变换装置范文

变换装置范文（精选7篇）

变换装置 第1篇

关键词：醇改氨,工艺流程,等温变换炉

山西阳煤丰喜肥业 (集团) 有限责任公司临猗分公司合成氨二厂共有两套100kt/a甲醇装置和一套240kt/a合成氨装置及一套400kt/a CO2汽提法尿素装置。2009年甲醇行情不景气时虽对甲醇装置进行优化, 但整体能耗仍偏高, 所以于2013年6月份对甲醇1#系统变换工段进行改造, 以降低原料气CO含量来达到生产合成氨的目的。此次改造选用湖南安淳高新技术有限公司设计制造的处理气量大、单炉阻力小、床层温度低且副产4.0MPa蒸汽的等温变换炉。

1 改造前变换系统工艺流程

气化工段来的3.85MPa、220℃、80 000m3/h的饱和水煤气首先进入半水煤气废热锅炉管程, 与壳程的脱盐水换热降温后达到179℃左右 (半水煤气废热锅炉壳程副产0.4~0.5MPa蒸汽) , 进入变换炉入口分离器分离掉气体中的水分后, 汽气比达到0.36, 进入热交换器壳程, 与管程410℃的变换气换热后温度达到210℃, 进入变换炉, 气体经过变换炉净化后, CO含量达到17%~19%, 再进入热交换器管程换热。从热交换器出来的变换气进入变换气废热锅炉管程, 与壳程的脱盐水换热后温度达到180℃左右, 同时变换气废热锅炉壳程副产1.0~1.3MPa蒸汽;然后, 变换气进入锅炉水加热器管程, 换热后温度达到170℃左右, 进入有机硫水解槽, 催化剂的作用下将气体中的有机硫转化为硫化氢后, 进入脱盐水加热器管程, 与壳程的脱盐水换热后进入变换气冷却器, 降温后在35~40℃, 进入变换气分离器分离掉水分后, 气体送至脱硫工段。

2 改造后变换系统工艺流程

气化工段来的3.85MPa、220℃、95 000m3/h的饱和水煤气 (CO 45%;干基) , 经煤气水分离器、热交换器 (240℃) 、预变炉反应后 (CO35%, 温度256℃) , 进入等温变换炉继续反应 (265℃) , 出塔后气体 (CO 0.9%) 再进入热交换器、废热锅炉、水解脱硫槽、汽包给水预热器、高压脱盐水预热器、变换气-水分离器、低压脱盐水预热器、变换气冷却器 (40℃) 、变换气二水分离器后, 去脱硫工段。值得一提的是, 系统应在预变炉前预留下次新增气体除尘装置的位置。

塔内流程是, 预变炉出口气体从等温变换炉底部两侧管口进入内外筒环隙, 经环隙均匀分布径向进入催化剂床层, 从圆周方向向圆心方向, 不断地横向流过催化剂床、扫过垂直沸腾水管, 反应后的气体进入床层中心的集气管, 在集气管中自上而下, 经增湿, 由集气管圆心向四周径向催化剂床层流动, 反应后气体汇集于内件径向筐和内径向筐环隙空腔中, 向下经径向筐底部中心尾管出塔。

3 运行效果

装置于2013年7月15日投产, 处理粗煤气量从改造前的80 000m3/h增加到改造后的95 000m3/h, 出变换炉气体中CO含量从17%降为0.9%, 系统压差从0.4MPa降为0.2MPa, 床层温度由420℃降为260℃。

生产实践表明, DDB系列等温变换炉有以下特点和优势:可副产中压蒸汽, 其余热回收率高;径向反应床, 塔阻力小;CO转换率高, 催化剂使用寿命长;以微调蒸汽压力控制床层温度, 床层处于恒温或等温状态, 控制容易, 操作简单。

变换装置 第2篇

1 变换装置简介

基于壳牌粉煤加压气化工艺所生产的粗煤气具有CO含量高(>60%(干基))高的显著特点,在充分考虑催化剂特性及装置流程配置的前提下,我公司一氧化碳变换装置采用两段宽温串一段低温变换工艺,催化剂选用Co-Mo系耐硫变换催化剂。我公司变换装置主要工艺设计参数如表1。

对变换装置工艺流程简要介绍如下:来自上游壳牌气化工段的粗合成气,经水分分离、粉尘过滤、煤气预热后,约70%流量的粗合成气进一段第一变换炉,该炉进口气体水/气比控制大于1.05,其余约30%流量的粗合成气与第一变换炉出口变换气混合后,在淬冷器中经过激冷增湿将温后,先后进入第二、第三变换炉,最终控制工段出口CO含量在1%(φ)以下。淬冷器所用激冷调温水为变换后续预热回收、水分离系统经冷凝液闪蒸加压后变换工艺冷凝液,剩余的变换工艺冷凝液,送至上游气化合成气洗涤单元使用。

2 变换装置运行问题分析与解决

2.1 装置原料气H2S含量低导致催化剂活性降低问题解决

2008年5月,变换装置原始开车初期,工段入口原料粗煤气中H2S含量波动较大,开车初期一度呈现持续偏低情况,并一度小于200 ppm。根据Co-Mo系耐硫变换催化剂在长期低硫及超温、高水汽比情况下,易产生催化剂反硫化[1],易导致催化剂活性快速降低的特性,工艺上为此采取了以下措施,达到了稳定和提高原料气中H2S含量的目的。

(1)前工序气化工段通过调整气化原料煤配煤比例,掺烧部分高硫煤措施,从源头上着手提高其产品气中的H2S含量。措施采取后,变换装置原料气中H2S含量能够满足催化剂正常特性要求。

(2)变换装置采取增加补硫技术改造措施,待原料气中H2S含量偏低时,及时提高原料气中H2S含量。该措施,后由于前述措施实施后,原料气中H2S含量完全能够满足催化剂剂特性要求,最终未能实际投入运行。

(3)考虑到变换冷凝液pH较高,在该部分冷凝液输送至前工段合成气洗涤装置后,易导致合成气中H2S含量降低情况,为此增加了后续变换工艺冷凝器汽提装置,在将变换工艺冷凝液引入该装置后,经汽提后,时该部分冷凝液的pH降低后,再输送至前工段合成气洗涤装置,减少其对合成气中H2S含量的影响。

2010年初,对该变换装置第一变换炉催化剂再次采取硫化补硫措施,但未见明显效果。加之装置前工段装置开停车频繁,加之装置开停车时第一变换炉催化剂床层极易产生超温情况,最终造成该炉催化剂活性快速下降情况,该炉催化剂累计在线运行不足320天后,被迫于2010年10月进行了全部更换。新更换后的催化剂,运行时原料气中H2S含量未在出现偏低情况,加之开停车次数相对减少,累计在线运行时间明显延长。

2.2 变换合成气系统管道腐蚀频繁泄漏问题分析与解决

2009年下半年开始,变换装置第一淬冷器出口合成气管线至后续第三变换炉出口及中间设备、管线,频繁发生合成气管道泄漏事件,泄漏部位多集中与管道低点,或开停车后已产生冷凝液积聚的管道及设备低点,并多次造成系统被迫停车,装置运行安全受到极大威胁。初步分析导致该问题产生的原因主要包括以下几点:

(1)变换装置频繁开停工时,造成上述管道应力腐蚀[2]与露点腐蚀发生条件情况的大量存在,加之管道工艺伴热及保温效果差,最终造成露点腐蚀情况在上述部位大量发生。

(2)在当时管道选材(304)及工作介质及工艺条件下,上述管道应力腐蚀情况大量发生,造成管道开裂合成气泄漏。特别是在当时系统氯离子含量无法正常控制降低的情况下,对锈钢材质管道,实际发生氯离子腐蚀的几率[3]相对较大。

为此,在经过多方专家探讨和实际分析结果的基础上,根据泄漏部位分布状况,最终确定了变换合成气管道的升级更换改造计划,并提出了以下建议改造措施,主要内容如下:

(1)将原有第一淬冷器出口至第三变换炉出口管道,由原来的304材质材料,统一更换为厚壁的15CrMo材质管道。

(2)将低压废热锅炉进出后换线材料由原料的304材料升级更换为316L材料。

(3)增设配套的汽提处理装置对变换工艺冷凝液进行汽提处理,加强监控冷凝液中氯离子和氰根离子的含量。

(4)针对各段管道的壁温,对有可能出现冷凝水的管道,要采取增设伴热的防护措施,尽量防止出现露点腐蚀。

2010年10月,按照上述管道材料更换方案实施后,工艺上加强了对系统开停工管理,结合对系统低点部位管道采取排凝或干燥措施,变换装置运行至今,上述管道位置,未再次出现合成气泄漏情况。对上述部位进行定期管道设备检测,均未发现异常。

