华兴技术部分文字

1．工程概况
1.1项目背景
山西华兴铝业有限公司是中国铝业股份有限公司于2010年7月在山西省吕梁市兴县注册成立的独资子公司，华兴公司的主体为国家批复的中国铝业兴县氧化铝项目。

本项目是中铝公司结构调整战略转型的重点项目，规模为100万吨氧化铝，建设内容为年产132万吨铝土矿的地采矿山，2×50万吨的氧化铝生产线，3×220t/h高温高压锅炉、2×25MW汽轮机的自备热电站。

产品为一级品冶金级砂状氧化铝。

项目2011年5月正式开工建设，于2013年10月建成投产。

目前华兴公司使用天然气作为氧化铝焙烧的燃料，因天然气价格超过了2.5元/m3，预期未来价格将进一步上涨，造成氧化铝生产成本过高，本项目针对这一现状为山西华兴铝业有限公司建设额定产能40000 Nm3/h的煤制气系统（含制氮系统），生产的煤气替代天然气作为氧化铝区1台焙烧炉的燃料，要求煤气热值不低于5.25MJ/Nm3，并建设相应规模的煤气余热回收利用系统、煤气除尘净化系统、煤气输送系统（煤气需输送至焙烧炉第一道阀门）、煤气脱硫系统、原煤破碎储运系统等，并能满足当地环保要求。

1.2项目简介
项目名称：山西华兴铝业有限公司大型煤气炉系统工程
建设地点：山西华兴铝业有限公司建设位置位于氧化铝区母液蒸发循环水东侧，石灰乳制备西侧、原料磨制单元南侧、华强七路北侧区域范围内。

项目产品：燃料煤气
供气规模：24000 Nm3/h煤气
依据标书要求建设额定产能不低于40000Nm3/h，煤气热值不低于 5.25MJ/Nm3的煤制气，本项目富氧连续气化炉(φ3600)所产煤气热值为2100kcal/Nm3，折算煤气量为23783Nm3/h。

1.3工作制度
年生产操作时间以347天计，8328小时
1.4 主要工艺方块流程图
图1-1 主要工艺方块流程图
1.5装置组成
本项目主要组成部分见表1-1
表1-1 项目主要组成表
2．技术方案
2.1技术方案选择的原则
2.1.1 时效性原则
本项目是煤制燃气工程，属于氧化铝厂的配套工程，要求短期内建成投产，同时装置的长周期运行也必须保证。

因此在工艺技术及设备的选择上紧紧围绕短期建设，长期稳定运行的时效性原则，考虑先进性同时，必须确保成熟性，优先选用经过长周期生产运行实践检验的技术和设备，特别是核心的气化装置应具备三年以上的运行业绩才能选用，对工艺流程也必须是成熟可靠的，避免投运后再改造，影响本项目的时效性。

2.1.2 客观性原则
任何由煤制得的气体都不可避免的含有一定量的尘和油，原料和制气方式不同，尘和油的含量与存在形态不同，在进行工艺流程设计时，应坚持实事求的客观性原则，对煤气中的油和尘，必须采取行之有效的措施，为脱硫系统的稳定正常运行提供保障，避免油、尘堵塞管系和设备，防止脱硫系统运行不正常，影响硫磺品质。

2.1.3 可持续性原则
整体设计方案在确保经济合理的前提下，贯穿绿色环保理念，提高煤的利用效率，选用的气化方式力求煤气热值高、灰渣中残碳低、运行成本低，并在工艺流程设置上注重热量回收，加
强水的循环利用和重复利用，最大限度降低污水排放量，使新建装置在以后的长期运行中，具有较强的生命力，保持其可持续性。

2.2气化炉系统
2.2.1 工艺技术选择
2.2.1.1.燃气工艺选择的原则
在工业生产过程中，提高燃气纯净度和发热值是企业提高生产效率、保护环境、消除污染、减少资源和能源的消耗、保证人与自然的和谐、促进人类的健康与经济发展的有效措施。

2.2.1.2煤种选择和气化工艺选择
本项目招标文件中标明气化采用兴县当地烟煤，煤质分析中挥发分占27.28%。

针对这一煤质情况会带来所产煤气含焦油和尘的问题：（1）煤气中含焦油的原因
本项目所需气量不大，用气压力为常压，不适于选用大型加压煤气化炉，而在一般的常压气化工艺技术中，煤气炉内温度均小于1000℃，在煤被加热并达到此温度的过程中，焦油裂解率很低，原料煤发生的主要为热解过程。

