杜海勝，陳勝利

(1.中國石油大學(北京)重質(zhì)油國家重點實驗室，北京 102249；2.中國神華煤制油化工有限公司鄂爾多斯煤制油分公司，內(nèi)蒙古 鄂爾多斯 017209)

加熱爐燃料消耗是石油化工廠的能耗大戶，消耗量占整個生產(chǎn)裝置總能耗的比例為：常減壓蒸餾裝置一般為 82%～92%，焦化裝置約為 90%，連續(xù)重整裝置約為 82%，柴油加氫裝置約為30%[1]。加熱爐在裝置運行時能量利用率的高低直接影響著化工產(chǎn)業(yè)的生產(chǎn)狀態(tài)和盈利狀況[2]。在當前國家實現(xiàn)“碳達峰、碳中和”背景下，如何提高加熱爐熱效率，控制能源消耗總量和單位產(chǎn)品能源消耗，已成為石油化工行業(yè)的重要議題[3]。煤直接液化項目為世界首套商業(yè)化運行的百萬噸級示范工程，于2008年12月30日建成投產(chǎn)，裝置反應進料煤漿加熱爐消耗燃料氣占煤直接液化裝置總能耗的90%以上。加熱爐配套余熱回收系統(tǒng)與加熱爐同步配套建設，用于加熱各等級蒸汽和加熱爐用空氣，原設計加熱爐煙氣最終排放溫度為150 ℃，而目前實際運行溫度接近220 ℃，高于設計值近70 ℃，造成了熱量浪費，針對此問題，本文通過系統(tǒng)核算剖析、空氣預熱器應用技術現(xiàn)狀對比、升級路線設計以及效益評估等方面展開研究，提高加熱爐熱效率。

1 系統(tǒng)核算剖析

1.1 煤漿加熱爐運行核算

煤直接液化裝置煤漿加熱爐由三臺四管程雙面輻射箱式爐并聯(lián)組成，臥式爐管，流程示意圖如圖1所示。所用燃料為經(jīng)過脫硫處理后的煤液化裝置凈化干氣，組成見表1。

從燃料氣組成體積分數(shù)來看，氫氣占1/2以上，甲烷約占1/4，剩余主要為乙烷組分，硫含量為5.75 mg/m3，較為清潔。

表1 燃料氣組成 %

圖1 煤漿加熱爐流程示意圖

煤漿加熱爐設計燃料放熱量為114.081 MW，煙氣量44.195 kg/s。煤液化加熱爐滿負荷運行期間，燃燒氣使用量為14 000 m3/h(標準)[4]。燃料氣低位發(fā)熱量計算公式：

Q1=∑XiQ1i

(1)

式中：Q1為燃料氣低熱值，kJ/m3(標準)；Q1i為單一氣體的低熱值，kJ/m3(標準)。通過式(1)計算得出該加熱爐實際運行放熱量為11.443 MW。

在有元素分析數(shù)據(jù)的情況下，按可燃元素燃燒反應的化學平衡式和空氣的質(zhì)量百分組成，根據(jù)公式V0=∑XiV0i計算出理論空氣量。為了保證完全燃燒，必須有足夠的過剩氧，即必須有足夠的過剩空氣，實際空氣量V=aV0,該計算取過剩空氣系數(shù)α為1.2，計算得出實際空氣量為V=aV0=1.2×95 438.238=114 525.886 m3/h(標準),依據(jù)公式L=1.293V(273/(t+273))換算為標準工況下實際質(zhì)量空氣量L=1.293×114 525.886×(273/(0+273))=148 081.971 kg/h=41.134 kg/s。

煙氣量包括燃料本身質(zhì)量、實際空氣量。Gg=L+W=41.134+2.311=43.444 kg/s。

通過以上計算值與設計值比較，加熱爐在滿負荷運行時煙氣量基本達到加熱爐設計負荷要求。

1.2 余熱回收系統(tǒng)核算

煤直接液化裝置為了充分利用煙氣余熱，降低裝置能耗，裝置內(nèi)的3臺油煤漿進料加熱爐排出的高溫煙氣集中設置了一臺煙道式余熱鍋爐回收熱量，余熱鍋爐入口煙氣溫度693 ℃，出口煙氣溫度為353.3 ℃，排煙至尾部的空氣預熱器，煙氣量為129 016.9m3/h(標準)，熱負荷為18 093.5 kW(6 513.7×104kJ/h )。

