趙宏剛

（國(guó)家能源集團(tuán)寧夏煤業(yè)有限責(zé)任公司烯烴一分公司，寧夏 銀川 750411）

GSP粉煤加壓氣化工藝由于原料煤使用范圍寬、碳轉(zhuǎn)化率高、耗氧量低、有效氣量高（CO+H2＞94%）等特點(diǎn)，近年來(lái)逐漸成為國(guó)內(nèi)許多煤化工裝置首選的氣化工藝，針對(duì)其粗煤氣中高CO（66%～69%）的特點(diǎn)，變換裝置采用德國(guó)魯奇公司的兩段絕熱變換工藝生產(chǎn)，目的是將上游氣化裝置生產(chǎn)的粗煤氣轉(zhuǎn)變成滿(mǎn)足甲醇生產(chǎn)所需的H2/CO比例的合成氣，該工藝在實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中暴露出許多問(wèn)題，制約裝置的安全穩(wěn)定運(yùn)行，通過(guò)對(duì)裝置運(yùn)行進(jìn)行研究采取合理的優(yōu)化措施，解決了相關(guān)問(wèn)題，實(shí)現(xiàn)了裝置安全、穩(wěn)定、低能耗運(yùn)行[1]。

1 工藝簡(jiǎn)介

來(lái)自GSP粉煤氣化工序的粗煤氣量約80萬(wàn)Nm3/h,工藝氣中CO含量較高（66%～69%），H2與CO組份比例約為0.3，而甲醇合成要求二者的比例大于2，工藝氣在鈷鉬系耐硫變換催化劑的作用下進(jìn)行寬溫耐硫變換，將生產(chǎn)的粗煤氣中部分CO轉(zhuǎn)換成H2，以改變?cè)蠚庵袣錃馀c一氧化碳的比例(2.05-2.15)，從而滿(mǎn)足甲醇合成的需要。

其變換反應(yīng)的化學(xué)方程式如下：

此反應(yīng)為可逆的放熱反應(yīng)。

來(lái)自氣化裝置的粗合成氣先經(jīng)過(guò)保護(hù)罐，去除其中的氯化物等雜質(zhì)，又經(jīng)換熱器被加熱后送入1＃變換反應(yīng)器中，通過(guò)加入次高壓蒸汽或通過(guò)中壓鍋爐給水調(diào)整水氣比和溫度，在鈷鎳耐硫變換催化劑的作用下，部分CO與H2O反應(yīng)生成H2和CO2，約20%的合成氣通過(guò)旁路與1＃反應(yīng)器出來(lái)的變換氣匯合進(jìn)入2＃反應(yīng)器，通過(guò)加入中壓鍋爐給水調(diào)整水氣比和溫度，工藝氣在2＃變換反應(yīng)器中進(jìn)一步發(fā)生變換反應(yīng)，從而使H2/CO比達(dá)到要求比值。實(shí)際運(yùn)行進(jìn)入1#反應(yīng)器氣量約44.8萬(wàn)Nm3/h（濕基），占比總氣量約56%；1#反應(yīng)器副線氣量約16萬(wàn)Nm3/h（濕基），占比總氣量約20%，與1#反應(yīng)器出口工藝氣混合激冷后，加入中壓鍋爐給水降溫后進(jìn)入2#反應(yīng)器；再與第三股約19.2萬(wàn)Nm3/h（濕基），占總氣量24%的未變換粗合成氣混合進(jìn)入后續(xù)系統(tǒng)。由于變換反應(yīng)是放熱反應(yīng)，為使合成氣達(dá)到進(jìn)入低溫甲醇洗的要求，需要將合成氣逐級(jí)冷卻并回收其中的熱量，出2＃變換反應(yīng)器的變換后合成氣經(jīng)多級(jí)冷卻進(jìn)行相應(yīng)的多級(jí)分離，最終合成氣中的水分被分離出來(lái)，收集到工藝?yán)淠汗拗?，再返回氣化單元作為洗滌水?/p>

圖1 CO變換流程圖

2 運(yùn)行存在問(wèn)題

2.1 2#反應(yīng)器入口混合器本體出現(xiàn)裂紋、混合器內(nèi)件脫落

2017年檢修發(fā)現(xiàn)變換裝置2#反應(yīng)器入口管線、彎頭、混合器本體及混合器錐段表面龜裂嚴(yán)重，裂紋深度最深達(dá)到20mm（原壁厚36mm），材質(zhì)失效，混合器內(nèi)件脫落。管理人員應(yīng)該針對(duì)裝置出現(xiàn)的重大安全隱患采取有效的臨時(shí)應(yīng)對(duì)措施：對(duì)混合器入口彎頭、混合器錐段進(jìn)行更換，對(duì)混合器本體裂紋進(jìn)行修復(fù)，混合器外部增加防護(hù)罩，監(jiān)控運(yùn)行，但實(shí)際運(yùn)行工況未發(fā)生變化，有泄漏工藝氣的風(fēng)險(xiǎn)，存在重大的安全隱患，并且1#反應(yīng)器至2#反應(yīng)器管線原設(shè)計(jì)選用304材質(zhì)，存在材質(zhì)失效風(fēng)險(xiǎn)。

