邢憲軍

(新煤化工設(shè)計院〔上?！秤邢薰?上海 200233)

我國中小型氮肥企業(yè)的造氣工段大多采用常壓固定層間歇氣化工藝，以塊狀無煙煤或焦炭為原料，空氣或水蒸氣為氣化劑，在常壓條件下生產(chǎn)原料氣[1- 2]。該氣化技術(shù)投資少、建設(shè)周期短、運行穩(wěn)定，但存在煤種選擇性比較單一、原料利用率低、能耗高、單爐產(chǎn)氣量小及吹風(fēng)氣對周圍環(huán)境污染嚴(yán)重等問題，屬于逐步淘汰的落后工藝[3- 4]。

近年來，隨著無煙煤價格的持續(xù)上漲，中小型氮肥企業(yè)的生產(chǎn)成本急劇增加。由于原料煤占氮肥生產(chǎn)總成本的50%以上，如果不能改變以無煙塊煤為原料的狀況，氮肥企業(yè)則不可能從根本上扭轉(zhuǎn)成本居高不下的局面[5- 8]。因此，尋求能夠氣化劣質(zhì)煤、當(dāng)?shù)孛旱臐崈裘簹饣夹g(shù)來改造現(xiàn)有固定層造氣爐是降低企業(yè)生產(chǎn)成本的有效途徑。

由于中小型合成氨裝置工藝流程長、各工段關(guān)聯(lián)度大，因此固定層造氣工段的改造并不是簡單的推倒重來和以新代老，所面臨的最大問題就是改造后新氣化裝置如何與現(xiàn)有生產(chǎn)裝置進(jìn)行銜接。以河北某化肥企業(yè)的“24·40”裝置為例，對采用U- GAS氣化技術(shù)改造中小型氮肥企業(yè)固定層造氣爐進(jìn)行分析研究，以期在保證現(xiàn)有生產(chǎn)能力不變的前提下，最大限度地利用現(xiàn)有工藝流程和設(shè)備。

1 現(xiàn)有工藝概述

河北某化肥企業(yè)“18·30”裝置于2009年建成投產(chǎn)，隨后對該裝置進(jìn)行了“24·40”節(jié)能挖潛技術(shù)改造，目前日產(chǎn)合成氨790 t，聯(lián)產(chǎn)甲醇80 t。該裝置以無煙煤為原料生產(chǎn)尿素(中間產(chǎn)品為液氨)，造氣工段采用常壓固定層間歇氣化工藝，共有Ф 2 800 mm和Ф 2 650 mm造氣爐18臺，改造前全系統(tǒng)生產(chǎn)工藝流程如圖1所示。

圖1 改造前全系統(tǒng)生產(chǎn)工藝流程

空氣、過熱蒸汽與加氮空氣按一定工序交替送入固定層造氣爐內(nèi)，在熾熱的炭層中發(fā)生一系列化學(xué)反應(yīng)，制得的半水煤氣經(jīng)洗氣箱、洗氣塔降溫除塵后送入氣柜。氣柜中的半水煤氣經(jīng)除塵塔后送入羅茨風(fēng)機(jī)，升壓至0.05 MPa進(jìn)入常壓脫硫塔進(jìn)行粗脫硫。粗脫硫氣經(jīng)凈氨塔、靜電除焦油塔后進(jìn)入壓縮機(jī)一、二、三段，升壓至2.10 MPa后送入變換工段，得到的變換氣經(jīng)變脫裝置脫除少量的H2S后送至脫碳工段脫除CO2。脫碳后的原料氣進(jìn)入壓縮機(jī)四、五段，升壓至11.00 MPa后送至中壓醇化工段聯(lián)產(chǎn)甲醇。出中壓醇化工段未反應(yīng)的原料氣經(jīng)甲醇洗滌塔洗去氣體中夾帶的微量甲醇后進(jìn)入壓縮機(jī)六段，升壓至22.00 MPa后經(jīng)高壓醇化工段、甲烷化工段脫除微量的CO和CO2，再送至氨合成工段生產(chǎn)液氨。來自氨合成工段的放空氣減壓后送至凈氨塔與軟水逆流接觸，得到的氨水由塔底排出，放空氣從塔頂出塔后送至膜分離器。通過膜分離器回收得到的氫氣送至壓縮機(jī)四段入口循環(huán)使用；膜分離器的尾氣作為燃料氣送至造氣工段的混燃爐燃燒，產(chǎn)生的過熱蒸汽供造氣工段使用。從氨合成工段送出的液氨與加壓CO2一起送至尿素合成塔，最終通過蒸發(fā)造粒得到尿素產(chǎn)品。

