基于Aspen Plus的廢鍋流程粉煤氣化爐穩態流程模擬

朱莎弘,楊欣華,張雙銘,張 揚,張 縵,張建勝,楊海瑞

(清華大學 熱科學與動力工程教育部重點實驗室,北京 100084)

隨著世界范圍內節能減排壓力的日趨增強,推進煤炭清潔高效開發利用已成為煤炭行業發展轉型的必經之路。煤炭清潔高效利用技術創新是我國部署的重點任務,氣化技術作為實現煤炭清潔高效轉化的核心技術,同時也是發展煤基化學品合成、液體燃料合成、煤制天然氣、IGCC發電系統、煤制氫等工業的基礎。因此,推進煤氣化技術是我國乃至世界能源轉型發展的重要策略[1-5]。

煤氣化工藝技術一般可分為三大類:移動床、氣流床和固定床。其中,氣流床氣化爐由于其氣化溫度高、煤種適應性強等優勢成為大型煤氣化的首選技術。氣流床氣化爐根據進料方式可分為水煤漿氣化爐和干粉煤氣化爐2類。與水煤漿加壓氣化相比,粉煤加壓氣化具有氧耗低、煤耗低、碳轉換率高等優點。

粉煤氣流床氣化溫度較高,因此產生的粗合成氣具有很高的顯熱。為了降低粗合成氣溫度利于后續工藝處理,通常采用廢鍋冷卻流程和直接水激冷流程。直接水激冷流在氣化爐激冷室中向合成氣、飛灰和未反應的煤中通入冷卻水激冷,設備簡單,工業中得到廣泛應用。廢鍋內布置有冷卻水管道,粗合成氣在廢鍋內與冷卻水換熱,產生蒸汽,從而降低粗合成氣溫度。與直接激冷流程相比,廢鍋流程設備較多,一次性投資較高,但能回收利用熱粗合成氣中余熱產生蒸汽,從長遠角度看更為經濟環保[6-9]。

另外,廢鍋流程會進一步影響氣化產物。然而,目前針對包含廢鍋流程的粉煤氣化爐流程模型研究較少,大部分研究集中于包含廢鍋流程的水煤漿氣化爐流程模型。Aspen Plus 作為生產裝置設計、穩態模擬和優化的大型通用流程模擬系統,具有建模過程簡單、普適性強、計算時間短等優點,在煤氣化領域得到廣泛應用[10-13]。張利軍[14]基于Aspen Plus熱力學平衡模型對于水煤漿廢鍋流程進行模擬,將廢鍋內的換熱產生蒸汽的流程進行完善,但模型假設碳在氣化爐中完全反應,忽略碳不完全反應情況。袁蘋等[15]利用Aspen Plus模擬了水煤漿水冷壁廢鍋氣化過程,分析了氣化壓力和水煤漿濃度對氣化溫度的影響。而不同的進料方式對氣化產物有顯著影響,基于包含廢鍋流程的水煤漿氣化爐研究結論無法推廣于包含廢鍋流程的粉煤氣化爐。為了指導包含廢鍋流程的粉煤氣化爐安全運行,有必要建立其對應的流程模型。因此,筆者基于Aspen Plus建立了包含廢鍋流程的粉煤氣流床氣化爐流程模型,在模型中將碳轉換率考慮在內,利用現場試驗數據校核了模型的準確性。基于建立的流程模型,分析運行參數(如蒸汽煤比、氧煤比、碳轉換率)對于氣化溫度及粗合成氣中組分的影響,進而指導其優化運行。

1 廢鍋流程煤氣化單元

煤氣化單元的工藝流程如圖1所示。煤粉、氧氣、水蒸氣由氣化燒嘴噴入氣化爐內,在氣化爐內發生高溫燃燒氣化反應,反應壓力為4 MPa,生成以H2和CO為主的合成氣及液態熔渣。在氣化爐內發生的主要反應[16]有燃燒反應:

(1)

(2)

(3)

(4)

(5)

水煤氣反應:

