張躍文 孫雙紅 (山西陽(yáng)煤豐喜肥業(yè)〔集團(tuán)〕有限責(zé)任公司 山西運(yùn)城044000)
山西陽(yáng)煤豐喜肥業(yè)(集團(tuán))有限責(zé)任公司臨猗分公司合成氨二分廠(chǎng)的200 kt/a甲醇裝置(100 kt/a×2套)采用水煤漿清華爐制氣、耐硫全低變、位阻胺脫硫、MDEA脫碳、5.0 MPa低壓甲醇合成工藝。2013年,由于全國(guó)甲醇產(chǎn)能?chē)?yán)重過(guò)剩,市場(chǎng)行情長(zhǎng)期萎靡不振,經(jīng)多方數(shù)據(jù)分析,臨猗分公司決定將100 kt/a的甲醇生產(chǎn)裝置進(jìn)行改造,用于生產(chǎn)100 kt/a的合成氨。
本次改造僅對(duì)變換工段進(jìn)行改造,脫硫、脫碳等工段不變,即可滿(mǎn)足合成氨的需求。
通過(guò)與各設(shè)計(jì)單位的多次溝通、交流,對(duì)近幾年新技術(shù)的調(diào)研及對(duì)傳統(tǒng)變換與等溫變換技術(shù)進(jìn)行了比較、分析。
絕熱型變換爐是國(guó)內(nèi)小氮肥行業(yè)普遍使用的爐型。絕熱型變換爐為全軸向型,所裝催化劑一般分為2段或3段,煤氣經(jīng)過(guò)催化劑床層升高到一定溫度后,再經(jīng)間接換熱或直接冷激,降低氣體溫度,而后進(jìn)入下一段催化劑床層繼續(xù)反應(yīng)。第1段催化劑反應(yīng)溫度一般較高,目的在于加快反應(yīng)速度,提高催化劑的利用率;第2段反應(yīng)溫度較第1段低,最后一段反應(yīng)溫度最低,主要考慮化學(xué)平衡。由于溫度不斷變化、各處反應(yīng)速度不均衡,催化劑利用率較低,氣體通過(guò)床層的阻力也較大。
當(dāng)變換氣體中CO體積分?jǐn)?shù)超過(guò)30%,變換反應(yīng)因濃度差大,推動(dòng)力也較大,因此,變換反應(yīng)床層極易超溫,而且很難控制,催化劑易被還原或燒毀,使用壽命大大縮短,導(dǎo)致系統(tǒng)的阻力、熱能的失衡。絕熱型變換爐的總造價(jià)較高。
等溫型變換爐為全徑向型,在變換爐內(nèi)催化劑床層中設(shè)置換熱管,CO變換反應(yīng)熱不斷通過(guò)管內(nèi)冷介質(zhì)移走,使催化劑床層從上到下溫度變化不大。等溫型變換爐由耐壓的外殼以及裝有催化劑的內(nèi)件和熱交換器所組成。正常操作時(shí),氣體由頂部外側(cè)進(jìn)入,通過(guò)外殼與內(nèi)件之間的環(huán)隙,以使外壁保持相對(duì)低溫,氣體由徑向框均勻分布進(jìn)入催化劑床層,進(jìn)行CO的變換反應(yīng),反應(yīng)所放出的熱量與埋在催化劑中的換熱管內(nèi)過(guò)飽和熱水進(jìn)行熱量交換,這樣,變換氣體在催化劑床中邊反應(yīng)邊換熱,反應(yīng)熱在汽包不斷地以產(chǎn)生中壓蒸汽的形式被移走,反應(yīng)后的變換氣離開(kāi)催化劑床層,徑向均勻地進(jìn)入中心集氣管,經(jīng)中心管導(dǎo)向由爐底排出,然后進(jìn)入熱交換熱器與氣化系統(tǒng)來(lái)的水煤氣換熱,提高進(jìn)變換爐的煤氣溫度,汽包產(chǎn)生的 2.5 MPa 飽和蒸汽送往蒸汽管網(wǎng)。
孔徑由Φ8.5 mm擴(kuò)孔至Φ10.0 mm。經(jīng)核算,循環(huán)工作液流量可控制在653~1 113 m3/h,既可滿(mǎn)足現(xiàn)在生產(chǎn)負(fù)荷要求,又能滿(mǎn)足擴(kuò)產(chǎn)要求。
(2)改造液體分布盤(pán)上的升氣管,即將升氣管由下到上分別沿四周均勻開(kāi)Φ0.5~2.0 mm逐漸擴(kuò)大的小孔。系統(tǒng)流量較小時(shí),氣液分布盤(pán)上方的持液量可以從底部Φ0.5 mm孔徑的孔中通過(guò);系統(tǒng)流量較大時(shí),氣液分布盤(pán)上方的持液量可以從上部Φ2.0 mm孔徑的孔中通過(guò),循環(huán)工作液流量的調(diào)整彈性大,從而徹底解決了塔盤(pán)上持液量大的難題,保證了循環(huán)工作液通過(guò)催化劑層的瞬時(shí)流量,避免了部分工作液氫化反應(yīng)過(guò)度,有利于控制氫化反應(yīng),減少或避免氫化反應(yīng)中產(chǎn)生降解物。
