雙汽包可控移熱變換裝置運行總結

原中秋，王軍喜

(山西陽煤豐喜肥業〔集團〕有限責任公司臨猗分公司 山西臨猗 044100)

雙汽包可控移熱變換裝置運行總結

原中秋，王軍喜

(山西陽煤豐喜肥業〔集團〕有限責任公司臨猗分公司 山西臨猗 044100)

針對傳統變換工藝流程相對復雜、熱損失和蒸汽消耗高、設備多、露點腐蝕嚴重、投資大等問題，采用雙汽包可控移熱變換技術對現有的多套小型變換裝置進行節能改造。改造實施后，噸氨能耗下降1 344.25 MJ(折標煤45.78 kg)、運行費用降低55元，取得了較好的經濟效益。

可控移熱變換爐；雙汽包；運行總結

合成氨或制氫工業都需要將粗煤氣中的CO轉化成CO2和H2。在傳統的工業生產中，變換爐均采用絕熱反應器，由于變換反應屬于強放熱反應，故變換工藝在流程設置上均采用多段絕熱反應、間接換熱或噴水冷激的換熱方式，造成傳統變換工藝流程相對復雜、熱損失和蒸汽消耗高、設備多、露點腐蝕嚴重、投資大等一系列問題。隨著近年來等溫變換(或稱可控移熱變換)工藝的逐漸成熟，則很好地解決了此類問題。可控移熱變換的基本原理是將移熱管束內置于變換反應器內，通過移熱管束內水吸收催化劑床層反應熱量并以飽和蒸汽的方式移出催化劑床層，既可保持催化劑床層溫度可控、穩定，又節省了相關換熱設備的投資、簡化了工藝流程、降低了系統能耗。山西陽煤豐喜肥業(集團)有限責任公司臨猗分公司(以下簡稱臨猗分公司)采用南京敦先化工科技有限公司開發的第4代雙汽包可控移熱變換技術對原有3套0.8 MPa傳統絕熱變換裝置進行等量節能升級改造，新裝置于2016年2月上旬投入運行，改造后噸氨壓縮機電耗下降55 kW·h、蒸汽耗下降200 kg左右、循環冷卻水消耗減少8 m3、能耗降低了1 344.25 MJ(折標煤45.78 kg)，節能效果顯著。

1 項目背景

“十二五”末，臨猗分公司本著“盤活資產、節能降耗、有限發展、逐步實施”的原則，于2015年第1季度開始對現有2#和3#系統的3套0.8 MPa傳統變換裝置進行節能升級改造。2#和3#系統始建于20世紀八九十年代，以白煤為原料，采用常壓間歇固定層氣化技術制氣，通過多年技術改造，合成氨產能已擴大至660 t/d。3套0.8 MPa變換裝置均采用多段絕熱+間接換熱或噴水冷激的傳統工藝，變換后的氣體噸氨增加了992.2 m3(標態)，造成壓縮機電耗增大；第1至第3段變換催化劑活性衰退后，大量的CO變換反應后移至最后一級的平衡段，造成平衡段出口變換氣溫度和總水氣比高、蒸汽夾帶量大、系統阻力上升、設備腐蝕嚴重、低品位熱能多、冷卻水耗高。

2012年末，臨猗分公司投運了1套等溫變換裝置，從實際運行結果看，具有流程短、設備少、操作穩定、運行能耗低等諸多優點。為此，經充分調研，決定新建1套2.5 MPa等溫變換裝置以取代3套0.8 MPa變換裝置。

2 技術方案的選擇

從變換爐結構、催化劑床層溫度設計、工藝流程設置、運行能耗、工程投資等方面進行綜合評判來選擇專利技術供應商，最終采用南京敦先化工科技有限公司開發的第4代雙汽包可控移熱變換技術。南京敦先化工科技有限公司提供的技術方案具有以下優勢：

(1)DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐催化劑框內設置了中溫反應區、次中溫熱能回收區和低溫平衡區，埋入催化劑床層中的水移熱管束分為2組，分別副產2.5 MPa及1.0 MPa飽和蒸汽，1臺設備取代了傳統絕熱變換工藝中的二段變換爐、三段變換爐、四段變換爐及各段之間直接或間接移熱共5臺設備。

