粉煤氣化爐的模擬計算及其分析

工藝優(yōu)化.石油化工設計Petrochemical Design2008,25(1) 29~33粉煤氣化爐的模擬計算及其分析亢萬(wàn)忠(中國石化集團公司寧波技術(shù)研究院,浙江寧波315103)摘要:文章在分析粉煤氣化反應機理的基礎上,建立數學(xué)模型,并采用PRO- l軟件對4套投產(chǎn)運行的粉煤氣化爐的物料、熱量進(jìn)行核算和分析,確立了粉煤氣化爐物料和熱量平衡的計算方法。關(guān)鍵詞:粉煤;氣化爐;數學(xué)模擬水煤漿氣化和粉煤氣化作為兩個(gè)主要的煤氣CO+ H20= CO2+H2-Q化技術(shù)被廣泛應用于冶金、化工、城市煤氣等領(lǐng)CH4+ H20= CO+3H2+Q域。粉煤氣化技術(shù)因其氧耗低、對煤種適應性廣、S+Q2=SO2+Q氣化效率高而被認為是今后氣化技術(shù)的主要發(fā)展SO2 + 3H2= H2S+ H20-Q方向。近年來(lái),國內粉煤氣化技術(shù)、工藝、設備、控2H2+ O2 = 2H2O+Q制的研究和工程化均取得了長(cháng)足進(jìn)步。隨著(zhù)采用從上述各反應式可以看出,煤炭中的C、S.0殼牌粉煤氣化技術(shù)的4套化肥改造項目在國內相等主要元素都參與了化學(xué)反應,其中的N會(huì )與H2繼投產(chǎn),進(jìn)一步豐富了國內粉煤氣化工程化經(jīng)驗。反應生成NH3和HCN。因NH3和HCN生成量較為進(jìn)- -步消化和探索粉煤煤氣化的機理,使各裝少,為簡(jiǎn)化計算模型,本文僅考慮上式中主要的化置能夠適應煤種操作條件發(fā)生變化的影響，優(yōu)化學(xué)反應建模。粉煤氣化爐的反應溫度很高(1400操作,本文旨在采用PRO- I流程模擬軟件,通過(guò)~ 1700 C),介質(zhì)的反應速度一般都很快,停留時(shí)建立氣化爐數學(xué)模型,對粉煤氣化爐系統的物料、間較短(3~ 10 g),但因氣化爐內的流場(chǎng)(溫度場(chǎng)、熱量平衡進(jìn)行計算和分析,以達到指導設計和優(yōu)壓力場(chǎng)、濃度梯度等)復雜,存在返混、回流等較多化操作的目的。不定因素,上述各反應不會(huì )完全達到化學(xué)平衡，而且反應程度各不相同。為反映各反應與化學(xué)平衡1粉煤氣化爐數學(xué)模型的建立-般認為粉煤氣化由兩個(gè)過(guò)程組成,第- -步之間的偏差,在計算模型中采用平衡溫距進(jìn)行補是煤的氧化，第二步是煤的反應。第一步反應釋根據天然氣、渣油.脫油瀝青、水煤漿等非催放出的熱量用于第二步的吸熱反應:即化部分氧化工藝數學(xué)模型的經(jīng)驗,本文通過(guò)選擇C+02= CO2+Q合適的化學(xué)反應機理、熱力學(xué)方法、平衡溫距,即2C+ CO2+ H20=3CO+H2-Q可建立粉煤氣化爐的物料、熱量計算數學(xué)模型。式中:Q-反應熱。通過(guò)對該模型的反復核算、分析、完善和改進(jìn),可在氣化爐中,高速?lài)娙说姆勖汉脱鯕庋杆龠M(jìn)行燃燒和反應,少量的蒸汽也參與反應,其主要的收稿日期:2008 -01 -9。反應包括:作者簡(jiǎn)介:亢萬(wàn)忠(1965- -),男,陜西鳳翔人。1986 年C+02=CO2-Q .中國煤化工b煉制專(zhuān)業(yè),教授C+ Co2 =2C0+Q波技術(shù)研究院執IMYH.CNMHG.化技術(shù)研究。C+ H20=CO+H2+Q聯(lián)系電話(huà):0574- 87975058C+2H2=CH4-Q●30石油化工設計第25卷使該模型能夠反映不同進(jìn)料狀況下的氣化爐產(chǎn)物2。 