周宇航 范中宇 曹 琳 王光輝 吳曉琴 雷 楊

(武漢科技大學化學與化工學院，煤轉化與新型炭材料湖北省重點實驗室，430081 武漢)

0 引 言

目前，荒煤氣余熱回收的研究主要集中在以下兩方面：一是工藝流程的創(chuàng)新，二是設備的改進。在工藝流程創(chuàng)新方面，王新東等[1]基于冶金流程工程學理論，提出了高壓高溫干熄焦余熱回收技術；陳光輝等[2]提出了基于洗滌精餾的荒煤氣余熱回收技術，可徹底去除荒煤氣中所夾帶的焦粉，實現(xiàn)煤氣、重質焦油與高沸點洗油的分離，并產生高壓蒸汽；吳聲彪等[3]提出分階段冷卻和除塵，替代傳統(tǒng)焦化工藝直接用氨水噴淋，可降低焦化廢水處理難度；王輔臣等[4]提出焦爐氣轉化的非催化部分氧化工藝，同時比較焦爐氣非催化部分氧化和催化部分氧化制合成氣工藝，結果表明催化部分氧化需大量外加蒸汽，其總體能耗高于非催化部分氧化法的總體能耗；艾春慧等[5]提出利用焦爐荒煤氣作為氣流內熱式低溫干餾爐的氣體熱載體，并將該技術用于內熱式中低溫熱解爐和魯奇三段爐；祝仰勇等[6]提出以雙效熱泵回收利用初冷器的中低溫循環(huán)水，實現(xiàn)初冷器余熱綜合利用。在設備的改進方面；楊東偉等[7]研究了荒煤氣在結焦周期內的溫度波動及總體傳熱效果，針對荒煤氣的流動特性和實驗裝置結構特點提出了傳熱模型；李海橋等[8]針對橫管初冷器噴灑系統(tǒng)存在的問題，采取了相應的改造措施，確保煤氣的冷卻效果和輸送安全；趙迪等[9]通過對初冷器的綜合測試及對相關熱工參數(shù)的計算，分析了影響初冷器換熱的各種因素；楊仕杰等[10]以氮氣作為傳熱工質，比較了光滑管式上升管和螺旋夾套式上升管，實驗測試表明螺旋夾套式上升管總體性能更明顯；高淑寧等[11]分析了上升管焦油結焦和余熱回收，設計出一套螺旋盤管式荒煤氣余熱回收系統(tǒng)。

筆者提出一種新型的荒煤氣多級冷卻工藝，用多級冷卻替代循環(huán)氨水直接噴淋冷卻及初冷器間接冷卻，在充分回收余熱的同時，實現(xiàn)了荒煤氣餾分的粗分離，并比較各級冷卻溫度對經濟效益的影響，以期對新流程優(yōu)化設計提供參考。

1 多級冷卻工藝流程及模擬模型

1.1 工藝流程的提出

現(xiàn)有工藝是在集氣槽內噴灑循環(huán)氨水，通過汽化使荒煤氣急劇降溫至80 ℃～90 ℃，然后其進入橫管式間接冷卻器被冷卻到50 ℃～55 ℃，再進入直冷塔冷卻到25 ℃～35 ℃(稱為基準流程)。此工藝冷卻速度快，可去除荒煤氣中大部分粉塵和焦油，但大量熱能未被利用且會產生廢水?；诖?，提出一種如圖1所示的新流程，多級冷卻分離出焦油高溫餾分(瀝青、蒽油)、三混餾分(洗油、萘油、酚油)和輕油餾分，在充分回收荒煤氣余熱的同時實現(xiàn)餾分粗分離[12]。

圖1 多級冷卻流程Fig.1 Multi-stages cooling process

荒煤氣(650 ℃～750 ℃)經上升管后，依次通過高壓蒸汽發(fā)生器、高溫閃蒸罐、中壓蒸汽發(fā)生器、中溫閃蒸罐、低壓蒸汽發(fā)生器、水冷器和低溫閃蒸罐，后進入初冷器。高溫閃蒸罐分離高溫餾分(285 ℃～315 ℃)，中溫閃蒸罐分離三混餾分(155 ℃～185 ℃)，低溫閃蒸罐分離輕油餾分(50 ℃～55 ℃)。

1.2 基礎數(shù)據(jù)及熱力學方法

利用Aspen Plus模擬多級冷卻流程[13]。為簡化計算，將荒煤氣組成定義為凈煤氣、焦油和其他雜質。凈煤氣含有的CmHn組分中C2H6的質量分數(shù)約為80%，故為簡化模擬，將凈煤氣中的CmHn以C2H6代替。煤焦油組分定義為兩部分：一部分為清晰組分，另一部分為虛擬組分(瀝青)。瀝青組分十分復雜，主要包含三環(huán)以上的芳香族烴類及含氮、氧和硫等雜質的雜環(huán)化合物[14]。

