煤化工变换装置（精选7篇）
煤化工变换装置 篇1
南京敦先化工科技有限公司开发的第一套“水移热等温变换技术”在湖南安乡晋煤金牛化工有限公司顺利投入运行后, 此项专利技术又被安徽昊源化工集团有限公司“合成氨尿素18·30原料路线改造”的加压连续气化 (航天炉加压气化、干基CO含量71.15%) 的高水气比高一氧化碳大型煤化工变换装置采用, 该套水移热等温变换装置将于2013年底投入运行。“水移热等温变换技术”之所以被大型加压气化所选用, 主要因为该项专利技术与传统高水气比高一氧化碳变换装置相比, 主设备减少1/3, 流程缩短1/3, 工程投资仅为原工艺的2/3, 系统阻力由现有的0.46 MPa降至0.16 MPa, 吨氨副产2.5~3.7MPa高品位蒸汽1 030kg, 0.8~1.3MPa低品位饱和蒸汽273kg。
“水移热等温变换技术”是利用埋在催化剂床层内部的移热水管束将催化剂床层反应热及时移出, 确保催化剂床层温度可控, 改变原来通过催化剂装填量来控制催化剂床层温升的被动设计理念。“水移热等温变换技术”对催化剂要求降低, 杜绝飞温现象, 催化剂装填量不受超温限制, 有效延长催化剂使用寿命, 确保每炉催化剂使用寿命均在8年以上。同时, 埋在催化剂床层内部的移热水管束有效回收变换系统反应热及水煤气带进变换系统的显热和潜热, 热量回收集中, 品位高。在工艺流程设置上, 变换系统不仅换热设备少、流程短、阻力低, 而且工程投资也低。
1 现有高水气比高一氧化碳变换工艺状况及存在的问题
高水气比高一氧化碳的变换一般采用钴钼系催化剂全低变工艺, 水气比高、CO浓度高、系统压力高, 工艺上存在缺陷, 投入运行的装置已暴露诸多问题。以航天炉变换工艺为例, 原料气中CO高达68%以上。如果增加一变炉催化剂用量, 稍不注意一变炉催化剂被烧掉;减少一变炉催化剂用量, 虽然解决了超温难题, 但催化剂使用寿命短, 1.0~1.5a就要更换一次, 催化剂运行周期不适应大型化装置的要求。目前, 航天炉加压气化水煤气的变换为“五段绝热 (一变炉分两段分流进入) ”式, 系统静止设备为24台, 其中换热设备10台, 工艺路线长, 系统阻力为0.46MPa, 热能回收有0.5 MPa、1.27 MPa、2.5MPa的饱和蒸汽及84℃、100℃、180℃的热水, 吨氨冷却水消耗高达7 820.1kg, 系统低品位热能较多、运行能耗高、工程投资大。
引进的壳牌 (Shell) 气化工艺, 变换存在航天炉气化变换同样的问题。近几年, 部分煤化工企业将壳牌气化炉的出口气体温度降低, 降低水气比, 然后又添加蒸汽。改造后的工艺解决了催化剂超温烧结难题, 但系统工艺流程更长, 人为增加工程投资, 增加系统阻力, 系统能耗增高。
水煤浆气化的变换工艺, 虽然CO摩尔分率偏低一些, 采用的变换技术仍为三段或四段绝热反应的工艺流程, 水煤气或变换气每一阶段显热和潜热的回收均需要单独一台间接换热设备, 与航天炉、壳牌等水煤气变换工艺一样, 存在工艺路线长、工程投资大、系统阻力大、低品位热能多等缺陷。
2 水移热等温变换技术研发与进展
近几年来, 部分技术研发单位对现有变换存在的问题进行研究, 并开发出水管埋在催化剂床层副产蒸汽的等温变换技术, 但仅是将低压甲醇反应器搬到变换系统使用, 而没有将变换本征动力学、宏观动力学、热力学以及变换系统本身有显热和潜热的特点结合起来, 同时也没有对现有不同类型的变换工艺作深入调查和研究。因此, 推广较慢、收效甚微。
南京敦先化工科技有限公司自成立至今始终把降低变换能耗作为主攻方向之一, 并将径向气体分布专利技术、水移热低压甲醇合成专利技术、低阻力高效换热器专利技术、阶梯式回收余热理念与变换本征动力学、宏观动力学、热力学以及变换系统本身固有显热和潜热的特性有机结合起来, 成功开发出“有饱和热水塔低水气比水移热等温变换技术”、“无饱和热水塔低水气比水移热等温变换技术”、“高水气比高一氧化碳水移热等温变换技术”。以上“水移热等温变换技术”不仅适用新装置, 同时也可用来改造已投入运行的高能耗变换装置。
南京敦先开发的“水移热等温变换技术”已被湖南安乡晋煤金牛公司有饱和热水塔的低水气比变换装置及安徽昊源化工集团高水气比高一氧化碳的大型煤化工变换装置所采用, 充分说明“水移热等温变换技术”已经非常成熟。
3“水移热等温变换技术”与航天炉气化原有变换工艺运行指标对比
我们将为安徽昊源化工集团有限公司“合成氨尿素18·30原料路线改造”的加压连续气化高水气比高一氧化碳大型煤化工变换装置设计的“水移热等温变换”装置与航天炉加压气化变换装置技术经济指标分别列于表1。
我们按照0.5MPa、1.27MPa、2.5MPa蒸汽价格为80元/t、120元/t、150元/t以及原料煤、电价、循环水等分别为850元/t、0.35元/ (kW·h) 、0.8元/t, 并把加热脱盐水, 除氧水、工艺冷凝水、消耗的冷却水等全部按照热能折算为23MJ的煤耗计算。与传统变换工艺相比, 南京敦先化公司“水移热等温变换技术”吨氨可以节省142.13元的运行费用, 对于单套200kt/a合成氨装置, 全年可以节省2 842.60万元。
4 结论
南京敦先公司开发的“水移热等温变换技术”不仅适用于航天炉、壳牌、水煤浆等各类加压气化新建变换装置, 也适用于原有老变换装置节能改造。该项技术开发成功不仅为化肥企业节能, 同时可以为煤制天然气、煤制油、煤制乙二醇、煤制甲醇、煤制烯烃等大型煤化工企业节能增效。
摘要：介绍高水汽比高一氧化碳变换的弊端, 水移热等温变换的优势, 采用水移热等温变换与常规变换的技经指标对比情况。
关键词：水移热等温变换,绝热变换,技经指标
煤化工变换装置 篇2
本文主要结合该煤化工变换炉的相关情况, 分别从制造过程、使用过程两方面对某些典型风险进行识别与控制。
一、制造过程典型风险的识别与控制
煤化工变换炉制造过程必须重点考虑淬硬与冷裂纹、再热裂纹等典型风险。本章节主要从上述方面浅析煤化工变换炉设计阶段风险的识别与控制。
1. 再热裂纹或去应力退火裂纹
Cr-Mo钢的去应力退火过程, 熔合线的粗晶区极易产生微细裂纹, 即去应力退火裂纹或再热裂纹。若想控制再热裂纹的产生, 必须对Nb、V、Ti等再热裂纹敏感元素进行严格控制, 即选用低氢焊条, 由此对后热与预热温度的提高进行控制。此外, 对表面进行严格的无损检测非常必要, 即把裂纹控制到允许范围, 同时超标缺陷部位必须进行补焊。
2. 淬硬与冷裂纹
Cr-Mo钢焊接过程, 淬硬倾向的程度不尽相同, 同时热影响区与焊缝金属所形成的组织对冷裂纹相当敏感。若想有效规避冷裂纹与淬硬, 焊缝前的预热工作必须到位, 即预热到150~300℃, 同时焊接全过程的焊接温度均应控制到该水平。
除上述方面以外, 煤化工变换炉制造过程必须对回火脆性、焊接扩散氢、压力试验过程的破裂及堆焊层变形等风险进行识别与控制。
二、使用过程典型风险的识别与控制
与制造过程 (包括设计阶段) 相比, 煤化工变换炉使用过程的风险类型更多, 甚至更致命, 其中包括蠕变脆化裂纹、氢脆与氢腐蚀、堆焊层剥离等。本章节主要就上述风险的识别与控制展开论述, 由此确保煤化工变换炉的安全运行。
