楊 震

(惠生工程(中國(guó))有限公司，上海 201210)

近年來(lái)，國(guó)內(nèi)煤制甲醇、乙二醇項(xiàng)目逐步向大型化、集約化發(fā)展[1-2]，變換單元作為煤制氣的核心單元其操作的穩(wěn)定性及能耗的經(jīng)濟(jì)性對(duì)整個(gè)裝置的穩(wěn)定運(yùn)行及全廠(chǎng)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(shù)為代表的粉煤氣化工藝生產(chǎn)的粗合成氣干基CO含量高達(dá)60%以上，必須經(jīng)變換調(diào)整氫碳比，方能滿(mǎn)足下游合成裝置對(duì)氫碳比的要求[7]。

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

1 等溫變換技術(shù)方案

1.1 等溫變換工藝流程

來(lái)自氣化裝置的粗合成氣分為兩股，一股與來(lái)自PSA裝置的馳放氣混合后進(jìn)入氣液分離器分離冷凝液，然后經(jīng)煤氣預(yù)熱器換熱至露點(diǎn)以上35℃以上進(jìn)入脫毒槽，脫除有害物質(zhì)后進(jìn)入等溫變換爐進(jìn)行反應(yīng)，并副產(chǎn)2.5 MPaG飽和蒸汽；出變換爐CO體積分?jǐn)?shù)降至2.84%(干基)，隨后經(jīng)煤氣預(yù)熱器與原料氣換熱后進(jìn)蒸汽發(fā)生器副產(chǎn)0.5 MPaG飽和蒸汽，然后經(jīng)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(jìn)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(lái)自氣化裝裝置的另一股合成氣通過(guò)熱回收設(shè)施副產(chǎn)0.5 MPa(G) 低壓飽和蒸汽后，經(jīng)預(yù)熱脫鹽水回收余熱，再經(jīng)循環(huán)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(jīng)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(jiàn)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(shù)

根據(jù)上圖所示工藝流程，經(jīng)PROII模擬計(jì)算，當(dāng)變換爐出口干基CO濃度為2.84%時(shí)，相關(guān)工藝參數(shù)如表1所示。

表1 等溫變換主要工藝參數(shù)

2 絕熱變換技術(shù)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(lái)自氣化裝置的粗合成氣分為兩股，一股參與變換反應(yīng)，一股經(jīng)熱回收回收余熱。參與變換反應(yīng)的粗合成氣首先進(jìn)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(jìn)蒸汽發(fā)生器副產(chǎn)低壓蒸汽同時(shí)降低原料氣水氣比，然后與來(lái)自PSA裝置的馳放氣混合后入煤氣預(yù)熱器換熱，使粗煤氣溫度高于露點(diǎn)以上35℃進(jìn)脫毒槽，脫除有害物質(zhì)后進(jìn)入第1變換爐進(jìn)行反應(yīng)。進(jìn)一變爐水氣比約為0.35，一變爐出口氣經(jīng)煤氣預(yù)熱器與原料氣換熱后進(jìn)中壓廢鍋副產(chǎn)4.0 MPaG飽和蒸汽，然后與另一股粗煤氣混合后進(jìn)第2變換爐進(jìn)行反應(yīng)，出第2變換爐水氣比降為0.19，變換氣經(jīng)蒸汽過(guò)熱器將4.0 MPaG飽和蒸汽過(guò)熱然后進(jìn)中壓廢鍋副產(chǎn)飽和蒸汽；出廢鍋?zhàn)儞Q氣在進(jìn)第3變換爐之前加中壓鍋爐給水及過(guò)熱蒸汽調(diào)節(jié)水氣比至0.33，經(jīng)第3變換爐變換氣中CO含量降低至目標(biāo)值2.84%，隨后經(jīng)低壓廢鍋副產(chǎn)0.5 MPaG飽和蒸汽，然后經(jīng)除氧水加熱器、脫鹽水加熱器及變換氣冷卻器冷卻至 40℃進(jìn)入洗氨塔，經(jīng)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(jiàn)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(shù)

根據(jù)圖2所示工藝流程，經(jīng)PROII模擬計(jì)算，當(dāng)?shù)谌儞Q爐出口干基CO濃度為2.84%時(shí)，相關(guān)氣體組成如表2所示。

表2 絕熱變換主要工藝參數(shù)

3 方案對(duì)比

3.1 系統(tǒng)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(tǒng)配置來(lái)看，等溫及絕熱變換單系列的配置均可完成下游裝置對(duì)出界區(qū)氣體CO含量的要求。對(duì)于等溫變換，系統(tǒng)設(shè)置1臺(tái)等溫變換爐，操作溫度290℃，系統(tǒng)阻力降0.25 MPa。對(duì)于絕熱變換，為滿(mǎn)足工藝要求，需設(shè)置三級(jí)變換，配置3臺(tái)絕熱變換爐，系統(tǒng)流程較長(zhǎng)，設(shè)備數(shù)量多；一變及二變爐操作溫度均大于400℃，對(duì)設(shè)備、管道及儀表的選型要求較高；系統(tǒng)阻力降約為0.4 MPa，高于等溫變換。