(2)DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐催化劑框外部及內部均設有絕熱層，絕熱層中不設置水移熱管束，有水移熱管束的催化劑區域采用非均布布管方式，副產2.5 MPa及1.0 MPa的蒸汽壓力均為恒定值，即可實現催化劑床層具有中溫反應區、次中溫熱能回收區和低溫平衡區，無需依靠通過提高蒸汽壓力來提高催化劑床層溫度，催化劑使用壽命可達8年以上。

圖1 DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐結構示意

(3)如圖1所示，DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐由殼體和內件組成，殼體與內件各自獨立，內件可單獨吊出。殼體由筒體、上封頭和下封頭組成，上封頭與筒體間采用法蘭連接，法蘭之間采用Ω密封，上、下封頭分別設有氣體進、出口。內件由高壓水移熱管束、低壓水移熱管束、氣體分布筒、氣體集氣筒、密封板、支撐座等部件組成，水移熱管束與進、出水管之間采用管式聯箱結構，管內走水，管外裝填催化劑。可控移熱變換爐下部設有催化劑自卸口，惰性物直接堆放在承壓容器下封頭內部，催化劑堆放在惰性物之上，無需設置雙封頭。原料氣從可控移熱變換爐上部進入后，經側面徑向分布器進入催化劑床層，然后沿著徑向(與水移熱管束互成90°)通過催化劑床層，在進行變換反應的同時與埋設在催化劑床層內的水移熱管束換熱，再經內部集氣筒后由下部出可控移熱變換爐。來自汽包的不飽和水自下部進水管進入可控移熱變換爐，經下部大環管、分配管分配至各水移熱管束與反應氣體換熱，然后通過上環管收集后去汽包分離出蒸汽，分離出的水從汽包下部再次進入可控移熱變換爐參與下一循環。

(4)另外設置1臺預變換爐，主要完成粗煤氣中O2，Cl-以及砷等有害物質的脫除及部分CO變換反應。流程中設置了噴水增濕器、除氧水加熱器、脫鹽水加熱器、末級換熱器等，對變換氣余熱實現階梯式回收。

(5)原始開車時，催化劑可以單獨硫化，也可以循環硫化。正常開車時，采用汽包與水移熱管束之間水路循環系統供給熱量，將催化劑床層溫度提升至200 ℃以上后送入粗煤氣，出變換系統的變換氣中φ(CO)<1.5%。后工序精制系統、氨合成系統開車時需間斷補氫，此時變換裝置仍依靠汽包與水移熱管束之間水路循環系統供給熱量，將催化劑床層溫度提升至200 ℃以上，一旦粗煤氣送入，出變換系統的變換氣中φ(CO)<1.5%，滿足后續間斷補氫要求，完全可實現變換裝置對開車時間的零影響，減少粗煤氣無效循環或放空，有效降低開車費用。

(6)變換系統設計壓力為2.5 MPa，實際運行壓力在1.9～2.1 MPa，DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐副產的2.5 MPa飽和蒸汽可直接添加至變換系統內使用，以減少外供蒸汽消耗量；副產的1.0 MPa飽和蒸汽用于控制可控移熱變換爐出口變換氣溫度≤200 ℃，獲得同樣的CO轉化率所需的水氣比相對較低。末級換熱器出口變換氣溫度≤90 ℃，噸氨冷卻水耗≤5 m3。

3 方案實施

2#和3#系統的3套0.8 MPa變換裝置及配套的變脫裝置均設置在壓縮機二段出口，其中2#系統有1套變換裝置、3#系統有2套變換裝置，氣化、濕法脫硫、脫碳、原料氣精制、壓縮機等均為與之配套的單獨裝置，僅氨合成裝置為1套共用。新建的1套變換裝置設置在壓縮機三段出口，壓縮機三段輸送氣量將減少31 006.25 m3/h(標態)。在工程實施過程中需要考慮的事項較多，具體如下。

