中氮肥2010第五期.doc

袋式除尘技术在恩德炉富氧气化工艺中的应用研究 曲顺利，张数义，狄晓亮（山东省化工规划设计院，山东济南250013） 摘要针对现在煤气化工艺造气污水浪费和环境污染的弊端，对袋式除尘技术进行了研究，并成功引入到了恩德炉粉煤富氧气化工艺中。该技术应用后可以极大地减少造气污水装置的处理量，减少污水排放和环境污染。袋式干法除尘后收集的干灰可以直接送循环流化床锅炉作为燃料，减少了废渣的排放。 关键词袋式除尘器；恩德炉；富氧气化；污水处理 中图分类号X 701.2 文献标识码A 文章编号1004 - 9932( 2010) 05 - 0001 - 03O引 言 目前合成氨甲醇装置常压煤气化工艺的后续除尘冷却系统均采用水喷淋除尘降温工艺：含大量粉尘的造气污水无压返回造气污水系统，经过平流池、旋流池等多次沉淀，清水经冷却塔降温后循环使用，污泥外送堆放或填埋1。造气污水系统属于开放式系统，高温造气污水经过沉淀池时会大量蒸发，不仅造成了大量水的损失，而且水里的污染物挥发也污染了周围的空气。同时由于煤气中未分解的蒸汽冷凝液造成造气污水量不断增加，而造气污水成分复杂，其处理和排放也就成为了一项非常困难的工作2。收稿日期 2010-03 -30作者简介曲顺利(1976-)男，山东济南人，工程师。 造气污水的处理已经成为煤化工行业的难题。虽然目前也有许多科研技术单位，如徐州水处理所、河北正元等，针对造气污水装置进行了许多研究工作，但主要是针对造气污水的处理，属于后续治理工作。 袋式干法除尘工艺主要用于冶金等行业的高炉煤气除尘以及燃煤电厂的烟气除尘，其除尘过程是：含尘气体经过重力除尘器除尘后进入袋式除尘器本体，经过滤袋过滤，煤气中较细尘粒黏附在滤袋表面形成灰膜；除尘器工作一段时间后，滤袋吸附的灰层厚度增加，其阻力亦增大，此时对滤袋进行清灰，清灰后除尘器又可以恢复正常工作。袋式干法除尘技术在国内冶金等行业已经有非常成熟和广泛的使用，但是在煤化工行业气化领域，由于气体成分的特殊性，还没有实现工业应用。2中氮肥第5期1 高炉煤气袋式除尘技术的特点1.1快捷有效的煤气调温系统 袋式干法除尘采用布袋过滤，所用布袋的安全是关键，其工作温度范围是90 260。原莱钢的布袋材料是氟美斯9806耐高温针刺毡，瞬时可耐300，但煤气温度长时间超出这一温度也会烧坏布袋。如果煤气温度太低(20 h) 休风后，复风时也需要一段时间的煤气放散。 为了防止煤气结露，袋式除尘器箱体及中间灰仓采用了隔热性能良好的矿棉作保温层，同时用蒸汽保温。1.2布袋反吹技术 国内一些高炉采用煤气加压反吹或蓄能反吹，工艺设备多，操作复杂，煤气加压机易泄漏。原莱钢采用氮气反吹，操作简单、可靠，反吹氮气量只有煤气总量的十万分之一，对煤气质量几乎没有影响。 采用氮气作为反吹介质不受滤袋破损的影响，而且氮气含尘量和含湿量指标可以得到保障，反吹氮气压力可比煤气高几十倍，清灰效果好。由于氮气用量极少，吹人煤气中的量极少，因此对煤气热值的影响可忽略不计。采用该清灰方式时，氮气由每条滤袋吹入，滤袋截面和氮气喷吹口都相对较小，加大了喷吹量，同时氮气经过脉冲阀瞬时全量喷入，脉冲阀喷吹一次时间短，作用力强，清灰彻底。 在生产运行中设定由PLC控制自动清灰，或由箱体进出口总管煤气压差控制清灰（设计压差5 kPa即自动清灰）。在反吹启动过程中，如发现某箱体故障或其他原因不能进行脉冲反吹时，可将该箱体“解馈”隔离，此时反吹系统就不对该箱体反吹。1.3布袋检漏系统 高炉设有布袋破损检测：在净煤气总管上设有l台煤气自动在线检漏仪，每个除尘箱体出口管上分别设有煤气自动在线检漏仪和人工取样检测点。通过检测仪的定性、定量分析，可方便地知道哪一个箱体粉尘量超标，从而及时了解该箱体的布袋损坏情况，及时更换损坏的布袋，以保证除尘效果。由于检测传感器有时会因粉尘堵塞而影响检测的准确性，因此人工取样检测是不可或缺的。1.4安全防爆措施 高炉煤气是高温、高压、易燃、易爆的高含尘烟气，干法除尘装置所处工况恶劣，要有极高的安全保障性能，尤其要有较高的耐压性能和防漏性能，以防止煤气泄漏、爆炸。袋式除尘器的泄爆由防爆阀来实现。福建三钢（集团）有限责任公司炼铁厂防爆片采用航天公司生产的不锈钢防爆片及安全防爆膜，设定爆破压力为工作压力的1. 25倍。2新型煤气化干法除尘工艺袋式除尘工艺 根据高炉煤气袋式干法除尘的技术特点，我们将高炉煤气袋式除尘技术借鉴到半水煤气的除尘工艺中，自主开发了新型的煤气化干法除尘工艺袋式除尘工艺4。