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變換工序硫化管線改造

文檔作者：李彥興文檔來源：江蘇靈谷化工有限公司		點(diǎn) 擊數(shù)：	更新時間： 2021年09月06日
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化工設(shè)計(jì)通訊第３９ 卷第４ 期
Chemical Engineering Design Communications ２０１３ 年８ 月
表２ ?。保埃盉CS２ 更新前后蒸汽參數(shù)
日期TI１５５３ ／
℃ TIC１００５ ／
℃ PIC１０１８ ／
MPa
PI１０３６ ／
MPa
FI１０３３ ／
kg／h
２０１０‐０１‐１２ ４１１ ４９８暢 ６ １１暢 ９１８ １２暢 １ ２３４ １８７ ２０１２‐１２‐２０ ３９０暢 ０８ ４９８暢 ４１ １１暢 ９５ １２暢 １９ ２５０ ５６０ 　　經(jīng)計(jì)算， 更換前１０１BCS２ 熱負(fù)荷為
６０ ８４１ ７８２暢６ kJ／kg ， 更換后１０１BCS２ 熱負(fù)荷為
８９ ６５０ ３６８ kJ／kg ； 即在９６暢１％ 的負(fù)荷下， 可增
產(chǎn)蒸汽１１ ０３８ kg／h 。據(jù)市場結(jié)算價， １２暢７ MPa
的高壓蒸汽約１６０ 元／t ； 裝置年運(yùn)行以３３０ d 計(jì)，
則增產(chǎn)蒸汽的效益為１１ ０３８ kg／h／１ ０００ kg／t ×
２４ h／d × ３３０ d／a × １６０ 元／t ＝ １３ ９８７ ３５３暢６ 元／a 。
其社會效益以節(jié)約標(biāo)煤（標(biāo)準(zhǔn)煤發(fā)熱值
２９ ２７０ kJ／kg）計(jì)， 則可節(jié)約標(biāo)煤（８９ ６５０ ３６８ －
６０ ８４１ ７８２暢６） × ２４ × ３３０／２９ ２７０ ＝ ７ ７９５暢１ t／a 。
7 　結(jié)　語
自２０１０ 年５ 月發(fā)現(xiàn)過熱蒸汽盤管換熱效率
下降問題， 到２０１２ 年４ 月更換上新模塊， 歷時
１ 年１０ 個月。過熱蒸汽盤管的更新改造， 提高
了裝置運(yùn)行的安全性， 降低了操作難度， 為裝置
高負(fù)荷運(yùn)行創(chuàng)造了條件； 消除了隱患， 降低了能
耗， 達(dá)到了既定的改造目標(biāo)。
變換工序硫化管線改造
李彥興
（江蘇靈谷化工有限公司，江蘇宜興　２１４２１３）
收稿日期： ２０１３‐０６‐２５
作者簡介： 李彥興（１９８１ － ） ，男，山東沂南人，博士，工程師，現(xiàn)在江蘇靈谷化工大化肥分公司合成車間工作。
　　摘　要： 介紹合成氨裝置變換催化劑選型、催化劑硫化工藝、硫化存在的問題及改造措施。
關(guān)鍵詞： 耐硫變換； Co‐Mo 催化劑； 硫化工藝； 改造措施
中圖分類號： TQ１１３暢２６＋ ４暢２ 　　文獻(xiàn)標(biāo)志碼： B 　　文章編號： １００３‐６４９０（２０１３）０４‐００１６‐０３
Revamp of Vulcanization Pipeline in CO Shift Unit
L I Y an‐xing
(Jiangsu linggu Chemical Co .,Ltd ., Yixing Jiangsu ２１４２１３ ,China) Abstract :Describe the choice of CO shift catalyst , the catalyst vulcanization process , the
