0.5MPa蒸汽過剩原因分析及優化調整

張福亭

(伊犁新天煤化工有限責任公司,新疆 伊寧 835000)

國內某大型煤制氣項目中，熱電站選用粉煤鍋爐，空分裝置采用杭州杭氧空氣深冷分離技術，氣頭為魯奇碎煤加壓氣化工藝，并設有處理氣化廢水的煤氣水裝置、酚氨回收裝置、污水處理、回用水裝置以及多效蒸發，而出氣化爐的粗煤氣則依次經鈷鉬耐硫變換、低溫甲醇洗(配設混合制冷裝置)、甲烷化合成裝置、干燥及壓縮裝置將合格的天然氣送至管網。

一般的煤化工企業均設有熱電站，以水為介質、以煤為燃料生產不同壓力等級的蒸汽，為化工生產提供動力，用于驅動大型壓縮機組、發電、參與化學反應、換熱、管線伴熱、采暖等。而為保證蒸汽供給，項目熱電站配備4臺480t/h粉煤鍋爐，3臺50WM抽汽凝汽式汽輪發電機組，將全廠蒸汽管網根據壓力的不同分為4個等級：9.8MPa、540℃高壓蒸汽管網，5.2MPa、460℃中壓蒸汽管網，1.5MPa、260℃和0.5MPa、158℃兩個低壓蒸汽管網，同時還配備2臺9.8MPa至5.2MPa減溫減壓器、2臺5.2MPa至1.5MPa減溫減壓器、2臺1.5MPa至0.5MPa減溫減壓器，以滿足全廠蒸汽需求及各管網蒸汽平衡。熱電站雖設有4臺鍋爐，正常時3開1備，所以當化工裝置低負荷運行或化工系統開停車副產蒸汽較少時，或3臺運行鍋爐負荷較高無法滿足產生需求時，主要通過減少發電量來保證各蒸汽管網平穩運行，當蒸汽缺口較大時，則啟動第4臺鍋爐。

1 0.5MPa蒸汽偏離、過剩原因分析

系統原始開車初期，因各種問題導致化工系統一直處于低負荷運行，副產0.5MPa蒸汽富裕狀況還不明顯，但隨著各裝置系統的不斷完善，設備的可靠性不斷提高，2018年初化工裝置逐漸實現滿負荷、穩定運行。隨著化工系統負荷的不斷增加，副產0.5MPa蒸汽逐漸增加，汽輪發電機組0.5MPa蒸汽抽汽與1.5MPa減至0.5MPa減溫減壓逐漸減少，系統副產0.5MPa蒸汽與使用趨向于自平衡，但伴隨著春夏季的到來，環境溫度不斷升高，熱電暖風器、全廠采暖與伴熱等蒸汽的退出，導致0.5MPa蒸汽管網放空閥逐漸開至70%，管網出現季節性放空，造成0.5MPa蒸汽嚴重浪費，不利于系統的節能降耗，夏季0.5MPa蒸汽設計與實際生產過程中的產出與消耗見表1。

從表1可知，原設計系統滿負荷生產時，0.5MPa蒸汽管網需要766t/h來保證管網的平穩運行，而這些蒸汽主要來源于加壓氣化廢鍋、變換廢鍋、煤氣水分離廢鍋副產蒸汽及熱電汽輪機抽汽、減溫減壓器。根據設計，汽輪發電機抽汽和1.5減0.5MPa減溫減壓器提供的蒸汽與熱電暖風器和換熱站用汽剛好相抵消，在夏季時管網可實現自平衡。而在實際滿負荷生產(夏季)過程中，熱電汽輪機和減溫減壓器均不提供0.5MPa蒸汽，系統副產蒸汽約543t/h，實際使用量僅453t/h，約有90t/h蒸汽現場放空，0.5MPa蒸汽管網出現了產出與使用的極度不平衡，具體原因分析如下。

1.1 加壓氣化廢鍋副產蒸汽偏小

化工裝置氣頭選用碎煤加壓氣化爐生產粗煤氣，出氣化爐的粗煤氣由洗滌冷卻器洗滌后，經廢熱鍋爐與鍋爐水換熱轉移粗煤氣熱量，將粗煤氣溫度由225℃降至181℃，副產0.5MPa蒸汽。原設計系統滿負荷時，氣化耗氧量為125 000m3/h，汽氧比為7.5kg/Nm3，5.2MPa蒸汽消耗為938t/h，實際生產過程中氣化耗氧量為102 000m3/h，汽氧比為7.3kg/Nm3，5.2MPa蒸汽消耗為745t/h，實際比原設計5.2MPa蒸汽消耗量減少了193t/h，而碎煤加壓氣化爐蒸汽分解率約為30%～40%，其余蒸汽隨粗煤氣出氣化爐，經洗滌冷卻器洗滌后，進入低壓廢鍋與鍋爐水換熱，副產0.5MPa蒸汽，因5.2MPa蒸汽用量減少，導致0.5MPa副產蒸汽由原設計540t/h降至475t/h。