2.3 煤气预热器管程压差问题形成及原因分析解决

2010年初,变换装置首次出现合成气预热器管程压差升高情况,导致变换系统压将增加,之后并多次出现压差反复升高趋势,系统能耗增加。2013年4月,变换装置开车时最高压差再次达0.35 MPa,再采取上述措施,压差降低至约0.12 MPa。工艺通过在变换装置运行时,在换热器管程入口采取增加水喷淋措施,管程压差明显改善,由此判断该堵塞物应含有可溶性组分。对该换热器拆检发现,换热器管程出口管束内均发生有明显固体物堵塞情况,且伴有管程隔板发生严重变形情况,对固体物堵塞物取样分析为类似粉煤灰组分。对该物质形成的原因总结分析如下:

(1)前工段气化装置,合成气除灰装置运行效果降低或失效时,造成变换装置原料气中固体灰分含量增加,导致在E2301管程发生结垢堵塞形成。

(2)变换装置入口合成气分离器,分离效率降低或液位长期过高时,带水进入预热器进出口管道,该原料气经合成气预热器换热温度升高后,水分挥发,其中夹带的部分灰分及盐类产生积存后,造成堵塞,压差形成。

为此装置运行时建议采取以下措施,以改善预热器入口合成气条件:加强变换工段入口煤气水分离器定期排液管理,以防止水带入预热器出口,同时要求重点对加强上游原料气质量的监控调整。

2.4 变换装置开车导气过程合成气频繁泄漏问题分析与解决

变换装置运行前期,特别是在装置开车导气过程中,时常发生合成气泄漏事件,分析该问题形成主要原因为:变换装置前期开车导气时,系统压力控制较高,且由于导气前,部分设备及管道法兰已冷却或未经充分预热,导气开始后,系统温度发生剧烈变化,加之系统压力及温度操作调整不规范,易产生由于热应力变化导致的法兰部位合成气泄漏情况发生。为此我们重点针对变换装置开车导气方案进行了优化和调整,确立了系统开车导气“先升温后升压,大气量一次通过”的导气原则,优化调整后的系统开车导气方案,主体内容如下:

(1)为尽量避免导气过程中,极易产生的变换炉超温情况发生,特别是为避免甲烷化副反应[4]导致变换炉催化剂床层超温情况,确定变换系统开车导气压力控制1.3~1.5 MPa,水/气控制为1.8左右。

(2)确定变换炉导气合成气气量55000~65000 Nm3/h,同时根据上述水/气比控制要求,调整水蒸气配入量,待变换炉引入合成气后,水/气比逐渐恢复正常控制要求。

(3)确定采取配加部分惰性氮气措施,降低合成气中的CO含量。

(4)合成气引入后,各反应器温度基本调整正常后,依据前述导气原则,逐渐提高各反应器温度及系统压力。

3 结论及建议

(1)对使用Co-Mo系耐硫变换催化剂的变换装置,正常运行时应尽量避免催化剂在超温、无硫或硫含量过低的条件下长期运行。

(2)加强对变换装置装置开停工阶段的工艺状态管理,采

取必要的管道及设备低点凝液排放及系统干燥措施,对抑制或降低系统因应力及露点腐蚀情况造成的管道及设备泄漏情况,必将起到有十分积极的作用。

(3)对以壳牌煤气化产品气作为原料气的变换装置来说,加强对系统原料气质量及工段入口原料气分液装置液位的监控及调整,对于避免工段入口合成气预热器及系统催化剂床层压差形成,具有十分重要的作用。

(4)对以壳牌煤气化等高CO含量的产品气作为的原料气的变换装置,积极探索适合本系统开车引气方法,对减少及避免系统开车阶段催化剂床层超温,合成气频繁泄漏等不利情况,是变换装置开车过程稳定运行及催化剂运行保护重要保障。

参考文献

[1]郜俊念,王中文.变换煤气的腐蚀问题及解决措施[J].河南化工,2009,29(5):31-32.

[2]钟启前,张德胜.粗煤气变换工段管道腐蚀的原因[J].煤化工,2000(2):37-39.

[3]贾丛林.shell煤气化耐硫变换工艺流程研究[J].大氮肥,1999,22(5):339.

变换装置 第3篇

1 工艺流程

1.1 气体流程

自压缩机二段来的0.8 MPa半水煤气,经煤气冷却分离器将煤气温度降至45 ℃以下,分离掉煤气中夹带的大部分油水,进入除油器进一步除去油污,然后从饱和塔的下部入塔与从塔上部来的热水逆流充分接触,增湿、提温后进入气水分离器,分离掉气体中的液态水,同时在分离器中补加蒸汽,以提高气体的温度和湿度。水分离器出来的气体进入热交换器管内与管间来自变换炉三段出口的气体换热,使气体温度达到210 ℃左右。经系统内电加热器进入变换炉一段上端的保护剂和抗毒剂层处理其中的有害物质,然后再进入下端的催化剂层反应。出变换炉一段的气体(温度260 ℃左右)进入增湿器一段,经喷水降温、增湿后进入变换炉二段反应,出变换炉二段的气体(温度370 ℃左右)进入增湿器二段,经喷水降温、增湿后进入变换炉三段反应,出变换炉三段的变换气(温度300 ℃左右)经热交与半水煤气换热后,进入变换炉四段反应,反应后的气体进入第一水加热器与来自热水泵的热水降温换热后进入热水塔,热水塔出来的气体进入软水加热器(管程)与来自脱盐水站的常温水(壳程)进行换热降温后进入变换气冷却分离器,冷却分离后的气体送至后工序。

(1)主热交设冷、热副线,正常生产时使用热副线来调节温度,冷副线的作用是在氧含量跑高时用来迅速降温的,正常操作时尽量不开;

(2)在系统内设有一台电加热器(变换炉升温用),正常生产时不加电使用,但必须过气,以免有冷凝水积存造成腐蚀。

1.2 热水循环流程

由热水塔底部出来的热水,经热水泵加压后送至第一水加热器(壳程)被管程的高温变换气加热后,进入饱和塔上部与低温半水煤气在填料层逆流接触,对半水煤气进行增湿提温,热水(温度变低)经U型水封进入到热水塔的上部与下部来的高温变换气在填料层逆流接触,热水温度上升,然后从热水塔底部出来,再经过热水泵循环使用。

热水循环系统主线只在热水泵出口设一个总调节阀,不另外设置水副线。

系统补水位置设在热水塔进水管上,连续排污设在饱和塔出口至热水塔进口U型水封底部。热水塔液位靠补水量来调节,饱和塔液位靠饱和塔出口U型水封自调阀自动完成,操作较为方便。

1.3 冷激水流程

集水槽内的热水经增湿泵直接打入增湿器上、下段,为了保证足够的雾化,将增湿器上段的5只雾化喷头分为三组,下段的7只雾化喷头分为四组,每组雾化喷头分别设一个阀控制,以便在气量波动时可以控制喷水压力比系统压力高0.4 MPa。另外在增湿器的上、下段底部各设一排污阀,及时将未雾化的冷凝水排出塔外。

2 设备选择

2.1 变换炉的分段

变换炉的分段是确定变换工艺的重要内容,要合理地将一氧化碳变换率分配到各段,并使各段温度接近最佳反应温度曲线;同时要做到在催化剂活性范围内,尽力降低末端温度。变换炉分段的依据是既要符合温度曲线,又要做到经济合理,方便生产操作。为此,将低变炉分为四段,一段以入口190～210 ℃,一段热点小于260 ℃为宜,二段以入口210～230 ℃,二段热点小于360 ℃为宜,一段温度靠副线和三段热点温度来控制,二、三段温度皆靠增湿器冷激水量来控制。

2.2 设备

3 装置优化情况

3.1 设备腐蚀问题

变换设备腐蚀是比较突出的问题,多发生在饱和塔、饱和塔出口管道、气水分离器、主热交等,腐蚀是以电化学和化学腐蚀为主。气体中含有水、硫化氢、二氧化碳、氧,增湿气中含有Cl-,是引发腐蚀的根源。易腐蚀部位大都是饱和塔出口至变换炉进口管道、气水分离器、主热交等,为此,本装置主要从以下几个方面进行改进:

