、下部換熱器殼程，最后出合成塔。45·80項目合成塔內部流程如圖2所示。

圖2 45·80項目合成塔內部流程

2.2 32·50項目

心連心公司30·52項目氨合成采用瑞士卡薩利公司提供的技術，合成氨設計產能為單套裝置300 kt/a，氨合成回路工藝流程：補氣和未反應的循環氣在離心機三段入口前匯合后進入離心機，經離心機提壓后的混合氣在熱交換器中與反應后的氣體進行換熱，然后進入氨合成塔反應；出氨合成塔的反應后氣體先依次經蒸汽過熱器、廢熱鍋爐、鍋爐給水預熱器、熱交換器回收高品質熱量，再依次經循環水冷卻器、冷交換器、氨冷卻器降溫，最后液氨全部在氨分離器內進行分離；分離液氨后的循環氣經冷交換器、離心機提壓作為新一輪的入塔循環氣。30·52項目氨合成回路工藝流程如圖3所示。

圖3 30·52項目氨合成回路工藝流程

該項目的氨合成塔采用卡薩利公司設計的三床軸徑向混合流合成塔內件，在第1床以及第2床各設有1臺換熱器用于反應后氣體的降溫和反應前氣體的預熱，整體工藝簡單，進塔副線少。

進入氨合成塔零米層共有3股氣體：第1股氣體為入塔主進氣，從合成塔底部進入合成塔外殼與內件的環隙以回收內件的外表面熱量，然后從上部引入第2床換熱器的管內與第2床反應后的出口氣體進行換熱，溫度升高后氣體上行進入第1床換熱器的管內與第1床反應后的出口氣體進行換熱，最后進入合成塔的零米層；第2股氣體為零米層溫度調節氣，該股氣體在第1床入口處與入塔主線氣匯合，用于調節第1床入口合成氣溫度；第3股氣體為第2床入口合成氣溫度調節氣，該股氣體與入塔主進氣在第2床換熱器出口的中心管內混合，再進入第1床換熱器的管內與第1床反應后的出口氣體進行換熱，最后進入合成塔的零米層。3股氣體在零米層混合，然后經第1床、第1床換熱器的管間、第2床及第2床換熱器的管間，最后出合成塔。30·52項目合成塔內部流程如圖4所示。

圖4 30·52項目合成塔內部流程

2.3 工藝流程比較

從合成塔內部氣體流程和內件結構可看出，2套裝置的合成塔內件差別較大，這直接決定了氨合成回路流程的差異。

(1) 對于放熱的固定床反應器，傳熱和溫度控制是技術的難點和關鍵[3]。卡薩利公司的內件兼顧了反應前氣體預熱的適宜性和反應后氣體熱回收的充分性，所有進塔氣均經過熱交換器加熱以減輕冷激效應；進塔氣體大部分走內件和外筒之間的環隙，一方面有利于進一步預熱反應氣，提高反應速度，另一方面可降低反應器溫度，更有利于反應的平衡；第3床不設置換熱器，盡量提高出塔氣體溫度以增加熱回收，這也直接決定著整個氨合成裝置的經濟性。

(2) 45·80項目的氨合成回路中設有溴化鋰水冷卻器，而卡薩利工藝中沒有，這一點決定了液氨分離的差別，即前者液氨分離2次，而后者只分離1次。是否設置溴化鋰水冷卻器，應根據公用工程平衡來確定，如果富余的低壓蒸汽較多，可以建溴化鋰水冷卻器以降低冷凍負荷，但會相應增大系統阻力。另外，45·80項目中大部分液氨在冷交換器下部分離后再去氨分離器分離，因氣相中氨的分壓降低，加大了液氨在氨分離器中分離的難度；如果只進行1次分離，氨分離器應該具有較高的分離效果。

2.4 運行參數比較

通過對2套低壓氨合成裝置部分運行參數的比較(表1)，發現45·80項目因內件結構原因導致催化劑利用率和熱量回收率偏低，經折算噸氨副產表壓2.5 MPa飽和蒸汽量為0.58 t，而卡薩利工藝噸氨副產表壓3.8 MPa過熱蒸汽量為0.94 t。

表1 2套低壓氨合成裝置部分運行參數的比較

項目45·80項目30·52項目設計規模/(t·d-1)8001000催化劑裝填量/m350．048．5產能/(t·d-1)8661039新鮮氣量/(m3·h-1，標態)95152114139循環氣量/(m3·h-1，標態)290194299628入塔氣壓力/MPa(表壓)12．0712．90氨凈值/%14．4717．00合成塔出口氣體溫度/℃328416副產蒸汽量/(t·h-1)20．991)40．702)合成塔壓降/MPa0．660．20系統壓降/MPa1．190．70

注：1)表壓2.5 MPa飽和蒸汽(226 ℃)；2)表壓3.8 MPa過熱蒸汽(403 ℃)

由于45·80項目中氨合成塔第3床換熱器的換熱面積設計偏大，導致氨合成塔的熱量無法移出，實際操作中必須加大循環量、增加冷激氣量，不僅造成合成塔熱量回收率和氨凈值偏低，而且造成合成塔和系統壓降偏大。

4 結語

先進的低壓氨合成技術應具有的特點：氨合成塔的轉化率(氨凈值)高，合成塔內件結構簡單、阻力低，出塔氣體溫度高、副產蒸汽多；合成回路設備少，系統壓降小。在早期的低壓氨合成裝置中，由于國內技術供應商缺乏相關的實踐經驗，反應器的設計和計算與國外同類型設備存在一定的差距，裝置的實際運行效果不理想。隨著最近幾年先進煤氣化技術的推廣，帶動了我國低壓氨合成技術的發展，經過多年的摸索和研究，國內技術供應商已經完全掌握和消化了低壓氨合成技術，為我國氮肥工業的發展作出了突出貢獻。

參考文獻

[1] 張寶珠，常榮芳，張本鋒，等.低壓氨合成技術在我公司的應用[J].中氮肥，2016(1):23- 25.

[2] 張占一.新型氨合成工藝技術的特點及比較[J].化肥設計，2011(6):48- 52.

[3] 陳甘棠.化學反應工程[M].3版.北京：化學工業出版社，2007：156.