国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构

1、国内外各类低压甲醇塔结构应用于等温变换反应器上存在问题及优点的分析（中国化学工业集团公司XX工程有限公司）“等温变换技术”是我国自己研发并有自己知识产权的专利技术，目前南京 敦先化工科技有限公司、湖南安淳公司、河北正元工艺均有开起来的业绩，特别 南京敦先化工科技有限公司已经有8套业绩了，有粉煤加压气化、水煤浆加压气 化、固定床加压气化以及石油石化渣油制氢气化等方面业绩。从目前我们所承接 的工程项目及与技术商、业主接触过程中可以知道：现在业主在新上大型煤化工项目上均想采用“等温变换技术”。“等温变换反应器” 实际是由低压甲醇反应器演变而来，但“等温变换反 应器”又不同与“低压甲醇反应器”，为了业

2、主在新 技术上更好的选择以及在决策上不会有失误。本文把 国内外现有低压甲醇塔结构形式应用到变换装置上 存在的优缺点进行客观分析，以供各位业主参考及技 术商进一步优化设计，如有不妥之处请谅解：1、日本某技术公司单管板甲醇反应器存在以下问题：（1）厚管板受热不均匀、厚管板易出现裂纹：气侧 与水侧之间的厚管板无法实现合理操作曲线（气侧如有 合理操作曲线，气侧温差要达到100 r以上，这是变换 反应的特殊需求），如果实现合理操作曲线，则厚管板 热应力不同，管板很容易出现裂纹；（2）结构不合理、容易造成整台设备报废：虽然 采用了双管板结构，但在结构上设计不合理。厚管板与 上部水箱及厚管板与下部催化剂床层

3、之间全部采用焊 接结构，高压外筒、气体分部器、换热管等部件全部与 厚管板直接焊接，催化剂从上部中心管装填，而且下部 设有双封头，不仅不利于催化剂装填和自卸，一旦催化剂无法自卸，则整台设备 报废（如右上侧图），日本多段全径向结构（如右下侧图）也是单管板结构，仅 是将厚管板及水箱放到下部，仅是解决了催化剂便于装填，但右上图结构存在的 诸多问题是一样的；（3）不适合二级变炉使用、也不适合装置大型化：该甲醇反应器实际是是浮头式换热器结构，单管板无法承受较大负压差，如果将反应器直径放大到DN3800，单侧承受负压差为3.5MPa时，单管板厚度需要在550mm以上，市场 上无法采购这么厚的管板。如果这种结

4、构用于二级变炉上去，则管板是最薄弱环 节，管板受负压容易出现裂纹，换热管与管板之间的焊缝易拉裂。目前运行的某 技术公司浮头式甲醇合成塔（结构由鲁奇演变而来，上管板为固定管板、下部采 用双封头，相对膨胀量采用管道式膨胀节消除）也属于单管板结构，已投运的设 备有好多家在单管板上出现了泄露问题（如湖北三宁、河北金石等单位低压联醇 装置）；这种结构的低压甲醇塔如果应用到变换装置上是无法实现装置大型化的， 主要受管板的限制，如果设备直径放大到DN3800以上，国内提供锻件的单位的 锻压机已经无法提供满足压差需求的厚管板了。（4）国内某集团运行的一台单管板式等温变换反应器仅是将低压甲醇塔应用 到变换装置上

5、，完全没有掌握等温变换反应器的设计理念：目前，变换系统气侧 压力为3.378MPa、副产蒸汽压力已到3.646MPa，水侧压力已经高于气侧压力， 而催化剂床层温度仅为264，出反应器出口温度为258r。随着催化剂使用寿 命延长，催化剂活性衰退，要想进一步提高催化剂床层温度就得提高蒸汽压力， 而依靠提高蒸汽压力来提高催化剂床层温度是有限的，可能在催化剂使用到 0.51.0年时，蒸汽压力需要提升到5.0MPa以上。该催化剂床层没有合理操作 曲线，不利于有机硫转化及防治催化剂发生水合结块;催化剂床层温度难以提升， 耐硫宽温区催化剂就失去“宽温区”意义了，造成催化剂使用周期短、生产运行 费用高；随着水