A裝置加入反吹氮氣1200 kg/h。B裝置加入特性,從而達到指導設計和生產(chǎn)操作的目的。下反吹氮氣1050 kg/h。C裝置加入反吹氮氣1050面將利用該模型對4套典型的粉煤氣化裝置進(jìn)行kg/h。 D裝置采用合成氣反吹。模擬計算和分析。表1各裝置原煤規格 .w,%裝置_A濕含量6.024套粉煤氣化裝置的模擬計算及其分析元素含量,干基2.1計算的基本流程69.37 69.3771.0 61.72根據干煤粉氣化的特點(diǎn),結合國內現有裝置H4.1.12.97 3.423.5 3.54.82.5和干煤粉氣化工藝流程開(kāi)發(fā)的實(shí)際，確定粉煤氣1.0.92 0.914.3 4.3 0.42 1.33化基本流程如圖1所示。粉煤采用氮氣進(jìn)行密相.a0.03 0.030.01 0.01輸送,為降低灰融點(diǎn),在磨煤階段加入適量的石灰灰分7.6 17.619.630.1石。經(jīng)預熱的氧氣在添加少量蒸汽后與粉煤進(jìn)入表2各裝置進(jìn)料量氣化噴嘴,氣化爐采用水冷壁結構回收中壓蒸汽，B__CD_氣化產(chǎn)生的廢渣經(jīng)水冷后排出,離開(kāi)氣化爐頂部溫度/心30800壓力/MPa4.4.2的含灰分的合成氣經(jīng)急冷氣冷卻到900 C后在合流量/(kg*h-1) 82620 83052 83664 45864_成氣冷卻器中依次過(guò)熱中壓蒸汽和產(chǎn)生中壓蒸濫度/C&8石灰石壓力/MPa.2汽,合成氣最終被冷卻到340C經(jīng)干灰過(guò)濾除去流量/(kg"h-1)140424847920 3672_灰分后進(jìn)入洗滌塔,經(jīng)洗滌、冷卻后40 C的合成溫度/T180180 180氧氣壓力/MPa4.25 4.25氣部分壓縮后作為急冷氣,其余以產(chǎn)品送出界區。流量/(kg:h-I)__ 68256 6897666384 3988840000300 300。_石灰石蒸氣壓力MPa5.1.35.07 5.1流量/(kg:h-1)_69129047056 1440氧氣一?+[氣化爐]←. 蒸汽溫度/CBFW-5 >C水冷壁0 +中壓蒸汽氮氣壓力/MPa4.2 4.2冷卻水流量/(kg:h-)__ 7992_ 82088784 475263C[渣冷卻]C流分]合成氣及灰2.3計算結果采用上述數學(xué)模型[即前述的化學(xué)反應(1)-(11) ,并考慮各反應不同的平衡溫距],對A、B、C、?。⑨000C◎飽和汽+C回收熱量一過(guò)熱汽D裝置的氣化爐進(jìn)行物料熱量平衡計算后,得到C壓縮[回收熱量5↑-13FW圖1所示各物流的操作條件、組成和熱力學(xué)數據,____ 340t↓0現將各裝置粗合成氣、急冷氣、水冷壁和合成氣冷卻產(chǎn)品氣去界區[洗滌塔]C流分]--灰份器產(chǎn)汽量灰渣的核算數據對比列于表3~表8。Ho2.4計算結果分析圖1殼牌煤氣化基本流程(1)對于A(yíng)裝置,從表8可以看到，進(jìn)出氣化2.2計算條件爐的碳、氧量基本平衡,進(jìn)口碳量比出口小在計算中,氧氣濃度為99. 6%，其余為氬0.25%,氧量小0.79%。該裝置氣化爐進(jìn)料0/C0.4%。石灰石量取進(jìn)入磨煤機的量,煤量按進(jìn)入摩爾比 1.047,從表3~表7的模擬計算結果看,粗.燒嘴的粉煤量減去石灰石量計算,并取其濕含量合成氣的組成及流量與原設計值非常吻合。粗合(質(zhì)量分數)為2%,氮氣、氧氣和蒸汽量取進(jìn)人燒成氣q中國煤化工2.61%,原設計嘴的量。