某造气工艺技术改造项目CO变换工艺的优化及效果探究

2019-06-05杨学伟

山西化工 2019年2期

关键词：煤气气量甲醇

杨学伟

(同煤广发化学工业有限公司，山西大同 037000)

变换工序是新型煤化工工艺中不可或缺的一道工序，其工艺位置设置在气化工序之后，主要作用是促进富产氢气，降低合成气中CO的含量[1]。目前，对CO变换工艺技术的研究已超过130年，且未来变换工艺技术还将得到进一步的优化、提升和发展[2]。

本文以某公司造气工艺技术改造项目中CO变换工艺为研究对象，对变换工段进行了必要的优化改造，以满足后续甲醇生产需要。

1 项目概述及变换系统改造前现状

1.1 项目概述

2016年，某10万t/a合成油示范工程实施造气工艺技术改造项目，为满足甲醇生产对原料合成气的要求，采用宽温耐硫部分变换工艺及先进的HT-L航天炉粉煤加压气化技术，并通过旁路配气等手段，使出变换系统的变换气组分满足后续工艺对CO含量的要求。

1.2 变换系统改造前现状

原气化系统为灰熔聚流化床造气工艺及灰熔聚粉煤加压气化技术。据监测，此工艺煤气、煤气中有效气(H2+CO)量及变换气量较低[出气化界区粗煤气中CO(干基)体积分数为30%]，进出口甲烷及变换气中氨、粉尘等有害物质含量较高，不能很好地使出变换系统的变换气组分满足生产甲醇的要求。

甲醇合成反应需要控制合成新鲜气中的氢碳体积比，要求出变换工段的变换气中CO体积分数降低至20%左右。为了提高出气化界区粗煤气中CO(干基)体积分数，同时降低出变换工段的变换气中CO体积分数，保证变换率，需对原变换系统进行相应改造。

2 变换系统优化改造

为了使出变换系统的变换气组分满足生产甲醇的要求，本优化改造项目首先采用先进的HT-L航天炉粉煤加压气化技术代替原技术，取消了原有变换装置的变换炉、进料混合器等[3]。同时，为了节约投资，降低项目改造成本，本项目决定要尽可能多地利用原装置中的设备。具体优化改造如下：

2.1 工艺技术优化

本项目的工艺优化主要包括以下三点：1号变换炉上段增加粗煤气进口旁路管线；2号变换炉增加工艺副线；增加高压CO2管线对变换炉进行降温。工艺技术优化后具体工艺流程如第109页图1所示。

创新一：1号变换炉上段增加粗煤气进口旁路管线，如图1中序号①。具体作用为，当系统负荷低时，由于热交换强度降低，炉内下段床层形成积热，温度会涨至450 ℃，也就是会造成“飞热”现象，同时，还会造成炉内反应过深及甲烷化反应发生增加等问题。此时，如果打开进口旁路后，可通过调控旁路

图1 变换炉操作优化工艺技术流程

粗煤气进气量，带走炉内部分热量，有效控制床层温度在400 ℃以内，预防炉内“飞温”现象，同时解决变换反应过深问题，以及降低炉内甲烷化反应几率。

创新二：2号变换炉增加工艺副线，如图1中序号②。具体作用有两个方面：防止变换反应过深，进而导致不满足后续甲醇生产要求；防止粗煤气中有机硫未经高温反应，影响后序低温甲醇洗。因为如果不进行此优化操作，粗煤气全部进入两台变换炉进行变换，会导致变换反应过深，不满足后序甲醇生产；如果通过调整系统副线阀AV-611004，增加副线过气量，来防止出口变换气中CO体积分数过低，但又易造成有机硫带入到后序低温甲醇洗系统。因此，通过调整2号变换炉副线开度，不仅可以保证煤气全部进1号变换炉进行反应，降低变换气中的有机硫含量，还可控制2号变换炉的进气量，防止出现变换反应过深，不满足后序甲醇生产的要求。

创新三：增加高压CO2管线对变换炉进行降温，如图1中序号③。由于CO2是很好的惰性气体，利于变换物理降温，可控制反应速度，同时，CO2可被后序低温甲醇洗系统吸收脱除，副产CO2产品气，因此，增加压力6.5 MPa、温度120 ℃的高压CO2管线对变换炉进行降温。

2.2 设备技术优化

本项目的设备优化主要包括以下两点：1号和2号变换炉内催化剂支撑由筛板改为瓷球；在洗氨装置内增加喷嘴，雾化洗涤水，降低变换气中氨含量。具体如下：

1) 催化剂支撑优化。变换炉内支撑原设计为筛板支撑，经工艺操作和运行发现，筛板支撑存在设备结构不合理，易因工艺条件剧烈变化产生破裂，导致催化剂漏入集气器，随变换气进入2号变换炉，导致2号变换炉压差升高，直接影响到系统运行。而将1号炉上、下两层与2号炉上层分别更换为Φ25 mm与Φ10 mm瓷球，可以弥补催化剂筛板支撑的缺点，解决设备结构不合理引起催化剂粉化的问题，从而促进系统正常运行。变换炉内催化剂支撑由筛板改为瓷球，具体如图2所示。

图2 变换炉内催化剂支撑优化后效果图

2) 在洗氨装置内增加喷嘴。粗煤气中存在一定量的氨，随变换气直接进入低温甲醇洗系统，影响系统稳定运行。而如果常规的洗氨塔等设备，虽然可以去除氨，防止低温甲醇洗系统发生氨累积，但投资较高。为此，在变换装置第一分离器前的一段管线上增加喷嘴混合器，雾化洗涤水，经气液分离后冷凝液送汽提塔气提，不仅可以大幅降低变换气中的氨含量，还可降低投资，实现运行效果与经济效益的双赢。

3 CO变换工艺优化改造效果及分析

通过本次工艺技术优化及设备技术优化，变换系统改造前后100%负荷下系统气量、进出口甲烷、变换气中有害物质对比结果如表1所示。

表1 变换系统改造前、后各指标对比

由表1可知，系统改造后有如下优点：

1) 系统气量。系统改造后，煤气、煤气中有效气(H2+CO)量及变换气量明显增加，不仅大幅度提高了合成反应的合成气量，提高了了甲醇产能，还增加了变换气中可以利用的CO2量。

2) 进、出口甲烷对比。系统改造后，变换系统100%负荷下进、出口甲烷明显降低，大幅度提高了碳转化率，进一步释放了甲醇合成产能，降低了甲醇生产成本。

3) 变换气中有害物质对比。系统改造后，由于在分离器前加装了喷嘴洗氨装置，变换气中氨含量由10 mg/m3降低为4 mg/m3，有效地脱除了变换气中氨，降低了变换气中氨含量；系统改造后，煤气经过水激冷，又经变换入口降温分离后，粉尘含量由0.96 mg/m3降低为0.01 mg/m3，大大降低了粉尘含量，改善了低温甲醇洗的甲醇品质；系统改造后，水含量由0.26 t/h变为0.28 t/h，略有升高，可能是因为，改造前、后变换气的温度均为30 ℃，夹带水皆被分离，但改造后系统在洗氨装置内增加喷嘴，雾化洗涤水，故略有升高，但总体而言，变化不明显，影响不大。

本次改造利用了原系统中旧的换热设备及变换炉，降低了投资成本。变换系统自2017年1月开车，通过优化工艺操作和运行参数，满负荷稳定运行，日产甲醇最高达1 237 t。目前，2号变换炉工艺副线开度控制在30%左右，变换催化剂已使用2年时间，催化剂活性稳定，且没有出现有机硫和煤粉的携带问题，以及因催化剂粉化造成的系统压差高的现象。