賽鼎爐為氣頭變換工藝特點(diǎn)的研究

唐德金

(山西潞安煤基合成油有限公司，山西 長治 046000)

引 言

山西潞安煤基合成油有限公司現(xiàn)共計有六臺日投煤量500 t的賽鼎氣化爐，五開一備，每小時共計產(chǎn)粗煤氣量為200 000 m3；配套KDON28000/20000型空分裝置2套，凈化采用低溫甲醇洗工藝，共有兩個系列，Ⅰ系列采用10塔流程，總氣體處理量200 000 m3/h(干基)，具備脫硫脫碳能力；二系列處理780#費(fèi)托尾氣經(jīng)甲烷轉(zhuǎn)化后氣體，處理能力為105 000 m3/h，只具備脫碳能力；原設(shè)計是費(fèi)托合成產(chǎn)油品和費(fèi)托尾氣聯(lián)產(chǎn)合成氨，現(xiàn)需實(shí)現(xiàn)可在不產(chǎn)油的情況下直接產(chǎn)合成氨，實(shí)現(xiàn)低能耗情況下的產(chǎn)品方案切換，需進(jìn)行工藝路線調(diào)整論證。

賽鼎爐工藝特點(diǎn)，有效氣體CO+H2含量低，一般在65%左右，相比水煤漿爐、粉煤爐有效氣體高達(dá)90%以上差距巨大，因氣化爐氣化反應(yīng)在灰熔點(diǎn)以下，反應(yīng)溫度低，一般在1 200 ℃～1 400 ℃，固態(tài)排渣，導(dǎo)致水蒸汽分解率低，廢水量大，甲烷含量高，有效氣體低，同時因?qū)儆诠腆w移動床反應(yīng)，反應(yīng)床層存在干餾層、干燥層，導(dǎo)致粗煤氣產(chǎn)物中含有大量如同煉焦工藝一樣產(chǎn)生的焦油、苯、酚、油類等高分子量有機(jī)物。

為了有效控制投資，最大程度降低運(yùn)行費(fèi)用，目前的工藝方案選擇要求氣化爐、煤氣冷卻、低溫甲醇洗一系列、PSA工藝、空分工藝不變的情況下要實(shí)現(xiàn)合成氨的產(chǎn)品方案，需對必須新上變換工藝進(jìn)行選擇，以實(shí)現(xiàn)CO變換為H2的目的。

因變換工藝實(shí)際就是將CO氣體與水蒸汽在催化劑的條件下轉(zhuǎn)化為CO2和H2的放熱反應(yīng)，而合成氨系統(tǒng)需嚴(yán)格控制CO、CO2、H2O等含氧化合物和硫類物質(zhì)的量，該類物質(zhì)均會導(dǎo)致合成氨催化劑中毒；低溫甲醇洗工藝能有效脫除H2S、CO2酸性氣體，故變換裝置應(yīng)當(dāng)設(shè)計在低溫甲醇洗工藝之前，將變換產(chǎn)生的酸性氣體一起脫除，同時，因氣化爐出口粗煤氣經(jīng)過水洗淬冷，高溫下粗煤氣含大量飽和水蒸汽，正好滿足變換反應(yīng)對水蒸汽的要求，能有效降低運(yùn)行能耗，同時目前耐硫?qū)挏卮呋瘎┮渤墒焓褂枚嗄?，故選擇變換裝置位于低溫甲醇洗工藝之前是最合適的工藝方案[1]。

對于變換后剩余的少量CO氣體和剩余的甲烷氣體，原PSA制氫裝置生產(chǎn)的產(chǎn)品H2去合成氨系統(tǒng)，PSA去除的CO和CH4氣體(一般稱為解析氣)去后續(xù)的配套乙醇、LNG裝置正合適，完成對CO和CH4氣體的回收利用。

變換裝置的工藝方案配置主要受原料氣溫度、壓力、汽氣比、變換深度、反應(yīng)器類型、有機(jī)物含量及特性、后期運(yùn)行費(fèi)用等因素影響。就本項(xiàng)目來說，煤氣化裝置采用碎煤加壓氣化，進(jìn)入新建變換裝置的粗煤氣溫度為180 ℃，壓力為2.95 MPa(a)，一氧化碳含量為26.00%(干基，v%)，汽氣比為0.56，含有大量水，且含有塵、硫含量高，計劃本裝置出口一氧化碳含量要求不超過1.00%(干基，v%)，屬于最終CO控制較低的變換反應(yīng)，同時要求催化劑使用壽命長，后期運(yùn)行費(fèi)用低，需對本項(xiàng)目具體變換工藝涉及的關(guān)鍵路徑進(jìn)行選擇。

1 催化劑選擇

選擇變換裝置設(shè)置在低溫甲醇洗工藝前，需選用耐硫催化劑進(jìn)行變換反應(yīng)，通過調(diào)查研究Co-Mo系耐硫變換催化劑具備耐硫催化能力，同時公司一直使用的煤種煤氣中硫含量在300×10-6～1 500×10-6，符合耐硫催化劑對硫含量的要求。

