可控移热变换技术简介.doc

“可控移热变换”技术应用于各种煤化工变换装置简介（南京敦先化工科技有限公司 王庆新 邮编210048）0、前言随着煤制油、煤制天然气、煤制氢、煤制烯烃、煤制乙二醇等现代煤化工向大型化、规模化、集约化发展，传统绝热变换技术已成为现代煤化工发展的瓶颈。传统煤化工企业（如煤制合成氨、煤制甲醇、炼油及制药企业制氢原料路线改造等）在进行原料路线改造及节能降耗时也在不断寻求先进、节能、抵投资的变换新技术。南京敦先化工科技有限公司自2010年以来一直只致力于节能环保、低投资、易于大型化的新型变换技术研发工作。通过多年来不断努力，已将开发的“新型节能深度转化可控移热变换工艺”（以下简称：可控移热变换）和“非均布可控移热变换炉（以下简称：可控移热变换炉）”等专利技术成功应用到粉煤加压气化、水煤浆加压气化、间歇式固定床常压气化的水煤气或半水煤气的变换装置上。目前在建的有5套、已经投入运行的6套，近期有数家煤制油、煤制天然气、煤制氢、煤制乙二醇、煤制甲醇、煤制合成氨等业主正在于我们洽谈。首套可控移热变换装置于2012年年底在安乡晋煤金牛化工有限公司投入运行，至今近两年时间，各项指标超过设计值。用于4.0MPa粉煤加压气化水煤气的可控移热变换装置于2014年4月在安徽昊源化工集团有限公司成功投入运行，与传统绝热变换工艺相比，设备减少减少了近1/3、流程缩短了1/2、工程总投资减少了1/4、系统阻力仅为0.09MPa。2014年6月，该套可控移热变换装置顺利通过中国石油和化学工业联合会的科学技术成果鉴定（中石化联鉴字2014第30号文），鉴定结论为：（1） 开发了非均布高效可控变换反应器，采用径向内置管式水移热，催化剂可以自卸，合理、先进，符合催化剂的使用特性，易实现大型化；（2） 改变了传统变换工艺的设计思路，大幅度缩短流程，减少了设备台数，提高了变换系统反应热的热能利用率和品位，降低系统阻力，简化了工艺操作；（3） 该成果实现了传统变换工艺的技术提升，减少了工程投资和装置的运行成本，特别适用于高一氧化碳、高汽/气比水煤气的苛刻工况，可应用于不同领域变换工段的节能改造及新建项目，促进节能减排、利于装置大型化，具有较好的经济和社会效益；（4） 该技术路线合理可行，技术指标先进，达到了国际先进水平。 同时，与会专家一致认为：可控移热变换炉催化剂床层温度与深度曲线有一个较大温差设计理念，体现了同一反应器不同区域催化剂各自功能不同，充分利用了钴钼系变换催化剂宽温区特性，可控移热变换技术是对恒温床层变换技术的优化和提升。国内在用以煤为原料的气化炉有二十多种类型，水煤气或半水煤制中CO组分从1476%（干基、以下相同），另外还有高炉气、焦炉气、兰碳气等诸多尾气回收综合利用等项目。而且产品不同需要净化后原料气中的H2:CO也不同，如煤制油为H2:CO1.6、煤制天然气H2:CO3.0、煤制甲醇（H2-CO2）/（CO+CO2）2.0、合成氨及炼油行业煤制氢需要H2含量达到100%。中低温变换催化剂种类繁多，用于可控移热变换炉或等温变换炉的催化剂有防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂、含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂、铜锌系低温变换催化剂等诸多种类。我们从已承担的可控移热变换项目可知：要根据原料气类型、CO变换率高低及催化剂特性而设定不同工艺流程才能实现节能、低投资、安全稳定运行目的，可控移热变换或等温变换的系统工艺设计尤为重要；其次，可控移热变换炉床层温度与深度之间为“恒温曲线”只适合铜锌系变换催化剂，而中、低温钴钼系变换催化剂床层温度与深度之间曲线必须是一个“变温曲线”才能充分发挥钴钼系变换催化剂的活性，有效延长催化剂使用寿命。CO变换反应前期主要受动力学控制，后期受热力学控制。在动力学控制区域的反应强调反应速率，CO反应速率越高，反应时间短；在热力学控制区域的反应强调温度接近平衡温度，利于CO进一步深度转化，反应速率低，反应时间长，催化剂用量多。再者催化剂类型不同、使用温度不同、完成的任务也不同，如果一个变换反应器设计仅强调“热力学控制”而忽略了“动力学控制”则不是一个合理的反应器。催化剂如同“脚”，变换炉如同“鞋”，“鞋”要根据“脚”而定制，如果一味强调“脚”适应“鞋”而生长，“鞋”则会被“脚”冲破或造成“脚”变成畸形。鉴于原料气及催化剂种类繁多、压力不同、CO转化率各不相同，变换装置基本上是一工程一设计。由于受篇幅限制，本文主要以我公司承担的中低温钴钼系变换催化剂、已投入运行或在设计中的水煤气或半水煤气可控移热变换及可控移热变换炉简要说明。