一氧化碳變換工藝改造前后的能耗分析

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(晉煤集團煤化工研究院，山西 晉城 048006)

變換是將煤氣化工段送來的原料氣通過耐硫變換催化劑的催化作用與水蒸氣反應，使原料氣中的CO轉化為易于清除的CO2，同時獲得了所需的H2。變換是煤化工中一個重要的生產工段，既能生產H2，又能調整下游產品的氫/碳比。

山西某化工廠主要生產氨和聯(lián)醇。其中，氣化采用常壓氣化爐，變換采用全低耐硫變換。最初變換采用添加高壓蒸汽(3.9MPa(g))工藝流程，后來為了節(jié)能擴產，將變換改為噴水流程，并增加1臺預變換爐和換熱器，現(xiàn)對其改造前后的消耗進行綜合對比。

1 改造前的生產工藝及能耗

1.1 工藝流程

改造前的變換工藝流程見圖1，變換采用全低變工藝和耐硫變換催化劑，兩個變換爐串聯(lián)運行，均為絕熱固定床反應器，通過調整高壓蒸汽的加入量來控制變換爐床層溫度，沒有中間激冷。其中，第一變換爐的熱點溫度≤400℃，第二變換爐的熱點溫度≤260℃。

半水煤氣進入氣-氣換熱器，被反應后的高溫氣體加熱，然后進入第一蒸汽混合器，在此與過熱蒸汽混合?；旌虾螅M入第一變換爐進行變換反應。從第一變換爐出來的氣體先進入中壓廢鍋副產中壓蒸汽，自身溫度得到降低，然后進入氣-氣換熱器繼續(xù)降溫。氣體從氣-氣換熱器出來后，進入第二蒸汽混合器再與蒸汽混合，然后進入第二低變爐繼續(xù)進行變換反應，使CO含量進一步降低。出第二變換爐的變換氣進入鍋爐給水預熱器降溫后，進入低壓廢鍋繼續(xù)降溫，低壓廢鍋副產的低壓蒸汽送往鍋爐除氧器。變換氣出低壓廢鍋后，依次進入脫鹽水預熱器和循環(huán)水冷卻器，溫度降至40℃后進入氣-液分離器，分離掉水分后變換氣送往變換氣脫硫工段。

圖1 改造前的工藝流程注：1—氣-氣換熱器；2—蒸汽混合器；3—第一變換爐；4—中壓廢熱鍋爐；5—第二變換爐；6—鍋爐水預熱器；7—低壓廢熱鍋爐；8—循環(huán)水冷卻器；9—氣-液分離器

1.2 模擬流程

在工業(yè)生產中，很難像在實驗室中那樣，對各種物流量進行準確計量，同時很多能耗計算所需的物性數(shù)據(jù)也較難獲得，而模擬計算軟件可以很好地完成這一工作。為此，在此采用了ASPEN PLUS化工流程模擬軟件對改造前的變換工藝進行了模擬計算，對改造前的能耗進行了分析計算。

1.2.1 建立模型和計算結果

改造前的計算模型見圖2。

圖2 改造前的計算模型注：R1—第一變換爐；R2—第二變換爐；E1—氣氣換熱器；E2—中壓廢熱鍋爐；E3—鍋爐水預熱器；E4—低壓廢熱鍋爐；E5—脫鹽水預熱器；E6—循環(huán)水冷卻器；F1—氣液分離器；M1～M6—物流混合器或分離器；HP1～HP2—高壓蒸汽

在模擬計算中，兩個變換反應器均選用平推流反應器模型，絕熱式類型。在流程模擬中，系統(tǒng)建模主要的ASPEN PLUS的模塊見表1。

表1 系統(tǒng)建模用到的ASPEN PLUS的模塊

(1)模擬計算輸入值。 計算輸入值：半水煤氣流量為95 000Nm3/h，氣體組成見表2。高壓蒸汽溫度為435℃，壓力為4.8MPa(g)，HP1的流量為29t/h，HP2的流量為10t/h。鍋爐給水溫度為105℃，壓力為3.6MPa(g)，W1的流量為15.96t/h。

表2 氣體組成表

(2) 計算值與運行值對比。對于變換工段，最重要的控制數(shù)據(jù)就是反應器的熱點溫度和出口CO的含量。因此，僅對第一、第二變換反應器的熱點溫度和出口氣體中的CO含量進行了對比。將計算結果與運行數(shù)據(jù)進行對比，其對比結果見表3。

表3 計算值與運行值的對比

通過計算值與運行值的對比，可以看出該模擬流程計算結果與實際運行值吻合良好，也說明該工藝模型是可行的，可以用該模型對不同的操作工況進行模擬計算，給實際生產提供指導和幫助。

1.2.2 系統(tǒng)能耗計算

通過模擬計算，進出系統(tǒng)的能量見表4。

經過換熱器進行回收的熱量見表5，其中列出了流程中6臺換熱器的換熱負荷。

表4 進系統(tǒng)和出系統(tǒng)的能量

注：此表去掉了W1、W2焓值。

表5 換熱器的熱負荷

由此可以計算出改造前變換工藝系統(tǒng)的熱量回收率為37.26%。

2 改造后的生產工藝及能耗

由于變換工段改造前原料氣來自往復式壓縮機，氣體中含有一定的油類及其他雜質，容易附著在氣-氣換熱器中導致阻力增大，影響系統(tǒng)運行。同時，由于采用添加高壓蒸汽的流程，存在能耗高的問題。由于原料氣產量增加，現(xiàn)有的變換工藝已不能滿足生產要求，因此需要對變換工藝進行改造。