1.2 變換廢鍋副產蒸汽較多

為滿足甲烷化裝置的生產需求，保證天然氣品質，需要控制變換氣中H2與CO比值為3:1，原設計入變換裝置粗煤氣中CO含量為15.9%、H2含量為39.20%，入變換爐粗煤氣量為30萬Nm3/h，變換爐旁路氣量為64萬Nm3/h。實際運行過程中粗煤氣中CO含量為17.7%、H2含量為37.7%，導致入變換爐粗煤氣量增加為36萬Nm3/h，變換爐旁路氣量為58萬Nm3/h。變換爐氣量增加，變換反應(CO+H2OCO2+H2+41 kJ/mol)釋放的反應熱增加，粗煤氣流經廢鍋時，副產0.5MPa蒸汽增多，進而導致廢鍋副產蒸汽由20t/h增至34t/h。

1.3 煤氣水裝置廢鍋副產蒸汽偏小

煤氣水裝置廢鍋與氣化裝置來的3.8MPa、199℃含塵煤氣水換熱，副產0.5MPa蒸汽。因實際生產過程中氣化爐氧負荷和汽氧比低于設計值，導致入氣化爐蒸汽用量比設計值少193t/h，按碎煤加壓氣化爐蒸汽分解率一般在30%～40%之間計算，含塵煤氣水約減少135～115.8t/h，而在實際生產中含塵煤氣水減少了110t/h，隨著含塵煤氣水的減少，向煤氣水廢鍋提供的熱量減少了1.66×107kJ(0.5MPa蒸汽熱值約2 756kJ/kg)，所以導致副產蒸汽減少了6t/h。

1.4 酚氨回收蒸汽用量偏差

酚氨回收裝置0.5MPa蒸汽主要是為水塔提供熱量，通過加熱的方式除去萃取時留在稀酚水中二異丁基醚，向污水處理提供合格的酚水。因氣化含塵煤氣水減少110t/h，變換爐負荷增加，少產生含焦油煤氣水10t/h，導致煤氣水裝置向酚氨回收裝置輸送的原料酚水比原設計少了110t/h，使酚氨回收裝置負荷僅為設計負荷的86%，所以蒸汽用量由84t/h降至72t/h。

1.5 低溫甲醇洗蒸汽用量偏差

低溫甲醇洗裝置分為主洗和預洗系統，預洗系統蒸汽用量與設計基本吻合約6t/h，主洗系統0.5MPa蒸汽主要為熱再生塔提供熱量，通過加熱的方式除去甲醇中CO2、H2S、NH3，向系統提供合格的甲醇，因原設計變換氣中H2S含量為0.1%，實際生產中約為0.14%，為保證甲醇再生后的品質維持系統正常運行，將熱再生塔加熱蒸汽用量由66t/h增加至84t/h。

1.6 混合制冷蒸汽用量偏小

混合制冷主要利用氨易溶于水的特點，通過氨的蒸發、吸收、精餾、冷凝、節流向低溫甲醇洗氨冷器提供液氨，因原設計混合制冷向低溫甲醇洗提供液氨177.8t/h，實際生產中僅需提供136t/h，即能滿足生產需求，導致精餾塔熱負荷降低，加熱蒸汽用量由128t/h降至95t/h。

1.7 污水處理蒸汽用量偏差

因酚氨回收送至污水處理的稀酚水溫度偏高，原設計用于一、二級生化池、回用水濾后水池的加熱蒸汽一直未投用，母液干化裝置原設計4套，實際僅運行2套，即滿足生產需求，進而導致污水處理裝置蒸汽消耗量由120t/h降至50t/h。

1.8 其他蒸汽用量減少說明

隨著季節環境溫度逐漸升高，換熱站的采暖和熱水伴熱、熱電暖風器退出蒸汽166t/h。煤氣水裝置用于初焦油分離器、最終油分離器、油分離器、多元烴槽、重芳烴罐等設備盤管及附屬管線的伴熱大量退出，減少蒸汽用量約37t/h。而其他用戶及管損、甲烷化除氧器、氣化除氧器蒸汽用量也隨環境溫度升高相對減少，約減少蒸汽15t/h，致使0.5MPa蒸汽明顯過剩，出現大量放空。

2 對0.5MPa蒸汽過剩進行改造及調整

針對夏季0.5MPa蒸汽管網出現的產出與使用極度不平衡，從而造成0.5MPa蒸汽管網大量蒸汽放空的問題，對系統做了以下改造及調整，以求在解決問題的同時，也避免能源浪費，回收利用富余蒸汽，節約生產成本。

2.1 低溫甲醇洗分離塔再沸器改造

甲醇/水/HCN分離塔主要是通過加熱的方式，將甲醇、水、HCN一一分離，甲醇/水/HCN分離塔原設計使用1.5MPa、260℃過熱蒸汽進行加熱，正常操作壓力為0.24MPa，塔釜溫度為140℃，蒸汽用量32t/h，同時再沸器入口配入少量的中壓鍋爐給水(5.2MPa、160℃)。為了減少0.5MPa蒸汽放空，從而減少1.5MPa蒸汽用量，在再沸器入口新增0.5MPa低壓蒸汽管線，新增管線投用后，甲醇洗水分離塔運行正常，各指標均在正常范圍內，而1.5MPa蒸汽使用6t/h，0.5MPa蒸汽30t/h，中壓鍋爐水基本不用。所以改造后減少1.5MPa蒸汽用量約26t/h，回收利用0.5MPa蒸汽30t/h。

