U- GAS氣化技術改造中小型氮肥企業固定層造氣爐的研究

邢憲軍

(新煤化工設計院〔上?！秤邢薰?上海 200233)

我國中小型氮肥企業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，在常壓條件下生產原料氣[1- 2]。該氣化技術投資少、建設周期短、運行穩定，但存在煤種選擇性比較單一、原料利用率低、能耗高、單爐產氣量小及吹風氣對周圍環境污染嚴重等問題，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上漲，中小型氮肥企業的生產成本急劇增加。由于原料煤占氮肥生產總成本的50%以上，如果不能改變以無煙塊煤為原料的狀況，氮肥企業則不可能從根本上扭轉成本居高不下的局面[5- 8]。因此，尋求能夠氣化劣質煤、當地煤的潔凈煤氣化技術來改造現有固定層造氣爐是降低企業生產成本的有效途徑。

由于中小型合成氨裝置工藝流程長、各工段關聯度大，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有生產裝置進行銜接。以河北某化肥企業的“24·40”裝置為例，對采用U- GAS氣化技術改造中小型氮肥企業固定層造氣爐進行分析研究，以期在保證現有生產能力不變的前提下，最大限度地利用現有工藝流程和設備。

1 現有工藝概述

河北某化肥企業“18·30”裝置于2009年建成投產，隨后對該裝置進行了“24·40”節能挖潛技術改造，目前日產合成氨790 t，聯產甲醇80 t。該裝置以無煙煤為原料生產尿素(中間產品為液氨)，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，改造前全系統生產工藝流程如圖1所示。

圖1 改造前全系統生產工藝流程

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，在熾熱的炭層中發生一系列化學反應，制得的半水煤氣經洗氣箱、洗氣塔降溫除塵后送入氣柜。氣柜中的半水煤氣經除塵塔后送入羅茨風機，升壓至0.05 MPa進入常壓脫硫塔進行粗脫硫。粗脫硫氣經凈氨塔、靜電除焦油塔后進入壓縮機一、二、三段，升壓至2.10 MPa后送入變換工段，得到的變換氣經變脫裝置脫除少量的H2S后送至脫碳工段脫除CO2。脫碳后的原料氣進入壓縮機四、五段，升壓至11.00 MPa后送至中壓醇化工段聯產甲醇。出中壓醇化工段未反應的原料氣經甲醇洗滌塔洗去氣體中夾帶的微量甲醇后進入壓縮機六段，升壓至22.00 MPa后經高壓醇化工段、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四段入口循環使用；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，最終通過蒸發造粒得到尿素產品。

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的影響。

2.1 造氣工段

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

2.1.1 氣化壓力的選擇

氣化壓力是由后續變換、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，嚴重影響企業的經濟效益。

壓縮機三段進口壓力為0.85 MPa，出口壓力為2.10 MPa。U- GAS氣化技術已有1.0 MPa加壓氣化業績，但沒有2.0 MPa壓力等級的氣化業績[11]。經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；利用現有的煤場和備煤系統，增設煤破碎系統，新建上煤棧橋及煤輸送皮帶機、空分裝置(制氧規模22 000 m3/h，標態)以及污水處理裝置；取消原有的空氣鼓風機、氣柜、靜電除塵塔和羅茨風機。

2.1.3 造氣工段改造前后消耗對比

U- GAS氣化以煙煤為設計煤種，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種氣化技術氣化用煤性質對比如表1所示，所產煤氣組成對比如表2所示。

在保持改造前后生產規模(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、消耗的蒸汽規格為0.6 MPa、180 ℃，

表1 2種氣化技術氣化用煤性質對比

表2 2種氣化技術所產煤氣組成對比 %

表3 2種氣化技術的消耗對比

U- GAS氣化副產、消耗的蒸汽規格為2.0 MPa、400 ℃。

由表2可看出，U- GAS氣化所產煤氣中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規模相同，所以U- GAS氣化所產的有效氣較固定層氣化多。

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

2.1.4 空氣/氧氣消耗對比

固定層造氣爐采用空氣氣化，空氣由鼓風機鼓入氣化爐中；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氮時氮氣壓縮機的電耗。

