賽鼎爐為氣頭變換工藝特點的研究

唐德金

(山西潞安煤基合成油有限公司，山西 長治 046000)

引 言

山西潞安煤基合成油有限公司現共計有六臺日投煤量500 t的賽鼎氣化爐，五開一備，每小時共計產粗煤氣量為200 000 m3；配套KDON28000/20000型空分裝置2套，凈化采用低溫甲醇洗工藝，共有兩個系列，Ⅰ系列采用10塔流程，總氣體處理量200 000 m3/h(干基)，具備脫硫脫碳能力；二系列處理780#費托尾氣經甲烷轉化后氣體，處理能力為105 000 m3/h，只具備脫碳能力；原設計是費托合成產油品和費托尾氣聯產合成氨，現需實現可在不產油的情況下直接產合成氨，實現低能耗情況下的產品方案切換，需進行工藝路線調整論證。

賽鼎爐工藝特點，有效氣體CO+H2含量低，一般在65%左右，相比水煤漿爐、粉煤爐有效氣體高達90%以上差距巨大，因氣化爐氣化反應在灰熔點以下，反應溫度低，一般在1 200 ℃～1 400 ℃，固態排渣，導致水蒸汽分解率低，廢水量大，甲烷含量高，有效氣體低，同時因屬于固體移動床反應，反應床層存在干餾層、干燥層，導致粗煤氣產物中含有大量如同煉焦工藝一樣產生的焦油、苯、酚、油類等高分子量有機物。

為了有效控制投資，最大程度降低運行費用，目前的工藝方案選擇要求氣化爐、煤氣冷卻、低溫甲醇洗一系列、PSA工藝、空分工藝不變的情況下要實現合成氨的產品方案，需對必須新上變換工藝進行選擇，以實現CO變換為H2的目的。

因變換工藝實際就是將CO氣體與水蒸汽在催化劑的條件下轉化為CO2和H2的放熱反應，而合成氨系統需嚴格控制CO、CO2、H2O等含氧化合物和硫類物質的量，該類物質均會導致合成氨催化劑中毒；低溫甲醇洗工藝能有效脫除H2S、CO2酸性氣體，故變換裝置應當設計在低溫甲醇洗工藝之前，將變換產生的酸性氣體一起脫除，同時，因氣化爐出口粗煤氣經過水洗淬冷，高溫下粗煤氣含大量飽和水蒸汽，正好滿足變換反應對水蒸汽的要求，能有效降低運行能耗，同時目前耐硫寬溫催化劑也成熟使用多年，故選擇變換裝置位于低溫甲醇洗工藝之前是最合適的工藝方案[1]。

對于變換后剩余的少量CO氣體和剩余的甲烷氣體，原PSA制氫裝置生產的產品H2去合成氨系統，PSA去除的CO和CH4氣體(一般稱為解析氣)去后續的配套乙醇、LNG裝置正合適，完成對CO和CH4氣體的回收利用。

變換裝置的工藝方案配置主要受原料氣溫度、壓力、汽氣比、變換深度、反應器類型、有機物含量及特性、后期運行費用等因素影響。就本項目來說，煤氣化裝置采用碎煤加壓氣化，進入新建變換裝置的粗煤氣溫度為180 ℃，壓力為2.95 MPa(a)，一氧化碳含量為26.00%(干基，v%)，汽氣比為0.56，含有大量水，且含有塵、硫含量高，計劃本裝置出口一氧化碳含量要求不超過1.00%(干基，v%)，屬于最終CO控制較低的變換反應，同時要求催化劑使用壽命長，后期運行費用低，需對本項目具體變換工藝涉及的關鍵路徑進行選擇。

1 催化劑選擇

選擇變換裝置設置在低溫甲醇洗工藝前，需選用耐硫催化劑進行變換反應，通過調查研究Co-Mo系耐硫變換催化劑具備耐硫催化能力，同時公司一直使用的煤種煤氣中硫含量在300×10-6～1 500×10-6，符合耐硫催化劑對硫含量的要求。

