第一篇：德士古煤气化工艺分析
一种液氯全气化工艺的设计分析论文
氯是一种重要的工业原料，在我国工业( 特别是化工) 生产中有着十分广泛的应用。氯既可用于纺织、造纸工业的漂白，又可用于自来水的净化、消毒，还可用于制取农药、洗涤剂、塑料、橡胶、医药等各种含氯化合物。氯气常温下是一种呈淡黄绿色、具有刺激性气味的剧毒气体。它的化学活性很高，可以和多种化学物质、有机物发生反应。氯气在一定压力下可以进行液化精制，减少仓储占用。目前工厂所用的氯气几乎都以液体的形式储存和运输，经液氯气化工序后供给下游工艺耗氯单元进行使用。液氯气化器是液氯气化工序中的核心设备。因此如何确保液氯气化在使用中的安全，是广大液氯用户非常关注的问题。
1 设计部分
1. 1 现有工艺概述
在氯气用量不大的情况下是可以使用液氯钢瓶直接气相出料的方法，但是在实际生产过程中由于使用不当存在着诸多不安全的因素，比如，钢瓶自身的气化氯气量( 特别是冬季) 有时不能满足生产需要，为加速液氯气化速度，常采用使用蒸汽对钢瓶直接加热的方法，这种方法尽管满足了生产的需要，但很有可能使液氯温度急剧上升，引起液氯钢瓶或缓冲罐内超压或安全塞熔化，导致事故发生。
1. 2 现有工艺存在的问题
最不安全的因素是: 氯碱生产中所使用的原料——工业食盐和水，会不可避免地带入铵类物质。用含有铵离子的精制盐水进行电解反应时，铵离子则与电解产物氯气发生化学反应，生成三氯化氮。后者随氯气一道进入液氯生产系统。当氯气被液化时，三氯化氮也被液化混入液氯内。液体三氯化氮在液氯中的分布较为均匀，但因二者密度稍有不同，造成下部的三氯化氮含量稍高。而气化时情况有所不同，因二者沸点差别很大( 三氯化氮沸点> 71 ℃，液氯沸点- 34. 6 ℃) ，当钢瓶内液氯不断气化的同时，三氯化氮则不气化或气化不完全，久而久之，随着钢瓶的循环使用，三氯化氮就会富集而达到一定浓度，当其质量分数超过5% 时，且在一定条件( 如振动、阳光、有机物作用等) 下，就有可能导致钢瓶发生爆炸。
使用液氯钢瓶提取氯气的基本原则就是只能依靠瓶内液氯在常温下气化产生的压力把瓶内气氯或液氯压出。通常，当三氯化氮含量低时，可放出气氯; 当三氯化氮含量高时，应放出液氯以防止三氯化氮在钢瓶中富集; 当停止使用液氯时，应将钢瓶到用氯设备之间的管道用氮气或压缩空气吹净残留于管道中的液氯和三氯化氮。
当氯气用量较大的情况下就不宜再使用液氯钢瓶直接气相出料的方法了，这时就需要使用液氯气化器来完成液氯的气化、调压并向下游工艺耗氯单元供气的工作。液氯气化器的工艺和设备选择的形式有很多，这个与各国氯气的安全标准有很大的关系，从使用的加热介质上看，有采用蒸汽直接加热的，也有采用热水加热的; 目前国内传统的液氯气化仍采用热水加热的方式，这点从安全的角度上来讲，也是合理的，从工艺安全风险来看，排污系统是必要的。
另外从气化器的结构形式及运行模式上看，液氯气化及供氯装置大体上又可分为间歇气化供氯和连续气化供氯两种形式。国内相当一部分液氯用户早期采用的是钢瓶液相出料法，即把出钢瓶的液氯倒入带加热套的气化罐内进行气化，这就是间歇气化供氯装置。因为蒸汽可能造成罐内液氯急剧气化而难以控制，所以通常采用热水作为气化热源，并且考虑到液氯的饱和蒸汽压，同时考虑到三氯化氮的有条件爆炸极限温度是60℃，所以通常规定热水的温度不得高于45℃。采用热水作为气化热源易于控制温度，看似很安全，但工艺安全问题依然存在，因为温度已经限定在45℃，液氯中的三氯化氮在这样低的温度下基本不会分解，三氯化氮会在气化罐内逐渐富集，这个工艺是要求液氯气化器定期排污的，如果因为误操作，忘记定期排污，当富集到一定浓度时，且在一定条件( 如振动、阳光、有机物作用等) 下，则可能导致气化罐发生爆炸。所以此方法并没有解决装置本质安全的问题。
1. 3 全气化工艺设计思想
连续气化供氯就是采用钢瓶液相出料，再经气化器加热气化，同时采取相应的工艺及安全措施，进而达到稳定、安全气化液氯并连续供给用户氯气的目的。可能受间歇气化供氯加热水温限制的影响，国内液氯用户一般都沿用传统的做法，即不允许使用蒸汽而是采用热水做为气化器的加热介质，并控制热水温度小于45℃，这主要是为了防止沉积于气化器里的三氯化氮因温度过高而发生爆炸。气化器是否定期排污与氯气的质量、气化器加热形式以及气化器的结构形式有关，三氯化氮能否在气化器中分解掉是气化器是否需要排污的关键，一般气化器从设备设计的角度来讲是应该有排污口，从理论上讲，三氯化氮的比重较液氯大，是沉在液氯下方的，通过排污可以排出。但是，液氯系统是连续生产的，加上三氯化氮的不稳定性，没有人真正的证实过三氯化氮是很严格的与液氯分层，也可能三氯化氮在液氯中还是均相分布的，这说明即便是定时排污，危险也没有真正解除，因此，开发设计一种本质安全的液氯气化器是根本的解决方案。
2 设计成果
2. 1 工艺流程
基于对上述问题的考虑，本文介绍一种采用新型内插管式气化器的液氯全气化工艺的设计。该装置由内插管式液氯气化器、氯气缓冲罐和放散缓冲罐组成，并采用自动控制系统实现整个过程的温度、压力的控制以及安全联锁。液氯气化温度不得低于71 ℃，采用热水加热需要控制温度75 ～ 85℃。采用蒸汽加热时，温度不得大于120℃，气化压力由气化器后的氯气压力调节阀控制，气化温度由蒸汽调节阀控制。原则上氯气缓冲罐容积不得小于用氯的第一级设备容积，缓冲罐底设有排污口，应定期排污，排污口接至碱液吸收池; 缓冲罐应布置在用氯的第一级设备临近处或高于用氯设备; 布置在气化站的缓冲罐如果低于用氯设备，应防止管道积液产生虹吸倒灌。进反应釜的氯气管道( 液下氯分布器) ，应设置氯气止回阀或增加高度( 提高倒流时液柱高度) ，本设计中采用氯气压力调节阀前后压差与调节阀联锁控制，防止物料倒灌。即如果调节阀前后压差低于设定值，则调节阀完全关闭。
2. 2 气化器
本装置气化器采用蒸汽作为加热源直接对液氯进行换热加热，液氯的供给是依靠钢瓶内液氯在环境温度下气化产生的压力把瓶内液氯压出从而输送到气化器，气化供氯装置的能力不仅取决于气化器本身，同时还受到氯气设定压力以及环境温度的影响，如果环境温度过低，从钢瓶压出进入气化器的液氯流量小于气化器的设计能力时，可以增加液氯钢瓶的数量或适当提高液氯钢瓶区域的小环境温度来解决，不能采取用蒸汽对钢瓶直接加热的方法来达到提高钢瓶出液量的目的。钢瓶超压的风险排除了，同时控制气化器加热蒸汽的压力以保证气化器的温度，使得液氯一进入气化器即几乎全部蒸发气化，且流程中不易形成死角，从而可避免三氯化氮在气化器中富集积聚，这时如果限制气化器加热介质的温度非但对保护钢瓶没有益处，反而由于低温度气化同样会导致三氯化氮在气化器中的富集。所以在气化器材质允许的条件下，尽可能的提高气化器加热介质的温度，有利于快速地将三氯化氮分解掉，在本质上消除工艺安全隐患。
2. 2. 1 气化器型式
液氯气化器采用内插管式换热器形式，即由内插管和外套管组成，内插管像刺刀，外套管像刀鞘，花板置于设备底部，蒸汽由设备底部内插管通入，在内外两层管之间和套管外的液氯进行换热，液氯在外套管外部气化，这样可以始终保证底部的温度最高，没有温度死角，有利于三氯化氮的分解，并且因为蒸汽从内套管进入，蒸汽冷凝水在内外套管之间，有效地防止冷凝水冻结在设备内。
整个系统液氯贮存量和残存三氯化氮量相当少，即事故发生的机率本来就相当低。为了确保安全，在气化器壳程侧和缓冲罐都设有排污口，一旦因为负荷的变化液氯在气化器内形成液位而导致气化温度过低，用于定期对壳程内液氯中三氯化氮的含量进行检测，防止含量超出标准规定，也便于定期排放残液，以防止三氯化氮积存发生爆炸危险。同时考虑到氯气输送距离较长，为了避免气化后的氯气在输送过程中出现再次液化的情况，气化器设计有过热段，整个供氯系统采用自动的工艺及安全保障措施，以确保系统稳定、安全地运行。
2. 2. 2 气化器材质选择
材料选择是非常重要的设计环节，既要满足设备的强度要求，又要考虑加工制造工艺的要求，还要考虑设备使用的安全性要求，总之材料的选择要综合考虑成本及其所需的强度。壳程介质为液氯，毒性为高度危害，操作温度为- 20 ℃，属于低温压力容器。普通的碳素钢不能满足使用要求，需要选择低碳钢或低合金钢，本设计气化器壳体材质选用16MnDR ，可以满足要求。液氯中会有一定含量的三氯化氮，随着蒸发过程的进行，积累在其中的三氯化氮含量则越来越高。当三氯化氮在液氯中浓度超过5% 时即有爆炸的危险。而蒙乃尔合金是一种以铜、镍为主的合金，这种合金可以作为三氯化氮热分解的催化剂。在没有催化剂存在的情况下，三氯化氮在50℃时开始分解，但是分解速率较低，分解不完全，当温度达到71℃时，大部分三氯化氮将被气化进入到氯气中，因为此时三氯化氮在氯气中的浓度将远低于爆炸下限，因此也不会发生危险。当温度进一步提高达到100℃时只需1min 就可全部分解。在有蒙乃尔合金作为催化剂存在的情况下，可以降低三氯化氮的分解温度，并且相同的温度下去除率会大幅提高，使用过的蒙乃尔合金可以反复使用不影响其性能。因此，为了提高设备使用的安全性，在换热管之间放置MONEL400 材料作为热分解催化剂。因内插管及外套管内侧介质为水蒸气，故内插管材质选用20#钢，外套管外侧与液氯有接触，故外套管材质选用16MnR。
2. 3 工艺控制及安全联锁
蒸汽管线控制阀: 考虑到气化器设备材质的允许使用的最高温度为120 ℃，所以蒸汽需要减压控制在小于1. 8 MPa( a) ，并且控制始终小于氯气的压力。当进入气化器前的蒸汽超过压力上限0. 185MPa( a) 、气化器内温度超上限70 ℃、气化的氯气压力超过上限1. 2 MPa( a) ，三者其中任一条件达到则蒸汽阀关闭。
氯气管线控制阀: 当气化的氯气温度不足下限设定值时、控制阀前后压差不足设定低限0. 08 MPa时，两者其中之任一条件达到则氯气控制阀关闭。液氯管线切断阀: 为了控制气化器壳程的液氯液位，在壳程侧设置了液位计口( h1，h2) 。通过液位计的控制和联锁，可防止液位过高而导致液氯气化不完全，当气化器液位达到高限设定值或者当进入气化器前的蒸汽不足压力下限0. 15 MPa( a) ，两者其中之任一条件达到则液氯切断阀关闭。紧急停车开关: 蒸汽控制阀门关闭、液氯供应阀门关闭、氯气控制阀门关闭、安全泄阀门打开。