余熱鍋爐設有高壓蒸汽發(fā)生器，汽包位于18 m框架平臺上，內(nèi)部設有水下孔板和均汽孔板，采用自然循環(huán)方式，由3根下降管及3根上升管組成。汽包進水為高壓除氧水，生產(chǎn)3.5 MPa高壓飽和蒸汽然后過熱到420 ℃送往管網(wǎng)，為了防止過熱蒸汽超溫，在飽和蒸汽過熱前設置了除氧水噴水減溫器。余熱鍋爐同時還分別過熱裝置內(nèi)蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生的1.1 MPa中壓飽和蒸汽和0.45 MPa低壓飽和蒸汽。與蒸汽換熱后的低溫煙氣再與加熱爐用空氣進行換熱，提高加熱爐用空氣溫度。該空氣預熱器殼體內(nèi)部為管殼和內(nèi)部工作液體(工質(zhì))組成。余熱回收系統(tǒng)圖如圖2所示，余熱回收系統(tǒng)實際運行數(shù)據(jù)與設計值對比見表2。

從表2中可以看出,加熱爐高負荷期間實際運行期間煙氣量與設計量基本相當，煙氣換熱量越大，煙氣溫差就越大；將①-⑥看作煙氣與蒸汽換熱的整體，該余熱回收系統(tǒng)在實際煙氣量與設計值相當?shù)那闆r下，煙氣入余熱回收系統(tǒng)入口實際溫度比設計值高31.7 ℃，空氣出空氣預熱器實際溫度比設計值低40 ℃，相當于煙氣溫差比設計值低了60 ℃，說明煙氣與蒸汽換熱量比原設計要低，這主要是由于實際運行工況與設計值以及上游工藝裝置系統(tǒng)改造后引起蒸汽量發(fā)生變化所導致；從空氣預熱器段⑥-⑦出入口來看，空氣預熱器煙氣給空氣加熱，煙氣側設計溫差為203.3 ℃，而實際溫差為168 ℃，溫差降低35.3 ℃?？諝鈧仍O計溫差為240 ℃，實際為180 ℃，溫差降低60 ℃。說明空氣預熱器換熱能力較原設計偏低。

1.3 空氣預熱器換熱效率分析

根據(jù)現(xiàn)運行的空氣預熱器內(nèi)部檢修情況，結合有關文獻研究報道，空氣預熱器換熱能力下降的原因主要為以下幾個方面：

(1)部分熱管出現(xiàn)了爆管現(xiàn)象。據(jù)文獻[5]研究，熱管式空氣預熱器適用于溫度低于350 ℃的工況，而該空氣預熱器在高負荷時入口煙氣溫度近400 ℃，造成管內(nèi)的壓力劇增，部分熱管爆管失效。

(2)熱管出現(xiàn)了嚴重積灰現(xiàn)象。煙氣中的微小顆粒雜質(zhì)、燃料氣中的硫燃燒后生成的二氧化硫及三氧化硫、腐蝕產(chǎn)物和水蒸氣混合冷卻形成黏結性的不易清除的污垢，使得熱管傳熱效率下降，造成熱管的余熱回收能力下降[6]。

(3)根據(jù)羅桂梅等分析，該類熱管式換熱器換熱面積偏小，列管有一半的管壁為背風面，使得其有效的換熱面積僅為一半左右[7]。

圖2 余熱回收系統(tǒng)示意圖

表2 余熱回收系統(tǒng)實際運行數(shù)據(jù)與設計值對比

2 提升余熱回收系統(tǒng)能效方案研究

針對上一節(jié)對排煙溫度高的原因分析，余熱回收系統(tǒng)中煙氣與蒸汽換熱部分由于受上游工藝裝置改造所限，在蒸汽指標滿足要求的情況下難以再次進行改造，故在此本文將針對提高煙低溫煙氣與空氣換熱量來開展研究，進而提高加熱爐熱負荷，降低加熱爐燃料氣消耗量。

