Shell粉煤氣化變換工藝的優化改造

陳國平

中石化寧波工程有限公司　寧波　315103

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Shell粉煤氣化變換工藝的優化改造

陳國平*

中石化寧波工程有限公司寧波315103

分析與Shell粉煤氣化配套的高水氣比耐硫變換工藝在運行中出現的問題，并對其進行優化改造。對改造后的低串中水氣比變換工藝與原工藝進行比較。

粉煤氣化變換優化改造高水氣比

進入二十一世紀以后，以煤替代石油、天然氣等作為原料生產合成氣成為了我國能源替代的主要技術路線之一，以此為背景，各種煤氣化技術(尤其是煤加壓氣化技術)在我國得到了空前的推廣和發展[1]。其中，Shell粉煤氣化以煤種適應范圍廣、冷煤氣效率高、有效氣成份高(CO+H2>89%)、能耗低、環境友好等特點，得到了廣泛應用。

Shell粉煤氣化制得的粗合成氣中CO干基含量大于60%，水氣比小于0.2。在變換工序進行高放熱的CO變換反應，如何有效控制CO變換反應的床層溫度，降低中壓蒸汽消耗、避免甲烷化副反應發生以及延長變換催化劑使用壽命，是殼牌粉煤氣化相配套的高摩爾數CO變換流程開發所需考慮和關注的重點[2]。

某公司化肥油改煤工程配套的耐硫變換裝置采用的是高水氣比分段耐硫變換工藝流程，流程設置為一段預變換+二段中溫變換+一段低溫變換。粗合成氣在進入預變換爐之前一次性配入足夠的水蒸汽，使其達到高水氣比，然后通過分段取熱的方式使其中CO與水蒸汽分段發生反應，最終將變換氣中的CO降至0.5%以下。裝置在實際運行過程中出現了第一變換爐超溫、蒸汽消耗高等問題。本文對該裝置的低串中水氣比改造工藝進行介紹，從節能和工藝控制等方面對高水氣比和低串中水氣比兩種工藝流程進行對比分析。

1　工藝參數

某公司Shell粉煤氣化裝置進入變換裝置的粗合成氣溫度為160℃，壓力為3.70MPa(G)，總氣量為185980Nm3/h(濕基)，組成見表1。

表1　粗合成氣組成　(mol%)

表1中粗合成氣的CO干基含量高達66%，利用PRO/Ⅱ模擬軟件計算粗合成氣在不同水氣比時所對應的變換反應溫度，繪制出的變換爐出口溫度隨水氣比的變化曲線(V干基CO=66%)，見圖1。

從圖1可見，在CO干基體積濃度為66%的條件下，當水氣比小于0.3時，變換反應溫度較低，因為粗煤氣中的水蒸汽含量低，反應的推動力不足，變換反應深度較低；隨著水氣比的增加，反應的推動力變大，反應深度增加，床層的熱點溫度增加。研究表明[3]，在水氣比低時，特別是當床層溫度大于400℃時，容易發生甲烷化反應，造成床層飛溫，因此低水氣比數值的選取要保證床層的熱點溫度低于400℃。

圖1　變換爐出口溫度隨水氣比的變化曲線

2　原高水氣比變換工藝

2.1工藝流程

高水氣比變換工藝流程見圖2。

圖2　改造前高水氣比變換工藝流程

粉煤氣化工段送來的粗合成氣經分液、預熱后與中壓蒸汽混合，并補入來自汽提的工藝冷凝液，粗合成氣在進預變換爐之前一次性配入足夠的水蒸汽，使其達到高水氣比(約1.4)進預變換爐進行變換反應，之后進1#變換爐進行深度CO變換反應。離開1#變換爐的高溫變換氣換熱降溫后進2#變換爐、3#變換爐繼續進行變換反應， 3#變換爐出口的變換氣經過低壓廢鍋副產低壓蒸汽后去下游。

2.2運行中存在的問題

實際運行結果表明[4]：高水氣比變換工藝雖然可以避免甲烷化副反應，但是由于水氣比和CO含量都較高，反應推動力大，反應深度較難控制，在運行過程中出現1#變換爐超溫和蒸汽消耗高的問題。該裝置已經運行近10年，經過一系列改造后，裝置的各項操作參數得到了優化。但目前采用的高水氣比變換工藝仍存在蒸汽消耗較高、操作不穩定等問題，主要表現：

(1)粗合成氣在進預變換爐之前一次性補入大量的中壓過熱蒸汽，使其水氣比達1.4以上，能耗偏高。

(2)水氣比高造成了反應推動力過大，反應的深度受催化劑裝填量的影響明顯，預變爐床層溫度控制難度大，經常出現預變換爐出口溫度過高的現象，進而影響后續的1#變換爐入口溫度的控制。

(3)在預變催化劑的使用初期，裝置開車負荷較低時，預變換爐容易出現超溫現象，只能通過提高預變換爐入口粗合成氣的水氣比來控制出口溫度，而提高水氣比，水蒸汽分壓大，預變催化劑極易出現泡水板結和反硫化問題，影響裝置的正常生產。