烟煤在这一阶段经历了软化、熔融、流动和膨胀直到再固化，出现了一系列特殊现象，并形成气液固三相共存的胶质体，在分解的产物中出现烃类和焦油的蒸汽。

在450℃左右时焦油量最大，在450~550℃温度范围内，气体析出量最多。

即使使用粉煤气化虽然因为煤粉被瞬间加热后煤中挥发分有一部分在900℃左右直接裂解，但因焦油在850~900℃时，裂解率只有40%~60%，所以仍会有一部分挥发分随煤气带出。

（2）煤气中含飞灰的原因
同时，采用粉煤气化比块煤（焦）气化气体中带出粉尘更多，虽然工艺中采用一级旋风后的飞灰入炉燃烧或送锅炉，将这一部分燃料回收利用，但由于除尘器的除尘效率并不很高，在后续流程中仍有飞灰存在。

而＜0.5μm的尘必须通过水洗才能从煤气中除去，粉煤气化多采用间冷工艺，这一部分飞灰将被带入后续流程，而富氧连续气化采用水洗流程，可以最大限度的去除煤气中的微尘。

（3）煤气中含焦油和尘带来的危害
①这一部分焦油和尘如果带到后续设备容易造成管道和设备堵塞。

②如果进入脱硫则会影响脱硫运行，增加脱硫液消耗，脱硫液带味，使再生过程复杂，
③脱硫液中带尘和油，会影响硫磺产出和品质。

所以本方案不采用兴县当地烟煤制气。

2.2.1.3针对本方案的煤种选择
本方案采用神木小粒焦作为气化原料，原因如下：
（1）小粒焦的组成和粒度决定了其气化时煤气中只能带出微量焦油和飞灰
炼焦过程中，烟煤中的挥发分被热解后随焦炉煤气带出，焦炭中挥发分小于5%，大大减少了煤气中焦油和酚等杂质的含量，可以使制得的煤气中只含有微量焦油，而生产实际中飞回带出率只有3%左右，远低于粉煤气化。

富氧连续气化工艺中对煤气进行直接水洗，将煤气内残余的焦油
洗净，洗涤水通过沉淀后进入采用特殊技术的一体化净水器，此技术在同类企业气化系统循环水处理系统中多有使用，根据使用企业的回馈信息，循环水处理效果较传统的处理工艺有明显改进，循环水不需外排，全部净化后回用，产生的渣泥经过甩干后送厂内现有锅炉掺烧，生产中没有污染物的排放产生。

（2）华兴公司的地理位置决定了使用神木小粒焦具有价格优势项目所在地距陕西神木只有几十公里，运输距离较短，本方案采用常压富氧连续气化技术，入炉焦粒度要求≥6mm，通过咨询兴县周边同类企业使用神木小粒焦的情况，本项目采用神木小粒焦在价格上具有明显优势，近几个月来的小粒焦出厂价格为360~370元左右，经过跟甲方咨询，神木到兴县运费为40元，所以本项目小粒焦价格按430元考虑。

2.2.1.4富氧连续气化技术成熟，运行稳定，运行成本低
富氧连续气化技术在化工企业中应用比较广泛，相对于其它气化方式，其具有投资低、消耗低、流程短、高温管道设备少、操作相对简单、可以长周期稳定运行的特点。

同类技术在兴县周边企业中就有很好的应用实例，如静乐县天柱山化工有限公司就是采用神木小粒焦富氧连续气化工艺，投产两年来，设备运行稳定、消耗低于同类企业，在市场竞争中具有绝对的优势。

所以本方案充分利用华兴公司的地理优势，扬长避短，使本项目尽量做到同类企业中投资最省、财务费用最低、运行成本最低。

2.2.2技术原理
煤炭气化指在一定温度、压力下，用气化剂对煤进行热化学加工，将煤中有机质转变为煤气的过程。

即以煤炭(块煤、焦炭或粉煤)为原料，采用空气、氧气、二氧化碳和水蒸气为气化剂，使煤经过部分氧化和还原反应，将其所含碳、氢等物质转化成为一氧化碳、氢、甲烷等可燃组分为主的气体产物的多相反应过程。