1. 氢脆与氢腐蚀
影响变换炉的氢大多为高温高压临氢环境内氢分子的分解产物、潮湿的腐蚀性气体环境内H2或H2S的电化学反应生成物、焊接操作工艺不当或雨天焊接致焊缝位置渗氢、缓蚀剂不当或不加缓蚀剂致使酸洗过程渗氢等。设备材料的工作范围一般不超出Nelson曲线安全区, 但压力或温度的上升极易引起氢脆或氢腐蚀问题。氢脆对材料的损伤一般存有可逆性, 但时间的延长仍有可能引起氢腐蚀的不可逆性, 进而导致材料鼓泡或脱碳, 其中对此类失效的预防仍为问题控制的主要手段, 具体内容包括:对设备运行的压力与温度进行控制;用户定期就设备的整体结构进行检测, 同时对封头及筒体等受压元件开展硬度检测 (必要时进行无损检测或金相组织分析) 。考虑到氢腐蚀的潜伏期较长 (长达几年) , 设备使用后期检测的频度应有所增加。
2. 蠕变脆化裂纹
蠕变脆化裂纹亦称热疲劳。若设备的运行环境温度超出允许限值, 那么材料势必产生大量热疲劳裂纹, 其中热疲劳发生的可能性与温度呈正相关。煤化工变换炉壳体极易产生热疲劳裂纹, 其中裂纹大多集中分布在裙座安装部位的角焊缝或炉下端开口的焊接部位。因此必须对煤化工变换炉的反应温度进行严格控制, 同时提高工艺设计与操作运行条件。此外, 煤化工变换炉内变换反应是一种基于气化状态的放热反应, 其中温度的升高势必引起内压的升高及材料许用应力的下降, 此时煤化工变换炉极易产生变形现象, 甚至造成断裂失效。针对上述问题, 炉内共增设四个温度传感器, 由此对炉内不同位置的反应温度进行实时监测, 同时冷煤气从冷煤气入口注入炉内, 由此实现对突发性反应超温进行控制, 进而规避反应超温现象的出现。
3. 堆焊层剥离
由前文可知, 该煤化工变换炉的主材采用SA387Gr.11C1.2不锈钢, 加上设备运行过程势必多次经历检修、启动或停机等工序, 因此温度的升降极易导致母材与堆焊层间产生热应力, 亦或母材与堆焊层间氢的过度聚集导致母材与堆焊层撕裂, 进而影响到设备的安全运行。上述问题的处理措施具体包括:设备制造过程, 必须对堆焊层的质量进行严格控制;设备的启动与停机过程, 温度与压力的升高必须时刻保持平稳状态;设备检测过程, 堆焊层剥离的检测必须重点把握, 以便及时发现并处理相关问题。
结束语
综上所述, 与制造过程 (包括设计阶段) 相比, 煤化工变换炉使用过程所产生的风险更多、更致命, 其中压力容器最易失效且风险最大。本文主要对煤化工变换炉制造过程与使用过程典型风险的识别与控制做了简要论述, 其中制造过程的典型风险包括淬硬与冷裂纹、再热裂纹等;使用过程的典型风险包括变形与断裂、氢脆与氢腐蚀、堆焊层剥离、密封等。总体而言, 煤化工变换炉的设计师应该尽量采用基于失效模式的设计理念, 此外用户必须全面掌握设备的注意事项、基本信息、破坏形式及应对措施, 由此确保煤化工变换炉的相关设备的安全运行。
注:水煤气/变换气包括H2、H2O、CO2、CO及微量NH3、H2S等;氢分压材料以SA387Gr.11C1.2, 其中内壁堆焊有不锈钢;工作原理:H2O、CO经催化剂作用发生放热反应, 同时生成H2、CO2。
摘要：本文结合某煤化工变换炉的实际情况, 主要从制造过程、使用过程两方面对某些典型风险的识别与控制进行研究, 以期提高设备的运行安全。
关键词：煤化工变换炉,风险,识别与控制
参考文献
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煤化工变换装置 篇3
为了充分利用变换余热, 节约能源, 在气气换热器W001后设置一台低压废锅以回收变换余热;在变换冷却部分设计预冷器A/B、中间冷却器, 利用低压锅炉给水和脱盐水回收变换余热。
1岗位任务
1.1将来自气化分厂的含饱和水的工艺气中部分CO在耐硫变换催化剂的作用下, 反应生成有用的H2, 使变换冷却出口的氢碳比达到2.97-3.06;回收变换反应的反应热, 副产0.5MPa蒸汽, 同时加热脱盐水和低压锅炉给水。
1.2用高压喷射煤气水洗涤气体中的焦油、中油、有机物, 用酚水洗涤气体中的氨气, 洗涤后的含焦油煤气水、含油煤气水送至气化的煤气水分离工段, 合格的变换冷却气体送至低温甲醇洗。
1.3合格的变换气送至气化作为煤锁充压气, 同时接受来自气化煤锁气压缩机的气体并入变换系统。
1.4回收粗煤气中的饱和水。
2工艺原理
一氧化碳变换是在催化剂的作用下, 且在一定温度 (高于催化剂的起始活性温度) 条件下, CO和水蒸汽发生反应, 将CO转化为氢气和二氧化碳。其化学方程式为:
反应的特点是可逆, 放热, 反应前后气体体积不变, 且反应速度比较慢, 必需使用催化剂才可满足工业化要求的反应速度。
在变换反应的过程中还会发生一些副反应, 在催化剂高温、低水气比情况下会发生甲烷化副反应, 其化学方程式为:
低气汽比、高温下会发生CO的分解反应:
在正常生产中, 副反应的发生不仅降低生产效率, 增加原料气的消耗在副反应占主导地位时, 副反应集聚的热量很容易造成设备超温, 发生严重事故, 因此, 正常应尽可能控制变换反应条件, 阻止副反应的发生。
钴钼耐硫催化剂的常态为氧化态, 不具有高活性, 使用前必须先进行硫化, 使其呈硫化态, 才具有高活性。
钴钼催化剂的硫化工业上常采用CS2作硫化剂, 硫化反应方程式:
正常生产中, 在一定反应温度和水气比范围内, 当H2S浓度低于平衡所需最低H2S浓度时, 会出现反硫化而使催化剂失活, 反应方程式:
3工艺流程叙述
来自碎煤加压气化的温度为181℃、压力3.9MPa、310045Nm3/h的粗煤气经粗煤气洗涤器洗涤气体中的焦油、灰尘后, 温度下降至176℃进入粗煤气分离器后, 气体分为两路, 其中一路进入气气换热器41-W001管程, 与出变换炉后的气体换热, 温度升高至260℃, 再进入预变换炉过滤气体中的焦油、灰尘等, 然后进入变换炉内发生变换反应, 并产生反应热, 出变换炉的温度为325℃、压力3.8 MPa的气体通过气气换热器W001壳程换热后温度降低至260℃后进入低压废锅回收余热, 气体温度下降至176℃进入混合器与出粗煤气分离器的气体的另一路汇合。汇合后的气体进入变换冷却的预冷却器A/B、中间冷却器、终冷器, 用高压喷射煤气水洗涤气体中的焦油、中油、有机物如酚、萘等, 温度分别降至130℃、80℃、40℃, 最后气体进入洗氨塔, 在洗氨塔内用来自酚回收的酚水对气体中的气氨进行洗涤, 合格后的温度为40℃、压力3.55 MPa、流量332758Nm3/h的气体送低温甲醇洗。
出洗氨塔的温度40℃、压力3.55 MPa、流量为10308Nm3/h变换气体送至气化工段做煤锁充压使用;来自气化的温度50℃、压力4.1 MPa、流量为16788Nm3/h的煤锁气压缩机的气体返回至最终冷却器前并入变换系统。
4工艺原则流程图
5变换岗位运行操作技术总结
5.1耐硫变换触媒的硫化