3 结论
液氯全气化工艺的优点是很显著的，不仅提高了液氯气化工艺的本质安全性，同时由于自动化水平的提高也大大降低了工人的劳动强度，该液氯气化装置从2012 年6 月投产运行至今，设备运行一切正常，在氯气压力调节阀出现故障的情况下，采用手动控制也完全能够满足液氯气化工序的运行要求，并且在设备运行满一年的时候对气化器做了一次全面检查，设备状态良好，几次安全联锁的启动也验证了事故状态下的安全性。该气化工艺自动化水平高，能耗也相对降低，设备使用寿命延长，安全可靠，可以在液氯气化工序中进行广泛推广。
第二篇： 3组主要气化工艺及8种典型气化炉图文详解！
一、气化简介
气化是指含碳固体或液体物质向主要成分为H2和CO的气体的转换。所产生的气体可用作燃料或作为生产诸如NH3或甲醇类产品的化学原料。
气化的限定化学特性是使给料部分氧化;在燃烧中，给料完全氧化，而在热解中，给料在缺少O2的情况下经过热降解。
气化的氧化剂是O2或空气和，一般为蒸汽。蒸汽有助于作为一种温度调节剂作用;因为蒸汽与给料中的碳的反应是吸热反应(即吸收热)。空气或纯O2的选择依几个因素而定，如给料的反应性、所产生的气体用途和气化炉的类型。
气化最初的主要应用是将煤转化成燃料气，用于民用照明和供暖。虽然在中国(及东欧)气化仍有上述用途，但在大多数地区，由于可利用天然气，这种应用已逐渐消亡。最近几十年中，气化主要用于石化工业，将各种碳氢化合物流转换成"合成气"，如为制造甲醇，为生产NH3提供H2或为石油流氢化脱硫或氢化裂解提供H2。另外，气化更为专门的用途还包括煤转换为合成汽车燃料(在南非应用)和生产代用天然气(SNG)(至今未有商业化应用，但在70年代末和80年代初已受到重视)。
二、气化工艺的种类
有多种不同的气化工艺。这些工艺在某些方面差别很大，例如，技术设计、规模、参考经验和燃料处理。最实用的分类方法是按流动方式分，即按燃料和氧化剂经气化炉的流动方式分类。
正像传统固体燃料锅炉可以划分成三种基本类型(称为粉煤燃烧、流化床和层燃)，气化炉分为三组：气流床、流化床和移动床(有时被误称为固动床)。流化床气化炉完全类似于流化床燃烧器;气流床气化炉的原理与粉煤燃烧类似，而移动床气化炉与层燃类似。每种类型的特性比较见表1。
表1 各种气化炉比较
* 如果在气化炉容器内有淬冷段，则温度将较低。
1.气流床气化炉
在一台气流床气化炉内，粉煤或雾化油流与氧化剂(典型的氧化剂是氧)一起汇流。气流床气化炉的主要特性是其温度非常高，且均匀(一般高于1000℃)，气化炉内的燃料滞留时间非常短。由于这一原因，给进气化炉的固体必须被细分并均化，就是说气流床气化炉不适于用生物质或废物等类原料，这类原料不易粉化。气流床气化炉内的高温使煤中的灰溶解，并作为熔渣排出。气流床气化炉也适于气化液体，如今这种气化炉主要在炼油厂应用，气化石油原料。
现在，运营中的或在建的几乎所有煤气化发电厂和所有油气化发电厂都已选择气流床气化炉。气流床气化炉包括德士古气化炉、两种类型的谢尔气化炉(一种是以煤为原料，另一种以石油为原料)、Prenflo气化炉和Destec气化炉。其中，德士古气化炉和谢尔油气化炉在全世界已有100部以上在运转。
2.流化床气化炉
在一个流化床内，固体(如煤、灰)悬浮在一般向上流动的气流中。在流化床气化炉内，气体流包含氧化介质(一般是空气而非O2)。流化床气化炉的重要特点(像流化床燃烧器一样)是不能让燃料灰过热，以至熔化粘接在一起。假如燃料颗粒粘在一起，则流化床的流态化作用将停滞。空气作为氧化剂的作用是保持温度低于~1000℃。这表示流化床气化炉最适合用比较易反应的燃料，如生物质燃料。
流化床气化炉的优点包括能接受宽范围的固体供料，包括家庭垃圾(经预先适当处理的)和生物质，如木柴，灰份非常高的煤也是受欢迎的供料，尤其是那些灰熔点高的煤，因为其他类型的气化炉(气流床和移动床)在熔化灰形成熔渣中损失大量能。
流化床气化炉包括高温温克勒(HTW)，该气化炉由英国煤炭公司开发，目前由Mitsui Babcock能源有限公司(MBEL)销售，作为吹空气气化联合循环发电(ABGC)的一部分。在运转的大型流化床气化炉相对较少。流化床气化炉不适用液体供料。
3.移动床气化炉
在移动动床气化炉里，氧化剂(蒸汽和O2)被吹入气化炉的底部。产生的粗燃料气通过固体燃料床向上移动，随着床底部的供料消耗，固体原料逐渐下移。因此移动床的限定特性是逆向流动。在粗燃料气流经床层时，被进来的给料冷却，而给料被干燥和脱去挥发分。因此在气化炉内上下温度显着不同，底部温度为1000℃或更高，顶部温度大约500℃。燃料在气化过程中脱除挥发分意味着输出的燃料气含有大量煤焦油成分和甲烷。故粗燃料气在出口处用水洗来除去焦油。其结果是，燃料气不需要在合成气冷却器中来高温冷却，假如燃料气来自气流反应器，它就需冷却。移动床气化炉为气化煤而设计，但它也能接受其他固体燃料，比如废物。
有两项主要的移动床气化炉技术。20世纪30年代开发出早期的鲁尔干法排灰气化炉，已广泛应用于城市煤气的生产，在南非用于煤化学品生产。在该气化炉内，床层底部温度保持在低于灰熔点，这样煤灰就可作为固体排出。20世纪70年代，鲁尔公司，然后是英国煤气公司(现在的BG plc)开发了底部温度足以使灰熔化的液态排渣炉。这种气化炉称为BGL (BG-Lurgi)气化炉。目前，有几台BGL气化炉在电厂安装，用来气化固体废物和共同气化煤和废物。
三、典型气化炉
以下按字母顺序介绍一些最重要的和众所周知的气化工艺。
1.BGL气化炉(移动床)
BGL气化炉最初开发于20世纪70年代，用来提供一种高甲烷含量的合成气，为用煤生产代用天然气(SNG)提供一种有效方法。这种气化炉15年以前由英国煤气公司在法夫的Westfield开发中心开发的，开始是为试验用该工艺生产SNG的适用性，后来用于IGCC。
(图1 BGL 气化炉)
块煤和像石灰石这样的助熔剂送入一闸斗仓，定期往气化炉的顶部送料(见图1)。一个缓慢旋转的分配器盘将煤均匀地分布在床的顶层。对于粘结性煤给料，分配器被联接到一搅拌器，也维持床层均匀，和防止煤团聚。当床层下降，煤料经过一些反应。这些反应能在燃料床的不同高度分成三个层：上层煤被干燥和脱挥发分;中层被气化;低层被燃烧，产生的CO2作为中段的气化剂。O2和蒸汽经床底部喷咀(喷口)加入。产生的熔渣在气化炉底部形成熔渣池，定期排出。
气化炉容器有耐火材料衬里，以防止床层过多热量损失。由于耐火材料被煤床本身与床层的最热部分(喷口的顶端)隔开，因此不经受高温。
气体在450-500℃的温度离开气化炉，气体中含有因煤脱挥发分而产生的焦油和油以及从床层淘析出的煤粉。这由安装在气体出口的淬冷容器脱除。气体同时由一水淬冷装置冷却和清洁。然后气体通过一系列交换器，使气体在脱硫前冷却到室温。气体中脱除的焦油和水转入一个分离器，焦油和煤尘从那里再循环到气化炉的喷咀(一部分可加在气化炉上部，用来抑制煤尘的扬析)。
BGL气化炉具有很高的冷气体效率，即，与其他气化炉比较，煤原有热值(CV)的大部分在气体中作为化学能出现，而非热能。这样，BGL气化炉不像其他气化炉中的谢尔和德士古系统那样要求有高温热交换器。因此，气化区和CCGT装置很少紧密结合，因为气体冷却系统不直接与蒸气轮机循环结合。BGL系统同气流床系统相比，燃气轮机产生的电力较多，蒸气轮机产生的电力较少。
BGL气化炉能处理给入气化炉顶部的块状供料里含的大量粉煤(即<6mm)，取决于煤的粘结性，如匹兹堡 No.8这样的高膨胀、高粘结性煤，其高达35%可作为粉煤给料。但是，原煤一般按重量计含有40-50%的粉煤。因此，气流床气化炉所有用煤要先经研磨，在BGL装置，煤要先经筛分。BG实验了气化炉利用粉煤的多种方式，将粉煤送入风咀，或干法输送，或以煤浆形式，或用沥青作为粘结剂将它们压制成型煤。
目前，由法夫电厂再度交付使用的Westfield的现有的、备用的气化炉作为电厂的一部分将用煤和污泥发电120MWe。法夫电厂已申请建立第二座较大(400MWe)电厂，使用煤和城市固体废物(MSW)来发电。
2.Destec(气流床)
Destec工艺是煤浆入料、加压、两段式工艺。
该工艺最初由Dow 化学公司于20世纪70年代开发。随着中试规模和样机试验，1984年决定在Dow的普莱克明(路易斯安那)化学联合企业建立商业化装置，1987年该装置投入运营。1989年，Dow将气化和其余电力从公司脱离出，另成立一公司，80%由Dow所有，称为Deslec公司。同时，该技术已被选来用于印第安纳州的沃巴什河的IGCC电厂增容项目。
气化炉(图3)由衬有未冷却的耐火材料的压力壳构成。
图3 Destec气化炉
在气化炉的下(第一)段有两个气化燃烧器，在上段有煤的进一步喷入点。煤制成约60%固体(按重量计)的浆状。大约80%的煤浆同O2一起注入到下段的两个燃烧器中，在约1350-1400℃和大约30巴压力下不完全燃烧。煤中的灰熔化，下落至容器并经排放口进入水冷却装置。在第一段形成的燃料气向上流动到气化炉的第二段，剩余的20%煤浆在第二段注入和反应，经热解和气化，并将气体冷却到大约1050℃。这两段工艺有增加合成气热值的作用。然后粗合成气在一燃烧管合成气冷却器内冷却。
然后冷却的合成气用过滤器净化，去除大量灰分和半焦颗粒。这些半焦可以再循环至气化炉。
唯一在运转的Destec气化炉在沃巴什河IGCC电厂，该电厂以烟煤作原料。多年来，用次烟煤和石油焦作原料的进行了大量的试验。
3.高温温克勒(HTW)(流化床)
HTW工艺是在原有温克勒流化床气化工艺的进一步发展。原温克勒工艺最初于20世纪20年代开发和利用，是一项常压工艺。 HTW工艺由莱茵褐煤公司发明，莱茵褐煤公司拥有并经营德国鲁尔地区的几座褐煤煤矿。HTW工艺最初是为生产铁矿石用的还原气而开发;后来兴趣转向生产合成气，再后来转向发电。所有的应用是在褐煤气化基础上进行。目前重点放在废塑料气化领域。莱茵褐煤公司仍负责HTW工艺的开发，克鲁勃伍德公司从事销售和供应。