(1)从饱和塔出口至变换炉进口管道及气水分离器和主热交均采用不锈钢材质制作,这样增加的费用并不是很大,加大了安全可靠性;

(2)针对将饱和塔填料层上部的气液交替部分特别容易被腐蚀减薄,尤其是饱和塔进水管的温度较高水管周边的塔壁内侧更容易被腐蚀,为此在饱和塔进水管的周边内衬一块3 mm厚、直径为1 200 mm不锈钢板;

(3)对于增湿器,内部均为气液接触部分,容易产生腐蚀,为此,增湿器采用不锈钢复合板制作,即内壁衬一层全不锈钢板;

(4)利用提氢岗位来的氨水来调节循环热水的pH值,保证循环热水的pH值在8～9之间,有效地防止酸性腐蚀。

3.2 催化剂装填

(1)变换炉各段催化剂及保护剂装填量的分布。为保证各段催化剂长周期安全稳定运行,同时利于炉温控制,对各段催化剂的具体分布量进行了认真的研究,打破了传统设计中催化剂的装填方案,合理分配各段催化剂装填量,具体装填如下:

一段:上层装保护剂10 m3;中层装抗毒剂11 m3;下层装催化剂5 m3。

二段:上层装抗毒剂4 m3;下层装催化剂17 m3。

三段:上层装抗毒剂2 m3;下层装催化剂24 m3。

四段:上层装抗毒剂3 m3;下层装催化剂40 m3。

(2)合理分布各种段催化剂的装填量,打破了以往一段只装保护剂、抗毒剂,二段催化剂量分布偏多的现象,而是将二段催化剂一小部分移到一段的底部,这样,不仅合理地将一氧化碳变换率分配到各段,并使各段温度接近最佳反应温度曲线,而且做到了在催化剂活性范围内,尽力降低末端温度;不仅避免了催化剂使用初期二段容易超温现象的发生,而且做到了经济合理,操作方便。

(3)为了保证足够的雾化,进一步减少液太水带入催化剂层,将增湿器上段的5只雾化喷头分为三组,下段的7只雾化喷头分为四组,每组雾化喷头分别设一个阀控制,以便在气量波动时可以控制喷水压力比系统压力高0.4 MPa。

3.3 变换炉段间调温措施

变换工艺中半水煤气的提温“自然”和变换炉段间调温是工艺的主要内容,要求煤气入炉前达到活性温度,变换炉段间温度调节灵活、操作方便,流程简化,催化剂使用的全过程均能满足工艺要求。煤气的“自热”采用气气换热器是统一的方法,而变换炉段间调温措施却不尽相同。常见的有煤气冷激、换热、蒸汽过热、水加热及喷水冷激等方法。以上方法虽均能达到调温效果,但利弊不同,综合考虑,本装置采用喷水冷激,其原因是:(1)水冷激简单易行,调节灵活,方便自如;(2)水的蒸发热大,喷少量水冷激蒸发即能达到调温目的,同时增加总汽气比,利于下段变换反应,另外还节省了蒸汽;(3)二、三段利用炉外设置增湿器喷水降温,既能适应催化剂活性变换的要求,又能达到气体净化的目的;(4)水冷激将段间部分反应热及时转化为蒸汽用于变换反应,饱和热水塔余热回收负荷减轻,利于热水塔效率提高及出气温度降低。

3.4 蒸汽流程

本装置蒸汽流程使用饱和蒸汽,为防止发生蒸汽带水现象,在系统中设置一蒸汽分离器,用来分离进入变换炉蒸汽中夹带的液态水。

4 运行情况

该装置从去年4月份投运至今,运行情况良好,完全达到了预期的工艺设计要求。其主要表现为:(1)阻力小。在目前满负荷的情况下,系统阻力不超过0.03 MPa(现为0.027 MPa),有效地降低了压缩机的动力消耗;(2)蒸汽消耗非常低。从投运到现在,系统外加蒸汽流量计一直显示很低(经多次校验,流量计完好),外供蒸汽消耗达到了“零汽耗”;(3)热回收效率高。从投运到现在,热水塔出气温度一直没有超过60 ℃,最高为58 ℃。

5 效益分析

(1)该套装置投运后年新增合成氨13.85万t,每年可新增利润约810万元。

(2)变换系统阻力小,现为0.027 MPa,跟原三套变换变换工艺及同类行业相比,压缩机二段出口压力至少降低了0.030 MPa,压缩机二段进口压力为0.26 MPa时,原二出压力0.84 MPa,现下降为0.762 MPa,按H12型压缩机计算:

当压缩机二出压力为0.84 MPa时,其二段缸每小时总功耗为:

当压缩机二出压力为0.762 MPa时, 其二段缸每小时总功耗为:

目前该装置15机生产(折H12型压缩机),按每年330天,每度电0.42元计算,则每年共节电

从此数据看出,虽然节能不是很多,但由于压缩比的降低,对于压缩机的安全稳定运行却起着很大的作用。

(3)无外供蒸汽消耗。跟原三套变换变换工艺及同类行业相比,每吨氨节约蒸汽100～150 kg,由此,按每吨氨节约蒸汽120 kg,每吨蒸汽100元计,每年可节约蒸汽价值是:150000×120/1000×100=180万元

合计:810+111.57+180=1101.57万元

6 结 语

在中、小氮肥厂节能形势日趋严峻的形势下不断探索更新的工艺方法已经迫在眉睫。通过我公司全低变装置运行情况来看,全低变 “零能耗”工艺的实现无疑为合成氨生产节能降耗开辟了新途径,在以后的项目建设和技术改造中一定能有更广阔的应用前景。

摘要：介绍了先进的“全低变”变换工艺流程、主要设备及催化剂装填、装置优化改造情况及对系统存在的腐蚀问题的处理措施;装置运行较好,节能效果突出,外供蒸汽达到“零消耗”。

变换装置 第4篇

由于变换装置是服务于煤化工设备的, 因此本身也处于一种长期满负荷运转的状态之中, 在设计、制作和安装过程中, 要充分考虑化工环境对变换装置的影响, 如装置运行的稳定性、匹配性、兼容性和耐腐蚀性等等。

首先, 从受影响最严重的腐蚀性角度出发, 煤化工作业中具有腐蚀性的物质通常为硫化物, 针对硫化物腐蚀性的影响进行分析;其次, 煤化工的工艺流程对变换装置的设备和管道材质也造成了一定影响, 对同一工艺流程下的不同类型下的设备进行分析, 包括在不同温度、介质、工艺流程等条件下设备的材质要求。

1 腐蚀作用对煤化工变换设备的选择影响

硫化物是煤炭化工中最容易出现的腐蚀性物质, 对化工设备及装置的影响很大, 具体到变换装置方面, 影响选择的原因有一下几方面:

首先, 由于不同的煤种、煤质及预处理技术等原因, 煤炭资源中所蕴含的硫元素含量是不同的, 同时在发生反应的过程中, 水分多少、气化比例、氧气含量等诸多因素, 也会形成不同的硫化腐蚀结果, 在这一结果难以预测的情况下, 就无法确定变换装置究竟按照什么样的标准选择。

其次, 除了硫化腐蚀作用之外, 还包括其他高浓度的有机物、酚类等强酸或强碱类腐蚀性物质。随着煤化工装置的大型化发展趋势, 变换炉所承受的单位荷载量也在不断提升, 在针对水分离、水汽比例等方面的调整上存在许多有待改进的地方。这些因素, 都会形成静设备的选择标准确定。

再次, 煤种和煤质的选择虽然并没有强制性要求, 但根据煤化工发展的趋势, 褐煤和无烟煤的应用在技术上更加成熟, 而针对褐煤和无烟煤的腐蚀性特征尚未完全采取应对措施。

针对腐蚀作用的影响, 变换装置, 尤其是大型静态变换装置的选择可以依据如下的原则。

根据煤化工过程中的腐蚀性机理分析, 具有针对性的添加化学制剂, 或者从变换装置的密封性方面入手, 改进方式更加简单和快捷;从本质上解决问题的方法, 是通用性防腐材料的使用, 如内衬手段, 或直接采用不锈钢材质。

