煤制120万吨甲醇及转化烯烃项目工艺技术方案.doc

第五章 技术方案5.1 备煤装置5.1.1 概述备煤装置的任务是将原料煤磨碎、干燥，为气化装置和热力系统提供合格的原料和燃料。原煤来自工厂界外的煤筒仓（煤筒仓由煤矿考虑），经原煤贮运系统送至本装置。本装置包括热力系统原料煤制备1个系列和气化原料煤制备3个系列。所使用的原料煤规格和用量列入表5-1和表5-2。 表5-1 煤质分析数据项 目气化用煤燃料用煤水分 Mar%6.505.50灰分 Aar%20.0030.00挥发分 Var%29.4025.80元素分析ar %C62.3754.73H3.823.35N0.880.77S0.510.52O5.925.13发热量Qnet,ar MJ/kg24.3221.33可磨系数 HGI6565灰熔点 STFT， 161500 1516010表5-2 煤粉成品规格和用量装置成品规格方案成品量原煤量粒度水份t/ht/dt/d气化 94%250 m100%500 m 2%方案20950105251方案20950105251热力13mm方案16740134013方案167401340135.1.2 工艺技术方案选择国内外常采用的煤制备流程有中间贮仓式和直吹式两种流程。采用的磨煤机有以下3种形式：l 低速磨即钢球磨煤机，适用煤种广泛。一般适用于中、小规模。l 中速磨即辊盘式磨煤机，也称立式磨，适用于磨损性较强的烟煤、贫煤和褐煤，最适宜原煤水分在25%以下，HGI指数在35100的煤种。l 高速磨如风扇磨，适用于高水分、低灰分、磨损性不强的褐煤。由于中速磨具有适用性广、能耗低、钢耗低、检修方便、噪音低等特点，因而得到广泛的应用。不仅在大中型电站，而且在冶金、建材、化工等行业都采用中速磨煤。我国已有北京、上海、沈阳引进国外技术形成系列生产，并且使用情况良好。(1)煤粉制备系统型式本项目气化装置使用GSP粉煤加压气化工艺技术，煤粉需用高压CO2输送，需设置粉煤加压筒仓，因此，煤粉制备系统采用中间贮仓式。(2)磨机形式采用辊盘式中速磨煤机。(3)干燥热源根据原煤挥发分高、易燃易爆的特点，干燥介质以热风炉烟气为主，并补充部分氮气以控制氧含量，并采用氮气作为系统的消防用气，确保系统安全。为减少煤尘排放量，节约能耗，干燥热风大部分循环使用，部分排放，以平衡系统的湿含量。干燥用热风可由燃煤热风炉、燃气热风炉或全厂锅炉提供，三种方案比较见表5-3。 表5-3 备煤装置干燥方案比较项目燃气热风炉燃煤热风炉锅炉烟道气燃料种类燃料气煤粉450烟道气主要设备配置燃气热风炉燃煤热风炉热烟气鼓风机电消耗电耗最低电耗低电耗高工艺流程简单复杂最简单设备台数台数少台数多台数少占地面积占地面积小占地面积大烟气管道占地面积大操作条件操作条件好操作条件差操作条件好废渣排放无废渣排放有废渣排放不增加废渣排放对煤粉质量影响无影响烟气中灰分会增加煤粉中灰分含量烟气中灰分会增加煤粉中灰分含量技术复杂程度不复杂较复杂高温大风量高压头风机难以解决开车情况工厂开车时无副产燃料气提供。为运行，备煤装置开车需用燃料油。工厂开车时，运行备煤装置，直接用燃料煤。工厂开车时，因先启动锅炉系统，运行备煤装置，直接用锅炉烟道气。 从表5-3可以看出，燃气热风炉方案流程紧凑，设备少、投资低、生产管理方便、对环境污染少，燃料气的烟气对煤粉的污染轻。燃煤热风炉方案流程复杂、设备多、投资高、生产卫生及操作条件较差，烟尘混入煤粉中将提高其灰分含量。锅炉烟道气方案存在高温大风量高压头风机难以解决的技术难题，大直径烟道气管道布置也存在困难。而本项目后续合成工艺将产生燃料尾气，正好可用作热风炉燃料，因此，本报告推荐采用燃气热风炉方案。(4) 煤粉分离收集方式国内过去常采用多细粉分离器加多管旋风、袋式收尘器的多级收尘方式，系统流程长、设备多、阻力大、运行故障多、尾气往往难以达到排放标准，现已逐步改进为大型长袋低压喷吹式收尘器一级分离收尘的方式，流程大为简化，设备少、阻力降低、运行故障少，可以保证尾气达到国家排放标准。该项技术在消化吸收的基础上已日臻成熟，已在各行业推广应用。本报告推荐采用大型长袋低压喷吹袋式收尘器，一级分离收尘技术。 (5) 煤粉的贮存和输送本项目成品煤粉含水量为 2%，为防止煤粉结拱堵塞，拟采用如下贮存和输送技术方案： 煤粉贮仓、溜管、输送设备均保温伴热，防止结露。 煤粉贮仓锥底出口附近加气流板充N2气流化助流。气化炉操作压力高，气化用煤粉采用高压CO2气密相输送，输送比400kg/m3。 (6) 备煤装置的系列配置和磨机的设置备煤装置的系列配置和磨机设置基于下述三个方面： 备煤装置两个煤制备系统的系列数与下游气化装置和热力系统的系列数相对应，以便于操作和管理。 磨机能力适当留有富裕量，并设置备用机，以保证工艺生产正常。为此，气化原料煤制备设置3系列生产线，热力系统原料煤制备设置1个系列。按照单系列的处理能力，气化原料煤制备系统每个系列设置1台磨机。