低水氣比變換系統開車總結

高 亭

（河南能源鶴煤化工分公司 河南鶴壁458000）

低水氣比變換系統開車總結

高 亭

（河南能源鶴煤化工分公司 河南鶴壁458000）

0 前言

河南能源鶴煤化工分公司600kt／a甲醇裝置的變換系統采用低水汽比流程，由五環公司參與設計，青島聯信催化材料有限公司提供變換催化劑，自2013年3月開車運行至今已超過7000h。針對變換系統在開、停車過程中出現的許多問題進行了改造，系統逐漸進入平穩運行階段，現運行狀況良好。

1 變換工藝方案

1.1 工藝方案

為節省蒸汽消耗，CO變換采用兩段寬溫耐硫變換串一段低溫耐硫變換，進變換系統的粗煤氣分3路：42%～45%氣量（占總氣量的體積分數，下同）進第1變換爐，30%～35%氣量進第2變換爐，20%～25%氣量進第3變換爐。CO變換深度調節手段多樣，在第1和2變換爐出口管線各設1根副線，可繞過其他變換爐直接與第3變換爐出口的氣體混合進入下一工段。同時，增設1根可繞過3臺變換爐的大副線，直接作為變換系統的旁路管線進入低溫甲醇洗系統，出于保證氣體清潔度和設備管線保護之目的，在能保證變換系統CO變換深度的前提下該大副線閥門沒有開度。變換爐段間采用中壓鍋爐給水和新鮮粗煤氣激冷工藝，提高變換爐入口水氣比，同時降低變換爐入口氣體溫度。

1.2 工藝流程

從煤氣化裝置來的粗煤氣（166℃，3.8MPa，241349m3／h，標態）進入原料氣分離器分離水分，再進入原料氣過濾器去除固體機械雜質。從原料氣過濾器出來的粗煤氣分成3股：一股（約41.7%，100642m3／h，標態）進煤氣預熱器管程，與殼程中第1變換爐變換氣換熱至200℃，再經蒸汽混合器進入第1變換爐進行變換反應。

出第1變換爐的變換氣（溫度約392.1℃）進入煤氣換熱器的殼程，與管程煤氣換熱后溫度降至約359.5℃，與來自原料氣過濾器的另一股粗煤氣（約32.5%，78438.4m3／h，標態，作為冷激氣）混合，經1＃淬冷過濾器被鍋爐給水淬冷至約200℃后，進入第2變換爐進行變換反應。

出第2變換爐的氣體（溫度約379.9℃）與粗煤氣中剩余25.8%的氣體（來自原料氣過濾器的第3股粗煤氣，約62268m3／h，標態）混合后，進入2＃淬冷過濾器，在此煤氣被鍋爐給水淬冷至約200℃，然后進入第3變換爐發生變換反應。

出第3變換爐的變換氣（溫度約349.2℃）與第2變換爐出口的部分變換氣混合后溫度升至約361.5℃，進入鍋爐給水預熱器殼程與鍋爐給水換熱，溫度降至180℃，再進入除鹽水預熱器的管程，與殼程的除鹽水換熱后溫度降至80℃，然后進入1＃變換氣分離器分離冷凝水，再進入變換氣水冷器的管程被殼程的循環水冷卻后溫度降至40℃，變換氣最后進入2＃變換氣分離器分離冷凝水后送至低溫甲醇洗裝置。

2 變換爐導氣方法

在氣化系統運行平穩、負荷＞50%，且粗煤氣中硫體積分數達到低水氣比變換催化劑的要求，即≥500×10－6時，粗煤氣可導入變換系統。粗煤氣在第1變換爐前管線放空升溫合格后，開啟第1變換爐入口閥，對整個變換系統進行充壓；當變換系統與氣化工段壓力均衡（32.4MPa）時，全開粗煤氣分離器進口閥，利用變換系統放空閥建立煤氣流量，不斷開大變換系統壓力放空閥，將粗煤氣放空由氣化系統倒至變換系統末端，前工段氣化系統放空閥完全關閉時即代表粗煤氣已經全部導入變換系統，此時壓力為3.2MPa（設為自動狀態），穩定工況，將變換系統出口變換氣中CO體積分數調至甲醇合成系統最佳氫碳比所需要的20%。