氣化爐水冷壁熱損為2.09 GJ/h,廢鍋熱.值為8YHCNMHG值為26.17%，損按總熱量的2.5%考慮,產(chǎn)汽排污量為3.5%。原設計值為 26.0% ,C0摩爾分數計算值和原設計各裝置的原煤規格見(jiàn)表1,各裝置的進(jìn)料量見(jiàn)表值相同,為56.4% ,粗合成氣中CO2摩爾分數計算第25卷亢萬(wàn)忠.粉煤氣化爐的模擬計算及其分析●31●值為3.22%,原設計值為3.5%,粗合成氣流量計算值為22619.74 kg/h,比原設計值大6.1%;廢鍋算值為310168.52kgh,比原設計值小0.08%。氣產(chǎn) 過(guò)熱蒸汽量計算值為126382.21 kg/h,比原設計化產(chǎn)蒸氣量也比較接近。水冷壁產(chǎn)飽和蒸汽量計值大0.6%。表3 A裝置與B裝置的粗合成氣和急冷氣核算對比粗合成氣:原設計值/計算值急冷氣:原設計值/計算值項目A裝置B裝置溫度/C340/340169/168.07208206.20壓力(絕)/MPa4.06/4.064.14/4. 144.14/4.14流量/(kg*h-') .310428/310168.52321984/320215.11158256/158256168048/168048物料組成(體積分數),%H26.0/26.1725.5/25.9223.7/23.9723.3/24.18co56.4/56.4457. .4/58.1551.4/51.7152.4/54.26CO23.5/3.223.4/2.803.2/2.953.1/2.61N4.6/4.634.7/4.734.5/4.246.9/4.42A0.1/0.110.10.10CH40/0.01H08.2/8.217.6/7.0015.9/15.91 .13.1/13.22HS1.1/1.101.2/1.171.0/1.011/1.09COS0.13/0. 100.1/0.10表4 C裝置粗合成氣、循環(huán)氣和D裝置粗合成氣.急冷氣核算對比粗合成氣循環(huán)氣(C裝置)急冷氣(D裝置)項目原設計值/計算值調整工況原設計值/計算值調整工況原設計值/計算值調整工況C裝置D裝置C裝置/D裝置209/209.05209.05200/208.4208.44.144. 14/4.14流量/qg*h-1 320220/316128.47 163008/157367.70 319029 .49/152677.74 165816/ 16581616581679128/7909279092h22.972.6022.3/24.1222.67/24.1121.1/21.0921.1420.722.372.4362.0/64.46 .60. 1/52.6762.14/60.3757.2/60. 1657.9455.9/48.8456.16C23.01/0.544.3/10.52.86/2.22.8/0.502.674.0/9.732.535.14/5.104.9/5.065.09/5.065.2/4.764.754.8/4.704.710.11/0.110.1/0.140.120.120.110.1/0.13.11aH0/0.060.01/0.020/0.050.010/0H2O6.77.007.8/7.056.98/7.1513.28/13.213.2614.0/13.81 .3.630.12/0.120.4/0.410.12/0.410.4/0.38).380.02/0.010.1/0.040.01/0.040.01/0.010.04表5 A、B.C、D 裝置水冷璧和廢鍋產(chǎn)蒸汽核算對比水冷壁產(chǎn)飽和蒸汽廢鍋產(chǎn)過(guò)熱蒸汽A裝置.B裝置C裝置 D裝置| C裝置D裝置A裝置B裝置C裝置 