双汽包可控移热变换装置运行总结

原中秋，王军喜

(山西阳煤丰喜肥业〔集团〕有限责任公司临猗分公司 山西临猗 044100)

双汽包可控移热变换装置运行总结

原中秋，王军喜

(山西阳煤丰喜肥业〔集团〕有限责任公司临猗分公司 山西临猗 044100)

针对传统变换工艺流程相对复杂、热损失和蒸汽消耗高、设备多、露点腐蚀严重、投资大等问题，采用双汽包可控移热变换技术对现有的多套小型变换装置进行节能改造。改造实施后，吨氨能耗下降1 344.25 MJ(折标煤45.78 kg)、运行费用降低55元，取得了较好的经济效益。

可控移热变换炉；双汽包；运行总结

合成氨或制氢工业都需要将粗煤气中的CO转化成CO2和H2。在传统的工业生产中，变换炉均采用绝热反应器，由于变换反应属于强放热反应，故变换工艺在流程设置上均采用多段绝热反应、间接换热或喷水冷激的换热方式，造成传统变换工艺流程相对复杂、热损失和蒸汽消耗高、设备多、露点腐蚀严重、投资大等一系列问题。随着近年来等温变换(或称可控移热变换)工艺的逐渐成熟，则很好地解决了此类问题。可控移热变换的基本原理是将移热管束内置于变换反应器内，通过移热管束内水吸收催化剂床层反应热量并以饱和蒸汽的方式移出催化剂床层，既可保持催化剂床层温度可控、稳定，又节省了相关换热设备的投资、简化了工艺流程、降低了系统能耗。山西阳煤丰喜肥业(集团)有限责任公司临猗分公司(以下简称临猗分公司)采用南京敦先化工科技有限公司开发的第4代双汽包可控移热变换技术对原有3套0.8 MPa传统绝热变换装置进行等量节能升级改造，新装置于2016年2月上旬投入运行，改造后吨氨压缩机电耗下降55 kW·h、蒸汽耗下降200 kg左右、循环冷却水消耗减少8 m3、能耗降低了1 344.25 MJ(折标煤45.78 kg)，节能效果显著。

1 项目背景

“十二五”末，临猗分公司本着“盘活资产、节能降耗、有限发展、逐步实施”的原则，于2015年第1季度开始对现有2#和3#系统的3套0.8 MPa传统变换装置进行节能升级改造。2#和3#系统始建于20世纪八九十年代，以白煤为原料，采用常压间歇固定层气化技术制气，通过多年技术改造，合成氨产能已扩大至660 t/d。3套0.8 MPa变换装置均采用多段绝热+间接换热或喷水冷激的传统工艺，变换后的气体吨氨增加了992.2 m3(标态)，造成压缩机电耗增大；第1至第3段变换催化剂活性衰退后，大量的CO变换反应后移至最后一级的平衡段，造成平衡段出口变换气温度和总水气比高、蒸汽夹带量大、系统阻力上升、设备腐蚀严重、低品位热能多、冷却水耗高。

2012年末，临猗分公司投运了1套等温变换装置，从实际运行结果看，具有流程短、设备少、操作稳定、运行能耗低等诸多优点。为此，经充分调研，决定新建1套2.5 MPa等温变换装置以取代3套0.8 MPa变换装置。

2 技术方案的选择

从变换炉结构、催化剂床层温度设计、工艺流程设置、运行能耗、工程投资等方面进行综合评判来选择专利技术供应商，最终采用南京敦先化工科技有限公司开发的第4代双汽包可控移热变换技术。南京敦先化工科技有限公司提供的技术方案具有以下优势：

(1)DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉催化剂框内设置了中温反应区、次中温热能回收区和低温平衡区，埋入催化剂床层中的水移热管束分为2组，分别副产2.5 MPa及1.0 MPa饱和蒸汽，1台设备取代了传统绝热变换工艺中的二段变换炉、三段变换炉、四段变换炉及各段之间直接或间接移热共5台设备。

(2)DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉催化剂框外部及内部均设有绝热层，绝热层中不设置水移热管束，有水移热管束的催化剂区域采用非均布布管方式，副产2.5 MPa及1.0 MPa的蒸汽压力均为恒定值，即可实现催化剂床层具有中温反应区、次中温热能回收区和低温平衡区，无需依靠通过提高蒸汽压力来提高催化剂床层温度，催化剂使用寿命可达8年以上。

