等溫變換技術的應用

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

山西陽煤豐喜肥業(集團)有限責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，由于全國甲醇產能嚴重過剩，市場行情長期萎靡不振，經多方數據分析，臨猗分公司決定將100 kt/a的甲醇生產裝置進行改造，用于生產100 kt/a的合成氨。

1 技術方案的選擇

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。

通過與各設計單位的多次溝通、交流，對近幾年新技術的調研及對傳統變換與等溫變換技術進行了比較、分析。

1.1 絕熱型變換爐

絕熱型變換爐是國內小氮肥行業普遍使用的爐型。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，煤氣經過催化劑床層升高到一定溫度后，再經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反應。第1段催化劑反應溫度一般較高，目的在于加快反應速度，提高催化劑的利用率；第2段反應溫度較第1段低，最后一段反應溫度最低，主要考慮化學平衡。由于溫度不斷變化、各處反應速度不均衡，催化劑利用率較低，氣體通過床層的阻力也較大。

當變換氣體中CO體積分數超過30%，變換反應因濃度差大，推動力也較大，因此，變換反應床層極易超溫，而且很難控制，催化劑易被還原或燒毀，使用壽命大大縮短，導致系統的阻力、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，在變換爐內催化劑床層中設置換熱管，CO變換反應熱不斷通過管內冷介質移走，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件和熱交換器所組成。正常操作時，氣體由頂部外側進入，通過外殼與內件之間的環隙，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，反應所放出的熱量與埋在催化劑中的換熱管內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邊換熱，反應熱在汽包不斷地以產生中壓蒸汽的形式被移走，反應后的變換氣離開催化劑床層，徑向均勻地進入中心集氣管，經中心管導向由爐底排出，然后進入熱交換熱器與氣化系統來的水煤氣換熱，提高進變換爐的煤氣溫度，汽包產生的 2.5 MPa 飽和蒸汽送往蒸汽管網。

孔徑由Φ8.5 mm擴孔至Φ10.0 mm。經核算，循環工作液流量可控制在653～1 113 m3/h，既可滿足現在生產負荷要求，又能滿足擴產要求。

(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，循環工作液流量的調整彈性大，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過度，有利于控制氫化反應，減少或避免氫化反應中產生降解物。

(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。

采用等溫變換技術具有以下優勢：可以利用相變移走變換反應熱，可靠實用，實現恒溫反應，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，結構可靠;徑向反應，阻力小，高徑比大，易大型化；等溫反應，催化劑使用壽命大大延長；變換反應熱幾乎全部回收利用，副產蒸汽品位高、產量大，反應器水汽系統無動力，采用自然循環方式；系統無飽和熱水塔,無噴水裝置，自產干燥蒸汽供反應用，免除設備腐蝕根源； 通過調節汽包蒸汽壓力，可輕松控制床層溫度。

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

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。

2.2 改造后工藝流程

來自氣化系統水煤氣→煤氣分離器→熱交換器→預變換爐(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→汽包給水預熱器→高溫脫鹽水預熱器→1#變換氣分離器→低溫脫鹽水預熱器→變換氣冷卻器→2#變換氣分離器→脫硫系統。

3 等溫變換系統運行情況

臨猗分公司甲醇改合成氨項目從2013年6月 5日開始現場管道拆除、安裝到系統開車，僅用了40 d時間。系統開車后，各項指標均達到了預期目標，變換系統出口氣體中CO體積分數穩定在0.6%左右，低于設計要求(0.9%)。等溫變換系統運行數據如下。

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

預變換爐出口氣體中CO體積分數：約37%；

等溫變換爐出口氣體：溫度約259 ℃，其中CO體積分數約0.6%；

系統出口的變換氣：約3.48 MPa，約209.7℃；

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

4 存在問題

4.1 汽包設計壓力偏低

由于設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 ℃，對應的飽和蒸汽壓為5.1 MPa。建議在今后的設計中，應慎重考慮汽包的設計壓力。

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備，換熱面積僅為95.8 m2，只能將經過熱交換器之后的水煤氣溫度由206 ℃提高至221 ℃，導致進預變換爐的水煤氣溫度偏離露點溫度僅15 ℃，達不到設計要求的20 ℃，不利于預變換爐長期穩定運行。