周宇航 范中宇 曹 琳 王光輝 吳曉琴 雷 楊

(武漢科技大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院，煤轉(zhuǎn)化與新型炭材料湖北省重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，430081 武漢)

0 引 言

目前，荒煤氣余熱回收的研究主要集中在以下兩方面：一是工藝流程的創(chuàng)新，二是設(shè)備的改進(jìn)。在工藝流程創(chuàng)新方面，王新東等[1]基于冶金流程工程學(xué)理論，提出了高壓高溫干熄焦余熱回收技術(shù)；陳光輝等[2]提出了基于洗滌精餾的荒煤氣余熱回收技術(shù)，可徹底去除荒煤氣中所夾帶的焦粉，實(shí)現(xiàn)煤氣、重質(zhì)焦油與高沸點(diǎn)洗油的分離，并產(chǎn)生高壓蒸汽；吳聲彪等[3]提出分階段冷卻和除塵，替代傳統(tǒng)焦化工藝直接用氨水噴淋，可降低焦化廢水處理難度；王輔臣等[4]提出焦?fàn)t氣轉(zhuǎn)化的非催化部分氧化工藝，同時(shí)比較焦?fàn)t氣非催化部分氧化和催化部分氧化制合成氣工藝，結(jié)果表明催化部分氧化需大量外加蒸汽，其總體能耗高于非催化部分氧化法的總體能耗；艾春慧等[5]提出利用焦?fàn)t荒煤氣作為氣流內(nèi)熱式低溫干餾爐的氣體熱載體，并將該技術(shù)用于內(nèi)熱式中低溫?zé)峤鉅t和魯奇三段爐；祝仰勇等[6]提出以雙效熱泵回收利用初冷器的中低溫循環(huán)水，實(shí)現(xiàn)初冷器余熱綜合利用。在設(shè)備的改進(jìn)方面；楊東偉等[7]研究了荒煤氣在結(jié)焦周期內(nèi)的溫度波動(dòng)及總體傳熱效果，針對(duì)荒煤氣的流動(dòng)特性和實(shí)驗(yàn)裝置結(jié)構(gòu)特點(diǎn)提出了傳熱模型；李海橋等[8]針對(duì)橫管初冷器噴灑系統(tǒng)存在的問題，采取了相應(yīng)的改造措施，確保煤氣的冷卻效果和輸送安全；趙迪等[9]通過對(duì)初冷器的綜合測(cè)試及對(duì)相關(guān)熱工參數(shù)的計(jì)算，分析了影響初冷器換熱的各種因素；楊仕杰等[10]以氮?dú)庾鳛閭鳠峁べ|(zhì)，比較了光滑管式上升管和螺旋夾套式上升管，實(shí)驗(yàn)測(cè)試表明螺旋夾套式上升管總體性能更明顯；高淑寧等[11]分析了上升管焦油結(jié)焦和余熱回收，設(shè)計(jì)出一套螺旋盤管式荒煤氣余熱回收系統(tǒng)。

筆者提出一種新型的荒煤氣多級(jí)冷卻工藝，用多級(jí)冷卻替代循環(huán)氨水直接噴淋冷卻及初冷器間接冷卻，在充分回收余熱的同時(shí)，實(shí)現(xiàn)了荒煤氣餾分的粗分離，并比較各級(jí)冷卻溫度對(duì)經(jīng)濟(jì)效益的影響，以期對(duì)新流程優(yōu)化設(shè)計(jì)提供參考。

1 多級(jí)冷卻工藝流程及模擬模型

1.1 工藝流程的提出

現(xiàn)有工藝是在集氣槽內(nèi)噴灑循環(huán)氨水，通過汽化使荒煤氣急劇降溫至80 ℃～90 ℃，然后其進(jìn)入橫管式間接冷卻器被冷卻到50 ℃～55 ℃，再進(jìn)入直冷塔冷卻到25 ℃～35 ℃(稱為基準(zhǔn)流程)。此工藝?yán)鋮s速度快，可去除荒煤氣中大部分粉塵和焦油，但大量熱能未被利用且會(huì)產(chǎn)生廢水?；诖?，提出一種如圖1所示的新流程，多級(jí)冷卻分離出焦油高溫餾分(瀝青、蒽油)、三混餾分(洗油、萘油、酚油)和輕油餾分，在充分回收荒煤氣余熱的同時(shí)實(shí)現(xiàn)餾分粗分離[12]。

