甲醇变换装置运行总结及改造

第38卷第4期化肥工业2011年8月甲醇变换装置运行总结及改造王峰(河南永煤集团龙宇煤化工有限公司永城47660摘要介绍了She粉煤气化制甲醇项目中的变换装置运行情况。针对该装置在运行过程中出现的第Ⅰ变换炉入口气体温度偏高、变换催化剂床层超温等问题,采取了相应的技改措施:加大煤气预热管线的尺寸、引入气化装置中压饱和蒸汽代替锅炉产生的中压过热蒸汽、变更第1变换炉煤气的引λ位置、改进第1淬冷过滤器喷淋装置设计、提高冷凝液泵压力和扬程等,并采用低水气比工艺进行了改造。改造后,降低了蒸汽用量,延长了催化剂的使用寿命。关键词甲醇变換改造总结Sum-Up of Operation of Shift Converter in Methanol Plantand its renovationWang FengHe nan Longyu Coal Chemical Co, Ltd. of Yongmei Group Co., Ltd. Yongcheng 476600)Abstract The operation of the shift converter is presented in a project for the manufacture ofmethanol by the Shell pulverized coal gasification process. In connection with the problems arisen inthe operation of the plant, viz., the slight higher temperature of the gas at the inlet of the first shiftconverter and the overtemperature of the shift catalyst bed, relevant technological transformationmeasures are taken, such as enlarging the size of the gas preheating pipe, introducing medium-pressuresaturated steam into the gasification unit instead of the medium-pressure overheated steam from theboiler, renovating the position for introducing the gas into the first shift converter, updating the designof the spray shower of the first quenching filter, and raising the pressure and head of delivery of thecondensate pump, and the low water-gas ratio process is used for renovation. After the revamp, thesteam consumption is lowered, and the service life of the catalyst is prolongedKeywords methanol shift conversion renovation sum-up河南永煤集团龙宇煤化工有限公司(以下简气量来实现CO的部分变换。其中,第1变换炉称龙宇煤化工)年产500kt甲醇装置是国内外首和第2变换炉采用国外进口的K811型催化剂,套以She粉煤气化工艺制取的原料气生产甲醇 Dypor607作为保护剂;第3变换炉采用国产的大型生产装置。由于She粉煤气化工艺制取QDB-04型催化剂,QXB-01型保护剂。为有效防的粗煤气中CO体积分数高达65%以上,因此变止甲烷化副反应的发生,整个工艺流程的水气比换装置采用宽温部分耐硫变换(2台炉)串联低温较高第1第2和第3变换炉的设计水气比分别部分耐硫变换(1台炉)工艺、段间激冷流程。该为1.02,0.52和0.37。工艺流程的设计思路:第1变换炉按反应动力学进行设计,而第2和第3变换炉按反应热力学进1工艺流程行设计,最终通过调整进入3台变换炉入口的煤变换装置工艺流程见图1。