2018年6月
Coal Cemical Methanol
煤化工与甲醇
Chemical Engineering Design Communications化 工 设 计 通 讯
QDB-04型耐硫变换催化剂运行研究
孔 艳
（伊犁新天煤化工有限责任公司，新疆伊犁 835000）
摘 要：介绍了QDB-04型耐硫变换催化剂在20亿m3/a煤制天然气项目变换装置的升温硫化过程，以及运行情况。分析了催化剂及变换装置存在的问题，总结改进经验和措施。
关键词：耐硫变换催化剂；QDB-04；煤制天然气中图分类号：TQ426；TQ440.8 文献标志码：A 文章编号：1003–6490（2018）06–0014–02
Study on Operation of Type QDB-04 Sulfur-Tolerant Shift Catalyst
Kong Yan
Abstract：The heating sulfurization operation process and full load performance test of type QDB-04 sulfur-tolerant shift catalyst in shift system of 2 billion Nm3/a SNG project.The existing problems of catalyst and conversion unit are analyzed，and experiences gained and improvement measures are summed up.
Key words：sulfur-tolerant shift catalyst；QDB-04；natural gas from coal1 概述
某20亿m3/a煤制天然气项目以新疆长焰煤为原料，采用4.0MPa碎煤加压气化炉，共22台，变换装置采用耐油耐硫变换工艺，并选用青岛联信催化材料有限公司生产的QDB-04型耐硫变换催化剂，净化装置采用鲁奇低温甲醇洗工艺，甲烷化装置采用英国戴维公司的HI-COM甲烷化工艺。2 QDB-04型耐硫变换催化剂的性能和参数
QDB-04是一种以镁铝尖晶石为载体，含有多元复合助剂的新型CO耐硫变换催化剂，适宜于在以煤为原料制取氨合成气、甲醇合成气、城市煤气、煤制油或煤制烯烃的变换工艺过程中使用，若在压力较高、水蒸汽分压较大而运行温度又较低，即在距离露点温度较近或是在高温低硫的苛刻条件下使 用时。
3 变换系统工艺流程
来自加压气化181℃、3.7MPa的粗煤气分为两股，分别进入变换冷却A、B系列，进入变换的粗煤气总量为946 526
，单系列煤气量为473 263 Nm3/h（干基）。m3/h（干基）
带有饱和水蒸汽的粗煤气进入变换冷却装置后，首先进入粗煤气洗涤器，在洗涤器内粗煤气通过来自煤气水分离装置的高压喷射煤气水，以及经循环洗涤泵增压后的含焦油煤气水洗涤。洗涤后的粗煤气由洗涤器中部进入粗煤气分离器，在此过程，粗煤气温度下降约5℃，粗煤气中少量的粉尘、焦油被洗涤下来，洗涤后的含焦油煤气水经洗涤器底部进入粗煤气分离器，与分离器分离出的少量液滴混合汇聚于分离器底部集水槽。分离器集水槽的含焦油煤气水，一部分经循环洗涤泵循环使用，一部分送至煤气水分离装置。
洗涤分离后的粗煤气约32% 进入气/气换热器管程，与来自主变换炉的变换气换热至260~270℃后依次进入预变换炉与主变换炉。变换装置单系列有两台预变换炉，一台主变换炉。正常运行时其中的一台预变换炉备用，另一台预变换炉与主变换炉串联投入生产。粗煤气由预变换炉顶部进入，首先经过预变炉上部瓷球及脱毒剂，脱除影响催化剂活性的有毒物质、粉尘、焦油以及粗煤气中微量的氧气，之后在预变炉中部催化剂的作用下进行变换反应，经预变换反应后由底部送至主变换炉。从主变换炉顶部进入的变换气在催化剂的作用下进一步进行深度变换，此时变换气的温度336℃。反应后的变换气由主变炉底部送至气气换热器壳程与管程的粗煤气进行换热，出气气换热器的变换气温度降至240℃，然后进入余热回收器利用低压锅炉给水回收热量，副产158℃、0.5MPa的低压蒸汽，出余热回收器的变换气温度降至175℃，进入混合器与未变换粗煤气约68%混合后进入后续冷却器
收稿日期：2018–04–08作者简介：孔艳（1981—） ，女，山东曲阜人，工程师，主要从事安全、
环保工作。
冷却。
煤气变换冷却设备有预冷器、中间冷却器I、中间冷却器II及终冷器，均为立式管壳式换热器，为了防止在管道及设备内形成碳铵结晶，其中每台冷却器都加入高压喷射煤气水对变换气进行洗涤。
4 变换冷却装置与上下游联系图
变换冷却装置与上下游联系图见图1。
⅁\"㈨喍嗣▶喎⅁#㈨喍嗣▶喎⚑⅁Ⅱ⻨\"Ƞ#Ƞ$㈨ѻ⍖⩟䚴≄㷲㒛\"㈨㇄⚑⅁㇄⚑⅁⅁$㈨喍嗣▶喎⅁#㈨喍嗣▶喎⚑⅁Ⅱ⻨%Ƞ&Ƞ'㈨⚑⅁Ⅱ\"㈨㷲㒛#㈨⚑⅁Ⅱ⅁⅁ѻ⍖⩟䚴≄㷲㒛#㈨图1 变换冷却装置与上下游联系图