(6)

變換反應:

(7)

還原反應:

(8)

甲烷化反應:

(9)

發生氣化反應的反應室依據以渣抗渣的理念,采用膜式水冷壁保護爐殼,氣化反應后的液態灰渣在氣流作用下到達水冷壁表面,部分灰渣形成固態渣保護層,其余液態渣沿著渣保護層向下流動,由渣口進入輻射廢鍋。熱的合成氣與水冷壁不直接接觸,可有效延長水冷壁的使用壽命。

氣化爐產生的熱粗合成氣和液態渣并流下行,由渣口離開氣化室,進入輻射廢鍋。熱粗合成氣與輻射廢鍋內的水冷壁進行換熱,產生高壓蒸汽,熱的合成氣和液態渣被進一步冷卻。氣化爐氣化室為膜式水冷壁結構,并設置上下集箱,氣化室下部渣口連接輻射廢鍋,輻射廢鍋為帶列式管屏的膜式水冷壁結構,以保證充分的空間換熱面積。降溫后的粗煤氣進一步激冷后,進入下游洗滌系統;氣化爐洗滌冷卻室的含水蒸氣的合成氣進入凈化單元;經輻射廢鍋冷卻后熔渣排入氣化爐下部激冷水浴中,液態渣固化為玻璃狀顆粒渣,并通過渣鎖斗和刮板撈渣機排出。

圖1 廢鍋流程粉煤氣化工藝Fig.1 Flow sheet of coal gasifier with radiant syngas cooler

2 穩態流程模擬

2.1 物性方法選擇

結合煤氣化單元流程和Aspen Plus模擬的限制性,對氣化反應進行簡化,假設:① 煤中的灰分為惰性組分,不參與氣化反應;② 氣化反應已達到穩態,且將氣化爐視為零維,氣化爐內不存在壓降。

利用Aspen Plus 對煤化工流程進行計算時,將煤定義為非常規組分((Nonconventional)。煤的焓值計算采用HCOALGEN模型,密度計算采用DCOALIG模型。由于煤氣化一般在高溫高壓下進行,同時氣體組分多為輕氣體,因此采用PR-BM 方程計算相關物質的熱力學性質。

2.2 廢鍋流程氣化模擬

在Aspen Plus模擬過程中,無法直接模擬煤這種非常規組分[17-18],通常將煤氣化反應理想化,分為煤裂解和氣化2個過程。煤的裂解反應采用RYield反應器(DECOMP),將煤裂解為可進行后續模擬反應的單質C、H2、O2、S、N2、灰渣。各產物產率由輸入的煤元素分析和工業分析計算得到,利用Fortran語言將輸入煤參數的信息流與Ryield反應器的產率進行動態鏈接。

裂解反應產生的熱量(Q-DECOMP)通過能量流輸入到后續的氣化反應過程中,保持能量平衡,能量流在圖2中由虛線表示。氣化爐內的氣化反應由RGibbs反應器(GASFI1)進行模擬,氣化壓力為4 MPa。在給定輸入物流信息和輸出產物組分的同時,基于Gibbs自由能最小化原理計算產物組成及溫度。計算原理[19-20]為

(10)

式中,G為Gibbs自由能,kJ/kg;S為單獨存在的相數目;n為組分物質的量,mol;C為組分數;P為系統中的相數目:上標0為標準狀態。

該模型屬于非線性數學規劃問題,其約束條件為質量衡算約束方程、熱量平衡約束方程和組分非負約束條件[21-23]:

(11)

(12)

ni≥0

(13)

式中,bk為元素的物質的量,mol;mjk為組分的原子矩陣;Qloss為熱量損失;H為焓值,kJ/kg;V為體積,m3;T為溫度,℃;feed為給入物質;prod為產物。