本文作者的联系电话:03705192990中国煤化工CNMHG第38卷第4期化肥工业2011年8月冷凝液来自冷凝液泵一原料过粗煤气来自煤气化装置滤器蒸汽混煤气換合器原料热器分离器煤预热器1“淬冷!|2“淬冷过滤器中压蒸汽来自管网一过滤器变换气去低温甲醇洗装7锅给水预热器①除盐水冷器第1变换炉第2变换炉第3变换炉24变换气分离器1变换气分离器图1变换装置工艺流程来自She粉煤气化装置的粗煤气首先进入变换装置一次开车成功,开始向低温甲醇洗装置原料气分离器分离出夹带的水分,然后进入原料送气。气过滤器除去固体机械杂质。出原料气过滤器的甲醇装置自2008年4月建成投产以来,截止粗煤气分成3股,其中第1股(约35%)进入煤气到目前为止共开停车15次,装置运行时间在预热器,与来自第3变换炉出口的变换气换热至420d左右。由于气化装置运行不稳定,变换装210℃进入蒸汽混合器,与加入的263℃蒸汽混置的运行负荷在75%~85%;2008年始终处于试合后进入煤气换热器,与来自第1变换炉出口的车阶段,2009年转入正常生产阶段。气体换热至260℃后进入第1变换炉进行变换反2.2存在问题应。出第1变换炉的变换气进入煤气换热器换热(1)第1、第2和第3变换炉催化剂存在超温后,与来自原料气过滤器的第2股粗煤气(约现象特别是第1变换炉的催化剂床层经常超温30%)混合然后进入1淬冷过滤器气体经喷水最高达到560℃,而催化剂正常使用温度在459℃降温后进入第2变换炉进行变换反应。出第2变左右。长期超温会造成催化剂的活性大幅降低换炉的变换气与粗煤气中剩余的约3%的气体使用寿命缩短,严重影响催化剂的安全运行。另(来自原料气过滤器的第3股粗煤气)混合后进外,为降低第1变换炉的催化剂床层温度,则必须入2"淬冷过滤器,气体经喷水降温后进入第3变增加第2和第3变换炉的负荷,结果造成第2和换炉进行变换反应。出第3变换炉的变换气进入第3变换炉的催化剂床层超温(比正常温度高出煤气预热器进行换热,然后依次经过各台换热器、30~40℃),且装置负荷越高,催化剂超温现象越分离器进行降温并分离冷凝水后出界区去低温甲严重形成恶性循环。当气化负荷达到90%以上醇洗装置。时,进入变换装置的气量超过120000m3/h(标2变换装置运行情况及存在问题态),此时催化剂床层超温现象更加严重,装置无法运行。2.1运行情况2)在装置运行过程中,第1变换炉的入变换催化剂于2008年2月装填完毕,3月上气体温度设计值为265℃,实际常常达到295℃,旬升温硫化结束。2008年4月5日,Shel粉煤气结果造成第1变换炉的催化剂床层温度较髙。为化炉点火成功,2:00顺利产出合格粗煤气,4:00了降低第1变换炉入口气体的温度,需要降低配变换装置开始接气;8h后,变换装置压力上升至蒸汽混合器的原料蒸汽温度并提高蒸汽流量。设计压力,3台变换炉床层温度均控制在指标范第2变换炉和第3变换炉入口气体温度的控制则围内,出口变换气中CO体积分数达17%左右。依赖于第1变换炉中国煤化工器中喷CNMHG 27第38卷第4期化肥工业2011年8月入的水量及水的雾化效果。第1变换炉配人蒸汽在正常生产时,降低第1变换炉人口气体温量的增加,增加了变换装置的消耗,也增大了各台度有以下几种方式。变换炉的水汽比,缩短了变换催化剂的使用寿命。(1)煤气预热器的管程介质为粗煤气换热后而且配入蒸汽量增加将造成变换装置冷凝液量的最终进入第1变换炉;煤气预热器的壳程介质为变增加,由于下游用户的用水量不变,变换装置的冷换气,即第3变换炉出口的高温气体,该股气体把凝液无法全部送出,经常造成冷凝液闪蒸罐溢罐进人第1变换炉的气体加热,满足第1变换炉内的冷凝液沿闪蒸酸气管线到达硫回收装置,导致硫变换反应需要;打开煤气预热器的壳程副线阀门,回收装置无法正常运行。减少第3变换炉出口的高温气体的进入量,从而可(3)由于来自气化装置的粗煤气中夹带水量降低煤气预热器管程出口粗煤气的温度。较多,原料气分离器分离排放的水量在2~3Uh(2)煤气换热器的管程介质为粗煤气,换热由于原料气分离器底部配置的是手动阀门,基本之后直接进入第1变换炉;其壳程介质为变换气,每30min需排放1次,劳动强度大,且存在高压即第1变换炉出口的高温气体,该股气体将进入气体串入低压设备的危险。