侯四寶，劉文慶

（山西省焦炭集團(tuán)益達(dá)化工股份有限公司，山西 介休 032000）

山西省焦炭集團(tuán)益達(dá)化工股份有限公司（簡稱益達(dá)公司）20 萬t/a 焦?fàn)t煤氣制甲醇裝置采用的甲醇合成塔為管殼式反應(yīng)器，催化劑裝在管內(nèi)，管外為沸騰水，由賽鼎工程有限公司設(shè)計(jì)。該裝置于2011 年7月投產(chǎn)，截至2020 年12 月累計(jì)運(yùn)行近8 a（2015 年1月—2016 年9 月裝置處于停產(chǎn)狀態(tài)），期間甲醇合成塔催化劑分別于2014 年7 月和2019 年6 月進(jìn)行了兩次更換，在兩次更換期間（2019 年5 月）出現(xiàn)了合成塔進(jìn)出口壓差增大、總碳轉(zhuǎn)化率明顯下降的問題，益達(dá)公司結(jié)合合成塔的內(nèi)部構(gòu)造，分析了合成塔壓差增大的原因，并進(jìn)行了技術(shù)改造，現(xiàn)介紹如下。

1 甲醇合成工藝流程

甲醇合成工藝流程示意圖見圖1。來自合成氣壓縮機(jī)工段的新鮮合成氣（壓力≤6.1 MPa、溫度約61.7 ℃）經(jīng)氣氣換熱器殼程預(yù)熱至225 ℃左右(視工藝負(fù)荷而定)，由合成塔頂部進(jìn)入合成塔催化劑床層，當(dāng)合成氣進(jìn)入催化劑床層后，在壓力約5.8 MPa、溫度208 ℃～265 ℃及銅基催化劑的作用下，CO、CO2與H2反應(yīng)生成甲醇和水，同時(shí)還有微量的有機(jī)雜質(zhì)生成。甲醇合成為強(qiáng)放熱反應(yīng)，釋放出的熱量大部分由合成塔殼程的沸騰水帶走。通過控制汽包壓力來控制催化劑床層溫度及合成塔出口溫度。合成塔出口氣（壓力約5.6 MPa、溫度215 ℃～255 ℃）進(jìn)入氣氣換熱器管程，與合成塔入口氣進(jìn)行逆流換熱，將合成塔入口氣加熱到合成催化劑活性溫度以上，同時(shí)合成塔出口氣被冷卻到95 ℃左右，此時(shí)一部分甲醇?xì)怏w冷凝成液體，該氣液混合物經(jīng)空冷器冷卻至≤40 ℃后，進(jìn)入甲醇分離器進(jìn)行氣液分離，出甲醇分離器的氣體大部分作為循環(huán)氣送至合成氣壓縮機(jī)工段，經(jīng)合成氣壓縮機(jī)增壓并補(bǔ)充新鮮氣后，再次經(jīng)氣氣換熱器殼程進(jìn)入合成塔，一小部分作為弛放氣；出甲醇分離器的液體（粗甲醇）送至甲醇精餾工段[1]。

圖1 甲醇合成工藝流程示意圖

2 甲醇合成塔結(jié)構(gòu)特點(diǎn)及壓差變化情況

2.1 合成塔結(jié)構(gòu)特點(diǎn)

甲醇合成塔是甲醇合成系統(tǒng)中最重要的設(shè)備。益達(dá)公司使用的甲醇合成塔采用華東理工大學(xué)專利技術(shù)，為立式絕熱-管殼式反應(yīng)器[2]（Φ=3 800 mm，H=13 965 mm），合成塔內(nèi)列管數(shù)為4 311 根，管束Φ44 mm×2 mm×7 000 mm，管程為反應(yīng)氣，管間為沸騰水，其中管程內(nèi)裝有RK-05 型低壓甲醇合成催化劑，合成氣由合成塔頂部進(jìn)入催化劑床層，反應(yīng)后的氣體從合成塔底部出塔。合成塔頂部（進(jìn)口）壓力與合成塔底部（出口）壓力之差稱為合成塔壓差，是合成塔運(yùn)行過程中的重要控制指標(biāo)，設(shè)計(jì)指標(biāo)值≤0.25 MPa。

2.2 合成塔壓差變化情況

益達(dá)公司焦?fàn)t煤氣制甲醇裝置于2011 年7 月投產(chǎn)，于2014 年7 月年度大檢修期間對合成催化劑以及支撐瓷球進(jìn)行了第一次更換，合成塔第一爐催化劑更換初期和末期的合成塔壓差及總碳轉(zhuǎn)化率見表1。

