0.5MPa蒸汽过剩原因分析及优化调整

张福亭

(伊犁新天煤化工有限责任公司,新疆 伊宁 835000)

国内某大型煤制气项目中，热电站选用粉煤锅炉，空分装置采用杭州杭氧空气深冷分离技术，气头为鲁奇碎煤加压气化工艺，并设有处理气化废水的煤气水装置、酚氨回收装置、污水处理、回用水装置以及多效蒸发，而出气化炉的粗煤气则依次经钴钼耐硫变换、低温甲醇洗(配设混合制冷装置)、甲烷化合成装置、干燥及压缩装置将合格的天然气送至管网。

一般的煤化工企业均设有热电站，以水为介质、以煤为燃料生产不同压力等级的蒸汽，为化工生产提供动力，用于驱动大型压缩机组、发电、参与化学反应、换热、管线伴热、采暖等。而为保证蒸汽供给，项目热电站配备4台480t/h粉煤锅炉，3台50WM抽汽凝汽式汽轮发电机组，将全厂蒸汽管网根据压力的不同分为4个等级：9.8MPa、540℃高压蒸汽管网，5.2MPa、460℃中压蒸汽管网，1.5MPa、260℃和0.5MPa、158℃两个低压蒸汽管网，同时还配备2台9.8MPa至5.2MPa减温减压器、2台5.2MPa至1.5MPa减温减压器、2台1.5MPa至0.5MPa减温减压器，以满足全厂蒸汽需求及各管网蒸汽平衡。热电站虽设有4台锅炉，正常时3开1备，所以当化工装置低负荷运行或化工系统开停车副产蒸汽较少时，或3台运行锅炉负荷较高无法满足产生需求时，主要通过减少发电量来保证各蒸汽管网平稳运行，当蒸汽缺口较大时，则启动第4台锅炉。

1 0.5MPa蒸汽偏离、过剩原因分析

系统原始开车初期，因各种问题导致化工系统一直处于低负荷运行，副产0.5MPa蒸汽富裕状况还不明显，但随着各装置系统的不断完善，设备的可靠性不断提高，2018年初化工装置逐渐实现满负荷、稳定运行。随着化工系统负荷的不断增加，副产0.5MPa蒸汽逐渐增加，汽轮发电机组0.5MPa蒸汽抽汽与1.5MPa减至0.5MPa减温减压逐渐减少，系统副产0.5MPa蒸汽与使用趋向于自平衡，但伴随着春夏季的到来，环境温度不断升高，热电暖风器、全厂采暖与伴热等蒸汽的退出，导致0.5MPa蒸汽管网放空阀逐渐开至70%，管网出现季节性放空，造成0.5MPa蒸汽严重浪费，不利于系统的节能降耗，夏季0.5MPa蒸汽设计与实际生产过程中的产出与消耗见表1。

从表1可知，原设计系统满负荷生产时，0.5MPa蒸汽管网需要766t/h来保证管网的平稳运行，而这些蒸汽主要来源于加压气化废锅、变换废锅、煤气水分离废锅副产蒸汽及热电汽轮机抽汽、减温减压器。根据设计，汽轮发电机抽汽和1.5减0.5MPa减温减压器提供的蒸汽与热电暖风器和换热站用汽刚好相抵消，在夏季时管网可实现自平衡。而在实际满负荷生产(夏季)过程中，热电汽轮机和减温减压器均不提供0.5MPa蒸汽，系统副产蒸汽约543t/h，实际使用量仅453t/h，约有90t/h蒸汽现场放空，0.5MPa蒸汽管网出现了产出与使用的极度不平衡，具体原因分析如下。

1.1 加压气化废锅副产蒸汽偏小

化工装置气头选用碎煤加压气化炉生产粗煤气，出气化炉的粗煤气由洗涤冷却器洗涤后，经废热锅炉与锅炉水换热转移粗煤气热量，将粗煤气温度由225℃降至181℃，副产0.5MPa蒸汽。原设计系统满负荷时，气化耗氧量为125 000m3/h，汽氧比为7.5kg/Nm3，5.2MPa蒸汽消耗为938t/h，实际生产过程中气化耗氧量为102 000m3/h，汽氧比为7.3kg/Nm3，5.2MPa蒸汽消耗为745t/h，实际比原设计5.2MPa蒸汽消耗量减少了193t/h，而碎煤加压气化炉蒸汽分解率约为30%～40%，其余蒸汽随粗煤气出气化炉，经洗涤冷却器洗涤后，进入低压废锅与锅炉水换热，副产0.5MPa蒸汽，因5.2MPa蒸汽用量减少，导致0.5MPa副产蒸汽由原设计540t/h降至475t/h。