1、适用于粉煤加压气化两级“可控移热变换”技术简介1.1使用范围及技术要点该技术采用两级“可控移热变换炉”完成CO转化任务，确保水煤气中68.5%的CO变换到0.4%以下，一级可控移热变换炉装填防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂，二级可控移热变换炉装填含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂，此工艺技术是针对4.0MPa粉煤加压气化、高CO、水气比为0.71.1的水煤气开发的变换技术，主要用于煤制合成氨、炼油及医药行业煤制氢等粉煤加压气化的变换领域。1.2工艺设计理念及及其先进性一级可控移热变换炉取代传统多级绝热变换工艺中的一变炉、二变炉，主要完成CO的转化及回收高品位热能任务；二级可控移热变换炉取代传统多级绝热变换工艺中的三变炉、四变炉，主要完成CO反应平衡任务。而且二级可控移热变换炉进口气体温度高、出口温度低，在同等平衡温距、相同水气比前提下可以完成CO深度转化，变换冷凝水少、热能损失少、副产高品位蒸汽产量大、低品位热能少、而且热能回收稳定，避免“等温变换+绝热变换”工艺随着等温变换炉催化剂活性衰退，CO移至绝热变换炉内反应，造成绝热变换炉出口温度高、系统总水气比不断增加、冷凝水增大、腐蚀加剧、运行能耗逐渐升高、热能回收在装置运行过程中始终是一个逐渐增大变量、不利于变换系统及全厂水气平衡设计等缺陷。系统无高温管道管件，主要高温区在可控移热变换炉内部，工程上需要考虑氢腐蚀及消除热应力管道少，有效增加变换装置运行的安全性稳定性。而且在低品位热能回收方面采用阶梯式回收方式，把低品位热能转变为高品位蒸汽，把冷凝水加热后直接送气化岛洗涤水煤气，变换系统污水外排为“零”。把传统多级绝热变换工艺中的换热设备管束直接放置到可控移热变换炉的催化剂床层中，设备少、流程短、露点腐蚀少、系统阻力低、工程投资少。原始硫化升温开车及阶段性开停车方案考虑非常全面、安全，而且阶段性开停车非常迅速安全，较短时间内就可以满负荷运行，有效避免了传统多级绝热变换工艺开车时出现的超温、飞温、甲烷化副反应现象。催化剂装填量不受超温限制，而是根据催化剂使用年限及TF值来选取，一级可控移热变换炉催化剂可以使用5年，二级可控移热变换炉催化剂寿命为10年，装置运行周期长，有效避免了传统多级绝热变换工艺每年均需要停车更换一变炉催化剂造成企业的经济损失。一级可控移热变换炉之前不添加蒸汽，有效避免了由于操作失误造成蒸汽变为冷凝水而导致一级可控移热变换炉 “催化剂泡在水中”事故发生。系统工艺控制仅三个点，通过控制两台可控移热变换炉副产蒸汽压力来控制催化剂床层温度，操作非常安全稳定。工艺路线设置满足多元化，两级可控移热变换投入运行可以将68.5%的CO转化到0.40%以下，满足合成氨及煤制氢生产，如果仅有一级可控移热变换炉投入运行又可以满足煤制甲醇、煤制油、煤制天然气、煤制乙二醇等工艺需求。工艺流程及工艺控制设计考虑全面、安全、稳定、实用、简捷、多元化。1.3与传统绝热变换工艺投资对比安徽昊源化工集团有限公司同规模变换装置有两套，一期装置于2013年3月份投入运行，变换工艺为传统多段绝热工艺，静止设备共计28台，其中主换热设备10台，变换炉4台，1#变换炉分为两个催化剂床层（段间可用冷煤气冷激），催化剂装填量为7+9.3m3，1-2#全部采用防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂，3-4#变换炉均装填含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂。气体通过的静止设备高达20台，工艺流程长，露点腐蚀多，低品位热能多；其中因航天炉加压气化工艺所产的水煤气CO含量高、水气比大，一期工程的变换装置存在易超温、操作难度大、工艺路线长、露点腐蚀多、工程投资大等诸多问题。二期变换装置采用我公司开发的“可控移热变换”专利技术，静止设备共计17台，其中主换热设备6台，变换炉2台，有气体通过的静止设备11台。2014年4月装置投入运行。 一期、二期工程建设分类对比列于表1 表1工程对比项目名称一期工程二期工程二期减少数量设备静止设备总数28台17台-11台变换炉数量4台2台-2台主要换热设备数量10台6台-4台通过主流气体设备数量20台11台-9台有露点腐蚀设备11台8台-3台有氢腐蚀设备6台1台-5台管道管件通过主流气体管道28根18根-10根近路管线10根6根-4根250以上高温管道15根2根-13根有露点腐蚀管道16根12根-4根有氢腐蚀管道10根1根-9根我们从表1对比结果可以看出二期比一期变换装置具有以下优点：(1)工程投资降低1/4:主要因为静止设备减少11台、换热设备减少4台、变换炉减少2台、氢腐蚀设备减少5台、露点腐蚀设备减少3台、通过主流气体设备减少9台，系统中高温管道、氢腐蚀管道、露点腐蚀管道以及近路大幅度减少，特别近路减少可以减少好多组控制阀门，二期工程通过以上措施把工程投资大幅度降低；（2）工艺流程缩短1/2：“可控移热变换”技术是把传统移热设备管束直接埋设到可控移热变换炉催化剂床层中，CO变换仅为两级反应，主流程设备减少9台，使工艺流程缩短1/2；（3）装置安全性能大幅度提高：“可控移热变换”技术通过改变工艺措施降低系统设备、管道、管件材料等级。