2.2 酚氨回收脫酸塔、脫氨塔再沸器改造

酚氨回收設有3個系列，主要是脫除原料酚水中的CO2、H2S、HCN及NH3，回收酚類物質，向污水處理提供合格的稀酚水，酚氨回收單系列設計處理酚水300m3/h，而脫酸塔主要利用酸性氣揮發性大于氨的特點，通過蒸汽加熱，將CO2、H2S、HCN從酚水中脫離出來。脫酸后的酚水進入脫氨塔，脫氨塔不僅通過蒸汽加熱，同時還要向塔內加入適當的堿液，將酚水中的固定氨轉化成游離氨進行脫除。脫酸塔正常操作壓力為0.32～0.5MPa、塔釜溫度為147℃、1.5MPa蒸汽用量為24.2t/h；脫酸塔操作壓力為0.32～0.5MPa、塔釜溫度為157℃、1.5MPa蒸汽用量為45.1t/h。

酚氨回收脫酸塔、脫氨塔再沸器入口蒸汽改造與甲醇/水/HCN分離塔思路一致，在酚氨回收A系列脫酸塔、脫氨塔再沸器入口新增0.5MPa蒸汽管線，但在投用的過程中發現，脫酸塔、脫氨塔單純使用0.5MPa蒸汽時，脫酸塔、脫氨塔最大可處理原料酚水230m3/h，可消耗0.5MPa蒸汽80t/h，且裝置運行穩定。因含塵煤氣水比原設計減少110t/h，含焦油煤氣水少了10t/h，導致原料酚水比原設計少了120t/h，所以當酚氨回收A系列酚水處理量在230m3/h時，仍可控制整個系統內煤氣水與酚水的產出平衡且有操作彈性。故酚氨回收A系列脫酸塔、脫氨塔再沸器一直使用0.5MPa蒸汽，尚未與1.5MPa蒸汽同時使用。經此改造后，同等負荷下酚回收裝置增加0.5MPa蒸汽60t/h，減少1.5MPa蒸汽54t/h。

2.3 提高0.5MPa蒸汽管網壓力

根據飽和蒸汽壓對應的飽和溫度經驗公式lgT=1.52+0.243lgP(適用于T在100～370℃之間，P為飽和蒸汽壓，T為飽和溫度)和飽和蒸汽熱焓表可知，若將0.5MPa蒸汽管網壓力提至0.55MPa，其對應的飽和蒸汽溫度、熱值都會相應提高，廢鍋換熱溫差變小，熱量后移，副產蒸汽減小。壓力提升后，氣化廢鍋出口粗煤氣與變換廢鍋出口的變換氣混合后約提升2℃，混合氣依次經鍋爐給水換熱器、脫鹽水換熱器1(換熱后去熱電除氧器)、脫鹽水換熱器2(換熱后去氣化除氧器)換熱回收熱量，進而使鍋爐水與脫鹽水換熱后的溫度均有所提升。調整后0.5MPa副產蒸汽雖有所減少，同時可增加高等級蒸汽副產，減少熱電除氧器1.5MPa蒸汽消耗，也可提高甲醇/水/HCN分離塔及脫酸塔、脫氨塔的操作彈性及運行穩定性。

3 運行效果分析

通過對0.5MPa蒸汽管網的優化改造，甲醇/水/HCN分離塔與脫酸塔、脫氨塔再沸器使用蒸汽改造共減少1.5MPa蒸汽用量80t/h，增加0.5MPa蒸汽用量90t/h，夏季0.5MPa蒸汽管網放空閥處于關閉狀態，達到了回收利用副產蒸汽的目的，而且投資較少，操作靈活度大，尤其是在冬季0.5MPa蒸汽管網不足時，還可隨時進行切換操作。改造后1.5MPa蒸汽減少了80t/h，可使熱電鍋爐減少用煤16t/h，從而節約了生產成本。同時，低負荷下運行的熱電鍋爐更加穩定可靠，使各蒸汽管網的運行更加平穩。當鍋爐異常蒸汽供量不足時，能減少化工裝置局部停車范圍，增強了系統的抗風險能力。

4 結語

系統原設計0.5MPa蒸汽管網副產與消耗和實際生產過程中不匹配，導致系統在夏季滿負荷運行時，0.5MPa蒸汽管網出現季節性放空，造成能源浪費，無形中增加了生產成本。為了實現節能降耗、完全利用0.5MPa蒸汽，對甲醇/水/HCN分離塔與脫酸塔、脫氨塔再沸器使用蒸汽進行了改造，并提升了0.5MPa蒸汽管網壓力。增加0.5MPa蒸汽用量，減少副產蒸汽產出，使0.5MPa蒸汽管網在夏季實現自平衡，降低了生產成本，起到了節能降耗的效果，也使整個裝置運行更加穩定、安全、可靠。