高水气比变换系统的升级改造

马 栋

（晋煤集团煤化工事业部，山西晋城 048000）

1 一期项目生产情况

1.1 多段绝热变换工艺简介

某肥料公司一期项目于2013年3月投运，变换工序采用高水气比多段绝热变换工艺，设计水煤气处理量150000m3／h，整套变换系统静止设备共计28台，其中主换热设备10台、变换炉4台 （变换催化剂装填量合计为165m3）；1＃变换炉有2个催化剂床层 （段间用冷煤气冷激），采用耐水合高温型钴钼系催化剂，2＃～4＃变换炉均装填宽温区低温高活性钴钼系催化剂。一期项目多段绝热变换工艺流程见图1。

1.2 生产运行中存在的问题

（1）由于航天炉加压气化工艺所产的水煤气CO含量高达60%以上，加之工艺方面的原因，水煤气中夹带的水汽量大，水煤气水气比达0.82，导致一期变换系统 CO总转化率仅为98.96%，CO转化率较低。

（2）副产2.5～3.8MPa的高品位蒸汽较少，只有 5～6t／h，却副产大量 （15～17t／h）0.5MPa的低品位蒸汽，能源利用效率较低。

（3）由于设备繁多、流程复杂，仅变换炉就有4台，水煤气通过催化剂床层会产生巨大的阻力降，系统压差高达0.2MPa，压缩机功耗大。

图1 一期项目多段绝热变换工艺流程图

（4）实际操作中，一期变换系统存在易超温等一系列问题，需频繁调整蒸汽添加量以维持变换炉炉温，带来很大的操作难度。

（5）整个一期变换系统需消耗大量的循环冷却水，系统热量没有得到有效利用，能量白白被浪费，而且给循环水系统的运行增加了较大的负担。

（6）大量高温高压设备出现严重腐蚀，其中冷激汽化器、气液分离器、换热器的腐蚀尤为明显。

一期变换系统正常运行时 （2013年5月20—23日）的主要运行数据见表1。

表1 一期变换系统主要运行数据

续表1

2 变换系统问题的解决方案

2.1 问题的提出及目标

二期项目设计产品和一期项目一样，仍为合成氨，并设计为可转产甲醇，且要求项目整体设计要优于一期项目，作为合成氨装置的核心系统——变换系统要达到以下目标：① 要能将出变换系统的CO含量降到更低的水平，变换系统CO转化率需达到99%以上；②提高副产高品位蒸汽的占比，降低副产低品位蒸汽的占比；③减少催化剂的装填量，降低系统阻力，减少能量损耗等；④减轻设备腐蚀。

要解决CO转化率不高等一系列问题，其关键在于变换炉的设计。因此，二期项目变换系统设计的重点就是选择适宜的变换炉类型，并确定一个合适的配套流程。

2.2 水移热等温变换炉的优势

针对一期项目变换系统生产运行中存在的问题，按照二期项目变换系统设计要解决的问题和需达到的目标，二期项目变换系统的重点设备——变换炉选择了水移热 （移热管束式）等温变换炉，其结构及工作原理见图2。

图2 水移热等温变换炉结构及工作原理示意

水煤气从等温变换炉顶部进气口进入，沿筒壁进入催化剂筐环隙，然后沿催化剂筐中小孔径向进入催化剂床层，水煤气中的CO与水蒸气发生变换反应，放出大量的热，通过分布埋藏在催化剂床内的由设备底部进入有流动加压热水的移热管将反应热移走；吸收了大量热量的水发生相变，产生中压蒸汽，沿出水管从设备顶部出变换炉；完成变换反应的气体则沿出气管上的小孔进入出气管，经出气管聚集后从变换炉底部出去。

相较于传统多段绝热变换工艺，水移热等温变换工艺具有设备少、流程短、露点腐蚀少、系统阻力低、工程投资少等优点。由于可提前通过控制蒸汽压力提升催化剂床层的温度，系统开车非常迅速且安全，较短时间内就可提升至满负荷运行。此外，水移热等温变换炉催化剂装填量不受超温问题的限制，而是根据催化剂的使用年限及T F值来选取的，一、二级等温变换炉催化剂的使用寿命分别可达5a、10a，与传统多段绝热变换工艺大概每年均需停车更换一级变炉催化剂相比，经济效益明显。