触媒硫化一般采用H2S, 由于H2S在常温下为气态, 储存和运输很不方便, 故一般都用储存和运输相对较容易的CS2, CS2氢解生成H2S, 因为CS2的氢解在200℃时才具有较高的转化率, 若在低温下加入CS2, CS2会吸附在触媒表面, 当温度达到200℃时发生剧烈氢解和硫化反应, 使炉温暴涨;若在温度较高下加入CS2 (300℃) 易发生Co O+H2=Co+H2O的反应, 而Co是公认的强甲烷化催化剂。若甲烷化反应放出大量的热与催化剂的硫化、CS2的氢解反应放热叠加在一起就会导致床层温度暴涨。所以要根据床层温度高低综合考虑加入CS2的时间。
5.2造成触媒反硫化的因素
水气比、床层温度、工艺气中的H2S浓度是造成触媒反硫化的关键。较低的水气比、较低的床层温度, 较高的H2S浓度有利于抑制反硫化发生, 生产中主要通过控制工艺气中的H2S含量不低于允许值 (3000ppm没有上限) 来防止反硫化。
5.3导致变换触媒失活的主要因素
5.3.1煤气中带水、过氧等原因造成触媒粉碎、结皮、烧结; (这个失活是不可逆的)
5.3.2工艺气中H2S浓度降低等原因, 导致的触媒因反硫化而失活;
5.3.3活性组份流失;
5.3.4因毒物带入而使触媒中毒; (钴钼催化剂主要毒物:氧气和砷化物)
5.3.5杂物堵塞微孔, 高温烧结等原因导致的触媒比表面积降低;
5.3.6因触媒长时间在较高温度下使用而导致的低温活性下降。
5.4水气比调控对变化炉变换反应及催化剂的影响
水汽比过高, 容易造成变换炉垮温, 严重的粗煤气带水入炉, 致使触媒被水浸泡, 失活。水气比过低, 造成炉温大幅度上升。严重的发生甲烷化反应和析炭。甲烷化反应放热是变换反应放热的5倍。设备高温易发生事故;因此, 合适的水气比是保证变换率, 保护催化剂的一个重要控制参数。措施:增设在线水气比监控设备, 实时监控140℃高压喷射煤气水与气化工段来的粗煤气总量的比值, 减少对变化炉变换反应及催化剂的影响;
6常见故障及处理
6.1包括正常生产注意事项及处理。停电、晃电、断仪表空气、停循环水、设备管道爆炸着火、粗煤气过氧、停高压喷射煤气水等时按紧急停车方案处理。
6.2设备管道冻结。因克旗煤制气项目处于高寒地带, 防冻工作是冬季的工作重点, 应注意设备、管道的保温、疏水器的使用情况、备用泵、运行泵的防冻等。
7结语
熟练掌握本岗位的技术概况、工艺流程、操作法则、产品性能等是每位员工的职所在。通过熟悉岗位工艺操作、加强培训;使岗位员工在生产操作中拿得起, 放得下, 能够独立上岗操作, 解决技术难题, 高质量完成生产任务的同时最大程度推动, 提高变换及冷却装置的操作水平。保证装置及整个煤制天然气工艺安稳长、满、优运行;为企业保驾护航。
摘要：内蒙古大唐国际克什克腾旗煤制气有限责任公司 (以下简称大唐克旗公司) 变换冷却装置将上游煤气化装置来的粗煤气中的部分CO与饱和水蒸汽反应生成CO2和H2, 调整粗煤气中一氧化碳和氢气的比例, 进一步制备原料气, 为甲烷化装置提供合格的氢碳比。因此对整个煤制天然气工艺起着关键作用。这就对该工艺岗位的操作人员提出了更高的要求, 熟悉并熟练掌握该装置工艺操作, 保证装置及整个煤制天然气工艺安稳长、满、优运行;为企业保驾护航。
煤化工变换装置 篇4
目前, 国内外对于冲击接地电阻的测量方法, 仍然局限在传统的直流法或交流电位降法, 以此方法测量出结果后乘以冲击系数, 可得到冲击接地电阻[2]。此法虽然简单易行, 测试速度快, 但是缺点也是明显的, 即这种测量方法并不能较准确的反应接地体在高频入射电流的电阻响应特性, 只是粗略的估算形式。当然, 国内也有某些机构在研究以标准的雷击电流 (冲击电流) 作为入射电流测量冲击接地电阻的, 但是要实现如此陡波头, 高幅值的入射电流, 在工程上投资巨大, 而且设备笨重, 并不适合于工程测量[3,4]。
以波头较缓, 幅值较低的电流作为入射电流, 注入接地体, 采集接地体的电流信号和响应的电压信号, 经过变换算法, 计算出冲击接地电阻。同时为了提高测试系统的抗干扰能力, 采用V/F、F/V变换, 红外通讯, 实现了数据采集板和信号处理板的全隔离, 为了提高测量的精度使用了高速A/D、FIFO, 及高性能数字信号处理器。
1 测量原理
依上文所述, 冲击接地电阻是指以冲击电流为入射电流, 测量接地体的响应电阻的, 为了使冲击接地电阻有一个更加明确的意义, 我们对冲击接地电阻作如下定义, 定义为Im流过接地体的最大电流, Um为接地体在最大电流时的最大响应电压[3,4], 则冲击接地电阻Rim可用下式表示:
undefined
所以只要能获得Um、Im的值, 即可计算出Rim的值。
在不考虑火花放电等非线性因素时, 可以讲接地体可等效成一个线性时不变系统, 而对于线性时不变系统, 一个系统的网络函数可用下式表示。
undefined
式中, R (S) 为响应象函数的拉普拉斯变换, E (S) 为激励函数的拉普拉斯变换, 当R (S) 和E (S) 由系统的同一端口取得时, 式 (2) 中的网络函数H (S) 具有输入阻抗或者输入导纳的特性, 即:
undefined或者undefined
对于线性时不变系统, 在频域内网络函数H (S) 是确定的, 且唯一的。所以就有:
整理上式, 可得到:
对上式作反拉式变换, 如式 (6) :
将 (6) 式离散化可得到式 (7) :
式中T为采样时间周期, 整理式 (7) , 并以T为时间单位, 得到离散时间域的卷积方程为式 (8) :
式中, i1 (n) 、u1 (n) 为注入接地体的电流和相应电压, i2 (n) 标准冲击电流, 通过上式可求得标准冲击电流下的响应, 据式 (1) 求的冲击接地电阻, 注意上述各值均为时间域中的采样序列。
2 硬件设计
通过对上述变换算法的论述, 我们知道, 只有采集到注入接地体的电流i1和接地体响应电压u1, 依据变换算法, 才能求得标准的冲击电流作用下的接地电阻。设计了基于数字信号处理器的硬件系统, 如图1所示。
该系统由冲击电流发生器及其充电单元、控制单元、数据采集单元、A/D转换单元、主控制器单元、显示单元、人机接口单元、电源单元组成。工作原理如下:主控制器通过红外技术实现了主控制板和采集板之间的通讯, 用其来控制冲击电流的触发, 同时也可以获得采集板的采集信息;冲击电流发生器通过充电, 由控制单元触发, 将冲击电流注入接地体, 信号采集板采集注入电流和接地体的响应电压, 通过V/F、F/V变换, 将信号传递到主控制板, A/D转换完成单元采集存储, 并送主控制单元作数字规整, 计算得出标准冲击电流下的接地电阻, 送LCD显示。
2.1 信号采集
对测量冲击接地电阻装置来说, 对入射电流信号以及接地体响应电压信号的获取是一个难点, 因为冲击电流信号在时间上和幅值上都变化较快, 因此要求传感器具备优良的瞬态响应特性, 否则将无法满足测试要求[5]。
当前, 对冲击电流的测量方法主要是分流器法和罗氏线圈法, 分流器测试原理简单, 价格也较为低廉, 但是最大的缺陷是其在大电流流过时, 热效应明显, 导致非线性误差。而罗氏线圈的测试原理是基于安培环路定理和电磁感应定理的, 线圈采用空芯结构, 无需与电流回路有电气连接, 具有测量幅度大、响应频率宽、无磁饱和、抗干扰能力强等特性, 非常适合本测试系统。