D裝置C裝置D裝置271/270.66 270.65/269.5 270.66 269.5400/4000 400/4000 400/400 400/4000 400 400壓力(絕)/MPs 5.6/5.6 /5.6/5.5 5.6 5.5 | 5.3/5.3 5.3/5.3 5.3/5.3 5.1/5.1| 5.3 5.121312/125640/114012/ 17000 57780/流量(gh-1)22619.742001.93/52637.65 15505.71 18728.75126382.21 117851 .69 91876.22 90972.1101097.32 58525.42表6 A.B.C.D 裝置氣化爐主要參數對比反應爐溫度/1600/16001600/1569.951500/150016001500壓縮前急冷氣溫度/C160/157200/195.24200/197.91200/197.8198.01197.4急冷后粗合成氣溫度/心/884.7/886.20中國煤化工852.9冷卻單位渣耗水量/g*kg~'43.7/42.953.8/42.454.6/39.61冷卻后渣溫度/C63/6373/739/YHC NMH G_56石油化工設計第25卷表7 A.B、C、D裝置灰、渣量核算對比項目原設計值/計算值調整工況A裝置B裝置C裝置D裝置|C裝置 D裝置 A裝置B裝置 C裝置 D裝置|C裝置 D裝置溫度/C1600/1600 600/1600 60569.9 101000 1600 1500 340/340 340/340 340/340 340/340 340 340壓力/MPa 4.1/4.1 4.1/4.1 4.1/4.1 4.1/4.1 4.1 4.1 4.06/4.06 4.06/4.06 4.06/4.06 4.06/4.06 4.06 4.0612708/ 12672/ 15696/ 9432/18143.94 13031.734392/6133.78 4396.48流氧/(gh~") 12616 13017.87 155.95 13013.024235.32 4464.59 6151.80 4363.23碳(質(zhì)量分數),%<1/1 <1/1 <1/0.6 <1/0.3 0.5_ 0.4 | <5/5 <5/4.3 <5/2.8 <5/1.4 2.5 2.1表8各裝置碳、氧和灰渣量核算結果出口灰渣量計算值比原設計出口灰渣量大2.2%，裝置B進(jìn)出口是完全平衡的。進(jìn)口碳鼠/(gh-1) 160.66 109852.2 148.6 5755.6(3)對于C裝置,從表8原設計進(jìn)出氣化爐出口碳量(kg*h-I) 10928.8 11080.4 136.125662.4進(jìn)口比出口,%-0.25-0.94-5.4碳、氧量衡算結果看,碳量基本平衡,進(jìn)口碳量比進(jìn)口氧量(grh-) 1741.04 100.44169807280.106出口小0.94%,氧量差別較大,進(jìn)口氧量比出口小出口氧量(kg+h-I) 678.822 176385.92 1703.44 899.16-0.79-3.5-2.4-2.12.4%,進(jìn)料0/C 摩爾比較A、B 裝置都小,為進(jìn)口灰渣量(g*h-') 156.2 1679.1323831.7817127.321.002,從表4~表7模擬計算結果看,計算值與原出口灰渣量/(kg~h~-) 171002120412904-8.6+12.+32.5設計值相差很大。氣化爐溫度原設計值為從原設計進(jìn)出口灰渣衡算結果看，進(jìn)口灰渣1600C,計算發(fā)現氣化爐溫度最高只能達到量比出口灰渣量小8.6% ,這可能是專(zhuān)利商為充分1569.95C ,粗合成氣中有效氣摩爾分數計算值為考慮排灰渣能力而放大設計的結果。