兩級V形可控移熱變換設計及運行總結

李建新，劉遂民

(1.河南金山化工集團， 鄭州 450046； 2.河南省鍋爐壓力容器安全檢測研究院漯河分院， 河南漯河 462000)

2017年河南金大地化工有限責任公司(簡稱金大地公司)總投資建設三期項目45萬t合成氨、60萬t聯堿、80萬t制鹽、5臺240 t/h鍋爐集中供熱項目。合成氨項目中氣化裝置選用清華大學與山西陽煤化工機械(集團)有限公司共同開發的日投煤量1 500 t、6.5 MPa晉華爐3.0(水煤漿水冷壁直連廢鍋氣化爐技術)；為了在低水氣比條件下，獲得較高的凈化度，變換裝置選用南京敦先化工科技有限公司(簡稱南京敦先公司)兩級V形可控移熱變換爐。

2019年5月8日，變換裝置開始滿負荷運行，兩級V形可控移熱變換爐配套低水氣比、高壓水煤漿氣化且生產合成氨的優勢凸顯，各項指標均達到或優于設計值。

1 變換技術的對比與選擇

在煤化工領域，可控移熱變換技術及等溫變換技術由國內工程技術人員率先提出并應用于工程上，處于國際領先水平。該項目初期經過與各家反應器供應商深度交流溝通，發現各家反應器供應商對變換完成任務、催化劑床層溫度、反應器結構、反應器材質、工藝流程設置等諸多方面存在較大差異，而氣化爐選擇壓力為6.5 MPa、水氣比僅為0.78～0.82的晉華爐3.0又是世界首套。如何選擇與之配套科學合理、運行經濟穩定的變換技術成為一大難題。在考察了國內眾多等溫變換技術后，重點對福建、安徽2套運行異常的等溫變換裝置進行了研究，發現其共性問題是等溫變換催化劑床層溫度過低，變換氣中大量有機硫未轉化，而且伴有硫醇硫醚及少量甲烷化生成，造成脫碳或低溫甲醇洗裝置難以運行，氨合成及甲醇催化劑使用壽命縮短。為此，筆者圍繞高壓(6.5 MPa)、低水氣比(0.78～0.82)、低溫(第二變換爐反應溫度250～210 ℃)變換確定工作重點。

1.1 變換爐床層溫度選擇

水煤氣中不僅有CO、H2等有效氣體組分，還含有噻吩、COS、CS2等有機硫及HCN。有機硫及HCN轉化不徹底會直接影響低溫甲醇洗裝置運行消耗及穩定性。變換催化劑有效組分為鈷鉬，主要任務是將水煤氣中CO轉化為H2產品，同時對有機硫及HCN又具有加氫和水解功能，而鈷鉬系催化劑完成有機硫加氫轉化受到動力學控制較明顯，溫度越高有機硫轉化速度越快。鈷鉬系催化劑最佳床層溫度在320～400 ℃，特別是噻吩等大分子有機硫水解無法轉化，只有通過加氫并在350 ℃以上才能轉化成無機硫。1#可控移熱變換爐裝填耐高溫、低水氣比、防止甲烷化副反應的高溫寬溫區鈷鉬系催化劑，CO變換最佳反應溫度在280～420 ℃，此溫區內CO變換速率高，利于CO變換任務的完成。CO變換及有機硫、HCN加氫轉化最佳反應溫區具有重合部分，變換爐床層溫度設置不僅要完成CO變換任務，而且要兼顧有機硫及HCN加氫轉化任務；變換爐床層溫度設置只有兼顧以上二者最佳反應溫區才能夠保證后續裝置長周期穩定運行。該裝置1#可控移熱變換爐床層溫度在300 ℃以上，其中約1/3的催化劑在320～400 ℃，根據變換觸媒在線運行數據、兩級控溫變換在線運行數據分析認為，通過1#可控移熱變換爐反應后，有機硫及HCN單程加氫轉化率達到90%以上。