对冲击电压的测试, 目前可供选择的方法有球隙法、光电测量法、分压法。球隙法需要预放电后才能达到稳定, 而光电测量法与传统的分压法相比稳定性较差, 对比各种方法, 最终选择传统的分压法。
2.2 电压/频率、频率/电压转化
为了提高系统的抗干扰能力, 我们将信号采集板与数据处理板之间实行物理隔离, 以电压→频率、频率→电压的方式来实现模拟信号的传输。图2为电压→频率转换的具体电路。此电路将电压信号转换频率信号后, 送到光纤传输。图3为频率→电压转换的电路, 它将从光纤接收到的频率信号转换成相应的电压信号。此款电路已经调试完成, 线性误差在0.01%, 完全满足测试的需求[5]。
2.3 红外通讯
红外通讯电路是沟通信号采集板和数据处理板的桥梁, 负责传递主要的信息, 如触发信息、状态信息、命令信息等。图4为红外通讯电路。
2.2 数据转换与缓存
经过压/频、频/压转换的模拟信号需要A/D转换后方可送到处理器作运算, 得出测量结果, 所以数据转换与存储是非常重要的一步。由于冲击电流的效幅值的时间是很短暂的, 一般在微秒级, 所以就要求数据转换系统具备快速是响应特性, 故而与一般的采集系统不同的是在A/D转换电路与主控制器之间加了一级FIFO, 作为缓存, 等待所有的A/D转换完成后, 再将FIFO中的数据送入主控制器作算法处理, 计算出测量结果, 并送到现实设备现实, 如图5所示。
3 结论
提出的利用波头较缓、幅值较低的冲击电流代替标准的冲击电流测量冲击接地电阻的变化算法, 以数字信号处理器强大的数字处理功能可轻松实现此算法, 以压/频 (频/压) 变化和红外通讯实现了信号采集板和数字处理板的物理隔离, 有效提高了系统的抗干扰特性, 具有明确的工程意义。
参考文献
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煤化工变换装置 篇5
一、高温管道应力分析的意义
随着工业的快速发展, 各种高温、高压管道的应用越来越广泛, 管道设计对管道质量及使用寿命有很大的联系, 而管道应力分析对管道设计质量有很大的影响, 因此, 对管道进行应力分析有十分重要的意义。管道应力分析是管道设计的基础, 只有对各种荷载对管道产生的作用力进行分析, 才能对管道的安全性能进行评价, 才能保证管道的设计更加合理。对已经布置的管道进行应力计算, 确定管道的最大应力值, 从而经管道承受的应力控制在允许范围内。应力分析是管道和相连设备安全运行的重要手段, 对管道进行应力分析, 能有效的保证变换装置安全、稳定的运行。
二、变换装置高温管道的设计
1. 变换装置管道特点
变换装置的工艺管道操作温度在200℃以上, 有的管道操作温度在500℃, 为了降低生产成本, 扩大装置规模, 变换装置管道的操作压力也在4.0MPa, 管道直径在500mm以上, 管道厚度在20mm以上, 变换装置具有刚度大、柔性差的特点。
2. 变换装置高温管道的设计
变换装置高温管道具有管道管径大、管壁厚, 管道刚度大的特点, 由于管道的温度比较大, 产生的热胀力会对设备管口产生很大的推力, 因此, 在进行管道设计时, 要充分考虑管道的柔性, 常用的增加管道柔性方法有改变管道走向、选用弹簧支吊架、使用补偿器等。
在管道设计过程中, 要尽量选择改变管道走向和选用弹簧支吊架的方法来增加管道的柔性, 一般情况下, 当两个固定点的位置相同时, 适当的增加管道的长度能提高管道的柔性, 当管道的某一段刚度过强时, 采用增加与管道垂直方向的管道长度来增强管道的柔性。弹簧支吊架可以分为变性弹簧支吊架、恒力弹簧支吊架两种类型, 在保证管道走向不改变的前提下, 合理的运用弹簧支吊架能极大的提高管道的补偿能力, 但弹簧支吊架的数量要控制好, 如果弹簧支吊架数量过多就会对整个管道的稳定性造成影响, 如果弹簧支吊架的数量过少, 则不能起到应用的作用。
适当的改变管道走向能提高管道的柔性, 降低设备管口受到的推力, 在进行管道设计时, 要在保证管道柔性的前提下, 尽量保证管道的强度, 避免管道过于柔软, 从而增加管道的稳定性, 节省管道投资费用。在进行管道应力计算时, 要先减少管道对设备管口的力矩和推力, 常用的方法有调整支架的位置、调整支架形式、改变管道走向、增加自然补偿等。
三、高温管道设计实例
本次设计采用CAESARII软件对某合成氨工艺的CO变换装置管道进行设计, 对变炉出口和变换炉进料口之间的管道进行应力计算。
1. 设计参数
该管道的介质主要为CO和H2, 管道操作温度为400℃, 操作压力为3.5KPa, 管径为500mm×20mm, 变换炉管道出口到换热器进口管道初始位移量为25mm, 本次设计管道操作温度为450℃, 设计操作压力为4.0MPa, 设计变换炉管道出口到换热器进口管道初始位移量为28mm。
2. 管道应力计算
由于变换炉出口和热换器进口管道初始位移量比较大如果采用刚性支架会将管道顶死, 增加设备管口的受力, 因此这部分要采用弹簧支吊架进行管道支撑。将该管道分成若干个节点, 分别对各节点的应力进行计算, 该管道的一次应力计算结果为变换炉出口节点应力为73768N、管道中间节点应力为5660N、热换器进口节点应力为67823N, 本次一次应力设计结果为变换炉出口节点应力为89333N、管道中间节点应力为5870N、热换器进口节点应力为83795N;一次应力计算结果为变换炉出口节点应力为16284N、管道中间节点应力为1207N、热换器进口节点应力为16294N, 本次一次应力设计结果为变换炉出口节点应力为19925N、管道中间节点应力为1196N、热换器进口节点应力为19993N。
3. 管道分析和调整
根据应力计算结果可以得出管道的支架受力处于合理范围, 但设备的管口许用载荷偏大, 变换炉出口力矩也大于规定静设备管口的许用载荷, 换热器出口方向力矩也偏大, 因此, 需要对管道进行适当的调整。由于管道的运行温度为400℃, 管道受热膨胀对设备管口产生的推力比较大, 因此, 可以适当的增加管道长度, 提高管道的柔性。由于换热器接近变换炉的一侧有其他管道, 不能通过增加管道长度的方法来提高管道柔性, 因此, 可以采用改变管道走向的方法来降低设备管口的推力。
总结
管道的铺设对装置的安全运行有十分重要的作用, 而管道应力分析是保证管道安全运行的重要方法, 因此, 在进行管道设计时, 要科学准确的计算出管道应力, 采用适当的方法调整设备管口推力, 同时要综合考虑管道材料、管道介质等对管道质量的影响, 确保管道安全、可靠的运行。
摘要：随着经济的快速发展和科技的不断进步, 我国的工业得到了飞速的发展, 越来越多的高温、高压管道应用在工业生产中, 为保证变换装置的高温管道符合相关标准, 确保变化装置安全平稳的运行, 需要对管道的应力进行分析。文章重点介绍了变化装置高温管道应力分析的意义, 提出了变换装置高温管道设计思路。
关键词：变换装置,高温管道,应力分析,设计
参考文献
[1]杨羽华.变换装置中高温管道的应力分析及设计[J].化工设备与管道, 2012, 49 (01) :54-56.