vulcanization problems and the revamping measures . Key words :CO sulfur tolerant shift process ; Co‐Mo catalyst ; vulcanization process ; revamping
measures
　　江蘇靈谷化工有限公司大化肥一期項(xiàng)目合成
氨裝置以煤為原料， 設(shè)計(jì)日產(chǎn)合成氨１ ３００ t ； 尿
素裝置采用二氧化碳汽提法， 設(shè)計(jì)日產(chǎn)尿素
２ ０００ t ， 最大能力２ ２００ t 。整個項(xiàng)目包括空分、
氣化、變換、甲醇洗、甲烷化、合成、尿素等工
段。裝置自２００９ 年７ 月開車以來， 運(yùn)行情況較
好， 創(chuàng)造了可觀的經(jīng)濟(jì)效益?，F(xiàn)重點(diǎn)介紹變換工
段催化劑選型、催化劑硫化存在的問題以及硫化
工藝管線改造等三方面內(nèi)容。
1 　催化劑選型方案與原理
變換工段采用三段變換（串聯(lián)）和熱量回收工
藝（３ 個廢鍋） 。中溫變換爐（R‐２１０１）和低溫變換
爐（R‐２１０２ 、R‐２１０３）均采用Co‐Mo 系耐硫變換
催化劑。在變換爐前設(shè)置２ 臺并聯(lián)的過濾器（V‐
２１０２A／B） ， 其主要作用是捕捉粗煤氣中的雜質(zhì)、
灰塵等。各設(shè)備內(nèi)催化劑型號及裝填量如表１ 所
示（注： 表中所列裝填體積均是設(shè)計(jì)值； 考慮工
· １６ ·
第４ 期　李彥興： 變換工序硫化管線改造
藝上的要求， 在催化劑廠家的指導(dǎo)下， R‐２１０２
在２０１３ 年１ 月更換催化劑時， 實(shí)際裝填體積為
６８ m３ ） 。
表１ 　催化劑選型及裝填量
設(shè)備位號催化劑型號裝填體積／m３ V‐２１０２A／B QXB‐０１ ４０ R‐２１０１ QDB‐０３／QDB‐０４‐１ ５９ ／２０ R‐２１０２ QDB‐０４‐１ ６１ R‐２１０３ QCS‐０４ ７９ 　　Co‐Mo 系催化劑出廠時活性組分以氧化態(tài)
形式存在， 使用前必須進(jìn)行硫化， 以獲得較高的
催化活性［１ ］ 。經(jīng)過硫化以后， 催化劑活性組分
Co 、Mo 以硫化物形式存在， 對CO 的變換反應(yīng)
起到催化作用。硫化劑可采用H２ S 或CS２ ， 考
慮到運(yùn)輸和貯存等問題， 我公司在催化劑廠家的
配合下， 采用N２ 加H２ 加CS２ 的方法對催化劑
進(jìn)行硫化。硫化過程為放熱反應(yīng)， 發(fā)生的化學(xué)反
應(yīng)如下：
CS２ ＋ ４H２ ２H２ S ＋ CH４ ＋ ２４０暢６ kJ／mol
CoO ＋ H２ S 催化劑CoS ＋ H２ O ＋ １３暢４ kJ／mol
MoO３ ＋ ２H２ S ＋ H２
催化劑MoS２ ＋ ３H２ O ＋ ４８暢１ kJ／mol
2 　硫化工藝流程
硫化過程采用N２ 循環(huán)升溫， 廢鍋（E‐２１０２ 、
E‐２１０３ 、E‐２１０５）和脫鹽水預(yù)熱器（E‐２１０６）皆走
旁路。通過調(diào)整N２ 控制閥V２ 和高壓蒸汽控制閥
V４ ，控制催化劑床層升溫速率不超過５０ ℃ ／h 。當(dāng)
變換爐第一點(diǎn)溫度達(dá)到２３０ ℃ （床層各測點(diǎn)溫度
均超過２００ ℃ ）后， 打開H２ 控制閥V３ ， 使H２ 、