1.2 变换废锅副产蒸汽较多

为满足甲烷化装置的生产需求，保证天然气品质，需要控制变换气中H2与CO比值为3:1，原设计入变换装置粗煤气中CO含量为15.9%、H2含量为39.20%，入变换炉粗煤气量为30万Nm3/h，变换炉旁路气量为64万Nm3/h。实际运行过程中粗煤气中CO含量为17.7%、H2含量为37.7%，导致入变换炉粗煤气量增加为36万Nm3/h，变换炉旁路气量为58万Nm3/h。变换炉气量增加，变换反应(CO+H2OCO2+H2+41 kJ/mol)释放的反应热增加，粗煤气流经废锅时，副产0.5MPa蒸汽增多，进而导致废锅副产蒸汽由20t/h增至34t/h。

1.3 煤气水装置废锅副产蒸汽偏小

煤气水装置废锅与气化装置来的3.8MPa、199℃含尘煤气水换热，副产0.5MPa蒸汽。因实际生产过程中气化炉氧负荷和汽氧比低于设计值，导致入气化炉蒸汽用量比设计值少193t/h，按碎煤加压气化炉蒸汽分解率一般在30%～40%之间计算，含尘煤气水约减少135～115.8t/h，而在实际生产中含尘煤气水减少了110t/h，随着含尘煤气水的减少，向煤气水废锅提供的热量减少了1.66×107kJ(0.5MPa蒸汽热值约2 756kJ/kg)，所以导致副产蒸汽减少了6t/h。

1.4 酚氨回收蒸汽用量偏差

酚氨回收装置0.5MPa蒸汽主要是为水塔提供热量，通过加热的方式除去萃取时留在稀酚水中二异丁基醚，向污水处理提供合格的酚水。因气化含尘煤气水减少110t/h，变换炉负荷增加，少产生含焦油煤气水10t/h，导致煤气水装置向酚氨回收装置输送的原料酚水比原设计少了110t/h，使酚氨回收装置负荷仅为设计负荷的86%，所以蒸汽用量由84t/h降至72t/h。

1.5 低温甲醇洗蒸汽用量偏差

低温甲醇洗装置分为主洗和预洗系统，预洗系统蒸汽用量与设计基本吻合约6t/h，主洗系统0.5MPa蒸汽主要为热再生塔提供热量，通过加热的方式除去甲醇中CO2、H2S、NH3，向系统提供合格的甲醇，因原设计变换气中H2S含量为0.1%，实际生产中约为0.14%，为保证甲醇再生后的品质维持系统正常运行，将热再生塔加热蒸汽用量由66t/h增加至84t/h。

1.6 混合制冷蒸汽用量偏小

混合制冷主要利用氨易溶于水的特点，通过氨的蒸发、吸收、精馏、冷凝、节流向低温甲醇洗氨冷器提供液氨，因原设计混合制冷向低温甲醇洗提供液氨177.8t/h，实际生产中仅需提供136t/h，即能满足生产需求，导致精馏塔热负荷降低，加热蒸汽用量由128t/h降至95t/h。

1.7 污水处理蒸汽用量偏差

因酚氨回收送至污水处理的稀酚水温度偏高，原设计用于一、二级生化池、回用水滤后水池的加热蒸汽一直未投用，母液干化装置原设计4套，实际仅运行2套，即满足生产需求，进而导致污水处理装置蒸汽消耗量由120t/h降至50t/h。

1.8 其他蒸汽用量减少说明

随着季节环境温度逐渐升高，换热站的采暖和热水伴热、热电暖风器退出蒸汽166t/h。煤气水装置用于初焦油分离器、最终油分离器、油分离器、多元烃槽、重芳烃罐等设备盘管及附属管线的伴热大量退出，减少蒸汽用量约37t/h。而其他用户及管损、甲烷化除氧器、气化除氧器蒸汽用量也随环境温度升高相对减少，约减少蒸汽15t/h，致使0.5MPa蒸汽明显过剩，出现大量放空。

2 对0.5MPa蒸汽过剩进行改造及调整

针对夏季0.5MPa蒸汽管网出现的产出与使用极度不平衡，从而造成0.5MPa蒸汽管网大量蒸汽放空的问题，对系统做了以下改造及调整，以求在解决问题的同时，也避免能源浪费，回收利用富余蒸汽，节约生产成本。

2.1 低温甲醇洗分离塔再沸器改造

甲醇/水/HCN分离塔主要是通过加热的方式，将甲醇、水、HCN一一分离，甲醇/水/HCN分离塔原设计使用1.5MPa、260℃过热蒸汽进行加热，正常操作压力为0.24MPa，塔釜温度为140℃，蒸汽用量32t/h，同时再沸器入口配入少量的中压锅炉给水(5.2MPa、160℃)。为了减少0.5MPa蒸汽放空，从而减少1.5MPa蒸汽用量，在再沸器入口新增0.5MPa低压蒸汽管线，新增管线投用后，甲醇洗水分离塔运行正常，各指标均在正常范围内，而1.5MPa蒸汽使用6t/h，0.5MPa蒸汽30t/h，中压锅炉水基本不用。所以改造后减少1.5MPa蒸汽用量约26t/h，回收利用0.5MPa蒸汽30t/h。

