修改前
修改后
水汽比
1.09
0.24
入口温度 /℃
260
220
出口温度 /℃
480
420
不仅造成能耗的极大浪费，而且由于一段催化剂在
高汽气比和高温的苛刻条件下运行，催化剂出现反
硫化现象，
影响了装置的正常生产。
由上分析可知，汽气比的大小直接关系到蒸汽
的消耗，
影响产品成本。同时，更是影响到催化剂的
合理使用，其用量的多少不仅涉及它本身的费用且
影响到变换炉的设备投资。
根据高 / 低汽气比的反应机理，经过实际操作
数据的积累和分析，我厂对原始设计流程中的第一
和第二变换炉进行改造，将部分变换改为低汽气比
操作，
改造的具体内容如下：
3.1
改变流程
在高汽气比的原有流程基础上做了简单改动。
如图 2 所示，增加一条冷激气管线：由原料气过滤
器 04S002 出口的 Φ400 管线上引出一条 Φ250 的
管线至 第一变换炉 04R001 进口阀 Φ400 的管 线
上，管线上加一截止阀，用以调节流量，新加这条管
线的目的是将原料气不经加热，直接进入第一变换
炉 04R001，起到降低变换炉入口温度的作用。这样
形成了更加优化合理的节能新流程。
图 2 增加 DN250 管线旁路后的流程图
Fig.2
Flow chart of adding DN250 bypass
具体流程为：来自气化工序的 168℃、3.8 MPa
的粗煤气进入原料气分离器，分离出的工艺冷凝液
外排至污水处理。进入第一变换炉的原料气分为两
部分：一部分走原流程，经煤气预热器，蒸汽混合气
和煤气换热器加热；
另一部分气体经新加的管线，直
接跨过两个换热器，
以 168℃的冷气直接送到变换炉
入口，混合后的气体温度可以通过两部分流量的配
比来调节，控制温度在 225℃左右，其汽气比约为
0.24，
进入第一变换炉进行变换反应，从第一变换炉
出来的变换气 CO 含量为 42％(干基)，温度约为
420℃。其后的流程保持与原流程相同。
3.2
更换催化剂为低汽气比催化剂
将部分高汽气比催化剂改为低汽气比催化。
第一变换炉 04R001 改装填 QDB- 04 低汽气比
催化剂 13.5Nm
3
，最上层装填 3.0 Nm
3
催化剂厂家提
供的吸附剂，以吸附毒物、粉尘等杂质，可以保护催
化剂少受毒害，
延长其使用寿命。
第二变换炉 4R002 改造时将上部原催化剂卸
出约 7Nm
3
，再添加 QDB- 04 催化剂 5.9 Nm
3
，以提高
变换炉上部催化剂的低温活性。最上面装填第一变
换炉卸出的旧催化剂 2Nm
3
作为吸附剂。
第三变换炉 4R003 保持原有状态不变，仍为低
汽气比催化剂 QDB- 04，共 60Nm
3
。
4
结论
当进入一段变换炉的气量为 63000m
3
·h
- 1
，其中
CO 占总体积的 55.6％时，
汽气比及设计流程修改前
后的控制参数见表 1。
由表 1 可知，入口温度由原来的 260℃降为
220℃，
汽气比由原来的 1.09 降为 0.24；出口温度由
原来的 480℃降到 420℃。
表 1 修改前后的参数比较
Tab.1
Data comparison before and after innovation
生产运行过程中变换炉床层的温度稳定，完全
消除了超温现象。这样，根据高 / 低汽气比反应机
理，采用高 / 低汽气比相结合的变换方式，使得操作
更为灵活，控制手段增多，变换深度和床层温度控
制更加自如。关键是，运行中不再需要加入蒸汽，能
量利用合理。以每小时节省 35t 蒸汽，年生产时间以
300 d 计，
则年节省蒸汽为：
35×24×300 =252000t·a
- 1
。
若每吨蒸汽按 140 元计，则年经济效益为：
252000×140=3528 万元·a
- 1
。
此外，还有效减少了工艺冷凝液量，降低污水
处理工作量；同时，床层空速降低，有效减少了系统
阻力，保护了催化剂；减小生产成本。近年来，生产
装置趋向于大型化，由于我厂大型装置设备利用率
和能源利用率较好，有效地节省了产品的投资及降
低了产品的成本。
参
考 文
献
［1］ 张成. CO 与 CO
2
甲烷化反应研究进展［J］.化工进展, 2007, 26
（9）:1269- 1273
［2］ 徐邦浩. Shell 粉煤气化一氧化碳变换工艺的选择［J］. 化肥工
业. 2006,33（4）:7- 12
合成气
原料气
04E003
04E001
04E002
04S003
04S002
04R002
04R001
04S004
04S005
04R003
DN250 粗煤气管线
于光元：
煤气化过程中 CO 变换工艺探讨
2010 年第 9 期
47