表1 合成塔壓差及總碳轉(zhuǎn)化率

從表1 可以看出，2014 年8 月催化劑更換初期合成塔運(yùn)行壓差小于0.25 MPa，總碳轉(zhuǎn)化率約96.36%，相關(guān)工藝指標(biāo)均在設(shè)計(jì)指標(biāo)范圍內(nèi)；裝置運(yùn)行至2019 年5 月時(shí)，合成塔運(yùn)行壓差增大至0.340 MPa，總碳轉(zhuǎn)化率降低至93.50%左右，合成塔壓差指標(biāo)已明顯高于設(shè)計(jì)指標(biāo)，總碳轉(zhuǎn)化率明顯下降，嚴(yán)重影響甲醇合成效率。

3 合成塔壓差增大的原因及技術(shù)改造

3.1 合成塔壓差增大的原因

3.1.1 合成塔底部支撐瓷球直徑小，導(dǎo)致支撐瓷球之間的間隙小，氣流阻力大。

3.1.2 催化劑形狀為圓柱形，催化劑橫截面之間接觸緊密，不利于形成間隙，當(dāng)系統(tǒng)負(fù)荷（氣量）增大時(shí)，氣流阻力隨之增大。

3.1.3 催化劑在裝填及運(yùn)行過程中破損率偏高，粉化現(xiàn)象嚴(yán)重，粉化后的細(xì)小顆粒堵塞了催化劑之間的氣流通道，導(dǎo)致氣流阻力進(jìn)一步增大。

3.2 技術(shù)改造

益達(dá)公司結(jié)合合成塔壓差增大的原因，確定了支撐瓷球、催化劑的具體規(guī)格、型號、數(shù)量、到貨周期等相關(guān)技術(shù)要求，并制定了催化劑裝填方案，于2019 年6月生產(chǎn)裝置年度檢修期間實(shí)施了技術(shù)改造，具體如下。

3.2.1 改變合成塔底部支撐瓷球的規(guī)格尺寸，適度增加支撐瓷球之間的間隙：將原設(shè)計(jì)23.8 t Φ25 mm的支撐瓷球改為11.9 t Φ25 mm 和11.9 t Φ40 mm 的支撐瓷球。

3.2.2 改變合成催化劑的規(guī)格尺寸，增大催化劑橫截面之間的間隙：將原設(shè)計(jì)53.6 t Φ5 mm（圓柱體狀）的催化劑改為36.8 t Φ6 mm（蘑菇頭狀）和16.8 t Φ5 mm（圓柱體狀）的催化劑。

3.2.3 改變催化劑的裝填方法：首先，在催化劑裝填之前，對塔內(nèi)列管進(jìn)行逐一疏通檢查，確保每根列管的暢通；同時(shí)，在裝填瓷球時(shí)，按劃分區(qū)域依次循環(huán)、逐層往上裝填，當(dāng)瓷球裝填至下管板處，用探繩測量各部位瓷球的裝填高度，各點(diǎn)深度應(yīng)為7 000 mm，并使其盡可能相等，裝填瓷球時(shí)要緩慢、均勻，防止瓷球在列管內(nèi)架橋。其次，在催化劑裝填過程中，采取分段倒運(yùn)的裝填方法，改變原裝填過程中料斗與列管底部落差高度為12 m 的一次性直接裝填方法，裝填時(shí)先將催化劑從料斗倒運(yùn)至列管頂部，然后再進(jìn)行裝填，催化劑的落差高度由原來的12 m 降至7 m，大大縮短了催化劑裝填時(shí)的下降行程，降低了催化劑破損的粉化程度。再次，嚴(yán)格控制每根列管的裝填高度，并在裝填完成后逐一進(jìn)行阻力測試，若發(fā)現(xiàn)異常，則采用真空器把催化劑抽出，進(jìn)行再次裝填，確保每根列管裝填的阻力均勻。

4 改造效果

合成催化劑及支撐瓷球更換后的相關(guān)運(yùn)行數(shù)據(jù)見表2。

表2 合成催化劑及支撐瓷球更換后的相關(guān)運(yùn)行數(shù)據(jù)

通過對比表1 與表2 可以看出，2014 年8 月第一爐催化劑更換初期合成塔平均壓差為0.246 MPa，2019 年7 月第二爐催化劑更換初期合成塔平均壓差為0.203 MPa，在合成催化劑更換初期的運(yùn)行工況下，技術(shù)改造后合成塔壓差下降0.043 MPa，壓差降幅較明顯。2019 年5 月初與2019 年7 月初合成塔循環(huán)氣量均約40 萬m3/h，但合成塔壓差卻由0.340 MPa 降至0.203 MPa，達(dá)到了設(shè)計(jì)要求（≤0.25 MPa）；同時(shí)，合成效率也得到了明顯改善，總碳轉(zhuǎn)化率由2014 年8 月第一爐催化劑更換初期的96.36%提高至2019 年7 月第二爐催化劑更換初期的98.15%，提高了1.79個(gè)百分點(diǎn)，得益于合成塔壓差降低后循環(huán)氣量的增加。