HT-L粉煤气化配套变换工艺设计

1氮肥技术2011年第32卷第1期HT-L粉煤气化配套变换工艺设计汪旭红(北京航天煤化工工程公司兰州分公司730030)摘要简述了对HT-L粉煤加压气化气(高水1气比、高Co含量进行变换的工艺设计。设计中采取-段变换炉催化剂分层装填、二段配气等措施来控制反应的平衡,使高浓度的co在较温和的工艺条件下进行变换,从而避免了变换反应因反应过度而超温。关键词变换工艺 高水1气比高CO浓度操作温度控制中国合成氨工业经过70多年的发展,产量已操作温度范围广,抗硫毒能力强,对总硫含量无跃居世界第一,并掌握了 以无烟煤、烟煤褐煤焦上限要求的特点,在工业装置上得到广泛应用。炭、焦炉气、天然气、油田伴生气和液态烃等气固由于航天炉气化原料气中CO的体积分数高液多种原料生产合成氨的技术。中国航天科技集达65%~ 70%,水1气比高达1.1~ 1.4,因此,变.团北京航天煤化工工程公司经过长期研制,开发换工艺如何分段、-段炉 反应的深度如何控制和出具有世界先进水平和自主知识产权的新型煤气怎样抑制甲烷化副反应等问题,就成为“航天粉化技术一HT L粉煤加压气化专利技术,已应用煤加压气化”变换工艺设计的难点。于安徽临泉甲醇项目与河南濮阳龙宇甲醇项目通过对应用Shell粉煤气化和Texaco水煤浆中,于2008年顺利开车运行,达到设计要求。气化的合成氨厂的多次考察并与催化剂厂家的随着HT-L粉煤加压气化技术(航天炉)在国技术人员对催化剂装填、硫化等进行了深人细致内的运用，后序装置设计也在不断的探索与改进的交流和讨论,同时又在不断地对过去所作变换当中。因“航天炉”气化原料气具有高水1气比高装置投产后总结的基础上,最终确定在变换工艺CO等特点,造成CO变换反应推动力太大,一变.中,采用Co -Mo系宽温耐硫催化剂。该系列催化热点温度难以控制。为了控制变换炉温度,降低剂适用于原料气中硫含量较高的变换,对原料气设备造价,通过对一段变换炉催化剂合理分层装中硫只有最低要求,无上限要求,因此使后序净填、配气及设立调节副线,来控制在不同负荷下化流程更为简单。的反应深度和床层热点温度。根据目前国内外合成氨装置中净化工艺一1变换工艺路线的选择般为低温甲醇洗+液氮洗或是低温甲醇洗+甲根据目前大中型合成氨的变换工艺在整个烷化精制，这就要求变换后的CO含量尽量低,所净化工艺中的配置情况来看,变换使用的催化剂以确定采用四段变换，使CO在变换气中的体积和热回收方式是关键,它决定了变换工艺的流程分数(干基)≤0.4%。.配置及工艺先进性。2变换工艺特点在20世纪60年代前,主要使用Fe -Cr系变(1)根据HT-L气化炉生产的煤气组份特点，换催化剂的变换工艺,气体经变换后仍含有体积- 、 二段变换反应温升较大。为了控制反应温度，分数为3% ~4%的co,该系列变换催化剂抗硫降低变换炉的造价，必须采用分段变换移走热毒能力差,蒸汽消耗较高,有最低水气比要求。60量,将变换出口气体温度控制在≤450C。年代后，采用了活性高的Cu-Zn系变换催化剂，(2)-段变换炉操作温度通过催化剂分层装残余Co的体积分数可降至~ 0.4% ,适用于总硫填及煤气副线调节.通过控制催化剂床层的气量的体积分数<0.1 x 10*的气体，因此,要求原料和人中国煤化工针化剂允许的温气必须先脱硫再变换。升范HCNMHG随着Co-Mo耐硫变换催化剂的研发成功,其(3)二段变换炉操作温度通过配气降低二段第1期汪旭红:HT-L粉煤气化配套变换工艺设计1入口Co含量来控制。用变换气的热量副产1.27MPa(G )的饱和蒸汽,该(4)在容易超温的-、二段人口设置高压氮蒸汽一部分供汽提塔用,-部分送人1.27MPa低气高压蒸汽等调节手段,防止超温。压蒸汽管网。冷却后的变换气进入2*变换炉,在(5)为了移走大量的变换反应热,合理用能，炉内催化剂的作用下，进一步进行变换反应,使需要进行逐级回收。高位能热量用来副产蒸汽和CO的体积分数达3%左右，为了提高3*.4°变换加热变换冷凝液,低位能热量用来预热锅炉给水的汽气比,加大反应的推动力，从2#变换炉底部及脱盐水。出来的变换气补人中压锅炉给水,补水后的变换(6)操作弹性大。装置在负荷低至40%时可气再经喷水净化器分掉未汽化的水后进入1* 低正常运行,满足生产要求。压蒸汽发生器,利用二变后的高温变换气热量副(7)整个变换工艺在正常操作时不需外加蒸产2.5MPa( G)的饱和蒸汽,送人蒸汽管网。变换气汽。再进人冷凝液加热器,把热量传给送气化单元的3工艺流程说明变换工艺冷凝液以提高变换入口汽气比。