3.6 MPa變換工藝優化實施方案

李雅靜，王 慶，鄒 紅

（中海油山東化學工程有限責任公司，山東濟南 250101）

3.6 MPa變換工藝優化實施方案

李雅靜，王 慶，鄒 紅

（中海油山東化學工程有限責任公司，山東濟南 250101）

介紹了某廠現有3.6 MPa變換工藝的運行情況，分析了存在問題及原因，提出工藝優化方案，將優化結果與現有裝置進行比較，達到了降低蒸汽消耗、減小運行阻力、擴大產量的目的。

變換；工藝優化；解決方案

0 引 言

一氧化碳變換是粗煤氣借助于催化劑的作用，在一定溫度下，在變換反應器中與水蒸氣反應，生成二氧化碳和氫氣的工藝過程[1]。在CO變換的設計過程中應根據不同氣化方式制成的粗煤氣成分組成、壓力運行區間，選擇合理的工藝，發揮不同氣化方式的優勢[2]。目前，常壓氣化后的CO變換操作壓力一般為＜3.0 MPa，3.6 MPa的操作壓力多用于航天爐氣化后，粗煤氣不需經過壓縮的情況。而本文研究的3.6 MPa變換位于常壓氣化后，對于采用相似配置方式的工藝優化具有一定指導意義。

1 裝置現狀

1.1 存在問題

某廠現有一套18·30裝置，設計生產能力18萬噸／年合成氨、30萬t／a大顆粒尿素。其中變換裝置采用無飽和熱水塔全低變工藝，出口CO含量＜1%，操作壓力3.6 MPa，目前蒸汽消耗880 kg／t氨，增濕水消耗755 kg／t氨，裝置阻力降達到0.22 MPa，催化劑使用壽命僅2～3a。

從以上數據中可以看出，該裝置存在蒸汽消耗過高（總汽氣比過大）、運行阻力過大以及催化劑使用壽命短的問題。

1.2 原因分析

（1）針對該廠存在問題，對該套變換裝置進行分析，得到原因如下：

目前，公司采用的全低變工藝為中低低變換工藝改造而來，其中設備及管線的布置仍按照中低低變換工藝的設計方案，并且在改造過程中又新增了部分管道，所以設備間距小，管線彎頭多，空間擁擠，進而造成了該工段運行阻力大，開車過程復雜且浪費嚴重等問題。

（2）運行中因工藝設計原因蒸汽用量偏大，主要原因在于各段變換率的配置以及添加蒸汽和冷激水的位置，從現有運行數據來看，變換三段和四段的溫升僅為4℃和1℃，變換率極低，在能達到變換效果的前提下，說明前兩段變換率較高，造成了蒸汽用量較大。

（3）因工藝原因，在進最后一段變換爐前使用～150℃鍋爐水與變換氣換熱，此溫度在變換氣露點之下，造成變換氣容易帶水，縮短了催化劑使用壽命。

1.3 解決方案

除以上問題外，由于中低低改造成全低變后的設備不匹配問題，設計性能有所下降，達不到設計要求，再次擴產改造存在一定難度。因此在現有廠區空地新建一套處理能力27萬t／a液氨變換工藝，將原有變換拆除。

2 改造方案

2.1 設計條件

為了匹配其他工段設計要求，系統壓力不變，仍為3.6 MPa，半水煤氣流量120 000 m3（標）／h，出口CO：＜1%，系統添加420℃、4.5 MPa過熱蒸汽（與原工藝相同）。原料氣組成如表1所示。

表1 原料氣組成

2.2 工藝流程

壓縮工段來的半水煤氣，先進半水煤氣冷卻器冷卻到40℃以下，再進絲網除油過濾器和除油劑爐凈化除油。除油器上段裝除油劑用于進一步吸附半水煤氣的油，以免堵塞設備、污染催化劑。

除油后半水煤氣進入主熱交與第二變換爐二段出來的變換氣換熱，再進入中間換熱器管內加熱，主熱交后溫度可以通過變換氣副線調節閥進行控制。

出中間換熱器后的半水煤氣添加5.0 MPa，420℃過熱蒸汽，進入蒸汽混合器，然后進入第一變換爐上段進行一段變換，上段裝有抗毒劑和少量Co-Mo催化劑，抗毒劑的作用是脫除半水煤氣中的毒物與氧?？苟緞┫旅嫜b有少量催化劑，進行CO轉化作用。一段變換后變換氣經第一淬冷器180℃脫鹽水冷激，降溫后進入第一變換爐下段進行二段變換，出口高溫變換氣再經中間換熱器殼程降溫后，通過第二淬冷器180℃脫鹽水冷激，進入第二變換爐上段進行三段變換，三段出口變換氣通過第二淬冷器180℃脫鹽水冷激，進入第二變爐下段進行四段變換，四段出口溫升至215℃，出口CO＜1%。