2 改造方案的分析與討論

由于尿素合成自成體系，造氣工段的改造不影響尿素合成部分，所以僅分析討論造氣工段的改造對合成氨生產(chǎn)的影響。

2.1 造氣工段

U- GAS氣化技術(shù)是由美國氣體研究院(GTI)開發(fā)的流化床氣化技術(shù)，其主要特點：①對原料有較強(qiáng)的適應(yīng)性，可氣化褐煤、煙煤、次煙煤、無煙煤及高灰高硫劣質(zhì)煤；②氣化過程中不產(chǎn)生焦油，采用干法排渣，對環(huán)境友好；③氣化效率高，冷煤氣效率≥80%，碳轉(zhuǎn)化率≥98%；④操作簡單，易于維護(hù)，建設(shè)投資低[9- 10]。由于U- GAS氣化技術(shù)對煤種適應(yīng)性強(qiáng)，可以氣化劣質(zhì)煤、本地煤，能有效降低合成氨的生產(chǎn)成本，是改造常壓固定層間歇造氣爐的理想技術(shù)。

2.1.1 氣化壓力的選擇

氣化壓力是由后續(xù)變換、變脫、脫碳、壓縮等工段綜合決定。由于該項目變換、變脫、脫碳工段的設(shè)計壓力均為2.1 MPa，所以氣化裝置出口壓力不能高于2.1 MPa，否則變換、變脫、脫碳工段全部要推倒重來，將大幅增加改造投資并延長改造工期，嚴(yán)重影響企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。

壓縮機(jī)三段進(jìn)口壓力為0.85 MPa，出口壓力為2.10 MPa。U- GAS氣化技術(shù)已有1.0 MPa加壓氣化業(yè)績，但沒有2.0 MPa壓力等級的氣化業(yè)績[11]。經(jīng)綜合考慮上述情況和凈化部分的壓降后，確定氣化壓力為1.2 MPa。

2.1.2 造氣工段的改造方案

采用2臺Ф 2 600 mm/Ф 3 600 mm U- GAS氣化爐取代原有的18臺常壓固定層間歇造氣爐；利用現(xiàn)有的煤場和備煤系統(tǒng)，增設(shè)煤破碎系統(tǒng)，新建上煤棧橋及煤輸送皮帶機(jī)、空分裝置(制氧規(guī)模22 000 m3/h，標(biāo)態(tài))以及污水處理裝置；取消原有的空氣鼓風(fēng)機(jī)、氣柜、靜電除塵塔和羅茨風(fēng)機(jī)。

2.1.3 造氣工段改造前后消耗對比

U- GAS氣化以煙煤為設(shè)計煤種，純氧氣化，氣化壓力1.2 MPa，氣化溫度950 ℃。固定層造氣爐以無煙煤為原料，常壓空氣氣化。2種氣化技術(shù)氣化用煤性質(zhì)對比如表1所示，所產(chǎn)煤氣組成對比如表2所示。

在保持改造前后生產(chǎn)規(guī)模(合成氨790 t/d、甲醇80 t/d)相同的前提下，固定層間歇氣化、U- GAS氣化的消耗對比如表3所示，其中固定層間歇氣化副產(chǎn)、消耗的蒸汽規(guī)格為0.6 MPa、180 ℃，

表1 2種氣化技術(shù)氣化用煤性質(zhì)對比

表2 2種氣化技術(shù)所產(chǎn)煤氣組成對比 %

表3 2種氣化技術(shù)的消耗對比

U- GAS氣化副產(chǎn)、消耗的蒸汽規(guī)格為2.0 MPa、400 ℃。

由表2可看出，U- GAS氣化所產(chǎn)煤氣中CH4含量較高，致使氨合成工段放空氣量較大[12- 13]。為了保證合成氨生產(chǎn)規(guī)模相同，所以U- GAS氣化所產(chǎn)的有效氣較固定層氣化多。

U- GAS氣化所產(chǎn)的濕煤氣在水洗塔中采用熱水進(jìn)行洗滌，出水洗塔的濕煤氣壓力以及溫度分別為1.1 MPa和132 ℃，濕基含水體積分?jǐn)?shù)為23.81%，比較適合進(jìn)入耐硫變換工段進(jìn)行變換。

2.1.4 空氣/氧氣消耗對比

固定層造氣爐采用空氣氣化，空氣由鼓風(fēng)機(jī)鼓入氣化爐中；U- GAS氣化爐則采用純氧氣化，氧氣由空分裝置提供。改造前后制氧工段消耗對比如表4所示，其中改造后的電耗不僅包含制氧電耗，而且包含向氨合成工段補(bǔ)氮時氮氣壓縮機(jī)的電耗。