2.3 二期变换系统工艺流程

为实现效益的最大化，二期项目航天炉加压气化工艺后配置150kt／a甲醇系统和180kt／a合成氨系统各1套，变换系统的设计需满足既可生产合成氨又可生产甲醇的要求。为此，设计时在2＃等温变换炉后串联了1台绝热变换炉，当生产合成氨时，由于需要深度变换，水煤气通过1＃、2＃等温变换炉后达到工艺指标要求，不进绝热变换炉，通过旁路直接进入冷凝液加热器和除氧水加热器；当生产甲醇时，由于不需要深度变换，水煤气通过1＃等温变换炉后走2＃等温变换炉旁路进入3＃绝热变换炉，将因等温变换炉炉温较低未反应的羰基硫转化为硫化氢，使变换气氢碳比达到甲醇生产所需的2∶1。二期项目变换系统水移热等温变换工艺流程见图3。

图3 二期项目水移热等温变换工艺流程图

对比图3与图1可以看出，二期变换系统与一期变换系统主要有以下不同之处：①变换炉由一期的4台绝热变换炉改为二期的2台等温变换炉+1台绝热变换炉，变换炉台数减少，相应钴钼系变换催化剂的填装量减少，且二期变换系统1＃等温变换炉催化剂也由一期的耐高温钴钼系催化剂更改为使用寿命更长的低温钴钼系催化剂；②二期变换系统1＃等温变换炉副产2.5～3.8MPa蒸汽，2＃等温变换炉副产1.0～1.6MPa蒸汽，此2种蒸汽压力等级均较高，属较高品位的蒸汽，由此去掉了一期变换系统的1＃、2＃、3＃低压蒸发冷凝器；③ 二期变换系统设置2＃等温变换炉、3＃绝热变换炉旁路 （见图3虚线），可根据工况需要在CO浓度发生改变或产品市场发生变化时进行流程调整，系统操作更加灵活，装置效率及效益更高。

3 变换系统升级前后运行情况的比较分析

2014年4月二期项目开车，经过6个月的轻负荷运行后，装置转为满负荷生产。二期变换系统2014年4月投运初期和2015年6月连续3d的主要运行数据对比见表2。可以看出，稳定运行时，变换系统进口CO含量维持在63.0%（干基）左右，1＃等温变换炉出口 CO含量≤2.97%，2＃等温变换炉出口 CO含量≤0.39%，等温变换炉阻力≤0.01MPa，系统总阻力≤0.09MPa，可副产2.5MPa蒸汽25～28t／h、1.0MPa蒸汽4～6t／h，床层温度平稳，同温面温差基本控制在10℃以内，各项技术参数与设计值基本一致。

表2 二期变换系统主要运行数据

据表1、表2的数据及实际生产情况可以看出，二期变换系统与一期变换系统相比具有以下明显优势。

（1）开车速度快、运行平稳。因为等温变换炉可以提前通过蒸汽换热将炉内催化剂床层温度提升至其反应活性温度，而不需要反应气从常温慢慢循环加热提温，所以从导气至转入正常生产用时仅约0.5h，速度非常快；且由于等温变换炉内的移热管束起到了维持床层温度稳定的作用，多余的热量被带走 （副产高品位蒸汽），不会出现催化剂床层超温或飞温现象。

（2）生产操作简便、省心。系统工艺控制仅有3个点且均可自动调节 （通过控制汽包内的蒸汽压力即可轻松控制床层温度；通过调节变换炉入口蒸汽量调整汽气比，即可控制变换炉出口CO含量），较一期变换系统的操作轻松了许多。

（3）对CO含量容忍度大。即使在进入变换系统的CO含量接近70%的情况下，床层温度依然平稳 （反应放出的大量热量均用于副产蒸汽），1＃等温变换炉出口CO含量变化在0.5%以内，系统出口CO含量基本上保持不变。

（4）床层温度稳定、均匀。一级等温变换炉 （1＃变换炉）同温面温差≤10℃，二级等温变换炉 （2＃变换炉）同温面温差≤5℃，催化剂床层温度分布与催化剂特性一致 （表明设计科学，气体在炉内管道中分布均匀、无偏流现象），预计其催化剂使用寿命较一期变换系统至少多出3a（一期变换催化剂的设计使用寿命为365d），系统连运水平明显提高。

（5）副产高品位蒸汽量大、低品位热能少。正式投产以来，二期变换系统副产2.5MPa蒸汽量基本在25～28 t／h、1.0MPa蒸汽量在4～6 t／h，其为整个工艺系统贡献的蒸汽用于生产水煤气、尿素以及发电等，从而节省了锅炉产蒸汽；另外，相较于一期约228t／h的脱盐水用量来说，达到相同的变换程度二期变换系统脱盐水用量较一期变换系统少约93t／h，且系统出口变换气温度降低约3.8℃。