1) Co-Mo系耐硫變換催化劑的有效成分為Co-Mo金屬的硫化物，使用時有最低硫含量要求，該類催化劑要求氣體中硫含量不低于200×10-6,過低的硫含量會讓已經硫化好的催化劑因系統硫含量過低出現反硫化作用而導致催化劑失效，該類催化劑有最低硫含量要求，無最高硫含量要求是其基本特點[2]。

2) Co-Mo系耐硫變換催化劑無最低水氣比要求，和Fe-Cr系列中變催化劑比可以很大程度上節約蒸汽消耗，降低后期運行費用。

3) 考慮粗煤氣中殘留氧氣對催化劑的影響，在一變反應頂部增設脫氧劑，確保進入催化劑的氣體不含氧氣，同時，根據對系統氯的分析，不含氯，無需對系統進行氯脫除。

2 反應器類型、進程、熱點溫度選擇

目前，變換爐的反應器選擇主要有三種，分別是軸向反應器、(軸)徑向反應器和可控移熱反應器三種，特點如下：

1) 軸向反應器壓降大，無需設置反應器內件，對于不允許壓差高的系統不適用；對于節省投資有幫助。

2) (軸)徑向反應器相比軸向反應器壓降明顯減小，但需進行催化劑框的設計和采購，增大成本，但能有效解決反應器壓差的問題。

3) 可控移熱反應器為內置換熱管，外設氣包的模式，其優點是對控制反應床溫非常好，其在催化劑活性溫度下，對于放熱反應類可降低床層溫度，提高平衡轉化率，有利于變換深度的提高，缺點是設備投資大，催化劑裝填和換熱器泄露等問題較多。

4) 因本項目要兩段反應實現反應深度要求，以降低投資，本項目CO從26%變換至1%，變換反應深度不大，通過催化劑廠家工藝測算，第一變換爐出口CO含量控制不超過6%，第二變換爐后才能保證不超過1%，通過對國內其余變換項目的研究，結合催化劑廠家使用意見，本項目采用兩段變換就能構達到變換深度要求。

5) 因賽鼎爐的特殊粗煤氣情況，高溫氣體中含有油類未凝析物，根據同類型爐其他用戶運行經驗，第一變換爐熱點溫度不低于350 ℃，除高溫有利于反應速度實現變換率要求外，高溫能使粗煤氣中的HCN和有機硫的轉化率提高到90%以上，有利于后續該類物質的脫除；第二變換爐熱點溫度不低于270 ℃，目的是有效防止催化劑被油類凝析物包裹失效[3]。

在確定反應器熱點溫度的情況下，對可控移熱反應器氣包、換熱管對應熱點溫度下蒸汽的壓力，得出第一變換爐移熱部分壓力要做到16.0 MPa以上，第二變換爐移熱部分需至少做到5.5 MPa以上，壓力過高，設備投資大，后期運行設備故障率高，故排除可控移熱反應器方案。

6) 因后續PSA制氫系統為1.7 MPa運行等級，對變換裝置整體壓降要求不高，為了節省投資，對第一變換爐、第二變換爐均采用絕熱軸向反應器。

7) 關于變換爐因處于較高溫度、高水蒸汽條件、高硫條件下運行環境，需對設備考慮硫腐蝕的問題，設備設計選型需要進行堆焊處理，堆焊不銹鋼保護層工藝是目前變換爐解決高硫腐蝕的成熟辦法。

3 結論

1) 新增變換裝置設置于低溫甲醇洗前，對投資和后期運行費用均為最優方案；

2) 變換采用耐硫催化劑是由該處粗煤氣含硫特點所決定；

3) 變換反應器采用軸向反應器方案而非最高轉化效率的可控移熱方案是根據賽鼎爐粗煤氣特點、催化劑熱點溫度、設備投資綜合因素所決定的；

4) 改造工藝整體方案的確定是根據各方條件論證后選擇最適合的方案，對于賽鼎爐為氣頭的變換方案的選擇需充分根據該爐型的特殊性進行選擇。