除此之外, 一些物理工艺也能够影响腐蚀性对设备材质的影响, 进而影响设备及管道材质的选择。如针对变换炉出口的温度控制, 温度在控制在一定范围内, 可以有效降低硫化腐蚀作用的活性。

2 工艺流程对煤化工变换设备的选择影响

变换装置在煤化工产业中的最大用途是对工艺的支持和实现, 本质上说, 工艺流程对变换装置的影响而言是最大的。例如, 为了减少煤化工产业中对水资源的浪费, 化工装置中要设计配套的冷凝液回收循环系统, 但冷凝液中蕴含的有害成分、杂质较多, 变换装置的材质和功能设计都深受影响。

以冷凝液为例进行分析, 煤化工产业的生产中, 冷凝液通常含有大量的硫化物、有机物、氨类、酚类和焦油等复杂有毒成分, 这些物质在通过变换装置进行回流循环使用的过程中, 一旦出现泄漏事物, 势必造成环境的破坏污染;因此, 冷凝液变换装置在设计上要实现密封性要求, 在材料选择上要选择耐腐蚀、光滑度高的材质, 防止密度过大产生粘连。

任何工艺的辅助设施都不是一劳永逸的, 尤其是针对煤化工艺而言, 密封性虽然可以解决掉暂时的问题, 但仍然需要定期的更换。由此就提出了变换装置设计和材料选择的另外一个研究问题, 提高设备的拆卸机动性, 以及材料的稳定性。其中, 材料的稳定性实质自身的化学性质, 性能衰减速度相对固定。

同时, 考虑到煤化工产业的联动生产特性, 越是庞大的产业结构中, 工艺流程的复杂程度就越高。要实现联合作业生产, 变换装置的稳定性、兼容性和可移植性必须良好, 无论嫁接在任何一个部位, 都能够体现标准化的特点。

3 结语

变换装置在煤化工业中的作用十分重要, 它的存在不仅能将不同煤气化技术产生的煤气转化成一定氢碳比的合成气, 以满足产品需要, 同时还能利用反应热副产不同压力等级的蒸汽。截至目前我国在煤化工变换装置的设计和材料选择上, 并没有一定的规范和标准, 企业大多根据自身的需要自行设计开发, 这无疑存在很大的技术发展空间和市场潜力。

随着我国能源结构调整、能源利用形式多元化的要求, 未来煤化工产业的发展会越来越快, 标准化体系的建设势在必行, 因此, 积极展开对煤化工变换装置的研究具有深刻的现实意义。

参考文献

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[4]王金刚, 谢肥东.浅谈煤化工变换装置的低水汽比改造[J].中州煤炭, 2011, 06:87-88.

变换装置 第5篇

关键词：可控移热变换,催化剂,CO转化率,投资,露点腐蚀

随着煤制油、制天然气、制氢、制烯烃、制乙二醇等现代煤化工向大型化、规模化、集约化方向发展, 传统绝热变换技术已成为现代煤化工发展的瓶颈。煤化工企业不断寻求先进、节能、投资低的变换新技术。南京敦先公司一直致力于节能环保、低投资、易于大型化的新型变换技术研发工作。多年来不断努力, 将开发的“新型节能深度转化可控移热变换工艺” (以下简称可控移热变换) 和“非均布可控移热变换炉 (以下简称可控移热变换炉) ”等专利技术成功应用到粉煤加压气化、水煤浆加压气化、间歇式固定床常压气化的水煤气或半水煤气变换装置上。目前在建的有10套, 其中两套EPC, 已经投入运行的6套, 近期有数家煤制油、制天然气、制氢、制乙二醇、制甲醇、制合成氨等业主与我们洽谈。首套可控移热变换装置于2012年底在安乡晋煤金牛公司投入运行, 至今近两年时间, 各项指标超过设计值。用于4.0MPa粉煤加压气化生产水煤气的可控移热变换装置于2014年4月在安徽昊源投运。与传统绝热变换工艺相比, 设备减少了近1/3, 流程缩短了1/2, 工程总投资减少了1/4, 系统阻力仅为0.09MPa。2014年6月, 该套可控移热变换装置顺利通过中国石油和化学工业联合会的科学技术成果鉴定 (中石化联鉴字[2014]第30号文) , 鉴定结论如下:

(1) 开发了非均布高效可控变换反应器, 采用径向内置管式水移热, 催化剂可自卸, 合理、先进, 符合催化剂的使用特性, 易实现大型化;

(2) 改变了传统变换的设计思路, 大幅度缩短流程, 减少了设备台数, 提高了变换反应热的利用率和品位, 降低系统阻力, 简化了操作;

(3) 该成果实现了传统变换工艺的技术提升, 减少了工程投资和装置的运行成本, 特别适用于高一氧化碳、高汽/气水煤气的苛刻工况, 可应用于不同领域变换工段的节能改造及新建项目, 促进节能减排、利于装置大型化, 具有较好的经济和社会效益;

(4) 该技术路线合理可行, 技术指标先进, 达到了国际先进水平。

另外, 与会专家一致认为, 可控移热变换炉催化剂床层温度与深度曲线有一个较大温差的设计理念, 体现了同一反应器不同区域催化剂各自功能不同, 充分利用了钴钼系变换催化剂宽温区特性, 可控移热变换技术是对绝热及恒温床层变换技术的优化和提升。

国内在用以煤为原料的气化炉有二十多种类型, 另外还有高炉气、焦炉气、兰炭气等诸多尾气回收综合利用项目。水煤气或半水煤气中CO组分在14%~76% (干基, 以下相同) , 而且产品不同, 需要净化后原料气中的H2∶CO也不同, 如煤制油为H2∶CO≈1.6, 煤制天然气H2∶CO≈3.0, 煤制甲醇 (H2-CO2) / (CO+CO2) ≈2.0, 合成氨及炼油行业煤制氢需要H2含量达到100%。中低温变换催化剂种类繁多, 有防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂, 含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂, 铜锌系低温变换催化剂等诸多种类。我们从已承担的变换项目可知, 要根据原料气类型、CO变换率高低及催化剂特性而设定不同工艺流程, 才能实现节能、低投资、安全稳定运行。其中, 变换系统的工艺设计尤为重要。另外, 变换炉床层温度与深度之间为“恒温曲线”只适合铜锌系变换催化剂, 中、低温钴钼系变换催化剂床层温度与深度之间必须是“变温曲线”才能充分发挥钴钼系变换催化剂的活性, 有效延长催化剂使用寿命。CO变换反应前期主要受动力学控制, 后期受热力学控制。在动力学控制区域的反应强调反应速率, CO反应速率越高, 反应时间越短;在热力学控制区域的反应强调温度接近平衡温度, 这样利于CO进一步深度转化, 在此区域反应速率低, 反应时间长, 催化剂用量多。再者催化剂类型不同, 使用温度不同, 完成的任务也不同。如果一个变换反应器设计仅强调“热力学控制”, 而忽略“动力学控制”, 则不是一个合理的反应器。催化剂如同“脚”, 变换炉如同“鞋”, “鞋”要根据“脚”而定制, 如果一味强调“脚”适应“鞋”而生长, “鞋”则会被“脚”冲破或造成“脚”变成畸形。

鉴于原料气及催化剂种类繁多、压力不同、CO转化率各不相同, 变换装置基本上应该是一工程一设计。由于受篇幅限制, 本文主要以我公司承担的采用中低温钴钼系变换催化剂, 已投入运行或正在设计的水煤气或半水煤气可控移热变换及可控移热变换炉作简要介绍。

1 适用于粉煤加压气化两级“可控移热变换”技术简介

1.1 使用范围及技术要点

该技术采用两级“可控移热变换炉”完成CO转化, 确保水煤气的CO从68.5%变换到0.4%以下。一级可控移热变换炉装填中温钴钼系催化剂, 二级变换炉装填低温钴钼催化剂。此工艺技术是针对4.0MPa粉煤加压气化、高CO、水气比为0.7~1.1的水煤气开发的变换技术, 主要用于煤制合成氨、炼油及医药行业煤制氢等粉煤加压气化的变换领域。