(1)將壓縮機各段進口氣體組分、流量、壓力、溫度等參數提供給壓縮機供應商，對壓縮機進行核算。由于原壓縮機數量多、預留的余量大，將變換裝置置于壓縮機三段出口時，無需對壓縮機缸體進行改造，只需將所有壓縮機一段進口、二段出口、三段進口、三段出口的粗煤氣總管匯集在一起及壓縮機四段進口脫碳氣總管匯集在一起即可，確保各臺壓縮機各段平衡。

(2)濕法脫硫為單獨裝置，無需改造，只需將壓縮機一段進口粗煤氣總管匯集在一起即可。

(3)脫碳也為單獨裝置，需在脫碳裝置進口管道上分別設置流量表及控制閥，根據各自脫碳能力來進行變換氣的分配。

(4)結合本次變換系統改造，原料氣精制裝置整合為單套裝置。

(5)變換裝置為本次改造重點，具體實施如下：系統設計壓力2.5 MPa，日產氨750 t，即半水煤氣處理量為105 000 m3/h(標態)；預變換爐裝填19 m3除氧劑和28 m3鈷鉬系變換催化劑，可控移熱變換爐裝填108 m3鈷鉬系變換催化劑。

2015年10月實施安裝，2016年1月進行調試、系統吹掃、氣密試壓，2016年2月初開始升溫硫化、導氣并轉入輕負荷生產。

4 硫化、導氣、輕負荷生產及運行

本次硫化是在不減產前提下進行的，硫化的工藝氣來自原2#系統的變換系統出口氣，采用現場高點放空。由于新建變換裝置僅有預變爐及可控移熱變換爐2個催化劑床層，在原始硫化時，采用預變換爐與可控移熱變換爐串聯硫化方案，高空放空點設置在可控移熱變換爐出口管道上。

4.1 硫化

(1)粗煤氣中φ(O2)<0.5%。

(2)為使CS2的流量穩定，N2壓力應保持穩定，當鋼瓶N2壓力低于1.0 MPa時，及時更換。

(3)硫化過程中有水生成，須經常排污。

(4)出口氣體中H2S含量每小時分析1次。

(5)硫化初期，每個催化劑床層入口溫度不得超過220 ℃，出口溫度不得低于170 ℃。

(6)預變換爐下部催化劑床層溫度達到60～100 ℃期間，打開導淋閥進行排污，且勤開勤排。

(7)硫化初期每個催化劑床層熱點溫度不超過330 ℃并維持足夠長時間，確保低溫穿透。

(8)預變換爐的硫化初期須注意低溫穿透與可控移熱變換爐升溫的協調問題，即預變換爐H2S低溫穿透前，可控移熱變換爐出口溫度應達到100 ℃以上。

(9)在硫化主期，CS2含量控制在60～100～160 L/h，確保每個催化劑床層各點溫度在400～430 ℃之間且保持2～4 h，此階段空速控制在100～300 h-1，出口氣體中H2S濃度每隔30 min分析1次，若連續2次分析出口氣中H2S濃度>20 g/m3(標態)，可判斷該段硫化主期結束。

(10)預變換爐處于硫化主期時，可控移熱變換爐進入硫化初期；預變換爐硫化主期結束后，預變換爐進行悶爐，可控移熱變換爐進入硫化主期，步驟同預變換爐硫化。

(11)待可控移熱變換爐硫化結束以后，將預變換爐與可控移熱變換爐串聯，逐漸增大水煤氣通氣量進行降溫、排硫，當催化劑床層整體溫度降至320 ℃以下且分析出口氣中H2S濃度低于1.0 g/m3(標態)時，排硫結束。

本次硫化過程基本按照升溫硫化方案進行，耗時約75 h。為了兼顧2#系統變換裝置的正常生產，采用一次放空硫化工藝，硫化空速約為185 h-1，故消耗CS221 t。

4.2 導氣、輕負荷生產

在置換排硫后，進行倒換盲板和其他準備工作，并對變換系統進行充壓，同時利用電加熱器提升預變換爐催化劑床層溫度，利用汽包與水移熱管束之間水路循環系統供給熱量提升可控移熱變換爐催化劑床層溫度，在較短的時間內使變換系統轉入輕負荷運行期。輕負荷運行24 h后，逐漸停運3套0.8 MPa變換裝置，增大新建變換裝置氣量，在新老變換裝置切換時做到2#和3#系統不減量、不停車，實現系統平穩切換。