N２ 混合氣中H２ 含量在２０％ ～ ３０％ （體積分?jǐn)?shù)；
H２ 含量自各變換爐出口導(dǎo)淋取樣分析）之間， 然
后緩慢打開CS２ 控制閥V１ ， 引入硫化劑。硫化
反應(yīng)是放熱反應(yīng)， 應(yīng)密切關(guān)注變換爐床層溫度變
化， 避免CS２ 加入量過大造成催化劑床層飛溫
而損害催化劑。在硫化過程中， 控制變換爐出口
H２ 含量在１０％ ～ ２０％ 之間?？刂葡到y(tǒng)壓力在
０暢３ MPa（G）左右； 如壓力偏高， 打開放空閥V５
進(jìn)行部分放空。硫化流程如圖１ 所示（實(shí)線部
分） 。催化劑硫化時， CS２ 、H２ 、N２ 混合氣體按
順序依次通過３ 臺變換爐。
圖１ 　硫化工藝流程圖
E‐２１１１ — 開工加熱爐； R‐２１０１ — 第一變換爐； R‐２１０２ — 第二變換爐； R‐２１０３ — 第三變換爐； E‐２１０２ — ２暢５ MPa 廢鍋； E‐２１０３ —
１暢５ MPa廢鍋； E‐２１０５ — ０暢５ MPa 廢鍋； V‐２１０３ — 第一水分離器； V‐２１０４ — 第二水分離器； V‐２１０５ — 第三水分離器； E‐２１０６ — 脫鹽水
預(yù)熱器； E‐２１０７A／B — 水冷器； K‐２１０１ — 氮?dú)夤娘L(fēng)機(jī)
　　使用CS２ 作硫化劑， 無法準(zhǔn)確控制變換爐
入口H２ S 的濃度， 只能靠調(diào)節(jié)加入的CS２ 的量
進(jìn)行間接控制。理論上， 根據(jù)催化劑中活性組分
Co 、Mo 的含量， 每噸催化劑消耗硫化劑CS２ 約
８０ kg（催化劑廠家提供數(shù)據(jù)） ； 在實(shí)際硫化過程
中， 當(dāng)連續(xù)３ 次分析變換爐出口氣體中H２ S 含
· １７ ·
化工設(shè)計(jì)通訊第３９ 卷
量＞ ２０ g／m３ 時， 認(rèn)為硫化結(jié)束。
3 　催化劑硫化存在的問題
3暢1 　運(yùn)行狀況
在生產(chǎn)過程中， 來自氣化的水煤氣按流程依
次通過３ 臺變換爐， 其中第一變換爐運(yùn)行的條件
比較苛刻——— 除高負(fù)荷、高水氣比（約為１暢２ ）
外， 氣化來的水煤氣含有大量的粉塵和焦油。第
一變換爐承擔(dān)著主要的變換負(fù)荷， 將進(jìn)口水煤氣
中的CO 由４９％ （干基， 體積分?jǐn)?shù)； 下同）降至
出口的４％ （初期） ， 末期約為７％ 。第二變換爐
將第一變換爐出口的CO 濃度再次降低， 初期在
０暢８％ ， 末期在１暢２％ 。在第三變換爐中反應(yīng)的
CO 量最少， 當(dāng)?shù)诙儞Q爐熱點(diǎn)溫度下移至床層
底部時， 第三變換爐的反應(yīng)才會明顯增加。
據(jù)運(yùn)行過程中床層溫升、熱點(diǎn)位置和床層阻
力等數(shù)據(jù)， 我們于２０１２ 年３ 月對一變催化劑進(jìn)
行了更換（使用３３ 個月） ； 在２０１３ 年１ 月， 對二
變催化劑進(jìn)行了更換（使用４３ 個月） ； 三變催化
劑自２００９ 年７ 月投用至今， 尚在使用中。
3暢2 　存在的問題
使用狀況表明， 三爐催化劑的運(yùn)行環(huán)境和更
換周期不同。在硫化過程中， 我們對這兩次硫化
過程中的溫度進(jìn)行了重點(diǎn)關(guān)注。在一變催化劑硫
化時， 床層入口溫度最高達(dá)到２９０ ℃ ， 床層熱點(diǎn)
溫度最高達(dá)到３２２ ℃ ； 在二變催化劑硫化時， 床