3　改造后的低串中水氣比變換工藝

3.1主要改造內容

(1)更換原裝置的預變換爐A及內部高水氣比變換催化劑，將其改為低水氣比預變換爐，內裝低水氣比變換催化劑。

(2)將原裝置的預變換爐B改為噴水凈化器，即作為汽水混合器使用。

(3)為了利于調節低水氣比預變換爐的變換深度及出口溫度，在預變換爐的進口增設中壓蒸汽管線及蒸汽流量調節系統。

3.2工藝流程

改造后的變換工藝流程見圖3。

圖3　改造后低串中水氣比變換工藝流程

粉煤氣化工段送來粗煤氣經分液、預熱后進預變換爐進行變換反應，出預變換爐的變換氣與中壓蒸汽混合，并通過新增的噴水減溫器補入工藝冷凝液和中壓鍋爐水，將變換氣溫度降低后進噴水凈化器充分混合，然后進1#變換爐進行深度CO變換反應。離開1#變換爐的高溫變換氣換熱降溫后通過噴水減溫器補入工藝冷凝液，進2#變換爐繼續進行變換反應。2#變換爐出口變換氣降溫后再通過噴水減溫器補入工藝冷凝液，進入3#變換爐。3#變換爐出口變換氣經過低壓廢鍋副產低壓蒸汽后去下游。

3.3主要優點

改造后的工藝稱為低串中水氣比變換工藝，與原裝置的高水氣比變換工藝相比較，其主要特點如下：

(1)預變換過程中主要使用粗煤氣自帶的水蒸汽進行變換反應，不添加或少量補入中壓過熱蒸汽，這樣充分利用了Shell粉煤氣化工藝原料氣水氣比低的特點，減少了蒸汽用量。

(2)后續1#、2#、3#變換爐需要補充的水份在滿足其對水氣比和溫度要求的前提下，可以盡量多用變換工藝凝液作為激冷水，這樣可明顯減少補加的界外中壓蒸汽，降低了能耗。

(3)進入預變換爐的原料氣水氣比低，相應的露點溫度低，因此，預變爐的入口溫度可以降低，由此節約了原料氣預熱的熱量。

(4)避免了原裝置中極易出現的預變催化劑泡水板結問題，預變催化劑的使用壽命延長。

(5)與原裝置相比，改造后預變換爐的變換率有所增加，進入1#變換爐的CO濃度降低。1#變換爐內催化劑的運行溫度和水氣比均低于高水氣比工藝，運行環境較溫和，因此1#變換爐內的催化劑使用壽命延長，節省了裝置運行費用。

(6)改造后變換裝置沒有新增污水量，且裝置內汽提塔底的工藝冷凝液得到了充分利用，變換凈化冷凝液不再外排。

4　改造前后對比分析

4.1主要工藝參數

兩種變換工藝的主要技術參數對比見表2。

表2　兩種變換工藝主要參數對比

從表2 中可見，與原裝置的高水氣比變換工藝相比，改造為低串中水氣比變換工藝后，變換反應蒸汽消耗減少，催化劑壽命延長，1#變換爐熱點溫度降低。

4.2公用物料及能量消耗

改造前后主要公用物料及能量消耗見表3。

表3　改造前后的主要公用物料消耗比較

折算成標油后消耗指標的比較結果見表4。

從表4中改造前后的能量折算值可以得出改造

表4　折算標油后的消耗指標比較

前后的能源消耗差值。可見，改造后比改造前的總能耗降低了6511.2t標油 /a，公用工程節能約9.3%。

4.3變換工藝冷凝液的利用情況

原耐硫變換裝置預變爐系統是高水氣比工藝，變換反應需要的大量水分均通過在預變爐入口補加大量中壓蒸汽來滿足。改造后，預變爐不再配加蒸汽，由于預變換爐入口的粗合氣水氣比只有約0.2，而出口變換氣的水氣比更低(約0.015)，因此，如果維持后續的各變換爐系統不做調整，則該高溫變換氣在進入后續的變換爐反應之前需要補充一定量的蒸汽和水。蒸汽的作用主要是補充水汽，水的作用主要是降低高溫變換氣的溫度同時兼顧補充水分的作用。改造將充分利用原變換冷凝液汽提塔底產出的經過汽提凈化的工藝冷凝液，將其用于1#、2#、3#變換爐入口變換氣的噴水調溫，不足部分再用鍋爐水補充。這樣使原裝置部分排放至污水處理場的工藝冷凝液得到了充分利用，無需再排放至污水處理場。改造前后變換工藝冷凝液的利用情況詳見表5。

表5　變換工藝冷凝液的利用情況

5　結　語

通過對改造前后的變換工藝的水氣比、公用工程消耗、變換工藝冷凝液利用情況等進行對比，可以看出：將變換裝置由高水氣變換工藝改為低串中水氣比變換工藝后，每年可節省大量的中壓蒸汽，減少污水的排放量，節能效果明顯，裝置的生產穩定性提高，催化劑的使用壽命延長。由此可以得出：改造后在節能、工藝控制等方面具有較為明顯的優勢。因此在富一氧化碳的粉煤氣化下游的變換工藝中，采用低串中水氣比變換工藝將能給企業帶來可觀的經濟效益。

1亢萬忠，當前煤氣化技術現狀及發展趨勢[J]. 大氮肥，2012.35(1)：1-6.

2許若超. 一氧化碳變換系統優化及其效果分析[J].大氮肥，2009.32(1)：67-69.

3縱秋云，余漢濤，田兆明. Shell粉煤氣化工藝中甲烷化副反應問題探討[J].中氮肥，2004.3：15-17.

4王建輝，李棟. Shell粉煤氣化低水氣比耐硫變換工藝運行總結[J]. 河南工業，2010.(17):42-45.

2016-05-09)

*陳國平：工程師。2006年畢業于華東理工大學工業催化專業獲碩士學位。從事化工工藝設計工作。

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