Shell粉煤气化变换工艺的优化改造

陈国平

中石化宁波工程有限公司　宁波　315103



Shell粉煤气化变换工艺的优化改造

陈国平*

中石化宁波工程有限公司宁波315103

分析与Shell粉煤气化配套的高水气比耐硫变换工艺在运行中出现的问题，并对其进行优化改造。对改造后的低串中水气比变换工艺与原工艺进行比较。

粉煤气化变换优化改造高水气比

进入二十一世纪以后，以煤替代石油、天然气等作为原料生产合成气成为了我国能源替代的主要技术路线之一，以此为背景，各种煤气化技术(尤其是煤加压气化技术)在我国得到了空前的推广和发展[1]。其中，Shell粉煤气化以煤种适应范围广、冷煤气效率高、有效气成份高(CO+H2>89%)、能耗低、环境友好等特点，得到了广泛应用。

Shell粉煤气化制得的粗合成气中CO干基含量大于60%，水气比小于0.2。在变换工序进行高放热的CO变换反应，如何有效控制CO变换反应的床层温度，降低中压蒸汽消耗、避免甲烷化副反应发生以及延长变换催化剂使用寿命，是壳牌粉煤气化相配套的高摩尔数CO变换流程开发所需考虑和关注的重点[2]。

某公司化肥油改煤工程配套的耐硫变换装置采用的是高水气比分段耐硫变换工艺流程，流程设置为一段预变换+二段中温变换+一段低温变换。粗合成气在进入预变换炉之前一次性配入足够的水蒸汽，使其达到高水气比，然后通过分段取热的方式使其中CO与水蒸汽分段发生反应，最终将变换气中的CO降至0.5%以下。装置在实际运行过程中出现了第一变换炉超温、蒸汽消耗高等问题。本文对该装置的低串中水气比改造工艺进行介绍，从节能和工艺控制等方面对高水气比和低串中水气比两种工艺流程进行对比分析。

1　工艺参数

某公司Shell粉煤气化装置进入变换装置的粗合成气温度为160℃，压力为3.70MPa(G)，总气量为185980Nm3/h(湿基)，组成见表1。

表1　粗合成气组成　(mol%)

表1中粗合成气的CO干基含量高达66%，利用PRO/Ⅱ模拟软件计算粗合成气在不同水气比时所对应的变换反应温度，绘制出的变换炉出口温度随水气比的变化曲线(V干基CO=66%)，见图1。

从图1可见，在CO干基体积浓度为66%的条件下，当水气比小于0.3时，变换反应温度较低，因为粗煤气中的水蒸汽含量低，反应的推动力不足，变换反应深度较低；随着水气比的增加，反应的推动力变大，反应深度增加，床层的热点温度增加。研究表明[3]，在水气比低时，特别是当床层温度大于400℃时，容易发生甲烷化反应，造成床层飞温，因此低水气比数值的选取要保证床层的热点温度低于400℃。

图1　变换炉出口温度随水气比的变化曲线

2　原高水气比变换工艺

2.1工艺流程

高水气比变换工艺流程见图2。

图2　改造前高水气比变换工艺流程

粉煤气化工段送来的粗合成气经分液、预热后与中压蒸汽混合，并补入来自汽提的工艺冷凝液，粗合成气在进预变换炉之前一次性配入足够的水蒸汽，使其达到高水气比(约1.4)进预变换炉进行变换反应，之后进1#变换炉进行深度CO变换反应。离开1#变换炉的高温变换气换热降温后进2#变换炉、3#变换炉继续进行变换反应， 3#变换炉出口的变换气经过低压废锅副产低压蒸汽后去下游。

2.2运行中存在的问题

实际运行结果表明[4]：高水气比变换工艺虽然可以避免甲烷化副反应，但是由于水气比和CO含量都较高，反应推动力大，反应深度较难控制，在运行过程中出现1#变换炉超温和蒸汽消耗高的问题。该装置已经运行近10年，经过一系列改造后，装置的各项操作参数得到了优化。但目前采用的高水气比变换工艺仍存在蒸汽消耗较高、操作不稳定等问题，主要表现：

(1)粗合成气在进预变换炉之前一次性补入大量的中压过热蒸汽，使其水气比达1.4以上，能耗偏高。

(2)水气比高造成了反应推动力过大，反应的深度受催化剂装填量的影响明显，预变炉床层温度控制难度大，经常出现预变换炉出口温度过高的现象，进而影响后续的1#变换炉入口温度的控制。

(3)在预变催化剂的使用初期，装置开车负荷较低时，预变换炉容易出现超温现象，只能通过提高预变换炉入口粗合成气的水气比来控制出口温度，而提高水气比，水蒸汽分压大，预变催化剂极易出现泡水板结和反硫化问题，影响装置的正常生产。

