水煤漿氣化碳轉化率低的成因分析及改進技術研究

陳亮，陳西峰

(陜西延長石油延安能源化工有限責任公司，陜西 延安 727500)

延安能源化工有限責任公司作為大型高端能源化工企業，多年來堅持發展循環經濟。公司以煤、油田伴生氣、低品質輕油為原料，生產高品質的聚乙烯、聚丙烯、丁醇、2-PH和乙丙橡膠等多種化工產品。全國煤化工行業經過十幾年的發展，工藝比較成熟，但目前仍普遍存在碳轉化率低的問題。延安能化公司擁有水煤漿加壓氣化裝置三套，公司煤氣化裝置碳轉化率僅為92.56%，低于行業值(≥96%)。本文針對碳轉化率低的形成原因進行了分析，結合分析原因，從氣化工藝參數和設備的角度進行技術改進，提高了有效氣產量，進一步提高了碳轉化率。

1 煤氣化反應原理

水煤漿經高壓煤漿泵進入氣化爐，煤粒在1 300 ℃ 高溫環境下，與純度大于99.6%的氧氣發生不完全的氧化、還原反應，加壓氣化過程中生成了以氫氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷為主要成分的粗煤氣。

主要反應有[1]：

其他組分發生的反應有：

2 低碳轉化率原因分析

2.1 水煤漿的性能

衡量水煤漿性能的主要指標為濃度、粘度及粒度分布。水煤漿的粒度分布對氣化過程中碳的轉化率影響較為顯著，大一些的煤粉顆粒在氣化爐反應區的停留時間較短，且大顆粒在氣固相反應時的接觸面積較小[2]，這兩個因素導致大顆粒煤在氣化過程中的碳轉化率較低。

從單純氣化的角度考慮，水煤漿濃度越高、粒度越小，越有利于氣化反應的進行[3-4]。但在實際生產中，還應考慮水煤漿的流動性及其在氣化爐中的霧化程度。因為水煤漿濃度越高、粒度越小時，水煤漿粘度越大，其流動性變差，導致水煤漿輸送和霧化較困難[5-6]。

綜合考慮，氣化水煤漿的濃度通常控制在59%～62%，粘度小于1 200 mPa·s，并具有合適的粒度分布，即不同粒徑的煤粉顆粒滿足一定的配比。

2.2 氣化工藝燒嘴結構尺寸

水煤漿氣化爐的工藝燒嘴是水煤漿加壓氣化的關鍵設備，工藝燒嘴大多為同心三套管形式，由內到外分別是中心氧管、水煤漿管和外環氧管，外流道和內流道輸送氧氣，中間流道輸送水煤漿，外部有冷卻水盤管。水煤漿和氧氣進行混合霧化燃燒氣化，混合霧化效果與工藝燒嘴的結構尺寸相關[7]。燒嘴中心氧管的出口和水煤漿管的出口均設計成縮口形式，外氧管口的縮口比例較大，水煤漿進入預混合腔內，在中心氧和外環氧的高速作用下稀釋和加速，提高了水煤漿的流變性能，確保水煤漿離開燒嘴后具有良好的霧化效果。

對于設計壓力6.5 MPa氣化工藝，燒嘴壓差一般需達到0.45 MPa以上，此時煤漿和氧氣可以實現良好的混合、霧化、燃燒及氣化[8-9]。公司技改前氣化爐燒嘴壓差最高0.32 MPa，混合霧化效果不佳。

2.3 氣化中心氧流量

氣化中心氧流量的大小既影響氣化爐內火焰的拉伸長度，也影響水煤漿和氧氣的混合霧化效果。本裝置設計中心氧流量占總氧量的比例≤15%，實際生產運行中，考慮到流量計偏差、操作工況及煤質變化等多重因素影響，實際中心氧流量大約12%左右，并未達到設計值，影響了水煤漿和氧氣的混合霧化效果。

2.4 氧/煤比及氣化爐溫度

理論上用氧和碳的原子比來表示氧煤比，實際生產過程中可用氧氣流量與煤漿流量的體積比來表示，從而滿足氣化工藝生產需求。氧/煤比是影響德士古氣化爐加壓氣化的重要因素之一，其主要控制德士古氣化爐的爐溫，對碳的轉化率起著決定性作用[10-12]。

隨著氧/煤比的增大，氣化爐爐溫和碳轉化率逐漸升高，產氣率達到最大值后逐漸減小。相反，二氧化碳含量卻隨著氧/煤比的增大呈現出先減小后增大的變化趨勢。此外，氣化爐爐溫越高，氣化爐燒嘴及耐火磚等設備的使用壽命越短[13-14]。在提高碳轉化率的同時，應該控制合適的氧/煤比。公司氣化工藝現場通常控制氧/煤比在485～490，爐溫約1 240～1 260 ℃，相對設計值偏低。

3 改進措施

3.1 控制水煤漿濃度和粒度分布

公司氣化裝置水煤漿濃度控制范圍58%～62%，平均濃度60%，在保證水煤漿濃度的前提下，對水煤漿的粒度分布進行調整，技改前磨煤機鋼棒加入量偏少，鋼棒配比不合適，導致粗顆粒較多，對磨煤機鋼棒加入量和配比重新進行計算調整，結果見表1。