[2]姜凤娇, 赵树平, 李松松, 刘勋泽.使用NFF检测机械管道应力装置的分析安装[J].机械设计与制造, 2010, (09) :169-170.
[3]李坚.管道应力分析及柔性设计[J].炼油技术与工程, 2010, (01) :105-106.
煤化工变换装置 篇6
关键词：甲醇,变换炉,温度
甲醇装置变换系统在合成甲醇的整个工艺过程中起着非常重要的要用,张萍[1]对QCS- 01型耐硫变换催化剂运行中存在的问题进行了分析,李小定[2]、庄光山[3]等对QCS- 01耐硫变换催化剂的应用阶段进行了总结,但对变换系统在运行过程中出现的问题及采取的相关措施的文献报道甚少。兖州煤业榆林能化年产60万吨甲醇项目,为国内首套单系统最大的甲醇项目,该项目变换工段采用一台变换炉部分气体变换工艺,项目于2005年5月由华陆工程科技有限责任公司开始设计,2008年11月23日变换催化剂升温硫化,12月4日变换系统接气。运行三年来,通过对系统的改造及工艺参数的优化,使得变换触媒的催化性能很好的发挥,送出变换气各项指标均合格[4],现将变换系统段的技术经验介绍如下。
1变换装置流程介绍
来自气化工段的水煤气,经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后,进入水煤气废热锅炉。由锅炉给水加热器来的锅炉给水送至水煤气废热锅炉, 水煤气与锅炉水在水煤气废热锅炉中换热后降温同时生产2.5 MPa饱和蒸汽,饱和蒸汽送往中温换热器后,将产生的过热蒸汽送往管网。降温后的水煤气经第一水分离器分离冷凝液后,分成三股,一股气作为配气不经过变换炉,另一股气进入中温换热器,预热后进入变换炉,第三股作为冷激气不经中温换热器直接进入变换炉(即为冷副线),变换炉内装有二段耐硫变换催化剂,气体在变换炉中发生变换反应,出变换炉的变换气CO含量约为8%(干),温度约为406 ℃,经中温换热器换热降温后,温度降为385 ℃,与作为配气的另一股水煤气混合为CO含量19%(干)、温度为324 ℃的变换气。变换气进入中压废热锅炉、低压废热锅炉、各水分离器后,降温分离出冷凝液,送至低温甲醇洗。
1.水煤气废热锅炉;2.第一水分器;3.中温换热器;4.变换炉;5.中压废锅;6.第二水分器;7.高压锅炉给水加热器;8.第三水分器;9.低压废锅;10.第四水分器;11.锅炉给水加热器;12.脱盐水加热器;13.变换气水冷器;14.第五水分器
2变换原理
CO变换原理:变换触媒(热点温度≤450 ℃)采用耐硫宽温Co-Mo(QCS-01)系催化剂,反应式如下:
CO+H2O(汽)
变换反应是放热反应,反应热随温度升高有所减少,其关系式为:
Q=10861-1.44T-0.4×10-4T2+0.08×10-6T3
式中:Q——反应热,kcal/kgmol
T——温度,K
不同温度下的反应热如表1。
在工业生产中,一但变换炉升温硫化完毕转入正常生产后。即可利用其反应热以维持生产过程的连续进行。
3系统运行中变换系统的调节经验总结
变换工序的主要目的是将气化送来的水煤气变换为合成甲醇所需的原料气,这就需要将气化水煤气顺利接入变换系统并根据系统中所需总碳进行CO调节,同时还要考虑变换触媒的热点温度对变换炉炉温进行控制,在保证变换触媒使用寿命前提下有效的利用其催化效应,变换出更适于系统反应的有效原料气,在变换过程中CO含量及变换炉温的调节起着重要作用。以下分两种情况进行阐述:
3.1单套气化炉运行
3.1.1 变换炉接气操作
控制室操作人员联系气化控制室人员确认气化炉投料成功,气化系统提压完毕,压力达到5.0 MPa,温度220 ℃以上,具备往变换送气条件。
(1)入工段外管预热,此阶段需要注意升温速率,防止温升过快导致管线受热不均衡从而有热应力对管线造成损害。
(2)变换炉前管道预热,除需要注意管线升温速率外还应考虑各分离器液位的调节排放,防止带水造成水击。
(3)变换炉接气。首先通过旁路管线进气对变换炉进行均压,提高床层温度,待温度有上升态势迅速并气,此时根据变换炉入口温度人工控制进气量,为防止炉内催化剂超温或垮炉温现象发生,变换炉入口温度最好大于210 ℃,我厂接气温度控制在220～170 ℃。原则上不低于露点温度即可,但在实际操作中入口温度需要高于露点温度约20 ℃。待入口阀全部打开,气化送来的粗水煤气全部通过变化炉时,观察变换炉炉温变化态势对冷副线开度进行调节。
3.1.2 变换炉炉温调节
单套气化炉满负荷运行时入变换系统水煤气温度约223 ℃,气量在210000 Nm3。变换炉上下部温差较小,整体炉温均匀,进出口压差维持在10～20 kPa。根据催化剂损耗程度及其运行周期,在保持炉温正常的前提下,入口温度控制在在270 ℃左右保证上部炉温不低于350 ℃。此时进入变换炉中部的调节阀一路一般不参与炉温控制。
3.1.3 CO控制方式和调节依据
单套气化炉运行时为保证系统压力稳定,依据后系统所需氢碳比对CO进行调节。合成系统所需新鲜气氢碳比为2.05～2.1,入塔气氢碳比为5～10。变换系统送出气体中CO成分应控制在21%～21.5%为最佳,此时系统内碳氢反应剧烈,粗甲醇产出量最高。
3.1.4 系统短停
事故状态下的短期停车,在气化炉停车后变换系统可单独保压,操作人员需注意各废锅及水分离器液位波动,及时作出调节。系统短停后开车,可直接进行并气操作。
3.1.5 系统长停
计划长期停车除短停作出的处理措施外还需要对变换系统进行低压氮气置换,并对变换炉隔离保压充入氮气保护炉内触媒。
3.2双炉运行
3.2.1 单炉运行时双炉并气操作注意事项
单炉运行另一套气化开车后对变换系统并气时要保证两套气化送出水煤气压力及温度相符,不能引起管线压力及温度产生大的波动,造成串气甚至爆炸等事故的发生。并气时注意调节废锅加水量,并且依据炉温调节冷副线开度还要根据后系统氢碳比及时对出变换CO进行提前调节。
3.2.2 变换炉温调节
双气化炉满负荷运行时气量在420000 Nm3,因气量大。炉内空速较单炉时大,变换炉上部反应热被带走造成变换炉上下部温差较大,整体炉温下部较上部高,进出口压差维持在30～45 kPa。为保证炉温正常,变换炉入口温度应控制在280 ℃以上,保证变换炉上部温度不低于350 ℃。由于催化剂使用后期催化性能降低,需提高反应温度保证反应的良好进行。此时进入变换炉中部的调节阀一路参与炉温控制,下部温度偏高时可打开此调节阀对入炉气量进行均衡,调节炉内气体分布均衡反应热,防止炉内超温事故发生。