2.2 裝置運(yùn)行可操作性差

原設(shè)計(jì)1#反應(yīng)器前原料氣預(yù)熱器無(wú)冷副線，只有熱副線，催化劑前期、中期1#反應(yīng)器入口溫度控制較低（約210℃），熱副線只能將溫度最低控制在260℃，需要加入中鍋水對(duì)工藝氣進(jìn)行降溫，中鍋水的加入易造成催化劑粉化、板結(jié)，加劇對(duì)1#反應(yīng)器上層催化劑的損壞，影響催化劑的使用壽命。

可操作性差主要表現(xiàn)為：如果1#反應(yīng)器入口溫度發(fā)生變化，1#反應(yīng)器入口溫度變化會(huì)引起床層熱點(diǎn)溫度變化，致使2#反應(yīng)器入口溫度發(fā)生變化，2#反應(yīng)器入口溫度變化會(huì)引起床層熱點(diǎn)溫度變化，導(dǎo)致進(jìn)1#反應(yīng)器自產(chǎn)蒸汽量發(fā)生波動(dòng)，又會(huì)導(dǎo)致1#反應(yīng)器入口溫度變化，如此惡性循環(huán)，變換溫度難以控制，裝置開(kāi)車(chē)時(shí)，1#反應(yīng)器床層熱點(diǎn)溫度能達(dá)到550℃（設(shè)計(jì)溫度520℃）[2，3]。

2.3 開(kāi)工加熱器加熱能力過(guò)小

開(kāi)工加熱器設(shè)計(jì)能力偏小，只能將反應(yīng)器床層溫度升高到約180℃，該溫度不能滿(mǎn)足開(kāi)車(chē)時(shí)催化劑的升溫要求，且升溫時(shí)間通常在36小時(shí)以上，反應(yīng)器導(dǎo)氣時(shí)，由于床層溫度低于催化劑的起活溫度，需要加入大量的蒸汽提高床層溫度，導(dǎo)致部分催化劑板結(jié)、粉化，影響催化劑的使用壽命。

2.4 裝置能耗高

原有流程1#反應(yīng)器出口溫度約490℃，為控制2#反應(yīng)器入口溫度在340-350℃，補(bǔ)入中壓鍋爐給水約52t/h進(jìn)行控制溫度，余熱未有效利用，且中鍋水消耗量大。

3 工藝優(yōu)化

3.1 反應(yīng)器系統(tǒng)優(yōu)化

針對(duì)2#反應(yīng)器入口管道及混合器材質(zhì)失效等運(yùn)行問(wèn)題，拆除2#反應(yīng)器入口混合器，不再加入中壓鍋爐水降溫，在1#反應(yīng)器出口增加一臺(tái)低壓蒸汽廢鍋，并增加工藝氣進(jìn)低壓蒸汽廢鍋的主路和旁路管線，工藝氣進(jìn)低壓蒸汽廢鍋主路和旁路管線上設(shè)置調(diào)節(jié)閥門(mén)，來(lái)控制2#反應(yīng)器入口溫度，更換1#反應(yīng)器出口至2#反應(yīng)器入口管線（將原有管道材質(zhì)從304更換為15CrMo），防止氯離子腐蝕，解決2#反應(yīng)器入口管線、彎頭、混合器材質(zhì)龜裂的安全隱患。

圖2 1#反應(yīng)器工作圖

圖3 2#反應(yīng)器工作圖

反應(yīng)器系統(tǒng)優(yōu)化后，副產(chǎn)物為1.2MPa低壓飽和蒸汽約70t/h（AB兩個(gè)系列），1#反應(yīng)器出口至2#反應(yīng)器入口增加廢鍋后，2#反應(yīng)器入口停止向中壓鍋爐給水降溫的操作，避免了2#反應(yīng)器工藝氣帶水造成催化劑板結(jié)、粉化，2#反應(yīng)器入口溫度控制方式簡(jiǎn)單可靠，優(yōu)化后2#反應(yīng)器入口溫度控制在約309℃，相比改造前溫度降低約30℃，且節(jié)約中壓鍋爐給水53t/h，裝置運(yùn)行穩(wěn)定性、可操作性明顯提高，且裝置能耗降低。

