中温变换改中串低工艺总结
唐保术，李广军
（黑龙江黑化集团有限公司，黑龙江 齐齐哈尔161041）
［摘 要］介绍黑化集团“18·30”项目尿素装置中温变换工艺及其运行状况，分析与探讨全低变、中串低两种技改方案的适用性，最终决定选用中串低工艺进行改进，将中变炉下段催化剂更换为EB6L耐硫变换催化剂后，变换系统吨氨蒸汽消耗大幅下降，取得了显著的经济效益。
［关键词］ 中温变换；全低变；中串低工艺；改造；催化剂；蒸汽消耗
［中图分类号］TQ 113.26+4.2 ［文献标志码］ B ［文章编号］ 1004-9932（2016）
黑化集团尿素系统是上世纪90年代建设的“18·30”装置，限于当时的条件，净化车间变换系统设计采用B113中变催化剂。中变催化剂较现在常用的低变催化剂蒸汽单耗大，生产成本高，2010年黑化集团尿素厂决定对变换系统进行改造，将中变炉下段催化剂更换为低变催化剂。现将技改方案确定及改造情况简介如下。
1 变换工艺
黑化集团“18·30”装置的变换工艺是典型的带饱和热水塔的中温变换工艺，其流程如图1所示。
由半脱系统来的半水煤气经原料气压缩机（K4101）压缩到2.8 MPa、温度183.8 ℃，入半水煤气分离器（V3107）分离掉冷凝水后，入饱和塔(C3101)与塔顶喷淋下来的热水逆流接触进行传质传热，使气体的水汽含量接近饱和，之后入中温换热器（E3101），与来自甲烷化加热器（E3407）的变换气换热，升温后进入蒸汽混合器（N3101），与来自管网的3.8 MPa经减压后的饱和蒸汽（开车时为过热蒸汽）混合进一步提高气体的水气比（H2O/干气＝0.66），达到变换所需的水气比且温度降至305 ℃左右进入中变炉（R3101）上段。中温变换炉内装3层B113催化剂，两层中间配有冷激水作为冷激副线，调节中变炉上段热点温度不超过480 ℃，中变炉上段出口气体中CO含量＜7.5%（干气）、温度为466 ℃，通过甲烷化加热器（E3407）换热后温度降至455 ℃，之后进入中温换热器（E3101）换热降温至339 ℃后进入淬冷器（V3105）喷入工艺冷凝水，温度降到300 ℃，同时水气比增加，之后气体进入中变炉下段。经过中变炉下段的进一步反应，出口变换气中CO含量≤3％、温度为334 ℃左右，通过循环热水加热器（E3103）换热后温度降到170 ℃，然后进入热水塔（C3101）底部，与饱和塔底出来的循环热水逆流接触传质传热，变换气出口温度降到140 ℃；接着变换气进入软水加热器(E3104)进一步回收热量，使气体温度降到70 ℃，再通过第一分离器(V3101)分离出冷凝水和变换气水冷器（E3105）换热降温到40 ℃后进入第二分离器（V3102）分离出冷凝水。最终出变换系统合格的变换气压力为2.63 MPa、温度为40 ℃，含H2S 0.01%、COS 14.5×10-6、CO2 35.2％。
图1带饱和热水塔中温变换工艺流程简图
C3101—饱和热水塔；R3101—中温变换炉；N3101—蒸汽混合器；E3101—中温换热器；E3103—循环热水加热器；E3104—软水预热器；E3105—变换气水冷器；E3106—氮气水冷器；V3101—第一分离器；
V3102—第二分离器；V3103—冷凝水槽；V3104—闪蒸槽；V3105—淬冷器；V3106—氮气水分离器；V3107—半水煤气分离器；F3101—氮气加热炉；K3101—氮气鼓风机；K3104—空气鼓风机；
P3101A/B—热水循环泵；P3102A/B—冷凝水泵
2 系统运行状况
“18·30”装置投产以来，变换系统一直存在蒸汽单耗高、系统腐蚀严重的问题。中变催化剂使用初期，运行较好时吨氨蒸汽消耗为1 t；中变催化剂使用后期，为保证工艺指标，只能提高中变炉热点温度和增加汽气比（加大蒸汽加入量），吨氨蒸汽消耗达到1.17 t。同时，由于采用饱和热水塔工艺，系统腐蚀严重，致使中温换热器列管泄漏，造成一部分煤气不经过中变炉上段直接进入中变炉下段，导致中变炉出口CO含量超标，为维持生产只能加大中变炉下段蒸汽加入量，最高时吨氨蒸汽消耗达1.23 t，而过量蒸汽的加入又导致系统热量增加，变换出口温度由40 ℃（指标值）升至60 ℃，造成后续NHD脱硫脱碳系统冷却效果不好，脱碳氨冷器用氨量由正常时的10 t/h左右增加到18 t/h，使冰机负荷加大，蒸汽消耗上升，且每个月都得停车一次对中温换热器列管进行堵漏直至更换新的中温换热器（在使用中变催化剂期间已更换过2台中温换热器）。此外，过量蒸汽的加入还致使中变炉压差高达0.35 MPa，系统热水温度高达240 ℃，过高的压差和过高的热水温度导致热水循环泵机械密封频繁泄漏，基本上10多天就更换1次，增加了设备维修成本。
