“30·52”項目變換裝置運行總結

肖 笛，孫兆飛，崔志杰

(1.杭州林達化工技術工程有限公司 浙江杭州 310012；2.山西陽煤豐喜泉稷能源有限公司 山西稷山 043200)

山西陽煤豐喜泉稷能源有限公司“30·52”尿素聯產70 kt/a液化天然氣項目于2015年12月28日成功投產，迄今已穩定運行3年以上。該項目的變換裝置采用水冷移熱變換工藝，水移熱變換爐選用杭州林達化工技術工程有限公司繞管反應器技術，為國內較早投運的幾套大型水冷移熱變換裝置之一，經歷了長周期生產的檢驗。

1 變換裝置工藝流程

變換裝置以來自水煤漿加壓氣化裝置的粗煤氣和焦爐氣混合氣為原料氣，經2臺變換爐使氣體中的CO含量降至設計要求，其中：第1臺變換爐采用水移熱變換，第2臺變換爐采用絕熱深度變換。設計要求：處理氣量約240 000 m3/h(標態)，粗煤氣中含CO約39.0%(干基，物質的量分數，下同)，1#變換爐出口氣體含CO降至≤1.2%，2#變換爐出口變換氣含CO≤0.4%。變換裝置工藝流程如圖1所示。

來自氣化裝置的粗煤氣與焦爐氣混合(溫度206.5 ℃，壓力3.59 MPa)，經氣液分離器分離出工藝冷凝液后進入煤氣預熱器殼程與移熱變換后的氣體換熱，再進入脫毒槽。脫毒槽1開1備，主要用于除氧、阻擋煤灰等固體雜質。過濾脫除煤灰后的煤氣進入移熱變換爐(1#變換爐)進行變換反應，變換后的氣體經煤氣預熱器管程加熱進1#變換爐的粗煤氣，然后進入絕熱變換爐(2#變換爐)進行變換反應，并可根據運行情況通過激冷汽化器補入鍋爐水來調整CO變換深度(目前未補入鍋爐水)。經2#變換爐絕熱變換后的變換氣(CO含量降至0.4%以下)依次經工藝冷凝液預熱器、低壓廢熱鍋爐、鍋爐水預熱器、蒸汽冷凝液預熱器、脫鹽水預熱器及1#～4#氣液分離器回收熱量降溫，然后經水冷器冷卻至40 ℃，再經5#氣液分離器洗氨分液后送至低溫甲醇洗裝置。1#～4#氣液分離器分離出的工藝冷凝液經工藝冷凝液預熱器預熱后送至氣化裝置；5#氣液分離器分離出的工藝冷凝液經汽提塔汽提后，液相送氣化裝置，解析氣去高點放空。

1.1#氣液分離器 2.煤氣預熱器 3.脫毒槽 4.移熱變換爐 5.汽包 6.絕熱變換爐 7.冷凝液預熱器 8.低壓廢熱鍋爐9.2#氣液分離器 10.蒸汽冷凝液預熱器 11.鍋爐水預熱器 12.3#氣液分離器 13.脫鹽水預熱器 14.4#氣液分離器15.水冷器 16.冷凝液緩沖罐 17.冷凝液增壓泵 18.5#氣液分離器 19.汽提塔圖1 變換裝置工藝流程

1#變換爐塔頂汽包副產4.30 MPa(表壓)飽和蒸汽，經過2段變換后的變換氣在低壓廢熱鍋爐副產0.50 MPa(表壓)飽和蒸汽。

1#變換爐裝填Φ4 mm×6 mm QDB- 06型變換催化劑78 m3，2#變換爐裝填Φ4 mm×6 mm EB- 6型變換催化劑75 m3。

2 技術特點

(1)流程上設置兩級變換，1#變換爐解決了變換反應過程中的放熱問題，出口氣體溫度低，利于CO更接近于平衡濃度，變換裝置的絕大部分反應熱通過副產中壓蒸汽予以回收，有效降低了第2段變換反應的負荷；2#變換爐僅在1#變換爐內變換催化劑活性逐漸衰退時起到把關作用。整個工藝流程短，配置合理。