在气化炉内高温环境下进行的主要气化反应是煤与气体介质之间的反应，即气、固两相之间的非均相反应，同时也有气体反应物之间的均相反应。

这些反应进行的程度决定于气化炉的操作条件，即温度、压力、气化剂与煤炭接触时间及煤炭的化学反应活性、表面情况等。

其产品可作为燃料气、原料气或合成气。

本项目选用57%的富氧空气和蒸汽制气，相较于空气气化，具有以下优势：
①提高气化剂中的氧含量，可以有效提高碳转化率，提高单炉产气量，降低灰渣残炭（一般小于4%）。

②采用富氧气化可以提高煤气中有效气含量，从而使煤气热值提高。

③采用连续气化，没有阀门的频繁切换，工艺流程及生产操作大为简化，安全性得以提高。

④富氧空气和蒸汽连续匀速的进入气化炉，碳层气体流速稳定，故可以使用较小粒度的原料焦制气，相对降低制气成本。

⑤连续气化过程中无废气的排放，有效降低对环境的污染。

相较于粉煤（0.5～1.0mm）气化，连续富氧气化炉原料为粒煤（≥6mm），避免了粉煤在原料加工运输过程中，存在的煤粉尘埃爆炸危险。

乌鲁木齐石化公司化肥厂曾在1999年、2000年发生两起煤粉锅炉制粉系统爆炸事故。

图2-1 粉煤爆炸现场
因为上述原因，近年来常压富氧连续气化炉，由于其运行稳定、安全，操作相对简单，投资低等特点，逐渐被煤制气企业认可和使用。

本投标方案的设计单位为山西省化工设计院，而本项目的建设地也在山西，作为能源大省，山西省在强调有效利用能源的同时也非常重视对新上项目的环境效益、社会效益的考核，狠抓安全、消防设施的建设和使用，而山西省化工设计院对山西省化工方面的的各种政策、要求都很熟悉，可以在设计及项目审批时充分考虑各种因素，确保各项考核顺利通过。

截至目前，该院在山西省范围内的安全、职业卫生、消防、环评均为一次性通过。

所以本项目煤气建议采用小粒焦常压富氧连续气化工艺，制得的
煤气热值约为8.83MJ/Nm3(Q D)，按单位热值折算后需要的水煤气量为23783Nm3/h。

2.2.3制气工艺流程
原料小粒焦在堆场进行筛分后，由皮带送入每台炉的煤仓，通过自动加焦机自动定时、定量加入炉中。

制气用的蒸汽反应用蒸汽来自外管和本工段造气炉夹套及余热回收器自产蒸汽，这两部分蒸汽全部进入蒸汽缓冲罐混合。

从空分工段来的57%的富氧空气在换热器内与低压蒸汽换热使温度达到120~150℃。

富氧空气和蒸汽缓冲罐出口蒸汽气经计量和比例调节进入单炉对应的混合罐中混合，温度控制到200℃从底部进入造气炉，在炉内高温条件下，与原料焦进行氧化还原反应，连续生产煤气。

反应生成的煤气温度约450℃,自炉顶排出，经过旋风分离器进行除尘后，进入废热锅炉回收高温气体余热，副产压力为0.3MPa的过热蒸汽。

出废热锅炉温度约150℃的煤气进入洗气塔底部，在塔下部用循环水喷淋洗涤，洗去煤气中的尘埃和少量焦油等杂质后煤气进入塔上部，用循环冷却水将煤气温度冷却到40℃左右，进入水煤气总管去脱硫工段。

洗气塔底部和上部排出的造气污水分别通过地沟排至造气污水处理系统，经处理后的循环冷却水再分别由泵送回气化系统闭路循环使用。

洗气塔下部循环水处理后的灰渣晾干后可送循环流化床锅炉掺
烧。

根据招标文件2.2.6.6条气化飞灰通过管道运输，飞灰管道沿已有的氧化铝区15#、14#皮带廊延伸向东，与热电区综合管网接口后入1#煤磨机进口；输灰管道从灰仓泵至1#煤粉锅炉的煤磨机入口距离约670米。