第1变换炉的气体加热,满足第1变换炉内的变4)冷凝液闪蒸罐底部出口冷凝泵的出口压换反应需要;打开煤气换热器的壳程副线阀门,减力设计偏低,导致变换装置的喷水降温器用水无少第1变换炉出口高温气体进入其中的量,从而法正常加入系统,使1·和2淬冷过滤器的煤气出可降低管程出口粗煤气的温度。口温度比正常值髙30~50℃,造成第2和第3变(3)在工艺设计中,引入煤气预热器管程出换炉入口和催化剂床层超温;气化装置的水洗塔口管线内的粗煤气(设计温度为210℃)作为第1用水也无法正常加入系统,影响水洗塔的正常运变换炉的冷激气,用于调节其入口气体温度,其量转,结果使粗煤气中夹带的固体颗粒较多,造成冷由入口温度调节阀控制。但由于第3变换炉出口凝液泵的滤网堵塞、机械密封损坏、1和2“淬冷过煤气温度超温,造成该股气体温度有时高达滤器喷淋装置堵塞。320℃,无法起到调整第1变换炉入口气体温度(5)1′淬冷过滤器喷水量原设计为3.8Uh,的作用。即使所有阀门全开,淬冷过滤器的出口温度仍居(4)原料蒸汽(中压蒸汽,6.0MPa,425℃高不下,造成第2变换炉入口气体温度和催化剂配入蒸汽混合器中,然后进入第1变换炉参与反床层温度超温,严重影响催化剂的安全使用。应,蒸汽温度也影响第1变换炉入口气体温度。(6)装置在负荷较高下运行时,变换气分离为达到变换装置所用蒸汽设计值,在原料蒸汽管器底部冷凝液无法正常排放,易使冷凝液进入低道上设置减温减压器,将蒸汽温度降至280℃,压温甲醇洗装置,造成洗涤甲醇的水含量偏高,降低力降至3.8MPa,但这种工艺设计不仅浪费减温洗涤甲醇的吸收效率。水,而且浪费了蒸汽的内能。3改造方案3.2改造方案针对第1变换炉入口气体温度偏高的问题,情况分析根据工艺流程设计的特点,通过物料衡算和化工控制变换炉催化剂的床层温度主要有控制变热力学计算,采取的技改措施如下。换炉的入口气体温度、控制进入变换炉的煤气量、(1)煤气预热器的壳程副线原设计管径较小控制进入变换炉的水气比(即控制进入变换炉的(Φ150mm),即使是在此副线全开的情况下,亦蒸汽量)等几种方式。在原始设计中,变换炉的无法使出口煤气温度降至合适的范围内,从而影气体处理量是一定的,只要不超过最大设计值,调响第1变换炉入口粗煤气温度的控制。现将壳程整进入变换炉的煤气量毫无意义;增加变换炉的副线管径改为φ250m,以降低煤气预热器管程蒸汽用量,尽管可降低催化剂床层的温度,但能耗出口粗煤气的温度,增大操作弹性。由于是沿原大幅度提高。因此,降低变换炉的催化剂床层温管道走向进行技改,现场安装空间不够,按管道应度的关键是控制好变换炉的入口气体温度。力重新计算,技改后不TYH中国煤化工也CNMHG第38卷第4期化肥工业2011年8月解决了原管线所留空间不足的难题。换装置在高负荷条件下出现第2和第3变换炉入(2)煤气换热器的壳程副线管径较小口气体温度偏高的现象,为此对第2和第3变换(φ150mm),即使是在此副线全开的情况下,亦炉的入口淬冷过滤器用水量的各项设计数据进行无法使其出口煤气温度降至合适的范围内,成为对比(表1)。导致第1变换炉入口粗煤气超温因素之一。为表1淬冷过滤器用水量设计数据对比此,将此副线管径改为φ250mm,以降低煤气换项目1“淬冷过滤器2″淬冷过滤器热器管程出口粗煤气的温度。在实际改造中,不物料平衡设计数据/(kg·h1)1329213365存在现场余留空间不够的问题,副线管路改造完调节阀设计数据/(m3·h1)全按原管路走向进行。正常15.0(3)为降低原料蒸汽温度,引入气化装置副最大16.0产的中压饱和蒸汽以替代原锅炉生产的过热中压设计用水量/(t·h1)蒸汽。此项技改不但有效降低了变换装置用于给由表1可看出:调节阀门选型和物料平衡设蒸汽降温的锅炉给水用量,而且通过降低蒸汽温计相一致,但1淬冷过滤器的设计用水量小于物度(原为425℃,现为330℃)有效解决了第1变料平衡设计数据,而2淬冷过滤器的设计用水量换炉入口粗煤气温度难以控制的问题,同时部分与物料平衡设计数据基本相当。用超声波流量计解决了气化装置副产蒸汽放空的问题,减少了能对实际用水量进行测定,结果1°淬冷过滤器为源的浪费。1.8U/h,2“淬冷过滤器为7.8th。(4)原第1变换炉入口温度调节阀从煤气预对实测数据和设计数据的差量进行分析,认热器管程出口处引入煤气,由于温度较高,对第1为淬冷过滤器喷嘴堵寒是引起第2和第3变换炉变换炉入口煤气温度的调节作用不大。