(2)生產控制手段多，2臺變換爐進口均設置了補水口和補汽口，可以滿足不同負荷、催化劑不同使用階段的生產，調節更加靈活。該裝置投運3年來，出口變換氣中CO含量基本無變化。

(3)1#變換爐采用繞管反應器技術，內件每根纏繞管為等長無縫鋼管，內部無焊接點，本質安全可靠；管子兩端連在殼體上，焊縫質量可通過內部充壓外部進行檢查，保證安全連續生產。變換爐的鍋爐水系統采用自然循環。

(4)一級變換副產壓力4.30 MPa以上蒸汽，設計時考慮補入變換裝置，避免使用外部高壓蒸汽。

(5)高位反應熱用于加熱工藝冷凝液、鍋爐水和蒸汽冷凝液，低位熱能用于副產低壓蒸汽和加熱脫鹽水，熱量得到充分回收。

3 主要設備

變換裝置主要設備如表1所示。

4 運行情況

4.1 催化劑的裝填、硫化及開車

先在1#變換爐底部依次裝填Ф 25 mm以及Ф 15 mm耐火瓷球7 m3和2 m3，然后在瓷球上部裝填變換催化劑。變換催化劑采用均勻撒布法裝填，裝填過程通過分段多點測量裝填高度確保裝填均勻一致，裝填時間總計約48 h。

變換催化劑采用絕熱循環法硫化。變換裝置先采用純氮氣循環升溫，當催化劑床層各點溫度均達到200～220 ℃時恒溫2 h，然后配氫及CS2對變換催化劑進行硫化。開工加熱器采用電加熱，總功率為2 000 kW。通過測定氣體中H2S含量來精確控制CS2的加入量，共消耗CS2約6.2 t。

表1 變換裝置主要設備

類別設備名稱規格、數量材質容器類汽包Φ 2 000 mm×8 250 mm,1臺Q345R工藝冷凝液緩沖罐Φ 2 400 mm×9 600 mm,1臺Q345R+3211#氣液分離器Φ 2 800 mm×8 160 mm,1臺Q345R+3042#氣液分離器Φ 2 800 mm×8 200 mm,1臺Q345R+3043#氣液分離器Φ 2 800 mm×8 200 mm,1臺Q345R+3044#氣液分離器Φ 2 400 mm×9 306 mm,1臺Q345R+3045#氣液分離器Φ 2 400 mm×8 090 mm,1臺Q345R+304激冷汽化器Q345R+304換熱器類煤氣預熱器518.5 m2,1臺15CrMoR/321工藝冷凝液預熱器約281 m2,1臺321+Q345R、304、321低壓廢熱鍋爐約1 414 m2,1臺Q345R、321鍋爐水預熱器約979 m2,1臺Q345R+304/304蒸汽冷凝液預熱器約614 m2,1臺Q345、321脫鹽水預熱器約752 m2,1臺Q345R+304/304水冷器約491 m2,1臺Q345R+304/304反應器、塔類移熱變換爐Φ 3 600 mm×15 380 mm,1臺15CrMoR+321絕熱變換爐Φ 3 600 mm×14 200 mm,1臺15CrMoR脫毒槽Φ 3 200 mm×10 800 mm,2臺15CrMoR汽提塔Φ 1 000 mm×15 000 mm,1座304機泵類冷凝液加壓泵流量約100 m3/h(標態),揚程204 m,2臺,1開1備鼓風機流量約21 000 m3/h(標態),2臺,1開1備

當催化劑床層進出口H2S濃度分析結果合格后(H2S質量濃度達到15～20 g/m3，標態)于400 ℃下恒溫約4 h，硫化結束。整個升溫及硫化過程總計耗時約80 h。