（6）变换炉及系统阻力低。由于等温变换炉保证了炉内温度在催化剂设计反应温度范围，保护了催化剂的活性，防止了因超温等不规范操作导致的催化剂粉化、结块等现象，从而降低了系统阻力；即使在满负荷生产情况下，二期变换系统平均阻力降也在0.09MPa以下 （折电耗每小时下降约266kW·h），远低于一期变换系统0.20MPa的阻力降，一级等温变换炉、二级等温变换炉阻力降低至0.01MPa左右。

（7）变换催化剂使用量减少。等温变换炉的高效反应特性使得二期项目2台等温变换炉可以达到一期项目4台绝热变换炉的工作效率，二期项目变换催化剂装填量较一期项目少33m3。

4 变换系统升级前后技术经济指标及效益对比

4.1 技术经济指标对比

一期项目与二期项目变换系统的主要设计参数 （工况条件）基本相同，仅仅是采用的工艺技术不同。一、二期项目变换系统2015年6月21日同一时刻的主要技术经济指标见表3。

表3 一、二期项目变换系统主要技术经济指标对比

4.2 经济效益对比

4.2.1 计算基准

4.6MPa蒸汽价格 150元／t、2.5MPa蒸汽价格 130元／t、1.0MPa蒸汽价格 110元／t、0.5MPa蒸汽价格100元／t；电价0.54元／（kW·h）；脱盐水价格1元／t；一期项目绝热变换炉催化剂平均价格11.5万元／m3，二期项目等温变换炉催化剂价格9万元／m3；全年有效运行时间8000h（330d）。

4.2.2 直接经济效益

据表3数据及上述计算基准，二期项目变换系统直接经济效益计算如下。

副产2.5MPa蒸汽效益：（27.4-5.8）×130×8000÷10000＝2246.4万元。

副产1.0MPa蒸汽效益：（4.10-0）×110×8000÷10000＝360.8万元。

节电效益：266×0.54×8000÷10000＝114.9万元。

节水 （少用脱盐水）效益：（228-135）×1×8000÷10000＝74.4万元。

少产0.5MPa蒸汽减少的效益：（16-0）×100×8000÷10000＝1280万元。

多用4.6MPa蒸汽增加的费用：（5.9-1.5）×150×8000÷10000＝528万元。

合计全年直接经济效益：2246.4+360.8+114.9+74.4-1280-528＝988.5万元。

4.2.3 间接经济效益

长周期运行主要考虑变换催化剂整体使用周期的问题。二期项目采用等温变换工艺后，因无超温对催化剂的损害，钴钼系变换催化剂使用寿命将大大延长。按照二期项目等温变换炉催化剂使用周期为4a、一期项目绝热变换炉催化剂使用周期平均为1.5a进行间接经济效益核算。

该公司2015年财务报表显示：二期项目总投资15亿元，每次原始开车消耗原材料、辅材、一次水、循环水、电、蒸汽、人工等费用在600万元左右，每次更换变换催化剂及硫化需耗时20d；二期装置税前利润为10000万元／a，设备折旧为10a。

等温变换炉年节省催化剂费用：165×11.5÷1.5-132×9÷4＝968万元。

减少更换催化剂及硫化耗时年增加的税前利润：10000÷8000×20×24×（1÷1.5-1÷4）＝250万元。

减少年折旧费用：150000÷10÷8000×20×24× （1÷1.5-1÷4） ＝374万元。

年节省生产费用：600×（1÷1.5-1÷4）＝250万元。

合计全年间接经济效益：968+250+374+250＝1842万元。间接经济效益在总经济效益中的占比为1842÷（1842+988.5）＝65.1%。

5 结束语

企业是以盈利为目的的，失去利润的企业将难以生存。在国内传统合成氨、甲醇企业竞争越来越白热化的今天，谁能在生产工艺中挖潜提效、抓好技术创新，谁就能在激烈的市场竞争中生存下去。某肥料公司二期变换系统设计时，在一期变换系统的基础上进行升级改造，选择了在高水气比、高CO含量工况下有明显优势的水移热等温变换新工艺后，每年产生近3000万元的比较收益，有效地提升了企业的市场竞争力，为企业的可持续发展提供了强有力的支撑。