等温变换技术的应用

张跃文 孙双红 (山西阳煤丰喜肥业〔集团〕有限责任公司 山西运城044000)

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分厂的200 kt/a甲醇装置(100 kt/a×2套)采用水煤浆清华炉制气、耐硫全低变、位阻胺脱硫、MDEA脱碳、5.0 MPa低压甲醇合成工艺。2013年，由于全国甲醇产能严重过剩，市场行情长期萎靡不振，经多方数据分析，临猗分公司决定将100 kt/a的甲醇生产装置进行改造，用于生产100 kt/a的合成氨。

1 技术方案的选择

本次改造仅对变换工段进行改造，脱硫、脱碳等工段不变，即可满足合成氨的需求。

通过与各设计单位的多次沟通、交流，对近几年新技术的调研及对传统变换与等温变换技术进行了比较、分析。

1.1 绝热型变换炉

绝热型变换炉是国内小氮肥行业普遍使用的炉型。绝热型变换炉为全轴向型，所装催化剂一般分为2段或3段，煤气经过催化剂床层升高到一定温度后，再经间接换热或直接冷激，降低气体温度，而后进入下一段催化剂床层继续反应。第1段催化剂反应温度一般较高，目的在于加快反应速度，提高催化剂的利用率；第2段反应温度较第1段低，最后一段反应温度最低，主要考虑化学平衡。由于温度不断变化、各处反应速度不均衡，催化剂利用率较低，气体通过床层的阻力也较大。

当变换气体中CO体积分数超过30%，变换反应因浓度差大，推动力也较大，因此，变换反应床层极易超温，而且很难控制，催化剂易被还原或烧毁，使用寿命大大缩短，导致系统的阻力、热能的失衡。绝热型变换炉的总造价较高。

1.2 等温型变换炉

等温型变换炉为全径向型，在变换炉内催化剂床层中设置换热管，CO变换反应热不断通过管内冷介质移走，使催化剂床层从上到下温度变化不大。等温型变换炉由耐压的外壳以及装有催化剂的内件和热交换器所组成。正常操作时，气体由顶部外侧进入，通过外壳与内件之间的环隙，以使外壁保持相对低温，气体由径向框均匀分布进入催化剂床层，进行CO的变换反应，反应所放出的热量与埋在催化剂中的换热管内过饱和热水进行热量交换，这样，变换气体在催化剂床中边反应边换热，反应热在汽包不断地以产生中压蒸汽的形式被移走，反应后的变换气离开催化剂床层，径向均匀地进入中心集气管，经中心管导向由炉底排出，然后进入热交换热器与气化系统来的水煤气换热，提高进变换炉的煤气温度，汽包产生的 2.5 MPa 饱和蒸汽送往蒸汽管网。

孔径由Φ8.5 mm扩孔至Φ10.0 mm。经核算，循环工作液流量可控制在653～1 113 m3/h，既可满足现在生产负荷要求，又能满足扩产要求。

(2)改造液体分布盘上的升气管，即将升气管由下到上分别沿四周均匀开Φ0.5～2.0 mm逐渐扩大的小孔。系统流量较小时，气液分布盘上方的持液量可以从底部Φ0.5 mm孔径的孔中通过；系统流量较大时，气液分布盘上方的持液量可以从上部Φ2.0 mm孔径的孔中通过，循环工作液流量的调整弹性大，从而彻底解决了塔盘上持液量大的难题，保证了循环工作液通过催化剂层的瞬时流量，避免了部分工作液氢化反应过度，有利于控制氢化反应，减少或避免氢化反应中产生降解物。

(3)增加氢化下塔底部惰性瓷球的装填高度，即将瓷球装填高度由1.2 m增加到2.0 m。改造后，不仅有效提高了底部汇集器破旋涡能力，而且有效地提高了底部已氢化后的工作液与催化剂的接触空间，从而避免底部工作液再次过度氢化反应。

采用等温变换技术具有以下优势：可以利用相变移走变换反应热，可靠实用，实现恒温反应，操作简单，易于控制；悬挂双套水管，不受壳体限制，可自由伸缩，结构可靠;径向反应，阻力小，高径比大，易大型化；等温反应，催化剂使用寿命大大延长；变换反应热几乎全部回收利用，副产蒸汽品位高、产量大，反应器水汽系统无动力，采用自然循环方式；系统无饱和热水塔,无喷水装置，自产干燥蒸汽供反应用，免除设备腐蚀根源； 通过调节汽包蒸汽压力，可轻松控制床层温度。

经认真研究、讨论，决定采用湖南安淳高新技术有限公司自主开发的高CO等温低温变换技术对临猗分公司100 kt/a甲醇装置进行改造，在变换系统新增1台等温变换炉，将变换系统出口气体中CO体积分数由改造前约18.0%降至<0.9%，以满足合成氨生产对原料气的要求。

2 工艺流程

2.1 改造前工艺流程

来自气化系统水煤气→水煤气废热锅炉→气水分离器→热交换器→变换炉→热交换器→变换气废热锅炉→锅炉水加热器→有机硫水解槽→脱盐水加热器→变换气冷却器→变换气分离器→脱硫系统。

2.2 改造后工艺流程

来自气化系统水煤气→煤气分离器→热交换器→预变换炉(净化炉)→等温变换炉→热交换器→变换气废热锅炉→有机硫水解槽→汽包给水预热器→高温脱盐水预热器→1#变换气分离器→低温脱盐水预热器→变换气冷却器→2#变换气分离器→脱硫系统。

3 等温变换系统运行情况

临猗分公司甲醇改合成氨项目从2013年6月 5日开始现场管道拆除、安装到系统开车，仅用了40 d时间。系统开车后，各项指标均达到了预期目标，变换系统出口气体中CO体积分数稳定在0.6%左右，低于设计要求(0.9%)。等温变换系统运行数据如下。

变换系统进口气体：压力约3.53 MPa，温度约208.7 ℃，流量约104 000 m3/h(标态)；气体成分(体积分数)约为42.7% CO，38.5% H2，19.1% CO2；

预变换炉出口气体中CO体积分数：约37%；

等温变换炉出口气体：温度约259 ℃，其中CO体积分数约0.6%；

系统出口的变换气：约3.48 MPa，约209.7℃；

汽包运行参数：运行压力约3.4 MPa，温度244 ℃，副产1.3 MPa蒸汽11.6 t/h。

4 存在问题

4.1 汽包设计压力偏低

由于设计时考虑催化剂使用末期的床层温度280 ℃，床层温度与汽包温度差30 ℃，因而考虑汽包最高运行温度250 ℃，对应饱和蒸汽压3.97 MPa。目前运行过程中，床层温度与汽包温度差仅15 ℃左右，则催化剂使用末期床层温度为280 ℃时，汽包的温度将达到265 ℃，对应的饱和蒸汽压为5.1 MPa。建议在今后的设计中，应慎重考虑汽包的设计压力。

4.2 热交换器的换热面积偏小

新增1台换热器利用原有设备，换热面积仅为95.8 m2，只能将经过热交换器之后的水煤气温度由206 ℃提高至221 ℃，导致进预变换炉的水煤气温度偏离露点温度仅15 ℃，达不到设计要求的20 ℃，不利于预变换炉长期稳定运行。