1.2 工艺设计理念及及其先进性

一级可控移热变换炉取代传统多级绝热变换工艺中的一变炉、二变炉, 主要完成CO的转化及回收高品位热能任务;二级可控移热变换炉取代传统多级绝热变换工艺中的三变炉、四变炉, 主要完成CO反应平衡任务。二级变换炉进口气体温度高、出口温度低, 在同等平衡温距、相同水气比前提下可以完成CO深度转化, 变换冷凝水少、热能损失少、副产高品位蒸汽产量大、低品位蒸汽少, 而且热能回收稳定, 避免“等温变换+绝热变换”工艺随着等温变换炉催化剂活性衰退, CO移至绝热变换炉内反应, 造成绝热变换炉出口温度高、系统总水气比不断增加、冷凝水增大、腐蚀加剧、运行能耗逐渐升高、热能回收在装置运行过程中始终是一个逐渐增大的变量, 不利于变换系统及全厂水气平衡设计等缺陷。系统无高温管道管件, 主要高温区在可控移热变换炉内部, 工程上需要考虑氢腐蚀及消除热应力的管道少, 有效增加变换装置运行的安全稳定性。而且对于低品位热能采用阶梯式回收方式, 把低品位热能转变为高品位蒸汽, 把冷凝水加热后直接送气化岛洗涤水煤气, 变换系统污水外排为“零”。把传统多级绝热变换工艺中的换热设备管束直接放置到可控移热变换炉的催化剂床层中, 设备少、流程短、露点腐蚀少、系统阻力低、工程投资少。原始硫化升温开车及阶段性开停车方案考虑非常全面、安全, 而且阶段性开停车非常迅速安全, 较短时间内就可以满负荷运行, 有效避免了传统多级绝热变换工艺开车时出现的超温、飞温、甲烷化副反应现象。催化剂装填量不受超温限制, 而是根据催化剂使用年限及TF值来选取, 一级可控移热变换炉催化剂可以使用5a, 二级可控移热变换炉催化剂寿命为10a。装置运行周期长, 有效避免了传统多级绝热变换工艺每年均需要停车更换一变炉催化剂造成企业的经济损失。一级可控移热变换炉之前不添加蒸汽, 避免由于操作失误造成蒸汽变为冷凝水而导致一级可控移热变换炉“催化剂泡在水中”的事故发生。系统工艺控制仅三个点, 通过控制两台可控移热变换炉副产蒸汽压力来控制催化剂床层温度, 操作非常安全稳定。工艺路线设置满足多元化要求。两级可控移热变换可以将CO从68.5%转化到0.40%以下, 满足合成氨及煤制氢生产要求。如果仅一级可控移热变换炉投运, 又可满足煤制甲醇、制油、制天然气、制乙二醇等工艺需求。工艺流程及控制考虑全面、安全、稳定、实用、简捷、多元化。

1.3 与传统绝热变换工艺对比

以安徽昊源为例。该公司同规模变换装置有两套, 一期装置于2013年3月份投入运行, 变换为传统多段绝热工艺, 静止设备共计28台, 其中主换热设备10台, 变换炉4台, 1#变换炉分为两个催化剂床层 (段间可用冷煤气冷激) , 催化剂装填量为7+9.3m3, 1#~2#全部采用中温钴钼系催化剂, 3#~4#变换炉均装填低温钴钼催化剂。气体通过的静止设备高达20台, 工艺流程长, 露点腐蚀多, 低品位热能多;其中因航天炉加压气化工艺所产的水煤气CO含量高、水气比大, 一期工程的变换装置存在易超温、操作难度大、工艺路线长、露点腐蚀多、工程投资大等诸多问题。

二期变换装置采用我公司开发的“可控移热变换”专利技术, 静止设备共计17台, 其中主换热设备6台, 变换炉2台, 有气体通过的静止设备11台。2014年4月装置投入运行。

一期、二期工程建设分类对比列于表1。主要运行经济技术参数对比列于表2。

2 适用于水煤浆加压气化二级“可控移热变换”技术简介

2.1 适用范围及技术要点

该技术仍采用两级“可控移热变换炉”完成CO转化任务, 可以使水煤气中CO从43.0%转化到0.40%以下。一级可控移热变换炉装填中温钴钼系催化剂, 二级装填低温钴钼催化剂。此工艺技术是针对4.0MPa或6.5MPa水煤浆加压气化、高CO、水气比为1.20~1.45的水煤气开发的变换技术, 主要用于煤制合成氨、炼油行业煤制氢、医药行业煤制氢等粉煤加压气化的变换领域。我公司正在实施的装置有山东方明化工氢产量为60 000m3/h的煤制氢项目, 气化炉为清华炉、变换系统压力为4.0MPa, 河北迁安化肥有限公司400kt/a醇氨项目, 气化炉为清华炉, 变换系统压力为6.5MPa。

2.2 工艺设计理念及先进性

以河北迁安化肥6.5MPa水煤浆气化炉所产水煤气变换装置为例, 原料气CO为43.475%、R=1.369 9。通过一级可控移热变换炉可以将CO由43.475%降至1.16%, 而将1.16%再降至0.4%以下时, 仍采用二级可控移热变换炉, 没有采用“可控移热变换炉+废热锅炉+绝热变换炉”的工艺设计。我们主要考虑任何一个催化剂都存在初期、中期、后期、末期的活性衰退过程。当催化剂使用到后期、末期时, 必定会出现一级可控移热变换炉出口CO不断升高的问题, 造成“绝热变换炉”出口变换气温度高, 变换气水气比升高, 变换气余热始终是一个不断增大的变量, 给后续热能回收及工程设计带来难度大及工程投资增加的问题。同时, 随着“绝热变换炉”出口温度升高, CO总转化率下降、氢的收率降低。不仅装置运行成本增加, 而且一级可控移热变换炉催化剂使用寿命受到影响。为保证低能耗运行及有较高氢收率, 可能在一级变换炉催化剂处于后期及末期时就要更换掉, 造成一级可控移热变换炉催化剂运行周期短, 生产成本增加。

一级可控移热变换炉出口CO初期设计值1.16%, 而不是0.5%~0.6%。如果一级变换炉出口按照CO为0.5%~0.6%来设计, 一级变换炉出口温度在265~275℃, 必定装填中温钴钼系催化剂, 绝不能装填低温钴钼催化剂。265~275℃的温度不在中温钴钼系催化剂的最佳温区 (280~420℃) 之内, 势必造成催化剂使用寿命短。再者, 也会造成气气换热器面积增加, 工程投资大, 另外, 不能长期保证粗水煤气高于露点以上30℃, 很有可能造成饱和态水蒸气进入脱毒剂及催化剂床层, 使催化剂结块及降低使用寿命。

我们在实施两级“可控移热变换”技术之前, 与“可控移热变换炉+废热锅炉+绝热变换炉”的工艺详细比较过。通过对比我们发现两级“可控移热变换”技术具有以下优势。

(1) 氢收率稳定, 热能回收稳定, 五年内可以节省8 305万元的运行费用。

(2) 无论一级可控移热变换炉出口CO如何变化, 二级可控移热变换炉出口变换气温度、CO含量、水蒸气分压均为一定值, 后续热能回收是一个稳定值, 低品位热能回收也是稳定值。

(3) 杜绝饱和态水蒸气带进催化剂床层, 避免操作事故发生, 确保安全、稳定、长周期运行。

(4) 工程总投资降低1 000万元以上。

(5) 一级可控移热变换炉主要完成CO变换任务, 二级可控移热变换炉主要完成反应平衡任务, 即使二级可控移热变换炉进口CO≥15.0%, 二级可控移热变换炉出口CO仍能控制在0.40%以下。所以, 一级可控移热变换炉催化剂的后期及末期时间可以适当延长, 催化剂使用寿命至少在5a以上;进入二级可控移热变换炉的气体中灰尘及有害的毒物很低, 再者二级可控移热变换炉内CO转化量少、温度低, 二级催化剂使用寿命至少在10a以上。

2.3 主要经济指标 (表3)

3 适用于粉煤或水煤浆加压气化的一级“可控移热变换”技术简介

3.1 适用范围及技术要点

该技术采用一级“可控移热变换炉”取代传统绝热变换一变炉、二变炉, 中温钴钼系催化剂完成CO部分转化任务, 做到脱碳后原料气中的H2∶CO为1.6~3.0或 (H2-CO2) / (CO+CO2) =1.9~2.8。如果装置规模较大, 整体工艺采用“变换+非变换”流程, 其中变换仍然采用一级“可控移热变换炉”完成CO部分转化任务。在进行此类可控移热变换装置设计时, 我们把变换装置安全、稳定、长周期运行放在首位, 同时使装置大型化时运行能耗低、投资低。