其工艺流程如下：常压煤气化炉出来的半水煤气或水煤气（温度为350 600，氧气体积分数为0.20%0.5%）经旋风除尘器除去大部分灰尘后进入联合废锅，与软水和饱和蒸汽换热后温度降至160 290；从联合废锅出来的半水煤气或水煤气进入软水加热器，调节软水流量，控制出软水加热器的半水煤气或水煤气温度在150 200；从软水加热器出来的半水煤气或水煤气进入已用惰性气体置换过的布袋除尘器中除尘净化，氮气或净半水煤气或水煤气反吹下来的灰进入灰斗，灰斗的积灰用惰性气气力输送至灰库；精除尘后的半水煤气或水煤气进入间壁换热器，用冷媒将其温度降至40后供生产合成氨或甲醇用；半水煤气或水煤气遇冷媒产生的冷凝水在换热器底部聚集后进入水封槽内，通过控制水封槽的液位不断将冷凝第5期 曲顺利等：袋式除尘技术在恩德炉富氧气化工艺中的应用研究3水排出。 此煤气化干法除尘工艺取消了传统湿法除尘工艺中水喷淋装置和造气污水处理装置，降低了耗水量，提高了除尘效率，从根本上解决了造气洗涤水带来的造气污水污染及造气污水处理问题，保护了环境，从而节省了投资和运行费用，具有很高的环境保护意义和巨大的经济效益。3袋式除尘技术在恩德炉富氧气化工艺的应用研究3.1 袋式除尘工艺流程 我们用自主开发的煤气化袋式除尘工艺对恩德炉富氧气化半水煤气进行了除尘试验。恩德炉富氧气化袋式除尘工艺的流程简图如图1。 出恩德炉粗半水煤气经旋风除尘器和废热锅炉回收热量后，半水煤气温度为200，压力为5 kPa，进入袋式除尘装置除尘。 含粉尘气体由袋式除尘器进料口进入除尘器中下箱体，因气流体积突然扩张，流速骤然降低，颗粒较大的粉尘由于碰撞和自重的作用从含尘气流中分离出来沉降到下箱体粉料斗内；细小的尘粒经筛滤、碰撞、拦截、扩散等各种效应作用，被滞阻在滤袋外表面。经滤袋净化后的气体进入上箱体，由出风口排出。随着工作时间的增加，积附在滤袋表面的粉尘越来越多，滤袋对气流的阻力也随之增大，致使通过滤袋的气体量逐渐减少，为使滤袋阻力控制在除尘器能正常工作的限定范围内，就必须对滤袋上积附的粉尘进行周期性清除。清灰是由脉冲控制仪按预定的顺序触发各电磁阀开启，清灰反吹气瞬时地经电磁阀由喷吹管的各孔喷出，喷人到各对应的滤袋内。滤袋在瞬时逆向高压气流作用下急剧膨胀，随后收缩，将积附在其表面的粉尘抖落，从而使阻力得到减小。通过对滤袋表面积附粉尘周期性的清灰，使阻力保持相对稳定，它是除尘系统正常工作的重要环节。清灰掉落的粉尘积聚于灰仓内。 除尘后的半水煤气依次经空冷器、风机和冷却器降温后送气柜。少量半水煤气冷凝液送污水处理系统。3.2袋式除尘工艺运行效果 恩德炉富氧气化半水煤气采用袋式除尘与水洗除尘后的半水煤气组成对比见表1。表1 袋式除尘与水洗除尘后的恩德炉半水煤气组成 进除尘装置 袋式除尘后 组分 半水煤气 的半水煤气水洗除尘后的 半水煤气C02/ 16. 71 18.9 18.9CO/ 30. 91 35.0 35OH2/ 27. 74 31.4 31.402/ 0. 33 0.4 0.4CH4 +Ar/% 2.51 2.8 2.8N2/% 5. 35 6.1 6.1H20/ 16. 45 5. 5 5.5灰/mg.m-3 60000 10 12 000H2S/g.m-3 1.5 1.5 0.91.3 注：灰含量是指干气中的灰含量。 从表1可以看出，经袋式除尘器除尘后，半水煤气中粉尘的质量浓度可降至10 mg/m3，而水洗除尘后半水煤气中粉尘的质量浓度为12 000 mg/m3，说明袋式干法除尘的效果要远远好于水洗除尘。 （下转第41页） 第5期2010年9月M-Sized Nitrogenous Fertilizer Progress No. 5 Sep. 2010耐硫变换工艺在360 kt7a甲醇装置的应用 陈玉民（新能凤凰滕州能源有限公司，山东滕州277500） 摘要新能凤凰滕州能源有限公司360 kt/a甲醇装置的粗煤气变换采用耐硫部分变换工艺流程，变换催化剂选用QDB-03催化剂。介绍了变换工艺流程、催化剂升温硫化方案的选择及升温硫化过程，总结了变换工艺的运行情况，分析和论证了试车过程中出现的问题，提出了改进措施。 关键词甲醇装置；水煤气；CO变换；耐硫变换催化剂；高汽气比；应用 中图分类号 TQ 113. 26 +4.2 文献标识码B 文章编号1004 - 9932( 2010) 05 - 0004 - 04 我公司一期360 kt/a甲醇装置以煤为原料，是目前国内首套采用对置四喷嘴高压气化制甲醇的大型生产装置。