從模擬計算87 .06% ,原設計值為84.9%,其中H2摩爾分數計結果看,氣化爐出口灰渣量計算值比原設計出口算值為22.6%，原設計值為22.9%,co摩爾分數灰渣量小3.7%,灰渣中含碳量分別按1%和5%計算值為64. 46% ,原設計值為62.0%,粗合成氣中CO2摩爾分數計算值為0.54%,原設計值為考慮時(shí),進(jìn)出口是完全平衡的。(2)對于B裝置,從表8看原設計進(jìn)出氣化爐3.01 % ,粗合成氣流量計算值為316128 .47kg/h,比碳氧量衡算結果較A裝置差別更大,進(jìn)口碳量比原設計值小1.3%;廢鍋產(chǎn)過(guò)熱蒸汽量計算值為.出口小2%,氧量小3.5%,進(jìn)料0/C摩爾比為91876. 2kg/h,比原設計值小21.5%。以上計算結1.040。從表4~表7模擬計算結果看,粗合成氣果表明氣化爐進(jìn)料中02量偏低。參照A.B裝置的經(jīng)驗,將氣化爐進(jìn)料中02量的組成及流量與原設計值吻合情況較好,H2和CO提高,使0/C摩爾達到1.044,重新進(jìn)行計算,其結等主要成分最大誤差3.8%。粗合成氣中有效氣果見(jiàn)表4~表7中的調整工況數據?？梢钥闯龃帜柗謹涤嬎阒灯?為84.07%, 原設計值為合成氣組成、流量以及水冷壁、廢鍋產(chǎn)蒸氣量計算82.9%,誤差1.4%。,其中H2摩爾分數計算值為結果得到很大改善。計算結果中氣化爐溫度提高25. 92% ,原設計值為25.5% , CO摩爾分數計算值到1600,粗合成氣中有效氣摩爾分數為偏高,為58.15% ,原設計值為57.4% ,粗合成氣中84.81%.，其中H2摩爾分數為22.67%,C0摩爾分CO2摩爾分數計算值偏低,為2.80%,原設計值為數為62.14%, 粗合成氣中CO2摩爾分數為3.4% ,粗合成氣流量計算值為320215.11kg/h,比5.09%,以上結果與原設計值非常吻合。粗合成原設計值小0.5%。廢鍋產(chǎn)過(guò)熱蒸汽量計算值為氣流量計算值為319029 .49kg/h,比原設計值小117851 .69kg/h,比原設計值大3.4%。以上結果雖0.4%。水冷壁產(chǎn)飽和蒸汽量為15505.71 kg/h;廢然較裝置A擬合性差,但計算值與原設計值差距鍋產(chǎn)中國煤化,比原設計值小不算大,基本吻合。從原設計進(jìn)出氣化爐灰渣衡算結果看,進(jìn)口TYH.CNMH G算結果看,進(jìn)口.灰渣量比出口小2% ,這也應是專(zhuān)利商加大排渣系灰渣量比出口大12.4%是不合理的,從模擬計算統設計能力的體現。從模擬計算結果看,氣化爐第25卷亢萬(wàn)忠.粉煤氣化爐的模擬計算及其分析灰渣量大12.8%,因此,模擬計算進(jìn)出口灰渣量是進(jìn)出口灰渣 量極不平衡,進(jìn)口灰渣量比出口大平衡的。32.5%,從模擬計算結果看,出口灰渣量計算值比(4)對于D裝置,從表8原設計氣化爐進(jìn)出原設計出 口灰渣量大34.4%,進(jìn)出口灰渣量基本碳、氧量衡算結果看,原設計值進(jìn)出口碳、氧量相平衡。差較大,進(jìn)口碳量為53755.56kg/h, 比出口小(5)對于渣冷卻水量,由原設計值看,A裝置5.4% ,進(jìn)口氧量為88080. 16kg/h,比出口小2.1%，每千 克渣由1600C冷卻到63C耗冷卻水43.7kg,進(jìn)料0/C摩爾比為1. 167,比其他均高出較多。