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行變換。

表5 改造前后變換工段參數對比

變換工段改造方案：利用原有的設備，將高串低工藝改為全低變工藝，變換壓力降至1.1 MPa；高溫變換爐內鐵-鉻系變換催化劑更換為鈷-鉬系耐硫寬溫變換催化劑并分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，變脫設計壓力2.1 MPa，運行壓力1.7～1.9 MPa?，F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，再生及硫回收系統保留。加壓濕法脫硫設置在變換工段之后，變脫可以設置在加壓濕法脫硫后降壓運行，也可以設置在壓縮機三段出口。

2.4 脫碳工段

脫碳工段現采用抽真空變壓吸附(VPSA)技術，設計處理氣量為160 000 m3/h，設計壓力為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行變換，致使氣體流量和平均分子量增大，若直接進入壓縮機3段入口，會造成壓縮機的改造工作量較大。因此，變換后的原料氣在進入壓縮機三段前，先進行預脫碳，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置在壓縮機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有裝置要求，需擴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三段出口。

2.5 壓縮工段

該企業現采用臥式M型六列對稱平衡往復式壓縮機，共由6段組成。改造以后，取消壓縮機的一、二段，原料氣經預脫碳以后直接進入壓縮機三段。改造前后壓縮機三段入口氣體性質對比如表6所示。

表6 改造前后壓縮機三段入口氣體性質對比

由表6可看出；改造前后壓縮機三段入口氣體流量基本相同，故無需改造壓縮機的氣缸；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口總氣量和有效氣量對比m3/h(標態)

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，對反應系統的影響不大；改造后，進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氣化所產煤氣中甲烷含量高，進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，但對合成氨產量影響不大。

2.7 氫、氨、甲烷回收

由于固定層氣化所產煤氣中含CH4體積分數約1.0%，而U- GAS氣化高達4.5%，造成改造后放空氣流量增大數倍(表8)，所以，改造后需要擴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(標態)

改造前后尾氣的流量和低位熱值對比如表9所示。改造前，合成氨放空氣經膜分離器提氫后，尾氣送至三廢混燃爐燃燒，所生產的蒸汽供固定層氣化爐使用。改造后，合成氨放空氣經膜分離器提氫后，尾氣為富甲烷氣，熱值較高，可用于燃氣-蒸汽輪機發電。經測算，改造后尾氣可發電30 800 kW(燃氣輪機發電22 100 kW，蒸汽輪機發電8 700 kW)，發電部分自用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 改造后全系統工藝流程的確定

采用U- GAS氣化技術改造中小型氮肥企業固定層造氣裝置后，其全系統生產工藝流程見圖2。

圖2 改造后全系統生產工藝流程

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、循環水、脫鹽水等主要公用工程的消耗情況進行對比，以便確定改造后公用工程的擴建情況，結果如表11所示。

表10 改造前后主要原材料及公用工程消耗對比

2)含羅茨風機電耗；

3)含靜電除焦油塔電耗

從表11可看出，若不計燃氣-蒸汽發電，改造后用電量增加694 kW，對全系統用電容量基本沒有影響；若計入燃氣-蒸汽發電，改造后由全系統電網調配，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

進行補充，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電。

改造后，循環水用量增加1 898 m3/h，增量不大，可由原循環冷卻水系統平衡解決。

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，對公用工程系統沒有影響；循環水用量略有增加，循環水系統優化后，可以解決；由于改造后新建燃氣-蒸汽發電裝置，脫鹽水用量增加較多，可由脫鹽水站統籌解決。

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，若不配置燃氣-蒸汽發電部分，年節省成本約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；若配置燃氣-蒸汽發電部分，年節省成本約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 結語

通過對U- GAS氣化技術改造中小型氮肥企業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；壓縮工段的改造經交流討論，完全可行；變換、脫硫、脫碳等工段均是小改造，技術成熟，基本無風險；甲醇合成和氨合成部分無需改造。從整體上講，該改造方案技術上可行、經濟上合理。改造后，U- GAS氣化采用干法排渣，無飛灰和尾氣外排，節能環保；原料煤由無煙煤改為煙煤，還可使用劣質煤，原料成本大幅降低；副產的富甲烷氣體可用于發電，能顯著提高企業的經濟效益。

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