由于粗煤气中的CO含量高（体积分数在49%以上），硫含量高，因此粗煤气变换选用了国内较成熟的宽温耐硫部分变换工艺，变换催化剂选用青岛联信化学公司生产的QDB-03催化剂，采用高汽气比变换流程，变换炉操作温度在260 465，出变换工序变换气中CO体积分数控制在20%左右。1变换催化剂的选择 由于变换系统压力较高(6. 15 MPa)、汽气比较大(1.4)，变换工艺条件比较苛刻，因此 收稿日期2010-06-18 作者简介陈玉民(1969-)，男，河北张家口人，工程师。催化剂的选型很关键，不仅要考虑催化剂的强度和抗粉化能力，还要考虑催化剂在高压力下的活性稳定性和抗水合性等问题。经过对比国内外装置在用变换催化剂的性能，我公司决定采用青岛联信化学公司生产的QDB-03催化剂。该催化剂主要成分是C00（干基质量分数8.0%0.3%）和M003（干基质量分数8.0% +1. 0%），载体是镁铝尖晶石，在180 500温区有良好的活性，规格为(3.54.5) mm(525) mm，抗压强度 130 N/cm，比表面积80 m2/g（硫化前），堆密度0. 700.85 kg/L。2工艺流程 气化来的水煤气压力6. 15 MPa，温度239 oC，汽气比1.40，CO体积分数50. 65（干基，下同）进入第一中压废热锅炉( E2001)，与锅第5期陈玉民：耐硫变换工艺在360 kt/a甲醇装置的应用5炉给水换热，温度降低后进入第一水分离器( V2001)，分离掉冷凝液后分为3股：第1股经中温换热器( E2002)升温至265，进入变换炉(R2001) -段；第2股作为激冷气进入两段中间；第3股与出中温换热器( E2002)的变换气混合，调节出变换工序的变换气中的CO含量，使其保持在20%左右。出变换炉的变换气（CO体积分数5.4%，温度450）进入蒸汽过热器( E2003)，与第一中压废热锅炉所产及甲醇合成工段来的2.5 MPa蒸汽的混合汽换热，然后进入中温换热器( E2002)与水煤气换热，降温后与第3股水煤气混合，进入第一低压废热锅炉( E2004)与锅炉给水进一步换热，温度降至201 0C。出第一低压废热锅炉的变换气分别进入锅炉给水加热器E2005A及E2005B与锅炉给水换热，再进入第二低压废热锅炉( E2006)与锅炉给水换热，降温后进人第二水分离器( V2002) 分离出冷凝液，然后依次进入脱盐水加热器( E2007)、变换气水冷器(E2008)，分别与管网来的脱盐水、循环水换热，温度降至40后进入水洗塔（T2001），用密封水将变换气中的氨洗去后送低温甲醇洗工段。3催化剂的装填与升温硫化3.1催化剂的装填 由于QDB-03型催化剂具有较高的强度，因此装填之前未对其进行过筛处理。本次变换炉装填QDB-03耐硫变换催化剂50 m3（约40. 25 t），装填工作从2009年11月6日开始，11月10日结束，共用时约40 h。3.2升温硫化方案的选择 新建装置变换催化剂的升温硫化大多采用传统方法，即1台气化炉运行，提供硫化所需氢气及硫化氢（气化时，每300 t原料煤中加入1 t 硫磺粉末）。先用经氮气加热炉加热后的低压氮气按30/h的升温速率对变换炉进行升温，待床层各点温度均达到180220时，开1台气化炉，气化炉负荷控制在50%（最低负荷），向变换炉提供硫化所需氢气及硫化氢。但采用气化装置生产的粗煤气对变换催化剂进行硫化存在以下不利因素：由于气化装置负荷波动较大，催化剂硫化期间受气源不稳定、煤气组分不稳定、操作难度大等多种因素的制约，硫化过程容易出现超温，严重时还可能发生烧坏催化剂的事故；硫化费用太高，硫化时间较长(约50 h)，消耗原料煤1 500 t，硫磺约5t，再加上气化辅机开车的耗电、耗水等费用，总硫化费用在125万元左右；硫化效果差，这是因为在硫化后期大部分COO、MOO3已经转变为CoS、MoS2，已有催化活性，此时因从气化来煤气中含有CO 和水蒸气，势必要进行CO变换反应，造成催化剂硫化不彻底，影响催化剂活性；采用粗煤气进行硫化存在着发生甲烷化反应的风险。 由于我公司附近就有能提供氢气的化工厂，通过多方调查、讨论、研究，决定改变传统的变换催化剂硫化模式，采用氢气罐车装氢气、外购CS2对变换催化剂进行硫化。该方案解决了变换催化剂硫化的氢源难题，在技术上具有创新性。虽然目前国内大型甲醇装置采用该方法对催化剂进行硫化的厂家较少，但采用此方法硫化的优点却是很明显的：在气化炉烘炉期间就可以进行催化剂的硫化，催化剂硫化好后保温，一旦气化炉投料后可以立即接气生产，缩短开车时间约5 d；硫化费用低，只需外购氢气500 kg，CS25 000 kg，估计总费用在20万元以下；硫化效果好，在硫化后期，强化硫化时因循环气中无CO和水蒸气，不存在变换反应，故硫化完全，确保了催化剂硫化后的高活性。 