6、侧与气侧压产增大，厚管板管板可能出现裂纹，造成水漏到催化 剂床层，一旦发生泄露，则会出现整台设备报废现象，装置不能运行。如果应 用与粉煤加压气化变换装置，CO含量高，需要向系统添加蒸汽，会造成催化剂 床层泡在水中，催化剂中钾盐流失、短时间内催化剂活性迅速下降，更会造成催 化剂发生水合，反应器内部催化剂结成整块，不仅催化剂床层阻力大，催化剂难以自卸，造成整台设备报废。这是业主在大型装置上必须要考虑的首要问题，大 型装置投资可能在几十亿甚至几百亿，一旦发生这种事故则造成几十亿甚至几百 亿的投资装置无法运转，给业主带来经济损失太大。该种反应器具有以下优点:（1）消除运行过程中热应力效果好：该结构甲醇

7、反应器换热管为盲肠式， 一端固定、一端自由伸缩，消除热应力方面是任何低压甲醇塔不可比拟的;（2）水侧与侧气之间焊接点少、焊缝易保证质量：该结构水侧与气侧之间 焊接点仅在上管板上，焊接易焊接，易保证焊接质量;2、板式甲醇反应器存在以下问题:板式甲醇反应器受热元件为两层薄钢板焊接后再冲压而形成带有腔体的换热 板，腔体内走水，板外走气。采用全径向结构催化剂床层时，换热板由内向外按 照同心圆布置若干层，由于换热板是长方形平板，随着催化剂床层直径增大，则单一换热板的宽度也增加，如果甲醇塔直径在 DN3500时，外围换热板的宽度则达到500mm 以上。该结构甲醇反应器如果应用到变换反应器 中会存在以下问题

8、：（1）焊缝多、安全系数低：换热元件为换 热板，换热板是由两块6=2.5mm的钢板焊接而 成，如果最外一层换热板高度为9000mm，则 这块换热板周的焊缝总长度（9+0.5）x2=19m， 如果一台DN3500的甲醇反应器，所有换热板周 边的焊缝总长在16.8公里以上。国内技术公司制造一台2800、H板高=7500mm V催=39.0m3的低压甲醇反应器，仅换热板周边焊缝累计起来就达到6公里，如 果这种结构应于等温变换反应器内，泄漏几率大大增加；（2）不利设置合理操作曲线、满足不了变换工艺特殊需求：单块换热板高 换热面积为9x2x0.5=9m2、外围换热总面积为0.5x9=197.82m2，无

9、论 如何调整，每一周的换热面积太大。如果气体沿催化剂床层由外向内径向流动， 催化剂床层温度只会是同一温度，不会出现合理操作曲线；如果将气体改为由 内向外径向流经催化剂床层，催化剂床层吸灰能力大幅度下降，与入口气体接触 的催化剂失去活性速率非常快，床层阻力会迅速上升。我们按照内圈直径为 700mm计算，则内圈径向催化剂床层截面积为0.7x3.14x9=19.971m2，在同样 积灰厚度前提下，内圈积灰能力仅是外圈的；（3）换热板承压能力差、易造成水路不流畅：板式甲醇反应器受热元件为两 层厚度为2.5mm薄钢板进行周边焊接及中间部位采用电阻焊而形成上图的结构， 然后再冲压到9.0MPa而形成带有腔

