全低溫變換工藝換熱方式的選擇

朱中華，孫南屏

（杭州龍山化工有限公司，浙江杭州 311228）

全低溫變換工藝換熱方式的選擇

朱中華，孫南屏

（杭州龍山化工有限公司，浙江杭州 311228）

介紹一種適用于聯堿廠的高壓全低溫變換工藝，并建議以熱交換器代替飽和熱水塔；同時對主熱交換器、半水煤氣與變換氣三出第二次換熱的臥式熱交換器的設備選型進行了分析。

全低溫變換；飽和熱水塔；熱交換器

目前的變換工藝有：中溫變換、中串低、全低及中低低4種工藝，本文推薦一種適用于聯堿廠的全低溫變換工藝。

1 中溫變換

初期中溫變換裝置，由于鐵系催化劑的活性溫度較高，為了達到工藝要求的變換率和確保一定的反應速度，只能提高反應的汽氣比，來增加反應推動力，要求汽氣比為0.7～1.2，其噸氨蒸汽消耗：

式中：每噸氨消耗半水煤氣3 300 Nm3，中變汽氣比為1.2。

而變換用于化學反應的蒸汽只有：

高汽氣比導致三段出口的變換氣中蒸汽過剩1 000 kg／t氨，使飽和熱水塔回收的負荷很重，熱能回收效率不高，表現在熱水塔出口變換氣溫度較高。

2 低溫變換

低溫高活性的鈷－鉬耐硫變換催化劑的開發成功，大大提高了反應推動力和反應速率，降低了反應汽氣比，杭州龍山化工有限公司于1996年實施全低變工藝，把聯堿煅燒的中壓蒸汽冷凝水補入變換循環熱水系統（飽和熱水塔系統），使整個變換系統不需要補加蒸汽，其工藝流程為：段間換熱流程，飽和塔出口的半水煤氣中汽氣比已達0.42，顯然，飽和熱水塔的貢獻非常巨大。

3 第三代全低變工藝的開發

3.1 熱力學基礎

在變換爐中CO、O2與H2O（g）之間的反應

1）如果1 kmol CO進行變換反應，放出熱：

2）半水煤氣中CO含量為30%，O2含量為0.3 %。即含有1 kmol CO的半水煤氣中也含有0.01 kmol O2，O2與H2O反應放出熱：

3）反應熱用于蒸發聯堿煅燒冷凝水，可得到3.0 MPa、233.9℃飽和蒸汽：

煅燒冷凝水溫度180～200℃，焓為908.29 kJ／kg；飽和蒸汽焓為2 804.2 kJ／kg。

而1 kmol CO參與變換反應理論需要18 kg水蒸汽，顯然利用變換反應和抗氧爐溫升放熱汽化得到的蒸汽24.28 kg，完全能滿足變換反應需要，而且蒸汽過剩26%左右。故變換換熱工藝流程的設計關鍵是如何加入更多的聯堿煅燒冷凝水。

3.2 飽和熱水塔的作用分析

3.2.1 飽和熱水塔的弊端

飽和熱水塔的設計主要是針對回收變換反應過量蒸汽，特別是在高汽氣比的變換中，飽和熱水塔為變換的節能降耗作出了較大貢獻，在全低變的段間換熱工藝中，大幅降低蒸汽消耗的同時，也帶來了較多的問題：

1）循環熱水中的總固體（硫酸鹽和碳酸鹽）通過帶水霧進入變換爐一段，由于變換觸媒層溫度為200～400℃，鹽類物質都沉淀在催化劑上，這就是系統阻力增加、催化劑壽命短的主要原因。

2）水加熱器因酸性腐蝕而泄露，造成雜質進入低變催化劑床層，導致催化劑失活，阻力增加等。

3）全低變的段間換熱的工藝流程長，設備多、占地多，整個系統阻力大，投資大。

3.2.2 取消飽和熱水塔

1）全低變噴水流程的應用，2010年我公司一期工程0.8 MPa變換工藝裝置開車，正常生產情況下，飽和塔出口半水煤氣溫度108～110℃，維持適當汽氣比所需的蒸汽量為0.14×3 300×18／22.4＝371 kg／t氨。傳統的段間換熱工藝流程飽和熱水塔所需的蒸汽量為1 110～1 180 kg／t氨，兩者相差3倍。

以上數據說明傳統利用冷凝和蒸發原理直接接觸的飽和熱水塔，回收潛熱的意義已經不大，已失去了原始依據。在此基礎上，取消飽和熱水塔，用噴水增濕來代替水加熱器回收變換的顯熱，其能力品位的損失，不會使變換系統的蒸汽消耗有明顯的增加。

2）取消飽和熱水塔后，由于沒有循環熱水液體介質，半水煤氣中O2與硫化物處于無水狀態，不會生成硫酸鹽和碳酸鹽，半水煤氣中H2S無法在水中溶解和電離，可大大減少對設備的酸性腐蝕。氣體純度提高了，對催化劑的使用壽命和失活、減少系統阻力等都有利。