據(jù)楊偉新研究報道，加熱爐煙氣熱損失通常占爐子總供熱量的1/3～1/2。因此，回收利用煙氣余熱，是降低爐子燃料消耗最為有效的手段[8]，預熱器每回收一大卡的物理熱，則可等效于2大卡的化學熱。燃料的發(fā)熱值越低，排煙溫度越高時，其所等效的值越大，但當預熱溫度接近于煙氣溫度時，預熱器的平均溫差和傳熱系數(shù)下降，但預熱器面積和投資激增。因此，在對現(xiàn)有裝置改造時，需要結合現(xiàn)場空間位置，選取換熱效率高的空氣預熱器尤為關鍵。據(jù)文獻檢索報道，目前低溫段煙氣與空氣換熱的技術主要有高效不銹鋼板式空氣預熱器、高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板以及熱媒換熱技術等。

2.1 高效不銹鋼板式空氣預熱器

板式空氣預熱器應用波紋補償器防止高溫變形，低溫側管道特殊設計防止低溫腐蝕等技術，傳熱效率比熱管式提高近1倍，在實際生產(chǎn)中具有良好的效果。根據(jù)實際運行工況分別設計了不銹鋼高溫和低溫換熱段。使用不銹鋼材質(zhì)，具有很好的抗氧化性、耐腐蝕性，使用溫度可達700 ℃，甚至更高。傳熱板片之間采用全焊接方式連接，且制成品出廠前均須驗證密封性，避免人工焊接時焊縫不均勻?qū)е碌男孤妒?；可根?jù)煙氣溫降，逐級分段安裝，結構更加緊湊，傳熱效率更高,使用壽命更長。各換熱段均以模塊化形式組裝，提高空氣預熱器安裝效率，維護簡便，維修成本低[9]。板式換熱器工作原理圖如圖3所示。

圖3 板式換熱器工作原理圖

2.2 高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板空氣預熱器

該預熱器充分考慮煙氣在流通換熱過程中溫度變化而設置，在高溫段為提高性能，采取了不銹鋼，在中溫段為降低投資，采取了碳鋼材質(zhì)，低溫段充分為了將煙氣排放溫度降低后而不發(fā)生露點腐蝕，采取不發(fā)生腐蝕的玻璃材質(zhì)。據(jù)報道，該技術使用業(yè)績達40家，設備抗酸性腐蝕強，維修及配件更換成本低；組合板式空氣預熱器高溫段及低溫段換熱模塊均采用較大板間距的平板式換熱器組成，低溫段支持水沖洗及化學清洗，可以有效地減緩預熱器積灰堵塞情況的發(fā)生；玻璃板式換熱器與管束式換熱器相比(包括玻璃管束)，單位體積能提供的傳熱面積要大1.7～5.5倍。結構緊湊度高，占地面積僅為熱管式/光管式的1/2左右，緊湊性高于玻璃管式30%。單位體積能提供的傳熱面積大；結構緊湊度高，占地面積小[10]。

玻璃板式管式空氣預熱器結構示意圖如圖4所示。

2.3 熱媒換熱技術

熱媒換熱技術分為無機傳熱技術和水熱媒技術兩種不同工藝方式。在無機傳熱工藝中，把無機元素加入加熱爐，利用金屬設備的導熱能力，充分發(fā)揮無機元素的無機傳熱性質(zhì)，能夠有效回收加熱爐中的余熱。水熱媒工藝是利用除鹽水和除氧水等物質(zhì)在加熱爐內(nèi)形成一個循環(huán)系統(tǒng)，這個系統(tǒng)是封閉式的，主要加強對加熱爐中煙氣的吸收，從而將煙氣的熱量充分吸取，提升空氣的燃燒效率。該工藝比較簡單，有十分方便的操作裝置，對加熱爐余熱進行吸收。水熱媒裝置可以根據(jù)現(xiàn)場情況將煙氣換熱器和空氣預熱器分開布置,煙氣和空氣的流向也可靈活布置，排煙溫度和熱風溫度可以靈活控制，調(diào)整煙氣換熱器的熱媒水的進口溫度高于露點溫度，就可避免露點腐蝕的發(fā)生，因此排煙溫度可以比同樣材質(zhì)的管式空氣預熱器低15 ℃左右，從而可以大幅度提高加熱爐效率[11]。典型的水熱媒技術原理圖如圖5所示。

