劉天亮，李蒙蒙，范 坤

（安徽晉煤中能化工股份有限公司，安徽臨泉 236400）

1 技改背景

安徽晉煤中能化工股份有限公司，氣化裝置采用航天爐粉煤氣化裝置，氣化來的粗煤氣（T：210.5℃、P：3.72MPa、氣體組成CO：70.16%、H2：20.27%、CO2：7.97%、N2：1.42%、Ar：0.037%、H2S：0.11%、COS：0.019%、NH3：0.004%），制得合格的變換氣（T：40℃、P：3.3MPa、氣體組成CO：19.61%、H2：43.95%、CO2：35.31%、N2：0.99%、Ar：0.026%、H2S：0.09%、COS：0.001%、NH3：0.002%）送往低溫甲醇洗脫硫脫碳工段。變換裝置采用絕熱爐，規(guī)格直徑DN2600，觸媒分上下兩段，上為11m3觸媒，下段裝26m3，觸媒型號為QDB-03，2013年因觸媒活性降低，系統(tǒng)阻力增大，需要提高入爐汽氣比維持床層溫度，提高變換率，消耗部分過熱蒸汽，增加了觸媒粉化速度，系統(tǒng)冷凝液相應增加，造成后序分離冷凝液量增加。由于系統(tǒng)阻力增加，后序甲醇進口壓力降低，吸收效果差，為確保凈化氣合格，需要增加甲醇循環(huán)量，醇耗、動力電耗增加，造成后序合成壓縮機汽耗也增加。為降低系統(tǒng)阻力，合理回收變換反應熱，經(jīng)綜合考慮，為操作方便，避免催化劑床層超溫，催化劑在≤300℃的溫度下運行，延長催化劑使用壽命長；盡可能地提高變換系統(tǒng)熱能回收率；將系統(tǒng)阻力降到0.15MPa 以下，結(jié)合絕熱爐運行工況，對粉煤氣化變換崗位進行工藝技改，采用等溫爐變換工藝，消除現(xiàn)裝置設備及管道安全隱患。

2 技改前工藝流程

技改前工藝流程圖如圖1所示。

3 改造后的流程

技改后流程簡述：從氣化來的3.72MPa（G），210℃的粗煤氣，首先經(jīng)凈化氣分離器，分離粗煤氣冷凝液、粉塵后進入低壓蒸氣發(fā)生器（E-2001），利用粗煤氣的熱量副產(chǎn)0.4MPa（G）的低壓飽和蒸汽，副產(chǎn)的低壓飽和蒸汽送入界區(qū)外低壓蒸汽管網(wǎng)。粗煤氣經(jīng)低壓蒸汽發(fā)生器（E-2001）降溫后（194℃）進入變換爐進料分離器（S-2001）分離液體后，氣相從分離器頂端排出，在變換爐進料分離器頂部氣相管線上設置了溫度調(diào)節(jié)系統(tǒng)，通過調(diào)節(jié)低壓蒸汽發(fā)生器的產(chǎn)氣壓力來調(diào)節(jié)粗煤氣的溫度，相應改變了粗煤氣中的氣相水含量，以保證粗煤氣在對應溫度、壓力下的H2O/氣=0.6。如圖2所示。

圖1 技改前流程圖

粗煤氣隨后進入變換爐進料換熱器（E-2002），在此被來自等溫變換爐的變換氣加熱至240℃后，進入脫毒槽在爐內(nèi)除塵及有毒氣體HCN、氯、P 元素，進入變換爐，粗煤氣中的部分CO 和H2O 發(fā)生變換反應，并放出大量的熱，反應溫度控制在280℃。從變換爐出來的變換氣283℃進入變換爐進料換熱器（E-2002），與變換爐進料分離器（S-2001）來的粗煤氣換熱冷卻至220℃進入鍋爐給水預熱器（E-2005），通過加熱脫氧水回收變換氣中的余熱，并使變換氣的溫度降至約180℃然后進入脫鹽水預熱器（E-2006）進一步冷卻至70℃后，再經(jīng)變換氣水冷器（E-2007）用循環(huán)水冷卻至40℃進入變換氣分離器（S-2002）進行氣液分離，分離液相后約40℃，3.30MPa（G）的變換氣送入脫硫、脫碳單元。

