煤制乙二醇項目一氧化碳變換工藝方案探究

楊 震

(惠生工程(中國)有限公司，上海 201210)

近年來，國內煤制甲醇、乙二醇項目逐步向大型化、集約化發展[1-2]，變換單元作為煤制氣的核心單元其操作的穩定性及能耗的經濟性對整個裝置的穩定運行及全廠能耗降低具有較大影響[3-6]。以航天爐及殼牌下行水激冷技術為代表的粉煤氣化工藝生產的粗合成氣干基CO含量高達60%以上，必須經變換調整氫碳比，方能滿足下游合成裝置對氫碳比的要求[7]。

本文以4.0 MPa(G)粉煤氣化工藝產生粗合成氣，經變換、低溫甲醇洗等單元制取30萬t乙二醇同時副產20萬t甲醇工藝路線為例，就等溫及絕熱兩種變換方案進行比較和分析，以期給相關研究提供參考。

1 等溫變換技術方案

1.1 等溫變換工藝流程

來自氣化裝置的粗合成氣分為兩股，一股與來自PSA裝置的馳放氣混合后進入氣液分離器分離冷凝液，然后經煤氣預熱器換熱至露點以上35℃以上進入脫毒槽，脫除有害物質后進入等溫變換爐進行反應，并副產2.5 MPaG飽和蒸汽；出變換爐CO體積分數降至2.84%(干基)，隨后經煤氣預熱器與原料氣換熱后進蒸汽發生器副產0.5 MPaG飽和蒸汽，然后經除氧水加熱器、脫鹽水加熱器以及變換氣冷卻器冷卻至 40℃進入洗氨塔，脫除變換氣中夾帶的氨后送下游酸性氣脫除單元。

來自氣化裝裝置的另一股合成氣通過熱回收設施副產0.5 MPa(G) 低壓飽和蒸汽后，經預熱脫鹽水回收余熱，再經循環冷卻水冷卻至40℃送洗氨塔脫除氨得到合格的變換氣送下游裝置。凝液經凝液緩沖罐回收后送氣化裝置，洗氨塔塔底液送汽提塔汽提，汽提氣送火炬焚燒。工藝流程見圖1。

圖1 等溫變換及熱回收工藝流程圖

1.2 主要工藝操作參數

根據上圖所示工藝流程，經PROII模擬計算，當變換爐出口干基CO濃度為2.84%時，相關工藝參數如表1所示。

表1 等溫變換主要工藝參數

2 絕熱變換技術方案

2.1 絕熱變換工藝流程

絕熱變換采用低水氣比變換工藝，來自氣化裝置的粗合成氣分為兩股，一股參與變換反應，一股經熱回收回收余熱。參與變換反應的粗合成氣首先進入氣液分離器分離冷凝液，隨后約占變換總氣量20%的粗煤氣進蒸汽發生器副產低壓蒸汽同時降低原料氣水氣比，然后與來自PSA裝置的馳放氣混合后入煤氣預熱器換熱，使粗煤氣溫度高于露點以上35℃進脫毒槽，脫除有害物質后進入第1變換爐進行反應。進一變爐水氣比約為0.35，一變爐出口氣經煤氣預熱器與原料氣換熱后進中壓廢鍋副產4.0 MPaG飽和蒸汽，然后與另一股粗煤氣混合后進第2變換爐進行反應，出第2變換爐水氣比降為0.19，變換氣經蒸汽過熱器將4.0 MPaG飽和蒸汽過熱然后進中壓廢鍋副產飽和蒸汽；出廢鍋變換氣在進第3變換爐之前加中壓鍋爐給水及過熱蒸汽調節水氣比至0.33，經第3變換爐變換氣中CO含量降低至目標值2.84%，隨后經低壓廢鍋副產0.5 MPaG飽和蒸汽，然后經除氧水加熱器、脫鹽水加熱器及變換氣冷卻器冷卻至 40℃進入洗氨塔，經脫除變換氣中夾帶的氨后送下游酸性氣脫除單元。凝液回收及氨汽提流程與等溫變換相同。工藝流程見圖2。

圖2 絕熱變換及熱回收工藝流程圖

2.2 主要工藝操作參數

根據圖2所示工藝流程，經PROII模擬計算，當第三變換爐出口干基CO濃度為2.84%時，相關氣體組成如表2所示。

表2 絕熱變換主要工藝參數

3 方案對比

3.1 系統配置及工藝流程

變換裝置參與變換總氣量為109771 Nm3/h，從系統配置來看，等溫及絕熱變換單系列的配置均可完成下游裝置對出界區氣體CO含量的要求。對于等溫變換，系統設置1臺等溫變換爐，操作溫度290℃，系統阻力降0.25 MPa。對于絕熱變換，為滿足工藝要求，需設置三級變換，配置3臺絕熱變換爐，系統流程較長，設備數量多；一變及二變爐操作溫度均大于400℃，對設備、管道及儀表的選型要求較高；系統阻力降約為0.4 MPa，高于等溫變換。