圖1 多級(jí)冷卻流程Fig.1 Multi-stages cooling process

荒煤氣(650 ℃～750 ℃)經(jīng)上升管后，依次通過高壓蒸汽發(fā)生器、高溫閃蒸罐、中壓蒸汽發(fā)生器、中溫閃蒸罐、低壓蒸汽發(fā)生器、水冷器和低溫閃蒸罐，后進(jìn)入初冷器。高溫閃蒸罐分離高溫餾分(285 ℃～315 ℃)，中溫閃蒸罐分離三混餾分(155 ℃～185 ℃)，低溫閃蒸罐分離輕油餾分(50 ℃～55 ℃)。

1.2 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及熱力學(xué)方法

利用Aspen Plus模擬多級(jí)冷卻流程[13]。為簡(jiǎn)化計(jì)算，將荒煤氣組成定義為凈煤氣、焦油和其他雜質(zhì)。凈煤氣含有的CmHn組分中C2H6的質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為80%，故為簡(jiǎn)化模擬，將凈煤氣中的CmHn以C2H6代替。煤焦油組分定義為兩部分：一部分為清晰組分，另一部分為虛擬組分(瀝青)。瀝青組分十分復(fù)雜，主要包含三環(huán)以上的芳香族烴類及含氮、氧和硫等雜質(zhì)的雜環(huán)化合物[14]。

多級(jí)冷卻工藝屬于低壓下的油氣體系，且含有虛擬組分，可使用CHAO-SEA，BK10和SRK等方法。本研究選擇SRK方程作為模擬計(jì)算的熱力學(xué)方法，基礎(chǔ)數(shù)據(jù)見表1。

表1 模擬模型的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)Table 1 Basic data of simulated model

2 結(jié)果與討論

2.1 多級(jí)冷卻溫度對(duì)能量的影響

與現(xiàn)有工藝相比，為考察多級(jí)冷卻工藝是否充分回收了荒煤氣的余熱，以余熱回收率作為評(píng)價(jià)多級(jí)冷卻工藝的標(biāo)準(zhǔn)。余熱回收率的計(jì)算見式(1)。

R=(Qh+Qm+Ql)/Qf×100%

(1)

式中：R為余熱回收率；Qh，Qm，Ql分別為高壓、中壓、低壓蒸汽發(fā)生器回收的熱量，kJ/h；Qf為荒煤氣在冷卻過程中損失的熱量，kJ/h。

經(jīng)計(jì)算，多級(jí)冷卻工藝的余熱回收率可以達(dá)到87.36%。由于現(xiàn)有工藝并未考慮余熱回收，因此與其相比，多級(jí)冷卻工藝在余熱回收方面具有極大的優(yōu)勢(shì)。

假定操作時(shí)間為8 400 h/a，考慮改變單一蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度。圖2所示為各級(jí)蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與換熱面積及發(fā)汽量的關(guān)系。

圖2 各級(jí)蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與換熱面積和發(fā)汽量的關(guān)系Fig.2 Outlet temperature of heat flow of steam generator with the heat exchange area and steam production a—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator；c—Low pressure steam generator

由圖2a可以看出，當(dāng)高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升到315 ℃時(shí)，低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器的換熱面積基本不變，0.35 MPa蒸汽發(fā)汽量基本不變，而高壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積和發(fā)汽量減少，中壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積和發(fā)汽量增加，兩者變化的幅度近似，這是因?yàn)楦邏赫羝l(fā)生器的換熱量減少，而這部分換熱量轉(zhuǎn)移到中壓蒸汽發(fā)生器。

由圖2b可以看出，中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升高到185 ℃時(shí)，中壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積先顯著下降，后趨于平穩(wěn)；低壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積略微上升，水冷器換熱面積的變化幅度基本可以忽略不計(jì)；一部分換熱量由中壓蒸汽發(fā)生器轉(zhuǎn)移到低壓蒸汽發(fā)生器，因此1.0 MPa蒸汽發(fā)汽量減少，0.35 MPa蒸汽發(fā)汽量增加，且兩者變化的幅度近似。

由圖2c可以看出，低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由115 ℃升高到145 ℃時(shí)，低壓蒸汽發(fā)生器的部分換熱轉(zhuǎn)移到水冷器，因此，低壓蒸汽發(fā)生器的換熱面積減少，發(fā)汽量也相應(yīng)減少；為滿足后續(xù)工藝要求，水冷器熱流出口溫度固定為55 ℃，雖然水冷器的換熱量增加，但是其冷熱物流的對(duì)數(shù)平均溫差同樣增加，最終導(dǎo)致水冷器換熱面積減少。