3）噴頭的高效霧化對氣液間傳熱傳導影響極大，噴頭的成功應用為取消飽和熱水塔提供了條件。

3.3 壓力等級的選取

壓力對變換反應的平衡幾乎沒有影響。單就平衡而言，加壓并無好處。但從動力學角度，加壓可提高反應速率，大幅減少催化劑裝填量。從能量消耗上看，加壓也是有利。由于半水煤氣體積數小于變換氣的體積數30%，所以，先壓縮原料氣后再進行變換的能耗，比先變換再進行壓縮的能耗底。具體操作壓力的數值，應根據中小型氨廠的特點，特別是工藝蒸汽的壓力及壓縮機各段壓力的合理配置而定。一般氨廠為1.8～2.0 MPa。

由于壓力等級的提高，根據享利定律，氣體的溶解度是與壓力成正比，隨著壓力的提高，循環熱水中溶解的O2和H2S濃度增加了，因而會加快腐蝕。若采用段間換熱流程，，循環熱水溫度最高可達170℃，隨著溫度的提高，硫化氫的電離度也增加，故循環熱水中H＋濃度增加，對設備的腐蝕加快，所以高壓全低溫變換工藝要求取消飽和熱水塔。適用于聯堿廠的全低變工藝流程如圖1：

圖1 無飽和塔低汽耗簡化工藝流程

4 變換熱交工藝設計

換熱器是實現變換系統能量平衡的關鍵設備，降低變換系統的蒸汽消耗完全由換熱器實現，故全低變工藝設計必然要求換熱設備設計達最優化。

4.1 主熱交

對于0.8 MPa壓力等級的變換主熱交，可采用原傳統的設計，因為2007年我們為安徽黃山龍勝化工有限公司設計和安裝全低變裝置，將二段出口變換氣進熱效修改為變換一段出口進熱交，使用5年證明效果很好。

4.2 熱交換器的布置

適用于聯堿廠的全低變流程中的臥式熱交（半水煤氣與變換氣三段出口第二次換熱）是降低變換系統的蒸汽消耗最關鍵設備，要最大限度回收變換氣三段出口含有0.12～0.15汽氣比（相當于回收蒸汽350 kg／t氨）的能量。

由理論推導可得（推導過程略），對于膜狀冷凝，換熱管壁覆蓋著一層液膜，形成壁面和冷凝蒸汽之間的傳熱阻力，換熱器垂直（立式）布置液膜厚度大。水平（臥式）布置，由于大部分換熱管管徑較小，液膜沿管外壁流動距離短，又由于重力的作用，易形成液滴而落下，形式飛濺和起攪動作用力。傳熱面大部分未被冷凝液覆蓋，故傳熱阻力很小。所以在實際生產中伴有相等的換熱器設計，應盡量選用設備臥式布置。

4.3 臥式熱交“流程”的選擇

需要冷凝的變換氣三段出口氣進入水平傳熱管時（走管程），若管子較長，最后凝液會充滿管截面，故冷凝傳熱系數也隨之變化。冷凝傳熱系數通常從管進口端的高值，變化到出口端的低值。從水平管的進口端到出口端，冷凝傳熱膜系數的變化可以到一個數量級，故一般對清潔需冷凝流體都要求走殼程。但對污垢嚴重的流體，就沒有必要過分追求提高傳熱膜系數或降低管壁熱阻，應該設法盡量減輕或預防污垢的產生和清理方便，如聯堿的爐氣冷凝塔為爐氣走管程冷卻水走殼程。

5 結 語

壓力等級為0.8 MPa和2.0 MPa的全低溫變換工藝都要求取消飽和熱水塔，并同樣能實現蒸汽低消耗。從工藝流程可知，換熱設備在變換裝置中占60%以上，節能挖潛潛力巨大，建議設計制造單位和使用單位的工程技術人員提高認識，精心設計，使變換系統的節能潛力挖掘最大化。

［1］ 李小定，張雄斌，李新懷，等.全低變工藝二十年進展［C］.第二十屆全國化肥－甲醇技術年會會議資料，2010：184～193

［2］ 石家莊正元塔器設備有限公司.中低低變換工藝及配套設備的進展［C］.第二十屆全國化肥－甲醇技術年會會議資料，2010

［3］ 孫南屏.全低變工藝使用二周年總結［J］.小氮肥設計技術，1999（3）：31～33

［4］ 孫南屏.換熱器工藝設計問題的探討［C］.南昌氮肥會議資料，2008

［5］ 孫南屏，李林，朱中華.合成氨能量平衡分析（造氣部分）［J］.純堿工業，2010（4）

TQ 113.2

B

1005－8370（2012）03－35－03

2012－04－20