10、体的换热板。腔体内走水，板外走气。在已 运行的甲醇装置上，气侧为5.0MPa、水侧为2.5MPa、换热板承受负压差在2.5MPa 工况下，部分换热板已经变形，造成水路流通不畅。如果用于加压气化压力为 4.0MPa、6.5MPa或8.7MPa变换装置，换热板承受的负压差或正压差则会出现在 3.5MPa以上，更会造成水路不通畅。如果采用厚板加工换热板，在充压鼓起时 充水压力要大幅度提高，但带来的是换热变环边焊缝易被撕裂，造成环边焊缝使 用寿命短，运行中易造成泄漏事故。（4）热应力消除差、随着直径增大、膨胀节易断裂几率增加：板式甲醇反应 器消除壳程与内件之间的热应力是利用进出总水管上的膨胀节，由于换

11、热板环边 焊缝不均匀、换热板在冲压膨胀为水腔过程中，换热板两侧形成的变形量不一样， 在受热膨胀后，每一块板的向上膨胀量也不同，造成作用在上升总水管上的热应 力也不均匀。国内已经运行板式甲醇反应器有40%的已出现膨胀节断裂，这种结 构的甲醇反应器膨胀节断裂几率随着设备直径越大断裂的次数越多（如河南某家 4年内出现2次断裂、内蒙古某台*3500甲醇反应器3年内膨胀节断裂3次）， 主要因为甲醇反应器直径增加大及换热板长度曾高后，换热板布置的圈数越来越 多、膨胀量随板高的增加而上升，带来每一块板膨胀量也不相同，所以管道上的 膨胀节断裂的几率也增大。变换反应需要催化剂量是甲醇催化剂量的两倍以上， 等温变

12、换反应器设备规格要比甲醇反应器规格大得多，所以膨胀节断裂的几率会 大幅度增加。（5）换热板易变形、造成催化剂粉化：耐硫变换催化剂，硫化时需要将催化 剂床层提升到450r以上，然后降温使用，换热板是在冷态下焊接并冲压成型， 换热板凸起不均匀、周边焊缝变形量较大、换热板两侧边缘长为9000mm以上， 采用手工焊接的两侧边缘、焊缝厚度不均匀（焊肉难以控制均匀），再加9000mm 长的的换热板组成移热板束时，中间无法设置固定及限位装置，受到高温变形时，换热板在轴向变形量较大，而且不均匀，很容易将催化剂挤压成粉状。（6）高压空间利用率低、存在轴向与径向混合流区：换热板上部设有猪尾管 猪尾管与小环管连接、

13、小环管通过支管与中环管连接，中环管上支管再与大环管 连接，自大环管全换热板之间高度至少有1000mm，也就是说换热板上下（有效 催化剂床层高度）各有1000mm无效空间，而此部分空间采用石英砂装填，随 着石英砂及催化剂下降高度不同，则会出现不同程度的气体走轴向，因此在催化 剂床层上、下端均有不同程度的轴径向混合流区，造成部分催化剂不能完全发挥 催化剂作用，也会造成高压外筒白白增加2000mm高度度。该类型低压甲醇反应器具有以下优点:（1）传热系数高：水侧传热系数高，移热能力强，单位立方体米催化剂需要 换热面积小;（2）传热系数高：内件与外筒分开设计，便于更换内件;（3）利于催化剂自卸及装填：外

14、筒设有可以移开的大盖、下部有催化剂自卸 口，便于催化剂自卸与装填。3、绕管（或螺旋管）式换热管甲醇反应器存在问题:绕管式低压甲醇塔解决了承受负压及消除热应力问题，如果用于等温变换也 存在以下难以解决的问题：（1）难以实现全径向结构、绕管难以实现 同样长度：甲醇反应器的催化剂空速在5000 8000h-1之间、而变换催化剂空速在 800 2500h-1之间，同样气量，作为变换反应器而言， 变换催化剂用量大得多，也就是说等温变换反应 器只有采用全径向结构才能满足低阻力需求。而 轴向结构不能够满足变换炉反应器低阻力的需 求。绕管式（或螺旋管）结构甲醇反应器进水 管由下部中心管引出，出水管由上部中心管

