變換冷凝液溫度對粗合成氣汽氣比的影響及解決方案

王 靚

(中石化南京工程有限公司，江蘇 南京 211100)

變換冷凝液溫度對粗合成氣汽氣比的影響及解決方案

王 靚

(中石化南京工程有限公司，江蘇 南京 211100)

采用了一種簡易的ASPEN PLUS模型，研究了變換冷凝液溫度對水煤漿氣化粗合成氣產品汽氣比的影響，通過后續變換工序的熱負荷分析論述了提高變換冷凝液的方法。結果表明，提高變換冷凝液溫度可以起到提高粗合成氣汽氣比作用，并且可以利用一段變換后工藝氣的余熱作為升溫熱源。

水煤漿氣化；汽氣比；變換冷凝液溫度

水煤漿氣化屬于氣流床氣化工藝，配激冷流程(以下簡稱氣化)所產生的粗合成氣中汽氣比較高，在滿足下游變換反應的推動力前提下，仍然有部分水蒸氣未參與反應，在變換后氣體進一步降溫過程中，大量的工藝冷凝液被分離出來，其中部分凝液直接返回氣化工序回用，剩余部分經蒸汽汽提除氨后再返回氣化工序。本文將首先介紹氣化產出粗合成氣汽氣比對變換轉化率的影響，并進一步分析產出粗合成氣汽氣比的影響因素，結合國內某煤制氫裝置就回用的變換冷凝液的溫度因素進行重點分析，進而提出解決方案。這里變換冷凝液指的是直接返回氣化工序的凝液(以下簡稱變換冷凝液)，經除氨處理的變換凝液返回氣化工序后對汽氣比不產生直接影響。

1 粗合成氣汽氣比對變換反應的影響

國內多數煙煤經水煤漿氣化所得粗合成氣中汽氣比基本都在1.3～1.4左右，據此，普遍的變換工序的設計都采用的是三段變換反應，最終變換后工藝氣中一氧化碳干基體積含量為0.4%～0.5%。但汽氣比若低于1.3則往往在變換催化劑末期活性較差時，難以保證變換氣的一氧化碳含量的指標，造成下游甲烷化、變壓吸附或液氮洗偏離設計值，引起氫氣產品純度下降及有效氣損失。若要保證在相對低的汽氣比下，在催化劑后期仍然能滿足指標，則必須增加催化劑裝填量、加大變換爐尺寸，導致建設投資和生產成本的增加。因此，粗合成氣汽氣比的相對穩定，是氫氣產品合格的重要保障。

2 汽氣比研究模型的建立及分析結果

首先介紹氣化工序合成氣產出流程。來自氣化爐燃燒室的高溫合成氣經來自碳洗塔激冷黑水和氣化爐激冷室水浴飽和降溫后，在文丘里管內經一部分變換冷凝液和黑水進一步潤濕后進入碳洗塔由變換冷凝液和補充鍋爐給水洗滌合成氣所含灰分后送往變換工序。為將研究內容簡化，將氣化爐激冷室、碳洗塔、文丘里管整體作為研究對象，由于本文主要研究變換冷凝液對粗合成氣汽氣比的影響，因此作出如下假定：一、除來自氣化爐燃燒室的高溫合成氣以及出氣化界區的飽和合成氣外，其他輸入物流均假定為純水；二、同研究模型相關的物流流量不隨變換返回變換冷凝液的溫度變化而變化。作出以上假設后，采用ASPEN PLUS中FLASH2模塊模擬氣化爐激冷室、碳洗塔、文丘里管研究對象，由于出氣化爐激冷室的黑水、去鎖斗的含渣黑水、出碳洗塔黑水工藝參數不盡相同，因此在這里采用FSPLIT模塊將出FLASH2模塊的液相分為三股，以傳遞給FLASH2模塊的熱物流來表達并區分出三股黑水之間的溫度區別。而由于是液相的緣故，壓力的差別忽略。研究模型示意如圖1。

圖中流股①～⑨分別對應于表1和表2中1～9物流號，圖中FSPLIT模塊出口流股中，分別用HEATER模塊規定了⑥、⑦號流股的溫度及流量，流股⑨作為變量輸出。參照上述模型，以變換冷凝液的溫度作為自變量，基本可以模擬出出氣化單元的合成氣(流股⑧)及出碳洗塔的黑水(流股⑨)的工藝參數。現將相關輸入物流信息列于表1，輸出物流信息列于表2，以160℃為起始溫度來研究變換冷凝液對出氣化合成氣汽氣比的影響，表3列出了160～220℃范圍內，變換冷凝液溫度變化的模擬結果。

