唐德金

(山西潞安煤基合成油有限公司，山西 长治 046000)

引 言

山西潞安煤基合成油有限公司现共计有六台日投煤量500 t的赛鼎气化炉，五开一备，每小时共计产粗煤气量为200 000 m3；配套KDON28000/20000型空分装置2套，净化采用低温甲醇洗工艺，共有两个系列，Ⅰ系列采用10塔流程，总气体处理量200 000 m3/h(干基)，具备脱硫脱碳能力；二系列处理780#费托尾气经甲烷转化后气体，处理能力为105 000 m3/h，只具备脱碳能力；原设计是费托合成产油品和费托尾气联产合成氨，现需实现可在不产油的情况下直接产合成氨，实现低能耗情况下的产品方案切换，需进行工艺路线调整论证。

赛鼎炉工艺特点，有效气体CO+H2含量低，一般在65%左右，相比水煤浆炉、粉煤炉有效气体高达90%以上差距巨大，因气化炉气化反应在灰熔点以下，反应温度低，一般在1 200 ℃～1 400 ℃，固态排渣，导致水蒸汽分解率低，废水量大，甲烷含量高，有效气体低，同时因属于固体移动床反应，反应床层存在干馏层、干燥层，导致粗煤气产物中含有大量如同炼焦工艺一样产生的焦油、苯、酚、油类等高分子量有机物。

为了有效控制投资，最大程度降低运行费用，目前的工艺方案选择要求气化炉、煤气冷却、低温甲醇洗一系列、PSA工艺、空分工艺不变的情况下要实现合成氨的产品方案，需对必须新上变换工艺进行选择，以实现CO变换为H2的目的。

因变换工艺实际就是将CO气体与水蒸汽在催化剂的条件下转化为CO2和H2的放热反应，而合成氨系统需严格控制CO、CO2、H2O等含氧化合物和硫类物质的量，该类物质均会导致合成氨催化剂中毒；低温甲醇洗工艺能有效脱除H2S、CO2酸性气体，故变换装置应当设计在低温甲醇洗工艺之前，将变换产生的酸性气体一起脱除，同时，因气化炉出口粗煤气经过水洗淬冷，高温下粗煤气含大量饱和水蒸汽，正好满足变换反应对水蒸汽的要求，能有效降低运行能耗，同时目前耐硫宽温催化剂也成熟使用多年，故选择变换装置位于低温甲醇洗工艺之前是最合适的工艺方案[1]。

对于变换后剩余的少量CO气体和剩余的甲烷气体，原PSA制氢装置生产的产品H2去合成氨系统，PSA去除的CO和CH4气体(一般称为解析气)去后续的配套乙醇、LNG装置正合适，完成对CO和CH4气体的回收利用。

变换装置的工艺方案配置主要受原料气温度、压力、汽气比、变换深度、反应器类型、有机物含量及特性、后期运行费用等因素影响。就本项目来说，煤气化装置采用碎煤加压气化，进入新建变换装置的粗煤气温度为180 ℃，压力为2.95 MPa(a)，一氧化碳含量为26.00%(干基，v%)，汽气比为0.56，含有大量水，且含有尘、硫含量高，计划本装置出口一氧化碳含量要求不超过1.00%(干基，v%)，属于最终CO控制较低的变换反应，同时要求催化剂使用寿命长，后期运行费用低，需对本项目具体变换工艺涉及的关键路径进行选择。

1 催化剂选择

选择变换装置设置在低温甲醇洗工艺前，需选用耐硫催化剂进行变换反应，通过调查研究Co-Mo系耐硫变换催化剂具备耐硫催化能力，同时公司一直使用的煤种煤气中硫含量在300×10-6～1 500×10-6，符合耐硫催化剂对硫含量的要求。

1) Co-Mo系耐硫变换催化剂的有效成分为Co-Mo金属的硫化物，使用时有最低硫含量要求，该类催化剂要求气体中硫含量不低于200×10-6,过低的硫含量会让已经硫化好的催化剂因系统硫含量过低出现反硫化作用而导致催化剂失效，该类催化剂有最低硫含量要求，无最高硫含量要求是其基本特点[2]。

2) Co-Mo系耐硫变换催化剂无最低水气比要求，和Fe-Cr系列中变催化剂比可以很大程度上节约蒸汽消耗，降低后期运行费用。

3) 考虑粗煤气中残留氧气对催化剂的影响，在一变反应顶部增设脱氧剂，确保进入催化剂的气体不含氧气，同时，根据对系统氯的分析，不含氯，无需对系统进行氯脱除。

2 反应器类型、进程、热点温度选择

目前，变换炉的反应器选择主要有三种，分别是轴向反应器、(轴)径向反应器和可控移热反应器三种，特点如下：

1) 轴向反应器压降大，无需设置反应器内件，对于不允许压差高的系统不适用；对于节省投资有帮助。

2) (轴)径向反应器相比轴向反应器压降明显减小，但需进行催化剂框的设计和采购，增大成本，但能有效解决反应器压差的问题。

3) 可控移热反应器为内置换热管，外设气包的模式，其优点是对控制反应床温非常好，其在催化剂活性温度下，对于放热反应类可降低床层温度，提高平衡转化率，有利于变换深度的提高，缺点是设备投资大，催化剂装填和换热器泄露等问题较多。

4) 因本项目要两段反应实现反应深度要求，以降低投资，本项目CO从26%变换至1%，变换反应深度不大，通过催化剂厂家工艺测算，第一变换炉出口CO含量控制不超过6%，第二变换炉后才能保证不超过1%，通过对国内其余变换项目的研究，结合催化剂厂家使用意见，本项目采用两段变换就能构达到变换深度要求。

5) 因赛鼎炉的特殊粗煤气情况，高温气体中含有油类未凝析物，根据同类型炉其他用户运行经验，第一变换炉热点温度不低于350 ℃，除高温有利于反应速度实现变换率要求外，高温能使粗煤气中的HCN和有机硫的转化率提高到90%以上，有利于后续该类物质的脱除；第二变换炉热点温度不低于270 ℃，目的是有效防止催化剂被油类凝析物包裹失效[3]。

在确定反应器热点温度的情况下，对可控移热反应器气包、换热管对应热点温度下蒸汽的压力，得出第一变换炉移热部分压力要做到16.0 MPa以上，第二变换炉移热部分需至少做到5.5 MPa以上，压力过高，设备投资大，后期运行设备故障率高，故排除可控移热反应器方案。

6) 因后续PSA制氢系统为1.7 MPa运行等级，对变换装置整体压降要求不高，为了节省投资，对第一变换炉、第二变换炉均采用绝热轴向反应器。

7) 关于变换炉因处于较高温度、高水蒸汽条件、高硫条件下运行环境，需对设备考虑硫腐蚀的问题，设备设计选型需要进行堆焊处理，堆焊不锈钢保护层工艺是目前变换炉解决高硫腐蚀的成熟办法。

3 结论

1) 新增变换装置设置于低温甲醇洗前，对投资和后期运行费用均为最优方案；

2) 变换采用耐硫催化剂是由该处粗煤气含硫特点所决定；

3) 变换反应器采用轴向反应器方案而非最高转化效率的可控移热方案是根据赛鼎炉粗煤气特点、催化剂热点温度、设备投资综合因素所决定的；

4) 改造工艺整体方案的确定是根据各方条件论证后选择最适合的方案，对于赛鼎炉为气头的变换方案的选择需充分根据该炉型的特殊性进行选择。