表4 改造前后制氧工段消耗對比

2.2 變換工段

該裝置變換工段原采用高串低工藝，設(shè)計壓力2.1 MPa，運行壓力1.8～2.0 MPa。改造前后水煤氣中CO的量相近(表5)，所以對變換工段的影響不大。U- GAS氣化所產(chǎn)的水煤氣壓力和溫度分別為1.1 MPa和132 ℃，汽氣比為0.31，適合采用全低變流程進(jìn)行變換。

表5 改造前后變換工段參數(shù)對比

變換工段改造方案：利用原有的設(shè)備，將高串低工藝改為全低變工藝，變換壓力降至1.1 MPa；高溫變換爐內(nèi)鐵-鉻系變換催化劑更換為鈷-鉬系耐硫?qū)挏刈儞Q催化劑并分3段裝填，在第1段加裝COS水解催化劑；新增變換工段開工硫化設(shè)備。

2.3 脫硫工段

脫硫工段原采用常壓濕法脫硫+變脫，變脫設(shè)計壓力2.1 MPa，運行壓力1.7～1.9 MPa?，F(xiàn)將常壓濕法脫硫改為加壓濕法脫硫，脫硫塔及貧富液泵需重新購置，再生及硫回收系統(tǒng)保留。加壓濕法脫硫設(shè)置在變換工段之后，變脫可以設(shè)置在加壓濕法脫硫后降壓運行，也可以設(shè)置在壓縮機(jī)三段出口。

2.4 脫碳工段

脫碳工段現(xiàn)采用抽真空變壓吸附(VPSA)技術(shù)，設(shè)計處理氣量為160 000 m3/h，設(shè)計壓力為2.1 MPa，運行壓力1.7～1.9 MPa。該套裝置由提純段(VPSA- Ⅰ)和凈化段(VPSA- Ⅱ)組成，提純段采用18- 4- 9流程，共配置18臺吸附塔，采用4塔吸附、9次均壓、3塔抽真空工藝，出口氣中φ(CO2)控制在6%～10%；凈化段采用18- 4- 10流程，共配置18臺吸附塔，采用4塔吸附、10次均壓、3塔抽真空工藝，出口氣中φ(CO2)控制在0.2%左右。

由于出造氣工段的原料氣直接進(jìn)行變換，致使氣體流量和平均分子量增大，若直接進(jìn)入壓縮機(jī)3段入口，會造成壓縮機(jī)的改造工作量較大。因此，變換后的原料氣在進(jìn)入壓縮機(jī)三段前，先進(jìn)行預(yù)脫碳，以減少原料氣的流量，降低壓縮功。

改造方案：將原脫碳工段提純段設(shè)置在壓縮機(jī)三段入口前降壓使用，由于脫碳工作壓力降低，故提純段的脫碳能力已無法滿足現(xiàn)有裝置要求，需擴(kuò)建脫碳裝置的提純段，使其出口氣中φ(CO2)控制在8%左右；脫碳工段凈化段仍配置在壓縮機(jī)三段出口。

2.5 壓縮工段

該企業(yè)現(xiàn)采用臥式M型六列對稱平衡往復(fù)式壓縮機(jī)，共由6段組成。改造以后，取消壓縮機(jī)的一、二段，原料氣經(jīng)預(yù)脫碳以后直接進(jìn)入壓縮機(jī)三段。改造前后壓縮機(jī)三段入口氣體性質(zhì)對比如表6所示。

表6 改造前后壓縮機(jī)三段入口氣體性質(zhì)對比

由表6可看出；改造前后壓縮機(jī)三段入口氣體流量基本相同，故無需改造壓縮機(jī)的氣缸；改造后，三段入口氣體平均分子量減小，壓縮功將相應(yīng)減少。

2.6 甲醇合成、甲烷化和氨合成工段

改造前后中壓甲醇合成、高壓甲醇合成、甲烷化、氨合成工段的進(jìn)口總氣量和有效氣量對比如表7所示。

表7 改造前后甲醇合成、甲烷化和氨合成工段進(jìn)口總氣量和有效氣量對比m3/h(標(biāo)態(tài))

從表7可看出：改造前后中壓甲醇合成、高壓甲醇合成、甲烷化工段的入口總氣量和有效氣量比較接近，對反應(yīng)系統(tǒng)的影響不大；改造后，進(jìn)入氨合成工段的原料氣量增加較多，有效氣量變化不大，這是因為U- GAS氣化所產(chǎn)煤氣中甲烷含量高，進(jìn)入氨合成工段的惰性氣體亦增多，致使氨合成工段的放空氣量增大，回收氫氣量增多，但對合成氨產(chǎn)量影響不大。

2.7 氫、氨、甲烷回收

由于固定層氣化所產(chǎn)煤氣中含CH4體積分?jǐn)?shù)約1.0%，而U- GAS氣化高達(dá)4.5%，造成改造后放空氣流量增大數(shù)倍(表8)，所以，改造后需要擴(kuò)建膜分離器和氨回收裝置。