15、汇集 到一起，这种接结构只有采用全轴向，难以实现 径向结构。（2）每一根绕管传热系数不同、移热能力不同：绕管全 部由中心下部抽出结构，或上下部采用环管分水箱及集水箱，也就是下部采用环管引出每只出水管， 绕管最终汇集到上部环管。由于绕管起始直径不同，在保证绕管同样绕转角度时， 每一根绕管直线长度不相同；如果保证绕管长度相同时，绕管绕转角度则不相同， 会出现管内水流速不同，流经水量也不相同。不同层数的绕管传热系数也不相同。（3）催化剂难以自卸、易造成整台设备报废：此结构应于甲醇反应器时，铜 系催化剂强度低易粉化，利于催化剂自卸，如果应用于等温变换反应器，则变换 为钻钼系催化剂，特别是高压装置催化剂

16、为挤压成型并经过煅烧，催化剂在冷态 或热态强度远大于铜系催化剂，绕管与绕管之间催化剂很难自卸，如果出现水合 现象，催化剂将绕管全部包裹住，催化剂无法实现剥离，则整台设备报废。（4）难以实现合理操作曲线：等温变换反应器内部合理操作曲线是由反应放 出热量、换热面积、传热温差等要素决定的，一组绕管分别与上联箱和下联箱连 结，而且边绕旋边上升，在保证管内水流速相同前提下，单位立方米内部换热面 积很难确定和控制，为设计为合理操作曲线带来很大难题;4、列管式甲醇反应器应于等温变换反应器存在难题:列管式甲醇反应器管内装填催化剂，管 外走水，属于双管板结构，如果应于等温变 换反应器，则存在以下问题：（1）不能

17、够实现径向结构：该结构甲 醇塔是管内装填催化剂、管外是水，换热管 规格在6 3844之间，即使管径进一步放 大也难以实现全径向结构，满足不了催化剂 装填量需求；（2 ）每根管阻力不同、气体分布不均 匀：该结构每一根管内催化剂装填不均匀、 阻力不均匀、通过气量也不均匀，造成催化 剂利用率低。5、换热管束式（气体上进上出式）：我们根据以上各类低压甲醇反应器结构分析可知：单管板、换热板、绕管式、 鲁奇式等低压甲醇塔结构均不能够应用到等温变换反应器上，虽然部分业主已经 采用或部分装置投入运行，但运行时间较短，上述分析的问题还没有完全暴露出 来，或是在某种特定工艺条件下使用，但绝不能够使用任何工况水煤气

18、或半水煤 气的变换装置。换热管束式甲醇反应器应用到等温变换反应器上还是较合理的， 如南京敦先化工科技有限公司及河北正元塔器有 限公司已经投入运行的等温变换器均属于此种类 型。换热管束全部为耐压管束、管子上下垂直、 移热单元为每一个无缝钢管，利于设计合理的操作 曲线，但国内某合成氨单位在运行的一套等温变换 反应器在很多细节结构上的设计及气体分布等方 面存在诸多问题（如右上侧图）；（1）气体上进上出不合理：如右图所示：反应 后的气体由中间集气筒上部出来，如果气体将催化 剂粉尘带进集气筒中，粉尘集聚在集气筒下部， 越积越多，造成集气筒上开孔被堵塞，影响气体径 向分布效果。如果停车时，气体中的水蒸气随

19、着温 度降低，出现溶解有H2S、CO2的酸性液体集聚在 集气筒下部，造成集气筒腐蚀，进一步影响径向气 体分布。（2）不利于换热管束检修和更换：上水管与承 压封头采用焊接结构不合理，如果换热管束需要检 修或更换，换热管束难以单独吊出；（3）易造成捧住催化剂、催化剂自卸难度大： 上下联箱仅为一根大环管，换热小管全部焊接在大 环管上，小管与大环管连接处，纵向小管较密，很容易捧住催化剂，造成催化剂 难以自卸。（4）同平面温差大、没有完全掌握径向分布技术：如右上侧温度分布与催化 剂床层温度与深度实际操作曲线图，从图上可以明显看出：（a）出径向气体分布 筒时，同平面温差为5080C（径向气体流动，同一圆周