采用氢气罐车装氢气、外购CS2对变换催化剂进行硫化，首先必须解决氢气的运输和向变换催化剂硫化系统补氢问题。我公司采用的方法如下：氢气罐车氢气出口设置减压装置，2辆罐车倒替使用，以保证催化剂在硫化过程中的氢气供应不间断；在氮气鼓风机出口专门配置了补氢管线，管线设置双道阀，第一道阀前面加接管配DN40的法兰，与氢气罐车相连。3.3升温硫化过程 变换催化剂的硫化以氮气作为载气，在氮气中配入纯氢气，再配入CS2，对催化剂进行硫化。CS2是通过CS2计量泵加至氮气加热炉出口的。为保证CS2加入量的计量准确，在硫化前要先对CS2计量泵进行标定。3. 3.1升温流程 循环氮气氮气冷却器氮气水分离器氮气循环风机第一中压废热锅炉第一水分离器中温换热器管程电加热炉变换炉蒸汽过6中氮肥第5期热器壳程中温换热器壳程第一低压废锅锅炉给水加热器管程第二低压废锅第二水分离器脱盐水加热器管程变换气水冷器水洗塔氮气冷却器，如此循环。3. 3. 2升温过程 2009年12月16日19：00开启氮气加热炉，催化剂床层开始升温，17日06: 00变换炉上部温度达到189，开始配人氢气。17日08: 30 循环氮气中氢气的体积分数达到36 010，催化剂床层上部温度在220230，开始加入CS2，CS2计量泵的行程调至10%，CS2加入量为34.2 L/h，氮气加热炉的出口温度控制在260270 。17日18: 00分析水洗塔出口循环氮气中H：S的质量浓度为3 mg/m3，说明催化剂床层已经穿透，开始提高CS2的加入量，CS2计量泵的行程最高调至35%，CS2的加入量为134.4 L/h。17日22: 50分析水洗塔出口循环氮气中H2S的质量浓度为3 mg/m3（体积分数为1. 18%），氮气加热炉开始提温，催化剂硫化进入强化阶段，强化阶段水洗塔出口循环氮气中H2S的体积分数最高达到20%。18日13: 00变换炉催化剂床层所有温度都达到380一400，恒温2h，18 日15: 00开始降温，18日19: 00变换炉催化剂床层所有温度降至280左右，降温结束。3.3.3升温硫化效果 实践证明，采用氢气罐车装氢气对变换催化剂进行硫化，操作稳定，硫化效果好。更重要的是，催化剂硫化是在气化装置没有开车的前提下进行，可使变换装置提前具备接气条件，至少可使甲醇装置开车时间缩短15 h，仅此一项就可节约开车费用约2 000万元。4 系统接气及正常运行 催化剂硫化结束后，用氮气进行降温并保持正压待用。2009年12月19日12: 00，气化炉点火成功，顺利产出合格粗煤气。19日14: 00 变换装置开始接气，粗煤气中H2S的体积分数在0. 15%左右。首先进行管道和设备的暖管。在接气过程中，因气化压力出现大幅波动，在未与后工序联系的情况下就关小送气阀，致使入变换炉气量变小，变换炉出现短时间的超温（最高达到600），发现后迅速进行了调整，使炉温很快恢复正常，各工况也逐渐趋于正常。因后工序还不具备接气开车条件，变换装置运行10 h 后停车，保温保压。12月24日后工序逐渐具备开车条件，14：00气化炉点火成功，顺利产出合格粗煤气。17: 00变换装置开始接气，粗煤气中H2S的体积分数在0.18%左右。变换装置这次接气很顺利，未出现超温，各工艺指标很快调整至正常。12月24日20: 00变换装置出口变换气中CO的体积分数达到19%左右，装置运行正常，开始向低温甲醇洗装置送气。5 工业运行结果与讨论 变换装置前后共经历8次开车，累计运行时间近80 d。在此期间存在的最大问题是气化装置负荷波动较大，对置四喷嘴气化炉运行不稳，水煤气带来的煤灰等脏物多。但即使这样，变换装置出口变换气中CO的体积分数也能很好地控制在20%左右，保证了甲醇合成系统的氢碳比，为甲醇合成反应创造了良好的条件。变换系统部分运行数据见表1。 