(3)增加氫化下塔底部惰性瓷球的裝填高度,即將瓷球裝填高度由1.2 m增加到2.0 m。改造后,不僅有效提高了底部匯集器破旋渦能力,而且有效地提高了底部已氫化后的工作液與催化劑的接觸空間,從而避免底部工作液再次過(guò)度氫化反應(yīng)。
采用等溫變換技術(shù)具有以下優(yōu)勢(shì):可以利用相變移走變換反應(yīng)熱,可靠實(shí)用,實(shí)現(xiàn)恒溫反應(yīng),操作簡(jiǎn)單,易于控制;懸掛雙套水管,不受殼體限制,可自由伸縮,結(jié)構(gòu)可靠;徑向反應(yīng),阻力小,高徑比大,易大型化;等溫反應(yīng),催化劑使用壽命大大延長(zhǎng);變換反應(yīng)熱幾乎全部回收利用,副產(chǎn)蒸汽品位高、產(chǎn)量大,反應(yīng)器水汽系統(tǒng)無(wú)動(dòng)力,采用自然循環(huán)方式;系統(tǒng)無(wú)飽和熱水塔,無(wú)噴水裝置,自產(chǎn)干燥蒸汽供反應(yīng)用,免除設(shè)備腐蝕根源; 通過(guò)調(diào)節(jié)汽包蒸汽壓力,可輕松控制床層溫度。
經(jīng)認(rèn)真研究、討論,決定采用湖南安淳高新技術(shù)有限公司自主開(kāi)發(fā)的高CO等溫低溫變換技術(shù)對(duì)臨猗分公司100 kt/a甲醇裝置進(jìn)行改造,在變換系統(tǒng)新增1臺(tái)等溫變換爐,將變換系統(tǒng)出口氣體中CO體積分?jǐn)?shù)由改造前約18.0%降至<0.9%,以滿(mǎn)足合成氨生產(chǎn)對(duì)原料氣的要求。
來(lái)自氣化系統(tǒng)水煤氣→水煤氣廢熱鍋爐→氣水分離器→熱交換器→變換爐→熱交換器→變換氣廢熱鍋爐→鍋爐水加熱器→有機(jī)硫水解槽→脫鹽水加熱器→變換氣冷卻器→變換氣分離器→脫硫系統(tǒng)。
來(lái)自氣化系統(tǒng)水煤氣→煤氣分離器→熱交換器→預(yù)變換爐(凈化爐)→等溫變換爐→熱交換器→變換氣廢熱鍋爐→有機(jī)硫水解槽→汽包給水預(yù)熱器→高溫脫鹽水預(yù)熱器→1#變換氣分離器→低溫脫鹽水預(yù)熱器→變換氣冷卻器→2#變換氣分離器→脫硫系統(tǒng)。
臨猗分公司甲醇改合成氨項(xiàng)目從2013年6月 5日開(kāi)始現(xiàn)場(chǎng)管道拆除、安裝到系統(tǒng)開(kāi)車(chē),僅用了40 d時(shí)間。系統(tǒng)開(kāi)車(chē)后,各項(xiàng)指標(biāo)均達(dá)到了預(yù)期目標(biāo),變換系統(tǒng)出口氣體中CO體積分?jǐn)?shù)穩(wěn)定在0.6%左右,低于設(shè)計(jì)要求(0.9%)。等溫變換系統(tǒng)運(yùn)行數(shù)據(jù)如下。
變換系統(tǒng)進(jìn)口氣體:壓力約3.53 MPa,溫度約208.7 ℃,流量約104 000 m3/h(標(biāo)態(tài));氣體成分(體積分?jǐn)?shù))約為42.7% CO,38.5% H2,19.1% CO2;
預(yù)變換爐出口氣體中CO體積分?jǐn)?shù):約37%;
等溫變換爐出口氣體:溫度約259 ℃,其中CO體積分?jǐn)?shù)約0.6%;
系統(tǒng)出口的變換氣:約3.48 MPa,約209.7℃;
汽包運(yùn)行參數(shù):運(yùn)行壓力約3.4 MPa,溫度244 ℃,副產(chǎn)1.3 MPa蒸汽11.6 t/h。
由于設(shè)計(jì)時(shí)考慮催化劑使用末期的床層溫度280 ℃,床層溫度與汽包溫度差30 ℃,因而考慮汽包最高運(yùn)行溫度250 ℃,對(duì)應(yīng)飽和蒸汽壓3.97 MPa。目前運(yùn)行過(guò)程中,床層溫度與汽包溫度差僅15 ℃左右,則催化劑使用末期床層溫度為280 ℃時(shí),汽包的溫度將達(dá)到265 ℃,對(duì)應(yīng)的飽和蒸汽壓為5.1 MPa。建議在今后的設(shè)計(jì)中,應(yīng)慎重考慮汽包的設(shè)計(jì)壓力。
新增1臺(tái)換熱器利用原有設(shè)備,換熱面積僅為95.8 m2,只能將經(jīng)過(guò)熱交換器之后的水煤氣溫度由206 ℃提高至221 ℃,導(dǎo)致進(jìn)預(yù)變換爐的水煤氣溫度偏離露點(diǎn)溫度僅15 ℃,達(dá)不到設(shè)計(jì)要求的20 ℃,不利于預(yù)變換爐長(zhǎng)期穩(wěn)定運(yùn)行。