加壓變換改造小結

栗玉霞,謝永軍

(1.濟南盛源化肥有限責任公司,山東濟南 250101;2.濟南中正金碼科技有限公司,山東濟南 250101)

濟南盛源公司氨醇生產能力為100 kt/a,建廠多年來,變換工藝一直采用常壓變換,以氧化鐵為催化劑。因常壓變換工藝落后、能耗高,公司經考察研究,決定對常壓變換工藝進行改造,于2010年7月將其改為加壓變換,改造后節能效果顯著?，F將改造情況小結如下。

1 工藝流程簡述

1.1 改造前

脫除H2S的半水煤氣,經旋流板除沫器除掉氣體夾帶的液滴后,進入熱水飽和塔底部與塔上部噴淋下來的熱水逆流接觸,進行傳質傳熱。提高了溫度和蒸汽飽和度的氣體,在套管預熱器前添加一段蒸汽,使蒸汽達到適當比例后進入套管預熱器管外與管內的變換氣間接換熱,再進入熱交換器管間與列管中的變換氣換熱,將溫度提高到320～340℃,由頂部進入變換爐一段催化劑層,氣體出變換爐一段再進入二段催化劑層。由變換爐底部出來的變換氣,經套管預熱器、熱交換器進入水加熱器,由熱水塔底部進入熱水塔,與塔頂噴下的熱水換熱后進入冷卻塔,再經變換氣總管去氣柜。

1.2 改造后

由壓縮機三段來的2.2 MPa半水煤氣經絲網除油器、凈化爐,煤氣脫除油分、雜質后進入熱交換器管內,與變換爐三段出口變換氣換熱,再進入中間熱交換器進一步換熱,換熱后半水煤氣溫度達190～200℃,從變換爐頂部進入一段進行低變反應。一段出口變換氣由中間熱交換器上部進底部出,與半水煤氣換熱后,進入第一噴水汽化器,與脫鹽水逆流接觸降溫增濕,再進入變換爐二段進行低變反應。二段出口變換氣進入第二噴水汽化器,降溫增濕后進入變換爐三段進行變換反應。變換氣由三段底部出口出來,依次進入熱交換器、水加熱器、冷卻器冷卻降溫,經水分離器分離氣體夾帶的水分后去變換氣脫硫塔。

2 新上設備及作用

2.1 新上設備與投資(表1)

表1 設備與投資一覽表

2.2 主要設備作用介紹

變換爐 內裝Co-Mo系催化劑,在催化劑作用下爐內發生一氧化碳與水蒸氣的變換反應。

除油器 過濾出半水煤氣中所夾帶的油。

增濕器 由變換爐一段出來的氣體,在進入二段前噴水增濕,以便進入二段后參與反應。

凈化爐 對出除油器的氣體進一步凈化除油。

調溫水加熱器 對換熱后的變換氣進一步降溫。

3 改造效果與經濟效益

3.1 改造效果

(1)電耗、汽耗大幅下降。同樣兩大兩小4臺壓縮機滿負荷正常生產情況下,噸氨電耗比原低壓變換工藝降低85 kW·h,汽耗降低0.85 t。

(2)生產能力增大。造氣系統改造后生產能力擴大,但是由于原變換工段的瓶頸作用,致使擴大生產一直不能實現。本次改造解決了這一問題,氨醇產能由原來的100 kt/a擴大至150 kt/a。

(3)熱點溫度降低。改造前因壓力較低,為了加快變換爐內氣體的反應速度,相應地控制較高的熱點溫度,一般在440～460℃。改造后,壓力提至2.2 MPa,熱點溫度控制在310～330℃。

(4)循環冷卻水用量減少。改造前噸氨變換循環冷卻水量為40 t,改造后由于冷卻效率提高,循環冷卻水量減為25 t。

(5)醇氨比的調節范圍擴大。項目改造后可以更寬范圍地調節醇氨比,從而根據市場的需要及時調整產品結構,使企業效益最大化。

3.2 經濟效益

采用加壓變換后,噸氨醇電耗下降85 kW·h,噸氨醇蒸汽耗由1.2 t降為0.35 t,按電價0.4元/(kW·h),蒸汽120元/t計算,噸氨醇可節約生產成本136元;按年產氨醇100 kt計算,年可節約生產成本1 360萬元。本項目總投資960萬元,不到9個月就可收回全部投資。綜合計算,一年可節約生產成本1785萬元。

4 運行中應注意的問題

(1)壓縮機出口的半水煤氣在進入變換系統前應冷卻到40℃以下,才能保證絲網除油器將絕大部分油分離掉。絲網除油器應定時沖洗,以免油被帶進變換爐,污染催化劑。

(2)主熱交換器應設冷副線,用來調節主熱交換器出口煤氣溫度,或在氧含量跑高時用來迅速降溫,以保護催化劑。

(3)變換爐一段熱點溫度過高,說明水煤氣含氧高反應熱多,或入爐溫度過高。輕度超標時可開大煤氣副線降低入口溫度;明顯超標(O2＞0.8%)時要減量生產;嚴重超標(O2＞1.0%)時應切氣處理。

(4)用于增濕的脫鹽水水質非常關鍵,要求脫鹽水電導率≤0.5μS/cm。因為加壓變換的噴水量較大,即使脫鹽水中含有少量的鹽類,日積月累也會造成大量的鹽類吸附在催化劑床層,使催化劑床層阻力增大,活性下降。

5 結 語

本次加壓變換工藝改造,借鑒了國內同類裝置的一些經驗,改造時去掉了原有的熱水飽和塔,這樣,既節省投資又避免了熱水飽和塔流程腐蝕的問題。加壓變換工藝自2010年7月投入生產至今,系統運行情況較好,大幅度降低了汽耗、電耗,使產品更具市場競爭力,對提高企業技術水平,增加經濟效益均具有積極意義。