灰渣由招标人组织外运。

2.2.4技术方案
2.2.4.1 主要工艺及设备配置
根据招标文件要求，需制热值为5.25MJ/Nm3（1250kcal/Nm3）的煤气40000Nm3/h，富氧连续气化所产煤气热值为2100kcal/Nm3，折算煤气量为23783Nm3/h。

本方案选用单炉制气量为12000 Nm3/h的φ3200气化炉2台，不设备炉，同时每台气化炉分别配套除尘、余热回收、冷却洗涤系统。

2.2.4.2 厂房设置及设备布置
气化界区设造气炉钢框架一座，布置在母液蒸发循环水东侧，厂房东西向布置，设备区布置在厂房南边，预留二期装置的位置。

2.2.4.3主要设备选型
（1）气化炉：2台
型号：CY3600
气化炉直径：φ3600mm
单炉产气量：12000Nm3/h
进料粒度：＞6mm(小粒焦）
（2）旋风除尘器2台
Φ2800X12000
（3）余热锅炉：2台
Φ1800X13000 换热面积：F=900m2
壳程：管程：
介质：煤气介质：水蒸气
设计压力：0.01MPa 设计压力：03MPa（G)
设计温度：500°C 设计温度：133°C
（4）煤气冷却器2台
Φ2400x19000
填料：不锈钢蜂窝填料(19m3)
喷头：不锈钢喷头；
2.3 脱硫系统
2.3.1技术原理
⑴脱硫技术原理
所谓脱硫是对煤气中H2S采用吸收的方法进行脱除，由于煤气中H2S浓度较高2074mg /Nm3，适宜采用湿式化学吸收法，化学吸收法分两步：
第一步:吸收
碱性水溶液吸收酸性气体（H2S和CO2），
H2S+ Na2CO3= NaHCO3+ Na HS+热量
CO2+H2O+ Na2CO3= 2NaHCO3 +热量
使气体中的H2S变成溶液中的HS-，CO2变成溶液中的HCO3-
第二步：再生
在富液中通入氧气O2，脱出吸收的HS-和CO2，恢复到可利用状态。

2HS-+ O2=2S↓+2OH-+热量-------（常温常压，必须有催化剂，才能完成）
2HCO3-+热量=CO2↑+OH--------（吹脱，液膜浓度变化，液体温度变化，都能完成）
⑵本项目脱硫操作压力的选择
煤气中含有H2S、CO2等酸性气体，湿式氧化法一般采用碱性脱硫剂，脱硫剂在加压下，脱硫效率降低，脱碳效率提高，本项目主要目的是脱除H2S，在加压状态，气体中二氧化碳更容易消耗脱硫剂，而且脱硫效率降低。

经计算比选，加压（3.8MPa压力下）脱硫比常压脱硫多消耗3倍的脱硫剂，脱硫泵循环量也同时增大，造成运行成本偏高；从装置投资方面考虑，加压脱硫比常压脱硫略高，综合各种因素本设计采用常压脱硫工艺。

2.3.2 工艺技术特点
⑴脱硫工艺特点
目前运用较为广泛且性能较好的湿式氧化法脱硫方法有PDS法、改良ADA法，拷胶法、茶灰法、MSQ法、改良对苯二酚法、KCA法。

① PDS法：
该法是由东北师范大学研制的，1986年已通过吉林省科委的技术鉴定。

目前在全国有近百套生产装置采用此项技术，用于半水煤气、变换气、天然气、甲醇合成气、焦炉气的脱硫。

该法所需催化剂浓度极低，消耗量少，运行经济，催化剂无毒，使用方法简便，可以单独使用，无须添加其它“助催化剂”，脱硫效果好，生成的单质硫颗粒大，易分离，不堵塔，兼有洗塔作用，硫容较高，同时，还能脱除硫醇、羟基硫、二硫化碳等有机硫，脱除率约50－60％。

②改良ADA法：
改良ADA法是60年代国外开发的技术，已广泛用于化肥、城市煤气、冶金行业。

改良ADA法技术成熟，过程完善，规范化程度高，溶液无毒，技术经济指标较好，但该法也存在一些缺点，如溶液成分复杂，溶液费用较高，易发生硫磺堵塔现象。

③拷胶法：
1976年广西化工研究院研制成功拷胶法脱硫技术，它具有改良ADA法的几乎所有优点，而且无硫堵现象，由于拷胶资源丰富，价廉易得，故其运行费用比改良ADA法低，在焦炉气湿法脱硫中也经常使用。