图1 DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉结构示意

(3)如图1所示，DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉由壳体和内件组成，壳体与内件各自独立，内件可单独吊出。壳体由筒体、上封头和下封头组成，上封头与筒体间采用法兰连接，法兰之间采用Ω密封，上、下封头分别设有气体进、出口。内件由高压水移热管束、低压水移热管束、气体分布筒、气体集气筒、密封板、支撑座等部件组成，水移热管束与进、出水管之间采用管式联箱结构，管内走水，管外装填催化剂。可控移热变换炉下部设有催化剂自卸口，惰性物直接堆放在承压容器下封头内部，催化剂堆放在惰性物之上，无需设置双封头。原料气从可控移热变换炉上部进入后，经侧面径向分布器进入催化剂床层，然后沿着径向(与水移热管束互成90°)通过催化剂床层，在进行变换反应的同时与埋设在催化剂床层内的水移热管束换热，再经内部集气筒后由下部出可控移热变换炉。来自汽包的不饱和水自下部进水管进入可控移热变换炉，经下部大环管、分配管分配至各水移热管束与反应气体换热，然后通过上环管收集后去汽包分离出蒸汽，分离出的水从汽包下部再次进入可控移热变换炉参与下一循环。

(4)另外设置1台预变换炉，主要完成粗煤气中O2，Cl-以及砷等有害物质的脱除及部分CO变换反应。流程中设置了喷水增湿器、除氧水加热器、脱盐水加热器、末级换热器等，对变换气余热实现阶梯式回收。

(5)原始开车时，催化剂可以单独硫化，也可以循环硫化。正常开车时，采用汽包与水移热管束之间水路循环系统供给热量，将催化剂床层温度提升至200 ℃以上后送入粗煤气，出变换系统的变换气中φ(CO)<1.5%。后工序精制系统、氨合成系统开车时需间断补氢，此时变换装置仍依靠汽包与水移热管束之间水路循环系统供给热量，将催化剂床层温度提升至200 ℃以上，一旦粗煤气送入，出变换系统的变换气中φ(CO)<1.5%，满足后续间断补氢要求，完全可实现变换装置对开车时间的零影响，减少粗煤气无效循环或放空，有效降低开车费用。

(6)变换系统设计压力为2.5 MPa，实际运行压力在1.9～2.1 MPa，DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉副产的2.5 MPa饱和蒸汽可直接添加至变换系统内使用，以减少外供蒸汽消耗量；副产的1.0 MPa饱和蒸汽用于控制可控移热变换炉出口变换气温度≤200 ℃，获得同样的CO转化率所需的水气比相对较低。末级换热器出口变换气温度≤90 ℃，吨氨冷却水耗≤5 m3。

3 方案实施

2#和3#系统的3套0.8 MPa变换装置及配套的变脱装置均设置在压缩机二段出口，其中2#系统有1套变换装置、3#系统有2套变换装置，气化、湿法脱硫、脱碳、原料气精制、压缩机等均为与之配套的单独装置，仅氨合成装置为1套共用。新建的1套变换装置设置在压缩机三段出口，压缩机三段输送气量将减少31 006.25 m3/h(标态)。在工程实施过程中需要考虑的事项较多，具体如下。

(1)将压缩机各段进口气体组分、流量、压力、温度等参数提供给压缩机供应商，对压缩机进行核算。由于原压缩机数量多、预留的余量大，将变换装置置于压缩机三段出口时，无需对压缩机缸体进行改造，只需将所有压缩机一段进口、二段出口、三段进口、三段出口的粗煤气总管汇集在一起及压缩机四段进口脱碳气总管汇集在一起即可，确保各台压缩机各段平衡。

(2)湿法脱硫为单独装置，无需改造，只需将压缩机一段进口粗煤气总管汇集在一起即可。

(3)脱碳也为单独装置，需在脱碳装置进口管道上分别设置流量表及控制阀，根据各自脱碳能力来进行变换气的分配。

(4)结合本次变换系统改造，原料气精制装置整合为单套装置。

(5)变换装置为本次改造重点，具体实施如下：系统设计压力2.5 MPa，日产氨750 t，即半水煤气处理量为105 000 m3/h(标态)；预变换炉装填19 m3除氧剂和28 m3钴钼系变换催化剂，可控移热变换炉装填108 m3钴钼系变换催化剂。

2015年10月实施安装，2016年1月进行调试、系统吹扫、气密试压，2016年2月初开始升温硫化、导气并转入轻负荷生产。

4 硫化、导气、轻负荷生产及运行

本次硫化是在不减产前提下进行的，硫化的工艺气来自原2#系统的变换系统出口气，采用现场高点放空。由于新建变换装置仅有预变炉及可控移热变换炉2个催化剂床层，在原始硫化时，采用预变换炉与可控移热变换炉串联硫化方案，高空放空点设置在可控移热变换炉出口管道上。