通過調整不同規格鋼棒加入量，有效改善了水煤漿粒度分布，粗顆粒減少，細顆粒增加，粒度分布對比見表2。

表2 粒度分布對比Table 2 Comparison of particle size distribution

經調整磨煤機不同直徑鋼棒的加入比例，細顆粒增加，固氣反應接觸面積增大，反應區停留時間延長，反應更加充分，從而提高了碳轉化率。

3.2 優化工藝燒嘴結構尺寸

原氣化使用的工藝燒嘴運行工況為80 m3/h，氣化長期以68 m3/h的低負荷運行，煤漿氧氣的霧化效果較差，爐內反應不充分，影響了碳轉化效率。對氣化裝置工藝燒嘴壓差、氧/煤比、水煤漿粒度分布、粗煤氣組分等運行參數進行匯總分析，與北京航天十一所制定出工藝燒嘴優化方案，具體見表3。

表3 工藝燒嘴優化數據表Table 3 Optimization data table of process burner

使用優化一的工藝燒嘴時，發現燒嘴噴頭處高溫輻射龜裂現象比較嚴重，在使用一個周期后，停止使用。使用優化二的工藝燒嘴時，燒嘴噴頭處正常，滿負荷時燒嘴壓差可達到0.45 MPa以上，水煤漿與氧氣的霧化效果良好。

3.3 調整中心氧流量

本裝置設計中心氧流量占總氧量≤15%，生產運行中控制在12%左右，粗煤氣甲烷含量大約4 500～5 000 mg/L，遠遠超出設計值，通過甲烷含量可以看出中心氧流量偏小，煤漿氧氣霧化效果差。

生產運行中對中心氧流量進行了調整，適當提高中心氧流量至15.5%，粗煤氣甲烷含量大約900～1 100 mg/L。

3.4 調整氧/煤比及溫度

氣化裝置在試生產階段，通常氧/煤比控制在485～490，爐溫大約1 240～1 270 ℃，氧/煤比和爐溫直接影響碳轉化率。

生產運行中，根據原料煤灰熔點，對氧/煤比進行了調整，漸漸提高氧/煤比495～500，爐溫大約1 280～1 300 ℃，提高氧氣量，從化學反應動力學分析，更有利于碳和氧反應，從而提高了碳轉化率。

4 調整效果

水煤漿加壓氣化過程碳的來源為原料煤中所含碳元素，氣化碳轉化為產品氣體中的碳(CO、CO2)，甲烷占比可以忽略不計。

在煤質、水煤漿濃度及變換氫/碳比穩定的情況下，計算過程如下：

(1)根據變換氣至凈化裝置流量和氣化爐運行負荷計算產氣量V：

V=V1/V2

式中V——每方水煤漿所產變換氣量，Nm3/m3；

V1——變換氣至凈化裝置流量，Nm3/h；

V2——氣化爐運行負荷，m3/h。

未調整工況：氣化爐運行負荷130 m3/h，變換氣流量192 000 Nm3/h；計算產氣量1 480 Nm3/m3。

調整后工況：氣化爐運行負荷156 m3/h，變換氣流量244 000 Nm3/h；計算產氣量1 564 Nm3/m3。

(2)原料煤中碳含量C1：

C1=V3×ρ×CB×C2

式中C1——原料煤中碳含量,kg；

V3——水煤漿,1 m3；

ρ——水煤漿密度，1.2×103kg/m3;

CB——水煤漿濃度，60%；

C2——原料煤中碳元素含量，71.41%。

經計算：原料煤中碳含量C1=1×1.2×103×60%×71.41%=514.15 kg。

(3)一氧化碳碳含量C3：

C3=V×V4×12/22.4

式中C3——一氧化碳碳含量，kg；

V——每方水煤漿所產變換氣量，Nm3/m3；

V4——一氧化碳體積百分比，38.02%。

未調整工況：C3=V×V4×12/22.4=1 480×38.02%×12/22.4=301.4 kg

調整后工況：C3=V×V4×12/22.4=1 564×38.02%×12/22.4=318.5 kg

(4)二氧化碳碳含量C4：

C4=V×V5×12/22.4

式中C4——二氧化碳碳含量，kg；

V——每方水煤漿所產變換氣量，Nm3/m3；

V5——二氧化碳體積百分比，22.01%。

未調整工況：C4=V×V5×12/22.4=1 480×22.01%×12/22.4=174.5 kg

調整后工況：C4=V×V5×12/22.4=1 564×22.01%×12/22.4=184.4 kg

(5)碳轉化率：

η=(C3+C4)/C1×100%

式中η——碳轉化率，%。

未調整工況：η=(C3+C4)/C1×100%=(301.4+174.5)/514.15×100%=92.56%

調整后工況：η=(C3+C4)/C1×100%=(318.5+184.4)/514.15×100%=97.81%

工藝調整后，氣化工藝的碳轉化率由92.56%提高至97.81%，提高了5.25%，效果明顯。

5 結語

經過對氣化裝置碳轉化率低的原因分析，結合本裝置運行工況，通過調整磨煤機鋼棒加入量及配比，控制水煤漿粒度分布，減少粗顆粒含量，提高水煤漿性能；通過優化工藝燒嘴流道尺寸，調整中心氧流量，提高燒嘴霧化效果，根據煤質灰熔點分析數據，適當提高氧/煤比，提高操作溫度，水煤漿加壓氣化碳的轉化率由92.56%提高至97.81%，提高了5.67%。實現高產低耗、節能降耗。