3.2 氣量分配優(yōu)化

將進(jìn)入1#反應(yīng)器氣量降低至約40萬(wàn)Nm3/h（濕基），占比總氣量約50%，進(jìn)入1#反應(yīng)器反應(yīng)，將1#反應(yīng)器副線氣量約32萬(wàn)Nm3/h（濕基），占比總氣量約40%，增加小副線工藝氣量，提高2#反應(yīng)器入口水氣比，將第三股約10萬(wàn)Nm3/h（濕基），占總氣量12.5%的未變換粗合成氣混合進(jìn)入后續(xù)廢鍋進(jìn)一步回收熱量，最后經(jīng)冷卻后送往下游低溫甲醇洗單元。

3.3 原料氣預(yù)熱器系統(tǒng)改造

在原料氣預(yù)熱器冷側(cè)增加冷副線調(diào)節(jié)閥門(mén)，并在冷側(cè)入口工藝氣管道上設(shè)置調(diào)節(jié)閥，便于操作，以便控制1#反應(yīng)器入口溫度，穩(wěn)定反應(yīng)器床層溫度，同時(shí)平衡冷側(cè)設(shè)備壓降，降低合成氣-變換氣換熱器管程膨脹節(jié)壓差，有利于換熱器運(yùn)行。在原料氣預(yù)熱器冷側(cè)增加冷副線調(diào)節(jié)閥門(mén)，在冷側(cè)入口工藝氣管道上設(shè)置調(diào)節(jié)閥門(mén)后可對(duì)保護(hù)罐出口溫度有效控制。優(yōu)化后保護(hù)罐出口溫度根據(jù)催化劑活性靈活調(diào)整，操作彈性大，1#反應(yīng)器入口中鍋水減少約6t/h,減少中鍋水加入對(duì)催化的板結(jié)、粉化，同時(shí)可對(duì)管殼程壓差有效控制在600kPa以?xún)?nèi)，避免因管殼程壓差高導(dǎo)致設(shè)備損壞。

3.4 開(kāi)工加熱器系統(tǒng)改造

針對(duì)開(kāi)工加熱器設(shè)計(jì)加熱能力小、催化劑升溫時(shí)間長(zhǎng)，影響催化劑使用壽命等問(wèn)題，在現(xiàn)有開(kāi)工加熱器南側(cè)增加了一臺(tái)開(kāi)工加熱器，新增開(kāi)工加熱器設(shè)計(jì)壓力殼程5.72MPa，管程4.4MPa，換熱面積97.2m2，設(shè)計(jì)溫度殼程475℃，管程270℃。換熱器管材質(zhì)選用15CrMo，殼程材質(zhì)15CrMoR和Q345R。增加一臺(tái)開(kāi)工加熱器明顯減少了催化劑的升溫時(shí)間，且溫度相比之前較高，改造后反應(yīng)器床層溫度提高至209℃只用了21小時(shí)，較之前少用14小時(shí)，且溫度可繼續(xù)升至216℃，有利于催化劑活性保持。

4 工藝優(yōu)化后運(yùn)行效果

（1）1#反應(yīng)器出口至2#反應(yīng)器入口增加廢鍋并更換管線材質(zhì)后，避免中壓鍋爐給水加入降溫造成管線龜裂，防止氯離子腐蝕，消除了安全隱患，同時(shí)避免工藝氣帶水造成催化劑板結(jié)、粉化。

（2）在原料氣預(yù)熱器冷側(cè)增加冷副線后，保護(hù)罐出口溫度可根據(jù)催化劑前期活性，有效控制在要求范圍內(nèi)，操作彈性大,同時(shí)可有效將管殼程壓差控制小于600kPa以?xún)?nèi)，避免了管殼程壓差高導(dǎo)致設(shè)備損壞。

（3）增加一臺(tái)開(kāi)工加熱器明顯減少了催化劑的升溫時(shí)間，且溫度相比之前較高約30℃，有利于催化劑活性保持。

（4）變換系統(tǒng)優(yōu)化后，副產(chǎn)1.2MPa飽和蒸汽約70t/h，同時(shí)節(jié)約中壓鍋爐給水約53t/h，有利于全廠蒸汽平衡。

5 總結(jié)

GSP粉煤氣化技術(shù)的首次工業(yè)應(yīng)用，運(yùn)行后存在諸多問(wèn)題，針對(duì)其粗煤氣中高CO特點(diǎn)，變換系統(tǒng)進(jìn)行了工藝優(yōu)化及操作調(diào)整，解決了2#反應(yīng)器入口管線及混合器材質(zhì)易失效、裝置可操作性差、延長(zhǎng)2#反應(yīng)器催化器使用周期等相關(guān)問(wèn)題，通過(guò)工藝優(yōu)化后的裝置能耗降低明顯，增加自產(chǎn)蒸汽和節(jié)約中壓鍋爐給水折合經(jīng)濟(jì)效益約4200萬(wàn)元/年，實(shí)現(xiàn)了裝置安全穩(wěn)定運(yùn)行。