等溫變換技術(shù)的應(yīng)用

張躍文 孫雙紅 (山西陽煤豐喜肥業(yè)〔集團〕有限責(zé)任公司 山西運城044000)

山西陽煤豐喜肥業(yè)(集團)有限責(zé)任公司臨猗分公司合成氨二分廠的200 kt/a甲醇裝置(100 kt/a×2套)采用水煤漿清華爐制氣、耐硫全低變、位阻胺脫硫、MDEA脫碳、5.0 MPa低壓甲醇合成工藝。2013年，由于全國甲醇產(chǎn)能嚴重過剩，市場行情長期萎靡不振，經(jīng)多方數(shù)據(jù)分析，臨猗分公司決定將100 kt/a的甲醇生產(chǎn)裝置進行改造，用于生產(chǎn)100 kt/a的合成氨。

1 技術(shù)方案的選擇

本次改造僅對變換工段進行改造，脫硫、脫碳等工段不變，即可滿足合成氨的需求。

通過與各設(shè)計單位的多次溝通、交流，對近幾年新技術(shù)的調(diào)研及對傳統(tǒng)變換與等溫變換技術(shù)進行了比較、分析。

1.1 絕熱型變換爐

絕熱型變換爐是國內(nèi)小氮肥行業(yè)普遍使用的爐型。絕熱型變換爐為全軸向型，所裝催化劑一般分為2段或3段，煤氣經(jīng)過催化劑床層升高到一定溫度后，再經(jīng)間接換熱或直接冷激，降低氣體溫度，而后進入下一段催化劑床層繼續(xù)反應(yīng)。第1段催化劑反應(yīng)溫度一般較高，目的在于加快反應(yīng)速度，提高催化劑的利用率；第2段反應(yīng)溫度較第1段低，最后一段反應(yīng)溫度最低，主要考慮化學(xué)平衡。由于溫度不斷變化、各處反應(yīng)速度不均衡，催化劑利用率較低，氣體通過床層的阻力也較大。

當(dāng)變換氣體中CO體積分數(shù)超過30%，變換反應(yīng)因濃度差大，推動力也較大，因此，變換反應(yīng)床層極易超溫，而且很難控制，催化劑易被還原或燒毀，使用壽命大大縮短，導(dǎo)致系統(tǒng)的阻力、熱能的失衡。絕熱型變換爐的總造價較高。

1.2 等溫型變換爐

等溫型變換爐為全徑向型，在變換爐內(nèi)催化劑床層中設(shè)置換熱管，CO變換反應(yīng)熱不斷通過管內(nèi)冷介質(zhì)移走，使催化劑床層從上到下溫度變化不大。等溫型變換爐由耐壓的外殼以及裝有催化劑的內(nèi)件和熱交換器所組成。正常操作時，氣體由頂部外側(cè)進入，通過外殼與內(nèi)件之間的環(huán)隙，以使外壁保持相對低溫，氣體由徑向框均勻分布進入催化劑床層，進行CO的變換反應(yīng)，反應(yīng)所放出的熱量與埋在催化劑中的換熱管內(nèi)過飽和熱水進行熱量交換，這樣，變換氣體在催化劑床中邊反應(yīng)邊換熱，反應(yīng)熱在汽包不斷地以產(chǎn)生中壓蒸汽的形式被移走，反應(yīng)后的變換氣離開催化劑床層，徑向均勻地進入中心集氣管，經(jīng)中心管導(dǎo)向由爐底排出，然后進入熱交換熱器與氣化系統(tǒng)來的水煤氣換熱，提高進變換爐的煤氣溫度，汽包產(chǎn)生的 2.5 MPa 飽和蒸汽送往蒸汽管網(wǎng)。

孔徑由Φ8.5 mm擴孔至Φ10.0 mm。經(jīng)核算，循環(huán)工作液流量可控制在653～1 113 m3/h，既可滿足現(xiàn)在生產(chǎn)負荷要求，又能滿足擴產(chǎn)要求。

(2)改造液體分布盤上的升氣管，即將升氣管由下到上分別沿四周均勻開Φ0.5～2.0 mm逐漸擴大的小孔。系統(tǒng)流量較小時，氣液分布盤上方的持液量可以從底部Φ0.5 mm孔徑的孔中通過；系統(tǒng)流量較大時，氣液分布盤上方的持液量可以從上部Φ2.0 mm孔徑的孔中通過，循環(huán)工作液流量的調(diào)整彈性大，從而徹底解決了塔盤上持液量大的難題，保證了循環(huán)工作液通過催化劑層的瞬時流量，避免了部分工作液氫化反應(yīng)過度，有利于控制氫化反應(yīng)，減少或避免氫化反應(yīng)中產(chǎn)生降解物。

