全低變運行問題與改造情況總結

車艷妮

(山西晉煤天源化工有限公司，山西 高平　048400)

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全低變運行問題與改造情況總結

車艷妮

(山西晉煤天源化工有限公司，山西 高平048400)

摘要：針對在3.5MPa 條件下合成氨變換裝置在運行中出現的系統阻力大、蒸汽消耗高等問題，采取了將變換系統由耐硫全低變兩段廢鍋流程改造為全低變耐硫三段噴水增濕流程的措施，改造結果表明：蒸汽用量、汽氣比大幅降低，促使系統阻力大大降低，保證了生產裝置的安全、平穩運行，對同行業變換裝置的改造具有借鑒和參考作用。

關鍵詞：全低變；系統阻力；蒸汽消耗

山西晉煤天源化工有限公司年生產規模為36萬t合成氨、4萬t甲醇、60萬t尿素，于2006年6月投產運行，近幾年經過不斷的技術改造和系統優化，目前已達到年產42萬t合成氨、5萬t甲醇、72萬t尿素的生產能力。公司生產裝置為常壓固定床間歇造氣、濕式堿法半水煤氣脫硫、往復式原料氣壓縮、耐硫全低變、濕式堿法變換氣脫硫、NHD脫碳、醇烴化精制原料氣、蒸汽透平合成氣壓縮、瑞士卡薩利低壓合成、CO2氣提法尿素合成、挪威海德魯大顆粒造粒技術。

山西晉煤天源化工有限公司有國內第一套在壓力>3.5 MPa的條件下，采用“常壓固定床”間歇氣化制氣，選用全低變廢鍋回收反應熱耐硫變換工藝生產合成氨，并聯產甲醇的裝置，原設計變換系統需要的水用添加蒸汽的方式補加，在當時是一種比較先進、簡潔、節能的流程，在生產運行初期完全滿足生產的需要。隨著能源形勢的緊張與煤炭價格的上漲，這種流程也逐漸暴露出一些弊端，蒸汽消耗高、系統阻力大是目前存在的最大問題，變換系統改造亟待解決。2014年10月對Ⅰ系列變換裝置進行了改造，由原來的兩段廢鍋流程改為三段噴水增濕流程，取得了明顯的效果。

1改造前工藝流程

來自原料氣壓縮機的半水煤氣壓力為3.55 MPa(a),溫度為40 ℃，進入油分離器分離掉氣體中夾帶的水及焦油等液體、固體雜質。出油分離器的氣體進入油吸附器中，在油吸附器中有吸附劑進一步過濾原料氣中夾帶的焦油等物質。經過油吸附器后氣體進入氣氣換熱器(C611101/C611201),然后進入第一混合管(SP611101/SP611201),在此與3.9 MPa、390 ℃的過熱蒸汽混合至230 ℃,進入第一變換爐(D611101/D611201)進行變換反應。

從第一變換爐出來的氣體,CO體積分數約9%,溫度為430 ℃,進入中壓廢鍋(C611102/C611202)副產2.7 MPa的中壓蒸汽,自身溫度降到260 ℃,然后進入氣氣換熱器繼續降溫。氣體出氣氣換熱器后進入第二混合管(SP611102/SP611202)與3.9 MPa、390 ℃蒸汽混合,混合后的溫度為230 ℃的氣體進入第二低變爐(D611102/D611202)繼續進行變換反應,使CO體積分數降到2.02%,出第二變換爐的變換氣溫度為265 ℃,進入鍋爐給水預熱器(C611103/C611203) 降溫至220 ℃,進入低壓廢鍋(C611104/611204)繼續降溫,低壓廢鍋副產的0.2 MPa低壓蒸汽送往鍋爐除氧器。

變換氣出低壓廢鍋后依次進入脫鹽水預熱器(C611105/C611205)和終冷器(C611106/C611206),溫度降至40 ℃后進入氣液分離器(L611101/L611201),分離掉水分后變換氣送往變換氣脫硫工段。

變換反應熱點溫度分別為：第一低變爐≤400 ℃；第二低變爐≤260 ℃。變換改造前工藝流程見圖1。

圖1　變換改造前工藝流程1—氣氣換熱器；2—第一變換爐；3—中壓廢鍋；4—第二變換爐；5—鍋爐給水預熱器；6—低變廢鍋；7—脫鹽水預熱器；8—終冷器；9—氣液分離器

2生產運行情況及催化劑裝填方案

2.1運行情況

變換裝置2套，單套變換入口煤氣量為95 000 Nm3/h；系統運行壓力為3.64 MPa,系統壓差約0.5 MPa；進口水汽比為0.42；5.4 MPa、435 ℃蒸汽用量39 t/h；噸氨耗蒸汽1 241 kg；副產蒸汽2.5 MPa，270 kg/t氨；0.34 MPa，590 kg/t氨。

