烟煤水煤气气化炉运行的可行性分析

June 2007化肥设计.第45卷第3期●22.Chemical Fertilizer Design2007年6月.烟煤水煤气气化炉运行的可行性分析陈家仁(煤炭科学研究总院北京煤化工分院,北京100013)摘要: 烟煤水煤气气化炉是将双火层煤气发生炉的气化原理用于水煤气气化的一种炉型。介绍了双火层气化炉的炉型规格、供气形式和半水煤气组成;从煤气中CO2和CH含量、气化炉反应温度、蒸汽量的调整等方面分析了烟煤水煤气气化炉生产运行的可行性;介绍了烟煤水煤气气化炉的结构形式和工艺流程;计算了原料煤成本的经济效益,结果表明,4万Va合成氨装置每年可节约原料煤费用1 160万元,20万Va甲醇装置每年可节约原料煤费用6 960万元。关键词:烟煤水煤气气化炉;双火层煤气发生炉;生产运行;可行性中圈分类号: TQ545 .文献标识码: A文章编号 :1004 - 8901(2007)03 -0022 -03Feasibility Analysis for Operation of Water Coal Gas Gasifier of CoalCHEN jia.ren( Bejing Coal Chemical Engineering Sub-istiute of General Coal & Carbon Science Research Insitute ,Bejing 100013 China)Abstract: The water coal gas gasifer of coal is one type of gasifiers in which the gasification principle of coal gas generator with double fire layers isused in waler coal gas gasification. Author introduced the double fire layers gasifier lype & size; gas supply type and constituent of semi-water coal gas;analyzed the production & operation feasibility of water coal gas gasifier of coal from aspects of contents of CO2 & CH, in coal gas, reaction temperature ofgasifer, adjustment of steam quantity etc. ; introduced the structure type and proces flow of water coal gas gasifier of coal; calculated the economic bene-fit of the raw coal cost, the result indicates that the raw coal cost 11. 60 million Yuan RMB can be saved annually for a ammonia plant with a capacity of40000 Va, and 69. 60 mllion Yuan RMB saved anally for ammonia plant with a ceapacity of 200 000 Va.Key words: water coal gas gasifer of coal; double fire layers coal gas generator; production operation; feasibility烟煤水煤气气化炉是将双火层煤气发生炉的拟以河南蓝天集团遂平化工厂为例,分析烟煤水煤气化原理用于水煤气气化的一种炉型。双火层气气气化炉运行的可行性。化炉用于混合煤气发生炉已有近6年的历史。混1烟煤水煤气气化炉运行可行性的标志合煤气发生炉使用的煤种的挥发分产率约为20%或高达30%以上。气化炉的规模有φ1.2 m、φ1.6在双火层气化炉的上部有一火层,主要用来燃m、q2. 26 m.φ3.0 m和φ3.2 m。用户有工业燃气烧、裂解烟煤受热后产生的高烃类物质。经过上部和民用燃气,供气形式有热煤气直接供窑炉燃烧火层燃烧、裂解后,下部气化炉中就只有半焦,而气的,也有经冷却、净化制成冷煤气供民用及工业窑化炉下部的半焦气化与无烟煤制取水煤气的情况炉的,技术上已经比较成熟可靠。