其缺点是脱硫液需要一个繁复的制备过程才能添加到系统中去。

1986年广西化工研究所又研制成功了KCA脱硫剂，其脱硫性能与拷胶剂非常近似，使用时可将KCA直接加入系统中，由于KCA脱硫
剂中添加了廉价的变价金属盐，故能降低脱硫费用。

④其余方法：
用硫酸锰、水扬酸、对苯二酚组成脱硫液的MSQ法，由苯多酚、NaNO3组成脱硫液的茶灰法在小型合成氨厂应用中也取得了较好的脱硫效果。

表2-1 几种湿法脱硫性能比较
综上所述，本装置拟采用“栲胶+PDS”双催化湿法脱硫工艺。

⑵脱硫塔及硫回收设备特点
基于本项目气化炉出口的煤气已经过洗涤，为脱硫装置的运行打下了良好的基础。

考虑到脱硫反应属于瞬间反应，为减少堵塔并降低煤气的阻力损失，采用空塔和填料塔串接的工艺。

空塔内采用专用喷嘴，并根据喷嘴特性对喷嘴的设置进行专项设计，空塔喷淋保证塔截面液体分布密度偏差Δq<10%，全部采用实锥喷嘴，并且喷嘴的布置有200%的重复覆盖率；塔内设置气体分布
器使气体以活塞流的形式上升，并且要严格防止周向或轴向漩流的产生，尽量减少壁流的液体量，达到强化喷淋效果，提高脱硫效率，同时减少脱硫塔阻力的效果。

脱硫富液采用空气鼓风再生工艺，对再生后硫泡沫的处理，先采用过滤分离大部分水分达到固相含水量34%，再采用连续熔硫工艺，尽最大可能的减少蒸汽消耗。

2.3.3脱硫工艺流程
来自气化单元的煤气，先进入预脱硫塔下部进入，与塔顶喷洒下来的脱硫循环液逆流接触进行空塔脱硫，吸收煤气中大部分的硫化氢，然后再送脱硫塔进一步脱除硫化氢后从脱硫塔顶部出来，经气液分离器分离由压力调节阀稳压后送用户。

脱硫后保证煤气中硫化氢含量小于50mg/Nm3。

吸收了硫化氢的脱硫液由脱硫塔下部经液封槽进入反应槽、再生槽，在此进一步反应生成单质硫。

同时鼓入由空气鼓风机送来的压缩空气，使脱硫富液氧化再生，产生的硫泡沫由再生槽顶部流入硫泡沫槽，用泵打入压滤机压滤后，固相（含水量34%）送入连续式熔硫釜，用蒸汽加热至95℃左右，不断排出清液，送回脱硫系统，待浓度达到45％左右时，加热至135℃熔融后放入硫磺冷却盘，自然冷却后得副产品硫磺。

再生后的脱硫贫液由泵打入脱硫塔顶部溶液循环使用。

2.3.4技术方案
本方案脱硫前将煤气通过罗茨机加压，避免常压煤气压力不足以满足脱硫系统压降，煤气经罗茨机加压后，再经水冷器洗涤、电捕焦油后，进入预脱硫塔的压力为68.6kPa，温度40℃。

脱硫系统设置塔径为φ3000的喷淋塔1台，塔径为φ3000的复合塔（喷淋加填料）1台。

再生系统设置φ10000再生槽一台。

硫磺回收设脱硫过滤机一台和连续熔硫釜一台。

主要设备熔硫釜，选用获国家专利权的“连续进行硫回收的金属釜”。

该工艺具有如下的特点：设备台数少、不建厂房、投资较省；操作简单易掌握，生产安全；生产弹性大，可根据负荷或间断或连续进行；操作人员少，维修量小，运行费用低；生产过程中没有废气、废渣、废液的产生，操作环境好。