从表1可以看出：降低氢腐蚀设备5台、降低露点腐蚀设备3台，降低氢腐蚀管道9根、降低露点腐蚀管道4根、降低250以上温度使用管道13根，有效降低了工程投资和提高装置安全性。1.4运行情况二期工程的变换装置，一级可控移热变换炉出口CO2.9%、二级可控移热变换炉出口CO0.39%、等温变换炉阻力均0.01MPa、系统总阻力0.09MPa、副产2.5MPa蒸汽28t/h、1.0MPa蒸汽6t/h左右，床层温度平稳、同温面的温差基本控制在10以内，各项技术参数与设计值基本一致，从生产控制的角度来看，较一期变换有着明显优势，我们将2014年4月份及5月份各自连续3天的运行主要工艺参数列于表2 表2项 目单 位2014年4月份（投入初期）2014年5月份（运行近1个月）23日24日25日21日22日23日入口煤气流量104Nm3/h11.794913.87112.151410.632110.701210.7056入口煤气温度194.5196.8199.4198.0198.5198.3一变出口温度 254.2263.2264.7265.0267.3269.2二变出口温度202.7199.8196.3196.7196.1196.5系统入口CO %61.862.966.463.261.461.3一变出口CO%3.162.952.632.902.972.94二变出口CO%0.680.510.360.390.390.39一变阻力 MPa0.010.010.010.010.010.01二变阻力 MPa0.010.010.010.010.010.01系统阻力 MPa0.060.080.090.080.080.08副产2.5MPa蒸汽 t/hr24.625.326.727.427.627.8副产1.0MPa蒸汽 t/hr7.63.94.14.14.44.2添加蒸汽t/hr8.59.79.85.96.36.1从运行结果来看，二期比一期变换装置在运行方面具有以下优势：（1）开车速度快、运行平稳：从导气至转入正常生产所用的时间约半小时左右，速度非常快，稳定安全，床层温度表现平稳，无超温或飞温现象；（2）生产操作简便、省心：系统工艺控制仅有三个点，通过控制汽包上的蒸汽压力，即可轻松控制床层的温度；通过添加蒸汽量即可控制出口的CO含量，较一期工程明显轻松了许多；（3）对CO含量容忍度大：即使在入系统CO含量高达70%的情况下，床层温度依然平稳、一变出口的CO变化量仅约在0.5%以内，系统出口的CO含量基本没有变化；（4）床层温度稳定、均匀：一级可控移热变换炉同温面温差10，二级可控移热变换炉同温面温差5，催化剂床层的温度分布与催化剂的特性一致，预计其催化剂的使用寿命至少较一期要多4年以上（一期催化剂的设计使用寿命365天）；（5）副产高品位蒸汽量大、低品位热能少：从正式投产以来，副产2.5MPa蒸汽基本在28t/h、1.0MPa蒸汽6t/h左右。脱盐水用量比一期减少93t/h，系统出口变换气降低了3.8；（6）变换炉及系统阻力低：即使在满负荷的生产情况下，全系统的阻力降均0.09MPa，一级可控移热变换炉、二级可控移热变换炉的阻力降均0.01MPa。1.5效益核算及长周期运行意义重大鉴于一期、二期变换装置规模相同（仅是采用的工艺技术不同），为便于说明，现将这两套变换装置2014年5月21日同一时间的主要运行经济技术参数对比列于表3 表3 主要经济指标名称单位一期绝热变换二期可控移热变换备注系统处理气量Nm3/h111835121651水气比0.820.82系统进口CO（干基）V%63.2063.20系统出口CO（干基）V%0.40.39CO总转化率%98.9699.00副产2.53.8MPa蒸汽t/h5.827.4副产1.01.6Mpa蒸汽t/h04.10副产0.5Mpa蒸汽t/h160添加4.6 MPa蒸汽t/h1.55.90系统阻力MPa0.200.08折电耗下降266KWh/h加热脱盐水量t/h228135二期脱盐水量少93t/h冷却水量t/h374391系统出口温度31.327.5出口降低3.8催化剂装填量m3165132催化剂减少33m3工程投资万元13/4降低1/4如果我们按照氢气1.6元/Nm3、4.6MPa蒸汽150元/t、2.5MPa蒸汽130元/t 