常壓固定床純氧連續氣化技術應用探究

田 星

（河南天沃肥業有限責任公司，河南沁陽 454592）

1 焦粒制氣項目概述

河南金馬能源股份有限公司（簡稱金馬能源）是集煉焦、煤焦油加工、苯加工、煤氣綜合利用為一體的焦化企業。金馬能源焦爐煤氣設計產量為8.6×108m3／a，其中，3.6×108m3／a用于焦爐加熱、0.3×108m3／a用于化產車間、1.2×108m3／a用于金江煉化（金馬能源的子公司）制氫、1.7×108m3／a用于金瑞化工（金馬能源的子公司）制LNG，剩余的1.8×108m3／a焦爐煤氣通過管道輸送至金寧能源（金馬能源的子公司）的10×104m3儲氣柜，經加壓后送至金利冶煉、向前玻璃、中原特鋼、金康達玻璃等10余家用氣單位。因焦爐煤氣供應不足，金江煉化、金瑞化工均未達到設計產能，為此，金馬能源于2017年又投資12891萬元啟動了5×108m3／a焦粒制氣項目及配套12000m3／h空分裝置（一期）。焦粒制氣項目運行后，將焦粒制氣產出的煤氣用于焦爐加熱，將原用于焦爐加熱的焦爐煤氣置換出來，一部分補充至金江煉化和金瑞化工，剩余部分仍通過管道輸送至金寧能源的儲氣柜。

金馬能源焦粒制氣項目氣化工藝的選擇，因后續系統煤氣需求壓力僅為5kPa，在比較了魯奇碎煤加壓氣化工藝和固定床純氧連續氣化工藝的安全性、投資成本和建設周期之后，選用了后者。固定床純氧連續氣化爐，是在原生產化工合成氣的UGI煤氣發生爐的基礎上升級開發二次定型的。本項目造氣爐采用江西昌昱實業有限公司開發的純氧連續氣化爐（型號CY-3200），規格φ3200mm×9500mm，單爐煤氣產量達9000～10000m3／h；造氣爐爐頂封頭內澆注料抹平，上筒體內襯耐火磚，下部為水夾套，爐底總成含爐條機1套。造氣爐七開一備，每臺造氣爐配套有旋風除塵器、預換熱器、氣力輸灰裝置，以及1700m3／h循環水凈化冷卻系統1套、油站系統2套、甘油站系統2套、除氧水系統1套。

造氣爐所產煤氣進入電捕焦除塵器，除去焦油和塵埃后進入濕法脫硫系統，煤氣中H2S、HCN等酸性氣被堿性母液吸收，并生成相應鹽類物，將煤氣中的H2S含量降至20mg／m3以內送至后續系統?？辗盅b置為造氣爐提供純氧和壓縮空氣，多余的壓縮空氣供廠區各車間使用。

2019年9月金馬能源焦粒制氣項目4臺造氣爐試運行（8臺造氣爐和一期空分裝置同時建成，二期項目只是指二期空分裝置），所產煤氣量達到設計要求，系統運行穩定。

2 固定床純氧連續氣化工藝流程簡介

原料小塊煤（或小粒焦）由料倉進入自動加焦機，自動定時、定量加入造氣爐中。制氣所用氣化劑，氧氣（純氧）來自空分裝置，蒸汽來自鍋爐及造氣爐配套的夾套汽包、熱管鍋爐汽包自產蒸汽，純氧和蒸汽經計量和比例調節后進入混合罐中混合，從造氣爐底部入爐，在造氣爐內高溫條件下，與小塊煤（或小粒焦）進行氧化還原反應，連續生產水煤氣。

造氣爐出口水煤氣（450～550℃）經旋風除塵器除塵后，自旋風除塵器頂部進入預換熱器，與來自廢熱鍋爐汽包的除氧水換熱。高溫煤氣進入預換熱器與換熱管接觸碰撞，灰塵落入除塵器，并回收高溫煤氣部分熱量后，煤氣進入廢熱鍋爐。旋風除塵器底部的高溫灰塵經飛灰冷卻器冷卻后進入倉泵，然后送至灰庫。

進入廢熱鍋爐的煤氣依次經過廢熱鍋爐上段過熱段、下段蒸發段回收熱量后溫度降至150～180℃，進入洗氣塔底部，被造氣循環水噴淋冷卻洗滌，將其冷卻至40℃并洗滌其中夾帶的塵埃和焦油，洗氣塔底部的煤氣洗滌水進入造氣循環水系統進行凈化處理，閉路循環使用，頂部的煤氣進入煤氣安全水封，并從煤氣安全水封側面進入煤氣總管，送至濕法脫硫系統。