5.1.3 工艺说明气化用的原煤由原煤贮运系统的带式输送机送入磨机前碎煤仓中，通过称重给煤机加到辊盘式中速磨中磨粉，从燃气热风炉送来的烟道气与循环气在混合器中混合，用调温风机送来的冷空气将热风调配到需要的温度后，热风送入中速磨将磨粉干燥，合格的煤粉吹入煤粉袋滤器中，分离下来的煤粉经袋滤器排粉螺旋、排粉旋转给料阀、螺旋输送机送入煤粉仓中，煤粉仓可贮存15h用量的煤粉。经分离后的尾气经循环风机加压后，部分循环至混合器，部分排入大气，排入大气中的尾气量根据煤的湿含量平衡通过比例调节器控制。干燥后的煤粉通过系列输送系统送至气化炉，输送系统主要由煤粉给料斗、煤粉锁斗、高压煤粉发送斗和煤粉输送管组成。在煤粉锁斗处于常压状态时，打开上阀使煤粉给料斗中的煤粉通过旋转给料器流入锁斗，料满后关闭上阀，通入高压N2加压至4.5MPa后，打开下阀使煤粉自流进入高压煤粉发送斗，卸完后关闭下阀，排出N2降至常压再重复上述过程。高压给煤斗可贮存0.5h用量煤粉。高压煤粉仓中的煤粉用高压CO2经管道送往气化炉顶部喷嘴。煤粉仓排出的气体、锁斗中排出的气体及给煤斗排出的气体经煤斗仓顶过滤器收尘后排入大气。分离下来的煤粉经袋滤器排粉螺旋排入煤粉仓。碎煤仓设有仓顶袋滤器和排风风机，所有袋滤器均采用N2喷吹清灰。中速磨配备有密封风机和润滑、液压系统，并设置了设备检修用悬挂起重机，整个系统消防用气及助流流化用气均采用N2。5.1.4 主要设备选择气化装置用原料煤磨煤机选用ZGM113G辊盘式中速磨煤机，配置4台， 3开1备。磨机数量计算如下：表5-4 磨机数量设计序号项 目单位气化原料煤制备系统1单台磨机处理能力t/h852系统磨机数量t/h4（3开1备）3系统磨机处理能力t/h2554系统正常处理量t/h227煤粉袋式收尘器选用国内开发的长袋低压大型脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收尘器，过滤气速1m/min，进口含尘浓度小于1000g/Nm3 ，排出口含尘浓度小于10mg/Nm3 。除气化装置用的煤粉贮仓锁斗的进出口阀门需要进口外，本装置的其他设备及其辅助设备均为国产。5.2 空分5.2.1 概述空分装置的作用是为气化装置提供所需的氧气和输送煤粉用的高压氮气以及公用工程所需的低压氮气。本装置的主要产品为： 表5-5 空分装置产品一览表名称规 格单位流量用 户氧气纯度： 99.6%压力： 4.8MPaNm3/h112094煤气化装置高压氮气纯度： 99.99%压力： 5.5MPaNm3/h263备煤和气化装置低压氮气纯度： 99.99%压力： 0.6MPaNm3/h10506备煤装置低压氮气纯度： 99.99%压力： 0.6MPa Nm3/h7128酸性气体脱除本装置采用3套制氧能力为40000 Nm3/h 的空分设备以与气化装置3个系列3台气化炉相匹配，总的供氧能力为120000Nm3/h。5.2.2 工艺技术方案选择空分技术经过多年的不断发展，现在已步入大型全低压流程的阶段，能耗不断降低。大型全低压空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送所组成，其特点是：(1) 采用高效的两级精馏制取高纯度的氧气和氮气。(2) 采用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量。(3) 热交换器采用高效的铝板翅式换热器，结构紧凑，传热效率高。(4) 采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期。由于产品氧气的用户对氧气的压力有一定要求，纯氧又是一种强氧化介质，氧气的增压工艺常常成为研究的一个重点。氧气的增压有两种方式，即采用氧气压缩机和液氧泵，前者压缩介质为气氧，在冷箱外压缩；后者压缩介质为液氧，在冷箱内压缩，分别称为外增压流程和内增压流程。最近制造厂又推出双泵内增压流程，即根据用户对高压氧气、高压氮气的要求，分别用液氧泵、液氮泵在冷箱内压缩气化后输出，其显著优点是投资省、维修费用低、安全可靠性高。我国的空分制造厂与拥有世界一流技术的德国林德(LINDE)公司、美国空气产品和化学品公司(APCI)、法国空气液化公司等都建立了技术合作关系，能合作制造大型空分设备。本项目气化装置要求使用纯度为99.6%，压力为4.8MPa的氧气，氧量为112094 Nm3/h，具有气用量大、压力高的特点。因此本研究需要对空分装置的氧气增压流程和装置的系列数作出选择。从能耗上看，相同制氧能力的空分装置，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内增压流程使用了空气增压机来提供系统的部分制冷量，多压缩了氮气，理论上要多消耗了压缩功，但是空气增压机的效率比氧压机高，氧压机实际运行往往偏离其设计工况，两者实际的功耗是很接近的。 从安全方面分析，尽管外增压流程的使用也比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水平不断提高，但是统计数据表明，国内用户使用的氧压机（包括进口氧压机）有多台次发生过燃烧事故，而内增压流程从未出现过类似事故。