趙玉玉

摘 要：隨著經(jīng)濟的發(fā)展，我國的現(xiàn)代化建設的發(fā)展也日新月異，“可控移熱變換反應器”是利用埋在催化劑床層內(nèi)部移熱水管束，將催化劑床層反應熱及時移出的設計理念，確保催化劑床層溫度可調(diào)控。埋設在“可控移熱變換反應器”催化劑床層內(nèi)的換熱管，利用水轉(zhuǎn)化為蒸汽的方式，將變換反應熱加以回收利用，以達到節(jié)能降耗的目的;同時，利用飽和蒸汽壓力一定時其飽和溫度也相對穩(wěn)定的特點，控制催化劑床層溫度，操作方便?！翱煽匾茻嶙儞Q反應器”內(nèi)的水來自汽包下降管，經(jīng)床層內(nèi)的換熱管加熱后，水受熱汽化為蒸汽，汽水混合物經(jīng)上升管進入汽包，經(jīng)分離后干蒸汽去管網(wǎng)，不含蒸汽的水經(jīng)汽包下降管進入下一輪循環(huán)。

關鍵詞：絕熱與等溫變換工藝;方案比選;探析

0 引言

變換是將煤氣中的CO轉(zhuǎn)化為H2的過程，其配置方案與進界區(qū)煤氣組成和出界區(qū)變換氣中CO含量要求有關。其中，進界區(qū)煤氣組成取決于煤氣化工藝，出界區(qū)變換氣中CO含量要求取決于最終產(chǎn)品。目前，我國著力推廣各種先進的潔凈煤氣化技術，與傳統(tǒng)固定層煤氣化技術相比，其在節(jié)能環(huán)保、煤種適應性等方面具有十分突出的優(yōu)勢。航天爐粉煤加壓氣化屬于先進煤氣化技術之一，該工藝生產(chǎn)的粗煤氣水氣比高達1.1左右、CO體積分數(shù)高達65%左右，不少新建合成氨裝置采用這種氣化工藝。對于合成氨裝置，CO基本要達到完全變換，出界區(qū)變換氣中CO體積分數(shù)一般要求為低于0.4%。CO體積分數(shù)從65%變換到0.4%，轉(zhuǎn)化率要求相當高。

1 流程簡述

來自氣化裝置的粗煤氣，溫度為190℃，CO體積分數(shù)67%（干基），經(jīng)過氣液分離器分離冷凝液，再經(jīng)進料換熱器提溫后進入凈化爐，凈化爐上部為脫毒劑下部為催化劑，出凈化爐的粗煤氣中CO體積分數(shù)降為57%（干基），加入自產(chǎn)蒸汽調(diào)節(jié)水氣比后再進入等溫變換爐。等溫變換爐爐內(nèi)通過大量的水管及時移走反應熱，使爐溫維持在280℃左右，副產(chǎn)3.8MPa的飽和蒸汽，出等溫變換爐的粗煤氣中CO體積分數(shù)降為1.5%（干基），再經(jīng)過換熱器和冷激汽化器調(diào)節(jié)溫度、水氣比后進入深度變換爐，最終得到CO體積分數(shù)為0.4%（干基）的原料氣，再經(jīng)過一系列的換熱器和氣液分離器，使原料氣溫度降為35℃進入低溫甲醇洗工段，脫除二氧化碳和硫化氫。

2 響變換反應的因素

2.1 溫度

由熱力學可知，反應溫度越低，變換反應進行得越徹底，CO轉(zhuǎn)化率越高;但由動力學可知，溫度越低反應速率越小。因此反應速率隨反應溫度的增加先增后降，當合成氣組成確定，即存在一條與轉(zhuǎn)化率Xa變化相對應的最佳溫度Top曲線，一般反應器的操作溫度應接近最佳溫度曲線附近，這樣才能使反應速率最大，反應器尺寸最優(yōu)。

2.2 壓力

變換反應是在催化劑作用下進行的等體積可逆放熱反應，因此壓力對變換反應的平衡沒有影響。但變換反應的速率與壓力的平方根大體呈正比關系，提高變換反應壓力，可提高催化劑的操作空速、減小催化劑裝填量，降低反應器尺寸，節(jié)省設備投資。

2.3 水氣比對反應的影響

由平衡關系可知，水氣比增加（即增加原料氣中水蒸氣含量），則平衡變換率提高，但平衡變換率增加的趨勢是先快后慢，蒸汽耗量大以及后系統(tǒng)熱量回收和凝液回收的負荷增大;水氣比過低，則為了保證變換深度的要求，必須補充適量蒸汽或者鍋爐給水，增加運營成本。因此，過高或過低的水氣比對變換反應均不利，應根據(jù)原料氣組成、變換率、反應溫度及催化劑活性等因素綜合考慮，合理控制水氣比。可選擇低水氣比高活性的催化劑，同時結合調(diào)整變換爐進口溫度，保證反應穩(wěn)定高效進行。

3 案比選結果

3.1 “等溫+等溫”方案優(yōu)劣分析

優(yōu)點：①采用等溫變換，可防止反應器超溫和催化劑活性的熱衰減問題，降低反應器和出口管線材質(zhì);②兩段等溫變換催化劑壽命基本相同，可實現(xiàn)催化劑同周期更換。