3 開車中出現問題及措施

3.1 第1變換爐爐前放空升溫閥不易操作

在原設計中，第1變換爐爐前粗煤氣放空升溫閥為手動切斷閥。粗煤氣在放空升溫時，需要通過調節切斷閥的開度來控制放空氣量和升溫速度；由于放空升溫閥后背壓為火炬管網的壓力，放空升溫閥前、后壓差較大，閥門開、關困難且不易控制，對設備和管道升溫速度影響較為明顯。為了優化工藝和便于操作，在2只放空切斷閥之間增加1只氣動調節閥，以便在開車時可靈活控制，節省了開車時間；另外，此氣動調節閥不設置旁路管線，其自身帶手輪調節，以便在氣動調節故障時可用手輪控制其開關。經改造后，可節省第1變換爐爐前管線升溫時間30min。

3.2 導氣時第1變換爐易超溫

2013年3月，裝置進入投料試車階段，采用的導氣方式：變換爐爐前管線暖管合格后，緩慢打開第1變換爐進口切斷閥，關小第1變換爐爐前放空升溫閥開度，逐步提高第1變換爐進氣量；通過調節爐前放空升溫閥的開度來控制第1變換爐進氣量，當第1變換爐床層溫度明顯上升時，逐漸開啟第3變換爐后變換系統壓力放空閥，通過調節變換系統壓力放空閥開度來調節各變換爐空速，以達到控制催化劑床層升溫速率的目的。

變換催化劑起活溫度為180℃以上。初次開車時候，催化劑活性非常好，在變換爐前放空暖管至143℃時，粗煤氣開始導入變換爐，此時第1變換爐床層溫度上升較為明顯，第1變換爐床層和出口氣體嚴重超溫，控制難度較大，長時間超溫會嚴重影響催化劑活性和設備使用壽命。分析總結開車過程中出現的問題后，發現在導氣時進氣量較快的原因是第1變換爐前壓力（3.2MPa）遠高于爐內壓力（循環升溫完畢后變換爐系統壓力為0.3MPa），當打開第1變換爐進口閥時，新鮮氣快速流入第1變換爐，反應劇烈造成第1變換爐催化劑床層升溫速率過快，第1變換爐出口氣體溫度遠高于設計值。為此，改變導氣方式，將變換系統壓力提高至約3.2MPa，使第1變換爐進口閥前、后壓差為最小值，使導氣時不會在瞬間有大量粗煤氣進入變換爐，利于控制變換爐床層溫度。

3.3 甲醇合成氣外供方案不佳

原設計方案：一定量的變換系統出口氣經過低溫甲醇洗系統凈化后（氣體中氫體積分數60%），送至外單位的1，4－丁二醇裝置變壓吸附系統（氣量10000m3／h，標態）制取氫氣（氫氣收率99%），制氫尾氣（解析氣）直接返回變換系統，使其中有效氣體得到利用，達到節能降耗的目的。

3.3.1 存在弊端

（1）溫度影響。按設計，低溫甲醇洗系統出口氣體經變壓吸附系統分離氫氣后，其他氣體返回變換系統進口繼續參與變換反應。在滿負荷時，氣化系統來的氣體溫度較高，此解析氣可將粗煤氣溫度降低3℃，這對變換操作影響較小；但在負荷比較低的時候，氣化系統來的氣體溫度只有155℃，若在此基礎上降低3℃，將造成第1變換爐溫度不易控制，出口氣體中CO含量波動較大，且可能在第1變換爐爐前管線積累較多的冷凝液，引發管道和設備的腐蝕、變換系統進口冷凝液分離器排液困難等問題。

（2）氣體成分影響。為了保證甲醇合成系統的氫碳比，必須增強提氫后返回變換系統氣體中CO的變換深度，在生產高負荷期時會增加變換系統負荷，影響催化劑使用壽命。

（3）消耗問題。氣體成分發生變化后，為了保證變換反應合適的水氣比，必定以加入較多的中壓蒸汽和鍋爐水，增加了原料消耗，且排出較多的冷凝液必定給污水處理裝置帶來壓力。

3.3.2 改造措施

在低溫甲醇洗系統外送至1，4－丁二醇裝置合成氣管線上設置帶速關功能的氣動閥，事故狀態下可及時切斷低溫甲醇洗系統的外送合成氣，保證低溫甲醇洗系統運行正常，防止事故擴大化。為了避免變壓吸附系統的解析氣對變換系統造成較大影響，補回變換系統的解析氣改為直接補至甲醇合成壓縮機入口管線上。以上改動，對變換系統優化起到了較好的作用，但CO變換深度仍需長期實踐和經驗積累，以達到最佳控制范圍。

2015-01-16）