甲烷轉(zhuǎn)化用凈煤氣開車的實(shí)踐

楊俊玲， 張 成

(山西潞安煤基合成油公司，山西 長治 046100)

1 研究背景

山西潞安煤基合成油公司甲烷轉(zhuǎn)化裝置是用合成油弛放氣或低溫甲醇洗凈化氣為原料氣，進(jìn)行換熱式一段蒸汽轉(zhuǎn)化和二段純氧轉(zhuǎn)化以及一氧化碳中溫變換，為后續(xù)工段提供轉(zhuǎn)化氣，轉(zhuǎn)化氣經(jīng)過脫碳后進(jìn)入變壓吸附裝置制氫為合成氨提供原料。設(shè)計(jì)合成油弛放氣運(yùn)行時(shí)為工況一，設(shè)計(jì)負(fù)荷4.83萬m3/h，產(chǎn)氫6.7萬m3/h；低溫甲醇洗凈化氣運(yùn)行時(shí)為工況二，設(shè)計(jì)負(fù)荷6萬m3/h，產(chǎn)氫6.1萬m3/h。從2008年開車以來一直以工況一運(yùn)行，2014年用工況二開車，負(fù)荷只加至1萬m3/h，由于受溫度等指標(biāo)限制，又切至工況一運(yùn)行，開車11年來沒有工況二成功運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)。隨著2018年潤金茂公司LNG裝置投運(yùn)，合成油弛放氣中的甲烷不需要直接轉(zhuǎn)化，而是通過深冷法提取LNG，甲烷轉(zhuǎn)化裝置隨之停車擱置。2019年6月份開始LNG裝置由于合成油弛放氣中雜質(zhì)及制冷壓縮機(jī)冷量的影響頻繁出現(xiàn)停車或不能加負(fù)荷的現(xiàn)象，嚴(yán)重制約系統(tǒng)高負(fù)荷運(yùn)行。于是，公司開始探索甲烷轉(zhuǎn)化用低溫甲醇洗凈化氣開車。

2 開車前準(zhǔn)備階段

首先，對(duì)整個(gè)裝置進(jìn)行全覆蓋檢查及評(píng)估，并對(duì)所查問題全部進(jìn)行整改，制定了甲烷轉(zhuǎn)化工況二開車方案，成立試車組織機(jī)構(gòu)，排出開車期間車間及業(yè)務(wù)科室跟班表，并進(jìn)行全員培訓(xùn)學(xué)習(xí)。開車及運(yùn)行過程中主要問題：1) 由于51#凈煤氣中甲烷含量較低，CO含量較高，一段爐中甲烷轉(zhuǎn)化反應(yīng)(吸熱反應(yīng))較少，一段爐中CO中變反應(yīng)(放熱)較多，經(jīng)一段爐反應(yīng)及與二段轉(zhuǎn)化氣換熱后一段爐、N2集氣管及淬冷器處溫度會(huì)較高。2) 中變爐由于轉(zhuǎn)化CO轉(zhuǎn)化量較工況一多，中變出口溫度可能會(huì)偏高。3) 由于中變爐處催化劑存有原粉末，會(huì)導(dǎo)致一段爐入口處壓力偏高，試車時(shí)負(fù)荷達(dá)不到設(shè)計(jì)值，會(huì)偏低。

針對(duì)目前系統(tǒng)存在的問題，進(jìn)行開車須監(jiān)控好系統(tǒng)壓力及溫度指標(biāo)。1) 計(jì)劃運(yùn)行時(shí)適當(dāng)降低二段出口溫度，開車時(shí)嚴(yán)格控制一段入口壓力不超2.24 MPa，一段入二段溫度TI-113不超700 ℃，在二段爐配氧點(diǎn)火后，二段爐提溫及系統(tǒng)提負(fù)荷過程中，嚴(yán)格控制好上述溫度及壓力，當(dāng)溫度及系統(tǒng)壓力達(dá)到上述值時(shí)停止提溫及提負(fù)荷操作。2) 中變爐出口溫度控制不超413 ℃(設(shè)計(jì)運(yùn)行溫度)。3) 正常運(yùn)行時(shí)降低加熱爐B爐溫度，將一段爐進(jìn)口溫度TI-112控制在400 ℃以下，必要時(shí)將加熱爐B爐大火嘴及小火嘴熄滅，通過控制風(fēng)門大小來控制一段爐進(jìn)口溫度。