莱茵褐煤公司在弗雷兴建设一座中试厂，该厂从1978年至1995年运转。额定工作压力10巴，每小时处理1.8t。1985年在科隆附近Berrenrath建成一座示范装置。该装置工作压力10巴，所产的合成气用管道输送至在Wesseling 附近的甲醇合成厂。Berrenrath厂使用蒸气和O2作为气化介质。
1989年出于开发工艺用于发电目的，在Wesseling开始建工作压力25巴的中试厂。那时，褐煤的气化，同在气化前预干褐煤的流化床工艺结合起来，被视为用莱茵褐煤以高效、洁净方式发电的最佳办法。该项工作最终是设计吹气HTW气化炉为基础的IGCC电厂，名为KoBRA(Kombikraftwerk mit Lnlegrietier BRAunkohlvergasung褐煤气化联合循环)。最初的KoBRA装置准备建在科隆附近的戈尔登堡电站，但是，出于经济问题的考虑，该项目现已中止。现在，下一代褐煤电厂愿意采用高效传统Pf锅炉。
随着KoBRa IGCC项目的消亡，研究重点转向废物气化。在Berrenrath厂已就废塑料和污物的气化进行试验研究。克鲁勃现已开发一种工艺，称之PreCon，在此工艺中，HTW气化炉与废料的预处理和灰的后处理结合生产化学品或发电用的合成气。
燃料在闸斗仓内加压，然后储存日仓或加料仓里，之后再螺旋给入气化炉。气化炉的底部是流化床，流化介质是空气或O2和蒸汽。气体加淘析的固体向上流至反应器，在这里再加入空气/O2和蒸汽来完成气化反应。之后将粗合成气在除尘器里除尘并冷却。在除尘器中脱除的固体回至气化炉底部。用螺旋除灰器将灰从气化炉底部排出。
气化炉基底的温度保持在800-900℃，控制温度以保证其不超过灰溶点;在床上部悬浮段的温度可能相当高。操作压力可在10巴(为制造合成气)和25-30巴(为IGCC)间变化。
4.鲁奇干法排灰炉(移动床)
鲁奇干法排灰气化工艺于20世纪30年代由鲁奇公司发明，作为生产城市煤气的一种方法。第一座商业化厂建于1936年。直到1950年，该工艺主要局限在利用褐煤，但在50年代，鲁奇和鲁尔煤气公司合作试验开发了一种工艺，也适用烟煤。自那时起，鲁奇气化工艺在世界上广泛应用，生产城市煤气和为各种用途(如NH
3、甲醇、液化燃料产品生产合成气。除鲁奇公司供应这种气化装置外，东欧和前苏联也建造鲁奇型气化炉。 世界第一座GPP在德国的吕嫩，使用鲁奇系统(不常见的是，这些气化炉为吹入空气式)。其他应用鲁奇装置的重要设施是在美国北达科他州的大平原(Great Plain) SNG厂，和南非萨索尔合成燃料厂。 该工艺示意图见图5。
该工艺的主要特征是这种移动床工艺采用蒸汽和(通常)O2作为氧化剂，像BGL气化炉一样，它使用块煤而非粉煤，且像BGL装置一样，产生焦油。鲁奇干法排灰气化炉和BGL液态排渣气化炉间的主要区别是前者使用的氧化剂中，蒸汽与O2的比率更大(前者大概为4-5:1，后者约~0.5:1)。其结果是干法排灰装置的温度所有各点保持足够低，灰不熔解，而是作为干灰脱除。干法排灰式装置的较低温度意味着其更适合用易反应的煤，像褐煤，而非烟煤。
块煤给进气化炉顶部的闸斗仓，在进入气化炉之前增压。一个旋转的煤分配器确保煤在反应器各处均布。煤缓慢下移到气化炉。当煤下移时，由经床层向上流动的燃料气加温;煤就被不断干燥和挥去挥发分(脱除的挥发分形成焦油和酚)，然后气化。床层的底部，紧靠炉蓖的上面之处是气化炉最热的地方(~1000℃)，在此处燃烧任何剩余的煤。所产生的CO2与床层中的碳起反应形成CO。灰由旋转炉蓖排出并在闸斗仓中减压。蒸汽和O2被向上吹，通过炉蓖为气化过程提供氧化剂。所产生的气体在300-500℃的温度离开气化炉，利用一水淬冷进行冷却和洗涤。该气化炉由水夹套围绕，水夹套产生的蒸汽可用于工艺过程中。
5.MBEL气化炉(流化床)
该气化炉原由英国煤炭公司在其煤炭研究机构作为ABGC工艺(图6)的一部分开发，现归MBEL所有。该气化炉为吹气、加压系统设计，以获约80%的碳转化率，剩余的碳在流化床燃烧。在格洛斯特郡的Stoke Orchard建设并运转了0.5tph中试规模的气化炉。现在，由MBEL、阿尔斯通和苏格兰电厂组成的一个财团，以ABGC作为整体，对该工艺进一步开发，计划在法夫 Kincardine建一个~100MWe示范装置。
图6 装有MBEL气化炉的ABGC
ABGC是以在MBEL气化炉内煤的部分气化为基础，压力20-25巴，温度~1000℃。大约70-80%的煤转化成低热值燃料气，燃料气冷却至~400℃，然后用陶制过滤器清洁。石灰石用来脱除煤中大部分硫，成为硫化钙。气化炉内产生的燃料气在燃气轮机中燃烧，燃气轮机的废气用来在热回收蒸气发生器(HRSG)内产生蒸汽，气化炉产生的固体残渣(灰、半焦和硫化吸附剂)经减压、冷却并通到在常压操作的循环流化床燃烧器(CFBC)。在CFBC内，残余的炭被燃烧，硫化钙经氧化成为硫酸钙，硫酸钙是一种环保型物质。在CFBC内产生的热加到HRSG的蒸汽系统，所产生的蒸汽用来驱动蒸气轮机。在Stoke Orchard的试验证实气化炉处理各类煤和吸附剂的能力，在气化炉里脱硫达90%。
ABGC系统的一项评估表明，应用目前的技术，该系统将会获得44.7%的效率(更高热值基础)。
6.Prenflo(气流床)
Prenflo(加压气流床)气化工艺已由克鲁勃.伍德开发。这是一种加压、干式给料、气流床工艺。克鲁勃在德国萨尔州的Fürstenhansen建一座每天处理48t的装置。随着这项工作的进行，西班牙的普埃托兰 IGCC电厂选择应用Prenflo工艺。该工艺如图7所示。 煤被磨碎至~100μm并靠氮由风力输送到气化炉。气化炉结构独特，气化炉本身与合成气冷却器结合。煤同O2和蒸气一起经装在气化炉下部的燃烧器给入。合成气在1600℃的温度下
产生。但，它在气化炉出口借助再循环的洁净合成气淬冷，将其温度减至大约800℃。然后合成气向上流至一中心分配器管，并经蒸发器段向下流动，在大约380℃离开气化炉。在气化过程形成的熔渣在水槽内淬冷，并通过闸斗仓装置排出。
7.谢尔气化工艺 (气流床)
谢尔气化工艺(SGP)作为一种将多种碳氢化合物原料转成洁净合成气的方法于20世纪50年代开发。SGP不是用于煤炭气化的，壳牌公司另有一单独的工艺(谢尔 煤炭气化工艺，SCGP)。
该气化炉有耐火熔材料衬里，在大约25-30巴(在IGCC范畴，生产H2的典型压力约巴)和1300℃下运行。燃料、O2和蒸汽从气化炉顶部经复合环形燃烧器射入。气化发生，伴随小量烟炱和灰(在给料中~0.5-1%的碳转化成烟炱)。粗合成气和杂质在气化炉底部排出，在合成气冷却器内冷却，冷却器由平行的螺旋形旁管组成，浸入在竖立的蒸汽发生器中。这种配制在~100巴压力下产生饱合蒸气。气体从合成气冷却器入口时的~1300℃冷却，到出口时的<400℃。然后气体可在烟炱和灰洁净之前进一步冷却。这在淬冷管内进行，粗气体用水喷淋，以去除现存的大部分固态颗粒。夹带的颗粒作为分离器内废渣排出。然后气体转至洗涤器，洗涤器中的两个充填床用来减低颗粒浓度至<1mg/m3。之后粗合成的气适宜用来脱硫和使用。
从气体中脱硫的灰和烟炱在由谢尔和鲁奇开发的烟炱灰脱除装置中处理。熔渣经过滤，碳质滤饼被焚化，产生高钒灰残渣。
SGP与SCGP的主要区别为：
1、非(未)冷却的气化炉;
2、燃烧管合成气冷却器;
3、淬冷用非再循环冷却合成气;
4、气化炉内温度较低。
使用SGP的唯一气化发电厂是在鹿特丹的壳牌炼油厂的Per+综合企业。三个SGP系列用残渣生产合成气;67%的合成气用于制H2 ，其余用来发电。
谢尔煤炭气化工艺(气流床)
壳牌公司的气化历史可回溯到20世纪50年代，那时第一个SGP装置交付使用。1972年，壳牌公司开始煤的气化工艺的研究工作。在阿姆斯特丹建设了一座6t/d中试厂后，壳牌公司于1978年在德国汉堡附近哈尔堡建一座150t/d示范厂。壳牌公司采用所获得的经验在美国休斯顿的迪尔帕克现有的石油化工联合企业建一座厂。该厂规模为气化220t/d(每天250美国短吨)烟煤成365t/d(每天400美国短吨)的高湿、高灰分褐煤。1987年迪尔帕克气化炉投入运营，并证实了SCGP气化多种类型煤的能力。
1989年，在荷兰的Buggenum的一座IGCC电厂宣布选择使用SCGP，它成为采用SCGP的唯一商业化电厂。 谢尔气化炉如图8所示
该气化炉容器由碳素钢压力外壳构成，里面有一气化室，气化室由耐火衬里的膜壁封闭。通过膜壁的循环水用来控制气化室壁温度及产生饱合蒸汽。干式pf、O2和蒸汽经气化炉底部的对置燃烧器送入，气化炉操作压力~25-30巴。气化在1500℃和此温度以上发生，确保煤灰熔化并形成熔渣。熔渣在气化炉壁内表面下行，在气化炉底部一水槽内淬冷，一部分熔渣粘在气化炉壁上并冷却，形成防护层。
煤的气化形成一种粗燃料气，主要成分是H2和CO，及少量CO2和一些夹带的渣粒。在气化炉出口，粗气以再循环的冷却的燃料气淬冷，使温度降至~900℃以下。冷却使渣粒冻结，使它们粘性减小，不易在表面挂渣。
其后，燃料气在合成气冷却器中冷却到~300℃，产生高压和中压蒸汽。与壳牌公司的石油气化工艺的合成气冷却器完全不同，SCGP合成气冷却器在壳侧有气体。因此，合成气冷却器有一套复杂的管道，包括各种节省器、中压及高压汽化器和一些过热器。
冷却的合成气利用陶瓷过滤器过滤。之后大约50%的冷却合成气再循环至气化炉顶部作气体的淬冷介质使用，其余的合成气被洗涤，去掉卤化物和NH3，然后送至脱硫装置。
8.德士古气化工艺(气流床)
德士古工艺的主要特性是利用同样的基本技术成功地气化多种原料。这些原料包括气体、石油、 OrimulsionTM，石油焦和一系列煤。德士古另外还进行预处理工艺，这将使废塑料和废旧轮胎得以气化。 德士古气化工艺是最早开发于20世纪40年代后期。开始工作重点集中在开发一种天然气重整工艺，以便为转换成液态碳烃化合物制造合成气。不久后，重点转向为NH3产品生产合成气。20世纪50年代期间，研究扩大该工艺以气化石油及少量的煤。1973年发生石油危机之际，煤炭气化研究工作重新开始，1983年在美国的田纳西州的金斯波特的艾斯特曼化工厂，首座商业化煤气化工厂开始运营。1984年，冷水IGCC厂投入运营。