缺點：①只能副產(chǎn)中低壓飽和蒸汽，不能直接用于驅(qū)動透平;②催化劑末期起活溫度超過290℃時，原料氣升溫有限，容易使變換爐系統(tǒng)出現(xiàn)運行瓶頸;③催化劑成本較傳統(tǒng)絕熱變換鐵系銅系催化劑高;④等溫變換所需催化劑適宜空速較低，平衡溫距均較小，反應器尺寸和催化劑裝填量較大;⑤由于操作溫度低，COS及HCN水解反應速率較低，總體轉(zhuǎn)化率偏低，對下游凈化裝置操作不利。

3.2 “絕熱+等溫+絕熱”方案優(yōu)劣分析

優(yōu)點：①由于絕熱變換采用軸徑向結構，整個變換系統(tǒng)壓降很低;②絕熱變換爐結構形式簡單，無內(nèi)部換熱管束，操作維護簡單;③可副產(chǎn)中壓過熱蒸汽約36.9t/h，總副產(chǎn)蒸汽量約62.3t/h，由于副產(chǎn)過熱蒸汽，大幅提高了蒸汽利用效率;④1#絕熱變換爐可使COS及HCN轉(zhuǎn)化率超過99%，有利于提高下游凈化裝置的效率;⑤當1#變換爐催化劑末期工況，可及時通過調(diào)節(jié)原料氣預熱器的負荷，來確保整個變換裝置出口CO干基含量指標。

缺點：①1#變換爐采用絕熱變換，且上游配套粉煤氣化，水氣比較低，存在開車初期超溫風險;②等溫變換爐和絕熱變換爐催化劑壽命不同，不能同周期更換。

3.3 公用工程消耗

對于變換裝置來說，消耗的公用工程只有添加到系統(tǒng)內(nèi)的蒸汽和增濕水以及循環(huán)冷卻水，用來回收余熱的公用工程包括蒸汽、脫鹽水和鍋爐水等。絕熱變換的1#變換爐出口變換氣部分熱量用來生產(chǎn)中壓蒸汽，3#變換爐、4#變換爐出口變換氣部分熱量用來生產(chǎn)低壓蒸汽。由于1#變換爐出口的溫度較高（約450℃），該部分可生產(chǎn)較高壓力等級的蒸汽，但蒸汽壓力一般與全廠蒸汽平衡匹配后確定。若產(chǎn)生的蒸汽量較少，一味的提高蒸汽壓力，反而會造成設備投資的提高。等溫變換中1#變換爐操作溫度約290℃，生產(chǎn)中壓蒸汽的壓力與絕熱變換相比受到一定的限制，為維持變換爐操作溫度，生產(chǎn)3.8MPa飽和蒸汽后，減壓到2.5MPa蒸汽管網(wǎng)。2#等溫變換爐用來生產(chǎn)低壓蒸生產(chǎn)1t合成氨，絕熱變換需要的總水、汽量比等溫變換高約369kg（602kg-233kg=369kg），這是由于絕熱變換分4級反應，并且末段變換爐的溫度要比等溫變換溫度高造成的。但等溫變換生產(chǎn)時，需要補充4.2MPa蒸汽，而絕熱變換只需要通過補充裝置內(nèi)加熱后的增濕水即可，不需要外加蒸汽。與絕熱變換相比，生產(chǎn)1t合成氨，等溫變換多產(chǎn)2.5MPa中壓蒸汽783kg，少產(chǎn)0.6MPa低壓蒸汽347kg;同時等溫變換獲得的加熱脫鹽水多2533kg，獲得的加熱鍋爐水多1306kg，而循環(huán)水消耗少20t。等溫變換存在的不足在于，由于流程配置相對較短，沒有合適的位置適合大量的噴水增濕，難以直接通過噴水增濕達到合適的水氣比使變換深度達到<0.4%的要求。解決辦法在于盡量使煤氣化出口的壓力溫度提高，以使進變換的水氣比提高，降低蒸汽消耗。

4 結語

今后煤化工發(fā)展的趨勢，控溫變換爐的結構比較有優(yōu)勢，熱應力消除充分，避免應力腐蝕，不僅提高運行安全性，設備維護保養(yǎng)簡單，同時易于大型化。根據(jù)工藝需要，換熱管按照變換催化劑的熱力學和動力學特性進行非均勻布局，外圈及內(nèi)圈采用不同管徑，充分發(fā)揮催化劑的變換及凈化功能。新的等溫變換爐設計徑向分布器及水動力循環(huán)，確保氣體分布均勻，管程的水汽混合介質(zhì)無動力循環(huán)，保證工藝指標，從根本上保障了長周期運行的可靠性，延長催化劑的使用壽命，整個設備及催化劑阻力小?？刹捎酶呖账?，增加反應器能力，使用小顆粒催化劑，減少催化劑顆粒內(nèi)擴散過程對反應速率的影響，提高轉(zhuǎn)化率。反應器采用落地裙座設計，省卻了土建承臺;汽包直接支撐于反應器頂部，其支架鋼構件、承臺與反應器外筒體進行整體設計制造（包含在供貨范圍內(nèi)），可大幅降低水相上升下降管熱應力及阻力，簡化工藝配管，且反應器不用另建外框架，達到降低節(jié)約建設投資的目的。新技術、新工藝在運行過程中，經(jīng)過不斷的完善、改進會逐步取代工業(yè)傳統(tǒng)的發(fā)展。

參考文獻：

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