5 变换催化剂升温及运行
5.1 变换催化剂升温硫化阶段
变换催化剂从5月5日17：00正式升温，严格按照升温硫化方案，先后经过恒温出水期、低温透硫期、高温强化期、带硫降温期，置换排硫期5个过程，整个升温硫化期间未发生异常情况，具体硫化过程见表1。
表1 变换催化剂升温表
硫化阶段
时间5月5日16：00-3月8日17：00
预变炉
A床层温度℃0~230
预变炉主变炉硫化煤二硫化BC床层床层热点气流量碳流量
L/h温度℃温度℃Nm3/h0~228
0~201
0
0
恒温出水期 低温透硫期 高温强化期 带硫降温期 置换排硫期
5月8日18：00-230~265228~264201~254
3月9日16：30 5月9日17：00-265~381264~360254~4023月10日21：00
3 000~
20~120
5 000
4 500~
60~300
14 500
3000
5月10日22：00-14 500~
381~371360~313402~355
3月11日2：00 2 4005月11日3：00-371~503月11日15：00
313~260355~290
0
5.2 变换洗涤和冷却系统导气升压
变换洗涤和冷却系统于5月6日建立液位，两条高喷水管
线与稀酚水流量按设计流量控制，并与煤气水建立循环，4月8日导气升压，经过1.0MPa、2.0MPa、3.0MPa热紧，处理漏点6个，自5月11日提压至3.3MPa运行至今，未发现漏点。
5.3 变换硫化系统隔离
5月11日8∶00—20∶00，变换炉排流结束，对预变炉A
·14·
Chemical Engineering Design Communications化 工 设 计 通 讯
Coal Cemical Methanol
煤化工与甲醇第44卷第6期
2018年6月
床层进行了降温（＜100℃），将预变炉A入出口煤气盲板导盲隔离，氮气正压保护，预变炉B，主变炉硫化管线盲板全部导盲。
5.4 变换系统导气
表2 变换炉运行参数
占设计
主变主变入变换折合
粗煤粗煤负荷变换变换
炉出炉出炉粗为干
气气（150 436 气H2气
口口煤气基煤气3
%CO%H2%CO%m）的比
m3/hH2%CO%m3/h
例%
5.63.93.53.95.05.34.34.23.93.84.13.4
43.137.639.341.8
5.6154 660124 4827.6120 00094 4689.29.4
99 00577 13885 27566 036
836351.243.936.742.341.637.835.434.225.324.1
5月11日8∶00—20∶00，变换系统开始粗煤气均压，5月12日1：30，粗煤气全部导入变换炉，变换炉床层温度经过一次温升后趋于正常，催化剂活性良好，床层温度控制平稳。
5.5 变换炉负荷检验
日期时间
5月12日9：00 36.616.643.15月12日13：00 38.715.445.05月12日14：00
45.2
5月12日15：00 37.116.644.55月12日16：00 37.215.642.75月12日17：00 36.515.743.25月12日18：00 37.816.043.85月12日18：30 38.114.943.25月13日2：30 37.516.242.75月13日16：30 36.115.342.25月13日17：30 35.815.442.65月13日23：30 36.815.843.7
5月11日—5月15日，对变换催化剂进行了负荷检验，数
据见表2。
6 运行问题建议
1）变换炉导气过程中，由于气气换热器出口低点导淋设计较小，且不能集中排放至含焦油煤气水，排放时间较长，影响变换炉导气时间，建议增加DN50排放管线，并引至含焦油煤气水管线。
2）建议在预变炉入口管线上增加粗煤气放空管线，引至硫化废气管线，即可缩短导气暖管时间，又可避免带水入炉风险。
3）变换氢碳比调节是根据在线分析测定的CO%进行调节，控制手段单一不直观，调节困难，造成氢碳比波动较大，建议在变换炉入口增加CO%在线分析仪，变换出口增加H2%在线分析仪，并设置氢碳比数值显示。
40.810.467 69155 23240.811.377 38763 60845.910.276 63562 61940.011.270 11556 87740.011.767 94853 34438.012.765 00051 45837.612.648 00038 05938.713.546 53436 315
参考文献
[1] 李仕超.QDS-01耐硫变换催化剂运行总结[J].化肥工业，2016，43（3）：52-54.