4.1 硫化

(1)粗煤气中φ(O2)<0.5%。

(2)为使CS2的流量稳定，N2压力应保持稳定，当钢瓶N2压力低于1.0 MPa时，及时更换。

(3)硫化过程中有水生成，须经常排污。

(4)出口气体中H2S含量每小时分析1次。

(5)硫化初期，每个催化剂床层入口温度不得超过220 ℃，出口温度不得低于170 ℃。

(6)预变换炉下部催化剂床层温度达到60～100 ℃期间，打开导淋阀进行排污，且勤开勤排。

(7)硫化初期每个催化剂床层热点温度不超过330 ℃并维持足够长时间，确保低温穿透。

(8)预变换炉的硫化初期须注意低温穿透与可控移热变换炉升温的协调问题，即预变换炉H2S低温穿透前，可控移热变换炉出口温度应达到100 ℃以上。

(9)在硫化主期，CS2含量控制在60～100～160 L/h，确保每个催化剂床层各点温度在400～430 ℃之间且保持2～4 h，此阶段空速控制在100～300 h-1，出口气体中H2S浓度每隔30 min分析1次，若连续2次分析出口气中H2S浓度>20 g/m3(标态)，可判断该段硫化主期结束。

(10)预变换炉处于硫化主期时，可控移热变换炉进入硫化初期；预变换炉硫化主期结束后，预变换炉进行闷炉，可控移热变换炉进入硫化主期，步骤同预变换炉硫化。

(11)待可控移热变换炉硫化结束以后，将预变换炉与可控移热变换炉串联，逐渐增大水煤气通气量进行降温、排硫，当催化剂床层整体温度降至320 ℃以下且分析出口气中H2S浓度低于1.0 g/m3(标态)时，排硫结束。

本次硫化过程基本按照升温硫化方案进行，耗时约75 h。为了兼顾2#系统变换装置的正常生产，采用一次放空硫化工艺，硫化空速约为185 h-1，故消耗CS221 t。

4.2 导气、轻负荷生产

在置换排硫后，进行倒换盲板和其他准备工作，并对变换系统进行充压，同时利用电加热器提升预变换炉催化剂床层温度，利用汽包与水移热管束之间水路循环系统供给热量提升可控移热变换炉催化剂床层温度，在较短的时间内使变换系统转入轻负荷运行期。轻负荷运行24 h后，逐渐停运3套0.8 MPa变换装置，增大新建变换装置气量，在新老变换装置切换时做到2#和3#系统不减量、不停车，实现系统平稳切换。

4.3 运行状况

由于受化肥市场疲软影响，新建变换装置在80%负荷下运行。目前，变换系统压力2.0 MPa，系统阻力0.065 MPa，副产2.2 MPa饱和蒸汽(约12 t/h)直接加入变换系统，副产1.3 MPa饱和蒸汽(约4.5 t/h)外送。可控移热变换炉催化剂床层末端出口变换气温度约183 ℃，变换气夹带蒸汽<3.48%(物质的量分数)，同圆周面平面温差<5 ℃，变换系统出口变换气中φ(CO)约2.5%，最后一级换热器出口变换气温度<90 ℃。双汽包可控移热变换装置部分运行数据见表1。

表1 双汽包可控移热变换装置部分运行数据

注：1)出系统变换气中CO含量是根据联醇装置自热运行需要进行调整，目前变换装置运行稳定，日产总氨在575～590 t

5 双汽包可控移热变换装置的优势

5.1 节能

与原3套0.8 MPa传统变换装置的运行指标相比，本次改造实现能耗四降：①变换系统设计压力由0.8 MPa提高至2.5 MPa，压缩机三段吨氨减少输送气量992.2 m3(标态)，吨氨电耗下降了55 kW·h；②第4代DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉低压水移热管束副产蒸汽压力≤1.0 MPa，出平衡段变换气温度<200 ℃，降低了总汽气比，有效减少了蒸汽消耗量，在同样CO总转化率前提下，吨氨蒸汽消耗量下降了200 kg左右；③第4代DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉高压水移热管束副产蒸汽压力≥2.5 MPa，副产饱和蒸汽直接补充至变换系统使用，有效减少了外供蒸汽消耗量；④出平衡段变换气夹带蒸汽<3.48%(物质的量分数)，温度<200 ℃，且流程中通过除氧水回收变换气余热前移至喷水增湿器及汽包中，在同样的脱盐水用量前提下，吨氨变换冷却水消耗量下降了8 m3。