、1.0MPa蒸汽110元/t 、 0.5MPa100元/t 、电0.69元/Kwh 、一期项目一、二变炉催化剂价格13万元/m3、10万元/m3， 二期一级可控移热变换炉催化剂9万/m3、全年有效生产时间为8000小时来计算，二期工程较一期工程带来的经济效益计算如下：1.5.1全年节省运行费用计算多产氢气效益：121651（99.00%-98.96%）1.821.642.78元/h；副产2.5MPa蒸汽效益：（27.45.8）130=2808.00元/h；副产1.0MPa蒸汽效益：（4.10）110 = 451.00元/h；副产0.5 MPa蒸汽效益：（016）100 = 1600元/h；添加蒸汽效益：（1.5 -5.9）150 = 660元/h；电耗效益：2660.69=183.54元/h；合计小时节省运行费用：42.78+2808.00451.00 - 1600660+183.54=1225.32元/h；全年运行带来直接经济效益：1225.3280000.0001=980.256万元/年。1.5.2运行周期长带来的间接经济效益计算基准：（1）二期工程一级可控移热变换炉取代一期工程的一变及二变绝热变换炉（一期工程催化剂用量为16.3+46+32+34立方米），我们按照二期工程一级可控移热变换炉催化剂使用周期为4年，一期工程一变催化剂使用为1年、二变为2年进行效益核算；（2）二期装置税前利润为10000万元/年，设备折旧为10年，项目总投资15亿、每次更换催化剂及硫化所需时间为20天；（3）根据经验积累及财务报表可知：每次原始开车消耗原材料、辅材、一次水、循环水、蒸汽、电、工人工资等生产费用为600万元/次左右；效益核算：（1）节省催化剂费用：（16.313+46102）-6294=302.40万元/年；（2）增加税前利润：1000080002024（1-1/4）=450.00万元/年；（3）影响折旧提成：1500001080002024（1-1/4）=675.00万元/年；（4）节省生产费用：600（1-1/4）=450.00万元/年；全年间接经济效益：302.40+450.00+675.00+450.00=1877.40万元/年。运行周期长带来间接效益在总效益中的比例： 1877.40（1877.4+980.256）65.70%。通过以上经济分析可知：二期工程与一期工程相比，运行周期长给企业带来的间接经济效益占节省总效益的65.70%以上，装置稳定安全长周期运行的意义远大于节能和降低工程投资意义。因此，大型装置必须要做到安全长周期稳定运行目标，这是企业获取最大利润的法宝！2、适用于水煤浆加压气化二级“可控移热变换”技术简介2.1适用范围及技术要点该技术采用仍采用两级“可控移热变换炉”完成CO转化任务，可以使水煤气中43.0%的CO转化到0.40%以下，一级可控移热变换炉装填防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂，二级可控移热变换炉装填含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂，此工艺技术是针对4.0MPa或6.5MPa水煤浆加压气化、高CO、水气比为1.201.45的水煤气开发的变换技术，主要用于煤制合成氨、炼油行业煤制氢、医药行业煤制氢等粉煤加压气化的变换领域。我公司正在实施的装置有山东方明化工气化炉为清华炉、变换系统压力为4.0MPa、氢产量为60000Nm3/h的煤制氢项目，河北迁安化肥有限公司气化炉为清华炉、变换系统压力为6.5MPa、40万吨/年醇氨项目。2.2工艺设计理念及先进性以河北迁安化肥6.5MPa水煤浆气化炉所产水煤气变换装置为例，原料气CO=43.475%、R=1.3699，我们通过一级可控移热变换炉可以将CO由43.475%降至1.16% ，而将1.16%再降至0.4%以下时，仍采用二级可控移热变换炉手段，而没有采用“可控移热变换炉+废热锅炉+绝热变换炉”的工艺设计。我们主要考虑：任何一个催化剂床层都有初期、中期、后期、末期的活性衰退过程。当催化剂使用到后期、末期时，必定会造成一级可控移热变换炉出口CO不断升高，一级可控移热变换炉出口CO升高则会造成 “绝热变换炉”出口变换气温度高、变换气中水气比升高、回收变换气余热始终是一个不断增大的变量，给后续热能回收及工程设计带来难度大及工程投资增加。同时，随着“绝热变换炉”出口温度升高，CO总转化率下降、氢的收率降低。不仅装置运行成本增加，而且一级可控移热变换炉催化剂使用寿命受到限制。为了保证在低能耗下运行及有较高氢收率，可能在一级可控移热变换炉催化剂处于后期及末期时就要更换掉，造成一级可控移热变换炉催化剂运行周期短，生产成本增加。