2010年由于尿素市场价格低，装置生产成本过高，于是决定加大节能降耗技改的投入力度。经过对系统生产成本过高的几个环节进行研究分析后认为，对于净化工段而言，主要问题在于中变炉蒸汽加入量过大，一些较好的厂家吨氨蒸汽消耗可以控制在05 t以下，如果将中变催化剂更换为低变催化剂，可以把蒸汽加入改为喷水，可达到节省蒸汽的目的，而且由于低变催化剂的活性好和热点温度低，从而可以把系统整体温度降下来。为此，公司决定将中变催化剂更换为低变催化剂。
3 改造方案的选择
改造初期，我们同几个低变催化剂生产厂家沟通，催化剂生产厂家给出了2个技改方案：一是采用全低变，二是采用中串低工艺。选择全低变工艺无疑是最省蒸汽的，但存在如下两方面的问题。
（1）低变催化剂全名是“Co-Mo系耐硫宽温变换催化剂”，耐硫无上限但有最低硫含量限制，原料气中硫含量过低将发生反硫化反应，从而降低催化剂的活性。我公司装置原料气在进变换系统前设有1套栲胶脱硫系统，脱硫后半水煤气中H2S含量小于50 mg/m3；原料半水煤气中CO含量为32%，中变炉一段出口CO含量控制在10%，二段出口CO含量小于3%，变换炉一段当中需要反应掉22%的CO。经催化剂生产厂家计算得知，中变炉上段催化剂更换为低变催化剂后，正常生产中床层热点温度为380 ℃、汽气比为0.36。催化剂生产厂家提供的低变催化剂要求的最低硫含量见表1。
表1
催化剂生产厂家提供的低变催化剂要求的最低硫含量 mg/m3
|
热点温度 /℃ |
汽气比 |
|||||||
|
0.26 |
0.28 |
0.30 |
0.32 |
0.34 |
0.36 |
0.38 |
0.40 |
|
|
200 |
9.2 |
10.0 |
10.7 |
11.4 |
12.1 |
12.8 |
13.5 |
14.2 |
|
220 |
14.5 |
15.6 |
16.7 |
17.8 |
18.9 |
20.0 |
21.2 |
22.3 |
|
240 |
21.9 |
23.6 |
25.2 |
26.9 |
28.6 |
30.3 |
32.0 |
33.7 |
|
260 |
32.1 |
34.5 |
37.0 |
39.5 |
41.9 |
44.4 |
46.9 |
49.4 |
|
280 |
45.7 |
49.2 |
52.7 |
56.2 |
59.8 |
63.3 |
66.8 |
70.3 |
|
300 |
63.5 |
68.4 |
73.3 |
78.1 |
83.0 |
87.9 |
92.8 |
97.7 |
|
320 |
86.2 |
92.9 |
99.5 |
106.1 |
112.8 |
119.4 |
126.0 |
132.7 |
|
340 |
114.7 |
123.6 |
132.4 |
141.2 |
150.1 |
158.9 |
167.7 |
176.5 |
|
360 |
149.9 |
161.4 |
173.0 |
184.5 |
196.0 |
207.6 |
219.1 |
230.6 |
|
380 |
192.6 |
207.4 |
222.2 |
237.0 |
251.9 |
266.7 |
281.5 |
296.3 |
|
400 |
243.7 |
262.4 |
281.2 |
299.9 |
318.7 |
337.4 |
356.1 |
374.9 |
|
420 |
304.0 |
327.4 |
350.8 |
374.2 |
397.6 |
421.0 |
444.4 |
467.7 |
|
440 |
374.5 |
403.3 |
432.1 |
460.9 |
489.8 |
518.6 |
547.4 |
576.2 |
|
460 |
456.0 |
491.0 |
526.1 |
561.2 |
596.3 |
631.3 |
666.4 |
701.5 |
由表1可看出，中变炉一段热点温度控制在380 ℃，汽气比控制在0.36，要求半水煤气中H2S最低含量为266.7 mg/m3。若提高前工段栲胶脱硫系统出口硫含量，变换系统后续NHD脱硫系统将不能保证其出口硫含量指标，从而需要重新计算NHD脱硫系统的能力，需对NHD脱硫系统进行改造以提高其脱硫量。
（2）由于我厂工艺采用联醇工艺，在中变炉一段出口有1台甲烷化加热器（E3407），用中变炉一段出口变换气对甲醇合成系统进甲烷化炉工艺气进行加热，需把进甲烷化炉工艺气的温度提高10 ℃左右。换成低变催化剂后，由于中变炉一段出口温度会降低，则甲烷化加热器的换热面积不够了。经计算，需要更换1台更大换热面积的换热器，而甲烷化加热器操作压力为7 MPa，属高压设备，其更换成本过高，故此方案暂时不予考虑。
综合考虑，我公司最终决定暂时先更换中变炉下段催化剂为低变催化剂，也就是将中变工艺改为中串低工艺。
4 催化剂更换与运行情况
更多内容详见《中氮肥》2016年第4期