2.2 酚氨回收脱酸塔、脱氨塔再沸器改造

酚氨回收设有3个系列，主要是脱除原料酚水中的CO2、H2S、HCN及NH3，回收酚类物质，向污水处理提供合格的稀酚水，酚氨回收单系列设计处理酚水300m3/h，而脱酸塔主要利用酸性气挥发性大于氨的特点，通过蒸汽加热，将CO2、H2S、HCN从酚水中脱离出来。脱酸后的酚水进入脱氨塔，脱氨塔不仅通过蒸汽加热，同时还要向塔内加入适当的碱液，将酚水中的固定氨转化成游离氨进行脱除。脱酸塔正常操作压力为0.32～0.5MPa、塔釜温度为147℃、1.5MPa蒸汽用量为24.2t/h；脱酸塔操作压力为0.32～0.5MPa、塔釜温度为157℃、1.5MPa蒸汽用量为45.1t/h。

酚氨回收脱酸塔、脱氨塔再沸器入口蒸汽改造与甲醇/水/HCN分离塔思路一致，在酚氨回收A系列脱酸塔、脱氨塔再沸器入口新增0.5MPa蒸汽管线，但在投用的过程中发现，脱酸塔、脱氨塔单纯使用0.5MPa蒸汽时，脱酸塔、脱氨塔最大可处理原料酚水230m3/h，可消耗0.5MPa蒸汽80t/h，且装置运行稳定。因含尘煤气水比原设计减少110t/h，含焦油煤气水少了10t/h，导致原料酚水比原设计少了120t/h，所以当酚氨回收A系列酚水处理量在230m3/h时，仍可控制整个系统内煤气水与酚水的产出平衡且有操作弹性。故酚氨回收A系列脱酸塔、脱氨塔再沸器一直使用0.5MPa蒸汽，尚未与1.5MPa蒸汽同时使用。经此改造后，同等负荷下酚回收装置增加0.5MPa蒸汽60t/h，减少1.5MPa蒸汽54t/h。

2.3 提高0.5MPa蒸汽管网压力

根据饱和蒸汽压对应的饱和温度经验公式lgT=1.52+0.243lgP(适用于T在100～370℃之间，P为饱和蒸汽压，T为饱和温度)和饱和蒸汽热焓表可知，若将0.5MPa蒸汽管网压力提至0.55MPa，其对应的饱和蒸汽温度、热值都会相应提高，废锅换热温差变小，热量后移，副产蒸汽减小。压力提升后，气化废锅出口粗煤气与变换废锅出口的变换气混合后约提升2℃，混合气依次经锅炉给水换热器、脱盐水换热器1(换热后去热电除氧器)、脱盐水换热器2(换热后去气化除氧器)换热回收热量，进而使锅炉水与脱盐水换热后的温度均有所提升。调整后0.5MPa副产蒸汽虽有所减少，同时可增加高等级蒸汽副产，减少热电除氧器1.5MPa蒸汽消耗，也可提高甲醇/水/HCN分离塔及脱酸塔、脱氨塔的操作弹性及运行稳定性。

3 运行效果分析

通过对0.5MPa蒸汽管网的优化改造，甲醇/水/HCN分离塔与脱酸塔、脱氨塔再沸器使用蒸汽改造共减少1.5MPa蒸汽用量80t/h，增加0.5MPa蒸汽用量90t/h，夏季0.5MPa蒸汽管网放空阀处于关闭状态，达到了回收利用副产蒸汽的目的，而且投资较少，操作灵活度大，尤其是在冬季0.5MPa蒸汽管网不足时，还可随时进行切换操作。改造后1.5MPa蒸汽减少了80t/h，可使热电锅炉减少用煤16t/h，从而节约了生产成本。同时，低负荷下运行的热电锅炉更加稳定可靠，使各蒸汽管网的运行更加平稳。当锅炉异常蒸汽供量不足时，能减少化工装置局部停车范围，增强了系统的抗风险能力。

4 结语

系统原设计0.5MPa蒸汽管网副产与消耗和实际生产过程中不匹配，导致系统在夏季满负荷运行时，0.5MPa蒸汽管网出现季节性放空，造成能源浪费，无形中增加了生产成本。为了实现节能降耗、完全利用0.5MPa蒸汽，对甲醇/水/HCN分离塔与脱酸塔、脱氨塔再沸器使用蒸汽进行了改造，并提升了0.5MPa蒸汽管网压力。增加0.5MPa蒸汽用量，减少副产蒸汽产出，使0.5MPa蒸汽管网在夏季实现自平衡，降低了生产成本，起到了节能降耗的效果，也使整个装置运行更加稳定、安全、可靠。