甲烷轉化原料氣加氫轉化技改的運行效果

張慶亮，閆 波

（山西潞安煤基清潔能源有限責任公司，山西 長治 046200）

1 概述

甲烷轉化裝置在開車過程中，預轉化爐催化劑發(fā)生析炭現(xiàn)象，造成預轉化爐壓差增大，進而導致轉化系統(tǒng)被迫停車[1]。2019 年，經催化劑廠家（四川天一）進行試驗和成都通用設計院經過26 次實驗論證，發(fā)現(xiàn)析炭的主要原因是原料氣中CO 含量偏高（原料氣中CO 體積分數(shù)達22%～35%，設計指標為18.83%）、C5以上烯烴含量不穩(wěn)定（最高C5烯烴體積分數(shù)3.2%），在高CO 氛圍下預轉化爐發(fā)生析炭。因原料氣氣源無法改變，故對轉化裝置實施加氫技改，將CO 體積分數(shù)降至20%以內，C5以上烯烴體積分數(shù)穩(wěn)定至1%以內，消除了因高CO 帶來的不利影響，保障了甲烷轉化裝置順利開車及穩(wěn)定運行[2]。

2 技改措施

2.1 技改主要內容

將預轉化工藝變更為加氫工藝

1）原料氣入口管線增加氫氣管線，并在原料氣入口處增加CO 在線分析儀；

2）將預轉化催化劑CN14/CN28 更換為加氫催化劑JT202；

3）換熱式轉化爐上部催化劑CN23-1 更換部分新型催化劑CN28YK;

4）將E202 換熱器位置由預轉化爐前變更為加氫槽后（通過變更管線）；

5）由于增加C303 氫氣壓縮機出口氫氣管線，為安全起見增加原料氣入口安全閥放空管線；

6）加熱爐入口增配催化劑還原氫氣管線。

2.2 技改后工藝流程

來自壓縮機C301 原料尾氣和C303 氫氣作為轉化工序原料氣，先進入尾氣預熱器（E201）預熱到158 ℃，進入加熱爐A（F201A）,進一步加熱至164 ℃后進入加氫槽（R201）進行烯烴加氫飽和反應后,溫度上升至260 ℃。在加氫槽出口處配入來自界區(qū)外的減溫、減壓后的次高壓過熱蒸汽。蒸汽配入量要保證水碳比控制在2.38，混合后氣體溫度約為268 ℃?；旌蠚鈴纳喜窟M入氣氣換熱器（E202）的殼程，被管程的轉化氣加熱至430 ℃，然后進入加熱爐C（F201C），進一步加熱至500 ℃，進入換熱式轉化爐(H201A/B)轉化管內，在催化劑床層中，甲烷與水蒸汽反應生成CO和H2，轉化所需熱量由部分氧化爐（F202）出口轉化氣提供。出換熱式轉化爐的轉化氣中，甲烷體積分數(shù)約14.9%（干基），溫度約705 ℃。該轉化氣進入部分氧化爐進一步反應。部分氧化爐轉化熱量由氧氣在部分氧化爐頂中發(fā)生燃燒反應提供。出部分氧化爐的轉化氣先進入換熱式轉化爐殼程，再經氣-氣換熱器（E202）的管程回收熱量后溫度降至494 ℃，然后進入轉化氣/變換氣廢鍋（E203）。廢鍋回收熱量產生2.4 MPa（G）、225 ℃的飽和蒸汽。

轉化氣經轉化氣/變換氣廢鍋（E203）傳熱后，溫度降至320 ℃左右進入中變爐（R202），進行一氧化碳變換反應，溫度上升至423 ℃，一氧化碳從12%降至2.4%。離開中變爐的中變氣進入尾氣預熱器（E201）管程用于加熱原料氣，溫度降至394 ℃，然后進入轉化氣/中變氣廢鍋（E203）管程，產生中壓飽和蒸汽作為轉化反應的工藝蒸汽。

轉化氣/中變氣廢鍋（E203）出口中變氣溫度降至255 ℃，進入鍋爐給水預熱器（E204）進一步回收熱量后，溫度降至130 ℃，進入第一分離器（V205）分離冷凝液后，進入空冷器（A201A/B）繼續(xù)降溫，再進入第三分離器（V211）分離冷凝液，最后進入變換氣水冷器（E205）溫度降至40 ℃，進入第二分離器（V206）分離冷凝液后壓力約為1.72 MPa（G）送至2#PSA。

2.3 技改工藝流程圖

技改工藝流程圖見第119 頁圖1。

圖1 技改工藝流程圖

3 技改運行效果

1）該技改于2019 年8 月在系統(tǒng)大修中完成，于2019 年10 月投用，投用以來系統(tǒng)穩(wěn)定運行，且產出合格轉化氣。

2）技改前、后的原料氣組分數(shù)據(jù)（詳見第119頁表1、表2）。通過數(shù)據(jù)對比可以看出，加氫技改后原料氣中CO 體積分數(shù)降至20%以內，C5以上烯烴體積分數(shù)穩(wěn)定至1%以內，達到CO 設計指標。

表1 甲烷轉化裝置技改前原料氣數(shù)據(jù)%

表2 甲烷轉化裝置加氫技改后原料氣數(shù)據(jù)%

3）技改后產出的合格轉化氣組分數(shù)據(jù)（詳見表3）。通過數(shù)據(jù)可以得出結論：加氫技改后甲烷轉化系統(tǒng)運行良好。

表3 技改后產出的合格轉化氣組分%

4 技改經濟性分析

按原料氣進氣量9 000 m3/h、補充氫氣4 200 m3/h，原料氣和轉化氣組分按表4 數(shù)據(jù)進行計算得出。

表4 原料氣和轉化氣組分含量%

產出轉化氣氣量約22176m3/h，其中氫氣15878m3/h。2#PSA 回收率按86% 計算可產出氫氣量為（15878-4200）×0.86=10 043 m3/h。

技改之后多產出氫氣10 043 m3/h，除去補入氫氣4 200 m3/h，氫氣價格按1.25 元/m3計算。

按照第120 頁表5 計算，得出結論：

表5 運行費用

1）原料氣不計價，2#PSA 解析氣不計價時，每標方氫氣利潤0.453元，每小時利潤4 549 元；

2）原料氣計價，2#PSA 解析氣計價，每標方氫氣利潤0.581 元，每小時利潤5 834 元。

5 結論

轉化裝置實施加氫技改，將CO 含量降至20%以內，C5 以上烯烴含量穩(wěn)定至1%以內，消除了因高CO帶來的不利影響，保障了甲烷轉化裝置順利開車及穩(wěn)定運行，同時氫氣產量增加，為后序裝置提供充足氫氣保障。