长期生产运行实是一样的。因此,通过示范运行,衡量烟煤水煤气践证明,双火层煤气发生炉所产煤气中几乎不含焦气化炉运行可行性的主要标志为:①所产生的半水油及酚类等高烃物质。该炉转成水煤气炉型后,主煤气及吹风气中是否含有焦油和酚类物质;②所产要差别在于吹风阶段与制气阶段的线速度要能适生的半水煤气气量能否与目前同炉径的水煤气气应,曾经出现的问题主要是满足不了吹风时“强风化炉相当;③单位标煤的制气率是否降低。短吹"的要求。吹风量过低,使产气量过低,气质达中国煤化工媒气发生炉的长期生不到要求。只要应用目前水煤气气化炉成功的强CN MH C达30%以上,经过6化生产的设计与操作经验,不论是采用空气-蒸汽年多的运行,煤气管道中未见有焦油及高烃类物质,间歇生产工艺还是采用富氧(氧含量48% ~50%)-蒸汽连续制气工艺，达到用烟煤块或烟煤作者简介:陈家仁(1938年-) ,男,上海人,1961年毕业于浙江大学型煤生产合格的半水煤气,都应该是可行的。笔者燃料化工专业，研究员,从事煤炭气化的研究和开发工作。第3期陈家仁烟煤水煤气气化炉运行的可行性分析●23而目前采用的烟煤型煤的挥发分仅为12% ~ 14% ,汽含量,也就是制气时的蒸汽分解率的高低。因为因此，煤气中高烃类物质就很难存在。半水煤气的比热只有0.84~1.47 KJ/(m3●C),而单炉半水煤气产气量的多少与人炉的空气鼓蒸汽的热焓则高达2 675 KJ/kg。只要把气化炉的风量有关。-般每立方米半水煤气约需0.8 m'的鼓反应温度提高,蒸汽量进行调整适当,相信不会出风空气,采用上吹加氮时,需添加氮空气0.3 m3 ,亦现半水煤气温度降不下来的问题。即每生产1 m'的半水煤气,在正常情况下需要的总3气化炉结构改进措施空气量约为1.1 m'。在双火层气化炉中,空气鼓风分上下2路进炉,其空气量肯定比只有1条进口的烟煤水煤气气化炉的结构示意见图1。气化炉一般水煤气炉空气量大, 而且还可以解除由于风速上部加煤系统,参照原来的水煤气气化炉,不做改过大而造成炉内料层吹翻的顾虑。动或将有的厂目前已安装的自动加焦机去掉,以维在化肥厂的合成气生产中,一般每公斤标煤持加煤吊斗的高度不变。在炉顶部增加1个鼓风(固定炭84% )可生产2.8 m'半水煤气。在烟煤中及蒸汽人口,增加2个油压阀、2个调节阀。将炉身还有一部分挥发分(比无烟煤中的挥发分要高一适当加高，上段火层周壁增加1个水夹套,以防止些)在燃烧、裂解的过程中可多产生- - 些半水煤气。上火层周围炉壁挂渣。在炉中部增加1个均布风在折合标煤的时候是按固定炭含量,挥发分高的烟的出口管。内径与原上部煤气出口相同,炉内的开煤固定炭可能会低--点,因而，折合到人炉煤量也口面积应不小于原出口管的截面,以避免系统阻力可能高一点,在计算成本时可以折算清楚。的增加。气化炉下段从炉帽顶往上应有1.8 ~2.0m的料高,上段应有1.5 m料高。底部出灰系统与2可能出现的问题原水煤气炉相同,不做变动。循环自动控制机增加(1)煤气质量中CO2和CH,是否会高?这主上部吹风与上吹(实际是下吹)蒸汽各2条油路,与要取决于气化操作温度。如果气化温度高,半水煤下部的油路同时动作。各循环制气阶段阀门开关气中这2种成分含量自然会低。气化温度高低主情况参考表1进行。要受制于炉内是否会结大疤,而炉内是否容易结大A__山疤而影响生产主要取决于原料煤的灰分含量与灰3Gt8熔点ST。河南煤的灰分一般在20%以下,不算太94低,在制造烟煤型煤时使用的粘结剂应考虑采用有机的,不增加灰分的粘结剂，使型煤的灰分尽可能.低。对型煤原料配煤中的低挥发分主原料煤,应选一灰用正规大煤矿的优质煤粉,以保证型煤的灰分在图1烟煤水煤气气化炉结构16% ~18%以下。根据目前对河南煤质的了解,省表1各循环制气阶段阀门开关情况内这类煤的灰熔点ST大多在1 400~1 500 C,不.会低于山西晋城无烟煤。煤中硫分也应考虑,不采制气阶段阀门开阀门关二上10sec.3,5,61,2,4,7,8用石炭纪的太原统高硫煤,而选用省内低硫的二叠回收5sec.1,2,6 .3,4,5,7,8纪山西统的二1煤层煤。通过这些考虑将来运行欢风35sec.1,2,83,4,5,6,7时气化炉制气温度可以维持在较高的水平,半水煤上吹35see.气中CO2和CH含量均不会很高。下吹35ec.4,71,2,3,5,7,8(2)上吹煤气的出口温度可能会比单火层炉总时间120sec.的高。这个问题可以通过在煤气出口后增设1个鼓风量及上、下吹蒸汽量在调试中应根据气化蒸汽过热器来回收这部分显热。