3.2.3 CO控制方式和调节依据
双套气化炉运行时,依据后系统所需氢碳比对CO进行调节。合成系统所需新鲜气氢碳比在2.01～2.05,入塔气氢碳比在5.0左右。变换系统送出气体中CO成分应控制在20.1%～21%为最佳,此时系统内碳氢反应剧烈,粗甲醇产出量高。
4变换系统运行事故经验及处理措施
4.1蒸汽带水
2.5 MPa过热蒸汽(S2)带水引起水煤气废锅液位无法控制,亦引起过热蒸汽温度迅速降低导致后系统压缩机跳车,系统只能切气,影响甲醇产量。
4.1.1 事故经过
2009年7月24日晚变换接气开车。水煤气废热锅炉副产S2蒸汽压力达到2.66 MPa,温度340 ℃,气化控制室申请S2并入管网,并通知现场人员将S2并管网出工段手动闸阀打开,将蒸汽并入管网。现场操作人员把手动闸阀打开,将蒸汽并入管网,并关闭过热蒸汽消音器前放空阀。随后过热蒸汽温度发生较大波动,由340 ℃迅速下降至240.87 ℃,随后温度上涨至360 ℃;蒸汽流量发生较大波动,由17367 kg/h升至43083 kg/h,后恢复至17849 kg/h,压力由2.70 MPa降至2.22 MPa;水煤气废热锅炉液位发生较大波动,由53.15%降至13.75%(对应现场液位为2.1～2.5 m)。
4.1.2 事故原因
控制室及调度室人员未对变换S2蒸汽压力及管网压力差进行确认,并网时变换S2蒸汽压力为2.70 MPa、管网压力为2.35 MPa,压差为0.35 MPa,压差较大,现场操作人员开S2出工段手动闸阀和关闭过热蒸汽消音器前放空阀时,操作过快,水煤气废热锅炉压力、液位迅速下降,锅炉水迅速减压蒸发,蒸汽瞬间流量较大,蒸汽经过中温换热器来不及过热,造成蒸汽管网带水,蒸汽温度迅速降低,造成丙烯压缩机跳车。
4.1.3 处理措施
S2温度超温对管网蒸汽造成冲击,不利后系统压缩机运行稳定。待2.5 MPa锅炉水停供,变换及后系统停车后加水分离器和换热器。
4.2阀门自调问题
成分调节阀门自调状态下跟踪不及时,使入炉气量过大,变换炉内气体空速过大进而导致变换炉垮炉温或引起过热蒸汽温度骤降导致后系统压缩机跳车;蒸汽安全阀校验不到位导致误起跳。
4.2.1 事故经过
2009年12月29日气化炉投料后往变换系统并气,待气化炉负荷加至90%时调度室通知气化车间 “变换炉温波动”,控制室人员查阅DCS画面,发现变换炉成分调节阀处于自调全关状态,AIC6403指示29.1%,变换炉二层冷激气调节阀处于全关状态,变换炉中部温度指示277.91 ℃,变换炉入口温度指示252.87 ℃,2.5 MPa过热蒸汽温度指示298 ℃,判断为因变换炉入口温度低,变换反应速度降低,造成变换炉出口CO浓度上升,进而变换炉成分调节阀逐步关小至全关,反过来导致变换炉内合成气空速增加,床层温度进一步下降,操作人员关闭变换炉二层冷激气调节阀,导致变换炉上层空速进一步加大,炉温降低,致使变换炉工况恶化,床层压差满量程至61.74 kPa。中控立即联系调度室,通知后工序注意CO浓度变化以及时调节,同时申请退出S2(联系调度室确认丙烯压缩机S2温度联锁低于250 ℃跳车),得到调度室许可后,指挥操作人员逐步打开变换炉成分调节阀和变换炉二层冷激气调节阀,通知现场退出S2。变换炉温经调节后逐步回升至正常,床层压差回落至35 kPa。现场在退出2.5 MPa过热蒸汽过程中丙烯压缩机因2.5 MPa过热蒸汽温度联锁低于285 ℃跳车,导致S2入蒸汽过热器前安全阀起跳(设定压力2.85 MPa,起跳时压力2.54 MPa),由于处理及时,未导致变换炉跨炉温及水煤气废热锅炉带水及液位低引起气化炉跳车等事故扩大后果出现。
4.2.2 事故原因
(1)操作人员对工艺指标记忆存在盲点,对于厂控指标不敏感。
①变换炉入口温度工艺指标为260～280 ℃,自白班接班时266 ℃到11:10分缓慢降至260.59 ℃,未及早采取全部关闭变换炉入口冷副线阀门措施进行提温控制。
②2.5 MPa过热蒸汽温度厂控指标为350～370 ℃,当温度低于350 ℃时未及时联系汇报调度室,申请蒸汽退出,处理延误,导致丙烯压缩机跳车。
③调度室人员公用工程管理不到位,丙烯压缩机S2温度联锁值不确切,未能及时要求气化车间切断S2,导致丙烯压缩机跳车。
(2)变换炉成分调节阀处于自调逐步关闭状态,操作人员未及时发现处理,造成变换炉内空速加大,同时操作人员又将变换炉二层冷激气调节阀关闭,导致变换炉上层空速进一步加大,炉温降低,变换炉出口温度降低,蒸汽过热器出口S2温度降低。
(3)安全阀虽经校验,但是未达到设定压力起跳,还需提高校验标准。
4.2.3 处理措施
暂不将成分调节阀门打自调,待DCS人员进行参数调整后依据跟踪情况看是否打自调;制定工艺规定确定变换炉入口最低温度值。
4.3阀门出现故障
成分调节阀门定位器损坏导致变换系统成分调节及变换炉炉温异常。
4.3.1 事故经过
2010年5月2日变换工段中控人员发现CO成分调节阀门正常动作下流量值异常,且变换炉入口温度波动较大,通知现场人员到现场与中控阀门开度及动作情况进行比对,发现此阀门开关幅度及开度与中控给定值不符。
4.3.2 原因分析
该调节阀门调节频率过高,导致定位器磨损严重进而无法准确定位。
4.3.3 处理措施
首先及时总结调节经验,减少阀门动作频次;其次,定期检查更换该阀门定位器,防患于未然。
4.3系统公用工程问题
由于公用工程中锅炉水、循环水、仪表空气等停止供给造成变换系统异常。
另外变换系统内阀门、垫片等因长时间运行达到使用极限导致泄漏如变换炉中部温度调节阀门法兰漏气、水煤气分离器液位计、中压废锅集气器垫片泄露。此类情况依据漏量大小进行带压堵漏或者切气泄压进行相应处理,还应做好系统大修这些常泄漏部位备件的准备,在系统大修时及时进行检查更换。
5结语
变换系统是衔接气化与合成的重要一环,在进行调节时要对整个化工系统有全局观。要维护变换系统长期稳定运行还需要进一步总结积累经验,特别是在催化剂运行后期的一些操作上还需要进行进一步的总结。
参考文献
[1]张萍.QCS-01型耐硫变换催化剂硫化及运行中存在问题分析[J].大氮肥,2009,32(4):257-259.