變換完成后，變換氣大部分進主熱交預熱半水煤氣，再通過鍋爐水加熱器，小部分進冷激水加熱器將脫鹽水從80℃加熱到180℃，混合后的氣體進脫鹽水加熱器，將脫鹽水由25℃加熱到80℃，變換氣再經水冷卻器降溫至40℃去下一工段。

界區外來25℃脫鹽水經脫鹽水加熱器加熱到80℃，大部分送出界區，小部分經過冷激水加熱器加熱到180℃去第一、第二淬冷器對變換氣進行降溫增濕。

變換工藝流程簡圖如圖1所示。

2.3 工藝特點

該全低變工藝具有如下特點：

（1）設置兩臺半水煤氣冷卻器，一開一備，能夠實現在線切換，保證半水煤氣溫度降低到40℃以下，有效的除去半水煤氣中的水和油；

（2）設置主熱交前到變換一段入口前大副線，該冷線能夠有效調節變換入口溫度，提供床層飛溫的解決方式；

（3）設置三段噴水，且使用180℃冷激水進行噴水增濕，保證變換汽氣比的同時，對變換氣直接增濕降溫，降低了蒸汽消耗量；以第三段噴水增濕為例，圖2顯示了冷激水溫度對變化氣出口溫度的影響，其中列方向為變換氣出口溫度，從中可以看出，在噴水量不變的前提下，噴水溫度從100℃提高到180℃后，變換氣出口溫度從170℃提高到了203℃。而在保證變換氣噴水溫度的前提下，噴水量將減少28 kg／t氨，即為了保證同樣的汽氣比，這部分水量需要通過添加蒸汽進行彌補。

圖2 冷激水溫度對變換氣出口溫度的影響

（4）設置開車升溫硫化用大副線，跨過硫化過程中不必要的設備，降低了這些設備的設計要求，節省部分設備投資；

（5）變換最后一段使用噴水降溫的方式，且入口溫度在～200℃，降低帶水的可能性，保證催化劑使用壽命；

（6）添加4.2 MPa、450℃過熱蒸汽，并且蒸汽加入位置位于主熱交后，降低主熱交腐蝕的可能性，增加設備使用壽命。

2.4 主要設備

（1）使用兩臺直徑為4m的變換爐，四段變換總壓力降約0.05 MPa（變換前期），降低了整個變換系統的壓降；

（2）由于整套變換裝置設計壓力偏高，淬冷器設計使用復合板材料，降低設備投資；

（3）主熱交和中間換熱器使用折流桿形式，有效的降低設備阻力，該措施已在多套變換裝置中得到應用。

3 結論

針對原有變換存在問題進行改造后，問題得到有效解決。變換工藝改造前后結果對比如表2所示。

表2 變換改造前后對比

從以上表2可見：

1）改造后變換工段設備數量減少，流程更加簡單；

2）改造后蒸汽消耗減少，噸氨蒸汽消耗量減少可達470 kg，降低了原料投入成本；

3）改造后產量提高，可增加一定的經濟效益；

4）改造后運行阻力降低，這部分得益于設備數量的減少，在保證脫碳壓力不變的情況下，可以部分節省壓縮機所需動力。

[1]田旭，曹志斌，汪旭紅.變換反應器技術進展[J].大氮肥，2012，35（1）：13～16.

[2]鄭青春，葉陳.CO變換工藝的設計淺析[J].安徽化工，2011，37（5）：52～54.

Implementation of Process Optimization of 3.6 MPa COshift

Li Ya-jing,Wang Qing,Zou Hong
（CNOOC Shandong Chemical Engineering Co.，Ltd.，Shandong Jinan 250101，China）

The paper has introduced the condition of the existing 3.6 MPa shifting process in a plant，analyzed the existing problems and reasons and put forward the optimization design.The optimization results are compared with the existing device，the purpose of reducing the consumption of steam and the running resistance and expanding production has achieved.

3.6 MPa；CO shift；process optimization

TQ113.26＋6

B

1003-6490（2015）03-005-03

2015－04－25

李雅靜（1987－），女，河北唐山人，助理工程師，從事化工工藝設計工作。