目前，采用德士古工艺作业的气化发电厂有EL Dorado(石油焦)和Polk(煤);德士古工艺还被选择用于多数在建或计划中的石油废料IGCCs厂。
该工艺有两种不同的基本类型，其用来冷却粗制合成气的方法不同，在淬冷型中，来自气化炉底部的粗合成气用水骤冷。在完全热回收型中，粗合成气利用合成气冷却器冷却，德士古淬冷型气化炉示意图见图9，全热回收型见图10。
忽略所采用的合成气冷却方法的不同，实际气化工艺是相同的。原料同O2和(通常)蒸汽从气化炉顶部进入。蒸汽作为温度调节剂。像煤或石油焦这样的固体原料在给入气化炉之前被制成浆和粉碎;在这种情况下，浆料中的水替代蒸汽作为调节剂。气化炉本身是有耐火衬里的压力容器。气化在~1250~1450℃的温度发生。操作压力依合成气作何种用途而定：为IGCC之用压力为~30巴(虽然可以更高);为制造化学品之用的操作压力为60~80巴。粗合成气，还有任何灰(像熔渣)和烟炱(在石油气化时产生)，在底部从气化炉排出。
在淬冷型中，粗合成气经淬冷管离开气化炉底部，淬冷管的底部未端浸入一水池中。粗气体经过水冷却到水的饱和温度，并清洁了渣和烟炱颗粒。之后，冷却过、饱和合成气经侧壁上的一个管子离开气化炉/淬冷容器。然后，按照用途和所用原料，粗合成气在使用前进一步冷却和/或净化。
在全热回收型中，粗合成气离开气化炉段，并在放热合成气冷却器内冷却是从~1400℃到~700℃，回收的热量用来产生高压蒸汽。熔渣向下流至冷却器，在底部的一池中淬冷，再经闸斗仓排出。部分冷却的合成气离开气化炉的底部，之后在清洁和使用前在对流冷却器内进一步冷却。到现在为止，大多数德士古气化炉已采用淬冷型。其高于全热回收设计的主要优势是它更为廉价，可靠性更高;主要劣势(用于IGCC)是热效率较低。实际大部分在用的气化炉用于生产化学品，热效率不成为问题，故淬冷方式更受欢迎。淬冷方式的另一有效特性是，在石油气化时，淬冷式有助于合成气中的洗去石油烟炱颗粒。可以看出，采用德士古气化炉的燃石油的IGCC项目大多使用淬冷式气化炉，而燃煤的德士古 IGCC项目使用合成气冷却器。
四、气化工艺的选择
多种因素影响一个专用项目的气化炉选择。商业因素最为重要，政治方面的考虑也可以是重要的。影响气化炉选择的技术问题包括要气化的物料的特性及项目规模。
1.煤炭
三种主要气化炉(即气流、流化床和移动床)都能用来气化煤炭。煤炭的特性会影响气化炉的选择，包括灰分含量和熔点和煤炭反应性。项目的规模也会有一定影响。
以上所译论的气化炉，除谢尔 SGP外，都已证实可用来气化煤。
气流床反应器，和BGL气化炉，取决于煤灰熔解并转化成液体，成熔渣。假如灰熔点或渣的粘性太高，可使用一种适宜的助熔剂来使它们降低，通常为石灰石。所需石灰石的量依灰熔点和煤炭中的灰含量而定。因此，高灰熔点的高灰分煤将需要相当量的石灰石，相反，流化床气化炉以及鲁尔干法排灰气化炉，则取决于灰不熔解。由此得出结论，低灰含量和低灰熔点趋向于选择液态排渣气化炉;高灰分含量和高灰熔点选择非液态排渣气化炉更为有利。
反应性是要考虑的另一个问题。流化床气化炉的气化温度较低，更适合活性褐煤，但不太适于反应活性小的煤。
大约300MWe发电厂已建有气流床气化炉，在更大规模的电厂建该气化炉是可能的。相比之下，流化床和移动床气化炉趋向于为较小的电厂所选择，因此一个大型发电厂项目将会需要多台气化炉。这种做法作的缺点是损失一些规模经济，但有一个优点，即是使用多台气化炉可以在一台因维修不工作时，电厂仍不停运转。
在选择煤的气化炉时，进一步考虑是采用以空气作氧化剂的工艺，还是采用以O2作氧化剂的工艺。一般而言，流化床系统利用空气作为氧化剂，其它气化炉则用O2。利用空气作为气化介质具有无需空分装置，空分装是设备的昂贵部分;以此相比，由于利用了空气，就意味着燃料气要用氮稀释，则下游工艺设备需要较大。
2.石油
只有气流气化炉适合于气化像重油这样的液态碳烃化合物。谢尔 SGP和Texaco这两种气化炉都有使用这类原料的成功历史记录。因此，将在这两种气化炉中选择进行商业化。
3.生物质
生物质是很活性的，且生物质项目趋向于在小规模(一般<50MWe)电厂进行，有几个气化炉已专为利用生物质而开发，这些气化炉通常在常压下操作，这样容易将生物质送入气化炉。
4.废物
液态废物，像废油，最好在气流床反应器中气化。
固态废料，像城市固体垃圾和污泥，可在流化床成移动床系统气化。较小型的项目和无需废物与煤同燃的项目，趋向于使用流化床。较大项目，和废物与煤共同气化的项目采用移动床更为有利。
五、气化电厂项目现状
目前，至少有35个 气化发电厂项目在运行、交付、建造、设计或计划中。它们的规模各不相同，从500MWe到不足10 MWe，并且使用的燃料也不同，例如重油残渣、废木料、污泥和甘蔗渣等。以下选择介绍部分项目，表3列出了全部正在运行和将运行的电厂。
煤气化发电厂
Buggenum电厂(荷兰)
Buggenum电厂是世界首批商业化规模(253MWe)的燃煤IGCC电厂(图11)。IGCC是以壳牌公司SCGP气化炉和西门子公司提供的CCGT为基础的。该电厂1993年投入运行。该项目不仅是当前首批IGCC发电厂，而且包含了许多先进设计的特点。其中最重要的是空分装置(ASU)和燃气轮机耦合得相当好，燃气轮机压缩机为空分装置供应全部空气。该项目效率提高的代价是电厂结构复杂和不易启动。
表3 在运行和将运行的气化发电厂
自电厂投入运行以来，出现了两类主要问题：与高度集成有关的运行问题和与在燃气轮机中燃烧低热值合成气相关的燃气轮机问题。目前，这两个问题已经解决，但要完全校正这两个问题需要大量的时间。
Buggenum电厂是世界最洁净燃煤电厂之一(取决于怎样正确计算数据)，NOx和SOx的总排放量低于燃气CCGT(图4)。
表4 Buggenum电厂污染物排放
Polk电厂(美国)
Polk电站座落于弗罗里达州，靠近坦帕州，由坦帕电力公司管理和经营。该电站是一个由德士古全部热回收型气化炉和GE 7F燃气轮机组合在一起的250WMe(净出力)的IGCC电站。该项目是美国能源部支持的洁净煤技术示范项目。与Buggenum电厂相比，Polk电站的集成性较差：空分装置由独立的空气压缩机供给空气，没有来自燃气轮机压缩机的空气。
该电厂于1996年投入商业化运行。自此，总的来说，该电厂运行良好。出现的主要问题与热交换器有关，这些热交换器用于在脱除硫化合物前冷却粗制合成气和在进入燃气轮机前加热洁净合成气。一些细灰尘存积在这些热交换器中，从而又导致不断的腐蚀，其结果是从交换器的污秽侧出来的含尘合成气经过洁净侧进入燃气轮机。现在已经不用这些交换器了，而是粗制合成气冷却和洁净合成气再热分别进行。这些改进降低了电厂的热效率，目前，净热效率低于40%。
Puertollano电厂(西班牙)
Puertollano电厂座落于西班牙中南部，是由Elcogas公司管理和经营的300MWe的IGCC电厂，Elcogas公司是欧洲电力部门和供应商的联合公司(图12)。Puertollano电厂由Prenflo?气化炉和西门子公司的V94.3的燃气轮机组成。该电厂在设计上与Buggenum电厂很相似，象Buggenum电厂一样，Puertollano电厂燃气轮机和空分装置完全集成化。燃料是石油焦和煤的混合物。
图12 在建的Puertollano IGCC电厂
(经Elcogas SA公司特许刊出)
目前，该电厂正处于交付阶段。和Buggenum电厂一样，主要问题出现在与高度集成设计有关的运行上，还有一些燃气轮机的燃烧问题。
沃巴什河电厂(美国)
沃巴什河电厂由PSI能源公司管理，座落于印第安那州西部。该电厂是262MWe的IGCC电厂，自1995年以来一直在运行。该IGCC之所以不寻常，有两个原因：
1.该装置是为现有的50年代的老式蒸汽轮机进行改造增容;
2.气化系统由技术卖主(Destec/Dynegy)拥有和经营，他们将合成气卖给电力部门。
该电厂由一台Destec气化炉和一台GE7FA燃气轮机组成。
该电厂于1995年底开始投入运行。没有出现过大的电厂和设备故障。已经克服了的一些小问题，包括合成气冷却器的灰尘存积、燃气轮机中部分燃烧内衬破裂以及用于脱除气体中细灰尘的陶瓷过滤器故障(自被金属部件代替以来)。
石油气化发电厂
Pernis炼油厂(荷兰)
最近，壳牌公司在其鹿特丹附近的Pernis炼油厂安装了气化发电厂。该气化发电厂具有三个主要作用：提供处理高硫油渣的简易方法;为炼油厂提供H2以及发电。该气化发电厂被称为Per+，它的安装是炼油厂扩建计划的一部分，以便改进炼油厂使其满足汽车燃料中硫含量的严格限制。
该电厂由三套并行的气化系统组成，每套系统有一个谢尔石油气化炉。从两套系统出来的气体经加工回收H2，H2用于炼油厂。来自第三套系统的气体用作电厂燃气轮机的燃料。第三套系统是备用系统，它可有效的保证，若有系统脱机，用于炼油厂的H2仍可保持总量生产。因此，125MWe的电力生产作为副产品。
该电厂于1997年开始启动，且没有报道出现过重大故障。
生物质气化发电厂
ARBRE公司(英国)
ARBRE公司(可耕作的生物质再生能源有限公司)是约克郡水(Yorkshire Water)公司、皇家(Royal) Schelde公司(荷兰)和瑞典Termiska 加工(Processer)公司的联合企业。ARBRE公司正在Eggborough建设生物质IGCC电厂。该电厂将使用TPS气化炉和Alstom燃气轮机(AGT)及Typhoon燃气轮机为基础的CCGT技术，并将用周围地区生长的短期轮作的柳树丛作燃料。该电厂将在1999年投入运行。该项目是由欧洲委员会的Thermie计划和英国NFFO(非化石燃料合约)支持的。该电厂的总出力将为10MWe，净出力将为8MWe.