組成煤氣的各氣體成分見表1，煤氣溫度統計見表2，主要設備參數見表3。

表1　組成煤氣的各氣體成分

注：H2S單位為mg/m3。

表2　煤氣溫度統計

表3　主要設備參數

續表

2.2催化劑裝填方案

一變爐的催化劑型號為QDB-04耐硫變換催化劑，分2層裝填，裝填時首先裝填下層，然后裝填上層。上層裝催化劑14.65 m3，脫毒劑6 m3，吸附劑2 m3。下層裝催化劑23.08 m3，催化劑共計37.73 m3。

二變爐的催化劑型號為QDB-04耐硫變換催化劑，分2層裝填，裝填時首先裝填下層，然后裝填上層。上層 29.04 m3，下層29.04 m3，催化劑共計58.08 m3。

3改造前運行問題分析

3.1催化劑活性下降

在正常情況下，催化劑熱點溫度高低與進口溫度有關系，進口溫度不變，則熱點溫度也應不變，熱點的位置與處理量有關系，氣量越大，熱點越靠下。按照全低變流程滿負荷運轉空速設計的要求，其熱點應在催化劑床層中部略偏上。2013年9月Ⅰ、Ⅱ系列均出現平面溫差較大、熱點溫度下降的問題，且熱點溫度超出催化劑活性溫度，表明催化劑活性下降，從而帶來變換率降低、系統壓差高、蒸汽消耗高等一系列問題。

3.1.1催化劑床層溫度異常

變換爐催化劑床層溫度見表4。

表4　變換爐催化劑床層溫度

續表

3.1.2變換率降低

Ⅰ系列由總變換率93.35%降至89.85%，一變爐變換率由70.32%降至48.44%，Ⅱ系列總變換率由93.64%降至89%，一變爐變換率由67.85%降至48.32%。變換率變化情況見表5。

表5　變換率變化情況

3.1.3系統壓差高

第一、二變換爐壓差逐步上漲，Ⅰ系列一變爐壓差最高達到76.1 kPa，二變爐達到62.56 kPa。Ⅱ系列一變爐壓差最高達到70.72 kPa，二變爐最高達到95.43 kPa。系統壓差統計見表6。

表6　系統壓差統計　kPa

3.1.4蒸汽消耗高

蒸汽消耗情況見表7。

表7　蒸汽消耗情況

一方面，山西晉煤天源化工有限公司的全低變工藝流程為兩段變換，每一段變換前加入4.9 MPa,435 ℃的外來蒸汽，段間反應后為氣體熱量的移出設置了2.5 MPa中壓廢鍋、0.4 MPa低壓廢鍋。由于廢鍋產汽壓力較低，不能再反饋到變換系統中去，因此，變換反應則完全靠外加高品位蒸汽來完成，變換的反應熱不是用于自身噴水進行汽氣比的調節，而是用于生產較低品位的蒸汽，補加的蒸汽遠大于鍋爐副產的蒸汽，由于變換耗汽高，經計算，大致每套變換系統補汽與產出汽之差高出14～15 t左右，2套變換系統即為28～30 t/h。

另一方面，由于催化劑活性溫度下降，為保證出口CO含量達標，加大了蒸汽用量。

3.2氣氣換熱器堵塞的問題

山西晉煤天源化工有限公司在變換工段前對原料氣的處理主要是煤氣冷卻器、煤氣洗滌塔、兩級靜電除焦器。造氣工段為常壓，由于后系統變換系統壓力較高，煤氣在原料氣壓縮機3、4段壓力分別達到1.65 MPa和3.65 MPa，在此壓力下，半水煤氣中的H2S和氧氣反應，單質硫經換熱器冷卻后析出，造成原料氣壓縮機3、4段換熱器、變換工段氣氣換熱器硫堵塞，換熱器清洗頻繁，單臺設備的清洗周期為1～2個月，嚴重影響著生產長周期、安全、穩定運行。

4改造后運行情況

4.1改造方案

隨著能源形勢的緊張，變換工段蒸汽消耗量的大小成為決定是否采用該種工藝運行的重要指標。段間增濕噴水流程工藝在國內化肥企業應用較為普遍，具有蒸汽消耗小、能量利用合理等特點。

2014年10月山西晉煤天源化工有限公司對變換Ⅰ系列進行了改造，變換工藝流程由全低變廢鍋流程改為段間噴水增濕流程。具體方案為：新增加1臺預變換爐，規格φ4 000×12 000；新增1臺增濕器，規格φ2 400×9 000；氣氣換熱器前增加1臺油吸附器、1臺油分離器進一步對煤氣進行凈化，并在2個系列前各并列1臺氣氣換熱器，定期對換熱器進行切換清洗，保證生產的正常運行。新增1臺熱交作為主熱交，面積約500 m2，氣氣換熱器作為預熱交；為降低系統阻力，將原有2臺預熱交與鍋爐水加熱器并聯運行。

改造后系統余熱較少，取消低壓廢鍋。同時，全部更換變換爐催化劑。

4.2改造后工藝流程

壓縮來的半水煤氣≤40 ℃，先進油分離器、油吸附器凈化除油，然后進入預熱交與第二變換爐來的變換氣換熱到約130 ℃，再進入主熱交與中壓廢鍋出口變換氣換熱到200 ℃，添加蒸汽后進預變換爐進行變換反應。