根據工程經驗,氣化爐內的Qloss設定為1.8%(占比),由Fortran語言輸入計算得到。由于RGibbs反應器適用于反應平衡較好的情況,而在實際產物中有碳未完全反應情況。因此在進入氣化爐反應器(GASFI1)前,在煤的熱解出口設置一個分離器(CSEP1),將一部分碳(CCONV)單獨分離出來不參與反應。分離器(CSEP1)的分離效率表征碳轉換率,可根據工程經驗輸入。

氣化反應后的液態灰渣在氣流作用下到達氣化爐水冷壁表面,部分灰渣(ASH2MIX)由分離器(ASHSEP)分離,形成固態渣保護層,其余液態渣與氣體一同進入輻射廢鍋。氣化爐內固態渣與水冷壁的傳熱中的降溫過程用換熱器(H-2)實現,熱量傳遞到換熱器(COOL)可進一步參與水冷壁(WW)換熱。熱粗合成氣(TOGASF2)在進入輻射廢鍋(GASFI2)后由于溫度較高,進一步發生氣化反應,由REquil反應器實現該過程。REquil反應器根據化學反應方程式進行反應,按照化學平衡關系達到化學平衡,并同時達到相平衡。設定的主要發生的反應為變換反應式(7)。

反應過后高溫粗合成氣(GASOUT)與熔渣(ASH)在混合器(CMIX)中與未反應的碳(CCONV)混合,接收灰渣冷卻(COOL)放出熱量后,與輻射廢鍋內水冷壁(B1301)換熱降溫。換熱過程用HeaterX模塊(R1301)實現,加熱下降管(DOWN0)內的給水,在上升管(UP0)內產生的汽水混合物送入汽包(QB)。汽包中產生高壓蒸汽(STEAM0)送入蒸汽網管,汽包水位由補充水(FW0)流量控制。用分離器模塊(CSEP2)分離粗合成氣與灰渣。依據工程經驗,規定灰渣中碳的質量分數為0.8%。在設計模塊中通過控制分離器模塊(CSEP2)的分離效率使其滿足這一條件。輻射廢鍋內灰渣(CLOSS)與氣化爐水冷壁上冷卻后灰渣(MIX2)在混合器(ASH-CARB)中混合后由激冷水浴(SLAG_M)冷卻。控制冷卻水(SLAG-H2O)流量使得激冷水浴后灰渣的溫度約為60 ℃。模型中所有的單元操作模型及用途見表1。

圖2 氣化爐模擬計算流程Fig.2 Flowsheet of gasifier simulation

表1 模型中ASPEN PLUS單元操作模型及用途Table 1 Representative unit operations models used in simulation

2.3 模型計算及驗證

為了驗證模型準確性,基于某投煤144 t/h 廢鍋流程粉煤氣化爐的輸入物流參數得到模擬值,將模型與現場試驗數據進行對比。試驗用煤的工業分析與元素分析見表2。在模型中,入爐煤的粒徑分布輸入參數為:30 μm(50%)、60 μm(20%)、90 μm(30%),氣化爐物流輸入參數見表3。

采用現場實驗數據對模擬值進行校核(表4),對比發現,誤差在工程允許范圍內,證實模型有較好的精確度。

表2 煤的工業分析和元素分析Table 2 Ultimate and proximate analysis of the coal sample %

表3 氣化爐物流輸入參數Table 3 Stream input of the gasifier

表4 模擬值與現場數據比較Table 4 Comparison between on-site data and simulation results

3 影響因素分析

利用建立的模型,筆者分析了氧煤比、蒸汽煤比和碳轉化率對于粗合成氣的成分影響,并為運行參數提供指導。其中,氧煤比為給入氧氣和煤的質量流量之比,蒸汽煤比為給入蒸汽和煤的質量流量之比。

3.1 氧煤比

在實際工業運行中,在確定煤種的條件下,一般給煤量波動范圍較小。為分析氧煤比對于合成氣組分的影響,在保持其他操作參數不變的情況下,較大幅度的改變氧氣流量,使氧煤比由0.2增至2.0。圖3為氧煤比對氣化溫度的影響。氧煤比低于0.5時,氣化溫度隨著氧煤比的增加緩慢升高;氧煤比在0.5～0.9時,氣化溫度隨著氧煤比的增加劇烈升高;氧煤比高于1.0時,氣化溫度幾乎不隨氧煤比的增加而變化。