表3 流程及系統(tǒng)配置對(duì)比表

從操作角度來(lái)看，粉煤氣化所產(chǎn)合成氣干基CO含量大于60%，變換反應(yīng)推動(dòng)力大，變換爐易超溫，等溫變換通過(guò)控制汽包副產(chǎn)蒸汽壓力來(lái)控制催化劑床層溫度，相比絕熱變換在開(kāi)車(chē)及低負(fù)荷運(yùn)行時(shí)超溫風(fēng)險(xiǎn)小，操作彈性大，易于控制且系統(tǒng)內(nèi)無(wú)高溫點(diǎn)，因此變換爐可在較高水氣比下操作，本項(xiàng)目進(jìn)等溫變換爐水氣比為0.9。對(duì)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(lái)控制，由于變換反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，為防止系統(tǒng)產(chǎn)生超溫風(fēng)險(xiǎn)，氣體進(jìn)一變爐前需降低水氣比至0.35，同時(shí)由于絕熱溫升的存在，氣體在進(jìn)二變及三變爐之前均需配置廢鍋降溫，增加了系統(tǒng)調(diào)節(jié)難度，操作彈性低，在正常操作尤其是開(kāi)車(chē)階段需嚴(yán)格按照操作規(guī)程操作以降低系統(tǒng)超溫的風(fēng)險(xiǎn)。

3.2 主要設(shè)備與布置

等溫及絕熱變換設(shè)備一覽表如表4所示。由表可知，絕熱變換設(shè)備總臺(tái)數(shù)比等溫變換多六臺(tái)，其中反應(yīng)器多兩臺(tái)，換熱器多四臺(tái)。裝置布置在保證工藝流程合理的情況下盡量采用設(shè)備分類(lèi)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(shè)備一覽表

變換工藝的核心設(shè)備為變換爐，該項(xiàng)目等溫變換工藝采用1臺(tái)全徑向Φ3800的可控移熱變換爐，反應(yīng)器殼體采用15CrMoR+不銹鋼堆焊，內(nèi)件采用不銹鋼，設(shè)備單重205 t，造價(jià)1130.48萬(wàn)元；絕熱變換工藝設(shè)置三級(jí)變換，采用三臺(tái)軸向絕熱變換爐，內(nèi)徑分別為Φ3200，Φ3600，Φ3800，反應(yīng)器殼體采用14Cr1MoR+不銹鋼堆焊，三臺(tái)變換爐總重388 t，變換爐總造價(jià)1624.99萬(wàn)元。變換爐詳細(xì)的技術(shù)參數(shù)見(jiàn)表5。

表5 變換爐技術(shù)參數(shù)對(duì)比表

從投資角度來(lái)看，等溫變換相比絕熱變換，變換爐總重量下降47%，設(shè)備總造價(jià)降低約30%。從反應(yīng)器結(jié)構(gòu)來(lái)看，等溫變換爐內(nèi)含氣體徑向分布器及用于移除反應(yīng)熱的換熱管，單臺(tái)設(shè)備尺寸較大，存在一定的加工制造難度，反應(yīng)過(guò)程中存在熱應(yīng)力消除不徹底及換熱管漏水的隱患；絕熱變換爐結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，殼體內(nèi)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(yīng)用對(duì)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(jià)稍高，等溫變化催化劑總投資較絕熱變換降低約17%。對(duì)于等溫變換，因操作溫度較低，催化劑壽命一般可達(dá)5年左右，對(duì)于絕熱變換，由于1變換爐反應(yīng)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(yīng)用對(duì)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(duì)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(qū)別在于副產(chǎn)蒸汽等級(jí)。因等溫變換操作溫度較低，系統(tǒng)只能副產(chǎn)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(tǒng)副產(chǎn)除副產(chǎn)1.0 MPaG及0.5 MPaG飽和蒸汽外，可同時(shí)副產(chǎn)4.0 MPaG過(guò)熱蒸汽，蒸汽品位高于等溫變換。從全廠(chǎng)能級(jí)匹配的角度來(lái)看，絕熱變換占優(yōu)。

表7 公用工程及能耗對(duì)比表

3.5 投資概算

表8為兩種變換工藝工程費(fèi)用對(duì)比表，由表8可知，對(duì)于本項(xiàng)目絕熱變換總投資額較等溫變換高1131萬(wàn)元。因絕熱變換流程長(zhǎng)，設(shè)備數(shù)量多，催化劑裝填量大，故設(shè)備購(gòu)置費(fèi)及主要材料費(fèi)較與等溫變換差別較大，安裝費(fèi)及建筑工程費(fèi)二者差別不大。

表8 工程費(fèi)用對(duì)比表

4 結(jié)束語(yǔ)

綜上所述，對(duì)于粉煤氣化配套的煤制乙二醇項(xiàng)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(shè)備數(shù)量少，系統(tǒng)阻力降低，裝置占地面積小，催化劑用量少且投資較低的優(yōu)勢(shì)；在能耗方面兩種工藝消耗相當(dāng)，但等溫變換副產(chǎn)蒸汽品位低，同時(shí)也存在變換爐加工制造難度大，爐內(nèi)換熱管熱應(yīng)力消除差，國(guó)內(nèi)運(yùn)行業(yè)績(jī)少等問(wèn)題。后續(xù)隨著等溫變換爐制造工藝的成熟及國(guó)內(nèi)運(yùn)行業(yè)績(jī)的增多，對(duì)于大型煤制乙二醇項(xiàng)目，等溫變換工藝的優(yōu)勢(shì)將更加明顯。