2.4 空分系统
本项目气化生产需要57%的富氧空气10000Nm3/h，需要设置一套空分系统。

2.4.1技术原理
空气分离三种技术方法：吸附法、膜分离法及低温法。

吸附法：利用分子筛对不同分子的选择吸附性能来达到最终分离
目的，该技术流程简单，操作方便，运行成本低，但氧气纯度约为＜93%，所以不适于要求氧气纯度较高的场合。

膜分离法：利用膜渗透技术，利用氧、氮通过膜的速率的不同，实现两种组分的粗分离。

这种方法装置更为简单，操作方便，投资小但产品只能达到28% --35%的富氧空气，且规模只宜中小型化，只适用于富氧燃烧及医疗保健领域应用。

低温法：利用空气中各组分沸点的不同，通过一系列的工艺过程，将空气液化，并通过精馏来达到不同组分分离的方法。

这种方法较前两种方法可实现空气组分的全分离、产品精纯化、装置大型化、状态双元化（液态及气态），故在生产装置工业化方面占据主导地位。

和传统的分离相比，这些气体的分离需在100K以下的低温环境下才能实现，所以称之为低温法（或深冷法）。

但此种工艺投资高，占地大，适用于大型空分项目。

针对本项目需要采用57%（O2)的富氧空气10000Nm3/h，采用变压吸附制氧工艺，直接制取55%~60%的富氧空气，供造气使用。

变压吸附制氧主要由预处理系统、动力设备、非标设备、程控阀及控制系统组成。

2.4.2 工艺技术特点
（1）VPSA流程具有开停车速度快（小于20分钟）、操作简单、维护费用低。

（2）采用低吸附压力，流程短，空气温升小，对吸附剂性能影
响小，制氧能耗实现最低。

（3）工艺流程可实现在两个吸附塔均压过程中，抽真空过程仍能连续进行，比传统流程大大地提高了风机和真空泵效率，节能效果明显。

（4）独特的预处理槽脱SO2、H2S、除尘技术和复合吸附剂床（3种吸附剂）技术，充分保证了主体制氧吸附剂的长期使用寿命。

（5）采用专门用于变压吸附制氧的专用吸附剂，实现了在低压状态下吸附剂动态吸附量大、解吸容易，大大降低了装置的吸附剂用量、设备重量和单位制氧能耗。

（6）大口径程控蝶阀是实现VPSA-O2装置大型的最关键设备。

选用具有专利技术的大口径全金属密封自补偿式三偏心液压程控蝶阀，该阀具有体积小，重量轻、运行准确、平稳，开关速度快（小于1秒），开启速度可调、阀门密封性能好(ANSI六级)，寿命长(大于200万次)，自带阀位检测等特点。

该阀门的成功长期运行，使我国VPSA 制氧装置大型化技术走到了世界前列。

（7）本装置配置的鼓风机和真空泵全部采用离心式结构，连续无故障运行时间至少大于3年（商务保证值），无需备机。

其可靠性比传统罗茨设备高10倍以上，同时噪音也远远低于罗茨设备，是目前唯一能达到国家噪音标准（小于75dB）的制氧设备。

（8）系统采用全自动控制，操作非常简便，近似于无人化操作。

（9）本装置的吸附剂采用密相装填技术，可进一步减小床层死空间，提高氧气回收率。

（10）本装置配备了完善的功率因素补偿设备，可大幅度节约无功功耗，降低用户的运行成本。

2.4.3空分工艺流程
VPSA-O2工艺过程一般包括两个工序：纯化工序和增压工序。

增压工序的目的是将纯化合格的产品氧气加压到用户要求的压力，供用户使用。

纯化工序的目的是脱除空气中的氮气和H2O 等杂质，获得用户要求浓度的氧气。

纯化工序的具体过程简述如下：
a.吸附过程：
空气经鼓风机加压进入分离单元，在0.141MPa.A 压力下，氮气和H2O 等杂质被吸附剂吸附下来，产品氧气从吸附塔顶排出，进入氧气缓冲罐。

b.均压降压过程：
当吸附塔内吸附剂达到吸附平衡后，顺着吸附方向将塔内的有效气组分放入已完成再生的吸附塔内，该过程不仅是降压过程，更是回收吸附未端高纯氧气的过程，使塔内残留高浓度氧气进入正在再生吸附塔内，从而提高装置的回收率。

c.抽真空过程：
在均压降压过程全部结束后，通过真空泵抽真空降低氮和H2O 等杂质分压，使被吸附的氮和H2O 等杂质解析并排出界区放空，吸。