固定床純氧連續氣化系統（單爐系統）工藝流程見圖1。

圖1 固定床純氧連續氣化系統工藝流程簡圖

3 造氣爐主要工藝操作指標

進混氣罐蒸汽壓力200kPa，炭層高度4300～4800mm；減壓后入爐純氧壓力100kPa，造氣爐頂部壓力8～17kPa，造氣爐底部壓力12～26kPa；造氣爐出口氣溫度450～550℃，爐底出灰口溫度＜90℃，中央灰箱溫度＜250℃；夾套鍋爐蒸汽壓力≤1.26MPa，廢熱鍋爐蒸汽壓力≤0.21MPa；洗氣塔出口煤氣溫度≤40℃。

4 焦粒制氣項目運行情況

4.1 入爐原料工業分析

金馬能源焦粒制氣項目所用氣化原料為6～30mm煉焦篩分下來的小粒焦炭或無煙煤（小塊煤），其工業分析數據見表1。

表1 焦粒和無煙煤工業分析數據%

4.2 汽氧比和煤氣成分

以金瑞焦粒、金馬焦粒為入爐原料時，汽氧比與煤氣成分分析數據見表2；以無煙煤為入爐原料時，汽氧比與煤氣成分分析數據見表3。

表2 氣化原料為焦粒時汽氧比與煤氣成分分析數據

表3 氣化原料為無煙煤時汽氧比與煤氣成分分析數據

4.3 消耗情況

生產1000m3粗煤氣的消耗情況見表4?？梢钥闯觯汗潭ù布冄踹B續氣化爐采用無煙煤為原料時，生產1000m3粗煤氣煤耗比以焦炭為原料時低約68kg，氧耗低約47m3，蒸汽耗量據汽氧比折算低約77kg。簡言之，常壓固定床純氧連續氣化爐適合以無煙煤為原料。

表4 生產1000m3粗煤氣的消耗情況

據了解，魯奇碎煤加壓氣化爐以無煙煤為原料時，產1000m3粗煤氣煤耗約450kg、氧耗約166m3，汽氧比約4.8～5.2kg／m3；與常壓固定床純氧連續氣化爐相比，煤耗高約54kg，蒸汽耗量據汽氧比折算高約205kg。此外，因蒸汽分解率高、氣化壓力低，粗煤氣帶出煤塵少，常壓固定床純氧連續氣化爐后續水處理系統相較于魯奇加壓氣化爐要簡單得多，可大幅節省投資。

4.4 運行總結

金馬能源焦粒制氣項目自2019年9月原始開車以來，通過運行總結，CY-3200型常壓固定床純氧連續氣化爐，采用焦炭為原料時最大氧負荷為1800m3／h，采用無煙煤為原料時最大氧負荷為1600m3／h，其氧負荷受限于蒸汽壓力、氧氣壓力的設計值及配管管徑。

運行過程中發現，當所產煤氣中CO2含量為18.5%～19.5%時，CY-3200型常壓固定床純氧連續氣化爐可以長期穩定運行。由表3和表4可以得出：原料為焦炭時入爐汽氧比為3.1～3.2kg／m3，原料為無煙煤時入爐汽氧比為3.5～3.6kg／m3；焦粒產煤氣中CO比無煙煤產煤氣中CO多約4%、H2卻少約4%、CH4少約1%，兩種原料所產煤氣中有效氣成分差別不大（蒸汽分解率約為50%）。

典型病例影像學資料見圖1、2。Pfirrmann分級結果見表3。兩組患者術后1年椎間盤退變程度較術前有所改善，差異有統計學意義（P＜0.05）。MEDAR組Pfirrmann分級由術前Ⅲ級12例，術后1年恢復至I級2例，Ⅱ級4例，其余5例仍為Ⅲ級；術前Ⅳ級8例，術后1年恢復至Ⅱ級1例，Ⅲ級4例，其余3例仍為Ⅳ級。然而，PTED組由術前Ⅲ級9例，術后1年恢復至I級3例，至Ⅱ級3例，其余3例仍為Ⅲ級；術前Ⅳ級7例中，術后1年恢復至Ⅱ級1例，Ⅲ級3例，其余3例仍為Ⅳ級。術前與術后1年兩組間的差異均無統計學意義（P＞0.05）。