从投资上看，两种流程相接近，内增压流程稍低一些。此外，使用液氧泵的内增压流程比使用氧压机的外增压流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。因此，本研究推荐内增压流程。本项目的气化装置采用3系列3台气化炉并联运行，为了便于装置的运行和管理，并尽量节约投资，本研究推荐采用3系列3套40000 Nm3/h空分装置并联运行的方式。目前国产40000Nm3/h空分装置运行良好，并正在建设50000Nm3/h级装置，因此建议采用国内厂家的空分设备。5.2.3 工艺说明从大气吸入的空气经空气过滤器滤去灰尘与机械杂质后，入空气压缩机加压至0.67MPa，然后进入空气冷却塔。空气在空冷塔下段与被污氮冷却的循环冷却水逆流接触而降温。然后通过上段与经液氨冷却的冷冻水逆流接触，降温到12入分子筛吸附器，清除空气中的水份、二氧化碳和碳氢化合物。净化空气分成二股：一股直接进入冷箱经主换热器被冷却至接近露点，入精馏塔下塔进行预分离，另一股导入增压机，入增压机的空气又被分为二股：一股从增压机的中间级抽出，在高压氮换热器中冷却液化，然后通过节流降压而补充装置运行所需的冷量；其余的从增压机的最终级压出，再分为二路：一路通过高压氮换热器的上半段冷却后，入膨胀机进行绝热膨胀制冷，然后导入下塔；另一路通过膨胀机的增压透平进一步升压后与高压液氧（一部分与高压液氮）换热而液化，然后节流降压，节流后的气体并入下塔，液体空气直接导入上塔分离或一部分先入下塔预分离。从精馏塔上塔底部抽出液氧，由液氧泵加压至5.0MPa，复热气化后出冷箱，作为产品氧气送气化装置。从主冷凝器抽取液氮，经液氮泵加压至6.0MPa，复热气化后出冷箱，去备煤装置输送煤粉用。由下塔顶部抽出0.6 MPa气氮，经主换热器复热后出冷箱，一部分供备煤装置干燥系统用氮，一部分供酸性气体脱除装置用氮，剩余部分供给公用工程用户。上塔顶部引出的不纯氮气经换热器复热后出冷箱。由于其干燥无水，一部分作为分子筛再生用氮，一部分入水冷却塔，通过气提使循环冷却水得到冷却；剩余部分送仪表空压站作气源。5.3 煤气化技术本装置是将原料煤通过煤气化炉，获取以合成气(CO+H2)为主要成分的煤气，装置日处理煤量为5010t，由3台日处理煤量2000t的气化炉组成，设置3个系列，每个系列1台，采用未来能源公司（FUTURE ENERGY GmbH，简称FE）的GSP加压粉煤气化技术。5.3.1 煤气化工艺技术选择现代先进的煤气化技术主要包括：德国未来能源公司的GSP粉煤加压气化技术、荷兰Shell公司的 SCGP粉煤加压气化工艺、美国Texaco公司的水煤浆加压气化工艺、美国Cococo Phillips公司的E-gas两段水煤浆加压气化工艺、德国Lurgi公司的Lurgi块煤加压气化工艺和德国的HTW流化床气化工艺。在水煤浆加压气化工艺中，E-gas工艺的技术指标较好，但操作经验较少，商业应用不多。Texaco工艺近十年来在中国的化肥和甲醇工业中有四套商业应用的业绩，另有几套装置在建设中。Lurgi工艺是最早工业化的加压气化工艺，是一种固定床块煤气化工艺。Lurgi工艺以块煤为原料(粒度6mm50mm)，适用于不粘结或弱粘结性和灰熔点较高的褐煤和活性好的次烟煤煤种。世界上使用Lurgi工艺的工业装置较多，操作经验比较丰富，氧气消耗较低；但煤气中CH4 含量高(约10%，干基)，有效气体(CO+H2)含量相对较低，比较适合于城市煤气的生产或多联产系统。Lurgi工艺副产的煤气水中焦油及酚含量高，污水处理较为复杂。国内有两家化肥厂和两家城市煤气厂采用此工艺技术。Shell公司的SCGP工艺和FE公司的GSP工艺都是干煤粉加压气流床气化工艺，是最先进的煤气化工艺之一，二者均已被成功地用于联合循环发电工厂及或甲醇联产的商业运营，同时这两种工艺在国内的商业装置也正在兴建或引进中。流化床气化技术在德国已得到工业应用，在朝鲜、印度也有长期的运行经验。美国的U-Gas、KRW等技术在气化炉排灰含碳、飞灰循环等方面取得了实际进展，但最成熟的还是德国的HTW工艺技术。目前国际上技术比较成熟，工艺指标比较先进、业绩较多的GSP工艺、SCGP工艺、HTW工艺、Lurgi工艺和Texaco工艺的比较见表5-6。表5-6 煤气化工艺比较序号项 目GSP粉煤气化Shell粉煤气化Texaco水煤浆气化HTW流化床气化Lurgi块煤气化1气化工艺气流床、液态排渣气流床、液态排渣气流床、液态排渣流化床、固态排渣固定床、固态排渣2适用煤种褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣等褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣等次烟煤、烟煤、油渣等次烟煤、烟煤、油渣等褐煤、次烟煤、无烟煤等3气化压力(MPa)2.04.02.04.04.06.51.02.52.03.24气化温度()140016001400160013001400950110095012505单炉最大处理能力 (t/d)25002500200020001000130061000Nm3有效气耗氧量, (Nm3)3303603303603804302603402673507碳转化率, (%) 99 999698909588958冷煤气效率,(%)788378837076687565759有效气含量,(%)9090948070806510总热效率,(%)90（激冷流程）98（废锅流程）909595809011操作弹性,(%)501305013070110701103011012技术成熟度高高高高高13建厂投资较低较高较低低低7因本项目所使用的原料煤属气煤或1/3焦煤，具有一定的粘结性，不适宜Lurgi炉操作，同时Lurgi工艺受原料粒度的限制、合成气产率较低、气化副产物处理复杂等不利因素，在此不适于采用，因此，只将GSP工艺、SCGP工艺、HTW工艺和Texaco工艺比较说明如下：(1) HTW流化床气化工艺HTW流化床气化工艺由德国Rheinbraun-AG（RWE-Group）开发， 是在常压温克勒气化工艺的基础上改进开发的，主要提高了气化炉操作的温度和压力，主要适合于褐煤气化，其在Wesseling示范厂最大规模已达到1500t/d，高效而且成本低廉。其主要特点如下： 直接以粉煤为原料，一般入炉原料煤粒度为0mm10mm，原料易得，制备简单。 适应煤种范围宽，除一般用于气化的非粘结性煤种，如褐煤、长焰煤、次烟煤等化学活性高的煤种外，经适当处理也可气化具有一定粘结性的煤种。 气化强度高，流化床气化炉的气化强度为等规模固定床气化炉的3倍4倍，加压气化能改善流态化操作，同时显著提高气化强度。 环境特性好，煤快速干馏，挥发物被充分裂解，因而气化过程不产生焦油类物质，煤气冷凝液中的有机物质较少，净化系统简单。 气化炉在1000左右的操作温度下进行气化，对设备、材质无苛刻要求，过程控制及设备可立足国内。 煤气离开流化床气化炉时夹带较多飞灰，且含碳量较高，需进行适当处理。 (2) Texaco水煤浆气化工艺Texaco公司在渣油部分氧化技术基础上开发出水煤浆气化技术，1978年首次推出此气化工艺。过去十多年中，在美国、日本和中国相继建成多套生产装置，取得了一定的运行经验。其主要特点如下： 煤种适应性较强。各种烟煤和石油焦均能使用，主要以年轻的烟煤为主，对煤的粘结性、热稳定性没有严格的限制。根据国内运行经验，为保证装置长期稳定操作，气化用煤的灰熔点FT宜低于1350，煤的灰份含量最好不超过13%，最高内水分不超过8%，操作温度下的灰渣粘度控制在20Pas30Pas时，更有利于操作。 气化压力高。水煤浆气化压力范围在4.0MPa6.5MPa之间，提高气化压力，可缩小设备体积，有利于降低能耗。 气化技术成熟。制备的水煤浆用泵输送，操作安全，便于计量。气化炉内砌有多层耐火砖，无机械部件，气化装置通常设置备用系列，以提高年运转率，料浆喷嘴和耐火砖磨损消耗高，运行成本较高。 煤气中有效气(CO+H2)较高约80%，冷煤气效率为70%76%，由于水煤浆含有约35%水分，因而氧耗较高。 气化流程的热回收有激冷和废锅两种形式，可根据产品气的用途加以选择。 气化炉高温排出的融渣，冷却粒化后，性质稳定，可作水泥等建筑材料，排水中不含焦油、酚等污染物，经过处理后可以循环使用或达标后排放。 为保证生产的连续运转，一般需设置备用气化炉。(3) SCGP气化工艺Shell公司在渣油气化技术取得工业化成功经验的基础上，于1972年开始从事煤气化的研究。1978年第一套中试装置在德国汉堡建成并投入运行。1987年在美国休斯敦附近的日投煤量250t400t示范装置建成投产。1993年在荷兰Buggenum的日投煤量2000t的大型商业用气化装置建成投产，用于联合循环发电。目前正在中国洞庭化肥厂建设一座日处理2000t煤的气化装置，预计2005年建成投产。其他十多套装置也在建设或设计中。该气化装置为单系列操作，装置的开工率在90%以上。这些装置的生产实践证明，SCGP气化技术是先进可靠的。其主要特点如下： 对气化原料有较宽的适应性，固体原料中的褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦均可气化，对煤的活性没有要求，对煤的灰熔点适应范围比其它气化工艺可以更宽。对于高灰份、高水份、含硫量高的煤种也同样适应。气化温度约14001600，碳转化率高达99%以上，产品气体洁净，不含重烃，甲烷含量极低，煤气中有效气体(CO+H2)达到90%以上，从而降低了煤的耗量。 由于是干法进料，与水煤浆气化工艺相比，氧耗降低15%25%，因而与之配套的空分装置规模可减少，投资降低。 单炉生产能力大，目前已投入运转的气化炉气化压力为3.0 MPa，单台炉日处理煤量已达2000t2500t，更大规模装置已能设计。 热效率高，冷煤气效率78%83%。其余15%20%热能被回收为中压或高压蒸汽，气化总的热效率约为98%。 气化炉采用竖管水冷壁结构，无耐火砖衬里，设备维护量较少。气化炉内也无转动部件，运转周期长，生产装置无需配置备用炉。 