4.3 運行狀況

由于受化肥市場疲軟影響，新建變換裝置在80%負荷下運行。目前，變換系統壓力2.0 MPa，系統阻力0.065 MPa，副產2.2 MPa飽和蒸汽(約12 t/h)直接加入變換系統，副產1.3 MPa飽和蒸汽(約4.5 t/h)外送。可控移熱變換爐催化劑床層末端出口變換氣溫度約183 ℃，變換氣夾帶蒸汽<3.48%(物質的量分數)，同圓周面平面溫差<5 ℃，變換系統出口變換氣中φ(CO)約2.5%，最后一級換熱器出口變換氣溫度<90 ℃。雙汽包可控移熱變換裝置部分運行數據見表1。

表1 雙汽包可控移熱變換裝置部分運行數據

注：1)出系統變換氣中CO含量是根據聯醇裝置自熱運行需要進行調整，目前變換裝置運行穩定，日產總氨在575～590 t

5 雙汽包可控移熱變換裝置的優勢

5.1 節能

與原3套0.8 MPa傳統變換裝置的運行指標相比，本次改造實現能耗四降：①變換系統設計壓力由0.8 MPa提高至2.5 MPa，壓縮機三段噸氨減少輸送氣量992.2 m3(標態)，噸氨電耗下降了55 kW·h；②第4代DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐低壓水移熱管束副產蒸汽壓力≤1.0 MPa，出平衡段變換氣溫度<200 ℃，降低了總汽氣比，有效減少了蒸汽消耗量，在同樣CO總轉化率前提下，噸氨蒸汽消耗量下降了200 kg左右；③第4代DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐高壓水移熱管束副產蒸汽壓力≥2.5 MPa，副產飽和蒸汽直接補充至變換系統使用，有效減少了外供蒸汽消耗量；④出平衡段變換氣夾帶蒸汽<3.48%(物質的量分數)，溫度<200 ℃，且流程中通過除氧水回收變換氣余熱前移至噴水增濕器及汽包中，在同樣的脫鹽水用量前提下，噸氨變換冷卻水消耗量下降了8 m3。

5.2 高能多、低能少

最后一級換熱器出口變換氣溫度是衡量變換裝置低品位熱能多少的重要指標。2.5 MPa傳統絕熱變換工藝最后一級換熱器出口變換氣溫度在120～130 ℃，變換氣中蒸汽物質的量分數>5.0%，潛熱大、溫度低，難以回收利用，一直是困擾氮肥企業的難題。而DX- Ⅳ型可控移熱變換爐出口變換氣溫度僅約183 ℃，變換氣中蒸汽物質的量分數<3.48%，最后一級換熱器出口變換氣溫度約為90 ℃，比傳統絕熱變換工藝降低33～40 ℃，DX- Ⅳ型可控移熱變換爐可將此部分熱量轉化為2.2 MPa及1.3 MPa飽和蒸汽，有效降低了脫鹽水用量。

5.3 運行穩定，催化劑使用壽命長

DX- Ⅳ型可控移熱變換爐采用外設絕熱層、非均布布管、副產高壓和低壓2種飽和蒸汽等設計手段，很好地將催化劑床層溫度分布曲線由外至內控制在208 ℃- 324 ℃- 224 ℃- 183 ℃等若干個同圓周面溫區，實現了中溫CO高速反應、低溫平衡，控制催化劑床層溫度的蒸汽壓力基本為2.1～2.5 MPa及0.8～1.3 MPa。此種床層溫度設置及控制手段是等溫變換的技術提升，不僅操作簡單、穩定、安全，而且確保寬溫區催化劑低溫至高溫區的活性被充分利用，有效延長了催化劑使用壽命，單爐催化劑運行周期至少比等溫催化劑床層延長2年以上。