2.2 多級(jí)冷卻溫度對(duì)物料的影響

高溫閃蒸罐底餾分主要為瀝青和蒽油，統(tǒng)稱為高溫餾分；中溫閃蒸罐底餾分主要為洗油、萘油和酚油，即三混餾分；低溫閃蒸罐底的餾分主要為水和少量輕油。

當(dāng)僅有低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度發(fā)生改變，其余換熱器溫度保持不變時(shí)，由于不影響各級(jí)閃蒸罐溫度，閃蒸產(chǎn)物組成不變，因此不考慮低壓蒸汽發(fā)生器對(duì)餾分的影響。分析高壓蒸汽發(fā)生器和中壓蒸汽發(fā)生器的熱流出口溫度與各餾分分離效果及閃蒸罐的關(guān)系，結(jié)果如圖3所示。

由圖3a可以看出，隨著高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升到315 ℃，高溫閃蒸罐中的部分焦油產(chǎn)物會(huì)在中溫閃蒸罐餾出，因此，高溫餾分流量減少，三混餾分流量增多，輕油基本不受影響。因?yàn)楦邷亻W蒸罐進(jìn)料不變，餾分減少時(shí)，氣相產(chǎn)物就會(huì)增多，閃蒸汽流量增加，所以高溫閃蒸罐的直徑也會(huì)隨之增加；而中溫閃蒸罐的進(jìn)料雖然增加，但是增加的進(jìn)料大都作為三混餾分餾出，并不影響閃蒸汽流速，所以中溫閃蒸罐直徑不變，低溫閃蒸罐直徑也不會(huì)變。

由圖3b可以看出，當(dāng)中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升到185 ℃時(shí)，僅三混餾分的流量急劇減少，此時(shí)，由于中溫閃蒸罐進(jìn)料保持不變，餾分減少，因此，氣相產(chǎn)物增多，導(dǎo)致中溫閃蒸罐的直徑因?yàn)殚W蒸汽流量增加而增加。而低溫閃蒸罐雖然進(jìn)料增加，但是進(jìn)料中主要成分為水，最后都從閃蒸罐底部餾出，因此，閃蒸汽流速不變，低溫閃蒸罐直徑也基本不變，輕油流量也變化不明顯。

圖3 各級(jí)蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與餾分和閃蒸罐直徑的關(guān)系Fig.3 Outlet temperature of heat flow of steam generator with fraction and diameter of flash tanka—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator□—High temperature fraction；○—Tr-mixed fractions；△—Light oil；▽—High temperature flash tank；◇—Medium temperature flash tank；?—Low temperature flash tank

2.3 多級(jí)冷卻溫度對(duì)系統(tǒng)總費(fèi)用的影響

建立評(píng)價(jià)多級(jí)冷卻工藝經(jīng)濟(jì)性的數(shù)學(xué)模型，目標(biāo)函數(shù)只考慮發(fā)汽、餾分初步分離效益和投資費(fèi)用的權(quán)衡，忽略人工、管理等成本，系統(tǒng)總費(fèi)用(total annual cost，TAC)見式(2)。

TAC=-Ee-Ec+Er-Ew+Es

(2)

式中：Ee為換熱器投資費(fèi)用，yuan/a；Ec為閃蒸罐投資費(fèi)用，yuan/a；Er為各級(jí)閃蒸罐的餾分分離價(jià)值，yuan/a；Ew為循環(huán)水的使用費(fèi)用，yuan/a；Es為蒸汽價(jià)值，yuan/a。

換熱器和閃蒸罐的費(fèi)用包括購買費(fèi)用和安裝費(fèi)用，分別由式(3)～式(12)計(jì)算[15-16]?；厥掌跒? a，M&S指數(shù)為1 536.5，材料為不銹鋼。

換熱器費(fèi)用：

Eep=(M&S/280)×474.7S0.65Fec

(3)

Eei=(M&S/280)×474.7S0.65×2.29+Fec

(4)

其中，

Fec=Fem(Fed+Fep)

(5)

式中：Eep和Eei分別表示換熱器的購買費(fèi)用和安裝費(fèi)用；Fem，F(xiàn)ed和Fep分別表示換熱器的材料、設(shè)計(jì)類型和設(shè)計(jì)壓力的修正因子。

換熱器的參數(shù)計(jì)算公式為：

S=Q/(KΔtm)

(6)