气化炉烧嘴及控制系统安全可靠。Shell公司气化烧嘴设计寿命为8000小时，Demkolec电厂使用烧嘴4年未出现问题。气化操作采用先进的控制系统，设有必要的安全联锁，使气化操作处于最佳状态下运行。 炉渣可用作水泥渗合剂或道路的建筑材料。气化炉高温排出的熔渣经激冷后成玻璃状颗粒，性质稳定，对环境几乎没有影响。气化污水量少，有害组份较低，容易处理，可达标排放。(4) GSP干煤粉气化工艺GSP加压气流床气化技术是由前东德的德意志燃料研究所开发，始于上世纪70年代末。最初的目的是用高灰分褐煤生产民用煤气，并在弗来堡 (Freiburg)建立了一套 3MW中试装置。80年代初，在黑水泵电厂建立了一套130MW商业化装置，原料处理能力为 30t/h，84年建成并投入运行，该装置运行了10年而气化炉的喷嘴和水冷壁仍可使用。该工艺在1991到2002年随产权公司的变更，至2002年由FE公司所有。GSP工艺已经过多年大型装置的运行，已先后气化了80余种原料，不仅可以气化高硫、高灰等劣质煤，而且可以气化工业废料、生物质等，煤气中CH4含量很低，很适合生产合成气，气化过程简单，气化炉装置生产能力大，装置的开工率在95%以上。这些装置的生产实践证明，GSP气化技术是先进可靠的。目前国内已有多家企业对GSP技术接触。其主要特点如下： 对气化原料有较宽的适应性，且可同时气化固体原料和液体原料。固体原料中的褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦均可气化，对煤的活性没有要求，对煤的灰熔点适应范围比其它气化工艺可以更宽。对于高灰份、高水份、含硫量高的煤种也同样适应。气化温度约14001600，碳转化率高达99%以上，产品气体洁净，不含重烃，甲烷含量极低，煤气中有效气体(CO+H2)达到90%以上，从而降低了煤的耗量。 由于是干法进料，与水煤浆气化工艺相比，氧耗降低15%25%，因而配套之空分装置规模可减少，投资降低。 单炉生产能力大，目前已投入运转的气化炉气化压力为3.0 MPa，单台炉日处理煤量720t，已设计日处理量为2000t及4000t级的更大规模装置。冷煤气效率78%83%。GSP一般采用激冷流程，即用水将煤气直接冷却至200以下，气化热效率约为90%。 气化炉采用环管水冷壁结构，无耐火砖衬里，设备维护量较少。气化炉内也无转动部件，运转周期长，生产装置无需配置备用炉，水冷壁寿命在10年以上。 气化炉烧嘴及控制系统安全可靠，启动时间短只需约1h，设计寿命至少为10年，其间仅需要对喷嘴出口处进行维护，气化操作采用先进的控制系统，设有必要的安全联锁，使气化操作处于最佳状态下运行。 气化炉体下段采用激冷形式，可有效节约粗煤气后处理的投资。 炉渣可用作水泥渗合剂或道路的建筑材料。气化炉高温排出的熔渣经激冷后成玻璃状颗粒，性质稳定，对环境几乎没有影响。气化污水量少，有害组份较低，容易处理，可达标排放。从以上分析可以看出，Texaco水煤浆气化工艺，GSP煤粉气化工艺，SCGP煤粉气化工艺和HTW流化床气化工艺都是先进的技术。对比各种工艺的技术特点，从气化原料的适应性、碳转化率、冷煤气效率等方面看，GSP和SCGP工艺都具有一定的优势，但在气化高灰熔点煤种方面，GSP允诺可以气化STFT在1500以上的煤种，同时GSP工艺装置投资要比SCGP工艺低很多，从技术和经济两方面考虑，本研究推荐采用FE公司的GSP气化工艺技术。本项目气化用煤灰熔融性温度STFT高达1610（GSP技术供应商提供），为使灰熔融成渣，达到理想的灰渣熔融状态，可考虑在气化时添加少量石灰石。优化考虑经济成本和技术可行性后，初步按添加4石灰石设计，添加石灰石后煤灰熔融性温度STFT降低约80，即降低到1550以下，这个温度对GSP气化工艺是完全允许的，此时氧耗约为336Nm3(O2)/1000Nm3(CO+H2)，按上述指标考虑该方案基本是可行的，但具体助熔剂添加量应在下一步研究时通过试验认真确定。5.3.2 工艺说明（1）气化工艺从备煤装置高压煤粉发送斗送来的煤粉与输送煤粉用的高压CO2一起进入气化炉顶部喷咀，来自空分装置的氧气，经氧气预热器加热到一定温度后，与中压蒸汽混合，经炉顶喷咀送入炉内。煤粉与氧气/蒸汽在4.0MPa压力、高温1600下，发生部分氧化和气化反应，产生以（CO+H2）为主的粗煤气。气化原料中的非有机质在高温下熔融成渣沿炉壁流下，与粗煤气一起经气化室底部的渣口进入激冷室，在此，粗煤气被激冷到207左右，并被水汽饱和后离开气化炉，经两级文丘里洗涤器和旋风分离器分离，除去煤气中的飞灰、氨等杂质，进入CO变换装置。产生的高温熔渣，流入气化炉下部水池淬冷，炉渣在流入锁斗后定时排放，排出的炉渣经链式输渣机、水洗输渣机和刮板式输渣机送至渣斗，最后用汽车运走。文丘里后旋风分离器排出的水和气化炉渣池排出经简单分离固体物质的部分水进入激冷水罐，在此与经预处理的水混合，经泵加压和过滤后返回气化炉底部。气化炉渣池排出的另一部分水和炉渣排放及输送过程的废水经闪蒸罐闪蒸后去气化废水处理单元。