然后进从气化来的含Co的体积分数为70%左右、人3*变换炉，反应后CO的体积分数降至0.7%水气比1.2左右的饱和粗煤气,先进入1'气液分左右，从3*变换炉底部引出的变换气再进入2*离器,将粗煤气因热力损失而产生的冷凝液自分低压蒸汽发生器,利用变换气的热量副产0.5MPa离器的底部排出,气相从分离器顶部分出。在分(G )的低压饱和蒸汽。从低压蒸汽发生器换热后离器的出口管道上设置了水气比检测仪,检测进的变换气再进入4*变换炉,进行深度变换反应,人1"变换炉的水气比值。反应后CO的体积分数降至0.4%以下。变换反应粗煤气随后进人变换炉进料换热器,在此被方程式为:来自1*变换炉的高温变换气加热后，先进人脱毒CO+H20一CO2+H+Q槽,将粗煤气中的杂质、灰尘等脱除,然后-部分COS+H2O二CO2+H2S+Q进入1"变换炉,在炉内催化剂的作用下,粗煤气从4*变换炉出来的变换气再通过3*低压蒸中的部分CO与H2O发生变换反应，并放出大量发冷凝器、锅炉水预热器、脱盐水预热器等回收的反应热;从1*变换炉底部出来的变换气,送入热量并分离掉冷凝下来的水后送入下游脱硫脱变换炉进料换热器,与粗煤气换热后再与未参加碳单元。反应的粗煤气混合，进入到中压蒸汽发生器,利耐硫变换工艺流程简图见图1。中压蒸汽发生器冷凝被顶热器品中压锅炉给水T变换炉进D科换热器1°变换炉↓2*变换炉粗蝶气户1脱毒槽3"变换炉4"变换炉1°分离器⑧l 去脱硫胎碳.高压蒸汽中国煤化工豪压氮气圈1耐硫变换工艺流程YHCNMHG12氮肥技术2011年第32卷4工艺控制措施表1 装置副产汽量表(1)设置变换炉进料换热器副线。通过调节序号装置名称蒸汽压力MPa蒸汽温度副产蒸汽量. (G)/9_h氨_副线来控制进人1* 变换炉的温度。中压蒸汽管网(2)设一段变换中间副线。在低负荷时,可将变换2.500.241'变换炉上层催化剂短路，粗煤气直接进入下低压蒸汽管网层，通过控制催化剂装填量来控制反应深度，进饱和0.17而控制床层热点温度不超温。2 变换0.500.55(3)-、二段变换配气线。正常负荷时,使部注:①均为连续副产蒸汽。分粗煤气进入1°变换炉，另-部分粗煤气与1# .表2装置消耗汽量表蒸汽压力MPa蒸汽温度副产蒸汽量下变换炉出来的变换气混合，将CO的含量调到-(G)/9Ch氨定的依度后再进入2°变换炉,控制通过催化剂层的煤气量和co浓度来控制床层热点温度不超1变换1.270.11温。0.07(4)设一、二段变换进口高压蒸汽。在1"、2*注:①均为连续消耗蒸汽。变换妒超温时,通过补入高压蒸汽,吸收部分反从上述蒸汽消耗可以看出,本装置利用反应应热来压低催化剂床层温度。热所产的饱和蒸汽在满足本装置的生产要求后，(5)设- -、二段变换进口高压氮气。高压氮气其余的蒸汽还可送往其他用户使用。可在1"、2*变换炉超温时紧急加入，稀释煤气中总之,在“航天煤气化”变换工艺流程的设计CO浓度,快速降低反应推动力。过程中,就流程的组织、各段反应的工艺条件、换(6)设2变换炉出口补水。提高水气比,满足热器和分离器的数量及位置、余热回收方式等，三、四段变换深度反应的要求。都是根据合成氨装置前后工序的工艺特点及要在1、.2*变换炉CO含量虽很高,但水气比也求,结合全厂蒸汽平衡情况,运用计算机流程模高,不会有甲烷化反应发生。拟软件进行反复的调整,由简人繁,进行多版次5 30x 10t/a合成氨变换蒸汽消耗的修改而完成的,从而满足“航天煤气化"变换装装置副产蒸汽情况见表1,装置消耗蒸汽量置设计的需要。情况见表2。(收稿日期:2010-11-01 )《氮肥(甲醇)行业节能减排资料汇编》征订通知为了推进与完成国家“十二五规划”氮肥行业节能减排的工作,帮助氮肥(甲醇)企业的工程生产技术人员与管理人员,全面了解本行业有关节能降耗、环境综合治理相关的国家政策要求、新工艺、新技术新设备、新材料及行之有效的各项措施与经验,提高企业节能减排的水平,促进企业技术进步向低碳经济的发展,上海达门化工工程技术有限公司组织了人员在有关单位大力支持下,编辑了一套《氮肥(甲醇)行业节能减排资料汇编>(上、中、下三册),汇编共约150万字,现已发行。该汇编较系统全面地将近几年来氮肥(甲醇)行业有关节能减排的国家政策要求、“四新’'开发研究与应用、生产节能减排技术改造与经验总结等资料论文加以整理与选编。对氮肥(甲醇)行业有关设计、科研、生产、制造、教育、管理、信息等部门的生产、技术、环保、管理人员都有较大的参考作用并具有保存价值。现开始征订,需要订购者请与上海达门化工工程技术有限公司直接索取订单。每套资料(上、中、下册)定价500元。联系电话:021- -62431338,联系人:应自玲中国煤化工YHCNMHG技术有限公司2011年1月