導氣前，用循環氮氣將催化劑床層溫度降至120～150 ℃，然后將鍋爐水補入汽包，與1#變換爐換熱建立汽包液位，用開工蒸汽補入汽包與1#變換爐內件之間的鍋爐水循環系統中，對鍋爐水系統升溫，同時用氮氣對變換系統充壓。當催化劑床層溫度上升至250 ℃后，開始引入原料粗煤氣至1#變換爐中。整個導氣過程用時約2 h。

4.2 正常生產情況

如表2所示，變換裝置投運3年來，各項工藝參數均優于設計值。出變換系統變換氣中CO含量始終≤0.4%，外部蒸汽消耗量為零(變換系統未補入蒸汽)，噸氨汽包副產2.50 MPa(表壓)飽和蒸汽450 kg、低壓廢熱鍋爐副產0.50 MPa(表壓)飽和蒸汽450 kg，噸氨送至氣化裝置的高溫冷凝液(190 ℃)為1 140 kg，變換裝置噸氨消耗循環冷卻水(30 ℃進界區，40 ℃出界區)和電分別為3.6 t和約3.2 kW·h。

變換裝置總體運行穩定，需改進之處：①煤氣預熱器換熱面積偏小，傳熱溫差偏大，1#變換爐進口氣體溫度偏低，后期改造可考慮增加1臺換熱器；②1#變換爐催化劑裝填方案可以優化，根據實際運行情況來看，底部可以多裝填瓷球，減少催化劑用量。

5 結語

通過3年多運行，移熱變換+絕熱變換工藝的可靠性得到了充分驗證。通過移熱變換將換熱元件與反應器合二為一，可以省去相關的換熱和熱能回收設備，簡化工藝流程，減少設備數量。移熱變換流程催化劑裝填量僅約為傳統工藝的75%，變換爐及催化劑投資比傳統絕熱流程減少約20%[1]。

繞管水冷反應器因其具有設備結構可靠、傳熱效率高、檢修方便等特點，不僅在甲醇合成裝置中得到應用，在變換裝置中也得到了廣泛應用。

表2 變換裝置主要運行參數

運行天數/d粗煤氣總流量/(m3·h-1,濕基,標態)1#變換爐入口氣體溫度/℃催化劑床層溫度/℃ABCDEFG出口氣體溫度/℃2#變換爐出口氣體溫度/℃汽包壓力/MPa(表壓)出系統氣體中CO干基含量/%60206 187228.6244.3294.8329.8306.2272.4284.1271.6270.4226.94.350.3890216 609228.6240.6277.3325.5311.0279.0279.8269.2266.5225.84.350.40120222 419229.5239.7268.2336.2320.5284.3278.6269.0266.4225.84.350.40180218 643230.8241.3255.3349.8327.1286.1274.8270.5270.6226.54.720.40775218 100228.5245.2255.2329.9338.2285.7280.1275.0270.0226.34.800.32806217 343228.4244.8254.7326.2242.1287.1281.0275.8268.4225.94.800.33834228 098230.9243.2252.1306.0344.2293.2280.2274.2270.1226.34.800.33865228 008231.7244.0253.3307.3349.3296.1282.3276.6271.9226.84.800.38895221 553230.5242.1252.2313.0342.3294.7279.9274.0269.4226.44.800.34931217 975230.6242.4252.6305.1346.7296.7281.8275.3273.7227.94.800.35960226 152229.6241.2251.7302.1340.2296.2281.1275.2273.2227.64.800.40注:1)1#變換爐出口CO含量為手動分析,裝置運行3年來均保持穩定,在0.8%～1.0%;2)A～G點是測溫熱電偶從上至下設置的7個測溫點,測溫熱電偶軸向埋在催化劑床層中,測溫點分別距變換爐上封頭焊縫1.0、2.0、3.0、4.5、6.0、7.5和9.5 m

采用移熱變換工藝將換熱元件置于反應器內，通過汽包鍋爐水吸收工藝余熱副產蒸汽的方式移走反應熱，保持催化劑床層恒溫，促進反應向平衡方向移動，從而可減少催化劑用量。