預變換爐出口變換氣溫度約377 ℃，CO約15%，經增濕器噴水降溫到200～210 ℃后，進第一變換爐繼續進行變換反應。

第一變換爐變換氣出口溫度約300 ℃，CO約5%，先進中壓廢鍋副產蒸汽，然后進主熱交與煤氣換熱到約190 ℃進第二變換爐，第二變換爐變換氣出口溫度約218 ℃、CO約2%，至此完成變換反應。

第二變換爐出口變換氣分成二股，其中一股約50%～60%進預熱交預熱煤氣，另外一股約40%～50%，進鍋爐水加熱器將冷激水加熱到約150 ℃?；旌虾蟮臍怏w130 ℃,先進脫鹽水加熱器回收余熱，自身降溫至約70 ℃，最后進終冷器降溫至<40 ℃后去下工段。

來自界外的鍋爐給水經鍋爐水加熱器后，溫度由104 ℃加熱到約150 ℃，部分給廢鍋供水；另一部分進入鍋爐水緩沖罐，然后經鍋爐給水增壓泵提壓后去增濕器，對變換氣進行降溫增濕。變換改造后的工藝流程見圖2。

4.3改造前后催化劑裝填情況對比

改造前后催化劑裝填情況對比見表8。

表8　改造前后催化劑裝填情況對比

圖2　交換改造后的工藝流程1—氣氣換熱器Ⅰ；2—氣氣換熱器Ⅱ；3—鍋爐給水預熱器；4—第二變換器；5—主熱交換器；6—中壓廢鍋；7—第一變換爐；8—預變爐；9—增濕器；10—緩沖罐；11—脫鹽水預熱器；12—氣液分離器Ⅰ；13—終冷器；14—氣液分離器Ⅱ

4.4Ⅰ系列改造后變換爐床層溫度

Ⅰ系列改造后變換爐床層溫度見表9。

表9?、裣盗懈脑旌笞儞Q爐床層溫度

變換反應各段熱點溫度為：預變爐≤400 ℃，第一變換爐≤320 ℃，第二變換爐≤240 ℃。

反應溫度應在催化劑的活性溫度范圍內來操作，運行中床層熱點不要超過溫度上限。

改造前一變爐最高溫度為411 ℃，二變爐最高溫度為283.7 ℃，都超出了熱點范圍，主要是為了彌補催化劑活性下降、最終提高變換率的要求，使出口氣體CO含量達標，所以提高了床層溫度。

改造后各變換爐熱點溫度在控制范圍內，對變換爐的正常運行非常有利，但預變爐部分溫度點平面溫差超過了20 ℃。

4.5改造前后工藝指標情況對比

改造前后工藝指標情況對比見表10。

表10　改造前后工藝指標情況對比

續表

采用噴水增濕流程后，蒸汽用量大幅降低，高壓蒸汽用量降低22 304 kg/h，噸氨耗高壓蒸汽降低461 kg/t，汽氣比由0.42降至0.19。二變爐出口氣體溫度降低56 ℃，末端變換氣體溫度的高低決定了氣汽比的高低，出口溫度越高，氣汽比越大，蒸汽消耗越高;反之，蒸汽消耗越低。催化劑進行更換后，活性提高，蒸汽用量隨之減少，系統阻力也大大降低，系統壓差降低0.26 MPa。

5結語

通過對變換系統的改造，解決了生產運行中存在的問題。將原來的兩段廢鍋流程改為三段噴水增濕流程，使蒸汽消耗大幅下降；進行了催化劑更換，催化劑活性提高對蒸汽消耗及系統阻力的降低都起到很大的作用；增加了油分離器、油吸附器，并聯運行了1臺氣氣換熱氣器，保證了生產裝置的安全穩定運行?？傊?，本次改造效果非常明顯，公司Ⅱ系列變換工段將參照Ⅰ系列進行同樣的改造，整個噸氨能耗會有更大程度地降低。

Sum up of All Low Temperature Shift Operation Problems and Revamping

CHE Yan-ni

(JinmeiTianyuanChemicalIndustryCo.,Ltd.,GaopingShanxi048400China)

Abstract：The problems and the reasons of high system resistance and high steam consumption of CO shift conversion unit of ammonia plant under the condition of 3.5 MPa during operation are introduced. The measure of CO shift system retrofit from the sulfur-resistant all low temperature shift and two-stage waste heat boilers to the sulfur-resistant all low temperature shift and three-stage water spray humidification process is taken. The retrofit result shows that the steam consumption and steam/gas ratio have been greatly lowered, thus the system resistance has been lowered substantially to guarantee the safe and stable operation of the production plant. This can be used for reference of CO shift units revamping of the same industry.

Keywords：all low temperature shift; system resistance; steam consumption

收稿日期：2015-09-17

中圖分類號：TQ 113.264

文獻標識碼：B

文章編號：1004-8901(2016)02-0057-05

doi：10.3969/j.issn.1004-8901.2016.02.016 10.3969/j.issn.1004-8901.2016.02.016

作者簡介：車艷妮(1975年-)，女，山西晉城人，1997年畢業于北京化工大學化學工程與工藝專業，工程師，現主要從事工藝技術管理工作。