一级可控移热变换炉出口CO初期设计值1.16% ，而不是0.50.6%，如果一级可控移热变换炉出口按照CO=0.50.6%来设计，此时一级可控移热变换炉出口温度在265275，一级可控移热变换炉催化剂必定装填防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂，绝不能装填含有钾盐为活性促进剂的低温钴钼催化剂。265275的催化剂床层温度不在防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂280420的最佳温区之内，势必造成催化剂使用寿命短。再者，也会造成气气换热器面积增加，工程投资大，特别不能够长期保证粗水煤气高于露点以上30，很有可能造成饱和态水蒸汽带入脱毒剂及催化剂床层，使催化剂结块及降低催化剂使用寿命。我们在实施两级“可控移热变换”技术之前，与“可控移热变换炉+废热锅炉+绝热变换炉”的工艺详细比较过，在对比过成我们发现两级“可控移热变换”技术具有以下优势：（1）氢收率稳定、热能回收稳定，五年内可以节省8305万元/五年的运行费用；（2）无论一级可控移热变换炉出口CO如何变化，二级可控移热变换炉出口变换气温度、CO含量、水蒸气分压均为一定值，后续热能回收是一个稳定值，低品位热能回收也是稳定值；（3）杜绝饱和态水蒸汽带进催化剂床层，避免操作事故发生，确保安全、稳定、长周期运行；（4）工程总投资降低1000万元以上；（5）一级可控移热变换炉主要完成CO变换任务、二级可控移热变换炉主要完成反应平衡任务,即使二级可控移热变换炉进口CO15.0%时, 二级可控移热变换炉进口CO仍能控制在0.40%以下。所以，一级可控移热变换炉催化剂的后期及末期时间可以适当延长，催化剂使用寿命至少在5年以上；进入二级可控移热变换炉的气体中灰尘及有害的毒物很低，再者二级可控移热变换炉内CO转化量少、温度低，二级可控移热变换炉催化剂使用寿命至少在10年以上。2.3主要经济指标 表4序号经济指标名称经济指标参数备 注1通过气量(干基)150000Nm3/h2小时醇氨产量58t/hr3每天醇氨产量1392t/d4变换系统出口CO含量0.370%5CO总转化率98.9%6H2+CO有效气体总收率99.32%7系统阻力0.15MPa8单台可控移热变换炉阻力0.01MPa 9可控移热变换炉同温面温差1010副产4.0MPa饱和蒸汽861.99kg/tNH311副产2.5MPa饱和蒸汽178.93kg/tNH312副产0.5MPa饱和蒸汽1128.50kg/tNH313变换循环冷却水消耗0.00kg/tNH3脱盐水量满足时14催化剂使用寿命一变炉5年二变炉10年3、适用于粉煤或水煤浆加压气化一级“可控移热变换”技术简介3.1适用范围及技术要点该技术采用一级“可控移热变换炉”取代传统绝热变换一变炉、二变炉，催化剂采用采用防水合镁铝尖晶石为载体的中温钴钼系催化剂，完成CO部分转化任务，做到脱碳后原料气中的H2:CO分别为1.63.0或（H2-CO2）/（CO+CO2）=1.92.8。如果装置规模较大，整体工艺采用“变换+非变换”工艺流程设置，而变换装置仍然采用一级“可控移热变换炉”完成CO部分转化任务。在进行此类可控移热变换装置设计时，我们把变换装置安全、稳定、长周期运行放在首位，同时解决装置大型化、运行能耗低、投资抵等问题。该技术适用煤制油、煤制天然气、煤制乙二醇、煤制甲醇、煤制烯烃等CO部分变换领域，可控移热变换技术完全解决了装置大型化、安全稳定长周期运行的难题。我们分别以粉煤加压气化的60万吨/年甲醇、副产380过热蒸汽水煤浆加压气化的40万吨/年甲醇、粉煤加压气化的100万吨/年煤制油等典型现代煤化工主要经济指标来进一步说明问题。3.2粉煤加压气化、60万吨/年甲醇的一级变换“可控移热变换”技术简介3.2.1水煤气组分、压力、流量一览表 表5物料名称粗煤气（来自气化，进变换装置）组分分子量kmol/hmol%H2018.029040.549.73CO28.016501.4635.77H22.021903.7110.47CO244.01624.7153.44CH416.040.3070H2S34.0845.3270.25N228.0153.3990.29Ar39.952.8550.02HCl36.4600NH3170.0620COS60.075.770.03HCN27.030.0480O23200合计18178.153100平均分子量20.894温度，210.96压力，MPa,G3.8气相摩尔分数1质量流率，kg/h(S/G)379817.125密度，kg/m3(S/L/G)21.29体积流量，Nm3/h407444.969粘度，cP0.023.2.2工程投资一览表 