圖2 技改后流程圖

4 具體技改措施

1）增加并聯(lián)的二臺規(guī)格為Φ3 000*～7 000的脫毒槽，裝填吸附劑、脫毒劑以脫除粉塵等毒物。

2）增加控溫爐規(guī)格為Φ2 800/Φ3 200*～20 000，取代原絕熱變換爐，并增加汽包一臺。

3）現(xiàn)有進料換熱器（E-2002）面積偏小且有安全隱患，因此需新做一臺面積約334m2的進料換熱器（E-2002）。

4）利用現(xiàn)有的升溫硫化設備對脫毒槽及控溫變換爐預先進行升溫、硫化。為滿足循環(huán)硫化要求，需要一臺硫化冷卻器

5）改造時，切除中溫水解槽、絕熱爐變換爐、兩臺中壓鍋爐換熱器

5 技改后效果檢查

1）操作方便，避免平時操作時，因氣量波動或氣體成份變化，催化劑床層超溫現(xiàn)象的發(fā)生。

2）催化劑在≤300℃的溫度下運行，延長催化劑使用壽命長。

3）等溫變換爐在≤300℃的溫度下運行，變化率可以達到98%，滿足生產(chǎn)需要，提高了變換系統(tǒng)熱能回收率。

4）系統(tǒng)阻力由原來的0.45MPa 下降到0.15MPa 以下，降低了后序的能耗。

5）消除了裝置設備及管道安全隱患，因絕熱變換爐特別在開停車過程中，超溫現(xiàn)象比較嚴重，縮短了設備使用壽命。

6 技改后的弊端

1）由于等溫變換爐氣體采用徑向分布，經(jīng)徑向氣體分布器分布后沿徑向通過催化劑床層，在等溫床層頂部存在變換反應的死區(qū)，變換反應熱不易移走，因發(fā)生甲烷化副反應，浪費了原料氣。

2）由于氣化粗煤氣一氧化碳吧含量正常生產(chǎn)時在65%左右，要確保變換出口一氧化碳含量合格，提高變換率時，需要適當提高入爐汽氣比，增加了蒸汽消耗。

3）變換觸媒在低溫活性下，易生成硫醇硫醚的副反應，這種物質(zhì)易溶于甲醇，且在甲醇溶液再生過程中，不易釋放出來，造成甲醇吸收效果差，污染甲醇，排放氣異味重現(xiàn)象的發(fā)生。

7 結(jié)語

今后煤化工發(fā)展的趨勢，控溫變換爐的結(jié)構比較有優(yōu)勢，熱應力消除充分，避免應力腐蝕，不僅提高運行安全性，設備維護保養(yǎng)簡單，同時易于大型化。根據(jù)工藝需要，換熱管按照變換催化劑的熱力學和動力學特性進行非均勻布局，外圈及內(nèi)圈采用不同管徑，充分發(fā)揮催化劑的變換及凈化功能。新的等溫變換爐設計徑向分布器及水動力循環(huán)，確保氣體分布均勻，管程的水汽混合介質(zhì)無動力循環(huán)，保證工藝指標，從根本上保障了長周期運行的可靠性，延長催化劑的使用壽命，整個設備及催化劑阻力小?？刹捎酶呖账?，增加反應器能力，使用小顆粒催化劑，減少催化劑顆粒內(nèi)擴散過程對反應速率的影響，提高轉(zhuǎn)化率。反應器采用落地裙座設計，省卻了土建承臺；汽包直接支撐于反應器頂部，其支架鋼構件、承臺與反應器外筒體進行整體設計制造（包含在供貨范圍內(nèi)），可大幅降低水相上升下降管熱應力及阻力，簡化工藝配管，且反應器不用另建外框架，達到降低節(jié)約建設投資的目的。新技術、新工藝在運行過程中，經(jīng)過不斷的完善、改進會逐步取代工業(yè)傳統(tǒng)的發(fā)展。