鈷鉬系催化劑對有機硫及HCN具有水解功能，常規水解催化劑有250 ℃、180 ℃、100 ℃ 3種使用溫區。水解催化屬于放熱反應，溫度越低越利于有機硫及HCN水解轉化，但鈷鉬系催化劑完成CO變換任務時，操作溫度一般不低于200 ℃，鈷鉬系催化劑只能完成高溫水解任務，無法實現中低溫水解任務，不利于有機硫及HCN的徹底轉化；因此要求CO變換裝置在加氫過程中有機硫及HCN轉化率達到90%以上。

鈷鉬系催化劑在中低溫狀態完成CO變換任務，主要對CO變換進行平衡反應，在相同水氣比前提條件下，催化劑床層出口溫度越低越利于CO轉化為H2，H2收率越高；在同樣CO轉化率前提條件下，催化劑床層出口溫度越低，則蒸汽消耗越低。該裝置2#可控移熱變換爐床層外圍設有充足的絕熱層，使CO在絕熱層內完成變換任務，隨著變換氣體向中心集氣管流動時進入換熱管區域，逐漸降低變換氣溫度。2#可控移熱變換爐的設計理念是傳統二級絕熱變換爐、廢熱鍋爐和三級絕熱變換爐3臺設備的組合，將2個絕熱催化劑床層組合到1個床層，并將廢熱鍋爐換熱管埋設到催化劑床層內部，不僅降低工程投資、簡化操作流程，而且可以使2#可控移熱變換爐進口溫度高、出口溫度低，確保變換裝置運行能耗低，同時對有機硫及HCN進一步完成水解轉化，確保出2#可控移熱變換爐的有機硫及HCN總轉化率達到98%以上。

為了獲得較高的凈化度，2#可控移熱變換爐設計床層熱點溫度為250 ℃，變換爐出口溫度僅為210 ℃。這不但要求催化劑低溫活性好，而且抗水合能力強。為此，青島聯信催化材料有限公司(簡稱青島聯信)反復試驗，最終研制出分別適合1#、2#可控移熱變換爐工藝運行的催化劑。

1.2 變換爐結構選擇

來自氣化島的水煤氣含有體積分數為45%左右飽和態的水蒸氣，同時含有大量納米級的粉塵，粉塵很容易造成外圍催化劑黏合到一起；鈷鉬系催化劑如果含有堿金屬助劑，催化劑具有水合作用，很容易造成催化劑結塊；在低負荷時，外圍催化劑也很容易超溫造成高溫結塊，如果承壓殼體與換熱管束為一個不可拆卸的整體，很有可能在更換第二次催化劑時造成整臺變換爐報廢。2016年，在選擇變換技術時，可控移熱變換或等溫變換裝置已經運行5 a，部分使用單位更換了催化劑。圖1為某公司等溫變換爐更換催化劑時照片，該變換爐內部催化劑順利卸出，但是外圍催化劑有納米級粉塵造成外圍催化劑黏合在一起無法卸出，需要將催化劑床層暴露在視野中才便于清除。

圖1 變換爐檢修期間內件

變換爐是主裝置上的主設備，為確保變換爐能夠長周期安全穩定運行，同時兼顧后續檢修等諸多因素，決定在可控移熱變換爐筒體設置一對法蘭，便于安裝、檢修。南京敦先公司兩級V形可控移熱變換爐與其他變換爐相比，具有以下明顯優勢：

(1) 殼體與內件分開設計、制造，移熱管束可單獨吊出(見圖2)，即使外圍有少量催化劑結塊，檢修人員可從人孔進入，打開扇形板將少量結塊清除，如果通過扇形板仍不能夠清除結塊，可以將移熱管束吊出，有效避免因催化劑無法卸出造成整臺設備報廢的情況發生。