表3 流程及系統配置對比表

從操作角度來看，粉煤氣化所產合成氣干基CO含量大于60%，變換反應推動力大，變換爐易超溫，等溫變換通過控制汽包副產蒸汽壓力來控制催化劑床層溫度，相比絕熱變換在開車及低負荷運行時超溫風險小，操作彈性大，易于控制且系統內無高溫點，因此變換爐可在較高水氣比下操作，本項目進等溫變換爐水氣比為0.9。對于中低水氣比的絕熱變換，一變爐的溫度主要靠催化劑裝填量來控制，由于變換反應是強放熱反應，為防止系統產生超溫風險，氣體進一變爐前需降低水氣比至0.35，同時由于絕熱溫升的存在，氣體在進二變及三變爐之前均需配置廢鍋降溫，增加了系統調節難度，操作彈性低，在正常操作尤其是開車階段需嚴格按照操作規程操作以降低系統超溫的風險。

3.2 主要設備與布置

等溫及絕熱變換設備一覽表如表4所示。由表可知，絕熱變換設備總臺數比等溫變換多六臺，其中反應器多兩臺，換熱器多四臺。裝置布置在保證工藝流程合理的情況下盡量采用設備分類集中布置原則，等溫變換占地50 m×30 m，絕熱變換占地55 m×35 m，絕熱變換占地較大。

表4 變換工藝設備一覽表

變換工藝的核心設備為變換爐，該項目等溫變換工藝采用1臺全徑向Φ3800的可控移熱變換爐，反應器殼體采用15CrMoR+不銹鋼堆焊，內件采用不銹鋼，設備單重205 t，造價1130.48萬元；絕熱變換工藝設置三級變換，采用三臺軸向絕熱變換爐，內徑分別為Φ3200，Φ3600，Φ3800，反應器殼體采用14Cr1MoR+不銹鋼堆焊，三臺變換爐總重388 t，變換爐總造價1624.99萬元。變換爐詳細的技術參數見表5。

表5 變換爐技術參數對比表

從投資角度來看，等溫變換相比絕熱變換，變換爐總重量下降47%，設備總造價降低約30%。從反應器結構來看，等溫變換爐內含氣體徑向分布器及用于移除反應熱的換熱管，單臺設備尺寸較大，存在一定的加工制造難度，反應過程中存在熱應力消除不徹底及換熱管漏水的隱患；絕熱變換爐結構簡單，殼體內僅有催化劑床層及入口氣體分布器，加工制造工藝成熟。

3.3 催化劑裝填量及壽命

表6為兩種變換工藝的催化劑應用對比表，如表所示，等溫變換催化劑裝填量為98 m3，相比于絕熱變換的140 m3，催化劑用量減少30%，由于等溫變化催化劑單價稍高，等溫變化催化劑總投資較絕熱變換降低約17%。對于等溫變換，因操作溫度較低，催化劑壽命一般可達5年左右，對于絕熱變換，由于1變換爐反應條件苛刻，催化劑使用壽命僅為2年，2變及3變爐催化劑壽命為4年左右。

表6 催化劑應用對比表

3.4 公用工程消耗/能耗

兩種變換工藝公用工程及能耗對比如表7所示。由表7可知，兩種工藝總能耗接近，等溫變換能耗稍高，主要區別在于副產蒸汽等級。因等溫變換操作溫度較低，系統只能副產2.5 MPaG及0.5 MPaG飽和蒸汽；一變及二變絕熱變換爐操作溫度均高于400℃，系統副產除副產1.0 MPaG及0.5 MPaG飽和蒸汽外，可同時副產4.0 MPaG過熱蒸汽，蒸汽品位高于等溫變換。從全廠能級匹配的角度來看，絕熱變換占優。

表7 公用工程及能耗對比表

3.5 投資概算

表8為兩種變換工藝工程費用對比表，由表8可知，對于本項目絕熱變換總投資額較等溫變換高1131萬元。因絕熱變換流程長，設備數量多，催化劑裝填量大，故設備購置費及主要材料費較與等溫變換差別較大，安裝費及建筑工程費二者差別不大。

表8 工程費用對比表

4 結束語

綜上所述，對于粉煤氣化配套的煤制乙二醇項目，因合成氣CO含量高且變換深度大，與絕熱變換相比，等溫變換工藝具備流程短，操作彈性大，設備數量少，系統阻力降低，裝置占地面積小，催化劑用量少且投資較低的優勢；在能耗方面兩種工藝消耗相當，但等溫變換副產蒸汽品位低，同時也存在變換爐加工制造難度大，爐內換熱管熱應力消除差，國內運行業績少等問題。后續隨著等溫變換爐制造工藝的成熟及國內運行業績的增多，對于大型煤制乙二醇項目，等溫變換工藝的優勢將更加明顯。