1) Co-Mo系耐硫變換催化劑的有效成分為Co-Mo金屬的硫化物，使用時有最低硫含量要求，該類催化劑要求氣體中硫含量不低于200×10-6,過低的硫含量會讓已經(jīng)硫化好的催化劑因系統(tǒng)硫含量過低出現(xiàn)反硫化作用而導(dǎo)致催化劑失效，該類催化劑有最低硫含量要求，無最高硫含量要求是其基本特點(diǎn)[2]。

2) Co-Mo系耐硫變換催化劑無最低水氣比要求，和Fe-Cr系列中變催化劑比可以很大程度上節(jié)約蒸汽消耗，降低后期運(yùn)行費(fèi)用。

3) 考慮粗煤氣中殘留氧氣對催化劑的影響，在一變反應(yīng)頂部增設(shè)脫氧劑，確保進(jìn)入催化劑的氣體不含氧氣，同時，根據(jù)對系統(tǒng)氯的分析，不含氯，無需對系統(tǒng)進(jìn)行氯脫除。

2 反應(yīng)器類型、進(jìn)程、熱點(diǎn)溫度選擇

目前，變換爐的反應(yīng)器選擇主要有三種，分別是軸向反應(yīng)器、(軸)徑向反應(yīng)器和可控移熱反應(yīng)器三種，特點(diǎn)如下：

1) 軸向反應(yīng)器壓降大，無需設(shè)置反應(yīng)器內(nèi)件，對于不允許壓差高的系統(tǒng)不適用；對于節(jié)省投資有幫助。

2) (軸)徑向反應(yīng)器相比軸向反應(yīng)器壓降明顯減小，但需進(jìn)行催化劑框的設(shè)計和采購，增大成本，但能有效解決反應(yīng)器壓差的問題。

3) 可控移熱反應(yīng)器為內(nèi)置換熱管，外設(shè)氣包的模式，其優(yōu)點(diǎn)是對控制反應(yīng)床溫非常好，其在催化劑活性溫度下，對于放熱反應(yīng)類可降低床層溫度，提高平衡轉(zhuǎn)化率，有利于變換深度的提高，缺點(diǎn)是設(shè)備投資大，催化劑裝填和換熱器泄露等問題較多。

4) 因本項(xiàng)目要兩段反應(yīng)實(shí)現(xiàn)反應(yīng)深度要求，以降低投資，本項(xiàng)目CO從26%變換至1%，變換反應(yīng)深度不大，通過催化劑廠家工藝測算，第一變換爐出口CO含量控制不超過6%，第二變換爐后才能保證不超過1%，通過對國內(nèi)其余變換項(xiàng)目的研究，結(jié)合催化劑廠家使用意見，本項(xiàng)目采用兩段變換就能構(gòu)達(dá)到變換深度要求。

5) 因賽鼎爐的特殊粗煤氣情況，高溫氣體中含有油類未凝析物，根據(jù)同類型爐其他用戶運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)，第一變換爐熱點(diǎn)溫度不低于350 ℃，除高溫有利于反應(yīng)速度實(shí)現(xiàn)變換率要求外，高溫能使粗煤氣中的HCN和有機(jī)硫的轉(zhuǎn)化率提高到90%以上，有利于后續(xù)該類物質(zhì)的脫除；第二變換爐熱點(diǎn)溫度不低于270 ℃，目的是有效防止催化劑被油類凝析物包裹失效[3]。

在確定反應(yīng)器熱點(diǎn)溫度的情況下，對可控移熱反應(yīng)器氣包、換熱管對應(yīng)熱點(diǎn)溫度下蒸汽的壓力，得出第一變換爐移熱部分壓力要做到16.0 MPa以上，第二變換爐移熱部分需至少做到5.5 MPa以上，壓力過高，設(shè)備投資大，后期運(yùn)行設(shè)備故障率高，故排除可控移熱反應(yīng)器方案。

6) 因后續(xù)PSA制氫系統(tǒng)為1.7 MPa運(yùn)行等級，對變換裝置整體壓降要求不高，為了節(jié)省投資，對第一變換爐、第二變換爐均采用絕熱軸向反應(yīng)器。

7) 關(guān)于變換爐因處于較高溫度、高水蒸汽條件、高硫條件下運(yùn)行環(huán)境，需對設(shè)備考慮硫腐蝕的問題，設(shè)備設(shè)計選型需要進(jìn)行堆焊處理，堆焊不銹鋼保護(hù)層工藝是目前變換爐解決高硫腐蝕的成熟辦法。

3 結(jié)論

1) 新增變換裝置設(shè)置于低溫甲醇洗前，對投資和后期運(yùn)行費(fèi)用均為最優(yōu)方案；

2) 變換采用耐硫催化劑是由該處粗煤氣含硫特點(diǎn)所決定；

3) 變換反應(yīng)器采用軸向反應(yīng)器方案而非最高轉(zhuǎn)化效率的可控移熱方案是根據(jù)賽鼎爐粗煤氣特點(diǎn)、催化劑熱點(diǎn)溫度、設(shè)備投資綜合因素所決定的；

4) 改造工藝整體方案的確定是根據(jù)各方條件論證后選擇最適合的方案，對于賽鼎爐為氣頭的變換方案的選擇需充分根據(jù)該爐型的特殊性進(jìn)行選擇。