圖2 南京敦先公司變換爐內件結構

(2) 換熱管上下聯箱采取球腔聯箱，進出水總管與承壓殼體之間為焊接密封，采取柔性換熱管徹底消除換熱管與殼體之間的應力，柔性換熱管產生熱應力時全部在球腔厚壁處消除，球腔內部焊縫無應力，柔性換熱管與球腔內部采取強度焊+貼脹，由進水總管、分水球腔聯箱、柔性換熱管、集水球腔及出水總管組成的水路系統全部為無縫鋼管或球體，承壓能力強、應力消除徹底、焊點少，確保可控移熱變換爐安全可靠、運行周期長。

(3) 采用球腔作為換熱管聯箱，實現了在不卸出催化劑的前提下對漏點進行檢查、堵漏。如果發現漏點，將進出口水管斷開，由進水總管、分水球腔聯箱、柔性換熱管、集水球腔及出水總管組成水路系統自下而上形成空氣對流，水路系統內側充滿流動的空氣，檢修人員可以自由進出及施焊。

(4) 變換設備容易發生露點腐蝕。正常運行時催化劑床層內H2O全部為過熱態對變換爐任何部件不存在露點腐蝕；當裝置開、停車時床層溫度降低，變換氣中的H2O會出現由過熱態轉化為飽和態，甚至成為冷凝水，造成露點腐蝕。該裝置設置氣側球腔，在變換氣出口管上設置N2反吹口，可以確保催化劑床層在停車過程中將催化劑床層的H2O全部被N2置換，即使催化劑床層有部分水蒸氣存在，并轉化成冷凝液時，冷凝液可順氣側球腔外表面流到殼體下部封頭，由排污管排出，有效保護了柔性換熱管與球腔貼脹部位。

(5) 球腔聯箱直徑僅為徑向氣體分布筒直徑的1/3，球腔遠離徑向氣體分布筒；管板為球管板，應力消除徹底，即使外圍床層溫度高、內側溫度低，球管板也能夠徹底消除因兩側溫度差造成的熱應力，有效避免平管板水側等溫且溫度低、氣側不等溫且溫度高而產生熱應力造成平管板變形。球腔聯箱的使用可以在1#可控移熱變換爐外圍設置少量絕熱層，2#可控移熱變換爐設置充足的絕熱層，確保催化劑有結塊時不會將柔性換熱管抱死，利于催化劑自卸，更有利于1#可控移熱變換爐設置320～400 ℃高溫區，利于有機硫及HCN進行加氫轉化，利于2#可控移熱變換爐實施高溫進、低溫出，實現變換裝置節能降耗的目的。

綜上所述，南京敦先公司的兩級V形可控移熱變換爐對CO變換和有機硫、HCN轉化等反應機理考慮全面，同時對裝置使用前、中、后期的注意事項及檢維修等問題均有具體解決措施。

1.3 變換內件材質選擇

變換爐內件材質需要考慮高溫氫腐蝕、濕態H2S腐蝕及濕態氯離子腐蝕。水蒸氣為過熱態，水煤氣或變換氣中的H2S及氯離子對碳鋼、低合金鋼、不銹鋼均不存在應力腐蝕；只有當水煤氣或變換氣中的水蒸氣低于露點溫度，造成H2S及氯離子為濕態H2S及濕態氯離子時，H2S及氯離子才對碳鋼、低合金鋼及不銹鋼存在應力腐蝕[1-2]。低合金鋼中的MnS夾雜物是引起濕H2S應力腐蝕的主要原因，防止H2S應力腐蝕的有益元素有Cr、Mo、V、Ti、B。其中，Cr元素能夠起到細化晶粒作用，Ti元素可以提高相變點溫度，提高鋼板的淬透性，易于形成晶粒細化的回火馬氏體組織[3]。由于高合金鋼中Cr、Ti含量高，MnS夾雜物少，在濕態H2S及濕態氯離子狀態下，材質抗腐蝕能力從大到小排列為S32168、S30403、S30408、15CrMo。