圖4 玻璃板式管式空氣預熱器結構示意圖

圖5 典型的水熱媒技術原理圖

綜上分析，三種換熱器中，高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板空氣預熱器，排煙溫度降低的幅度也比板式空氣預熱器和熱媒技術的要大，換熱效率最高。從投資成本上看，板式不銹鋼換熱器造價較高。從露點腐蝕考慮來看，熱媒換熱器難以避免露點腐蝕，需要將排煙溫度控制在露點腐蝕溫度以上，同時，熱媒換熱需要通過加熱工質(zhì)熱媒間接為空氣加熱，熱效率相對要低。結合裝置生產(chǎn)實際需求和現(xiàn)場位置，本文中加熱爐空氣預熱器擬選取高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板空氣預熱器進行改造。

3 空氣預熱器升級核算及效益評估

3.1 熱負荷回收核算

根據(jù)目前煤漿加熱爐空氣預熱器煙氣量為126 562.6 m3/h(標準)，入口溫度385 ℃，擬采取高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板空氣預熱器工藝技術，預熱器構造及材質(zhì)采?。焊邷囟尾馁|(zhì)304，板厚1.0 mm，中溫段材質(zhì)Q235B，板厚1.2 mm，低溫段材質(zhì)特種耐熱玻璃，板厚3 mm，改造費用近800萬元。依據(jù)文獻[12]中燃料氣總硫含量與煙氣露點溫度對照表見表3，燃料氣中硫含量為5.75 mg/m3，查詢的該煙氣露點腐蝕溫度約為95 ℃。為避免計算理論帶來的偏差，該預熱器排煙溫度按照120 ℃(冬天約105 ℃)設計。

表3 燃料氣中總硫含量與煙氣露點溫度對照表

按照熱效率90%計算，預熱器改造后，預熱器熱負荷將達到11.76 MW，比現(xiàn)有預熱器熱負荷將提升2.62 MW，提升率達28.7%，加熱爐總熱效率提高2.3%。煙氣壓降約為1 800 Pa，增加300 Pa，在現(xiàn)有引風機壓力負荷范圍內(nèi)，空氣出口溫度將達到300 ℃。

3.2 效益評估

空氣預熱器升級改造后，天然氣低位熱值按照35.88 MJ/m3計，年節(jié)約天然氣量為2.62×3 600/35.88×7 440=195.6萬m3，每立天然氣按照1.7元計算，年節(jié)約燃料氣費用為332萬元。通過此改造后，折合煙氣排放量降低約3 391 kg/h，環(huán)保效益非?？捎^，實現(xiàn)了經(jīng)濟效益和環(huán)保效益雙豐收。

4 結 論

經(jīng)過對煤漿加熱爐、余熱回收系統(tǒng)核算剖析以及對余熱回收提升方案進行研究，得出如下主要結論：

(1)煤漿加熱爐在滿負荷運行時煙氣量基本達到加熱爐設計負荷要求。

(2)空氣預熱器入口溫度偏高是由實際運行工況與設計值以及上游工藝裝置系統(tǒng)改造后引起蒸汽量發(fā)生變化所導致，此部分受上游系統(tǒng)運行所限，暫無法改造提升。

(3)空氣預熱器內(nèi)部熱管換熱能力較原設計下降，主要是由于部分熱管出現(xiàn)了爆管、積灰，同時列管有一半的管壁為背風面，使得其有效的換熱面積僅為一半左右。

(4)高溫段不銹鋼+中溫碳鋼+低溫玻璃板空氣預熱器換熱效率最高，投資低，排煙溫度露點腐蝕要求低。

(5)煤漿加熱爐空氣預熱器升級后，該預熱器排煙溫度降低至120 ℃，比現(xiàn)有預熱器熱負荷將提升2.62 MW，提升率達28.7%，加熱爐總熱效率提高2.3%。

(6)據(jù)測算，通過本研究優(yōu)化后，煤漿加熱爐年節(jié)約天然氣量為2.62×3 600/35.88×7 440=195.6萬m3(標準)，年節(jié)約燃料氣費用為332萬元，煙氣排放量大約降低約3 391 kg/h，經(jīng)濟效益和環(huán)保效益十分可觀。