废物气化和联合气化的气化发电厂
Lahti(芬兰)
Kymij rvi电厂座落于芬兰南部的拉赫蒂(Lahti)，是生物质气化的部分改造增容项目。在该项目中，湿生物质在常压循环流化床气化炉中气化，而且，生产的燃料部分代替现有燃煤锅炉的煤燃料。该电厂的目的是利用廉价的生物质燃料。
Kymij.rvi电厂作为燃油机组于1976年建成，，并于1982年改为燃煤。1997年，开始建设气化炉，该气化炉于1998年初开始投入运行。锅炉的最大出力为360MWth,气化炉生产合成气的生产力为40-70MWth，即达能源总输入的20%左右。
包括当地木料加工厂的潮湿废木料、干燥废木料和再循环燃料(由纸、木料和塑料组成)在内的生物质在大气压和800-1000℃下被气化。生产的合成气直接从气化炉经过空气预热器到锅炉，在位于煤燃烧器底部的两个燃烧器中燃烧。
燃烧器是特别为合成气设计的，具有非常低的热值-当生物质很潮湿时，热值仅为2.2MJ/kg。燃料在气化前不干燥。
Westfield(英国)
美国所属的法夫电力公司正在法夫建设英国煤气公司Westfield开发中心。当地现有的BGL气化炉正在改装以气化煤和污泥的混合物。当电厂完全投入运行时，生产能力约为120MWe。
在该处的第二个项目中，法夫电力公司计划建设一个400MWe的机组，也使用BGL气化炉，气化煤和家庭垃圾。
六、未来前景
煤炭
在今后10-15年，新建燃煤电厂的最重要的市场将在中国和东南亚。然而，在这些市场中占绝对优势的技术选择将是常规粉煤燃烧锅炉，因为进入这些市场的先决条件是基建成本低和可靠性强，以及尽可能利用当地设备的需要。整体煤气化联合循环(IGCC)的最重要市场将是在北美(8-16GW)和中国(6-8GW)，前者主要是因严格的排放限制的要求，后者则主要是极大量新能力的需要。IGCC在欧洲应用将受到分布广的可利用的廉价天然气的限制。总之，除非燃煤的IGCC的成本大幅度降低，可靠性明显增强，否则其在世界新建燃煤电厂的比例将只能占不到10%。
石油和石油焦
在短期到中期内，与炼油厂工艺相结合的燃用石油和石油焦的IGCC厂有相当的规模。关键是炼油厂商需要寻找一些方法，以处理重油残渣、石油焦及对生产其他产品提质所需要的H2。2020年欧盟(EU)的燃油IGCC的规模将增长到14GW(基于能获得的重油残渣的量)。然而实际上在欧盟的燃油- IGCC的能力将受到可获得的天然气的影响，这是一种H2的可替代来源。另一个主要的市场可能是印度：在那里，燃油IGCC的开发将依赖于能够得到可靠的、有保证的电力购买合同(PPAs)。在短期到中期内，燃油IGCC电厂在数量上可能多于燃煤 IGCC电厂。
生物质
由于对CO2排放的关注，生物质在欧盟和美国越来越成为一种重要的燃料。生物质气化发电厂的发展，使之比生物质燃烧更具成本竞争力。典型项目将是利用农业和森林废料的热电联产计划，例如，在斯堪的纳维亚、中国、加拿大、印度和巴西的偏远地区。
废物
气化是一种好的、费用高的处理废物的方法，如对城市固体垃圾和下水道淤泥，二者均"纯净"并和煤进行联合气化。这种方法与废物焚烧相比具有明显的优点，如只产生惰性固体残渣并消除了产生有害二氧化物的可能性。与废物焚烧相比，欧洲部分特别关注环境的国家将首先采用废物气化，例如，德国和瑞士。到2010年欧洲新建废物处理厂约15%都将采用气化技术。
生物质和废物气化技术的更进一步应用是为现有燃油、燃煤锅炉的部分增容生产燃料气。有几个项目已在运行中。生物质和废物不能在常规锅炉中直接使用。原则上，其低成本或无成本可使其成为有吸引力的燃料，但它们不能被燃烧，因为它们不能被破碎成粉状。空气喷吹气化使其转化为燃料气，这样就可在锅炉中燃烧，提供了一种废物处理方法。
七、需要进行的研究与开发
目前气化发电技术的弱点是基建成本高、可靠性低(至少对燃煤IGCC而言)和操作灵活性差。目前其优势是效率高和环境性能好。很明显在短期到中期内，研究与开发的重点应集中在降低成本和提高可靠性与可操作性。此项研究与开发可分成以下3个主要领域：
1.气化基本原理的研究;
2.提高单个设备部件性能的研究与开发;
3.改进整体工艺配置与设计的研究与开发。
要求对气化的基本原理进行研究，以增加IGCC技术在燃料选择方面的灵活性。这样需要了解气化反应速度和碳转化率并预测各种煤和其他燃料的可气化性，灰/炉渣的性能及流化床气化炉脱硫的潜力。
要对改进下列IGCC的组成部分进行研究与开发，使它们的可靠性更强、造价更便宜：
1.气化炉/合成气冷却器;
2.加压煤给料系统;
3.煤气净化;
4.燃气透平;
5.空分装置。
对气化炉和合成气冷却器的研究与开发集中在合金性能的改进和制造工艺上，以增强抗腐蚀性并降低这些部件的成本。
对加压煤给料系统(包括干式粉煤系统和型煤系统)需要提高其可靠性并降低成本。
对热煤气净化系统的改进可以通过用较便宜的方法替代现在使用的常规低温法来降低IGCC成本。对研究与开发的要求是提高热煤气过滤器和热煤气脱硫系统的可靠性。
对IGCC燃气轮机的优先研究与开发是改进低热值合成气的燃烧系统。也要求对燃气轮机的坚固性进行进一步的研究，使其能够燃烧未清洁或部分清洁的合成气。
要求进行的更进一步的工作是使空分装置成功地并入IGCC、并成为一体化。有两点需要注意，对高集成化的空分装置要改进控制系统，并作好动态模拟。从长远观点来看，还需要为常规低温空分装置寻找替代方案以降低成本。
IGCC研究与开发的一个关键领域是使整个厂的结构与配置最优化。需要研究的具体问题是：
1.动态模拟;
2.启动和关闭方法;
3.可操作性;
4.降低成本的简化设计;
5.整体最优化战略;
6.在现有的热-经济优化技术范围内进行综合操作性评估。
八、结论
1.对固体、液体燃料和废物的气化为发电提供燃料气是一种在效率和环境方面都非常有吸引力的方法。
2.例如，燃煤IGCC能够在效率方面与最有效的粉煤燃烧锅炉相匹敌或略胜一筹，并实现了排放性能的明显改进。然而目前燃煤IGCC存在造价高、可靠性和可操作性相对差的缺点。这些缺点将限制IGCC的利用，在今后10-15年约占新建燃煤电厂的10%，美国和中国将成为主要市场。
3.炼油厂面临着质量较差的原油和对其精炼产品如柴油和汽油成分的愈加严格的要求，其残渣和石油焦的气化在原则上成为一种有吸引力的选择。以炼油厂为基础的IGCC项目对可靠性的依赖程度取决于廉价天然气的可获性及当地电力市场。欧洲已在进行若干项燃烧重燃油的项目，接着还有更多项目要开展;印度也可能有大量燃烧炼油厂残渣的IGCC项目，取决于于可接受的PPAs的可获性。美国进行若干项燃烧石油焦的IGCC项目。
4.对于生物质和废物等燃料的利用机会来讲，小规模气化厂也许是一种有吸引力的选择，特别是在偏远地区。然而，与其它如流化床锅炉的轻化方法相比，这些小气化厂需要具有成本竞争力。生物质和废物气化还允许现有的锅炉能够利用这种燃料。家庭垃圾的气化在环境方面非常具有吸引力，在今后10-15年将对欧洲的废物处理起到重要作用。
5.有许多已经商业化证实的气化炉。分为三个主要种类：气流床、流化床和移动床。气流床气化炉适用于煤和油。流化床气化炉特别适用于生物质和废物气化及高灰煤。移动床气化炉适用于煤和固体废物。
6.气化技术在发电工业的成功应用将依赖于成本的降低和可靠性及可操作性的增强。这些是研究与开发的关键领域。最重要的研究与开发领域如下：
1)更好地了解燃料气化性能;
2)提高IGCC主要设备部件的可靠性并降低基建成本;
3)对整个IGCC工艺进行最优化设计。
第三篇：LNG点供(气化站)工艺设计与运行管理及设备解说
LNG(液化天然气)已成为目前无法使用管输天然气供气城市的主要气源或过渡气源，也是许多使用管输天然气供气城市的补充气源或调峰气源。LNG气化站凭借其建设周期短以及能迅速满足用气市场需求的优势，已逐渐在我国东南沿海众多经济发达、能源紧缺的中小城市建成，成为永久供气设施或管输天然气到达前的过渡供气设施。国内LNG供气技术正处于发展和完善阶段，本文拟以近年东南沿海建设的部分LNG气化站为例，对其工艺流程、设计与运行管理进行探讨。
1 LNG气化站工艺流程 1.1 LNG卸车工艺
LNG通过公路槽车或罐式集装箱车从LNG液化工厂运抵用气城市LNG气化站，利用槽车上的空温式升压气化器对槽车储罐进行升压(或通过站内设置的卸车增压气化器对罐式集装箱车进行升压)，使槽车与LNG储罐之间形成一定的压差，利用此压差将槽车中的LNG卸入气化站储罐内。卸车结束时，通过卸车台气相管道回收槽车中的气相天然气。
卸车时，为防止LNG储罐内压力升高而影响卸车速度，当槽车中的LNG温度低于储罐中LNG的温度时，采用上进液方式。槽车中的低温LNG通过储罐上进液管喷嘴以喷淋状态进入储罐，将部分气体冷却为液体而降低罐内压力，使卸车得以顺利进行。若槽车中的LNG温度高于储罐中LNG的温度时，采用下进液方式，高温LNG由下进液口进入储罐，与罐内低温LNG混合而降温，避免高温LNG由上进液口进入罐内蒸发而升高罐内压力导致卸车困难。实际操作中，由于目前LNG气源地距用气城市较远，长途运输到达用气城市时，槽车内的LNG温度通常高于气化站储罐中LNG的温度，只能采用下进液方式。所以除首次充装LNG时采用上进液方式外，正常卸槽车时基本都采用下进液方式。
为防止卸车时急冷产生较大的温差应力损坏管道或影响卸车速度，每次卸车前都应当用储罐中的LNG对卸车管道进行预冷。同时应防止快速开启或关闭阀门使LNG的流速突然改变而产生液击损坏管道。 1.2 LNG气化站流程与储罐自动增压
①LNG气化站流程
LNG气化站的工艺流程见图1。
图1 城市LNG气化站工艺流程 ②储罐自动增压与LNG气化