從核算值為 42.9kg/kgo B裝置每千克渣由1600C冷表4~表7模擬計算結果看,計算結果與原設計值卻到73C,耗冷卻水53.8kg,核算值為42.4kg/kgo相差很大。粗合成氣中有效氣摩爾分數計算值為C裝置每千克渣由1600C冷卻到79C,耗冷卻水76.79% ,原設計值為82.4% ,其中H2摩爾分數計54.6kg,核算值為40.6kg/kgo D裝置每千克渣由算值為24. 12% ,原設計值為22.3% ,CO摩爾分數1500C冷卻到66C,耗冷卻水45.8kg, 核算值為計算值為52.67% ,原設計值為60. 1% ,粗合成氣39.57kgkg。具體見(jiàn)表6。從以上數據可以看到，中Co2摩爾分數計算值為10.5%,原設計值為A裝置耗水量低,其他裝置耗水量高。從模擬計4.3% ,粗合成氣流量計算值為157367 .70kgh,比算結果看,A裝置計算值與原設計值比較吻合。原設計值小3.5% ;水冷壁產(chǎn)飽和蒸汽量計算值為.52637.65kgh;廢鍋產(chǎn)過(guò)熱蒸汽量計算值為3結論90972. 17kg/h,比原設計值大57.4%。以上計算結(1)對于A(yíng).B.C、D四套裝置核算表明。A和果表明氣化爐進(jìn)料中02量偏高。B裝置進(jìn)出氣化爐的碳、氧量基本平衡,流程模擬參照A、B裝置的經(jīng)驗將氣化爐進(jìn)料中02量計算結果與原設計值非常吻合。C裝置原設計物提高,使0/C摩爾達到1.042, 重新進(jìn)行計算,其結料衡算結果以及流程模擬計算結果表明進(jìn)料中的果見(jiàn)表4~表7中的調整工況數據?？梢钥闯龃盅鯕饬科?。D裝置原設計物料衡算結果表明進(jìn)合成氣組成流量以及水冷壁、廢鍋產(chǎn)蒸氣量計算出氣化爐的碳、氧量不平衡,從流程模擬計算結果結果得到很大改善。計算結果中氣化爐溫度提高看,氣化用氧氣量偏大。由原設計值看A裝置和到1500, 粗合成氣中有效氣摩爾分數為B裝置進(jìn)出氣化爐的渣量較平衡,C裝置和D裝置84.48% ,其中H2摩爾分數為24.11%, CO摩爾分進(jìn)出氣化爐的渣量相差較大。數為60.37% ,以上結果與原設計值非常吻合,合(2)采用本文建立的數學(xué)模型,對粉煤氣化爐成氣中CO2摩爾分數為2.72%,原設計為4.3%。進(jìn)行物料 熱量計算是可行的，本文選擇的氣化反粗合成氣流量計算值為152677.74kgh, 比原設計應機理熱力學(xué)方程是合適的。值小6.34%。廢鍋產(chǎn)過(guò)熱蒸汽量為58525.42kg/(3)本文僅對四套裝置的原設計數據進(jìn)行了h,比原設計值多1.29%。核算和分析,應通過(guò)對裝置實(shí)際操作數據的核算從表7原設計進(jìn)出氣化爐灰渣衡算結果看,和分析,進(jìn)-步完善和優(yōu)化該計算模型?！袷阱X(qián).2007年全國乙烯生產(chǎn)能力9.985Mt乙烯產(chǎn)量10.278Mt2007年全國乙烯生產(chǎn)能力達到9.985Mt。全行業(yè)乙烯生產(chǎn)能力9.185Mt:中國石化6.295Mt;中國石油2.71Mt;盤(pán)錦乙烯180kt/a;中海殼牌0. 80Mt。2007年全國乙烯產(chǎn)量約10.278Mt。2007 年乙烯行業(yè)(乙中國煤化工由+盤(pán)錦)全年乙烯產(chǎn)量超過(guò)了9.40Mt,為9.447Mt,增長(cháng)率為10.47%。其MHCNMH G5.73%;中國石油2.58Mt,增長(cháng)率為26.52% ;盤(pán)錦0.1718Mt,增長(cháng)率為- 4.84% ;中海殼牌0.831Mt?！慈珖蚁┕I(yè)協(xié)會(huì ))2008 -02 - 12