20、面为同一平面）；（b） 催化剂床层热点同平面温差大到40200C,造成热点同平面温差大主要是径向 气体分布不均匀，温度高的地方气体分布多、反应放出热量多造成的；（c）混合 流区走的气量非常大，在温度低时反应热维持不了催化剂床层温度，造成该出现 热点时反而温度下降到230C，在气体快要走出催化剂床层时，反而温度由230C 上升到360C，这种气体分布充分说明催化剂出现热点不是在同平面，催化剂利 用率低，催化剂使用寿命短。（5）国内大型径向气体分布器实验装置在南京某研究院：我国上世纪引进国 外大型合成氨技术时，国外对气体径向分布技术实行完全封锁政策，特别是由实 验装置实测出的径向分布器穿孔因子和摩

21、擦系数等参数更是避而不谈，造成国内 研发径向分布器技术单位很长时间掌握不了径向气体分布技术。上世纪8090年代，国内消化吸收国外全径向大型化氨合成塔技术任务由原 化工部安排由南京市某研究院高压气体反应所完成，南京市某研究院高压气体反 应所通过自建的实验装置得到第一手资料，这些资料仅有少数人掌握和拥有，这 也是南京出现诸多全径向大型合成氨、甲醇塔、等温变换反应器等设计及制造单 位的根本原因。如同PSA （变压吸附）技术单位在成都扎堆一样，变压吸附技术 鼻祖均来自于四川成都某化工研究院。所以，气体径向分布技术发源地在南京， 其他单位没有掌握实验所得穿孔因子及摩擦系数的第一手资料，上述实际运行等 温

22、变换反应器温度与催化剂床层深度之间的操作曲线也充分证明这些。6、水移热管束式等温变换反应器水移热管束式等温变换反应器由壳体和内件组成。壳体由筒体、上封头、下 封头组成，上封头与筒体之间采用法兰连接，法兰之间采用“Q”密封，上下封 头分别设有气体进出口。内件由水移热管束，气体分布筒、气体集气筒、密封板、 支撑座等部件组成，水移热管束与进出水管之间采用管式联箱结构。内件与外筒 可以拆卸，管内走水、管外装填催化剂，下部设有催化剂自卸口。原料气从等温变换反应器上部进入等温变换反应器后由侧面径向分布器进入 催化剂床层，然后沿径向通过催化剂床层，反应的同时与埋设在催化剂床层内的 水管换热，再经内部集气筒收

23、集后由下部出等温变换反应器。来自汽包的不饱和水自等温变换反应器下部进水管进入等温变换反应器，再 经进下部大环管、分配管分配至各换热管内与反应气体换热，然后通过上环管或 集水箱收集后经出水管去汽包，在汽包中分离 出蒸汽去蒸汽缓冲器参加变换反应或外送其 它工序使用，分离下来的水从汽包下部再次进 入等温变换反应器参与下一循环。（1）具有最合理操作温度曲线：该类型等 温变换反应器采用单根换热管为移热单元，每 一单元（换热管）换热面积小，通过调整布管 数量很容易实现单位体积催化剂内换热面的 调整，可以根据不同水煤气或半水煤气设计不 同的合理操作温度曲线。（2）内件与外筒分开设计、便于检修和催 化剂自卸：

24、该等温变换反应器由承压外筒和内 件组成，内件为一整体结构，可以单独吊装， 不仅利于催化剂装填和自卸，也利于设备检修。（3）换热管上下端分水箱、集水箱均为还管结构适用装置大型化：该等温变 换反应器换热管上端及下端全部采用还管结构的联箱结构，联箱的环管组数可以 根据设备规格不同设置圈数，环管圈数不受设备直径限制，设备直径可以做到 4500以上。有效避免了单管板结构存在设备直径放大后，管板难以采购的难题。采用全径向结构，催化剂床层高度不受阻力限制，单台等温变换反应器催化 剂装填量可以达到200m3以上。该等温变换反应器完全满足装置大型化的需求。（4）安全可靠、设备使用寿命长：该等温变换反应器换在确保