變換爐內件如果選用15CrMo材質，柔性換熱管與球腔內側焊接質量難以保證。主要原因為：(1) 15CrMo材質焊接難度大，一般需要預熱150 ℃上焊接，而且需要保溫使其溫度逐漸降低；(2) 球腔內部為150 ℃高溫，難以保證焊接質量；(3) 隨著球腔焊接柔性換熱管數量增加，焊縫處傳熱速度增加，焊縫及母體材質容易出現裂紋；(4) 在運行過程中柔性換熱管與球腔發現漏點時也難以處理，由于柔性換熱管、催化劑、球腔等均為極佳導熱體，再加上空氣流通等諸多因素導致焊點處熱量損失較快，即使選用特種焊材，不需要對母體預熱，但焊縫處及母材熱損失大、溫度降速快，也會造成柔性換熱管及球腔母材出現裂紋，很有可能造成漏點越補越大，甚至造成球腔出現裂縫，使整臺變換爐報廢。

國內某公司在線運行的1套等溫變換裝置，其內件管束為15CrMo材質，運行不到1.5 a，內件管束出現漏點，難以修復，最終更換整臺變換爐內件。因此，決定僅承壓殼體采用15CrMoR材質，內件全部采用S32168材質。雖然內件制造成本增加30%以上，但是提高了裝置的安全性。

1.4 工藝流程選擇

晉華爐3.0水氣比僅為0.78～0.82，按照催化劑床層分段及模擬結果，至少需要三段絕熱變換才能夠將約45%(體積分數，下同)的CO變換到0.8%以下，而且需要在最后二、三段絕熱變換爐之前添加部分蒸汽。特別是開車初期，當負荷低于30%、水氣比低于0.4時，一段絕熱變換爐會出現超溫、飛溫現象，存在大量甲烷化副反應。該裝置兩級V形可控移熱變換工藝流程，1#可控移熱變換爐將45%的CO變換到5.0%，并副產4.0 MPa飽和蒸汽，埋設在催化劑床層內的移熱管束及時地將變換反應熱移出，杜絕超溫、飛溫現象，有效減少變換反應過程中的甲烷化副反應；2#可控移熱變換爐將二、三段絕熱變換爐及2段絕熱段之間的廢熱鍋爐組合到一起，做到進口溫度高、出口溫度低，確保變換系統出口CO體積分數≤0.8%，極大地降低了工程投資[4-5]。

2 工程實施

2.1 運行工藝流程設計

2.1.1 氣流程

進界區223.8 ℃、6.30 MPa水煤氣經1#氣液分離器分離液態水后進入主熱交換器與變換氣換熱至255 ℃左右,進入脫毒槽A/B，脫除有害物質(粉塵、Si、As等)后進入1#可控移熱變換爐內進行反應，并副產4.0 MPa飽和蒸汽；出1#可控移熱變換爐的變換氣去主熱交換器加熱進界區水煤氣，然后進入2#可控移熱變換爐反應使CO體積分數(干基)降至0.8%以下，并副產1.7 MPa飽和蒸汽；出2#可控移熱變換爐變換氣溫度約為215 ℃，去低低壓廢熱鍋爐副產0.5 MPa飽和蒸汽，出低低壓廢熱鍋爐變換氣溫度約為169 ℃，經2#氣液分離器分離冷凝液后進入脫鹽水加熱器降溫至65 ℃左右，經3#氣液分離器分離冷凝液后進入變換氣冷卻器冷卻至40 ℃，冷卻后氣體進入脫氨塔脫除氨后去低溫甲醇洗工段。

2.1.2 水及蒸汽流程

界外來脫鹽水溫度約為43 ℃，經脫鹽水加熱器加熱至132 ℃左右后，部分去除氧器，剩余部分去鍋爐。

除氧器出來的除氧水分兩路，一路經中壓除氧水泵加壓至2.5 MPa后，分別送至低低壓廢熱鍋爐、2#汽包和氣化工段(沖洗水)；另一路經高壓除氧水泵加壓至5.5 MPa后，分別送至1#汽包、氨合成工段和硫回收工段。