2.1 工藝流程

本次改造除了增加1臺氣-氣換熱器與原來的氣-氣換熱器并聯(lián)運行外，還增加了1臺預變換爐和1臺熱交換器作為主換熱器。在去掉低壓廢鍋的同時，還在預變換爐出口增加了1臺增濕器，來對出口氣體進行增濕降溫。其中，預變換爐的熱點溫度≤400℃，第一變換爐的熱點溫度≤260℃，第二變換爐的熱點溫度≤260℃，改造后的變換工藝流程見圖3。

圖3 改造后的工藝流程注：1—氣-氣換熱器；2，3—鍋爐水預熱器；4—第二變換爐；5—主熱交換器；6—蒸汽混合器；7—中壓廢鍋；8—第一變換爐；9—預變換爐；10—脫鹽水預熱器；11—循環(huán)水冷卻器；12—脫鹽水預熱器；13—氣液分離器；14—循環(huán)水冷卻器；15—氣液分離器

半水煤氣來自原料氣壓縮機，溫度<40℃，先進入預熱交與第二變換爐來的變換氣換熱，再進入主熱交被中壓廢鍋出口變換氣加熱，與高壓蒸汽混合后進入預變換爐進行變換反應。預變換爐出口的變換氣，經增濕器噴水降溫后進入第一變換爐繼續(xù)進行變換反應。變換氣從第一變換爐出來后，先進入中壓廢鍋副產蒸汽，然后進主熱交與半水煤氣換熱后進入第二變換爐，出第二變換爐后，氣體完成了全部的變換反應。從第二變換爐出來的變換氣體分成兩股，其中一股進入預熱交換器預熱煤氣，另一股進鍋爐水加熱器加熱鍋爐給水。這兩股氣體混合后先進脫鹽水加熱器回收余熱，最后進終冷器，溫度降至<40℃后進入脫硫工段。鍋爐給水經鍋爐水加熱器加熱后，部分供給中壓廢鍋；另一部分進入緩沖罐，經鍋爐給水增壓泵提壓后去增濕器對變換氣進行降溫增濕。

2.2 模擬流程

模擬流程見圖4。在模擬計算中，三個變換反應器均選用平推流反應器模型、絕熱式類型，系統(tǒng)建模主要的ASPEN PLUS模塊同表1。

圖4 改造前的計算模型注：R1—預變換爐；R2—第一變換爐；R3—第二變換爐；E1～E2—氣氣換熱器；E3—主熱交換器；E4—中壓廢鍋；E5—鍋爐給水預熱器；E6—脫鹽水預熱器；E7—循環(huán)水冷卻器；F1—氣液分離器；M1～M8—物流混合器或分離器；HP1—高壓蒸汽，W1～W3—鍋爐給水

2.2.1 模擬計算輸入值

計算輸入值：半水煤氣流量112 000Nm3/h，氣體組成同表2。高壓蒸汽溫度為435℃，壓力為4.8MPa(g)，HP1的流量為20t/h；鍋爐給水溫度為105℃，壓力為3.6MPa(g)，W1的流量為10t/h，W2的流量為15.65t/h。

2.2.2 計算值與運行值對比

經過計算，將計算結果與運行數(shù)據(jù)進行對比，對比結果見表6。

表6 計算值與運行值對比

通過計算值與運行值的對比，可以看出該模擬流程計算結果與實際運行值吻合良好，也說明該工藝模型是可行的，可以用該模型對改造后的操作工況進行模擬計算，給實際生產提供指導和幫助。

2.3 系統(tǒng)改造后的能耗分析

通過模擬計算，進出系統(tǒng)的能量見表7。

表7 進系統(tǒng)和出系統(tǒng)的能量

注：此表去掉了W2、W3焓值。

其中，經過換熱器進行回收的熱量見表8。表8列出了流程中的7臺換熱器的換熱負荷，還包括增濕罐的鍋爐水蒸發(fā)降溫的能耗。

表8 系統(tǒng)回收的熱負荷表

因此，可以計算出改造后的變換工藝系統(tǒng)的熱量回收率為 38.05%。

3 系統(tǒng)改造前后分析對比

根據(jù)改造前后的模擬計算，可以從系統(tǒng)能耗、出氣量和高壓蒸汽用量這幾方面對變換工段改造的前后進行分析對比。

(1)單從系統(tǒng)熱量回收來看，改造前系統(tǒng)的熱量回收率是37.26%，改造后系統(tǒng)的熱量回收率是38.05%，熱量回收率略有增加，變化不大，可以說改造后基本上保證了系統(tǒng)的熱量回收率(變換工藝流程中的熱量回收多采用間接式換熱器、廢熱鍋爐等，熱量回收率較低，會大大降低回收效果)。

(2)從系統(tǒng)處理氣量來看，改造后系統(tǒng)的處理量從95 000Nm3/h增加到112 000Nm3/h，增加了17 000Nm3/h，氨產量增加了5.7t/h。

(3)從能耗上看，改造前變換工段消耗的高壓蒸汽是39t/h，改造后變換工段消耗的高壓蒸汽是20t/h，節(jié)約了高壓蒸汽19 t/h，噸氨耗高壓蒸汽降低了0.509t。高壓蒸汽的價格為120元/t，則噸氨運行成本下降61元/t。

通過以上的分析，可以看出在保持能量回收率的同時，提高了處理量和產品產量，還降低了能耗和產品成本。因此，此次變換工段的改造是成功的。

4 結語

變換系統(tǒng)由原來的直接添加高壓蒸汽的流程，改造為噴水增濕流程，同時增加了1臺變換反應器，不僅提高了氣體處理量，還降低了蒸汽消耗，使產品的運行成本進一步降低。此外，還從模擬計算中確定了改造后的變換流程熱量回收效率沒有降低，得到了保持?？梢哉f，此次技術改造是成功的，改造經驗值得借鑒和推廣。