多級冷卻工藝屬于低壓下的油氣體系，且含有虛擬組分，可使用CHAO-SEA，BK10和SRK等方法。本研究選擇SRK方程作為模擬計算的熱力學方法，基礎數(shù)據(jù)見表1。

表1 模擬模型的基礎數(shù)據(jù)Table 1 Basic data of simulated model

2 結果與討論

2.1 多級冷卻溫度對能量的影響

與現(xiàn)有工藝相比，為考察多級冷卻工藝是否充分回收了荒煤氣的余熱，以余熱回收率作為評價多級冷卻工藝的標準。余熱回收率的計算見式(1)。

R=(Qh+Qm+Ql)/Qf×100%

(1)

式中：R為余熱回收率；Qh，Qm，Ql分別為高壓、中壓、低壓蒸汽發(fā)生器回收的熱量，kJ/h；Qf為荒煤氣在冷卻過程中損失的熱量，kJ/h。

經計算，多級冷卻工藝的余熱回收率可以達到87.36%。由于現(xiàn)有工藝并未考慮余熱回收，因此與其相比，多級冷卻工藝在余熱回收方面具有極大的優(yōu)勢。

假定操作時間為8 400 h/a，考慮改變單一蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度。圖2所示為各級蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與換熱面積及發(fā)汽量的關系。

圖2 各級蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與換熱面積和發(fā)汽量的關系Fig.2 Outlet temperature of heat flow of steam generator with the heat exchange area and steam production a—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator；c—Low pressure steam generator

由圖2a可以看出，當高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升到315 ℃時，低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器的換熱面積基本不變，0.35 MPa蒸汽發(fā)汽量基本不變，而高壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積和發(fā)汽量減少，中壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積和發(fā)汽量增加，兩者變化的幅度近似，這是因為高壓蒸汽發(fā)生器的換熱量減少，而這部分換熱量轉移到中壓蒸汽發(fā)生器。

由圖2b可以看出，中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升高到185 ℃時，中壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積先顯著下降，后趨于平穩(wěn)；低壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積略微上升，水冷器換熱面積的變化幅度基本可以忽略不計；一部分換熱量由中壓蒸汽發(fā)生器轉移到低壓蒸汽發(fā)生器，因此1.0 MPa蒸汽發(fā)汽量減少，0.35 MPa蒸汽發(fā)汽量增加，且兩者變化的幅度近似。

由圖2c可以看出，低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由115 ℃升高到145 ℃時，低壓蒸汽發(fā)生器的部分換熱轉移到水冷器，因此，低壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積減少，發(fā)汽量也相應減少；為滿足后續(xù)工藝要求，水冷器熱流出口溫度固定為55 ℃，雖然水冷器的換熱量增加，但是其冷熱物流的對數(shù)平均溫差同樣增加，最終導致水冷器換熱面積減少。

2.2 多級冷卻溫度對物料的影響

高溫閃蒸罐底餾分主要為瀝青和蒽油，統(tǒng)稱為高溫餾分；中溫閃蒸罐底餾分主要為洗油、萘油和酚油，即三混餾分；低溫閃蒸罐底的餾分主要為水和少量輕油。

當僅有低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度發(fā)生改變，其余換熱器溫度保持不變時，由于不影響各級閃蒸罐溫度，閃蒸產物組成不變，因此不考慮低壓蒸汽發(fā)生器對餾分的影響。分析高壓蒸汽發(fā)生器和中壓蒸汽發(fā)生器的熱流出口溫度與各餾分分離效果及閃蒸罐的關系，結果如圖3所示。

由圖3a可以看出，隨著高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升到315 ℃，高溫閃蒸罐中的部分焦油產物會在中溫閃蒸罐餾出，因此，高溫餾分流量減少，三混餾分流量增多，輕油基本不受影響。因為高溫閃蒸罐進料不變，餾分減少時，氣相產物就會增多，閃蒸汽流量增加，所以高溫閃蒸罐的直徑也會隨之增加；而中溫閃蒸罐的進料雖然增加，但是增加的進料大都作為三混餾分餾出，并不影響閃蒸汽流速，所以中溫閃蒸罐直徑不變，低溫閃蒸罐直徑也不會變。