该技术适用于煤制油、制天然气、制乙二醇、制甲醇、制烯烃等CO部分变换领域, 可控移热变换技术完全解决了装置大型化、安全稳定长周期运行的难题。

3.2 用于大型变换装置的优势

(1) 投资省。相同规模装置, 可控移热变换工程总投资为26 667万元, 传统绝热变换工艺投资为70 000万元, 工程投资降低61.9%以上。

(2) 床层温度低, 完全杜绝甲烷化副反应。

(3) 可控移热变换炉设有备用炉, 每台变换炉可以单独更换催化剂, 单独硫化升温, 确保任何工况下不会因为变换装置造成停车检修。确保装置安全、稳定、长周期运行。

(4) 部分设备采用径向或卧式结构, 完全解决大型化问题, 整个系统超限设备仅有非变换系统低压废锅及脱氨塔, 大幅度降低了运输费用。

(5) 装置占地面积小, 仅为传统绝热变换的38%。

(6) 满负荷时系统阻力不超过0.15MPa, 比传统绝热变换工艺降低60%以上。

4 适用于有饱和热水塔低水气比、低CO的“可控移热变换”技术简介

4.1 适用范围及技术要点

本可控移热变换技术主要用于常压间歇式固定床气化炉所产半水煤气以及高炉气、焦炉气、兰炭气等尾气回收生产合成氨或制氢, 系统压力一般在0.8~2.0MPa, 采用低温催化剂, 外供蒸汽、有饱和热水塔的变换装置。可控移热变换技术主要是把热水塔出口变换气夹带的低品位水蒸气转化为高品位蒸汽移出系统, 从而达到减少变换蒸汽消耗、降低变换冷却水用量、减少变换系统露点腐蚀的目的。此技术适合带有饱和热水塔的变换装置改造或新建变换装置。采用我公司技术目前已开起来的此类型可控移热变换装置有河南新乡永昌化工、河北卢龙化工、湖南安乡晋煤金牛化工等。由我公司全新设计的变换装置, 热水塔出口变换气均不超过60℃。

4.2 热水塔出口变换气温度是衡量变换装置能耗高低的重要依据

系统压力在0.8~2.0MPa范围内的中串低、中低低或全低变装置大部分设有饱和热水塔。饱和热水塔上部为饱和塔、下部为热水塔。饱和热水塔是有饱和热水塔变换工艺中回收热量的主要设备。半水煤气在饱和塔中与热水逆向接触, 进行热量和质量的传递, 使半水煤气的热含量和湿含量不断提高。出饱和塔半水煤气温度愈高, 则夹带蒸汽愈多, 变换系统需要外供蒸汽愈少。热水塔内, 热水与变换气逆向接触回收变换气中的显热和潜热, 热水塔出口变换气温度越高, 变换气夹带蒸汽量越大, 变换蒸汽消耗、冷却水消耗就越高。热水塔出口变换气温度是衡量该变换系统热能回收率高低及变换系统蒸汽消耗、冷却水消耗的重要指标。

4.3 热水塔出口变换气的低品位热能难以回收

以热水塔出口变换气为95℃计算, 则吨氨带出蒸汽量为3 960×0.083 4=328.68kg, 此部分蒸汽转化为40℃的冷凝水时, 仅变换气中夹带的蒸汽冷凝为水时放出的热量高达825MJ, 而此部分热量是以潜热形式带出变换系统, 温度低, 部分装置采用脱盐水回收, 脱盐水最高温度一般为60~70℃, 此类低品位热能无处可用, 也有部分单位采用大量循环冷却水将变换气冷却到40℃, 造成大量热能损失及循环水消耗。

4.4“可控移热变换”技术的解决措施

有饱和热水塔的变换工艺, 各段催化剂床层反应热依靠循环热水带出, 并通过循环热水实现变换系统热量分配。我公司根据各类变换工艺流程分别找出最佳节能点, 设置一台“可控移热变换炉”, 将热水塔出口变换气带出的系统热量转化为高品位蒸汽, 同时减少变换系统蒸汽添加量, 降低系统阻力, 降低循环冷却水耗。

我们对湖南安乡晋煤金牛50kt/a合成氨的中低低装置节能改造时 (系统压力0.8MPa) , 保持原有中低低工艺不变, 仅增加一台可控移热变换炉, 类似于在变换装置上设置一台副产3t/h饱和蒸汽的余热回收锅炉, 工程量小, 投资低, 不影响有效生产时间。该装置于2012年12月投入运行, 运行数据如下 (吨氨) :

(1) 变换系统出口CO含量由原来的1.2%降至0.6%;

(2) 系统阻力由原来的0.12MPa降至0.07MPa;

(3) 蒸汽消耗下降135kg;

(4) 变换冷却水消耗下降了20m3;

(5) 同时副产0.6~1.3MPa饱和蒸汽236kg, 供造气及铜洗使用;

(6) 热水循环量由原来的9 860kg降至5 670kg;

(7) 热水塔出口变换气温度由原来的102℃降至82℃;

(8) 水移热可控移热变换炉投运后, 公司停运一台4t/h沸腾锅炉。

改造后吨氨节省运行费用45.6元, 5个月可以回收全部工程投资。

5 适用于无饱和热水塔低水气比、低CO的“可控移热变换”技术简介

5.1 适用范围及技术要点

本可控移热变换技术主要用于常压间歇式固定床气化炉所产半水煤气以及高炉气、焦炉气、兰炭气等尾气回收生产合成氨或制氢的变换装置, 系统压力一般在2.0~2.7MPa、外供蒸汽、催化剂为以γ-Al2O3为载体钾盐为活性促进剂的低温催化剂。

从终端气气换热器出口变换气温度高低可判断变换装置节能与否。传统工艺气气换热器出口变换气在120℃, 而我公司设计的可控移热变换装置气气换热器出口变换气温度不超过90℃。

5.2 传统变换工艺存在的问题

以固定床间歇式气化炉产低水气比、低CO半水煤气的合成氨厂为例。单套合成氨装置生产能力若在180kt/a以上, 变换装置压力一般提高到2.0~2.7MPa之间。由于压力提高, CO2、H2S等酸性气体在热水中溶解度增大, 循环热水pH低, 酸性腐蚀加剧, 部分厂家添加到热水塔中的水质不稳定或热水塔排污不及时, 水中总固体偏高, Cl-及其他酸根离子对不锈钢焊缝有晶间腐蚀, 变换系统中低于露点以下的设备、管道及管件均出现大量腐蚀。近十年来建设的系统压力大于2.0MPa的变换装置均取消了饱和热水塔, 采用“绝热反应+喷水冷激”的全低变工艺设计理念。此类型变换装置普遍存在以下问题。

(1) 系统阻力偏高。加热半水煤气或回收变换气热量只能采用间接换热方式, 换热设备多, 流程长, 已运行的装置系统阻力在1.0MPa左右。

(2) 催化剂活性下降, 造成运行能耗高。一、二段催化剂反硫化现象严重, 使用寿命短或活性下降, 大量CO反应被移到后续催化剂床层, 本来用于平衡段的催化剂床层温度升高, 造成蒸汽消耗高, 回收变换系统热量的设备腐蚀加剧, 变换系统冷却水量大。

(3) 蒸汽消耗高。如果变换系统出口CO含量在1.2%~1.5%之间, 吨氨蒸汽消耗一般在350~450kg。

(4) 低品位热能多。取消饱和热水塔后, 只能采用除氧水或脱盐水间接换热方式回收变换气显热和潜热, 产生大量低品位热能。

(5) 工程投资大、设备维修费用高。由于出最后一段催化剂床层的变换气夹带蒸汽量大、露点腐蚀点多, 加热半水煤气的换热器、除氧水加热器、脱盐水加热器以及喷水增湿器等设备均需选择不锈钢材质, 势必造成工程投资大。即使选择了不锈钢, 由于夹带蒸汽量大、露点腐蚀多, 气体中有Cl-, 设备仍然腐蚀严重, 维修费用高。

5.3 可控移热变换技术的优势

南京敦先公司针对无饱和热水塔低水气比、低CO半水煤气变换工艺, 采用“可控移热变换”专利技术很好地解决了以上问题。本公司为山东联盟设计一套2.5MPa、合成氨生产能力为150kt/a的“可控移热变换”装置于2013年10月投入运行, 主要经济技术指标如下:

(1) 变换系统出口CO≤4.0%;

(2) 变换系统吨氨蒸汽消耗≤85kg (添加蒸汽-副产蒸汽) ;

(3) 系统阻力≤0.036MPa;

(4) 出最后催化剂床层变换气夹带蒸汽量均低于2.49%, 在脱盐水加热器气体才到露点温度 (露点温度76.5℃) , 只有脱盐水加热器、变换冷却器两台设备存在露点腐蚀, 其他设备及相连接的管道内气体温度均在露点以上, 有效延长设备使用寿命, 提高装置运行的安全稳定性;

(5) 吨氨变换冷却水消耗在5.012m3以下;

(6) 工程投资降低15.0%左右。

6“可控移热变换炉”简介

6.1 可控移热变换炉结构

可控移热变换炉由壳体和内件组成。壳体由筒体、上封头、下封头组成。上封头与筒体之间采用法兰连接, 法兰之间采用“Ω”形密封, 上下封头分别设有气体进出口。内件由水移热管束、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, 见图1。内件与外筒可拆卸, 管内走水, 管外装催化剂, 下部设有催化剂自卸口。

6.2 可控移热变换炉流体走向

(1) 气体走向原料气从变换炉上部进入, 经侧面径向分布器进入催化床层, 然后沿径向 (与换热水管呈90°垂直换热, 传热效果好) 通过催化床层, 反应的同时与埋设在催化床层内的水管换热, 再经内部集气筒收集后由下部出变换炉。

(2) 水走向来自汽包的不饱和水自可控移热变换炉下部进水管进入变换炉, 再经下部大环管、分配管分配至各换热管内与反应气体换热, 然后通过上环管或集水箱收集后去汽包, 在汽包中分离出蒸汽, 分离下来的水从汽包下部再次进入可控移热变换炉参与下一循环。

6.3 可控移热变换炉优点

(1) 通过设置绝热层、非均布或均布管等手段, 催化剂床层可以设计为恒温、有100℃温差的变温、进口温度高出口温度低的平衡反应床层等, 使用范围广, 满足各种变换装置需求。我们把变换炉视为“鞋”, 催化剂视为“脚”, 根据催化剂物性参数、气体成分、压力、CO转化率以及在流程中所处的位置去设计, 确保催化剂的活性充分发挥出来, 延长催化剂使用寿命。

(2) 采取全径向结构, 径向分布筒、催化剂床层及集气筒阻力之和不超过0.01MPa。

(3) 副产蒸汽可以是饱和蒸汽, 也可以是过热蒸汽。

(4) 内件与外筒可拆卸, 内件可以单独起吊、更换, 检修十分便利, 完全杜绝因催化剂自卸不掉造成整台设备报废现象。

(5) 承压部件全部为无缝钢管, 根据焊接要求选取换热管规格及壁厚, 承压部件均可承受10.0MPa以上的压差, 移热管束安全稳固, 完全避免了单管板、板式以及绕管式甲醇反应器承受压差小、单管板上下两侧或同心圆的圆周之间温差必须小于50℃, 催化剂难自卸等诸多问题。

(6) 由于有饱和水蒸气、灰尘以及羰基镍、羰基铁等物质, 必定会造成首先与气体接触部位的催化剂发生结块现象, 我们将与气体首先接触部位的催化剂设置成绝热层, 绝热层内部不设置换热管。再者, 上部设有便于拆卸的承压封头, 催化剂装填及自卸非常方便。

7 结论

变换装置 第6篇

1 影响耐硫变换反应所需的工艺条件

1.1 压力的影响

虽然说压力对变换反应的平衡影响甚微, 但提高压力确实能提高耐硫反应的发生。从反应平衡角度来说, SO的平衡浓度与压力无关。不过从反应动力学角度而言, 加压能大大提高反应速度。进而有利于耐硫变换工艺的进行。

1.2 温度的影响

耐硫变换反应属于可逆放热反应, 所以低温有利于反应向生成SO2和H2的方向进行。不过从动力学角度说, 温度提高时反应的速度会加快, 因而就有最佳反应温度的存在, 由变换反应的化学平衡可知, 在较高的温度下, 变换反应具有较高的反应速度;在较低的温度下, 就可以获得较高的变换率。对于低变来说, 不但要考虑催化剂的活性温度, 还要注意气相中的水汽含量, 以确定低变过程的温度下限。因为低变过程中催化剂的操作温度较低, 而气体中水蒸汽含量又较高, 当气体低温进入低变系统时, 在耐硫变换工艺过程中就会产生消极影响, 反之, 就会有利于耐硫变换的正常进行。

2 耐硫变换工艺技术在新型煤气化装置中的实际应用

变换炉是在煤气化装置中实现耐硫变换工艺的核心部分, 也是耐硫变换所围绕的中心。当在新型煤气化装置中应用时, 高浓度的SO变换问题就是研究的核心。目前, 耐硫变换工艺在新型煤气化装置中的实际应用主要体现在以下几个方面:

2.1 半煤气化脱硫

由于各工序操作对温度具有严格的要求, 所以其生产过程需要用大量的热进行交换设备并耗用较多的能量来调节, 从而调整各工序的操作温度。自六十年代以来, 各国大力发展耐硫变换工艺技术来改善这一不足, 耐硫变换技术是七十年代开发成功的新净化过程中的重要组成部分。它将含有硫化物的粗煤气先进行CO转换, 然后进行脱除硫化物和CO, 由此而来, 就可以将原有程序中的八道精华程序缩短成五道净化程序。这样便简化了工艺流程, 减少了设备的台数, 降低生产成本同时提高企业的经济效益。

2.2 变换炉改造

以往的变换工艺使得催化剂的活性得不到充分发挥, 反应不宜在低温下进行, 不仅增加了能耗, 而且减少了催化剂的使用寿命, 再加上二段进口温度较高, 容易使二段超温, 这样, 使整个变换装置的调整具有很大的影响。

为此, 在2009年7月, 根据催化剂厂家某化学有限公司的建议, 我们对耐硫变换工艺技术进行了进一步的改进, 使变换炉一段出口变换气先经过变换炉进料换热器之后再进中压废锅, 通过变换炉进料换热器的冷副线来调整某段变换炉的进气温度。通过调整中压废锅所产蒸汽的压力来调节变换炉二段进气温度。这样, 变换炉一段的进气温度调节将更为敏感。同时, 变换炉二段不再受变换炉一段的今日温度的控制的影响, 变换后, 变换炉一段和二段的温度的调节将更加灵活, 并且两者之间互不影响, 互不干扰。从而很好的控制耐硫变换中的温度。

3 耐硫变换工艺技术在新型煤气化装置中的应用的好处

3.1 扩大生产能力

耐硫变换工艺中催化剂的活性比较高, 工业操作控速较其他催化剂而言高了一倍还多。由此可见, 在催化剂的含量不变的情况下, 耐硫变换工艺的生产能力能够提高一倍还多。

3.2 变换率较高

耐硫变换工艺中起反应的温度为180℃~200℃之间, 这个温度有利于变换的平衡, 而在实际变换过程中, 耐硫变换工艺过程的温度大约保持在200℃左右 (比温度可使CO的变换率达到99%, 变换气中残留的CO含量0.03%~0.04%) 。

3.3 简化工艺流程

由原来的三次脱硫, 二次变换, 二次脱碳改为二次脱硫, 一次变换, 一次脱碳。耐硫变换工艺流程短, 设备少, 有利于计算机的全面自动化控制, 从而减少人工, 优化操作, 减少一些不必要的消耗。

3.4 节能降耗

耐硫变换工艺操作温度低, 流程短, 因此需要的熟交换设备少, 水, 电, 汽的消耗相应减少, 从而节约能量, 耐硫变换工艺的总变换率也能提高。由此减少原料的消耗。

4 结语

随着我国经济社会的不断进步, 科研力量不断加大, 耐硫变换工艺技术在新型煤气化装置中的应用也越来越广泛。虽然煤气化技术在各个国家都有属于自己独特的优势。不过相应的也有一些不足之处, 因此, 耐硫变换工艺技术也要不断寻求自我优化, 才能使耐硫变换工艺技术成为煤气化技术中的经济型技术。

摘要：上世纪90年代以来, 各种耐硫变换工艺技术逐渐出现。像GSP, WHC等新型先进的气化技术除了具有节能、环保和能量转化效率比较高等优点, 同时, 也带来了对下游的新型气化技术更高的要求和更大的挑战。

关键词：耐硫变换,煤气化装置,应用

参考文献

[1]路春荣, 李芳玲, 王岱玲/国内外耐硫变换催化剂现状/[N]化肥工业.2.

