1 概述
中国石油化工股份有限公司巴陵分公司化肥事业部合成氨装置(原洞庭氮肥厂)进行“煤代油”项目改造，以煤为原料，壳牌粉煤气化工艺生产粗煤气，粗煤气经一氧化碳变换、酸性气体脱除、甲烷化成为合成气，在合成塔中完成氨合成反应，气氨经冷冻液化提纯成为成品液氨。在对原有合成回路进行扩能改造后，达到1320t／d合成氨的生产能力。 壳牌粉煤气化装置制得的粗煤气中，除含有氢外，一氧化碳含量(干基，下同)高达60％左右，远高于石脑油蒸汽转化和Texaco水煤浆气化工艺；同时H2S含量高、气体流量大，为了适应壳牌粉煤气化送来的高硫粗煤气工艺条件和满足后序甲烷化精制工艺的要求，采用分段变换(一段耐硫预变换＋两段耐硫中变＋一段耐硫低变)工艺。先在预变换炉和中温变换炉中于较高温度下，将其中大部分一氧化碳变换，再在低温变换炉中于较低温度下将剩余的一氧化碳变换完全。因为在较低温度下反应，剩余的一氧化碳含量可以达到足够低的程度，一般可降到低于0.4％。
在传统合成氨工艺中，一氧化碳变换通常是在铁—铬和铜—锌变换催化剂的存在下进行的，但硫是这2种催化剂的毒物，因此在高硫气氛下，现有的合成氨装置选用耐高温的钴—钼耐硫变换催化剂。旷野里微妙的光 2 一氧化碳变换系统流程
由煤气化工段送来的160℃、3.7MPa的粗煤气进入气液分离器，分离出的工艺冷凝液经液位控制调节阀调节进入缓冲罐，缓冲罐液相定期外排至污水处理，顶部气体经新鲜水洗涤放空排放。气液分离器顶部的工艺气与来自界区外过热中压蒸汽、本工序中压废锅副产的中压蒸汽及本工序汽提后的少量工艺冷凝液混合至约245℃后，进入预变换炉(A／B)，炉内装填有活性组分较低的耐硫变换保护剂，主要用于阻挡煤粉尘、炭黑等固体杂质，吸附As、Cl等对催化剂有毒害作用的组分，以保护耐硫变换催化剂；同时进行适度变换反应，反应温升应控制在30℃以内。离开预变换炉 (约275℃)的变换气进入1#变换炉进行深度一氧化碳变换反应，出口气中CO含量约8.00％。离开1#变换炉(约446℃)的高温中变气分3路：一路进入1.1MPa低压蒸汽过热器的管侧；一路进入调整换热器，与进入甲烷化炉的氢氮气换热；另一路进入中压废锅的管侧，把热量传给来自工艺冷凝液汽提塔汽提后的 冷凝液，副产4.0MPa创业王论坛的中压蒸汽，经压力控制调节阀调节压力后送预变换炉前作为工艺蒸汽使用。
气体出低压蒸汽过热器、调整换热器和中压废锅后，经工艺冷凝液淬冷增湿，温度降至 232℃，进入2#变换炉，反应后出口气体中CO含量降至1.50％。2#变换炉出口变换气进入低压蒸汽废锅的管侧，传热给锅炉水，副产1.1MPa的蒸汽，经压力控制调节阀调节压力后进入低压蒸汽过热器过热。气体温度降至215℃后进入3#变换炉，反应后出口气体中CO含量降为0.40％，此变换气进入低压废锅管侧，传热给锅炉水，副产 0.45MPa低压蒸汽。变换系统流程如图1。
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3 优化前变换系统存在的问题
1)由于壳牌粉煤气化装置来工艺蒸汽温度达不到设计指标，导致预变炉入口工艺气温度偏低，达不到预变催化剂活性温度的要求。
2)装置从2006年12月投料开车以来，一直处于不稳定状态，频繁开停车，使得预变催化剂活性下降很快。到2008年3月，预变反应CO转化率仅为2％～3％，如表1。
3)由于中压废锅内漏，加之开停车次数多而导致低变炉进水，使得低变催化剂板结严重，催化剂床层阻力由原来0.02MPa上升到0.12MPa，使整个系统阻力增加，加大了合成后续工段的能耗。