圖1 研究模型示意圖

表2 研究模型輸出物流參數

表3 研究模型模擬結果

由表中數據可以看出當一定量的變換冷凝液由160℃升溫至220℃，出氣化的合成氣汽氣比可增加約0.12，出碳洗塔的黑水流量減小。當氣化單元熱損較大，主要反映為在灰水加熱器結垢情況下，返回碳洗塔的灰水溫度較低時，由變換凝液加熱所引入的熱量便可作為汽氣比不足的彌補手段。

誠然，上述研究模型可以直接簡化為由液態水的焓差轉化為汽化潛熱來計算合成氣汽氣比的增量，但該模型是實際流程的簡化模型，如需更加貼近實際，還可以對該模型進行拓展，如納入黑水閃蒸模塊、灰水加熱模塊、變換工序中變換氣冷凝模塊，都將影響上述結果，以上述研究模型作為基礎則更加具有實際意義，限于篇幅，這里不再贅述。

3 變換冷凝液提溫的方案

水煤漿氣化制氫裝置中，變換工序通常采用三段中低溫變換工藝，其中一段變換爐出口變換氣通常用來副產4.0MPaG等級的蒸汽，蒸汽發生器出口的溫度通常高于水蒸發溫度15～20℃，因此經過蒸汽發生器的變換氣溫度可降至約265℃，而二段變換爐所需進口溫度通常要求為235～245℃，這里尚有部分余熱可以利用。一段變換爐出口至二段變換爐進口工藝流程如圖2所示。

圖2 變換工藝流程簡圖(局部)

下面將從熱負荷的角度論述變換冷凝液加熱的可能性。以前述研究模型所在同一裝置變換工序為例，表4列出了出氣化、進入一段變換爐、出一段變換爐及進入二段變換爐的工藝氣參數，一段變換爐將合成氣中一氧化碳干基含量體積比從43.51%降至4.58%。表5列出了將一段變換爐出口高溫工藝氣冷卻至二段變換爐進口溫度要求248℃之間總冷卻熱負荷、流程上主要換熱設備熱負荷以及剩余熱負荷(催化劑中后期)。

表4 變換爐前后相關物流工藝參數

表5 變換高溫反應熱回收負荷

該工序變換冷凝液流量M=92648kg/h，溫度171℃，壓力5.5MPaG，平均定壓比熱容CP=4.437kJ/(kg·℃)，如將表5中剩余熱負荷用來預熱變換冷凝液則有冷凝液溫升ΔT=Q×/(M·CP)=41.5℃，冷凝液可由171℃升溫至212.5℃。

綜上，前述的這部分余熱完全可作為冷凝液預熱的熱源，預計可將出氣化工序的工藝氣的汽氣比提高約0.08。當催化劑末期，催化劑活性差時，加熱變換冷凝液可作為增加汽氣比的輔助手段，并且適當的提高副產蒸汽的壓力或增大蒸汽發生器旁路的調節閥開度，提高蒸汽發生器出口溫度后，還可以進一步提升冷凝液預熱的溫度；另外還可以將冷凝液預熱器同鍋爐給水預熱器并聯設置，當催化劑初期活性較好時，可將該部分余熱作為預熱進入蒸汽發生器的給水的熱源，這就更增加了操作的靈活性。

誠然，出氣化工藝氣汽氣比還有其他的影響因素，變換冷凝液的溫度并非主因。返回碳洗塔的灰水經高壓閃蒸氣加熱可顯著升溫，但加熱效果常因結垢堵塞而下降，該因素常被視為汽氣比下降的主要原因。但加熱變換冷凝液的措施不失為生產過程中一種可控的調節手段。

(本文文獻格式：王 靚.變換冷凝液溫度對粗合成氣汽氣比的影響及解決方案[J].山東化工，2016，45(24)：83-85.)

Influence and to Crude Syngas Steam/Gas Ratio of Condensate Temperature from Co-shift Unit and its Solution

Wang Liang

(Sinopec Nanjing Engineering Co., Ltd., Nanjing 211100，China)

The influence to coal slurry gasification crude syngas Steam/Gas ratio of condensate temperature from co-shift unit was studied by a kind of simple ASPEN PLUS model. And the way to increasing condensate temperature was studied by heat duty analyzing of co shift unit. The results show that crude syngas Steam/Gas ratio could be enhanced by increasing condensate temperature from co-shift unit. And waste heat after 1# co-shifter could be utilized as heat resource.

coal slurry gasification; steam/gas ratio; condensate temperature from co-shift unit.

2016-11-23

王 靚(1976—)，江蘇南京人，工程師，要主從事化工設計工作。

TQ545

A

1008-021X(2016)24-0083-03