由圖3b可以看出，當中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升到185 ℃時，僅三混餾分的流量急劇減少，此時，由于中溫閃蒸罐進料保持不變，餾分減少，因此，氣相產物增多，導致中溫閃蒸罐的直徑因為閃蒸汽流量增加而增加。而低溫閃蒸罐雖然進料增加，但是進料中主要成分為水，最后都從閃蒸罐底部餾出，因此，閃蒸汽流速不變，低溫閃蒸罐直徑也基本不變，輕油流量也變化不明顯。

圖3 各級蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與餾分和閃蒸罐直徑的關系Fig.3 Outlet temperature of heat flow of steam generator with fraction and diameter of flash tanka—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator□—High temperature fraction；○—Tr-mixed fractions；△—Light oil；▽—High temperature flash tank；◇—Medium temperature flash tank；?—Low temperature flash tank

2.3 多級冷卻溫度對系統(tǒng)總費用的影響

建立評價多級冷卻工藝經濟性的數(shù)學模型，目標函數(shù)只考慮發(fā)汽、餾分初步分離效益和投資費用的權衡，忽略人工、管理等成本，系統(tǒng)總費用(total annual cost，TAC)見式(2)。

TAC=-Ee-Ec+Er-Ew+Es

(2)

式中：Ee為換熱器投資費用，yuan/a；Ec為閃蒸罐投資費用，yuan/a；Er為各級閃蒸罐的餾分分離價值，yuan/a；Ew為循環(huán)水的使用費用，yuan/a；Es為蒸汽價值，yuan/a。

換熱器和閃蒸罐的費用包括購買費用和安裝費用，分別由式(3)～式(12)計算[15-16]?；厥掌跒? a，M&S指數(shù)為1 536.5，材料為不銹鋼。

換熱器費用：

Eep=(M&S/280)×474.7S0.65Fec

(3)

Eei=(M&S/280)×474.7S0.65×2.29+Fec

(4)

其中，

Fec=Fem(Fed+Fep)

(5)

式中：Eep和Eei分別表示換熱器的購買費用和安裝費用；Fem，F(xiàn)ed和Fep分別表示換熱器的材料、設計類型和設計壓力的修正因子。

換熱器的參數(shù)計算公式為：

S=Q/(KΔtm)

(6)

式中：S為換熱器的有效換熱面積，m2；Q為總換熱量，kJ；K為傳熱系數(shù)，kJ/(m2·℃)；Δtm為對數(shù)平均溫差，℃。

閃蒸罐費用：

Ecp=(M&S/280)×957.9D1.066H0.802Fcc

(7)

Eci=(M&S/280)×957.9D1.066H0.802×(2.18+Fcc)

(8)

式中：Ecp和Eci分別表示閃蒸罐的購買費用和安裝費用。

其中，

Fcc=FcmFcp

(9)

Fcp=1+0.007 4(p-3.48)+0.000 23(p-3.48)2

(10)

式中：Fcm和Fcp分別表示閃蒸罐的材料和設計壓力的修正因子；p為閃蒸罐的壓力，atm(1 atm=101 325 Pa)。

閃蒸罐的參數(shù)計算公式為：

(11)

H=FrD

(12)

式中：Ms為閃蒸汽流量，kg/h；ρs為閃蒸汽密度，kg/m3；vs為蒸汽流速，取2 m/s；Fr為閃蒸罐高度與直徑的比值，這里按Fr=2計算；D為閃蒸罐的直徑，m；H為閃蒸罐的高度，m。

餾分分離效益：

(13)

式中：Pri為各級閃蒸罐產物的價格，yuan/t；Pg為荒煤氣的價格，yuan/t；Fi為各級閃蒸罐產物的流量，t/h；t為操作時間，h/a。

循環(huán)水費用：

(14)

式中：Pw為循環(huán)水價格，yuan/kg；Qc為水冷器的熱負荷，kJ/h；Cp為水的比熱容，取Cp=1 kJ/(kg·℃)；Δθ為循環(huán)水進出換熱器的溫差，℃。

蒸汽效益：

(15)

式中：Psi為各等級蒸汽價格，yuan/t；Qi為各級換熱器熱負荷，kJ/h。

Fem=3.75，F(xiàn)ed=1.00，高壓、中壓、低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器的Fep分別為0.52，0.10，0和0；閃蒸罐的Fcm=3.67[17]。操作時間t=8 400 h/a。效益估算中價格因子見表2。

表2 效益估算中的價格因子Table 2 Price factor of efficiency evaluation

各級換熱器熱流出口溫度與費用變化量的關系如圖4所示。

當高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升高到315 ℃時，餾分分離效益急劇升高，閃蒸罐費用上升，其余費用略微下降，但下降趨勢不明顯。由圖4a可以看出，高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對各費用的影響由大到小依次為餾分分離效益、閃蒸罐費用、蒸汽效益、換熱器費用和循環(huán)水費用。