5.2 高能多、低能少

最后一级换热器出口变换气温度是衡量变换装置低品位热能多少的重要指标。2.5 MPa传统绝热变换工艺最后一级换热器出口变换气温度在120～130 ℃，变换气中蒸汽物质的量分数>5.0%，潜热大、温度低，难以回收利用，一直是困扰氮肥企业的难题。而DX- Ⅳ型可控移热变换炉出口变换气温度仅约183 ℃，变换气中蒸汽物质的量分数<3.48%，最后一级换热器出口变换气温度约为90 ℃，比传统绝热变换工艺降低33～40 ℃，DX- Ⅳ型可控移热变换炉可将此部分热量转化为2.2 MPa及1.3 MPa饱和蒸汽，有效降低了脱盐水用量。

5.3 运行稳定，催化剂使用寿命长

DX- Ⅳ型可控移热变换炉采用外设绝热层、非均布布管、副产高压和低压2种饱和蒸汽等设计手段，很好地将催化剂床层温度分布曲线由外至内控制在208 ℃- 324 ℃- 224 ℃- 183 ℃等若干个同圆周面温区，实现了中温CO高速反应、低温平衡，控制催化剂床层温度的蒸汽压力基本为2.1～2.5 MPa及0.8～1.3 MPa。此种床层温度设置及控制手段是等温变换的技术提升，不仅操作简单、稳定、安全，而且确保宽温区催化剂低温至高温区的活性被充分利用，有效延长了催化剂使用寿命，单炉催化剂运行周期至少比等温催化剂床层延长2年以上。

5.4 催化剂易自卸

临猗分公司目前既有传统绝热变换装置，又有等温变换装置，所用钴钼系催化剂载体有镁铝尖晶石和γ- Al2O3。无论是以镁铝尖晶石为载体还是以γ- Al2O3为载体的钴钼系催化剂，特别是含有碱金属低温活性促进剂的钴钼系催化剂，在使用过程中均容易出现结块、难以卸出的现象。DX- Ⅳ型可控移热变换炉内外设绝热层，绝热层内不设置水移热管束，有效避免了催化剂结块后将管束“抱死”的现象；内件无内封头，惰性瓷球直接堆放在承压壳体内部，催化剂堆放在惰性瓷球上，利于催化剂自卸；外筒与内件为分开式，内件可单独吊装，一旦出现催化剂结块较大而难以卸出时，可将内件吊出单独处理，有效避免因催化剂结块后整台设备报废事故的发生。

5.5 投资低

1台DX- Ⅳ型可控移热变换炉取代了传统绝热变换工艺中的5台设备，催化剂床层段的流程缩短了80%，同时节省了部分高温管道、管件、控制阀门、仪表、保温防腐等投资，实际工程投资比传统绝热变换工艺节省15%。

5.6 运行费用低

按本地煤价、电价、蒸汽价核算，仅节能方面吨氨运行费用可降低55元。传统变换工艺开车时，特别后工序氨合成系统催化剂还原或正常开车需间断补氢时，变换系统被迫间断运行，变换炉温度波动大，变换系统出口气体中CO含量短时间内难以合格，造成大量粗煤气或变换气放空、后工序精制系统气体放空，每次开车因变换气体不合格就会造成几十万元的直接经济损失。可控移热变换装置采用汽包与水移热管束之间水路循环系统供给热量，将催化剂床层温度提升至200 ℃以上后将粗煤气送入变换炉，变换系统出口气体中CO体积分数迅速降至1.5%以下，可满足后工序间断补氢要求，减少粗煤气无效循环或放空，有效降低开车费用。

6 结语

CO变换反应属于典型的气固相催化反应，由于绝热床的结构形式较简单，且气体以活塞流通过催化剂床层，轴向返混小，气体转化率高，故CO变换长期使用固定床绝热反应器。但在实际操作过程中，受化学平衡和催化剂活性温度范围的限制，单段绝热反应器效率不高，所以传统工艺中通常使用多段绝热床工艺，虽然能达到工艺指标要求，但存在汽气比较大、能耗高、操作复杂、设备投资大的缺陷。

DX- Ⅳ型双汽包可控移热变换炉催化剂框内设置了中温反应区、次中温热能回收区和低温平衡区，埋入催化剂床层中的水移热管束分为2组，分别副产2.5 MPa和1.0 MPa饱和蒸汽，具有节电、节蒸汽、节循环冷却水、高品位热能多、低品位热能少、操作稳定安全、运行周期长、催化剂易自卸、投资省、运行费用低等优点，大幅降低了生产成本，提高了企业的市场竞争能力。

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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，高级工程师，山西阳煤丰喜肥业(集团)有限责任公司临猗分公司党委书记、总经理

TQ113.26+4.2

:B

：1006- 7779(2017)03 - 0029- 05

2016- 06- 16)