表1变换系统运行数据负荷压差 变换炉床层温度oC 时间%/kPa入口 1 2 3 4出口2010 -02 -01 60 9.2 263 286 438445 449 442 2010 -02 -02 65 9.5 265 287 434445 451 445 2010-02-06 70 10.1 265 288 424441 445 453 2010 -02 -08 75 9.8 267 289 419446 456 454 2010 -02 -10 80 10.2 265 288 434 450 460 457 2010 -02 -11 80 10.5 264 288 446 453 463 461 2010-04-06 85 10.4 270 296 441 439 450 453 2010 -04 -08 85 11.0 261 289 437 444 453 456 2010 -04 -09 90 10.6 263 288 414 440 448 448 2010 -04-10 90 10.9 265 289 420 443 450 452 2010 -04 -13 95 10.3 268 291 429 437 445 448 2010 -04 -14 95 11.0 266 290 429 439 445 446 (1)自2009年12月24日系统全面开车以来，气化负荷在600/095%，变换炉催化剂的入口温度控制在设计值(265 +5)，催化剂床层温度在设计值(470)以下，水煤气中CO 的体积分数为450/050%，变换炉出口变换气中CO的体积分数在60/07%，CO的变换率约为80%。 (2)运行期间，变换炉催化剂的床层阻力始终维持在9 11 kPa，说明催化剂经历多次开第5期陈玉民：耐硫变换工艺在360 kt/a甲醇装置的应用7停车后并无粉化、破碎，具有较好的强度和强度稳定性。 (3)在装置开车初期，由于气化负荷较低( 60)，变换炉中空速太低，而水煤气中CO含量较高，催化剂刚开始使用，其活性在最高峰，容易出现变换炉超温，故操作时只能采用高水气比和降低变换炉入口温度的方法控制第一变换炉床层温度。而在实际生产过程中，采用变换炉人口温度调节手段并不能有效地控制床层温度，只能采用增加水气比方式来控制床层温度，这样就造成工艺冷凝液量增多。 (4)目前变换炉的催化剂整体活性表现良好，但是变换炉上部催化剂的活性略有衰退。造成变换炉上部催化剂活性衰退的主要原因如下：由于粗煤气带入的固体颗粒太多，覆盖在上部催化剂表面，堵塞了催化剂的微孔，造成催化剂失活；水煤气带水，造成催化剂结皮、结块。2010年6月1日因气化蒸发热水塔塔盘脏，引发水煤气带水的事故，致使变换第一水分离器液位排放不及，水煤气带水进入变换炉。因此气化工序的稳定运行对于变换催化剂的保护也是至关重要的。 (5)在生产过程中，因气化蒸发热水塔加水量过大，入变换的水煤气温度低，水煤气的水气比达不到设计值(1.4)，致使变换第一中压废热锅炉E2001不能产生2.5 MPa的饱和蒸汽；而为了充分利用甲醇合成催化剂的低温活性，甲醇合成温度也控制得较低，甲醇合成汽包产的蒸汽压力等级也达不到2.5 MPa，这样合成汽包产的蒸汽只能并入1. 27 MPa蒸汽管网。由此带来的结果就是蒸汽过热器E2003管程里没有蒸汽通过，变换炉出口460左右的变换气在蒸汽过热器E2003不能得到降温。虽然中温换热器E2002内置有DN200的冷煤气副线，并且可通过调节阀TV2003进行控制，但我公司很早就预见到蒸汽过热器E2003在开车初期可能发挥不了太大作用，及可能带来的变换炉人口温度难以控制的问题，在变换系统原始开车前进行了如下技改：在中温换热器E2002处增配了手动冷煤气副线，即在中温换热器E2002的管程出口增加出口阀，在中温换热器E2002管程进、出口增加了DN200副线，并且增设手动阀。因此在实际的生产运行中，变换炉的人口温度基本控制在正常范围内。 (6)粗煤气中H2S的体积分数最高为0. 3%，最低为0.1%。按照催化剂生产商的技术要求，工艺气中的H2S含量不能低于1 000106。但是在不同工况下，该项技术指标会发生变化。水气比越大，温度越高，要求工艺气中的H2S含量就越高。变换催化剂在运行过程中，无论负荷高低以及粗煤气中的H2S含量高低，变换炉进、出口H2S含量基本一致，没有出现反硫化现象。 (7)无论负荷高低，变换炉出口甲烷含量均保持在正常指标范围内，说明催化剂具有较强抑制甲烷化副反应的能力。6存在的问题及解决办法 变换炉的入口温度通过调节阀TV2003的开度和冷煤气副线来调节，主要是通过控制不经过中温换热器E2002换热的冷水煤气的量来达到控制变换炉入口温度的目的。这样冷煤气中夹带的水会带到催化剂床层中，造成催化剂粉化、结皮、结块，严重时引起催化剂床层偏流。鉴于上述情况，我公司考虑增设热副线，即在蒸汽过热器E2003壳程入口的变换气管线上加装进口阀，在E2003壳程人口阀前与中温换热器E2002壳程出口配设热副线（加副线阀）。