现将管线口气体温度偏高的根本原因之一。在随后大修改为与冷煤气未进入煤气预热器之前的煤气管线的过程中,对1和2淬冷过滤器的喷嘴进行了检连接,将温度较低的煤气(160℃)通过第1变换查,发现喷嘴有50%的部位被黑色坚硬的固体所炉入口温度调节阀引入至第1变换炉的入口,可堵塞。针对1·淬冷过滤器设计喷水量偏小的情以更好地控制第1变换炉入口煤气温度况,对其喷淋装置进行了技改。技改前、后喷嘴分(5)在2008年10月的运行过程中,发现变布对照及设计数据分别见图2和表2。10只喷嘴均布,陶下19只喷嘴均布,向下喷淋,唤淋角喷淋,喷淋角90°483mm×40mm76.1 mmx. mm@320mm×x35mm4244只喷嘴均布,向5只喷嘴均布,向淋,喷淋角90°喷淋喷淋角90°技改前喷嘴分布技改后喷嘴分布图21·淬冷过滤器喷淋装置喷嘴技改前、后分布对照表21淬冷过滤器喷淋装置技改前、后设计数据改造前改造后项目d冷激管口e开工管口日d冷激管口开工管口总喷淋量/(t·h水温/℃158压力/MPa(绝压)压差/MPa喷嘴数量/只管道直径/mm中48.3×4.032.0×3.5中76.1x5.0中42.4×3.6中国煤化工CNMHG第38卷第4期化肥工业2011年8月(6)1淬冷过滤器内冷激水喷淋管道直径的φ250mm;更变了第1变换炉入口温度调节阀引增大和喷头数量的增加,虽然增加了冷激水量,有人煤气的位置,直接从煤气预热器管程入口管线效地控制了第2变换炉的入口气体温度,但是还引入煤气。从2008年7-8月装置运行数据来不能完全避免喷嘴的堵塞。这是由于煤气冷凝液看,第l变换炉的入口气体温度得到有效控制,基中所夹带的煤灰等杂质太多所致。为此,在冷凝本接近设计值;由于气化负荷在60%~70%,变液闪蒸罐的冷凝液出口管道上增加溢流挡板,以换装置没有突现更大问题阻止催化剂颗粒、焊渣等杂质进入泵体内,可有效2008年9月,再次利用检修机会对煤气预热防止泵入口滤网堵塞和泵的损坏现象发生,保证器的壳程副线进行改造。10月装置在高负荷下冷凝泵的长周期运行。运行,第1变换炉的催化剂床层温度在460(7)为了保证淬冷过滤器的正常用水量,更480℃,基本达到设计要求;第1变换炉的蒸汽消换了冷凝液泵(设计排出压力由4.52MPa改为耗量由60υh降至37t/h,装置能耗大輻降低,甲5.20MPa,泵扬程由365m改为440m,电机功率醇生产成本明显下降。由75kW改为90kW,叶轮级数由7级改为2008年12月,对变换装置第2和第3变换8级),可有效地防止1"和2"淬冷过滤器喷嘴的炉催化剂超温的问题进行了技改,主要是对1淬堵塞。冷过滤器的激冷水喷嘴进行改造。在2009年8)在实际生产中,由于来自煤气化装置的1月满负荷运行期间,第2和第3变换炉的入口粗煤气中含有的固体杂质较多及变换气中夹带催气体温度都控制在设计值,催化剂床层温度没有化剂粉,当这些工艺气体经过原料气分离器和变出现超温现象,各项温度指标在正常范围内。换气分离器时,分离下来的冷凝液中含有较多微2008年12月对冷凝液泵进行了更换。从小固体杂质这些杂质最终汇集至冷凝液闪蒸槽,2000年1月运行情况来看,冷凝液泵的出口压力容易造成冷凝液泵损坏及停车后无法正常盘车、稳定在5.0~52MPa,确保了淬冷过滤器的喷水1“和2"淬冷过滤器喷嘴堵塞等现象。为此,分别量,保证了第2变换炉人口气体温度在正常指标在原料气分离器和变换气分离器的冷凝液出口管范围内,并使冷凝液闪蒸槽的液位得到有效控制。线上装配过滤器,滤网为380um(40目)。限流孔板的孔径增大后,变换气分离器排液增设过滤器必定会增大管道阻力,造成排液较顺畅,液位稳定控制在50%,满足了高负荷生不畅。为了避免因排液不及时而造成煤气中带产的要求。水,将第1和第2变换气分离器出口冷凝液管线通过在原料气分离器和变换气分离器的冷凝上的限流孔板的限流孔孔径由6mm分别扩大至液管线上增加过滤器和对冷凝液闪蒸槽冷凝液出20mm和15mm。口的改造,清理冷凝液泵滤网的频率明显下降,且(9)从装置实际运行情况来看,原料气分离再未出现异物进入泵体造成损坏的现象。器中分离出的冷凝液较多。但由于其底部导淋上原料气分离器的液位调节阀改造于2008年安装的是手动截止阀,需现场操作人员频繁操作7月完成。