式中：S為換熱器的有效換熱面積，m2；Q為總換熱量，kJ；K為傳熱系數(shù)，kJ/(m2·℃)；Δtm為對(duì)數(shù)平均溫差，℃。

閃蒸罐費(fèi)用：

Ecp=(M&S/280)×957.9D1.066H0.802Fcc

(7)

Eci=(M&S/280)×957.9D1.066H0.802×(2.18+Fcc)

(8)

式中：Ecp和Eci分別表示閃蒸罐的購買費(fèi)用和安裝費(fèi)用。

其中，

Fcc=FcmFcp

(9)

Fcp=1+0.007 4(p-3.48)+0.000 23(p-3.48)2

(10)

式中：Fcm和Fcp分別表示閃蒸罐的材料和設(shè)計(jì)壓力的修正因子；p為閃蒸罐的壓力，atm(1 atm=101 325 Pa)。

閃蒸罐的參數(shù)計(jì)算公式為：

(11)

H=FrD

(12)

式中：Ms為閃蒸汽流量，kg/h；ρs為閃蒸汽密度，kg/m3；vs為蒸汽流速，取2 m/s；Fr為閃蒸罐高度與直徑的比值，這里按Fr=2計(jì)算；D為閃蒸罐的直徑，m；H為閃蒸罐的高度，m。

餾分分離效益：

(13)

式中：Pri為各級(jí)閃蒸罐產(chǎn)物的價(jià)格，yuan/t；Pg為荒煤氣的價(jià)格，yuan/t；Fi為各級(jí)閃蒸罐產(chǎn)物的流量，t/h；t為操作時(shí)間，h/a。

循環(huán)水費(fèi)用：

(14)

式中：Pw為循環(huán)水價(jià)格，yuan/kg；Qc為水冷器的熱負(fù)荷，kJ/h；Cp為水的比熱容，取Cp=1 kJ/(kg·℃)；Δθ為循環(huán)水進(jìn)出換熱器的溫差，℃。

蒸汽效益：

(15)

式中：Psi為各等級(jí)蒸汽價(jià)格，yuan/t；Qi為各級(jí)換熱器熱負(fù)荷，kJ/h。

Fem=3.75，F(xiàn)ed=1.00，高壓、中壓、低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器的Fep分別為0.52，0.10，0和0；閃蒸罐的Fcm=3.67[17]。操作時(shí)間t=8 400 h/a。效益估算中價(jià)格因子見表2。

表2 效益估算中的價(jià)格因子Table 2 Price factor of efficiency evaluation

各級(jí)換熱器熱流出口溫度與費(fèi)用變化量的關(guān)系如圖4所示。

當(dāng)高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由285 ℃升高到315 ℃時(shí)，餾分分離效益急劇升高，閃蒸罐費(fèi)用上升，其余費(fèi)用略微下降，但下降趨勢(shì)不明顯。由圖4a可以看出，高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對(duì)各費(fèi)用的影響由大到小依次為餾分分離效益、閃蒸罐費(fèi)用、蒸汽效益、換熱器費(fèi)用和循環(huán)水費(fèi)用。

當(dāng)中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度由155 ℃升高至185 ℃時(shí)，餾分分離效益明顯降低，雖然閃蒸罐費(fèi)用上升，蒸汽效益、換熱器費(fèi)用和循環(huán)水費(fèi)用略微下降，但變化均不明顯。由圖4b可以看出，中壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對(duì)各費(fèi)用的影響由大到小依次為餾分分離效益、閃蒸罐費(fèi)用、蒸汽效益、換熱器費(fèi)用和循環(huán)水費(fèi)用。

當(dāng)?shù)蛪赫羝l(fā)生器熱流出口溫度由115 ℃升高至145 ℃時(shí)，由于低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度并不影響?zhàn)s分的流量，因此，餾分分離效益和閃蒸罐費(fèi)用保持不變。因?yàn)樗淦鲹Q熱量增加，需要更多的循環(huán)水來冷卻，所以循環(huán)水費(fèi)用略微上升。低壓蒸汽發(fā)生器和水冷器換熱面積降低，導(dǎo)致?lián)Q熱器費(fèi)用下降。蒸汽效益因?yàn)榈蛪赫羝l(fā)生器換熱量減少導(dǎo)致的0.35 MPa蒸汽產(chǎn)汽量減少，所以急劇減小。由圖4c可以看出，低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對(duì)各費(fèi)用的影響由大到小依次為蒸汽效益、循環(huán)水費(fèi)用和換熱器費(fèi)用。