这样，在开车及正常生产中，不仅可以通过调节进E2003/ E2002的变换气的量来达到控制变换炉入口温度的目的，而且正常生产时可以尽量全关冷煤气副线阀TV2003，通过热副线控制进E2003/E2002 的变换气量来控制变换炉的入口温度，使进变换炉的水煤气带水量大大降低，从而达到保护催化剂的目的。7结语 我公司变换系统这一段时间的运行充分证明，QDB-03耐硫变换催化剂具有较好的强度和活性稳定性，能用于工艺压力较高、汽气比较大的苛刻工艺条件，变换装置各项性能指标全部合格，完全可以满足生产要求。 第5期2010年9月M-Sized Nitrogenous Fertilizer Progress No. 5 Sep. 2010Amomax-10710H型氨合成催化剂升温还原总结 肖彬（河南省煤业化工集团中原大化公司，河南濮阳457000）中图分类号 TQ 113. 24+7 文献标识码B 文章编号1004 - 9932( 2010) 05 - 0008 - 02O引 言 我公司300 kt/a合成氨装置以天然气为原料，采用德国Uhde-AMV氨合成工艺。氨合成催化剂自1990年投用以来，一直未更换过，已使用了近20 a，其间还经历过几次进水、进油事故，氨净值已下降，床层热点温度也出现严重不平衡。为了保证合成氨装置安全、高效运行，2009年装置大修期间对氨合成催化剂进行了更换。此次更换装填的是辽宁盘锦南方化学辽河催化剂有限公司生产的Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂。以下就此次Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂的装填及升温还原情况作一总结。1 氨合成工艺流程 前系统来的新鲜气进入合成气压缩机( 07 KO01)低压缸压缩到6.45 MPa，经水冷器(07E002)冷却和分离器(07 F002)分离后进入07 KO01高压缸压缩至9.8 MPa再经水冷器( 07E003)冷却至40后进入第一氨冷器( 08E005)冷却到5，此时新鲜气中的水蒸气和二氧化碳冷凝下来，在分离器( 07 F003)中分离出去。出分离器的新鲜气与08E005出口的循环气汇合，由于循环气中的部分液氨气化，因此汇合后的循环气温度降到0.9。汇合气进入第二氨冷器(08E006)冷却到-10，此时大部分气氨冷凝下来，冷凝后的气液混合物进入氨分离器( 08FO01)，分离出的液氨人氨闪蒸槽。分离液氨后的冷气首先经冷热交换器( 08E004) 回收冷量，然后进入07 KO01循环段压缩以补充回路压降的损失。出循环段的气体（压力10.4收稿日期】2010 -03 -05作者简介肖彬（1976-），男，河南范县人，工程师。MPa，温度32 aC）经热交换器(08E002)换热后温度升至239，进入合成塔( 08RO01)进行合成反应。出塔气(压力10.0 MPa，温度414 )进入废热锅炉( 08EO01)回收热量，然后依次进入08E002、08E003、08E004换热，温度降至23，再进入08E005换热，出08E005的回路气与合成气压缩机高压缸来的新鲜气汇合，形成整个循环过程。2 Amomax-lO/lOH催化剂的性能 Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂具有易还原、催化活性高、适用压力与温区宽、抗毒与耐热性能优良、机械强度高、低温低压活性好、起活温度低等特点。Amomax-10型催化剂为氧化型，主要成分为氧化亚铁，并含有适量氧化铝、氧化钾、氧化钙等助剂及微量物质，外观为黑色、有光泽的不规则片状颗粒，无磁性，产品粒径1.5 mm 3.0 mm，堆密度为2.83.1 kg/L；Amomax-lOH型催化剂为预还原型，主要成分是由氧化亚铁还原而得的活性a-Fe，助剂与Amomax-10型相同，堆密度为2.22.5 kg/L，其他性质与Amomax-10型相同。Amomax-lOH型催化剂价格比Amomax-10型催化剂高出许多，因此将2种催化剂配合使用。3催化剂的装填 我公司300 kt/a合成氨装置的氨合成塔是三床层径向合成塔，外筒内径3.2 m，主体高21. 097 m，内筒外径咖3. 09 m，筒外壁绝热保温层厚25 mm，筒内分布第一、二、三层催化剂筐，第一、二热交换器及中心管。催化剂装在3 层催化剂筐内，第一、二、三床层的装填量分别为19 m3，31.7 m3，45.5 m3，合计96.2 m3，装填量为国内之最。