3　改造后的低串中水气比变换工艺

3.1主要改造内容

(1)更换原装置的预变换炉A及内部高水气比变换催化剂，将其改为低水气比预变换炉，内装低水气比变换催化剂。

(2)将原装置的预变换炉B改为喷水净化器，即作为汽水混合器使用。

(3)为了利于调节低水气比预变换炉的变换深度及出口温度，在预变换炉的进口增设中压蒸汽管线及蒸汽流量调节系统。

3.2工艺流程

改造后的变换工艺流程见图3。

图3　改造后低串中水气比变换工艺流程

粉煤气化工段送来粗煤气经分液、预热后进预变换炉进行变换反应，出预变换炉的变换气与中压蒸汽混合，并通过新增的喷水减温器补入工艺冷凝液和中压锅炉水，将变换气温度降低后进喷水净化器充分混合，然后进1#变换炉进行深度CO变换反应。离开1#变换炉的高温变换气换热降温后通过喷水减温器补入工艺冷凝液，进2#变换炉继续进行变换反应。2#变换炉出口变换气降温后再通过喷水减温器补入工艺冷凝液，进入3#变换炉。3#变换炉出口变换气经过低压废锅副产低压蒸汽后去下游。

3.3主要优点

改造后的工艺称为低串中水气比变换工艺，与原装置的高水气比变换工艺相比较，其主要特点如下：

(1)预变换过程中主要使用粗煤气自带的水蒸汽进行变换反应，不添加或少量补入中压过热蒸汽，这样充分利用了Shell粉煤气化工艺原料气水气比低的特点，减少了蒸汽用量。

(2)后续1#、2#、3#变换炉需要补充的水份在满足其对水气比和温度要求的前提下，可以尽量多用变换工艺凝液作为激冷水，这样可明显减少补加的界外中压蒸汽，降低了能耗。

(3)进入预变换炉的原料气水气比低，相应的露点温度低，因此，预变炉的入口温度可以降低，由此节约了原料气预热的热量。

(4)避免了原装置中极易出现的预变催化剂泡水板结问题，预变催化剂的使用寿命延长。

(5)与原装置相比，改造后预变换炉的变换率有所增加，进入1#变换炉的CO浓度降低。1#变换炉内催化剂的运行温度和水气比均低于高水气比工艺，运行环境较温和，因此1#变换炉内的催化剂使用寿命延长，节省了装置运行费用。

(6)改造后变换装置没有新增污水量，且装置内汽提塔底的工艺冷凝液得到了充分利用，变换净化冷凝液不再外排。

4　改造前后对比分析

4.1主要工艺参数

两种变换工艺的主要技术参数对比见表2。

表2　两种变换工艺主要参数对比

从表2 中可见，与原装置的高水气比变换工艺相比，改造为低串中水气比变换工艺后，变换反应蒸汽消耗减少，催化剂寿命延长，1#变换炉热点温度降低。

4.2公用物料及能量消耗

改造前后主要公用物料及能量消耗见表3。

表3　改造前后的主要公用物料消耗比较

折算成标油后消耗指标的比较结果见表4。

从表4中改造前后的能量折算值可以得出改造

表4　折算标油后的消耗指标比较

前后的能源消耗差值。可见，改造后比改造前的总能耗降低了6511.2t标油 /a，公用工程节能约9.3%。

4.3变换工艺冷凝液的利用情况

原耐硫变换装置预变炉系统是高水气比工艺，变换反应需要的大量水分均通过在预变炉入口补加大量中压蒸汽来满足。改造后，预变炉不再配加蒸汽，由于预变换炉入口的粗合气水气比只有约0.2，而出口变换气的水气比更低(约0.015)，因此，如果维持后续的各变换炉系统不做调整，则该高温变换气在进入后续的变换炉反应之前需要补充一定量的蒸汽和水。蒸汽的作用主要是补充水汽，水的作用主要是降低高温变换气的温度同时兼顾补充水分的作用。改造将充分利用原变换冷凝液汽提塔底产出的经过汽提净化的工艺冷凝液，将其用于1#、2#、3#变换炉入口变换气的喷水调温，不足部分再用锅炉水补充。这样使原装置部分排放至污水处理场的工艺冷凝液得到了充分利用，无需再排放至污水处理场。改造前后变换工艺冷凝液的利用情况详见表5。

表5　变换工艺冷凝液的利用情况

5　结　语

通过对改造前后的变换工艺的水气比、公用工程消耗、变换工艺冷凝液利用情况等进行对比，可以看出：将变换装置由高水气变换工艺改为低串中水气比变换工艺后，每年可节省大量的中压蒸汽，减少污水的排放量，节能效果明显，装置的生产稳定性提高，催化剂的使用寿命延长。由此可以得出：改造后在节能、工艺控制等方面具有较为明显的优势。因此在富一氧化碳的粉煤气化下游的变换工艺中，采用低串中水气比变换工艺将能给企业带来可观的经济效益。

1亢万忠，当前煤气化技术现状及发展趋势[J]. 大氮肥，2012.35(1)：1-6.

2许若超. 一氧化碳变换系统优化及其效果分析[J].大氮肥，2009.32(1)：67-69.

3纵秋云，余汉涛，田兆明. Shell粉煤气化工艺中甲烷化副反应问题探讨[J].中氮肥，2004.3：15-17.

4王建辉，李栋. Shell粉煤气化低水气比耐硫变换工艺运行总结[J]. 河南工业，2010.(17):42-45.

2016-05-09)

*陈国平：工程师。2006年毕业于华东理工大学工业催化专业获硕士学位。从事化工工艺设计工作。

联系电话：(0574)87974770，Email:chenguoping.snec@sinopec.com。