栗玉霞,谢永军

(1.济南盛源化肥有限责任公司,山东济南 250101;2.济南中正金码科技有限公司,山东济南 250101)

济南盛源公司氨醇生产能力为100 kt/a,建厂多年来,变换工艺一直采用常压变换,以氧化铁为催化剂。因常压变换工艺落后、能耗高,公司经考察研究,决定对常压变换工艺进行改造,于2010年7月将其改为加压变换,改造后节能效果显著。现将改造情况小结如下。

1 工艺流程简述

1.1 改造前

脱除H2S的半水煤气,经旋流板除沫器除掉气体夹带的液滴后,进入热水饱和塔底部与塔上部喷淋下来的热水逆流接触,进行传质传热。提高了温度和蒸汽饱和度的气体,在套管预热器前添加一段蒸汽,使蒸汽达到适当比例后进入套管预热器管外与管内的变换气间接换热,再进入热交换器管间与列管中的变换气换热,将温度提高到320～340℃,由顶部进入变换炉一段催化剂层,气体出变换炉一段再进入二段催化剂层。由变换炉底部出来的变换气,经套管预热器、热交换器进入水加热器,由热水塔底部进入热水塔,与塔顶喷下的热水换热后进入冷却塔,再经变换气总管去气柜。

1.2 改造后

由压缩机三段来的2.2 MPa半水煤气经丝网除油器、净化炉,煤气脱除油分、杂质后进入热交换器管内,与变换炉三段出口变换气换热,再进入中间热交换器进一步换热,换热后半水煤气温度达190～200℃,从变换炉顶部进入一段进行低变反应。一段出口变换气由中间热交换器上部进底部出,与半水煤气换热后,进入第一喷水汽化器,与脱盐水逆流接触降温增湿,再进入变换炉二段进行低变反应。二段出口变换气进入第二喷水汽化器,降温增湿后进入变换炉三段进行变换反应。变换气由三段底部出口出来,依次进入热交换器、水加热器、冷却器冷却降温,经水分离器分离气体夹带的水分后去变换气脱硫塔。

2 新上设备及作用

2.1 新上设备与投资(表1)

表1 设备与投资一览表

2.2 主要设备作用介绍

变换炉 内装Co-Mo系催化剂,在催化剂作用下炉内发生一氧化碳与水蒸气的变换反应。

除油器 过滤出半水煤气中所夹带的油。

增湿器 由变换炉一段出来的气体,在进入二段前喷水增湿,以便进入二段后参与反应。

净化炉 对出除油器的气体进一步净化除油。

调温水加热器 对换热后的变换气进一步降温。

3 改造效果与经济效益

3.1 改造效果

(1)电耗、汽耗大幅下降。同样两大两小4台压缩机满负荷正常生产情况下,吨氨电耗比原低压变换工艺降低85 kW·h,汽耗降低0.85 t。

(2)生产能力增大。造气系统改造后生产能力扩大,但是由于原变换工段的瓶颈作用,致使扩大生产一直不能实现。本次改造解决了这一问题,氨醇产能由原来的100 kt/a扩大至150 kt/a。

(3)热点温度降低。改造前因压力较低,为了加快变换炉内气体的反应速度,相应地控制较高的热点温度,一般在440～460℃。改造后,压力提至2.2 MPa,热点温度控制在310～330℃。

(4)循环冷却水用量减少。改造前吨氨变换循环冷却水量为40 t,改造后由于冷却效率提高,循环冷却水量减为25 t。

(5)醇氨比的调节范围扩大。项目改造后可以更宽范围地调节醇氨比,从而根据市场的需要及时调整产品结构,使企业效益最大化。

3.2 经济效益

采用加压变换后,吨氨醇电耗下降85 kW·h,吨氨醇蒸汽耗由1.2 t降为0.35 t,按电价0.4元/(kW·h),蒸汽120元/t计算,吨氨醇可节约生产成本136元;按年产氨醇100 kt计算,年可节约生产成本1 360万元。本项目总投资960万元,不到9个月就可收回全部投资。综合计算,一年可节约生产成本1785万元。

4 运行中应注意的问题

(1)压缩机出口的半水煤气在进入变换系统前应冷却到40℃以下,才能保证丝网除油器将绝大部分油分离掉。丝网除油器应定时冲洗,以免油被带进变换炉,污染催化剂。

(2)主热交换器应设冷副线,用来调节主热交换器出口煤气温度,或在氧含量跑高时用来迅速降温,以保护催化剂。

(3)变换炉一段热点温度过高,说明水煤气含氧高反应热多,或入炉温度过高。轻度超标时可开大煤气副线降低入口温度;明显超标(O2＞0.8%)时要减量生产;严重超标(O2＞1.0%)时应切气处理。

(4)用于增湿的脱盐水水质非常关键,要求脱盐水电导率≤0.5μS/cm。因为加压变换的喷水量较大,即使脱盐水中含有少量的盐类,日积月累也会造成大量的盐类吸附在催化剂床层,使催化剂床层阻力增大,活性下降。

5 结 语

本次加压变换工艺改造,借鉴了国内同类装置的一些经验,改造时去掉了原有的热水饱和塔,这样,既节省投资又避免了热水饱和塔流程腐蚀的问题。加压变换工艺自2010年7月投入生产至今,系统运行情况较好,大幅度降低了汽耗、电耗,使产品更具市场竞争力,对提高企业技术水平,增加经济效益均具有积极意义。