变换装置 第7篇

1 变换工艺流程

变换工艺流程见图1。

1.水煤气废热锅炉;2.第一水分器;3.中温换热器;4.变换炉; 5.中压废锅;6.第二水分器;7.高压锅炉给水加热器; 8.第三水分器;9.低压废锅;10.第四水分器;11.锅炉给水加热器; 12.脱盐水加热器;13.变换气水冷器;14.第五水分器

来自气化工段的水煤气(241.93℃,6.25MPa(G),水气比为1.50),经煤气水分离器(V6401)分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后,进入水煤气废热锅炉(E6401)。由锅炉给水加热器(E6406)来的锅炉给水(159℃,4.0MPa(G))送至水煤气废热锅炉(E6401),水煤气与锅炉水在水煤气废热锅炉中换热后,温度降至234℃,同时生产2.5MPa(G)饱和蒸汽,饱和蒸汽送往中温换热器/蒸汽过热器(E6402)后,将产生的过热蒸汽(360℃)送往管网。降温后的水煤气经第一水分离器(V6402)分离冷凝液后,分成四股,一股气作为配气不经过变换炉(R6401),另一股气进入中温换热器(E6402),预热至260℃,进入变换炉,第三股作为冷激气不经中温换热器(E6402)直接进入变换炉二层,第四股作为冷激气不经中温换热器进入变换炉上部入口阀前。变换炉内装有二段耐硫变换催化剂,气体在变换炉中发生变换反应,出变换炉的变换气CO含量约为8%(干),温度约为406℃,经中温换热器/蒸汽过热器换热降温后,温度降为385℃,与作为配气的另一股水煤气混合为CO含量19%(干)、温度为324℃的变换气。变换气进入中压废热锅炉(E6403),与外管来的锅炉给水(133℃,2.5MPa(G))换热,产生1.3MPa(G)饱和蒸汽送管网,同时出口变换气温度降至210℃,经第二水分离器(V6403)分离冷凝液后的变换气进入高压锅炉给水加热器(E6404),高压锅炉给水加热器以外管来的锅炉给水(133℃,15.0MPa(G))作冷却介质,换热后锅炉给水升温至190℃送往外管,变换气温度降至191℃经第三水分离器(V6404)分离冷凝液后进入低压废热锅炉(E6405),与外管来的锅炉给水(133℃,1.6MPa(G))换热,产生0.7MPa(G)饱和蒸汽送管网,温度降至175℃的变换气经第四水分离器(V6405)分离冷凝液后进入锅炉给水加热器(E6406),与外管来的锅炉给水(133℃,4.0MPa(G))换热,锅炉给水被加热到159℃送水煤气废热锅炉,变换气降温至170℃,经过脱盐水加热器(E6407)温度降至70℃,来自脱盐水站的脱盐水被加热至69℃送至界外,降温后的变换气再经过变换气水冷器(E6408)温度降至40℃,经第五水分离器(V6406)分离出低温冷凝液后送至低温甲醇洗。

气体组成和设计指标见表1和表2。

2 催化剂的硫化

2.1 催化剂的物化性质

QCS-01型耐硫变换催化剂是一种具有Ti-Mg-Al三元载体结构的Co-Mo型CO耐硫变换催化剂,具有强度和强度稳定性高,活性和活性稳定性高,抗粉化能力强,其活性特别是低温活性好,具有耐宽温、宽硫、宽水气比特性,其物化性质见表3。

2.2 催化剂的装填

变换炉分为上下两段,内径ϕ3600mm。变换炉底部装填ϕ50mm瓷球,然后再铺一层ϕ10mm瓷球20mm,上面铺二层金属丝网后装填催化剂。装填工作严格按照方案进行,每装填0.5m高度时用木耙扒平。为避免直接踩在催化剂上,扒平时垫上木板。为使气流分布均匀,防止偏流发生,在催化剂上部铺一层20mm厚ϕ10mm瓷球。瓷球与催化剂之间用不锈钢丝网隔开。

变换炉上段装填催化剂2m高,下段装填催化剂3m高。共装填耐硫变换催化剂50.9m3。

2.3 催化剂的硫化

QCS-01耐硫变换催化剂的活性组分Co、Mo只有在硫化态才具有变换活性,因此在使用前用含硫的气体进行硫化。为了缩短开工时间,我厂对催化剂提前进行硫化备用。硫化方式采用循环硫化,即N2为载气压缩循环,定时往系统补入H2和CS2,通过控制CS2的加入量和温度对催化剂进行硫化。

2008年11月23日13:00,整个循环系统压力稳定,床层温度200℃～220℃恒温,配入的H2连续三次分析浓度大于20%,遂打开CS2贮罐阀门引入CS2开始硫化。11月24日11:00由于空分停车,无低压氮气,硫化停止,11月26日0:00空分正常后继续进行硫化,至8:00床层温度稳定在300℃,进出口H2S平衡,停止加入CS2和H2,系统循环降温,N2置换。

硫化过程严格按照与催化剂厂家共同制定的硫化方案进行,CS2加入量逐渐增加,采取“提温不提硫,提硫不提温”的措施保证整个过程床层温度平稳,没有出现因CS2加入量过大造成的大幅波动的现象。

2.4 导气及运行

2008年12月4日8:30变换系统第一次接气,因中压废热锅炉集气器法兰垫片泄露和变换系统去火炬放空阀出现故障,导致进入变换炉的工艺气在变换炉上部剧烈反应,产生的热量不能移出,变换系统立即切气,变换炉床层上部温度最高上升到650℃。放空阀修好后,立即用低压氮气对变换炉吹扫降温,持续时间约1 h将床层温度稳定在260℃,变换系统停车检修。

2008年12月13日8:00分,变换系统再次接气。由于管道阀门为手动,每次开阀由于流量的波动,致使床层热点温度波动较大,为不引起超温,本次接气决定采用快速导气的方法,1h内将系统压力提至4.0 MPa。催化剂床层由于经过大气量的冲击,温度较低,但并没有出现垮温现象。经过大约2h,床层热点温度慢慢升至460℃稳定,变换炉出口气体成分合格,具备往后工序低温甲醇洗导气条件。由于新硫化的催化剂初期活性较高,而且负荷较低,变换产生的热量带不走,致使床层温度较高。调节入口调温副线以降低入口温度,但在副线全开的情况下,入口温度只能降到270℃,出口温度450℃。

3 工业运行结果与讨论

变换装置开工初期由于前工序原因一直处于低负荷运行,至2009年8月气化系统双炉并气,变换系统负荷增加,直至满负荷运行,目前负荷约75%。运行数据表明,即使在100%负荷下运行,变换炉出口的CO含量也是远小于设计值。截止到2010年5月31日,催化剂累计运行时间约为8615h,期间由于前后工序各种原因造成停车41次,甚至2009年12月由于晃电原因导致变换系统在短时间内由炉前迅速泄压,对催化剂造成了一定冲击,但从再次开车后运行数据分析,变换炉压差及活性没有明显的变化。

4 结 论

QCS-01耐硫变换催化剂在我厂变换系统使用一年多的时间,经受住了多次停开车接气及泄压冲击的考验,变换炉压差基本没有变化,出口CO含量远小于设计指标,表明变换催化剂完全满足我公司甲醇生产的需要,能够保障变换系统高负荷长周期稳定运行。

摘要：介绍了耐硫变换催化剂QCS-01在60万吨甲醇装置变换炉的装填、硫化及应用情况,运行结果表明该催化剂性能良好,完全满足我公司甲醇生产的需要。

关键词：耐硫变换催化剂,硫化,工业应用

参考文献

[1]李小定,陈劲松,等.Co-Mo系宽温耐硫变换催化剂[J].小氮肥设计技术,2005,26(2):12-17.

[2]庄光山,等.QCS-01耐硫变换催化剂的应用阶段总结[J].大氮肥,2005,28(3):191-193.