技改后,实现了液位控制自动化,降低此阀进行排液,不仅增大了工作强度,而且操作不了操作人员的劳动强度,避免了由于误操作引发当会使高压煤气串入下游低压设备,或排液不及的串压事故的发生。时而造成原料气带液进入变换炉。为此,在原料气分离器底部导淋处增设1台液位联锁阀,由此5低水气比改造阀控制冷凝液的排放。采用She粉煤气化技术的变换装置原设计采用高水气比的激冷或废锅流程,选用3~4台变4改造后运行情况换炉进行变换反应,其中第1变换炉以化工反应2008年6月,利用大检修机会实施了变换装动力学为设计依据,其它几台变换炉以化工反应置第1变换炉入口气体温度技改方案:首先把煤热力学为设计依据。由于变换反应是放热反应,气换热器的壳程副线尺寸由原中50m改为高含量的媒气变v」中国煤化工求CNMHG第38卷第4期化肥工业2011年8月降低变换炉人口气体温度,同时提高入口气体的比改造:第1变换炉改用QDB05型催化剂,第2水气比来防止变换炉催化剂床层超温,导致变换变换炉上层和下层分别装填QDB05型和QDB装置需消耗大量的中压蒸汽。04型催化剂,第3变换炉催化剂不作更换;为降变换装置低水气比流程采用加入蒸汽量来控低第1变换炉入口气体温度,在原冷激线基础上制变换反应深度,具有耗用蒸汽量少、催化剂起活再增加1条冷激线,管道直径为φ250mm,其安温度低、运行成本少的特点。借鉴河南中原大化装位置及作用与原冷激线相同。低水气比变换工装置改造的成功经验,对变换装置实施了低水气艺流程各段变换指标见表3表3低水气比变换工艺流程各段变换指标煤气总量平衡温气体组成/%(体积分数)催化剂淬冷水量/加蒸汽量变换炉水气比温度/℃(m3.h-1,标态)距℃CCO2H2装填量/m3(th2)(1,b-)人口0.26066.0712.2218.23.10.00出口0.0329066741536.0028.1133.13入口0.20013116745.2823.2128.517221/199.52452352人口0.11017270229.8231.3836.1722,15510.8出口0.0321876ll31619.5036.8441.252010年4月完成变换装置低水气比改造,除很少,大大减轻了工艺废水处理的负荷,降低了环增加1条冷激管线外,其它没作改动。变换装置保费用,有效地保护了环境。采用低水气比工艺后,第1变换炉入口粗煤气中所夹带的饱和蒸汽就可满足正常生产时所需要的6结语蒸汽量,故第1变换炉无需补人中压蒸汽;在第2河南永煤集团龙宇煤化工有限公司的甲醇变和第3变换炉前的淬冷过滤器内喷入急冷水,急换装置经过近3年的运行,暴露出了诸多问题。冷水被高温工艺气汽化,不仅降低了变换炉的入通过改造,目前各台变换炉的出口CO含量均满口工艺气温度以满足生产要求,而且得到变换反生产要求,催化剂床层热点温度均控制在正常应所需的蒸汽。改造前第1变换炉入口需补入范围内满足了高负荷生产的要求,延长了催化剂蒸汽37Uh,按蒸汽成本130元/t年运行时间的使用寿命蒸汽耗量大幅降低,取得了良好的经8000h计,则每年节约蒸汽成本费用3848万元。济效益。并且采用低水气比工艺后,产生的工艺冷凝液量(收稿日期201006-28少必必你必必必必价必的必必(上接第15页)好采用计量泵计量。止斗提机过载。(2)硫酸脲设备、管路腐蚀6结语由于硫酸脲腐蚀性较强,若设备、管路材质选经不断改进完善,硫酸脲氨化法工艺技术已型不当,会出现较严重的腐蚀情况,管路焊接处表日趋成熟,与其它尿基复合肥生产工艺相比,具有现更为明显。生产成本低、产品质量好、工艺适应性强等诸多优应对措施:①根据硫酸脲的特性,选用更为合点。如已有氨酸法工艺设备,则改造量很小,工艺适的材质,如工程塑料、增强聚丙烯、碳化硅等。和操作变化不大,但产品质量、产量和操作上都有②将硫酸脲配制罐的温度控制在规定范围内。明显提高,是尿素溶液喷浆和氨酸法工艺升级的(3)硫酸脲流量计及调节系统优选技术。随着我国化肥行业的发展,市场对产硫酸脲流量采用电磁流量计计量,在试生产品质量的要求不断提高,硫酸脲氨化法尿基复合过程中,可能受介质电导率波动管道安装形式变肥生产技术以其独特的工艺、优越的产品特性已化的影响,致使测量波动较大,调节困难。经成为尿基复合肥发展的新方向。应对措施:改用质量流量计或转子流量计,最中国煤化工1)CNMHG 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