气化炉水冷壁内产生部分低压/中压蒸汽，送至全厂中压热力管网。（2）气化废水处理从气化炉底部排出的废水和炉渣排放过程的废水含有飞灰、碳黑、盐等。这部分废水先经过两级闪蒸罐除去所含的气体组分，闪蒸、冷却后的废液进入氰化物氧化罐除去氰化物，后经沉淀槽和絮凝槽除去碳黑和细粒物等固体杂质。细粒和沉淀物去浓缩槽浓缩，经加压过滤得到滤饼，由汽车运出界区处理。除去固体杂质过滤水和浓缩槽溢流的滤液水一起进入碱槽与NaOH中和，以除去废水中的溶解NH3。脱NH3后的废水一部分返回气化炉装置，另一部分废水进氨汽提塔进行汽提，氨由塔顶部排出，冷却成氨水后进储罐；汽提塔底部排出的水加入一定量盐酸混合后去全厂污水处理工段。5.3.3 主要设备选用3台2000t/d的GSP气化炉，气化炉内径约2500mm，高约5000mm（不含激冷室）。本工序气化炉、密相输送系统从国外进口。5.4 CO变换技术从气化炉出来的煤气中H2/CO之比值不能满足甲醇合成反应的要求，因此，需要将煤气中约60%左右的CO变换为H2。CO变换分为双系列生产，采用宽温耐硫变换工艺。5.4.1 CO变换技术选择CO变换技术的发展是依据变换催化剂的进步而发展的。变换催化剂的性能决定了变换工艺的流程及其先进性。采用Fe-Cr系变换催化剂的变换工艺，操作温度在350550，称为中温变换工艺。其操作温度较高，原料气经变换后仍有3%左右的CO。Fe-Cr系变换催化剂的抗硫毒能力差，适用于总硫含量低于100ppm的气体。采用Cu-Zn系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200280，称为低温变换工艺。这种工艺通常串联在中、高温变换工艺之后，将3%左右的CO降低到0.3%左右。Cu-Zn系变换催化剂的抗硫毒能力更差，适用于总硫含量低于0.1 ppm的气体。采用Co-Mo系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200550，称为宽温变换工艺。其操作温区较宽，流程设计合理， 经变换后CO可降至0.2%左右。Co-Mo系变换催化剂的抗硫毒能力极强，对总硫含量无上限要求。国内外对上述三种变换工艺及其不同组合均有丰富的使用经验。变换的能耗取决于催化剂所要求的汽/气比和操作温度，在上述三种变换工艺中，耐硫宽温变换工艺在这两方面均为最低，因此，具有能耗低的优势。耐硫宽温变换催化剂的活性相是Co-Mo系硫化物，特别适合于处理H2S浓度较高的气体。因此本研究推荐采用耐硫宽温变换工艺。不设置预脱硫工序，可以节约投资。为了节约投资，变换反应热量采用催化床层间激冷和副产蒸汽的方式回收，不设饱和热水塔。变换冷凝液用蒸汽汽提回收并循环使用。5.4.2 工艺说明文丘里洗涤后粗煤气温度降到约190，压力约为3.8 MPa，先进入主热交换器预热，然后与中压蒸汽混合后，温度升高到260，进入变换炉一段，进行变换反应。一段出口变换气的温度为474，在主热交换器中与进工序的粗煤气换热后，进增湿器被锅炉给水激冷到260，进变换炉二段，继续进行变换反应。二段出口的变换气温度为394，进变换废锅通过副产蒸汽的方式回收二段变换反应热量，气体温度降至210进变换炉的三段。出三段的变换气中CO浓度小于3%（干基），温度为242，经低压废锅回收三段变换反应热量，温度降为160，变换后的变换气与未进行变换的旁路粗煤气混合，再经除盐水预热器、变换气终冷器冷却到30并分离冷凝液后去酸性气体脱除装置。分离出的变换气冷凝液送冷凝液汽提塔汽提。汽提后的冷凝液经冷凝液泵加压回用，一部分作变换气激冷水，另一部分送气化装置作激冷或洗涤用水。5.4.3 主要设备采用冷壁变换炉，内径约2700mm，变换炉高约15000mm，初装催化剂150m3。5.5 酸性气体脱除技术酸性气体脱除工序的任务是将变换气中的H2S和CO2 脱除。酸性气体脱除装置设置2系列生产，单系列处理气量约25万Nm3/h。采用德国Lurgi公司低温甲醇洗工艺(Rectisol)。5.5.1 酸性气体脱除技术选择以脱除CO2 和H2S为主要任务的酸性气体脱除方法主要有液体物理吸收、液体化学吸收、低温蒸馏和吸附四大类，其中以液体物理吸收和化学吸收两者使用最为普遍。国内应用较多的液体物理吸收法主要有低温甲醇洗法、NHD法、碳酸丙烯酯法，应用较多的化学吸收法主要有热钾碱法和MDEA法。液体物理吸收法适用于压力较高的场合，化学吸收法适用于压力相对较低的场合。液体物理吸收法中以低温甲醇洗法能耗最低，但是对气体中高碳烃类含量有要求。低温甲醇洗、NHD和MDEA三种广泛使用的酸性气体脱除工艺比较列入表5-7。表5-7酸性气体脱除工艺比较项目低温甲醇洗NHDMDEA相对电耗11.11.2相对蒸汽消耗12.83.2相对冷却水消耗11.34相对汽提氮消耗10.7相对化学品消耗11.80.75相对装置投资10.771.01相对能耗12.252.7脱硫效果 0.1ppm1 ppm 1ppm脱CO2效果 0.1ppm 100ppm100ppm从上表可以看出，MDEA法投资和能耗均较高。