人炉蒸汽的过热炉炉径大小、原料的灰分挥发分高低以及炉况进温度提高,有利于蒸汽分解率提高。在示范初期也行调中国煤化宁顶增加3个测温点，可先不考虑增设蒸汽过热器,因为这不是示范工作以时其不下移;②增加上、的主要方面,损失的显热量也不会很大,不会对气THCNMH(;(只在示范炉设置)。化的热平衡造成太大的影响。主要的问题是不能根据化工厂生产的要求,烟煤水煤气炉的工艺造成煤气冷却效果差,影响后部的罗茨机、压缩机流程见图2。各炉径气化炉预计的操作参数及指标的打气量。对冷却系统影响最大的是未分解的蒸见表2。(下转第41页)第3期殷传光等合成氨储槽弛放气提氢工艺运行小结●41●控制得较好,运行比较稳定,渗透气氢含量达到3生产运行85%(因弛放气气柜供民用,根据实际情况将渗透弛放气提氢技术所用设备是由原异丙胺提氢气调整在70%左右) ,尾气氢含量测不出来(通电不旧设备改造而来,且与合成塔后放空提氢共用软水爆),弛放气气柜氢含量由原来的43%降低到25%泵、软水槽,故投资省,建设周期短,运行成本低。左右,大幅减少 了有效气体的浪费,生产运行数据该装置2006年4月26日开车后,各点温度、压力均见表2。表2生产运行数据压力/MPa人膜流量/m3 .h-1气体成分,φ/%日期软水泵温度渗透气人膜气含氨洗氨塔膜入口尾气渗透气 回气柜出口氨水蒸汽/C渗透气尾气软水气氨氢_ /x10-06-04-30 2.17 2.17 1.8 0.35 0.15 2.18 0.10.617 811 259 0.75 86.2不爆006-05-15 2.16 2.16 1.7 0.37 0.17 2.19 0.12 0.646 864 77 0.75 85.8 不爆06-05-22 2.17 2.170.380.17 2.18 0.15 .2712 0.72 71.3 不爆06-06-12 2.18 2.18 1.8 0.4 0.18 2.2 0.19 0.6 46 762 96 0.62 72.6 不爆06-06-26 2.18 2.18 1.8 _0.38 0.17 2.2 0. 1828 154 0.61 74.8 不爆放空气送吹风气锅炉燃烧产生蒸汽折合产值约2004经济效益万元,现经提出的氢气转化合成氨折产值约380万氨贮槽吨氨放空气量为108 m'/t,净氨后吨氨元,故年经济效益在180万元以上。因利用异丙胺气量为49 m'/t。根据公司实际情况及生产能力,目提氢旧设备以及原有旧铜塔,前期投资较少,仅增前实际气量约为1 200 m'/h,生产运行中氢气回收加1台净氨塔及材料费用,总投人约40余万元,投率可达到85%左右,渗透气浓度可达到80%以上资回收期仅为3个月。(因考虑居民生活用气,目前控制在70%)。改造前收稿日期: 2006-12-14(上接第23页)过热蒸汽4以原料煤成本计算的效益分析加煤(1)以晋城粉煤及平顶山煤粉制成的烟煤型煤价格估计为:400 x0.2 +460 x0.8 +50 =498元/t,其挥发分产率约为11.2 % ,灰分产率13% ,水分以冷却水2%计,其固定炭为73.8%,折标煤价为:498x84/软水医气植73.8 =567元/t,以吨氨耗标煤量为1.19 t计,折吨下灰氨耗原料煤费用为675元/t。吨氨原料煤以晋城小粒煤计,进厂价为730元/t,其固定炭含量以75%计图2烟煤水煤气气化炉工艺流程算,标煤价格为818元/t。折吨氨耗标煤1. 18 t1-气化炉;2-布风、布气机构;3-夹套蒸汽汽包;4-旋风除尘器;计,则吨氨耗原料煤费用为965元。两者相差为5-吹风烟气烟囱;6-余热锅炉及蒸汽过热器;7-除尘器;8- 余热290元。r锅炉;9-冷却塔;10一电除尘器表2各炉径气化炉预计的操作参数及指标(2)以年产4万t的合成氨厂计算,每年可节约原料煤费用1160万元。年产20万t甲醇耗原炉径/m中2.65φ2.61料煤30万t,以差价232元计,每年可节约原料煤气化炉截面/m25.515.25吹风压力/kPa17.6617. 66费用6 960万元。吹风流量/m'/h- I24 00023 000炉改造费用约30万/m3●min-1400380元中国煤化工,以21台炉计算其改蒸汽量上吹/t.h-I6.16.0下吹/t.h-16.26. 0造费AYHCN M H G原料煤费用的7.76 %。单炉加标煤量/t.h-12. 8因此,本项示范一旦成功,可为企业的原料煤立足单炉产气量/m?/h-I75007 400单炉产气折氨/1.d-15453本地,降低成本,解决燃眉之急。每台炉产氨量/t.a-1.78万_1.76 万_收稿日期: 2006-12-01