高壓除氧水進入1#汽包副產4.0 MPa飽和蒸汽，副產蒸汽送入中壓飽和蒸汽管網。

中壓除氧水進入2#汽包副產1.5 MPa飽和蒸汽, 副產蒸汽送入低壓飽和蒸汽管網。

中壓除氧水進入低低壓廢熱鍋爐副產0.5 MPa飽和蒸汽, 副產蒸汽送入低低壓飽和蒸汽管網。

2.2 升溫還原流程設計

該工藝擬采用老廠區合成放空提氫氣或老廠區合成補氣為氫源，分別對1#可控移熱變換爐和2#可控移熱變換爐進行硫化還原，硫化方式為循環硫化。

來自低壓氮氣系統的N2，以羅茨鼓風機入口為接入口，依次經蒸汽加熱器、1#可控移熱變換爐、2#可控移熱變換爐、開工冷卻器、開工氣液分離器對系統置換。

N2置換完畢后，經羅茨鼓風機升壓后進入蒸汽加熱器加熱，加熱后煤氣進入1#可控移熱變換爐對催化劑進行升溫(過程中補入老廠區合成放空提氫氣或老廠區合成補氣)，升溫達到指定溫度后按要求補入CS2，對1#可控移熱變換爐內催化劑進行硫化，出1#可控移熱變換爐氣體去開工冷卻器冷卻至40 ℃以下，經開工氣液分離器分離冷凝水后，再進入羅茨鼓風機升壓進入下一循環。

1#可控移熱變換爐內催化劑硫化完畢后，經羅茨鼓風機循環氣經蒸汽加熱器加熱升溫后進入2#可控移熱變換爐，對2#可控移熱變換爐內催化劑進行升溫硫化，出2#可控移熱變換爐氣體去開工冷卻器冷卻至40 ℃以下，經開工氣液分離器分離冷凝水后，再進入羅茨鼓風機升壓進入下一循環。

硫化工藝流程見圖3。

2100V006—1#氣液分離器；2100E002—蒸汽加熱器；2100E001—主熱交換器；2100V001A/B—脫毒槽A/B；2100R001—1#可控移熱變換爐；2100V002—1#汽泡；2100V003—2#汽包；2100R002—2#可控移熱變換爐；2100E004—低低壓廢熱鍋爐；2100V007—2#氣液分離器；2100P003AB—中壓除氧水泵；2100P004AB—高壓除氧水泵；2100V010—除氧器；2100E005—脫鹽水加熱器；2100E007—低溫冷凝液預熱器；2100T002—汽提塔；2100V008—3#氣液分離器；2100E006—變換氣冷卻器；2100P005AB—冷凝液泵；2100V009—廢氣氣液分離器；2100T001—脫氨塔；CWS—循環水進水。

2.3 設備設計選型

主要設備見表1。

表1 主要設備參數

2.4 裝置優化

考慮到氣化爐原始或檢修后開車初期，輻射式廢鍋換熱效果良好，激冷初始溫度低，水氣比低的可能性，在1#氣液分離器前設置了7.6 MPa、430 ℃的過熱蒸汽加入口。在實際運行過程中，原始開車時氣化洗氣塔出口溫度僅為200 ℃左右；檢修后開車初期輻射式廢鍋產汽質量流量為76 t/h，1周后質量流量仍為65 t/h，洗氣塔出口溫度僅為205～210 ℃，水氣比嚴重偏低，必須添加高壓過熱蒸汽才能維持較高的凈化度。

變換裝置中的蒸汽加熱器一般為低壓設備，僅在觸媒硫化時使用，將該設備設置為高壓設備，在原始開車、檢修后開車時同步投用，提高了進變換爐的氣體溫度，杜絕了露點腐蝕，有效避免了觸媒的水合反應。