靠压力推动，LNG从储罐流向空温式气化器，气化为气态天然气后供应用户。随着储罐内LNG的流出，罐内压力不断降低，LNG出罐速度逐渐变慢直至停止。因此，正常供气操作中必须不断向储罐补充气体，将罐内压力维持在一定范围内，才能使LNG气化过程持续下去。储罐的增压是利用自动增压调节阀和自增压空温式气化器实现的。当储罐内压力低于自动增压阀的设定开启值时，自动增压阀打开，储罐内LNG靠液位差流入自增压空温式气化器(自增压空温式气化器的安装高度应低于储罐的最低液位)，在自增压空温式气化器中LNG经过与空气换热气化成气态天然气，然后气态天然气流入储罐内，将储罐内压力升至所需的工作压力。利用该压力将储罐内LNG送至空温式气化器气化，然后对气化后的天然气进行调压(通常调至0.4MPa)、计量、加臭后，送入城市中压输配管网为用户供气。在夏季空温式气化器天然气出口温度可达15℃，直接进管网使用。在冬季或雨季，气化器气化效率大大降低，尤其是在寒冷的北方，冬季时气化器出口天然气的温度(比环境温度低约10℃)远低于0℃而成为低温天然气。为防止低温天然气直接进入城市中压管网导致管道阀门等设施产生低温脆裂，也为防止低温天然气密度大而产生过大的供销差，气化后的天然气需再经水浴式天然气加热器将其温度升到10℃，然后再送入城市输配管网。
通常设置两组以上空温式气化器组，相互切换使用。当一组使用时间过长，气化器结霜严重，导致气化器气化效率降低，出口温度达不到要求时，人工(或自动或定时)切换到另一组使用，本组进行自然化霜备用。
在自增压过程中随着气态天然气的不断流入，储罐的压力不断升高，当压力升高到自动增压调节阀的关闭压力(比设定的开启压力约高10%)时自动增压阀关闭，增压过程结束。随着气化过程的持续进行，当储罐内压力又低于增压阀设定的开启压力时，自动增压阀打开，开始新一轮增压。
2 LNG气化站工艺设计 2.1 设计决定项目的经济效益
当确定了项目的建设方案后，要采用先进适用的LNG供气流程、安全可靠地向用户供气、合理降低工程造价、提高项目的经济效益，关键在于工程设计[1]。据西方国家分析，不到建设工程全寿命费用1%的设计费对工程造价的影响度占75%以上，设计质量对整个建设工程的效益至关重要。
影响LNG气化站造价的主要因素有设备选型(根据供气规模、工艺流程等确定)、总图设计(总平面布置、占地面积、地形地貌、消防要求等)、自控方案(主要是仪表选型)。
通常，工程直接费约占项目总造价的70%，设备费又占工程直接费的48%～50%，设备费中主要是LNG储罐的费用。 .2 气化站设计标准
至今我国尚无LNG的专用设计标准，在LNG气化站设计时，常采用的设计规范为：GB 50028—93《城镇燃气设计规范》(2002年版)、GBJ 16—87《建筑设计防火规范》(2001年版)、GB 50183—2004《石油天然气工程设计防火规范》、美国NFPA—59A《液化天然气生产、储存和装卸标准》。其中GB 50183—2004《石油天然气工程设计防火规范》是由中石油参照和套用美国NFPA—59A标准起草的，许多内容和数据来自NFPA—59A标准。由于NF-PA—59A标准消防要求高，导致工程造价高，目前难以在国内实施。目前国内LNG气化站设计基本参照GB 50028—93《城镇燃气设计规范》(2002年版)设计，实践证明安全可行。 2.3 LNG储罐的设计
储罐是LNG气化站的主要设备，占有较大的造价比例，应高度重视储罐设计。
2.3.1 LNG储罐结构设计
LNG储罐按结构形式可分为地下储罐、地上金属储罐和金属/预应力混凝土储罐3类。地上LNG储罐又分为金属子母储罐和金属单罐2种。金属子母储罐是由3只以上子罐并列组装在一个大型母罐(即外罐)之中，子罐通常为立式圆筒形，母罐为立式平底拱盖圆筒形。子母罐多用于天然气液化工厂。城市LNG气化站的储罐通常采用立式双层金属单罐，其内部结构类似于直立的暖瓶，内罐支撑于外罐上，内外罐之间是真空粉末绝热层。储罐容积有50m3和100m3，多采用100m3储罐。
对于100m3立式储罐，其内罐内径为3000mm，外罐内径为3200mm，罐体加支座总高度为17100mm，储罐几何容积为105.28m3。 2.3.2 设计压力与计算压力的确定
目前绝大部分100m3立式LNG储罐的最高工作压力为0.8MPa。按照GB 150—1998《钢制压力容器》的规定，当储罐的最高工作压力为0.8MPa时，可取设计压力为0.84MPa。储罐的充装系数为0.95，内罐充装LNG后的液柱净压力为0.062MPa，内外罐之间绝对压力为5Pa，则内罐的计算压力为1.01MPa。
外罐的主要作用是以吊挂式或支撑式固定内罐与绝热材料，同时与内罐形成高真空绝热层。作用在外罐上的荷载主要为内罐和介质的重力荷载以及绝热层的真空负压。所以外罐为外压容器，设计压力为-0.1MPa。 2.3.3 100m3LNG储罐的选材
正常操作时LNG储罐的工作温度为-162.3℃，第一次投用前要用-196℃的液氮对储罐进行预冷[
2、3]，则储罐的设计温度为-196℃。内罐既要承受介质的工作压力，又要承受LNG的低温，要求内罐材料必须具有良好的低温综合机械性能，尤其要具有良好的低温韧性，因此内罐材料采用0Crl8Ni9，相当于ASME(美国机械工程师协会)标准的304。
根据内罐的计算压力和所选材料，内罐的计算厚度和设计厚度分别为11.1mm和12.0mm。作为常温外压容器，外罐材料选用低合金容器钢16MnR，其设计厚度为10.0mm。 2.3.4 接管设计
开设在储罐内罐上的接管口有：上进液口、下进液口、出液口、气相口、测满口、上液位计口、下液位计口、工艺人孔8个接管口。内罐上的接管材质都为0Cr18Ni9。
为便于定期测量真空度和抽真空，在外罐下封头上开设有抽真空口(抽完真空后该管口被封闭)。为防止真空失效和内罐介质漏入外罐，在外罐上封头设置防爆装置。
2.3.5 液位测量装置设计
为防止储罐内LNG充装过量或运行中罐内LNG太少危及储罐和工艺系统安全，在储罐上分别设置测满口与差压式液位计两套独立液位测量装置[4]，其灵敏度与可靠性对LNG储罐的安全至关重要。在向储罐充装LNG时，通过差压式液位计所显示的静压力读数，可从静压力与充装质量对照表上直观方便地读出罐内LNG的液面高度、体积和质量。当达到充装上限时，LNG液体会从测满口溢出，提醒操作人员手动切断进料。储罐自控系统还设有高限报警(充装量为罐容的85%)、紧急切断(充装量为罐容的95%)、低限报警(剩余LNG量为罐容的10%)。
2.3.6 绝热层设计
LNG储罐的绝热层有以下3种形式：
①高真空多层缠绕式绝热层。多用于LNG槽车和罐式集装箱车。
②正压堆积绝热层。这种绝热方式是将绝热材料堆积在内外罐之间的夹层中，夹层通氮气，通常绝热层较厚。广泛应用于大中型LNG储罐和储槽，例如立式金属LNG子母储罐。
③真空粉末绝热层。常用的单罐公称容积为100m3和50m3的圆筒形双金属LNG储罐通常采用这种绝热方式。在LNG储罐内外罐之间的夹层中填充粉末(珠光砂)，然后将该夹层抽成高真空。通常用蒸发率来衡量储罐的绝热性能。目前国产LNG储罐的日静态蒸发率体积分数≤0.3%。 2.3.7 LNG储罐总容量
储罐总容量通常按储存3d高峰月平均日用气量确定。同时还应考虑气源点的个数、气源厂检修时间、气源运输周期、用户用气波动情况等因素。对气源的要求是不少于2个供气点。若只有1个供气点，则储罐总容量还要考虑气源厂检修时能保证正常供气。 2.4 BOG缓冲罐
对于调峰型LNG气化站，为了回收非调峰期接卸槽车的余气和储罐中的BOG(Boil Off Gas，蒸发气体)，或对于天然气混气站为了均匀混气，常在BOG加热器的出口增设BOG缓冲罐，其容量按回收槽车余气量设置。 2.5 气化器、加热器选型设计 2.5.1 储罐增压气化器
按100m3的LNG储罐装满90m3的LNG后，在30min内将10m3气相空间的压力由卸车状态的0.4MPa升压至工作状态的0.6MPa进行计算。据计算结果，每台储罐选用1台气化量为200m3/h的空温式气化器为储罐增压，LNG进增压气化器的温度为-162.3℃，气态天然气出增压气化器的温度为-145℃。
设计多采用1台LNG储罐带1台增压气化器。也可多台储罐共用1台或1组气化器增压，通过阀门切换，可简化流程，减少设备，降低造价。 2.5.2 卸车增压气化器
由于LNG集装箱罐车上不配备增压装置，因此站内设置气化量为300m3/h的卸车增压气化器，将罐车压力增至0.6MPa。LNG进气化器温度为-162.3℃，气态天然气出气化器温度为-145℃。 2.5.3 BOG加热器
由于站内BOG发生量最大的是回收槽车卸车后的气相天然气，故BOG空温式加热器的设计能力按此进行计算，回收槽车卸车后的气相天然气的时间按30min计。以1台40m3的槽车压力从0.6MPa降至0.3MPa为例，计算出所需BOG空温式气化器的能力为240m3/h。一般根据气化站可同时接卸槽车的数量选用BOG空温式加热器。通常BOG加热器的加热能力为500～1000m3/h。在冬季使用水浴式天然气加热器时，将BOG用作热水锅炉的燃料，其余季节送入城市输配管网。 2.5.4 空温式气化器
空温式气化器是LNG气化站向城市供气的主要气化设施。气化器的气化能力按高峰小时用气量确定，并留有一定的余量，通常按高峰小时用气量的1.3～1.5倍确定。单台气化器的气化能力按2000m3/h计算，2～4台为一组，设计上配置2～3组，相互切换使用。 2.5.5 水浴式天然气加热器
当环境温度较低，空温式气化器出口气态天然气温度低于5℃时，在空温式气化器后串联水浴式天然气加热器，对气化后的天然气进行加热[
5、6]。加热器的加热能力按高峰小时用气量的1.3～1.5倍确定。 2.5.6 安全放散气体(EAG)加热器
LNG是以甲烷为主的液态混合物，常压下的沸点温度为-161.5℃，常压下储存温度为-162.3℃，密度约430 kg/m3。当LNG气化为气态天然气时，其临界浮力温度为-107℃。当气态天然气温度高于-107℃时，气态天然气比空气轻，将从泄漏处上升飘走。当气态天然气温度低于-107℃时，气态天然气比空气重，低温气态天然气会向下积聚，与空气形成可燃性爆炸物。为了防止安全阀放空的低温气态天然气向下积聚形成爆炸性混合物，设置1台空温式安全放散气体加热器，放散气体先通过该加热器加热，使其密度小于空气，然后再引入高空放散。