圖4為氧煤比對合成氣組分的影響。CO體積分數隨著氧煤比的增加先升高后降低,在氧煤比為0.5時達到峰值;H2體積分數也隨著氧煤比的升高先增加后降低,在氧煤比為0.2時達到峰值,當氧煤比高于1.0時降低趨勢明顯變緩。由于CO體積分數變化幅度顯著高于比H2,因此有效氣體(CO+H2)體積分數隨著氧煤比增加先增加后降低,在氧煤比為0.5時達到峰值。CO2和H2O體積分數隨著氧煤比的增加先降低后升高,在氧煤比為0.5處達到最低值。其主要原因在于,當氧煤低于0.5時,碳的不完全燃燒反應(式(1))占主導地位,生成大量CO;當氧煤比高于0.5時,反應生成的CO和H2燃燒放熱,因此CO體積分數減少,氣化溫度大幅升高,CO2體積分數升高。當氧煤比在0.5左右時,粗合成氣中CO和H2的總體積分數最高,但此時的氣化溫度低于1 000 ℃,低于大部分煤的灰熔融性,不利于氣化爐內的排渣。因此,綜合考慮排渣和合成氣產率,在運行時氧煤比最優值為0.6左右。

圖3 氧煤比對氣化溫度的影響Fig.3 Effect of oxygen-coal ratio on gasification temperature

圖4 氧煤比對粗合成氣成分的影響Fig.4 Effect of oxygen-coal ratio on syngas compositions

3.2 蒸汽煤比

圖5 蒸汽煤比對氣化溫度的影響Fig.5 Effect of steam-coal ratio on gasification temperature

在保持其他操作參數不變的情況下,通過控制蒸汽流量來改變蒸汽煤比。圖5為蒸汽煤比對氣化溫度的影響。當蒸汽煤比增加時,氣化溫度幾乎線性降低。圖6為蒸汽煤比對合成氣組分的影響。當蒸汽煤比增加時,H2、CO2以及H2O體積分數均增加,CO和合成氣中有效氣體的體積分數降低。

圖6 蒸汽煤比對粗合成氣成分的影響Fig.6 Effect of steam-coal ratio onsyngas compositions

蒸汽煤比的增加體現在蒸汽流量的增加。由勒夏特列原理可知,當平衡被破壞時,反應會向減緩該變化的方向移動。水煤氣反應(式(6))和變換反應(式(7))的反應物均包含H2O,當蒸汽流量增加時,反應均向正反應方向移動;甲烷燃燒反應(式(5))與氫氣燃燒反應(式(6))生成物中包含H2O,當蒸汽流量增加時,反應均向逆反應方向移動。水煤氣反應和變換反應為吸熱反應,而甲烷燃燒反應與氫氣燃燒反應為放熱反應,隨2個吸熱反應向正平衡方向,放熱反應向逆平衡移動,氣化溫度也隨之降低。

而水煤氣反應和變換反應是產生H2的主要反應,氫氣燃燒反應(式(4))是H2主要消耗反應,因此,蒸汽煤比的增加有利于H2體積分數增加。水煤氣反應生成CO,而變換反應消耗CO,但爐內溫度的降低進一步抑制了還原反應(式(8)),因此CO體積分數隨著蒸汽煤比的增加而降低。由于CO體積分數的降幅大于H2的增幅,因此有效氣體(CO+H2)體積分數隨著蒸汽煤比的增加而減少。

3.3 碳轉化率

由于該模型考慮了碳在氣化爐內不轉換完全的情況,在其他操作條件不變的情況下,通過改變參與反應的碳比例,分析碳轉化率對于氣化過程的影響。圖7為碳轉換率對氣化溫度的影響。氣化反應溫度隨著碳轉化率的增加而降低。圖8為碳轉換率對粗合成氣成分的影響。在粗合成氣中,CO、H2體積分數均隨著碳轉換率的增加而增加,有效氣體體積分數也相應增加。CO2和H2O體積分數隨著碳轉化率的增加而降低。