魯奇碎煤加壓氣化爐以無煙煤為原料，氧負荷7600m3／h、汽氧比為4.80kg／m3時，粗煤氣成分約為 CO226.07%、CO 26.90%、H237.65%、CH48.42%，相較于CY-3200型常壓固定床純氧連續氣化爐，魯奇加壓氣化爐所產粗煤氣中CO2高約8% （所產煤氣用作燃氣時，CO2屬廢氣）、CO低約8%、H2低約7%、CH4高約7%。簡言之，常壓固定床純氧連續氣化爐以焦?；驘o煙煤為原料（尤其是生產工業燃氣時），技術上是適宜的，經濟上是可行的。

魯奇碎煤加壓氣化爐運行中經常出現廢鍋底部被煤粉堵塞，需經常反沖洗廢鍋底部，大量的含塵煤氣水送至煤氣水系統處理，需先減壓閃蒸、無壓重力沉降分離、過濾，煤氣水系統流程復雜，設備造價高。常壓固定床純氧造氣爐工作壓力低，煤氣水系統流程簡單，安全生產更有保障，且常壓設備造價低，建設投資費用大幅下降，并可減少設備運行的故障率及維修保養費用。

綜上，常壓固定床純氧連續氣化爐相較于魯奇碎煤加壓氣化爐的綜合投資要低不少，綜合運行成本也更低，經濟上是可行的。但設計壓力4.0MPa、φ4000mm×13000mm的魯奇碎煤加壓氣化爐，最大運行氧負荷可達10000m3／h，單爐煤氣產量約60000～62000m3／h，相當于6臺φ3200mm×9500mm常壓固定床純氧連續氣化爐的產氣量，這在大型煤化工項目，尤其是生產化工合成氣時有較大的優勢。

5 常壓固定床純氧連續氣化工藝的不足及改進設想

5.1 洗氣塔煤氣水（閉路循環）水質差

5.1.1 煤氣水閉路循環系統流程及存在的問題

煤氣水閉路循環系統流程如圖2。造氣循環煤氣水中懸浮物含量較高，含一些大顆粒物質等，為保證后續廢水處理系統用水正常及穩定運行，以及防止大顆粒沉淀物影響機泵和凈水器的正常工作，需對（熱）煤氣水進行預沉；預沉后的（熱）煤氣水與一體化凈水器入口管投加的混凝劑PAC和助凝劑PAM充分混合后，進入一體化凈水器內，經混合、反應、澄清和斜管沉淀后，清水溢流進入逆流式冷卻塔降溫冷卻，（冷）煤氣水流入冷水池，由冷水泵送回用水系統。

圖2 煤氣水閉路循環系統流程示意圖

金馬能源焦粒制氣項目煤氣水閉路循環系統設計出水濁度≤50mg／L，系統運行8個月后，煤氣水水質很差，熱水池、冷水池煤氣水均嚴重發黑，分析發現其pH為8.1、氨氮含量高達2872mg／L。

5.1.2 改進設想

5.1.2.1 過濾儲存系統

沉淀池預沉的煤氣水用泵經雙介質過濾器送至原水罐儲存。雙介質過濾器濾料自上而下分別裝填活性炭、石英砂、鵝卵石，其作用是除去煤氣水中的煤塵和懸浮物。

5.1.2.2 脫酸脫氨系統

原水罐里的煤氣水分兩路：一路經冷進料換熱器（E010）冷卻至40℃以下后作為脫酸塔（T001）頂冷進料，以控制脫酸塔（T001）塔頂溫度；另一路經3次換熱，即先經二級冷凝冷卻器（E005）與氣氨換熱至54℃左右，再經一級冷凝冷卻器（E004）與脫氨塔（T002）頂采出的含氨水汽換熱至110～115℃，最后經熱進料換熱器（E011）與脫氨塔釜液換熱至146～151℃，作為脫酸塔（T001）的熱進料進入脫酸塔的第1塊塔盤上，脫酸塔（T001）塔釜氣相來自脫氨塔（T002）頂采出的一股含氨水汽。

脫酸塔（T001）塔頂出來的酸性氣，經酸性氣冷凝器（E001）冷卻后，進入酸性氣凝液槽（V007）分液，分液后的酸性氣送出界區，分凝液相返回原水罐。當脫酸塔（T001）塔頂氣相中水含量和氨含量較低時，也可不經冷卻直接送出界區。