EAG空温式加热器设备能力按100m3储罐的最大安全放散量进行计算。经计算，100m3储罐的安全放散量为500m3/h，设计中选择气化量为500m3/h的空温式加热器1台。进加热器气体温度取-145℃，出加热器气体温度取-15℃。
对于南方不设EAG加热装置的LNG气化站，为了防止安全阀起跳后放出的低温LNG气液混合物冷灼伤操作人员，应将单个安全阀放散管和储罐放散管接入集中放散总管放散。 2.6 调压、计量与加臭装置
根据LNG气化站的规模选择调压装置。通常设置2路调压装置，调压器选用带指挥器、超压切断的自力式调压器。
计量采用涡轮流量计。加臭剂采用四氢噻吩，加臭以隔膜式计量泵为动力，根据流量信号将加臭剂注入燃气管道中。 2.7 阀门与管材管件选型设计 2.7.1 阀门选型设计
工艺系统阀门应满足输送LNG的压力和流量要求，同时必须具备耐-196℃的低温性能。常用的LNG阀门主要有增压调节阀、减压调节阀、紧急切断阀、低温截止阀、安全阀、止回阀等。阀门材料为0Cr18Ni9。 2.7.2 管材、管件、法兰选型设计
①介质温度≤-20℃的管道采用输送流体用不锈钢无缝钢管(GB/T 14976—2002)，材质为0Cr18Ni9。管件均采用材质为0crl8Ni9的无缝冲压管件(GB/T 12459—90)。法兰采用凹凸面长颈对焊钢制管法兰(HG 20592—97)，其材质为0Cr18Ni9。法兰密封垫片采用金属缠绕式垫片，材质为0crl8Ni9。紧固件采用专用双头螺柱、螺母，材质为0Crl8Ni9。
②介质温度>-20℃的工艺管道，当公称直径≤200 mm时，采用输送流体用无缝钢管(GB/T8163—1999)，材质为20号钢;当公称径>200mm时采用焊接钢管(GB/T 3041—2001)，材质为Q235B。管件均采用材质为20号钢的无缝冲压管件(GB/T 12459—90)。法兰采用凸面带颈对焊钢制管法兰(HG 20592—97)，材质为20号钢。法兰密封垫片采用柔性石墨复合垫片(HG 20629—97)。
LNG工艺管道安装除必要的法兰连接外，均采用焊接连接。低温工艺管道用聚氨酯绝热管托和复合聚乙烯绝热管壳进行绝热。碳素钢工艺管道作防腐处理。 2.7.3 冷收缩问题
LNG管道通常采用奥氏体不锈钢管，材质为0crl8Ni9，虽然其具有优异的低温机械性能，但冷收缩率高达0.003。站区LNG管道在常温下安装，在低温下运行，前后温差高达180℃，存在着较大的冷收缩量和温差应力，通常采用“门形”补偿装置补偿工艺管道的冷收缩。 2.8 工艺控制点的设置
LNG气化站的工艺控制系统包括站内工艺装置的运行参数采集和自动控制、远程控制、联锁控制和越限报警。控制点的设置包括以下内容：
①卸车进液总管压力;
②空温式气化器出气管压力与温度;
③水浴式天然气加热器出气管压力与温度;
④LNG储罐的液位、压力与报警联锁;
⑤BOG加热器压力;
⑥调压器后压力;
⑦出站流量;
⑧加臭机(自带仪表控制)。 2.9 消防设计
LNG气化站的消防设计根据CB 50028—93《城镇燃气设计规范》(2002年版)LPG部分进行。在LNG储罐周围设置围堰区，以保证将储罐发生事故时对周围设施造成的危害降低到最小程度。在LNG储罐上设置喷淋系统，喷淋强度为0.15 L/(s·m2)，喷淋用水量按着火储罐的全表面积计算，距着火储罐直径1.5倍范围内的相邻储罐按其表面积的50%计算。水枪用水量按GBJ 16—87《建筑设计防火规范》(2001年版)和GB 50028—93《城镇燃气设计规范》(2002年版)选取。 3 运行管理 3.1 运行基本要求
LNG气化站运行的基本要求是：①防止LNG和气态天然气泄漏从而与空气形成爆炸性混合物。②消除引发燃烧、爆炸的基本条件，按规范要求对LNG工艺系统与设备进行消防保护。③防止LNG设备超压和超压排放。④防止LNG的低温特性和巨大的温差对工艺系统的危害及对操作人员的冷灼伤。 3.2 工艺系统预冷
在LNG气化站竣工后正式投运前，应使用液氮对低温系统中的设备和工艺管道进行干燥、预冷、惰化和钝化。预冷时利用液氮槽车阀门的开启度来控制管道或设备的冷却速率≤1℃/min。管道或设备温度每降低20℃，停止预冷，检查系统气密性和管道与设备的位移。预冷结束后用LNG储罐内残留的液氮气化后吹扫、置换常温设备及管道，最后用LNG将储罐中的液氮置换出来，就可正式充装LNG进行供气。 3.3 运行管理与安全保护 3.3.1 LNG储罐的压力控制
正常运行中，必须将LNG储罐的操作压力控制在允许的范围内。华南地区LNG储罐的正常工作压力范围为0.3～0.7MPa，罐内压力低于设定值时，可利用自增压气化器和自增压阀对储罐进行增压。增压下限由自增压阀开启压力确定，增压上限由自增压阀的自动关闭压力确定，其值通常比设定的自增压阀开启压力约高15%。例如：当LNG用作城市燃气主气源时，若自增压阀的开启压力设定为0.6MPa，自增压阀的关闭压力约为0.69 MPa，储罐的增压值为0.09MPa。
储罐的最高工作压力由设置在储罐低温气相管道上的自动减压调节阀的定压值(前压)限定。当储罐最高工作压力达到减压调节阀设定开启值时，减压阀自动开启卸压，以保护储罐安全。为保证增压阀和减压阀工作时互不干扰，增压阀的关闭压力与减压阀的开启压力不能重叠，应保证0.05MPa以上的压力差。考虑两阀的制造精度，合适的压力差应在设备调试中确定。 3.3.2 LNG储罐的超压保护
LNG在储存过程中会由于储罐的“环境漏热”而缓慢蒸发(日静态蒸发率体积分数≤0.3%)，导致储罐的压力逐步升高，最终危及储罐安全。为保证储罐安全运行，设计上采用储罐减压调节阀、压力报警手动放散、安全阀起跳三级安全保护措施来进行储罐的超压保护。
其保护顺序为：当储罐压力上升到减压调节阀设定开启值时，减压调节阀自动打开泄放气态天然气;当减压调节阀失灵，罐内压力继续上升，达到压力报警值时，压力报警，手动放散卸压;当减压调节阀失灵且手动放散未开启时，安全阀起跳卸压，保证LNG储罐的运行安全。对于最大工作压力为0.80MPa的LNG储罐，设计压力为0.84MPa，减压调节阀的设定开启压力为0.76MPa，储罐报警压力为0.78MPa，安全阀开启压力为0.80MPa，安全阀排放压力为0.88MPa。
3.3.3 LNG的翻滚与预防
LNG在储存过程中可能出现分层而引起翻滚，致使LNG大量蒸发导致储罐压力迅速升高而超过设计压力[7]，如果不能及时放散卸压，将严重危及储罐的安全。
大量研究证明，由于以下原因引起LNG出现分层而导致翻滚：
①储罐中先后充注的LNG产地不同、组分不同而导致密度不同。
②先后充注的LNG温度不同而导致密度不同。
③先充注的LNG由于轻组分甲烷的蒸发与后充注的LNG密度不同。
要防止LNG产生翻滚引发事故，必须防止储罐内的LNG出现分层，常采用如下措施。
①将不同气源的LNG分开储存，避免因密度差引起LNG分层。
②为防止先后注入储罐中的LNG产生密度差，采取以下充注方法：
a.槽车中的LNG与储罐中的LNG密度相近时从储罐的下进液口充注;
b.槽车中的轻质LNG充注到重质LNG储罐中时从储罐的下进液口充注;
c.槽车中的重质LNG充注到轻质LNG储罐中时，从储罐的上进液口充注。
③储罐中的进液管使用混合喷嘴和多孔管，可使新充注的LNG与原有LNG充分混合，从而避免分层。
④对长期储存的LNG，采取定期倒罐的方式防止其因静止而分层。 3.3.4 运行监控与安全保护
①LNG储罐高、低液位紧急切断。在每台LNG储罐的进液管和出液管上均装设气动紧急切断阀，在紧急情况下，可在卸车台、储罐区、控制室紧急切断进出液管路。在进液管紧急切断阀的进出口管路和出液管紧急切断阀的出口管路上分别安装管道安全阀，用于紧急切断阀关闭后管道泄压。
②气化器后温度超限报警，联锁关断气化器进液管。重点是对气化器出口气体温度进行检测、报警和联锁。正常操作时，当达到额定负荷时气化器的气体出口温度比环境温度低10℃。当气化器结霜过多或发生故障时，通过温度检测超限报警、联锁关断气化器进液管实现对气化器的控制。
③在LNG工艺装置区设天然气泄漏浓度探测器。当其浓度超越报警限值时发出声、光报警信号，并可在控制室迅速关闭进、出口电动阀。
④选择超压切断式调压器。调压器出口压力超压时，自动切换。调压器后设安全放散阀，超压后安全放散。
⑤天然气出站管路均设电动阀，可在控制室迅速切断。
⑥出站阀后压力高出设定报警压力时声光报警。
⑦紧急情况时，可远程关闭出站电动阀。 4 结语
①操作中应优先采用增压调节阀的自动开关功能实现储罐的自动增压。若自增压阀关闭不严，增压结束时必须将增压气化器进液管根阀关闭。
②LNG储罐的工作压力、设计压力、计算压力分别有不同的定义和特定用途，不能将计算压力误作为设计压力，以免错设储罐安全阀开启压力。
③采用储罐减压调节阀、压力报警手动放散、安全阀起跳三级安全措施保护储罐时，其压力设定由低到高依次为：减压调节阀定压值、压力报警定压值、安全阀定压值。
④在满足LNG储罐整体运输与吊装要求的前提下，提高单罐公称容积、减少储罐数量、简化工艺管路和减少低温仪表与阀门数量，是合理降低LNG气化站造价的有效措施。
⑤为促进LNG的安全利用，应尽快颁布先进适用、符合国情的LNG设计规范。
LNG气化站小编就分别给大家看一下这些设备的图片。
LNG气站全貌
LNG气站卸车台
卸车增压器
BOG复热系统
LNG气站调压系统(1)
LNG气站调压系统(2)
LNG气站空温汽化器(1)
LNG气站空温汽化器(2)
LNG气站液相控制系统(1)
LNG空温气化器2000M⒊
EAG副热放空系统
LNG储罐上进液下进液管道系统
LNG气站远景
LNG气站储气缓冲罐 罐区设备系统
储罐根部阀控制系统
气化器液相入口控制系统
储罐增压系统
调压计量系统
第四篇：家用健身器材品牌哪个好？Nautilus诺德士品牌强势来袭!