第5期肖 彬：Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂升温还原总结 9 催化剂的装填由上海阳申公司负责，采用密相装填法：在塔顶安装铁架，接好胶管，利用催化剂的重力进行装填。在装填过程中，连续不断地用真空泵抽吸塔内粉尘，以降低塔内粉尘浓度。此次共装填催化剂281.19 t，催化剂装填数据见表1。 表1催化剂装填数据 床层 型号 体积rri3 质量t堆密度tm3第一床层 Amomax-lOH 19 45.84 2. 412第二床层 Amomax-lOH l.516 7 3.6 2. 37ICI74-1 4. 55 12. 45 2. 73Amomax-10 25. 43 78. 45 3. 08ICI74-1 0. 2 0. 55 2. 75第三床层 IC174.1 2.170 8 6.05 2. 787Amomax-10 43. 329 2 134. 25 3. 098 注：ICI74-1为以前剩余的催化剂。4催化剂的升温还原 Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂的活性成分是a-Fe。由于Amomax-10型催化剂的主要成分是氧化亚铁，而Amomax-lOH型催化剂在稳定化过程中吸收了相当于2%左右催化剂质量的氧，所以使用前需用氢气对催化剂进行还原。 第一床层装填的是Amomax-lOH型氨合成催化剂，第二、三床层装填的是Amomax-10型氨合成催化剂，2种催化剂的还原温度不一致，为了避免第一床层催化剂还原出水对第二床层催化剂造成反复氧化还原，采用了分层还原的方法，即：在第一床层催化剂进入还原主期时，控制第二、三床层的温度在350以下；待第一床层催化剂还原基本结束，再提第二床层催化剂温度，使其进入还原主期；待第二床层催化剂还原基本结束，再提第三床层催化剂温度，使其进入还原主期。根据Amomax-lO/lOH型氨合成催化剂出水温度低、出水比较集中的特点，在还原操作过程中应遵循高空速、高H2含量、低温下出水、合适的水汽浓度、适当的压力原则。 氨合成催化剂的还原采用在线还原，即在上游送出合格的合成气后，合成回路置换合格，启动合成气压缩机，点开工加热炉，利用合成气升温还原。进入开工加热炉的气体流量 80 000 m3/h，合成回路压力控制在67 MPa，产生的含氨还原水通过管道送至尿素回收。为避免出现还原水结冰，第二氨冷器暂不建立液位，冷凝温度初期控制在05，后期随氨浓度提高，控制温度逐渐降到-5，期间控制入塔水汽浓度100106催化剂升温还原方案见表2。表2 Amomax-lO/lOH型催化剂升温还原方案 第一床层 第二床层 第三床层水汽浓度1106所需 阶段 热点温度 升温速率 h-1 热点温度 升温速率 热点温度 升温速率 压力 /oCh-l ac /ochl进塔氢 %塔进口塔出口时间 /h 全塔升温 常温 200 40 随第一层升温 67 7075 5 第一层 还原主期200 350 8 12 随第一层升温 随第二层升温 67 7075 100 2 000 10 第一层 还原末期 350470 15 350 410 8l2 随第二层升温 67 7075 100 4 000 5 第二层 还原主期 470410 430 0 5 350 410 8 12 6 7 7075 100 4 000 24 第三层 还原主期 470430 470 15 410 430 0 5 6 7 7075 100 4 000 24 还原末期 510490 430 470 15 6 7 7580 100 500 6 轻负荷 470士5450:t5 7 8 430 t5 8 9 正常120 2010年2月5日12: 00开工加热炉点火，17: 00第一床层温度达到200，第一床层进入还原主期，此时合成回路压力为6.8 MPa，循环量为86 000 m3/h。6日4：00第一层人口温度366，床层出现温升，第一层催化剂开始反应，合成塔进、出口氨含量分别为1. 6%和4. 9%，同时第二床层温度也达到330，第三床层温度达到295。6日8：00第一床层温度达到470，此时第二、三床层温度分别为412 和361，第一床层还原结束，第二床层进入还原主期，此时合成回路压力为6.9 MPa，循环量为120 000 m3/h，进、出口水汽浓度分别为0. 002 010和0.89%，以5/h升温。