（上接第11页）
（1）循环吸收液温度：40~50℃；（2）回蒸发系统时循环吸收液浓度：10%（重量）；（3）循环槽吸收液位：40%~60%；（4）循环吸收液回收时间：连续回收；
（5）开启喷头数量可根据生产负荷进行相应的调整；（6）泵进口过滤器定时清洗，每3d清洗一次。5 4#尿素22m造粒塔粉尘回收改造方案
4#尿素造粒塔直径22m，高110m，设计产量58t/h，塔顶粉尘浓度200mg/m3。
5.2 粉尘回收装置安装位置5.2.1 回收箱体5.1 尿素装置现状
表1 主要设备
设备名称循环吸收液泵
单位台
数量2
规格
Q=200m3/h H=40m
电机功率37kW 介质比重1.3
每分钟转数2 950直径15m，高1m，外延伸0.8m
长3m，宽2m，
高3m V=18 m3直径15m沿高1m 高4m出风口面积S=177m2
V=708m3
风量165 000 m3/h，风压80Pa
功率18.5kWQ=20m3/h H=120m
电机功率30kW 介质比重1.0
V=12m35台
开一备一用4mm厚的不锈钢板
备注开一备一用3mm厚的不锈钢板用4mm厚的不锈钢板在造粒塔出风口位置用3mm厚的不锈钢板
收集槽循环液储槽（造粒间内部）
台台
11
主箱体台1
回收箱体安装在造粒塔顶部出风口处，正常生产载荷为40t。
5.2.2 收集槽
风机补液泵补液槽吸收液过滤器循环液储槽内加热设施
台台台台套
52151
收集槽在造粒间的顶部，正常生产载荷为20t。
5.2.3 循环槽和循环泵
循环槽和循环泵均在造粒间内部。正常生产载荷为20t。
5.2.4 其他说明
（1）造粒塔顶部侧面出风窗位置，不设置百叶窗，在收集槽顶部处设置立式挡雨装置。
（2）循环箱和循环泵为整体设计框架。
5.2.5 改造后装置运行指标
（1）夏季开风机状态下，尿素粒子温度升高控制在2℃以下；
（2）出口尿素粉尘含量小于30mg/m3（标）以下。
5.3 主要设备
主要设备见表1。6 投资估算
总投资600万元，含土建、电气仪表、安装、设备等。7 效益分析
根据产能及现状计算，在出风口处的粉尘含量在200mg/3
m（标），按照200mg/m3（标）计算，处理后可将粉尘含量降到30mg/m3以下。22m尿素造粒塔理论通风量为960 000m3/h，则每小时回收的尿素为：
（200-30）mg/m3×960 000m3=163kg；
（1）每天回收的尿素量为163kg×24=3 912kg，每年回收1 291t；
尿素价格按照1 500元/t计算，生产周期按照330d，则年利润为193.65万元；
（2）电价按照0.5元/度，该装置用电为
67kW/h×0.5元×24×330=26.53万元
（3）稀尿液加工费用
10%稀尿液加工消耗蒸汽按1 400kg/t尿素，100元/t蒸汽计算。
1 400kg/t尿素×1 291t×100=18万元.
（4）利息：600*0.0552=33.12万元（5）折旧：600*0.95/14=40.71万元
年净利润为193.65-26.53-18-33.12-40.71=75.29万元8 结论
该项目建成后可有效回收造粒塔顶排放的粉尘，不仅使粉尘浓度由200mg/m3可降至30mg/m3以下，而且年可创收75.29万元，该项目的实施给企业带来经济效益和环保效益都十分显著。
·15·
因篇幅问题不能全部显示，请点此查看更多更全内容