25、设备安全性方 面在设计及制造环节采取以下措施，确保等温变换反应器安全可靠：（A）等温变换反应器副产蒸汽压力低于气侧压力，确保催化剂不会失活、结 块等现象发生；（B）承受负压元件中，同样厚度前提下，球体或圆管承受负压能力远大于管 板、板及椭圆体等。该等温变换反应器换热管束为无缝钢管，分水箱、集水箱、 进水管、出水管等承受负压元件全部为无缝钢管。壁厚选取是按照承受-6.5MPa 压力选取，确保受负压元件安全可靠;换热管与环管连接以及上相联箱上的焊缝全部进行氩弧(或小电流) 打底焊，然后进行满焊，确保焊缝在任何运行工况下安全可靠；采用承压筒体上管道膨胀节消除内件与外筒之间的热应力，气侧与水 侧之间全

26、部采用焊接密封方式，确保气水之间不得串通；7、等温变换反应器设计应该遵循以下原则采用全径向结构、便于装置大型化：钻钼系宽温区变换催化剂反应空速 在8002500h-1之间，空速远低于铜系甲醇催化剂及铁系氨合成催化剂，同样 气量催化剂用量要大得多，即使把水移热低压甲醇合成设计理念搬到变换装置， 通过同样气量，催化剂用量大，反应器规格也要大，如果不采用全径向结构，则 很难满足大型化装置需求；采用全径向结构、降低床层阻力：变换系统存在H2S应力腐蚀、H2腐 蚀、酸性溶液腐蚀及露点腐蚀，变换系统换热设备、管道、管件易腐蚀。当系统 阻力在0.10MPa时，部分换热设备的换热管束本来不会出现泄漏；如果系统

27、阻力 增加8到0.40MPa时，这些换热设备的换热管束就会出现泄漏现象，不仅造成 设备、管道、管件维修费用高，而且装置安全运行周期也缩短。诸如现在加压气 化传统变换工艺，采用绝热催化剂床层数量达到4个以上，每一床层之间均要设 置间接换热设备，目前变换系统运行阻力均在0.450.75MPa之间，只有采取全 径向技术才能降低床层阻力、减少设备台数、缩短工艺流程长度，有效降低变换 系统阻力，延长装置安全运行周期；催化剂框要设计为可以单独起吊结构、便于检修：由于钻钼系宽温区变 换催化剂具有水合性以及新装置容易出现羰基铁和羰基竦产物，以上现象发生均 会造成催化剂结块，这就要求催化剂框与承压外筒分开设计，

28、一旦出现催化剂难 以自卸时，便于将整个催化剂框吊出，不至于造成整台等温变换反应器报废；部件承受负压差大、安全可靠：固定床半水煤气变换系统压力在0.8 2.15MPa之间，副产蒸汽压力与气侧压力较小；而加压气化变换装置目前在3.7 6.35MPa之间，加压气化还有上升到8.7MPa的趋势，气侧与水侧的压差会出现 3.55.0MPa的可能，我们通过上述分析可以看出：单管板、换热板式甲醇反应 器作为等温变换反应器使用很难满足这样的压差需求，这种结构类型的等温变换 反应器很容易出现结构上的问题。如果用于等温变换反应器上的换热元件或承担 气侧与水侧之间的结构必须是无缝钢管、球形或椭圆形等承受负压能力强的部件。 只有这样设计，等温变换反应器才是安全的。（5）等温变换反应器设计要兼顾降低变换系统整个投资任务：传统绝热变换 装置，变换炉出口 450C左右，而且变换炉出口串联过热蒸汽加热器、废热锅炉， 此部分管道热应力大，每一根管道至少需要5个大型弯头才能消除热应力，设备、 管道、管件不仅材质要求高，而且壁厚也会增加，整个装置需要钢材总吨位非常 大。变换