當中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升高至185 ℃時，餾分分離效益明顯降低，雖然閃蒸罐費用上升，蒸汽效益、換熱器費用和循環(huán)水費用略微下降，但變化均不明顯。由圖4b可以看出，中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對各費用的影響由大到小依次為餾分分離效益、閃蒸罐費用、蒸汽效益、換熱器費用和循環(huán)水費用。

當?shù)蛪赫羝l(fā)生器熱流出口溫度由115 ℃升高至145 ℃時，由于低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度并不影響?zhàn)s分的流量，因此，餾分分離效益和閃蒸罐費用保持不變。因為水冷器換熱量增加，需要更多的循環(huán)水來冷卻，所以循環(huán)水費用略微上升。低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器換熱面積降低，導致?lián)Q熱器費用下降。蒸汽效益因為低壓蒸汽發(fā)生器換熱量減少導致的0.35 MPa蒸汽產汽量減少，所以急劇減小。由圖4c可以看出，低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對各費用的影響由大到小依次為蒸汽效益、循環(huán)水費用和換熱器費用。

圖4 各級蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與費用變化量的關系Fig.4 Outlet temperature of heat flow of steam generator with cost changea—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator；c—Low pressure steam generator□—Heat exchanger；○—Flash tank；△—Fraction；▽—Circulating water；◇—Steam

蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度變化對年度總費用的影響如圖5所示。由圖5可以看出，在各級蒸汽發(fā)生器的溫度變化范圍內，年度總費用分別改變2.97%，-40.74%和-0.001 8%，熱流出口溫度對年度總費用的影響由大到小的換熱器依次為中壓蒸汽發(fā)生器、高壓蒸汽發(fā)生器和低壓蒸汽發(fā)生器。因此，在一定的溫度調控范圍內，盡可能升高高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度，降低中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度，即高壓、中壓和低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度分別為315 ℃，155 ℃和115 ℃時，年度總費用最大。

當年度總費用最大時，費用詳情見表3。

圖5 蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度變化與年度總費用變化率的關系Fig.5 Change of outlet temperature of heat flow in steam generator with TAC change rate

表3 年度總費用最大時的費用詳情Table 3 Details of charges of the maxium TAC

2.4 多級冷卻溫度對換熱物流黏度的影響

荒煤氣高溫余熱回收的普遍工程問題在于，采用間接換熱時荒煤氣中的焦油組分隨著換熱壁溫的下降在管壁表面冷凝結焦。降低傳熱系數(shù)，腐蝕管道材料，導致顯熱回收難以進行[19]。高溫煤焦油的黏度是關系結焦問題的重要指標，因此需考慮溫度對換熱物流黏度的影響，結果如圖6所示。

各級換熱器熱流出口溫度會影響該級出口熱流的黏度。為驗證模型可靠性，結合文獻[20]中各窄沸點餾分的實驗數(shù)據(jù)，與圖6中相應的餾分進行比較，115 ℃和130 ℃下的黏度誤差分別為2.02%和2.96%，因此認為模型是可靠的。各級換熱器熱流出口溫度升高30 ℃，出口熱流的黏度呈線性下降，分別下降0.28 cP(8.25%)、0.44 cP(30.16%)和0.36 cP(18.85%)。因此，中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對出口熱流的黏度影響較大。

圖6 各級換熱器熱流出口溫度與黏度的關系Fig.6 Outlet temperature of heat flow of exchangers at various stages with viscosity

出口熱流的黏度對年度總費用的影響主要是其中的換熱器費用，但由表3可以看出，換熱器費用僅占年度總費用極少比例，影響年度總費用的決定性因素是餾分效益。因此，換熱物流黏度對年度總費用的影響可以忽略不計。

3 結 論

1) 采用多級冷卻取代噴灑氨水直接冷卻及初冷器間接冷卻，新流程具有節(jié)能環(huán)保及餾分初步分離的優(yōu)點。

2) 在各級蒸汽發(fā)生器的溫度變化范圍內，年度總費用分別改變2.97%，-40.74%和-0.001 8%，年度總費用對熱流出口溫度的敏感度由大到小的換熱器依次為中壓蒸汽發(fā)生器、高壓蒸汽發(fā)生器和低壓蒸汽發(fā)生器。其中，高壓、中壓蒸汽發(fā)生器主要影響?zhàn)s分分離效益，低壓蒸汽發(fā)生器主要影響蒸汽效益。

3) 在溫度調控范圍內，各級換熱器液相黏度分別減少8.25%，30.16%和18.85%。中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對出口熱流的黏度影響較大，但換熱物流黏度對年度總費用的影響可以忽略不計。