表6序号项目投资（万元）工程投资1静止设备3092.00 2运转设备60.00 3设备安装630.40 4土建252.16 5管道阀门及安装1260.80 6仪表电器252.16 7工程设计及软件费821.90 8运输费353.02 9小计6522.44 10不可预见费521.80 11合计7044.24 生成费用12催化剂/脱毒剂1520.60 项目总投资13合计8764.84 3.2.3主要经济指标一览表 表7主要经济参数名称主要经济技术参数阻力脱毒槽床层阻力0.01MPa可控移热变换炉阻力0.01MPa系统总阻力0.15MPa温度系统管道管件最高点温度300催化剂床层同平面温差15CO转化率进口CO含量（干基）71.17%出口CO含量（干基）19.80%副产蒸汽3.6MPaG饱和蒸汽51t/h1.0MPaG饱和蒸汽86t/h消耗水及蒸汽加热脱盐水512t/h加热除氧水263.4t/h消耗循环冷却水（正常运行时）0脱氨塔消耗冷密封水15t/h闪蒸塔耗蒸汽5t/h3.2.4优点一级“可控移热变换”技术与传统绝热变换具有以下优点：（1）可控移热变换装置整个系统仅有“两个”控制点，操作简单稳定安全；（2）可控移热变换反应器是将传统变换工艺中的一级变换炉、二级变换炉及移热废热锅炉等三台设备融合到一起，将移热水管水直接埋在催化剂床层，床层温度350，完全杜绝飞温、甲烷化副反应；（3）流程短、投资低、工程投资仅是传统绝热变换工艺的72%，可控移热变换技术降低工程投资主要提下在以下几方面：（A）系统管道、管件无高温点，最高温度280；（B）除氧水加热器及脱盐水加热器不需要设置近路管线；（C）变换系统设备、管道、管件选材质无需考虑氢腐蚀，使用材料等级低；（D）出现“露点”腐蚀仅在低压废热锅炉、1#气液分离器及脱盐水加热器等设备，其它设备均不需要考虑“露点”腐蚀及H2S应力腐蚀，材料等级低；（E）通过气体的设备仅有9台，流程短，管道管件少。（4）系统中出现“露点”仅在低压废热锅炉及脱盐水加热器，从工艺角度减少了“露点”腐蚀，有效延长了装置运行安全性。（5）变换冷却水为“零”。3.3副产380过热蒸汽的水煤浆气化40万吨/年甲醇的一级“可控移热变换”技术简介该装置为6.5MPa水煤浆气化（清华炉），生产能力为40万吨/年甲醇，采用一级可控移热变换炉，副产380过热蒸汽，经过变换与脱碳装置后氢、碳满足（H2-CO2）/（CO+CO2）2.0。我们将传统一变炉、二变炉、废热锅炉及蒸汽过热器融合为一台可控移热变换炉，利用催化剂床层温度与深度100以上温差操作曲线优势，低温区副产4.0MPa蒸汽，然后在高温区过热为380过热蒸汽，与传统绝热变换工艺相比，简化了工艺流程，占地面积小、操作稳定、工程投资低。3.3.1气体组分、流量、温度、压力等设计参数 表8组成湿基干基流量(Nm3/h)组分(Mol%)流量(Nm3/h)组分(Mol%)CO74845.75 20.28%74845.75 49.70%H244262.63 11.99%44262.63 29.39%CO230545.47 8.27%30545.47 20.28%N2405.08 0.11%405.08 0.27%CH463.25 0.02%63.25 0.04%H2S182.21 0.05%182.21 0.12%COS9.04 0.00%9.04 0.01%Ar227.39 0.06%227.39 0.15%HCN4.52 0.00%4.52 0.00%NH343.67 0.01%43.67 0.03%H2O218549.80 59.21%0.00 0.00%369138.80 100.00%150589.00 100.00%R(水气比)1.45 温度248压力6.4MPaG3.3.2主要经济指标 表9主要经济参数名称主要经济指标阻力MPa变换炉阻力(MPa)0.01设备总阻力（气路）(MPa)0.105系统总阻力 (MPa)0.150副产蒸汽t/h3.82MPaG过热蒸汽23.6620.60.8MPaG饱和蒸汽126.856消耗水及蒸汽t/h加热脱盐水 冷凝液提供热量223变换工艺提供热量98加热除氧水 变换本身自用28.129送甲醇合成65.871消耗循环冷却水 0脱氨塔消耗除氧水 8.5闪蒸塔耗蒸汽 2.83.3.3工程投资与传统绝热变换工艺对比一览表 表10序号对比内容可控移热变换传统绝热变换可控移热减绝热1设备投投资（万元）2987.393350.76-363.372项目总投资（万元）8234.5210407.38-2172.863设备总台数（台）1619-34主换热设备（台）57-25走气主管道（根）1828-106近路管道（根）48-47高温管道（根，250）811-38有氢腐蚀管道811-39有露点腐蚀管道610-4我们从表10可以看出可控移热变换比传统绝热变换具有以下优势：设备台数减少3台、换热设备减少2台、气体管道减少10根、近路减少4根、高温管道减少3根、有氢腐蚀管道减少3根、有露点腐蚀管道减少4根、设备投资降低363.37万元，工程投资降低2172.86万元。