4)催化剂水泡后，活性下降，为维持装置运行，不得不增加工艺蒸汽的投入量，在高水气比条件下，使得变换系统热负荷增大很多，增加了工艺冷凝液量，导致污水处理系统超负荷运行，对环保不利。
5)低变出口热量回收副产0.45MPa蒸汽富裕，由于没有合适的用途而就地放空，增加了合成氨的成本。
4 优化方案
1)在壳牌粉煤气化装置来工艺蒸汽管道上增设高压蒸汽管线，以提高工艺蒸汽入预变炉温度。利用开工加热器高压蒸汽入口管线和蒸汽调节阀，在阀后直接配管至工艺蒸汽管线上，如图2。
2)更换预变和低变催化剂。
女同性恋 3)调整变换反应在1#变换炉、2#变换炉中的负荷分配。由于变换反应集中在1#变换炉中，导致1#变换炉的反应热富集，为了尽快移走变换热，不得不采取增加工艺蒸汽的投入量来提高1#变换炉的反应空速，这样一来就增加了装置能耗，所以有必要分配2个中温变换炉反应的负荷。
4)针对富裕的低压蒸汽就地排放问题，采取提高低压废锅的低压蒸汽出口压力至0.7MPa的办法，将部分蒸汽作甲醇／水精馏塔再沸器的加热蒸汽，以替换原1.1MPa饱和蒸汽，回收副产低压蒸汽约4.5t／h；同时将0.45MPa低压蒸汽送尿素装置使用，回收蒸汽10.0t／h左右，使低压蒸汽管网能够基本平衡。
5 具体实施
1)利用装置停工的间隙，于2007年7月完成了优化方案中的1)、4)项目的现场施工，并于 2007年9月投入使用。
2)2008年6月完成了预变、低变催化剂的更换，同时增加了6t预变催化剂，并且通过与催化剂生产厂家联系，对低变催化剂性能进行了改进，提高了催化剂的抗水性能。通过改进，由于堆密度减小，使得催化剂的总装填量由原来的57t降低到47.5t。
3)2008年6月开车以来，根据1#变换炉的反应情况，采取降低水气比操作，利用低品位的工艺冷凝液来尽可能的降低1#变换炉的入口温度，以调整1#变换炉的负荷。
6 效果分析
1)通过优化方案的实施，加深了变换反应的深度，低温变换炉出口CO含量大大降低，增加了氨产量，同时亦确保了向化工区供氢的质量。CO含量的对比分析见表2。
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2)通过优化，降低了变换系统水气比，节省了大量蒸汽。工艺蒸汽消耗量对比见表3。
由表3可知，优化方案实施前的3月份平均为1×104m3粗煤气消耗外供工艺蒸汽的量为 6.615t；系统优化后的6月1×104m3粗煤气消耗外供工艺蒸汽的量为5.802t。所以通过优化后每处理1×104m3的粗煤气节省蒸汽0.813t。
3)经济效益分析。由于CO含量降低，每天增加氨产量约为11.52t(氛围英语按经验计算，对1000t／d合成氨，每降低0.1％的CO，每天将多产氨10t)，按每吨氨3000元计算，则日增效34560元。
降低水气比后，按照处理15.5×104m3／h粗煤气计算，每天节约中压蒸汽量302.4t。中压蒸汽按135元／t计算，则日增效40824元。
由于系统阻力降低，合成气压缩机功耗下降，在目前负荷下，每天节约蒸汽约200t，则日
增效 27000元。系统优化后日增效102384元。
7 小结
通过对一氧化碳变换系统的优化取得了预期的效果，创造了良好的经济效益，同时降低了工艺冷凝液排放量，减轻了污水处理装置的负荷。但中国石油化工股份有限公司巴陵分公司化肥事业部的一氧化碳变换装置仍然存在一些问题，诸如预变入口温度偏低，工艺冷凝液汽提塔汽提后的工艺水水质不合格，副产低压蒸汽没有充分利用等，这些仍然需要在今后的工作中作进一步的改进和完善。
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