層入口溫度最高達(dá)到２７０ ℃ ， 床層熱點(diǎn)溫度最高
達(dá)到２９５ ℃ 。按照催化劑廠家的建議， 單爐催化
劑硫化時， 為了達(dá)到較好的硫化效果， 硫化主期
床層熱點(diǎn)溫度應(yīng)達(dá)到３００ ～ ４００ ℃ 。對比發(fā)現(xiàn)，
目前的硫化工藝配置未能達(dá)到催化劑的最佳硫化
條件。
硫化溫度偏低， 導(dǎo)致催化劑硫化不徹底， 將
直接影響催化劑的性能。分析原因， 主要有： ①
開工加熱爐（E‐２１１１ ）所用高壓蒸汽管徑偏小
（DN５０） ， 不能提供足夠的熱量； ② 硫化時， 硫
化氣體按順序依次通過一變爐、二變爐和三變
爐。導(dǎo)致在硫化一變催化劑時， 床層入口溫度尚
能達(dá)到２９０ ℃ ； 在單獨(dú)硫化二變催化劑時， 由于
一變爐的熱量損失， 床層入口溫度僅能達(dá)到
２７０ ℃ 。據(jù)此推測， 單獨(dú)硫化三變催化劑時， 床
層入口溫度將更低。
4 　改造措施及效果
4暢1 　改造措施
開工加熱爐所用高壓蒸汽來自電廠鍋爐， 管
道較長（超過７００ m） ， 且壓力、溫度等級較高。
鑒于此， 我公司于２０１３ 年５ 月份對變換界區(qū)內(nèi)
硫化工藝管線進(jìn)行了改造： 增加開工加熱爐出口
至第二變換爐、第三變換爐的單獨(dú)硫化管線， 如
圖１ 所示（虛線部分） 。此次改造所用材料如表２
所示。
表２ 　硫化管線改造所用材料
項(xiàng)　目　　型號材質(zhì)數(shù)量
閘閥DN３００ ， ６００LB ， RF WC６ ／STL ３ 個
法蘭DN３００ ， ６００LB ， WN／RF １５CrMo ５ 對
異徑三通 DN６００ × DN３００ ， SCH４０ １５CrMo ２ 個 異徑三通 DN４００ × DN３００ ， SCH４０ １５CrMo １ 個 鋼管 DN３００ ， SCH２０ ２０ ＃ １１５ m ９０°彎頭 DN３００ ， SCH２ ２０ ＃ ８ 個
4暢2 　改造效果
此次改造， 對以后的硫化工作可謂是一勞永
逸。改造之后， 硫化工藝管線較好地適應(yīng)了３ 個
變換爐催化劑使用周期不同的特點(diǎn)， 可實(shí)現(xiàn)對更
換催化劑的單獨(dú)硫化； 據(jù)硫化一變催化劑（２０１２
年３ 月）的數(shù)據(jù)可以推測， 單獨(dú)硫化二變或三變
催化劑時， 床層熱點(diǎn)溫度均可超過３００ ℃ ， 硫化
質(zhì)量大大提高。此外， 此次改造還避免了因硫化
二變或者三變催化劑時硫化氣體需經(jīng)過前面變換
爐而吸附硫化劑， 如此既節(jié)約了硫化劑又可以準(zhǔn)
確地控制目標(biāo)單元硫化劑的用量。
5 　結(jié)　語
催化劑在生產(chǎn)中的地位舉足輕重［２ ］ ， 耐硫變
換催化劑的硫化效果則直接影響著催化劑的性能
和壽命。在開工加熱爐用熱源偏小的情況下， 此
次硫化工藝管線的改造可有效提高二變和三變催
化劑的硫化溫度， 提高催化劑的硫化效果， 從而
促進(jìn)催化劑性能的發(fā)揮及延長其使用壽命。
參考文獻(xiàn)：
［１］ 林玉波主編．合成氨生產(chǎn)工藝［M ］ ．北京： 化學(xué)工業(yè)出版
社， ２００９ ， P１３７ ～ １３８ ．
［２］ 劉化章．氨合成催化劑——— 實(shí)踐與理論［M ］ ．北京： 化學(xué)
工業(yè)出版社， ２００７ ， P１３ ～ １４ ．
· １８ ·

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