3.4粉煤气化100万吨/年煤制油的一级“可控移热变换”技术简介对于大型可控移热变换装置我们采用“变换+非变换”工艺，变换及非变换气分别去低温甲醇洗系统，100万吨/年煤制油项目采用单系列即可。3.4.1气量分配及变换后最终产品 表11参数名称及单位变换装置非变换装置粗煤气气分配比例%50.00%50.00%流量（干基）Nm3/h384565.66384565.66流量（湿基）Nm3/h814757.75814757.75非变换气流量（干基）Nm3/h384565.66非变换出口CO含量%69.54%醇洗后流量Nm3/h353849.29醇洗后H2流量Nm3/h105755.56醇洗后CO流量Nm3/h246056.48变换气流量（干基）Nm3/h606463.30变换出口CO含量%4.00%醇洗后流量Nm3/h353849.29醇洗后H2流量Nm3/h327575.8醇洗后CO流量Nm3/h24236.6合成气H2流量Nm3/h43331.35CO流量Nm3/h270293.44H2/CO1.60323.4.2不同负荷时主要经济指标一览表 大型化装置的可控移热变换装置，稳定、安全、长周期运行是第一位的。我们在设计时以100%负荷设计，然后再用30%、120%负荷去校验系统换热设备、分离设备、系统阻力以及主要经济指标，确保装置能够安全、稳定、长周期运行。不同工况主要经济参数如表12 表123.4.3工程投资一览表 表13序号项目投资（万元）备注工程投资1静止设备10605.52运转设备/3设备安装21214土建848.55管道阀门及安装6893.56仪表电器848.57工程及专利设计费1224小计225419不可预见费188310合计24424生产费用11催化剂/脱毒剂2243项目总投资12合计266673.4.4可控移热变换技术用于大型变换装置具有以下明显优势（1）工程总投资为26667万元，比传统绝热变换工艺降低43333万元（国内已实施项目单系列投资为70000万元），工程投资降低61.9%以上；（2）床层温度低，完全杜绝甲烷化副反应；（3）可控移热变换炉设有备用炉，每台变换炉可以单独更换催化剂、单独硫化升温，确保任何工况下不会因为变换装置造成停车检修。确保装置安全、稳定、床周期运行；（4）部分设备采用径向或卧式结构，完全解决了大型化问题，整个系统超限设备仅有非变换系统低压废热锅炉及脱氨塔，大幅度降低了运输费用；（5）装置占地面积小，占地面积仅为传统绝热变换的38%；（6）满负荷时系统阻力0.15MPa，比传统绝热变换工艺的降低60%以上；4适用于有饱和热水塔低水气比、低CO的“可控移热变换”技术简介4.1适用范围及技术要点本可控移热变换技术主要用于常压间歇式固定床气化炉所产半水煤气以及高炉气、焦炉气、兰碳气等尾气回收生产合成氨或制氢的变换装置，系统压力一般在0.82.0MPa、催化剂为-AL2O3为载体钾盐为活性促进剂的低温催化剂、外供蒸汽、有饱和热水塔的变换装置，可控移热变换技术主要是把热水塔出口变换气夹带低品位水蒸气转化为高品位蒸汽移出系统，从而达到减少变换蒸汽添消耗、降低变换冷却水用量、减少变换系统露点腐蚀。此技术适合带有饱和热水塔变换装置改造或新建变换装置。我公司目前已开起来此类型的可控移热变换装置有河南新乡永昌化工、河北卢龙化工、湖南安乡晋煤金牛化工等，由我公司全新设变换装置，热水塔出口变换气均60。4.2热水塔出口变换气温度是衡量变换装置能耗高低的重要依据系统压力在0.82.0MPa范围内的中串低、中低低或全低变装置大部分设有饱和热水塔，饱和热水塔上部为饱和塔、下部为热水塔，饱和热水塔是带有饱和热水塔变换工艺中回收热量的主要设备。半水煤气在饱和塔中与热水逆向接触，进行热量和质量的传递，使半水煤气的热含量和湿含量不断提高。出饱和塔半水煤气温度愈高，则夹带蒸汽量愈多，变换系统需要外供蒸汽量愈少。热水塔内，热水与变换气逆向接触回收变换气中的显热和潜热，热水塔出口变换气温度是衡量该变换系统热能回收率高低及变换系统蒸汽消耗、冷却水消耗的重要指标。将热水塔出口变换气压力为0.80MPa(表压)在不同温度下单位立方米干变换气夹带饱和蒸汽量计算结果分别如下：105时， 变换气夹带饱和蒸汽量0.1247kg/Nm3干变换气；95时， 变换气夹带饱和蒸汽量0.0834kg/Nm3干变换气；85时， 变换气夹带饱和蒸汽量0.0552kg/Nm3干变换气；75时， 变换气夹带饱和蒸汽量0.0360kg/Nm3干变换气。