(3)增加氫化下塔底部惰性瓷球的裝填高度，即將瓷球裝填高度由1.2 m增加到2.0 m。改造后，不僅有效提高了底部匯集器破旋渦能力，而且有效地提高了底部已氫化后的工作液與催化劑的接觸空間，從而避免底部工作液再次過度氫化反應(yīng)。

采用等溫變換技術(shù)具有以下優(yōu)勢：可以利用相變移走變換反應(yīng)熱，可靠實用，實現(xiàn)恒溫反應(yīng)，操作簡單，易于控制；懸掛雙套水管，不受殼體限制，可自由伸縮，結(jié)構(gòu)可靠;徑向反應(yīng)，阻力小，高徑比大，易大型化；等溫反應(yīng)，催化劑使用壽命大大延長；變換反應(yīng)熱幾乎全部回收利用，副產(chǎn)蒸汽品位高、產(chǎn)量大，反應(yīng)器水汽系統(tǒng)無動力，采用自然循環(huán)方式；系統(tǒng)無飽和熱水塔,無噴水裝置，自產(chǎn)干燥蒸汽供反應(yīng)用，免除設(shè)備腐蝕根源； 通過調(diào)節(jié)汽包蒸汽壓力，可輕松控制床層溫度。

經(jīng)認真研究、討論，決定采用湖南安淳高新技術(shù)有限公司自主開發(fā)的高CO等溫低溫變換技術(shù)對臨猗分公司100 kt/a甲醇裝置進行改造，在變換系統(tǒng)新增1臺等溫變換爐，將變換系統(tǒng)出口氣體中CO體積分數(shù)由改造前約18.0%降至<0.9%，以滿足合成氨生產(chǎn)對原料氣的要求。

2 工藝流程

2.1 改造前工藝流程

來自氣化系統(tǒng)水煤氣→水煤氣廢熱鍋爐→氣水分離器→熱交換器→變換爐→熱交換器→變換氣廢熱鍋爐→鍋爐水加熱器→有機硫水解槽→脫鹽水加熱器→變換氣冷卻器→變換氣分離器→脫硫系統(tǒng)。

2.2 改造后工藝流程

來自氣化系統(tǒng)水煤氣→煤氣分離器→熱交換器→預(yù)變換爐(凈化爐)→等溫變換爐→熱交換器→變換氣廢熱鍋爐→有機硫水解槽→汽包給水預(yù)熱器→高溫脫鹽水預(yù)熱器→1#變換氣分離器→低溫脫鹽水預(yù)熱器→變換氣冷卻器→2#變換氣分離器→脫硫系統(tǒng)。

3 等溫變換系統(tǒng)運行情況

臨猗分公司甲醇改合成氨項目從2013年6月 5日開始現(xiàn)場管道拆除、安裝到系統(tǒng)開車，僅用了40 d時間。系統(tǒng)開車后，各項指標均達到了預(yù)期目標，變換系統(tǒng)出口氣體中CO體積分數(shù)穩(wěn)定在0.6%左右，低于設(shè)計要求(0.9%)。等溫變換系統(tǒng)運行數(shù)據(jù)如下。

變換系統(tǒng)進口氣體：壓力約3.53 MPa，溫度約208.7 ℃，流量約104 000 m3/h(標態(tài))；氣體成分(體積分數(shù))約為42.7% CO，38.5% H2，19.1% CO2；

預(yù)變換爐出口氣體中CO體積分數(shù)：約37%；

等溫變換爐出口氣體：溫度約259 ℃，其中CO體積分數(shù)約0.6%；

系統(tǒng)出口的變換氣：約3.48 MPa，約209.7℃；

汽包運行參數(shù)：運行壓力約3.4 MPa，溫度244 ℃，副產(chǎn)1.3 MPa蒸汽11.6 t/h。

4 存在問題

4.1 汽包設(shè)計壓力偏低

由于設(shè)計時考慮催化劑使用末期的床層溫度280 ℃，床層溫度與汽包溫度差30 ℃，因而考慮汽包最高運行溫度250 ℃，對應(yīng)飽和蒸汽壓3.97 MPa。目前運行過程中，床層溫度與汽包溫度差僅15 ℃左右，則催化劑使用末期床層溫度為280 ℃時，汽包的溫度將達到265 ℃，對應(yīng)的飽和蒸汽壓為5.1 MPa。建議在今后的設(shè)計中，應(yīng)慎重考慮汽包的設(shè)計壓力。

4.2 熱交換器的換熱面積偏小

新增1臺換熱器利用原有設(shè)備，換熱面積僅為95.8 m2，只能將經(jīng)過熱交換器之后的水煤氣溫度由206 ℃提高至221 ℃，導(dǎo)致進預(yù)變換爐的水煤氣溫度偏離露點溫度僅15 ℃，達不到設(shè)計要求的20 ℃，不利于預(yù)變換爐長期穩(wěn)定運行。