5.4 催化劑易自卸

臨猗分公司目前既有傳統絕熱變換裝置，又有等溫變換裝置，所用鈷鉬系催化劑載體有鎂鋁尖晶石和γ- Al2O3。無論是以鎂鋁尖晶石為載體還是以γ- Al2O3為載體的鈷鉬系催化劑，特別是含有堿金屬低溫活性促進劑的鈷鉬系催化劑，在使用過程中均容易出現結塊、難以卸出的現象。DX- Ⅳ型可控移熱變換爐內外設絕熱層，絕熱層內不設置水移熱管束，有效避免了催化劑結塊后將管束“抱死”的現象；內件無內封頭，惰性瓷球直接堆放在承壓殼體內部，催化劑堆放在惰性瓷球上，利于催化劑自卸；外筒與內件為分開式，內件可單獨吊裝，一旦出現催化劑結塊較大而難以卸出時，可將內件吊出單獨處理，有效避免因催化劑結塊后整臺設備報廢事故的發生。

5.5 投資低

1臺DX- Ⅳ型可控移熱變換爐取代了傳統絕熱變換工藝中的5臺設備，催化劑床層段的流程縮短了80%，同時節省了部分高溫管道、管件、控制閥門、儀表、保溫防腐等投資，實際工程投資比傳統絕熱變換工藝節省15%。

5.6 運行費用低

按本地煤價、電價、蒸汽價核算，僅節能方面噸氨運行費用可降低55元。傳統變換工藝開車時，特別后工序氨合成系統催化劑還原或正常開車需間斷補氫時，變換系統被迫間斷運行，變換爐溫度波動大，變換系統出口氣體中CO含量短時間內難以合格，造成大量粗煤氣或變換氣放空、后工序精制系統氣體放空，每次開車因變換氣體不合格就會造成幾十萬元的直接經濟損失。可控移熱變換裝置采用汽包與水移熱管束之間水路循環系統供給熱量，將催化劑床層溫度提升至200 ℃以上后將粗煤氣送入變換爐，變換系統出口氣體中CO體積分數迅速降至1.5%以下，可滿足后工序間斷補氫要求，減少粗煤氣無效循環或放空，有效降低開車費用。

6 結語

CO變換反應屬于典型的氣固相催化反應，由于絕熱床的結構形式較簡單，且氣體以活塞流通過催化劑床層，軸向返混小，氣體轉化率高，故CO變換長期使用固定床絕熱反應器。但在實際操作過程中，受化學平衡和催化劑活性溫度范圍的限制，單段絕熱反應器效率不高，所以傳統工藝中通常使用多段絕熱床工藝，雖然能達到工藝指標要求，但存在汽氣比較大、能耗高、操作復雜、設備投資大的缺陷。

DX- Ⅳ型雙汽包可控移熱變換爐催化劑框內設置了中溫反應區、次中溫熱能回收區和低溫平衡區，埋入催化劑床層中的水移熱管束分為2組，分別副產2.5 MPa和1.0 MPa飽和蒸汽，具有節電、節蒸汽、節循環冷卻水、高品位熱能多、低品位熱能少、操作穩定安全、運行周期長、催化劑易自卸、投資省、運行費用低等優點，大幅降低了生產成本，提高了企業的市場競爭能力。

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OperationSummaryofDoubleSteamDrumControllableHeatRemovalShiftUnit

YUAN Zhongqiu, WANG Junxi

(Linyi Branch of Shanxi Yangmei Fengxi Fertilizer Industry 〔Group〕 Co., Ltd., Linyi 044100, China)

In connection with problems of traditional shift conversion process such as relatively complicated process flow, high heat loss, high steam consumption, too much equipment，severe dew point corrosion, large investment etc., the double steam drum controllable heat removal shift technology is adopted to implement energy- saving transformation of existing several sets of small scale shift units. After the revamp, energy consumption per ton of ammonia decreases by 1 344.25 MJ, saving of standard coal is 45.78 kg, operating cost reduces by 55 yuan, better economic benefit has achieved.

controllable heat removal shift furnace; double steam drum; operation summary

原中秋(1973—)，男，高級工程師，山西陽煤豐喜肥業(集團)有限責任公司臨猗分公司黨委書記、總經理

TQ113.26+4.2

:B

：1006- 7779(2017)03 - 0029- 05

2016- 06- 16)