水煤氣除塵冷卻工藝改進分析

楊 濱，劉保國

（河南昌昱實業有限公司，河南開封 475000）

日前，藍天保衛戰已在全國各地打響，常壓或低壓純氧氣化爐已成為眾多化肥企業的必然選擇。

不論從工藝還是設備方面，純氧連續氣化工藝已經較間歇氣化爐有很大的改善，純氧連續氣化工藝閥門少且動作量小，連續上吹，產生的灰塵量也少許多，焦油、酚類也較少。

目前現役純氧氣化廠都對造氣循環水作了加蓋VOCs收集處理，排放基本能夠滿足要求，但在撈渣過程中還是不可避免地有廢氣排放，而且撈出的渣水的涼曬和運輸過程中還是有惡臭排放，沒有徹底解決問題。

因此，本文根據現役工廠的實際運行情況為工作背景，闡述了水煤氣除塵冷卻工藝技術及相應的技術改進措施。

1 現役純氧連續氣化工藝簡述

現役常壓低壓純氧連續氣化工藝主要由專利持有方河南昌昱實業有限公司提供，水煤氣除塵降溫流程見圖1。

圖1 現役純氧連續氣化工藝水煤氣除塵降溫流程

此純氧連續氣化工藝氣化層溫度高達1150～1300℃，用純氧作為氣化劑，焦油、酚等有機物部分分解，采用連續上吹，氣流穩定，爐底灰一般穿不透熱碳層，進入旋風除塵器的飛灰主要是加煤過程中的面煤，如果篩分得當，飛灰量很少，每10000m3水煤氣含塵量約20kg。80%的飛灰進入旋風除塵器底部，20%的飛灰、焦油及酚等隨高溫煤氣進入組合熱量回收器回收熱量后，在凈化洗滌塔內進行最終除塵降溫，凈化洗滌塔采用直接噴淋冷卻除塵，每10000m3水煤氣需造氣循環水200m3，20%的飛灰、焦油及酚等進入造氣循環水中富集，表1為某工廠富積1.5a后純氧連續氣化工藝造氣循環水化驗結果。

現役低壓及常壓純氧連續氣化除塵降溫工藝主要存在如下問題：

（1）部分飛灰、焦油及酚等進入組合熱量回收器集在熱管上，影響換熱效果。

（2）部分飛灰、焦油及酚等進入造氣循環水系統，造氣循環水循環量大，占地大，揮發的有害物質加蓋處理，撈渣過程仍不可避免揮發至大氣中。

表1 某廠富積1.5a后純氧連續氣化工藝造氣循環水取樣分析結果

2 工藝技術改進

針對現役低壓及常壓純氧連續氣化除塵降溫工藝主要存在的問題，通過對類似煤化工項目的考查及研究類比，本文認為其他裝置上的先進工藝完全可以移植并應用于傳統化肥行業純氧制氣除塵冷卻進程中，故提出兩種改進方案。簡要流程見圖2及圖3。

圖2 工藝改進方案一流程

圖3 工藝改進方案二流程

以上兩方案主要控制環節如下：

方案一。反應生成的水煤氣溫度約500℃，自爐頂排出，經過高效除塵器除塵后進入預換熱器（煤氣由下向上進入預換熱器，未被旋風捕下的飛灰隨煤氣在此由下向上進入預換熱器時，部分飛灰被熱管再次碰撞掉入旋風除塵器底部）及組合熱量回收器換熱回收熱量后煤氣溫度隆至140～180℃（最高不可超過200℃），煤氣再進入高溫布袋除塵器后，出口煤氣含塵量≤10mg/m3，然后再進入煤氣間冷器，上段為熱水（制冷機用）冷卻，下段為循環水冷卻，將其冷卻到40℃后，煤氣進入總管去后續工序，煤氣冷凝液經處理后補入循環水系統。旋風除塵器、組合熱量回收器及布袋除塵器底部的飛灰經氣力輸送至中間灰倉，再外運。

關鍵環節為組合熱量回收器后煤氣溫度應控制在200℃以下，否則高溫布袋除塵器會損壞。

方案二。反應生成的水煤氣溫度約500℃，自爐頂排出，經過高效除塵器除塵后先進入預換熱器（與流程一有同樣的捕集飛灰作用）將煤氣溫度降至450℃以下，再進入金屬膜過濾器將煤氣中的塵除至小于5mg/m3后，進入組合熱量回收器回收熱量后煤氣溫度為140～180℃，進入間冷器將其冷卻到40℃后，煤氣進入總管去后續工序，煤氣冷凝液經處理后補入循環水系統。旋風除塵器、金屬膜過濾器及組合熱量回收器底部的飛灰經氣力輸送至中間灰倉，再外運。

關鍵環節為預換熱器后煤氣溫度應控制在450℃以下，否則金屬膜過濾器阻力會迅速上升。

以上兩種工藝流程中關鍵設備在煤化工其他裝置中的運用如表2。

本文以上所述兩種優化工藝具有如下優缺點：

方案一。高溫布袋除塵器在煙氣、煤氣行業均有運行實例，處理后的煤氣含塵量也能滿足后續工藝要求，雖預換熱器也能捕去部分大粒徑飛灰，但是廢鍋經一段時間運行，飛灰也會導致設備的堵塞，換熱效益下降，煤氣出口溫度上升，導致布袋燒壞的風險。

方案二。金屬膜過濾器處理后的煤氣小于5mg/m3完全能滿足后續工藝要求，特別是設在組合熱量回收器前，對組合熱量回收器更是一個很好的保護，有效延長組合熱量回收器壽命，但投資會大些，在煤化工除塵方面運用較少。

表2 優化方案中關鍵設備在其它煤化工裝置中的運用情況表

3 兩種優化方案投資及消耗

本文只對與現役純氧氣化工藝不同部分進行比較說明，相同部分不作對比，以下均以單爐產10000m3/h水煤氣為基準所配置設備計：

1）與現役純氧氣化裝置相比，增加投資見表3。

表3 兩種方案增加的關鍵設備費用表

2）與現役純氧氣化裝置相比，增加的消耗見表4。

表4 兩種方案增加的公用工程消耗表

氮氣成本按0.2元/m3計，設備折舊按10a等折，殘值5%。

由以上數據可以得出：

方案一與現役純氧氣化工藝相比，在不計回收飛灰價值時，運行成本（不計財務費用）僅多0.004元/m3。

方案二與現役純氧氣化工藝相比，在不計回收飛灰價值時，運行成本（不計財務費用）僅多0.005元/m3。

工藝改進后，兩種方案年增加成本約32～40萬元，相當于每噸合成氨增加11～14元。增加的成本企業是可以接受，但帶來的環保收益不可估量。

4 總結

現役低壓及常壓純氧連續氣化除塵降溫工藝改為本方案兩種干法除塵冷卻工藝后，在生產過程中每10000m3水煤氣僅有1.8～2t冷凝液需去生化處理后回用，冷凝液中僅含有少量煤灰及焦油，易于處理。

從以上分析可以看出，兩種方案與現役純氧氣化冷卻除塵工藝相比，雖一次性投資都略大，消耗也有所增加，但煤氣成本增加并不大，噸氨增加的成本在可接受的范圍內，在資金允許的情況下，兩方案都不失為企業工藝改進的選擇。