表8 改造前后放空氣流量和回收氫氣流量對比m3/h(標(biāo)態(tài))

改造前后尾氣的流量和低位熱值對比如表9所示。改造前，合成氨放空氣經(jīng)膜分離器提氫后，尾氣送至三廢混燃爐燃燒，所生產(chǎn)的蒸汽供固定層氣化爐使用。改造后，合成氨放空氣經(jīng)膜分離器提氫后，尾氣為富甲烷氣，熱值較高，可用于燃?xì)?蒸汽輪機(jī)發(fā)電。經(jīng)測算，改造后尾氣可發(fā)電30 800 kW(燃?xì)廨啓C(jī)發(fā)電22 100 kW，蒸汽輪機(jī)發(fā)電8 700 kW)，發(fā)電部分自用1 200 kW，凈輸出電力29 600 kW。

表9 改造前后尾氣流量和低位熱值對比

2.8 改造后全系統(tǒng)工藝流程的確定

采用U- GAS氣化技術(shù)改造中小型氮肥企業(yè)固定層造氣裝置后，其全系統(tǒng)生產(chǎn)工藝流程見圖2。

圖2 改造后全系統(tǒng)生產(chǎn)工藝流程

3 改造前后能耗及成本對比

3.1 改造前后主要原材料及公用工程消耗對比

改造前后主要原材料及公用工程消耗對比如表10所示。

3.2 改造前后主要公用工程對比

分別對表10中所述電、低壓蒸汽、蒸汽、循環(huán)水、脫鹽水等主要公用工程的消耗情況進(jìn)行對比，以便確定改造后公用工程的擴(kuò)建情況，結(jié)果如表11所示。

表10 改造前后主要原材料及公用工程消耗對比

2)含羅茨風(fēng)機(jī)電耗；

3)含靜電除焦油塔電耗

從表11可看出，若不計燃?xì)?蒸汽發(fā)電，改造后用電量增加694 kW，對全系統(tǒng)用電容量基本沒有影響；若計入燃?xì)?蒸汽發(fā)電，改造后由全系統(tǒng)電網(wǎng)調(diào)配，可少購電28 906 kW。

改造后，低壓蒸汽耗量增加11.25 t/h，蒸汽耗量減少26.85 t/h，可將蒸汽減壓至0.60 MPa

表11 改造前后主要公用工程對比

進(jìn)行補(bǔ)充，以平衡低壓蒸汽。平衡后，蒸汽富裕15.60 t/h，可用于其他工段的蒸汽平衡或發(fā)電。

改造后，循環(huán)水用量增加1 898 m3/h，增量不大，可由原循環(huán)冷卻水系統(tǒng)平衡解決。

改造后，脫鹽水用量增加53.92 t/h，不足部分由原脫鹽水站統(tǒng)籌解決。

總的來講，改造前后電和蒸汽基本持平，對公用工程系統(tǒng)沒有影響；循環(huán)水用量略有增加，循環(huán)水系統(tǒng)優(yōu)化后，可以解決；由于改造后新建燃?xì)?蒸汽發(fā)電裝置，脫鹽水用量增加較多，可由脫鹽水站統(tǒng)籌解決。

3.3 改造前后成本對比

改造前后改造部分成本變化對比如表12所示。

由表12可知：改造后，若不配置燃?xì)?蒸汽發(fā)電部分，年節(jié)省成本約4 736萬元，改造總投資為3.32億元，扣除折舊、維修后，噸氨成本可降低200元；若配置燃?xì)?蒸汽發(fā)電部分，年節(jié)省成本約1.75億元，改造總投資為4.36億元，扣除折舊、維修后，噸氨成本可降低568元。

4 結(jié)語

通過對U- GAS氣化技術(shù)改造中小型氮肥企業(yè)固定層造氣爐的研究表明：在整個改造過程，氣化裝置和空分裝置為新建，均為成熟技術(shù)；壓縮工段的改造經(jīng)交流討論，完全可行；變換、脫硫、脫碳等工段均是小改造，技術(shù)成熟，基本無風(fēng)險；甲醇合成和氨合成部分無需改造。從整體上講，該改造方案技術(shù)上可行、經(jīng)濟(jì)上合理。改造后，U- GAS氣化采用干法排渣，無飛灰和尾氣外排，節(jié)能環(huán)保；原料煤由無煙煤改為煙煤，還可使用劣質(zhì)煤，原料成本大幅降低；副產(chǎn)的富甲烷氣體可用于發(fā)電，能顯著提高企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。

表12 改造前后改造部分成本變化對比

2)使用壽命3年；

3)年運行時間按7 200 h計