3 裝置運行情況

3.1 催化劑選型及裝填

青島聯信針對壓力為6.5 MPa、水氣比為0.78～0.82的兩級V形可控移熱變換爐開發了新型催化劑，該裝置催化劑裝填總體積為186 m3。1#可控移熱變換爐裝填耐高溫、低水氣比、抑制甲烷化副反應的高溫寬溫區催化劑，2#可控移熱變換爐裝填低溫、低水氣比、防止硫醇硫醚副反應的低溫活性好寬溫區催化劑。從外觀上就可以判斷出兩種催化劑規格及性能不同(見圖4)。由于催化劑床層為全徑向結構，2級可控移熱變換爐均選擇直徑為3 mm、長度為3～5 mm的小顆粒催化劑，堆密度≥0.95 t/m3。

圖4 觸媒裝填照片

兩級V形可控移熱變換爐外筒與內件為分體結構，上部大蓋打開后，內件平蓋上6只扇形孔全部暴露在視野中，采用1只3 m3的簡易吊斗，吊斗下部設置2個出料口，2個出料口分別與內件平蓋上的兩側扇形孔連接，并將振動器固定在上部出水總管上，振動波通過柔性換熱管傳遞到床層每一個角落。在裝填催化劑的同時，開啟振動器，不僅催化劑裝填方便，而且有效避免架橋、不均勻現象，186 m3催化劑在1 d內全部裝完。

完成試壓后的變換裝置采取N2置換，放空氣中O2體積分數<0.5%為置換合格，采用N2按照≤0.01 MPa/min的升壓速度將系統壓力升至0.1～0.2 MPa。啟動羅茨鼓風機和蒸汽加熱器，沿循環硫化回路開始升溫，催化劑床層升溫速率在20～25 K/h，循環氣體積流量控制在20 000～25 000 m3/h，床層升溫升至120 ℃左右時，恒溫2 h 以徹底釋放催化劑內的吸附水，并加強各設備(特別是變換爐)進出口導淋，排除凝液。床層整體溫度升至180 ℃以上時，減少部分循環N2體積流量并開始配入H2，逐漸提高H2體積分數至25%左右，總循環氣體積流量保持在20 000～25 000 m3/h，逐漸提高變換爐床層溫度至200～220 ℃，恒溫2 h以拉平床層溫差，此后即可加入CS2轉入硫化初期。

3.2 催化劑硫化

3.2.1 硫化初期

將CS2提前加入硫化罐內，用N2對罐內充壓，通過轉子流量計控制流量，經蒸汽加熱器后導入兩級V形可控移熱變換爐內，嚴格控制CS2的加入量，調節量從小到大緩慢進行，密切觀察床層溫度的變化；控制床層與入口氣體之間的溫差為30～50 K，溫度以調節進蒸汽加熱器過熱蒸汽流量為主、調整氣量為輔的原則進行。硫化初期溫度在250～280 ℃，熱點溫度嚴格控制不超過300 ℃，維持足夠時間，以確保低溫硫穿透。硫化期間如床層溫度上升過快，可減少或停止加入CS2，同時加大N2量，至床層溫度冷卻到250 ℃后再加入CS2。

3.2.2 硫化主期

兩級V形可控移熱變換爐出口有硫穿透時，逐步提高兩級V形可控移熱變換爐入口溫度，床層溫度控制在360～380 ℃，升溫速率為10～15 K/h。同時增加H2的補入量，并加強H2含量的分析，確保床層出口H2體積分數不低于25%。

3.2.3 強化期

當兩級V形可控移熱變換爐出口H2S質量濃度顯著升高時，提升床層溫度并控制在400 ℃左右，保持4～6 h，熱點溫度不超過420 ℃(若達不到400 ℃可適當延長1～2 h)。連續2次分析出口氣體硫含量不再繼續減少且與入口硫含量基本持平時，可視為硫化結束(2次分析的間隔時間大于10 min)。