与NHD法比，低温甲醇洗法虽然一次投资相对较高，但其能耗（运行费用）大大低于NHD 法。在本项目中，进入酸性气体脱除工序气体的压力较高，为 3.8 MPa 左右，而且气体中CO2 含量高，采用液体物理吸收法脱除酸性气体更为有利。采用低温甲醇洗法气体净化效果最好，该方法在大型工业化装置中应用业绩甚多，工艺先进、成熟，故本报告推荐采用低温甲醇洗酸性气体脱除工艺。5.5.2 工艺说明自变换工序来的变换气，压力约为3.7MPa，温度为30，在变换气/净化气换热器I和变换气氨冷器I中冷却到7左右，经变换气分离器分离冷凝水，然后向变换气中喷入少量甲醇以防止变换气中水分冷却后结冰堵塞管道。变换气随后分成二股物流，一股进入变换气/净化气换热器II，另一股进入变换气/CO2产品换热器换热冷却。两股物流汇合后经变换气氨冷器II进一步冷却至-23，然后进入H2S 吸收塔。在H2S吸收塔中，变换气中的H2S 和COS被来自CO2吸收塔的部分富CO2 甲醇溶液吸收。脱硫后的气体进入CO2 吸收塔下塔。在CO2 吸收塔内，甲醇溶液自上而下与气体接触，气体中的CO2 被吸收，出CO2 吸收塔的气体得以净化。CO2 吸收塔中间两次引出甲醇溶液用氨冷却和下游来的甲醇冷却，以降低由于溶解热造成的温升。出CO2 洗涤塔的净化气经变换气/净化气换热器II和变换气/净化气换热器I换热，回收冷量，升温至32后去合成装置。CO2 吸收塔底部出来的富CO2甲醇溶液，一部分经泵加压后去H2S吸收塔氨冷器冷却，作为H2S吸收塔的吸收介质；另一部分进入 CO2 吸收塔底部的闪蒸段，在中压下闪蒸出溶解的H2S和部分CO2 。这部分气体与H2S吸收塔底部闪蒸出来的气体一起，经循环气压缩机送至变换气/净化气换热器I前与变换气混合。由CO2 吸收塔闪蒸段出来的富含CO2 甲醇溶液分成二部分。大部分去再吸收塔上部的低压CO2 闪蒸段，闪蒸出部分纯CO2 ，闪蒸段底部甲醇自流到再吸收塔的主再吸收段；另一部分甲醇去再吸收塔CO2 回收段，闪蒸出一定量的纯CO2。H2S吸收塔底部出来的富含H2S/CO2甲醇溶液也分成二部分。大部分进入再吸收塔CO2 回收段的底部。在这里，CO2 和少量 H2S 、COS解吸出来，硫化物被自上而下的富含CO2 甲醇溶液再吸收，CO2 汇入塔顶的低压闪蒸段，在低压闪蒸段的顶部用少量富含CO2甲醇闪蒸冷却。CO2 气体与变换气在变换气/ CO2 气体换热器中换热，升温至0放空。H2S吸收塔底部出来的另一部分甲醇与再吸收塔CO2回收段底部甲醇一道，进入再吸收塔的主再吸收段，解吸出大部分残存的CO2 和部分H2S、COS。解吸气与下段来的气体，被低压闪蒸段来的甲醇逆流洗涤，以脱除气体中的硫化物。离开该段顶部的尾气，分别在氨气冷却器和H2S气体/尾气换热器回收冷量后去水洗塔。在水洗塔中，尾气在上塔被锅炉给水、下塔被甲醇废水脱除其夹带的甲醇。出塔尾气排放至大气。出再吸收塔主再吸收段的甲醇经再吸收塔/贫甲醇换热器换热后进入下塔的上部。N2气引入再吸收塔下塔底部。在再吸收塔下塔，甲醇溶液与进入该塔的含H2S 酸性循环气体逆流接触，脱除气体中硫化物。脱硫后的气体通过升气管进入再吸收塔的主再吸收段。由再吸收塔下塔底部出来的富含H2S甲醇溶液，用热再生塔给料泵升压，经甲醇循环冷却器和富甲醇/贫甲醇换热器换热升温后送至热再生塔。进入热再生塔的甲醇用甲醇蒸汽汽提，达到完全再生的目的。该蒸汽部分来自于热再生塔塔底蒸汽煮沸器，另一部分来自甲醇/水分离塔塔顶。热再生塔顶部出来的甲醇蒸汽/气体混合物经过几次冷却将甲醇冷凝下来。首先，大部分甲醇蒸汽/气体混合物在进热再生塔底部再生段之前，经热再生塔顶水冷凝器，含H2S酸性气体冷凝下来。余下不凝气体在含H2S酸性气体/氨冷器和含H2S酸性气体/尾气换热器中继续冷却，并通过含H2S酸性气体分离器分离冷凝液。然后，含H2S酸性气体分为两股。一股在含H2S酸性气体再热器中换热，于30后去硫磺回收装置，另一股循环到再吸收塔下塔以提高含H2S酸性气体中H2S浓度。收集在热再生塔底部再生完全的甲醇，由CO2 吸收塔给料泵加压后，经甲醇/贫甲醇换热器和再吸收塔甲醇换热器换热后，送至CO2 吸收塔顶部。热生塔下部抽出少量甲醇送至该塔增水段，由热再生塔再沸器向该蒸馏段提供热量。用甲醇/水分离塔给料泵从该段底部将含水甲醇送至甲醇/水分离塔，分离甲醇中的水，以保证循环甲醇中水含量小于0.5%。甲醇/水分离塔底部由甲醇/水分离塔再沸器供热。顶部甲醇蒸汽作为热再生塔汽提介质，塔底废水一部分循环到水洗，另一部分送至污水处理系统。5.5.3 主要设备采用板式H2S吸收塔，内径2400mm，总高约30000mm。采用板式CO2 吸收塔，内径2500 mm，总高约44000mm。采用板式热再生塔，内径2500/3500 mm，总高约32000mm。5.6 冷冻技术 冷冻工序设置的目的是为酸性气体脱除工序和空分制氧单元提供所需的冷冻量。采用液氨蒸发制冷，气氨压缩机采用离心式压缩机。5.6.1 冷冻技术选择目前国内外大型工业冷冻设备多采用液氨蒸发制冷技术。