3 開車過程及加負(fù)荷調(diào)整操作

3.1 開車過程

8月20日11：30加熱爐點(diǎn)火開始氮?dú)馍郎兀?jīng)過氧氣組進(jìn)蒸汽，原料氣組進(jìn)蒸汽升溫，原料氣升溫，二段爐配氧點(diǎn)火，轉(zhuǎn)化氣切入中變爐后系統(tǒng)，提溫提壓，轉(zhuǎn)化氣導(dǎo)入低溫甲醇洗二系列系統(tǒng)。8月26日2:30低溫甲醇洗二系列凈煤氣分析合格并入PSA制氫裝置。甲烷轉(zhuǎn)化工況二開車共計(jì)135 h，其中，系統(tǒng)氮?dú)馍郎?4 h，系統(tǒng)引蒸汽升溫20.5 h，系統(tǒng)引原料氣還原及升溫21.5 h，點(diǎn)火及提溫提壓共39 h，52#系統(tǒng)進(jìn)轉(zhuǎn)化氣至引入PSA系統(tǒng)2.5 h。

3.2 系統(tǒng)加負(fù)荷調(diào)整操作

轉(zhuǎn)化氣全部并入52#系統(tǒng)，負(fù)荷22 000 m3/h，二段爐出口溫度TI-117為780 ℃，N2集氣管溫度TI-113為650 ℃，一段爐升溫副線全開。調(diào)整加熱爐溫度，加熱爐A、B爐調(diào)節(jié)閥關(guān)至5%，B爐大火嘴滅，一段爐入口溫度降至400 ℃，氧氣管線溫度降至500 ℃，原料氣組出加熱爐溫度比進(jìn)加熱爐溫度高。加負(fù)荷過程中根據(jù)溫度及甲烷轉(zhuǎn)化率逐步調(diào)整升溫副線至17扣，負(fù)荷加至43 500 m3/h，一段爐入口壓力、壓差及N2集氣管溫度均接近指標(biāo)上限，于是開始調(diào)整HV101入中變爐副線進(jìn)行加負(fù)荷。二段爐溫度TI-114控制在800 ℃左右，二段爐出口溫度TI-117控制在780 ℃左右，水汽比控制在1.1～1.2，中變爐進(jìn)口溫度控制在340 ℃～345 ℃。HV101開至52%時(shí)負(fù)荷達(dá)到60 000 m3/h，系統(tǒng)滿負(fù)荷運(yùn)行，轉(zhuǎn)化氣CO體積分?jǐn)?shù)3.2%左右，CH4體積分?jǐn)?shù)5%左右。增加變壓吸附吸附時(shí)間至70 s，產(chǎn)品氫中CH4質(zhì)量分?jǐn)?shù)漲至9.79×10-6，停止增加時(shí)間，產(chǎn)氫41 000 m3/h，甲烷轉(zhuǎn)化用低溫甲醇洗凈化氣開車試驗(yàn)結(jié)束。運(yùn)行過程中各項(xiàng)數(shù)據(jù)如表1。

表1 運(yùn)行過程中各項(xiàng)數(shù)據(jù)

4 結(jié)論

1) 本次開車至試運(yùn)行期間，一段爐中CO變換反應(yīng)及甲烷化反應(yīng)較多，導(dǎo)致一段爐N2集氣管和豬尾管溫度較高，二段爐溫度控制通過加減負(fù)荷過程中發(fā)現(xiàn)，二段爐出口CO含量變化不大。由于工況二運(yùn)行中，一段爐N2集氣管和豬尾管溫度較高，限制了二段爐出口溫度最高只能提至780 ℃，50 000 m3/h以上負(fù)荷二段爐出口溫度760 ℃，甲烷轉(zhuǎn)化率40%左右，由于受N2集氣管及豬尾管材質(zhì)影響，甲烷轉(zhuǎn)化率及氫氣產(chǎn)量達(dá)不到設(shè)計(jì)要求。

2) 系統(tǒng)負(fù)荷可以通過中變副線加至60 000 m3/h，轉(zhuǎn)化氣量79 500 m3/h，相當(dāng)于工況一為44 500 m3/h負(fù)荷，中變爐進(jìn)口壓力2.09 MPa已接近設(shè)計(jì)值，說明中變爐催化劑仍然殘留之前二段爐拱形磚遷移的粉末，阻力問題仍然存在；9月2日18:00加負(fù)荷時(shí)由于一段壓力為2.27 MPa，從中變爐中部副線開至過氣進(jìn)原料氣，轉(zhuǎn)化氣中CO體積分?jǐn)?shù)上漲至3.54%，19:30中變爐中部副線關(guān)1/4丫(1/20圈)，CO在線由3.15%下降至2.7%，轉(zhuǎn)化氣分析CO體積分?jǐn)?shù)由3.65%下降至3.2%左右，中變爐上、下層催化劑量差不多，由此判斷中變爐下部催化劑由于長期高溫活性下降，上部催化劑活性較好。

3) 在二段爐配氧點(diǎn)火后提溫提壓過程中，由于本次開車原料氣中甲烷含量較少，CO變換反應(yīng)及甲烷化反應(yīng)較多，放熱反應(yīng)較多，氧氣量較少。