圖4 各級(jí)蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度與費(fèi)用變化量的關(guān)系Fig.4 Outlet temperature of heat flow of steam generator with cost changea—High pressure steam generator；b—Medium pressure steam generator；c—Low pressure steam generator□—Heat exchanger；○—Flash tank；△—Fraction；▽—Circulating water；◇—Steam

蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度變化對(duì)年度總費(fèi)用的影響如圖5所示。由圖5可以看出，在各級(jí)蒸汽發(fā)生器的溫度變化范圍內(nèi)，年度總費(fèi)用分別改變2.97%，-40.74%和-0.001 8%，熱流出口溫度對(duì)年度總費(fèi)用的影響由大到小的換熱器依次為中壓蒸汽發(fā)生器、高壓蒸汽發(fā)生器和低壓蒸汽發(fā)生器。因此，在一定的溫度調(diào)控范圍內(nèi)，盡可能升高高壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度，降低中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度，即高壓、中壓和低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度分別為315 ℃，155 ℃和115 ℃時(shí)，年度總費(fèi)用最大。

當(dāng)年度總費(fèi)用最大時(shí)，費(fèi)用詳情見表3。

圖5 蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度變化與年度總費(fèi)用變化率的關(guān)系Fig.5 Change of outlet temperature of heat flow in steam generator with TAC change rate

表3 年度總費(fèi)用最大時(shí)的費(fèi)用詳情Table 3 Details of charges of the maxium TAC

2.4 多級(jí)冷卻溫度對(duì)換熱物流黏度的影響

荒煤氣高溫余熱回收的普遍工程問題在于，采用間接換熱時(shí)荒煤氣中的焦油組分隨著換熱壁溫的下降在管壁表面冷凝結(jié)焦。降低傳熱系數(shù)，腐蝕管道材料，導(dǎo)致顯熱回收難以進(jìn)行[19]。高溫煤焦油的黏度是關(guān)系結(jié)焦問題的重要指標(biāo)，因此需考慮溫度對(duì)換熱物流黏度的影響，結(jié)果如圖6所示。

各級(jí)換熱器熱流出口溫度會(huì)影響該級(jí)出口熱流的黏度。為驗(yàn)證模型可靠性，結(jié)合文獻(xiàn)[20]中各窄沸點(diǎn)餾分的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)，與圖6中相應(yīng)的餾分進(jìn)行比較，115 ℃和130 ℃下的黏度誤差分別為2.02%和2.96%，因此認(rèn)為模型是可靠的。各級(jí)換熱器熱流出口溫度升高30 ℃，出口熱流的黏度呈線性下降，分別下降0.28 cP(8.25%)、0.44 cP(30.16%)和0.36 cP(18.85%)。因此，中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對(duì)出口熱流的黏度影響較大。

圖6 各級(jí)換熱器熱流出口溫度與黏度的關(guān)系Fig.6 Outlet temperature of heat flow of exchangers at various stages with viscosity

出口熱流的黏度對(duì)年度總費(fèi)用的影響主要是其中的換熱器費(fèi)用，但由表3可以看出，換熱器費(fèi)用僅占年度總費(fèi)用極少比例，影響年度總費(fèi)用的決定性因素是餾分效益。因此，換熱物流黏度對(duì)年度總費(fèi)用的影響可以忽略不計(jì)。

3 結(jié) 論

1) 采用多級(jí)冷卻取代噴灑氨水直接冷卻及初冷器間接冷卻，新流程具有節(jié)能環(huán)保及餾分初步分離的優(yōu)點(diǎn)。

2) 在各級(jí)蒸汽發(fā)生器的溫度變化范圍內(nèi)，年度總費(fèi)用分別改變2.97%，-40.74%和-0.001 8%，年度總費(fèi)用對(duì)熱流出口溫度的敏感度由大到小的換熱器依次為中壓蒸汽發(fā)生器、高壓蒸汽發(fā)生器和低壓蒸汽發(fā)生器。其中，高壓、中壓蒸汽發(fā)生器主要影響?zhàn)s分分離效益，低壓蒸汽發(fā)生器主要影響蒸汽效益。

3) 在溫度調(diào)控范圍內(nèi)，各級(jí)換熱器液相黏度分別減少8.25%，30.16%和18.85%。中壓、低壓蒸汽發(fā)生器熱流出口溫度對(duì)出口熱流的黏度影響較大，但換熱物流黏度對(duì)年度總費(fèi)用的影響可以忽略不計(jì)。