脫酸塔 （T001）釜液由泵送至脫氨塔（T002）頂部進行脫氨。脫氨塔（T002）頂采出的含氨水汽經一級冷凝冷卻器（E004）與煤氣水換熱至115～130 ℃后進入一級分液罐（V001）進行氣液分離，一級分液罐（V001）頂部出來的粗氨氣經二級冷凝冷卻器（E005）冷卻至75～95 ℃左右后進入二級分液罐（V002），二級分液罐（V002）頂部出來的粗氨氣經三級冷凝冷卻器（E006）與冷卻水換熱冷卻至40～45℃后進入三級分液罐（V003），三級分液罐（V003）頂部出來的粗氨氣送至氨氣凈化塔（T003）凈化；一級分液罐（V001）和二級分液罐（V002）下部的液相出料經氨凝液冷卻器（E007）冷卻后與三級分液罐（V003）下部液相匯合，一起進入氨凝液槽（V006），之后由泵打回原水罐。脫氨塔（T002）底凈化水經換熱器（E011）回收熱量后，再經汽提水冷卻器（E012）冷卻至40℃以下后送入熱水池；脫氨塔再沸器（E002）采用2.5MPa蒸汽加熱，蒸汽冷凝液送入循環水冷卻器，降溫至90℃以下后送入蒸汽凝液槽（V005），然后由泵送入一體化凈水器循環利用。

5.1.2.3 氨凈化與吸收系統

三級分液罐（V003）頂部來的粗氨氣從底部進入氨氣凈化塔 （T003），在氨氣凈化塔（T003）中依次通過下段洗滌段、上段洗滌段，與循環洗滌氨水逆流接觸，氨氣中的H2S、CO2和少量酚、氨被吸收至稀氨水中，凈化后的粗氨氣從氨氣凈化塔（T003）頂部出來，入氨氣吸收器（E003）中吸收形成濃度20%的稀氨水，稀氨水進入氨水槽（V004），氨水槽（V004）氨水直接外售。

氨氣凈化塔（T003）上段所用的稀氨水由塔中部抽出的稀氨水和塔頂部補入的新鮮稀氨水組成；下段所用的稀氨水為塔釜抽出的稀氨水循環利用。上、下段循環液（稀氨水）分別由循環液泵P006、P007輸送，兩段循環液循環過程中分別經氨液冷卻器（E008和E009）冷卻。氨氣凈化塔塔釜多余的含硫、酚稀氨水由循環液泵（P007）出口管線分出一部分（支流）送至氨凝液泵（P003）入口，回原水罐。

5.2 緊急停車時系統部分安全閥會快速啟跳

5.2.1 安全閥快速啟跳問題

廢熱鍋爐汽包正常運行壓力0.203MPa，夾套鍋爐最高運行壓力0.83MPa，兩者所產蒸汽從兩側進入緩沖罐（運行壓力0.22MPa）與外來的0.4～0.6MPa蒸汽混合，再經廢熱鍋爐過熱段過熱后作為氣化劑（蒸汽）。廢熱鍋爐汽包和緩沖罐安全閥的啟跳壓力均為0.23MPa，因其運行壓力與啟跳壓力相差過小，緊急停車時，入造氣爐蒸汽調節閥10s后關閉，入爐蒸汽沒有用戶之后蒸汽管網壓力會瞬間升高，引起廢熱鍋爐汽包安全閥和緩沖罐安全閥快速啟跳。

5.2.2 改進設想

通過更換設備，提高廢熱鍋爐汽包和緩沖罐設計壓力至0.40MPa，提高安全閥啟跳值至0.35MPa（只是留出緊急停車后人員的反應時間，若此壓力太高可能影響蒸汽系統的穩定運行）。

6 結束語

實踐表明，常壓固定床純氧連續氣化爐以焦?；驘o煙煤為原料進行氣化，投資少、運行成本低，適合于制取工業燃氣，在冶金、陶瓷、玻璃等行業有配套優勢，這對于當前因環保壓力大而需淘汰兩段式煤氣發生爐（生產工業燃氣）的企業，以及采用天然氣作為燃氣生產成本太高的企業而言，技改或新建項目均值得考慮。簡言之，常壓固定床純氧連續氣化技術用于生產工業燃氣，技術上是適應的，經濟上是可行的。

此外，常壓固定床純氧連續氣化爐所產清潔燃氣用于焦化行業替代或部分替代煉焦過程中回爐的焦爐煤氣，將焦爐煤氣更多地用于生產LNG，剩余H2配入水煤氣中作氣質調節氣用于生產甲醇、烯烴、二甲醚等化工產品的工藝路線，對于焦化行業的轉型升級及節能增效等也具有一定的參考意義。