[2]李小定,陈劲松.Co-Mo系宽温耐硫变换催化剂[J].小氮肥设计技术,2005,26(2):12-17.
[3]庄光山,马高永.QCS-01耐硫变换催化剂的应用阶段总结[J].大氮肥,2005,28(3):191-193.
煤化工变换装置 篇7
酸性气体的净化方法有多种, 笔者曾于1994年对一些新型的常见的净化方法做过技术和经济分析[1], 涉及化学吸收法、化学-物理综合吸收法和物理吸收法等几种湿法净化工艺。一般情况下以煤或其他重质原料生成合成气时, 其中的杂质易与化学吸收法溶液发生不可逆反应, 影响效率, 加重系统腐蚀。因此大中型煤制合成气装置大都采用可逆的物理吸收工艺脱除CO2, 这在高压气化装置尤为适用。内蒙古某煤化工企业煤基18/30装置 (180kt/a合成氨、300kt/a尿素) 以褐煤制气, 变换、脱硫脱碳压力为3.5MPa, 故选择物理吸收工艺是适宜的。可供选择的方法主要有PC法 (碳酸丙烯酯法、Flour法) 、N-甲基吡咯烷酮法 (Purisol法) 、聚乙二醇二甲醚法 (NHD法) 和低温甲醇洗法等。
变压吸附工艺, 简称PSA, 是利用变压吸附的原理对气体进行选择性吸附的工艺。早在上世纪70年代, 国外一些著名的合成氨生产商如美国空气产品和化学品公司、英国ICI公司、荷兰KTI公司、日本东洋工程公司等已经在其开发的节能合成氨新工艺中采用PSA脱碳技术。我国由于起步较晚, 当时PSA技术的产品收率 、程控阀门、吸附剂吸附分离性能等一系列问题尚在研究和探讨中, 直至90年代才将其用于中小型合成氨装置。今天, 国内变压吸附技术已经成熟, 且正以它独有的优势迅速进入气体净化、提纯等领域。本文拟以内蒙古某煤化工企业18/30装置为例, 就变换气脱硫脱碳工艺的选择和分析论证过程记述如下, 供同行参考。
1 论证过程中的初步筛选与组合
该企业在项目实施前, 组织有关专家、设计单位和专有技术厂商对变换气脱硫脱碳方法的选择进行了经济技术分析、筛选和论证。
1.1 PC法和Purisol法的屏弃
PC法即碳酸丙烯酯法。碳酸丙烯酯吸收CO2是典型的物理吸收过程, 开始用于脱除天然气中的二氧化碳。对于变换气脱碳, 由于其溶剂沸点低溶剂损耗大、稀液回收系统腐蚀比较严重、溶剂中析硫引起系统堵塞, 操作不稳定、气体净化度较低等原因, 一般只适用于气体净化度要求不是很高的流程, 国内在用的PC法厂家有的已经改为其它方法。该溶剂也可用于脱硫, 但对H2S、CO2选择性吸收能力较差, 产品CO2中硫含量较高。所以该企业在论证过程中首先屏弃了PC法。
N-甲基吡咯烷酮法 (Purisol法) 是上世纪60年代初由鲁奇公司 (Lurgi Gmblf) 开发的常温物理吸收方法, 其对H2S、CO2的选择性好于聚乙二醇二甲醚和碳酸丙烯酯溶剂, 挥发性依次为Selexol
1.2 PSA与TV法的组合
PSA可同时实现多种气体的分离, 对水、硫化物、氨、烃类等杂质有较强的承受能力, 无需复杂的预处理工序;PSA装置本身运行不会造成新的环境污染, 环境效益好, 几乎无“三废”产生。但鉴于变换气有害组分 (硫化物) 的存在, 必将在解吸过程中释放出来而污染环境, 无论从环保要求和工业卫生角度考虑, 还是尿素生产对CO2纯度的要求, 增加吸附前的脱硫都是必须的。
为满足上述要求, 该企业确定暂以TV法作为前置脱硫工艺参予煤基尿素脱硫脱碳装置的技术经济对比, 即TV+PSA组合法。理由有三: (1) 选择化学吸收法与PSA配伍, 流程简单, 没有物理吸收法的脱水浓缩和闪蒸汽压缩回收装置; (2) TV法可与目前流行的多种化学湿式脱硫方法 (如金属酞菁类化合物脱硫法) 兼容[2], 流程和设备无须改动, 可实现直接过度; (3) TV法脱硫与PSA法脱碳可以在同一温度下完成, 无须换热和升降温过程, 免除与其他方法组合产生的冷热病。
1.3 初定三种工艺择优取一
经上述分析比较, 该企业初步筛选确定了以下三种工艺即NHD脱硫脱碳工艺、低温甲醇洗净化工艺与TV+PSA脱硫脱碳工艺作为侯选工艺, 拟在对三种工艺主要技术优势、运转费用、投资估算等进行技术经济对比后, 择优取一。
2 三种工艺的主要技术特点和技术经济分析
2.1 低温甲醇洗净化工艺
低温甲醇洗 (Rectisol) 净化工艺早期由国外林德公司和鲁齐公司开发, 目前国内也有了相关技术。该工艺是在操作温度低于水冰点时利用甲醇 (21业类“A”级) 作为净化吸收剂的一种物理酸气净化系统。净化合成气总硫 (H2S与COS) 低于0.1×10-6 (体积分数) , 根据应用要求, 可将CO2物质的量浓度调整到百分之几, 或百万分之几 (体积分数) 。气体去最终合成工艺 (氨、甲醇、羰基合成醇、费-托法合成烃类等) 之前, 无需采取上游COS水解工艺或使气体通过另外的硫防护层, 脱硫和脱碳可在一个塔内分段完成。
与其他工艺相比, 除了合成气硫浓度极低外, 该工艺的主要优点是采用价廉易得的甲醇作为溶剂, 工艺配置极灵活, 动力消耗低。但由于其操作温度低, 冷量消耗和设备 (须采用低温钢) 投资较高。
2.2 NHD脱硫脱碳工艺
NHD法以聚乙二醇二甲醚为溶剂, 是我国自主开发的、类似国外Selexol法的一种湿式酸性气体净化工艺。
2.2.1 主要优点
①NHD溶剂具有优良的物化性质和热稳定性, 吸收能力强, 减压再生能耗较低。凝固点低, 可在冬季条件下安全运行;②溶剂蒸汽压低, 挥发损失小。纯溶剂对设备无腐蚀, 但实际操作中, 由于溶剂含有4～6%的水, 吸收酸性气体后对设备会有轻微腐蚀;③溶剂本身可被生物降解, 对人、生物无毒。
2.2.2 主要缺点和局限性