液氨蒸发制冷设备中气氨压缩主要采用活塞、螺杆及离心式压缩方式。活塞式和螺杆氨压缩机适用于冷冻量相对较小的场合，投资较低。离心式氨压缩机适用于冷冻量大，冷冻深度不一场合，投资较高。在本装置中，冷冻工序的任务是为酸性气体脱除工序和空分制氧单元提供冷冻量，由于所需冷冻量很大，且冷冻深度不一，因此，本研究推荐离心式氨压缩机液氨蒸发制冷工艺。5.6.2 工艺说明从低温甲醇洗各冷点蒸发后的-40氨气体，压力约0.07Mpa，进入氨分离器，将气体中的液滴分离出来后进入离心式制冷压缩机进口，经压缩后，出压缩机气体压力升为1.7Mpa，温度约130，进入氨冷凝器。氨蒸汽通过冷却水冷凝成液体后，靠重力排入氨储槽。由储槽出来的温度为40氨液体一部分直接送空分装置使用，剩余部分截流到0.5Mpa进入氨闪蒸槽，氨液体降温至约4，氨闪蒸气与空分装置来的氨气合并进入压缩机补气口进一步压缩至排气压力。出闪蒸槽的氨液体送往低温甲醇洗工序各冷点，再次经各冷点调节阀节流至-40，蒸发后的气体返回本系统完成制冷循环。5.6.3 主要设备选用制冷机组2套，总制冷量为 -40： 8400KW 04： 5544KW本工序设备由国内制造商供货。5.7 硫磺回收5.7.1 概述硫磺回收装置的作用是将净化装置排出的富H2S酸性气体进行处理以达到环保排放要求，并回收副产品硫磺。本项目设置硫磺回收装置一套，硫磺生产能力为5311t/a。本装置由CLAUS转化系统和Clinsulf-DO尾气回收系统组成。CLAUS转化系统可回收气体中96%的硫，Clinsulf-DO尾气回收系统可收回CLAUS尾气中94%硫，总硫回收率达99.8%以上，尾气排放完全满足环保要求。5.7.2 工艺技术方案的选择硫回收工艺方案选择的原则是采用先进、可靠的技术，在追求较高硫回收率的同时优化工艺方案，降低成本。由于本项目酸气H2S含量约为30%(体积%)，为较典型的CLAUS进气组分，二级CLAUS工艺硫回收率可达96%，流程简单，且全部设备可以国产化，投资省，因此酸性气体硫回收系统采用CLAUS工艺。尾气回收系统则有三个具有代表性的工艺可供选择： (1) LINDE公司 Clinsulf-DO工艺 (2) SHELL公司 SCOT工艺 (3) LURGI公司 SULFREEN工艺Clinsulf-DO尾气处理工艺是一种直接氧化法工艺，可以回收CLAUS尾气中94%的硫。其关键设备为一台内冷式反应器(催化剂床层下部设有缠绕式冷却盘管)，能够优化转化器床层的温度分布，使之既能满足加速动力学反应所需的高温条件，又能满足化学反应平衡在较低温度下达到较高的转化率。该工艺的优点是流程简单，不受CLAUS尾气中H2S与SO2比例限制，对原料气波动适应性强，操作灵活，简便。Clinsulf-DO工艺的首次工业化应用是于1993年奥地利的PERNHOFEN实现的，1997年在中国淮南化工总厂也建有一套装置。SCOT工艺属于还原吸收法，即将CLAUS尾气中的硫化物还原成硫化氢，然后经MDEA吸收提浓，将硫化氢尾气再循环至CLAUS装置。该工艺的优点是硫回收率高，总硫收率可达99.9%，缺点是流程长，投资较高。该工艺于1972年首次工业化，在世界范围内建有多套装置。SULFREEN工艺属于亚露点低温CLAUS工艺，生成的硫沉积在催化剂床层上，然后再由高温再生气加热使硫气化随气体带出，如此由两个反应器切换操作。该工艺的主要特点是在硫的露点下获得较高的平衡转化率，但是对CLAUS尾气中H2S/SO2 比例有严格要求，否则会严重影响硫收率，因而对原料波动适应能力较弱。SULFREEN法于1970年首次在加拿大实现工业化应用。 表5-9 三种尾气处理工艺的操作费用及投资比较工艺总硫收率装置相对投资相对操作费用Clinsulf-DO 99.8%11SCOT99.9%1.30.9SULFREEN99.8%1.11.1综上所述，三种硫磺回收工艺都是目前世界上应用较为成熟的工艺，硫总回收率都在99.8%以上，但Clinsulf-DO与其他两种工艺相比更具有装置投资低，操作简单灵活的明显优势，故本报告推荐使用CLAUS+Clinsulf-DO硫回收工艺。5.7.3 工艺流程说明由气化装置来的酸性气体，引出总量的三分之一与鼓风机供给的空气一起进入酸气燃烧炉，使此1/3气流中的H2S燃烧转化成SO2 。出燃烧炉的高温工艺气进入废热锅炉产生低压蒸汽，之后与另一路占总量2/3的酸气一起进入一段转化器，在催化剂作用下，使H2S转化生成元素硫，该反应放出的热使工艺气温度升高。一段转化器出口的工艺气经换热器后进入一级冷却器，硫冷凝下来与气体分离，流至液硫槽。气体则与一段转化器来的热气体换热使温度升高，进入二段转化器，使剩余的H2S和SO2 进一步转化成元素硫。经二段冷凝器冷却后，进入液硫捕集器，把残余在气体中的液硫雾收集下来。剩余尾气采用Linde 公司的Clinsulf DO工艺进一步处理，该工艺是一种直接氧化法工艺技术，可以回收CLAUS尾气中94%的硫。其关键设备为一台内冷式反应器(催化剂床层下部设有缠绕式冷却盘管)，能够优化转化器床层的温度分布，使之既能满