按照合成氨单位消耗干基变换气为3960Nm3/tNH3计，如果将热水塔出口变换气由105分别降至95、85、75时，则变换少从热水塔带走饱和态蒸汽量分别为：105降至95时，变换气减少夹带饱和蒸汽量为163.548kg/tNH3；105降至85时，变换气减少夹带饱和蒸汽量为275.220kg/tNH3；105降至75时，变换气减少夹带饱和蒸汽量为351.252kg/tNH3。按照合成氨单位消耗干基变换气为3960Nm3/tNH3计，如果将热水塔出口变换气由105分别降至95、85、75时。如果冷却水按照10温差计算，则变换气减少冷却水量分别为：105降至95时，变换气减少冷却水量为11330.568kg/tNH3；105降至85时，变换气减少冷却水量为19543.79kg/tNH3；105降至75时，变换气减少冷却水量为25615.37kg/tNH3。从上面计算结果可以看出：热水塔出口变换气温度越高，变换气夹带蒸汽量越大，造成变换蒸汽消耗越高，冷却水消耗高。4.3热水塔出口变换的低品位热能难以回收以热水塔出口变换气为95计算，则带出蒸汽量为39600.0834=328.68kg/tNH3，此部分蒸汽转化为40冷凝水时，则仅变换气中夹带蒸汽量冷凝为水时放出的热量高达328.68（640.917-40）1.975105Kcal/tNH3，而此部分热量是以潜热形式带出变换系统、温度低，部分装置采用脱盐水回收，脱盐水最高为温度一般为6070，此类低品位热能无处可用，也有部分单位采用大量循环冷却水将变换气冷却到40，造成大量热能损失及循环水消耗。4.4“可控移热变换”技术解决措施有饱和热水塔的变换工艺，各段催化剂床层反应热依靠循环热水带出，并通过循环热水实现变换系统热量分配。我公司根据各类变换工艺流程分别找出最佳节能点设置一台“可控移热变换炉”，将由热水塔出口变换气带出系统热量转化为高品位蒸汽，同时减少变换系统蒸汽添加量、降低系统阻力、降低循环冷却水耗。我们对湖南安乡晋煤金牛化工有限公司5万吨/年合成氨的中低低装置进行节能改造时（系统压力0.8MPa）。保持原有“中低低”工艺不变，仅在原有变换工艺装置上增加一台可控移热变换炉，类似于在变换装置上设置一台副产3t/h饱和蒸汽的余热回收锅炉，工程量小投资抵，不影响有效生产时间。该装置于2012年12月投入运行后:（1）变换系统出口CO含量由原来的1.2%降至0.6%;（2）系统阻力由原来的0.12MPa降至0.07MPa;（3）蒸汽消耗下降了135kg/tNH3;（4）变换冷却水消耗下降了20m3/tNH3（5）同时副产0.61.3MPa饱和蒸汽236 kg/tNH3供造气及铜洗使用;（6）热水循环量由原来的9860kg/tNH3降至5670kg/tNH3;（7）热水塔出口变换气温度由原来的102降至82;（8）水移热可控移热变换炉投运后，公司停运一台4t/h沸腾锅炉。（9）改造后节省运行费用45.6元/tNH3， 5个月可以回收全部工程投资；我们为河南新乡永昌化工有限公司17万吨/年合成氨项目设计一套带有饱和热水塔的全低变（0.8MPa）装置，工艺设置采用我公司“可控移热变换”专利技术， CO变换反应主要在“可控移热变换炉”内完成，副产0.71.3MPa饱和蒸汽，变换系统出口CO1.2%，副产蒸汽满足变换系统自身使用，外供蒸汽消耗100kg/tNH3，主要经济指标如下：（1）变换系统出口CO1.2%;（2）热水塔出口变换气温度71.2;（3）系统阻力0.05MPa;（3）变换系统蒸汽消耗100kg/tNH3;（4）变换冷却水消耗8m3/tNH3;（5）热水循环量5m3/tNH3;5、适用于无饱和热水塔低水气比、低CO的“可控移热变换”技术简介5.1适用范围及技术要点本可控移热变换技术主要用于常压间歇式固定床气化炉所产半水煤气以及高炉气、焦炉气、兰碳气等尾气回收生产合成氨或制氢的变换装置，系统压力一般在2.02.7MPa、外供蒸汽、催化剂为-AL2O3为载体钾盐为活性促进剂的低温催化剂的变换装置，从终端气气换热器出口变换气温度高低则可判断变换装置节能与否，传统工艺气气换热器出口变换气在120，而我公司设计可控移热变换装置气气换热器出口变换气温度90。5.2传统变换工艺存在问题以固定床间歇式气化炉所产低水气比、低CO半水煤气的合成氨厂，单套合成氨装置生产能力达到18万吨/年以上，变换装置压力一般提高到2.02.7MPa之间。由于压力提高，CO2、H2S等酸性气体在热水中溶解度增大，循环热水PH低，酸性腐蚀加剧，部分厂家添加到热水塔中的水质不稳定或热水塔排污不及时，水中总固体偏高，CI-1及其它酸根离子对不锈钢焊缝有晶间腐蚀，变换系统在低于露点以下的设备、管道及管件均出现大量腐蚀。近十年来所建