6日15: 00 第二层人口温度440，床层出现温升，第二层 第5期2010年9月M-Sized Nitrogenous Fertilizer Progress No. 5 Sep. 2010缩短低温甲醇洗接气时间分析 宋其桥，沈贵生（兖矿集团国宏化工有限责任公司，山东邹城273512）中图分类号 TQ 223.12+l 文献标识码B 文章编号1004 - 9932( 2010) 05 - 0010 - 02 低温甲醇洗是煤制甲醇项目中常用的气体净化工艺。以煤为原料生产甲醇，从气化炉投料到合成塔产出甲醇的时间越长，甲醇的生产成本就越高。除了在气化炉提负荷升压稳定操作和变换炉接气调节成分会花去相当的时间外，低温甲醇洗接气及接气后调节净化气总硫指标至合格也会花去相当长的时间，因此缩短低温甲醇洗接气及接气后调节净化气总硫指标至合格的时间对降低甲醇的生产成本具有重要意义。1缩短接气时间 影响低温甲醇洗系统接气时间的因素主要有主洗塔压力和系统液位。 接气前应将主洗塔压力用氮气充至与变换压力一致，这样既能省去均压的时间，又能加快接气速度。 接气过程中，由于主洗塔内上升阻力增大，甲醇洗涤液被部分拦在塔板上，延长了甲醇液在塔板上的停留时间，造成主洗塔集液槽液位下降1。为了防止高压串低压，须减少主洗塔到后系统的甲醇流量，导致后系统各塔集液槽液位降低。如果要维持系统的稳定运行，必须降低接气速度，导致接气时间延长。因此，为了缩短接气时间，必须保证系统内有足够的甲醇。 收稿日期 2010 -04 -08 2 缩短调节净化气总硫指标至合格的时间 作者简介宋其桥(1982-)，男，广西横县人助工 影响净化气总硫指标的因素主要有主洗塔操 催化剂开始反应，合成塔进、出口氨含量分别为1. 02%和7.54%。6日22: 00第三床层温度达到411 0C，第三床层进入还原主期，此时第一、二床层温度分别为512和490，合成回路压力为6.9 MPa，循环量为118 000 m3/h，进、出口水汽浓度分别为0. 005 010和0.76%，以5qC/h 升温。7日10: 00第三床层入口温度427 aC，床层出现温升，第三床层催化剂开始反应，合成塔进、出口氨含量分别为3. 02%和11. 54%。第三床层温度在430 450稳定6h，第三床层还原结束，16: 00分析氨闪蒸槽处氨浓度为99. 5%，表明整个催化剂的还原已结束。扣除2 次操作事故（还原初期，因向燃气中加入尾气，导致去开工加热炉的燃料燃烧热值降低，影响了催化剂的升温近1 h；7日2：50，冰机跳车，合成塔封塔，快速启动冰机后，点开工加热炉，影响了催化剂的升温近1 h），本次Amomax-10/10H型催化剂的升温还原最终用时50 h，比厂家提供的还原方案时间缩短24 h，创下Amomax- 10/10H型催化剂升温还原时间最短的记录，大大降低了还原费用。5总结 本次催化剂还原过程中，催化剂同一平面的温差不超过3，说明本次床层催化剂装填均匀，未出现架桥或沟流现象，保证了气体均匀分布，为催化剂长期保持活性和合成系统稳定运行打下了基础。另外本装置开工加热炉能力很大，循环量较大，最高时达到130 000 m3/h，为提高催化剂的还原速度、还原度提供了保证。本次Amomax-lO/lOH型催化剂的升温还原及2月24 日跳车后恢复开车及运行情况充分证明了该催化剂具有易还原、催化活性高、起活温度低、产氨早等特点。第5期宋其桥等：缩短低温甲醇洗接气时间分析11作压力、洗涤甲醇的流量和温度、洗涤甲醇的杂质含量。 主洗塔操作压力是由气化决定的，该压力基本上保持不变。洗涤甲醇流量是由变换气流量决定的，但是可以根据净化气指标作适当调节。洗涤甲醇的温度由丙烯制冷工序和富甲醇中C02 的闪蒸所提供的冷量决定，而富甲醇中C02闪蒸提供的冷量与洗涤甲醇的流量有关。洗涤甲醇中的杂质含量与热再生塔的操作有关。2.1洗涤甲醇的流量与温度 洗涤甲醇进入主洗塔后，先吸收变换气中的C02，然后分成两部分：一部分到主洗塔下段的脱硫段吸收变换气中的含硫组分；另一部分到后系统进行闪蒸。脱碳甲醇流量和脱硫甲醇流量的大小直接影响到净化气总硫指标。 低温甲醇洗系统的冷量来源有2个：一个是丙烯制冷系统提供的冷量，它能将洗涤甲醇冷却到- 36左右；另一个是低温甲醇洗系统内富甲醇中C02闪蒸提供的冷量2，它能将洗涤甲醇冷却到-50左右。富甲醇中C02的闪蒸有减压闪蒸和氮气气提2种方法，闪蒸压力接近于常压，变化不大，气提氮气流量由变换气流量决定。 低温甲醇洗接气结束后，要想使净化气的总硫含量指标尽快合格，其中一个调节手段就是使洗涤甲醇的温度尽快降到尽可能低。富甲醇中C02的闪蒸为洗涤甲醇提供冷量，使其降到更低的温度，这是一个很长的过程，而洗涤甲醇吸收C02后放出的热量使甲醇温度很快上升，仅靠丙烯提供的冷