①吸收温度低, 需采用冷冻降温, 吸收温度一般在-10～+10℃范围;②需设置闪蒸气压缩机以将吸收的有效气体返回系统, 减少有效气体的损失;③对溶剂含水量要求严格, 需设置溶剂脱水系统;④溶剂昂贵, 一次性投料费用高;⑤脱硫和脱碳须设置独立的吸收和再生系统;⑥对有机硫吸收能力较差, 须设置有机硫水解和精脱硫装置。几项带来的负面结果是流程复杂, 设备投资和电耗增加, 维护和操作费用增加。
2.3 TV+PSA组合工艺
2.3.1 变压吸附技术脱碳的特点
①低能耗。PSA在常温下操作, 与NHD法和低温甲醇洗法相比, 可以省去制冷的能耗;不耗蒸汽, 减少了NHD、低温甲醇洗工艺的冷热病以及流程设置上的不合理部分。
②投资少, 操作费用低。PSA为干法净化, 脱碳工艺流程简单, 无液态溶剂的再生、脱水系统;吸附剂使用周期长, 一般可以使用十年以上。操作中不带液体, 无溶剂损失;无设备腐蚀问题。
③装置操作由计算机控制, 吸附塔自动切换, 故障自动诊断, 操作方便, 开停车较其他方法简单迅速;维护简单, 检修时间少, 开工率高;对原料气中杂质含量和压力等条件改变有很强的适应能力, 装置调节能力强, 操作弹性大, 调节范围宽;当装置出现故障或需要调整装置处理气量时, 装置可根据需要切换成不同的运行程序, 避免因出现小故障时装置全线停车对生产造成较大的影响。
④装置可靠性高。变压吸附装置通常只有程序控制阀是运动部件, 而目前国内外的程序控制阀均属专利产品, 寿命长, 故障率低。
⑤变压吸附装置的占地面积小, 扩建容易, 只需增加吸附塔和程控阀, 就可对PSA装置进行扩建。
2.3.2 TV法脱硫
TV法即栲胶-偏钒酸钠法, 简称栲胶法, 是我国自行开发的一种化学吸收方法。该法以纯碱、栲胶和五氧化二钒的水溶液作为吸收剂, 用于变换气脱硫, 物料消耗很低, 综合山西、河北几个类似厂家应用结果, 吨氨平均消耗纯碱0.17kg, 栲胶0.02kg, 五氧化二钒0.002 5kg, 吨氨化学品费用0.51元;吨氨耗电～35kWh。
2.3.3 TV+PSA组合工艺的主要缺点
①如1.2条款所述, 不能依赖PSA法同时完成脱硫脱碳过程, 否则会在解吸过程释放硫化物对环境造成污染, 须辅以TV法设置变换气前置脱硫工序。
②原料气中的杂质会与TV法溶液发生一些不可逆的反应, 影响效率, 加重自身系统腐蚀。
三种气体净化方法的工艺参数比较列于表1[3,4], 运转费用比较列于表2, 吨氨经济比较汇总列于表3。
注①含有机硫水解和精脱硫装置。②TV法脱硫溶液损失量按前述2.3.2款化学品消耗和费用计入。
2.3.4 关于表2、表3的说明
①年操作时间7200h, NH3产量25t/h。
②冷量价格为折成电耗后相当的价格。折算系数:a.冷量 (压缩制冷) -14℃, 0.89×106kJ/106kJ;-33℃, 2.21×106kJ/106kJ。b.电能耗1.18×104kJ/kWh。
③NHD每吨价格目前为22 000元, 180kt/a合成氨一次充装量～320m3, 密度1 027kg/m3, 一次充装费用22 000×320×1.027=7 230 080元。甲醇按2 200元/t计, 一次充装量350m3, 密度791.5kg/m3, 低温甲醇洗溶剂一次充装费用只需2 200×350×0.7915=609 445元。
④表3中低温甲醇洗计入专利费350万元, NHD计入软件费18万元。PSA专利 (或软件) 费用、专用吸附剂费用已包括在投资投资估算中。
⑤经济技术分析未计入氮气消耗。文献报道[4], 180kt/a合成氨低温甲醇洗法、NHD法均有7 000m3 (标) /h氮气消耗。该公司了解到对于PSA脱碳, 若在均压过程结束后, 利用部分氮气做冲洗再生气, 逆着吸附方向进行冲洗, 使被吸附的CO2减压解吸出来也是非常好的选择, 可以降低真空解吸时约50%或更高的电耗。因此在对三种工艺做技术经济分析时依据厂商的核算为PSA装置提供了5 000m3 (标) /h氮气做冲洗气。
3 结论或建议
1) 由上述比较可以看出, ①从能耗上看, 虽然TV法耗电高达875kWh, 但总的能耗比较, 还是TV+PSA法
2) 该公司确认:TV+PSA法投资少, 运转费用低是目前所有脱碳方法所不能比拟的, 有明显的优势, TV脱硫装置自身的腐蚀问题可以通过系统较好的钒化和缓蚀剂得到缓解。所以, TV+PSA法应是变换气脱硫脱碳的最佳选择。这里要说明的是, 它是基于18/30装置得出的结论。TV+PSA组合法用于变换气脱硫脱碳国内外尚未见大型化的报道, 国外PSA脱碳规模一般在500～600t/d合成氨, TV法则是国内开发和常用的脱硫方法。故此对于大型 (300kt/a合成氨以上) 装置, 还是应在Rectisol 法和Selexol法 (NHD法) 中择优选用, Rectisol 法与液氮洗配合则是变换气净化方法的最佳选择, 这一点可以认为是国内外化学工程公司的共识。
3) 脱硫脱碳工艺的选择取决于许多因素, 既要考虑方法本身的特点, 也需从整个流程、原料路线、加工方法、副产CO2的用途、公用工程费用等多方面考虑, 没有一种方法适用于所有不同的条件。也就是说究竟采用何种方法要从整套生产装置的总体优化来权衡, 通过工艺流程的合理配伍, 力求使之技术上先进可靠, 经济上合理。另一方面, 经济技术分析时不同数据源的选取也可能会得出不同的结论。本文记述内容仅供参考。
摘要：记述了煤基18/30装置变换气脱硫脱碳工艺技术的选择论证过程, 对低温甲醇洗法、NHD法和TV+PSA组合法进行了经济技术分析和比较, 认为TV+PSA组合法是该装置规模下的脱硫脱碳工艺的最佳选择。
关键词：变换气,脱硫脱碳,经济技术分析,选择
参考文献
[1]葛志颖.几种脱除酸性气体方法的对比[J].中氮肥, 1994, (3) :27-32.
[2]葛志颖.中型氨厂脱硫技术的过渡与选择[J].氮肥设计, 1994, (1) :48-51.
[3]王建国.合成氨净化方法的选择剖析与经济比较[J].煤化工, 2000, (3) :3-5.