3.2.4 降溫排硫

硫化結束后，逐步減小蒸汽加熱器過熱蒸汽流量，打開放空降溫排硫，其間繼續補充少量CS2，嚴格控制兩級V形可控移熱變換爐外殼壁溫與床層溫度差不得大于50 K。當溫度降至300 ℃以下時，停加CS2，加大氣量繼續將床層溫度降到250 ℃以下，分析出口H2S質量濃度<1.0 g/m3時，可視降溫排硫結束，降溫速率<25 K/h，硫化各階段時間分配及工藝指標見表2。

表2 硫化主要指標

3.3 滿負荷運行

截至2019年5月10日，變換裝置已滿負荷運行。1#可控移熱變換爐進口溫度為259.3 ℃,出口溫度為286.4 ℃;2#可控移熱變換爐進口溫度為248.7 ℃,出口溫度為214.0 ℃。1#可控移熱變換爐進口壓力為5.85 MPa,出口壓力為5.82 MPa;2#可控移熱變換爐進口壓力為5.81 MPa,出口壓力為5.77 MPa。1#、2#可控移熱變換爐進出口濕基組分見表3。

表3 1#及2#可控移熱變換爐出口濕基組分

裝置運行主要經濟指標見表4。

表4 裝置運行主要經濟指標

4 結語

在氣化島水冷壁、輻射廢鍋副產6.5 MPa、7.5 MPa飽和蒸汽質量流量高達147.6 t/h的前提下，1#可控移熱變換爐副產4.0 MPa 蒸汽66.4 t/h、2#可控移熱變換爐副產1.7 MPa蒸汽5.43 t/h、低壓廢熱鍋爐副產0.5 MPa蒸汽47.6 t/h，變換系統出口CO體積分數(干基)≤0.792%,CO總轉化率≥97.508%,H2體積流量≥158 259.02 m3/h，有機硫及HCN總轉化率達到98.0%以上，系統阻力≤0.29 MPa，床層阻力≤0.034 6 MPa,1#可控移熱變換爐出口溫度僅為283.6 ℃，2#可控移熱變換爐出口溫度僅為214.0 ℃，以上各項經濟指標充分體現兩級V形可控移熱變換裝具有以下優勢：

(1) 在保證CO轉化率及H2產能前提下，確保氣化島可以副產高溫高壓飽和蒸汽，減壓后作為聯堿煅燒爐加熱蒸汽使用，僅此一項可以使噸氨生產成本下降80元以上。

(2) 與傳統三段絕熱變換工藝相比，設備減少25%、流程縮短25%、工程投資降低15%以上、系統阻力降低50%、床層阻力降低60%，并做到正常開車變換影響時間為零。

(3) 有機硫及HCN總轉化率達到98.0%以上，無硫醇硫醚生成，有效保證低溫甲醇裝置穩定運行，進一步降低合成氨成本。

(4) 變換系統噸氨副產4.0 MPa 蒸汽0.8 t，副產1.7 MPa蒸汽0.08 t，副產0.5 MPa蒸汽0.6 t，回收高品位熱能多、低品位熱能少，利于全廠水汽平衡；1.7 MPa蒸汽送干銨裝置使用，0.5 MPa 蒸汽送制鹽裝置使用，匹配效果極佳。

(5) 從系統阻力、床層阻力，以及1#可控移熱變換爐出口溫度為283.6 ℃、2#可控移熱變換爐出口溫度為214.0 ℃判斷，該套變換裝置仍有20%的裕量，可進一步優化挖潛氣化爐潛力。

(6) 2臺兩級V形可控移熱變換爐的成熟設計理念，使其催化劑發揮各自作用，有力保證整個裝置能夠安全、節能、長周期、穩定運行。