碳轉換率的提高促進了碳的氧化反應(式(1))和水煤氣反應(式(6)),使得CO和H2體積分數升高,同時也抑制了燃燒反應(式(2)～(5)),CO2和H2O 體積分數減少,因此降低了氣化反應溫度。碳轉化率的升高在所建立的模型中意味著進入平衡反應器的煤量增加,可視為蒸汽煤比的降低和氧煤比降低的雙重作用,可由3.1和3.2節分析結果解釋2種影響疊加效果。一方面,在蒸汽流量不變的情況下,碳轉換率的升高等效于蒸汽煤比的降低。計算可得,在圖7模擬工況條件下,碳轉化率由90%增到99.9%可等效于蒸汽煤比從0.324降低到0.303。由圖5可知,氣化溫度隨著蒸汽煤比的降低而升高,粗合成氣中有效氣體體積分數隨著蒸汽煤比降低而升高,其中作為主導成分的CO體積分數隨著氧煤比的降低而升高,H2、H2O、CO2體積分數隨著氧煤比的降低而降低。另一方面,在氧氣流量不變的情況下,碳轉化率的升高相當于氧煤比的降低。計算可得,在圖7模擬工況條件下,碳轉化率由90%增到99.9%可等效為氧煤比從0.846降到0.792,遠高于臨界值0.5。因此,在此范圍內,氣化反應溫度隨著氧煤比的降低而升高,H2、CO和粗合成氣中有效氣體體積分數隨著氧煤比的降低而升高,CO2體積分數隨著氧煤比的降低而降低。

圖7 碳轉化率對于氣化溫度的影響Fig.7 Effect of carbon conversion on gasification temperature

圖8 碳轉化率對于粗合成氣成分的影響Fig.8 Effect of carbon conversion onsyngas compositions

在圖8模擬工況范圍內,等效的氧煤比降低和蒸汽煤降低比對于CO體積分數的影響相同,因此CO體積分數隨著碳轉化率的升高而升高。而在圖8模擬工況范圍內,等效的氧煤比降低和蒸汽煤降低比對于H2體積分數的影響相反,但氧煤比的變化對H2體積分數的影響更為劇烈,因此,H2、粗合成氣有效成分體積分數均隨著碳轉化率的增加而增加。碳轉換率是影響氣化產物的重要因素,因此必須將其考慮在流程模型中。

4 結 論

(1)基于Aspen Plus建立了包含廢鍋流程的粉煤氣化爐流程模型,并驗證了其準確性。

(2)氧煤比從0.2增到2.0的工況范圍內,氣化溫度隨著氧煤比的增加而升高,最終穩定在2 500 ℃。氧煤比低于0.5時,氣化溫度隨著氧煤比的增加緩慢增長;氧煤比在0.5～0.9時,氣化溫度隨著氧煤比的增加劇烈增長;氧煤比高于1.0時,氣化溫度幾乎不隨氧煤比的增加而變化。氣化爐出口粗合成氣有效成分隨著氧煤比的增加先升高后降低,在氧煤比為0.5左右時達到峰值。但氧煤比為0.5時氣化溫度過低,低于絕大數煤灰熔融性,不利于后續排渣。綜合考慮排渣和合成氣產率,最佳氧煤比為0.6左右。

(3)蒸汽煤比在0.083～0.500時,隨著蒸汽煤比的增加,氣化溫度從1 564.6 ℃降到1 304.9 ℃,氣化爐出口粗合成氣的有效成分體積分數從85.8%減少到65.4%。

(4)碳轉化率在90.0%～99.9%時,隨著碳轉化率的增加,氣化溫度從1 643.6 ℃降到1 401.8 ℃。氣化爐出口粗合成氣有效氣體體積分數從65.8%增到74.0%。