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第五篇：变压吸附工艺分析
变压吸附(PSA)技术是近3多年来发展起来的一项新型气体分离与净化技术。变压吸附(PSA)气体分离装置中的吸附主要为物理吸附。变压吸附气体分离工艺过程的实现主要是依靠吸附剂在吸附过程中所具有的两个基本性质：一是对不同组分的吸附能力不同，而是吸附质在吸附剂上的吸附容量随吸附质的分压上升而增加，随吸附温度的上升而下降。利用吸附剂的第一个特性，实现了对混合气体中某些组分的分离、提纯;利用吸附剂的第二个性质，实现吸附剂在低温高压下吸附、在高温低压下解吸再生。
一.基本原理
任何一种吸附对于同一被吸附气体(吸附质)来说，在吸附平衡情况下，温度越低，压力越高，吸附量越大。反之，温度越高，压力越低，则吸附量越小。因此，气体的吸附分离方法，通常采用变温吸附或变压吸附两种循环过程。
如果压力不变，在常温或低温的情况下吸附，用高温解吸的方法，称为变温吸附(简称TSA)。显然，变温吸附是通过改变温度来进行吸附和解吸的。变温吸附操作是在低温(常温)吸附等温线和高温吸附等温线之间的垂线进行，由于吸附剂的比热容较大，热导率(导热系数)较小，升温和降温都需要较长的时间，操作上比较麻烦，因此变温吸附主要用于含吸附质较少的气体净化方面。
如果温度不变，在加压的情况下吸附，用减压(抽真空)或常压解吸的方法，称为变压吸附。变压吸附操作由于吸附剂的热导率较小，吸附热和解吸热所引起的吸附剂床层温度变化不大，故可将其看成等温过程，它的工况近似地沿着常温吸附等温线进行，在较高压力下吸附，在较低压力下解吸。变压吸附既然沿着吸附等温线进行，从静态吸附平衡来看，吸附等温线的斜率对它的是影响很大的。
吸附常常是在压力环境下进行的，变压吸附提出了加压和减压相结合的方法，它通常是由加压吸附、减压再组成的吸附一解吸系统。在等温的情况下，利用加压吸附和减压解吸组合成吸附操作循环过程。吸附剂对吸附质的吸附量随着压力的升高而增加，并随着压力的降低而减少，同时在减压(降至常压或抽真空)过程中，放出被吸附的气体，使吸附剂再生，外界不需要供给热量便可进行吸附剂的再生。因此，变压吸附既称等温吸附，又称无热再生吸附。
在实际生产中根据原料气的组成、压力机产品净化要求的不同可选择PSA、TSA或PSA+TSA工艺。变压吸附根据降压解吸方式的不同分为两种工艺：PSA与真空变压吸附(VPSA)。在实际生产种，究竟采用何种吸附工艺，主要根据原料气的组成性质、压力、流量、产品的要求等决定。
变压吸附(Pressure Swing Adsorption)分离技术是一种低能耗的气体分离技术。变压吸附(PSA)工艺所要求的压力一般在0.1～2.5MPa，允许压力变化范围较宽，一些有压力的气源，如氨厂弛放气、变换气等，本身的压力可满足变压吸附(PSA)工艺的要求，可省去再次加压的能耗。对于处理这类气源，PSA制氢装置的消耗仅是照明、仪表用电及仪表空气的消耗，能耗很低;PSA装置压力损失很小，一般不超过0.05MPa。
变压吸附循环是吸附和再生的循环，吸附过程是吸附剂在加压时吸附混合气中的某些组份，未被吸附组份通过吸附器层流出，当吸附剂被强吸附组分饱和以后，吸附塔需要进入再生过程，也就是解吸或脱附过程。在变压吸附过程中吸附器内吸附剂解吸是依靠降低杂质分压实现的，在工业装置上可以采用的方法有： 1)降低吸附器压力(泄压) 2)对吸附器抽真空 3)用产品组分冲洗
l 常压解吸：
升压过程(A-B): 经逆放解吸再生后的吸附器处于过程的最低压力P
1、床内杂质吸留量为Q1(A点). 在此条件下用产品组分升压到吸附压力P3，床内杂质吸留量Q 1不变(B点).
吸附过程(B-C): 在恒定的吸附压力下原料气不断进入吸附器，同时输出产品组分. 吸附器内杂质组分的吸留量逐步增加，当到达规定的吸留量Q3时(C点)停止进入原料气，吸附终止. 此时吸附器内仍预留有一部分未吸附杂质的吸附剂(如吸附剂全部被吸附杂质，吸留量可为Q4，C’点)。
顺放过程(C-D): 沿着进入原料气输出产品的方向降低压力，流出的气体仍为产品组分，用于别的吸附器升压或冲洗. 在此过程中，随床内压力不断下降，吸附剂上的杂质被不断解吸，解吸的杂质又继续被未充分吸附杂质的吸附剂吸附，因此杂质并未离开吸附器，床内杂质吸留量Q3不变. 当吸附器降压到D点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为P2。
逆放过程(D-E): 开始逆着进入原料气输出产品的方向降低压力，直到变压吸附过程的最低压力P1(通常接近大气压力)，床内大部分吸留的杂质随气流排出器外，床内杂质吸留量为Q2。
冲洗过程(E-A): 根据实验测定的吸附等温线，在压力P1下吸附器仍有一部分杂质吸留量，为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力进一步降低. 在此利用别的吸附器顺向降压过程排出的产品组分，在过程最低压力P1下进行逆向冲洗不断降低杂质分压使杂质解吸并随冲洗气带出吸附器. 经一定程度冲洗后，床内杂质吸留量降低到过程的最低量Q1时，再生终止. 至此，吸附器完成了一个吸附—解吸再生过程，再次升压进行下一个循环。 l 真空解吸：
升压过程(A-B): 经真空解吸再生后的吸附器处于过程的最低压力P0、床内杂质吸留量为Q1(A点). 在此条件下用产品组分升压到吸附压力P3，床内杂质吸留量Q 1不变(B点)。
吸附过程(B-C): 在恒定的吸附压力下原料气不断进入吸附器，同时输出产品组分. 吸附器内杂质组分的吸留量逐步增加，当到达规定的吸留量Q3时(C点)停止进入原料气，吸附终止. 此时吸附器内仍预留有一部分未吸附杂质的吸附剂(如吸附剂全部被吸附杂质，吸留量可为Q4，C’点)。
顺放过程(C-D): 沿着进入原料气输出产品的方向降低压力，流出的气体仍为产品组分，用于别的吸附器升压或冲洗. 在此过程中，随床内压力不断下降，吸附剂上的杂质被不断解吸，解吸的杂质又继续被未充分吸附杂质的吸附剂吸附，因此杂质并未离开吸附器，床内杂质吸留量Q3不变. 当吸附器降压到D点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为P2。
逆放过程(D-E): 开始逆着进入原料气输出产品的方向降低压力，直到变压吸附过程的最低压力P1(通常接近大气压力)，床内大部分吸留的杂质随气流排出器外，床内杂质吸留量为Q2。
抽空过程(E-A): 根据实验测定的吸附等温线，在压力P1下吸附器仍有一部分杂质吸留量，为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力进一步降低. 在此利用真空泵抽吸的方法降低杂质分压使杂质解吸并随抽空气带出吸附器.抽吸一定时间后，床内压力为P0，杂质吸留量降低到过程的最低量Q1时，再生终止。至此，吸附器完成了一个吸附—解吸再生过程，再次升压进行下一个循环。 二.变压吸附脱炭
变压吸附基本工作原理是利用吸附剂对吸附质在不同的分压下有不同的吸附容量、吸附速度和吸附力，并且在一定压力下对被分离的气体混合物的各组分有选择吸附的特性，加压吸附除去原料气中的杂质组分，减压脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。因此，采用多个吸附床，循环地变动所组合的各吸附床压力，就可以达到连续分离气体混合物的目的。
合成氨变换气中主要组分为：水(汽)、有机硫、无机硫、二氧化碳、一氧化碳、甲烷、氮、氩及氢气。这些气体组分在物理吸附剂上的吸附能力和吸附量，在一定的温度和压力下依次减弱和减少。当变换气通过吸附床层时，在前的组分优先被吸附，即使吸附剂已经吸附了在后的组分，在前的组分也会把它顶替出来。难吸附组分氢、氮、甲烷、一氧化碳等气体很少被吸附，从吸附塔出口端排出，做为脱除了二氧化碳的气体输出。在吸附床降压时，被吸附的二氧化碳等气体解吸出来，同时吸附剂获得再生。 l 装置主要类型：
由于用途不同，变压吸附脱碳装置可分为三种类型：单纯脱除二氧化碳获得净化气的装置;脱除变换气中的二氧化碳并联产食品级液体二氧化碳的装置;同时制取脱碳净化气和纯度为98%的气体二氧化碳的装置。 (1)PSA脱碳装置
目前中小型合成氨厂采用最多的仍是单纯脱除CO2获得净化气的PSA装置，以替代传统的湿法脱碳。根据氨厂的不同需要又分为两种工艺，一种是替代碳化以增产液氨为目的的脱碳工艺。变换气经PSA脱碳后净化气中CO2含量小于0.2%，直接进精炼工序。目前此类装置运行情况，氢回收率﹥97%，净化气中氢氮比在3.0左右，并且在脱除CO2的同时，还将大部分杂质如CH
4、CO、H2S脱除，减小了后续工段的负担。另一种是用于与联醇装置配套的工艺。由于净化气用于联醇生产，考虑到甲醇合成催化剂的寿命和尽可能提高CO的回收率问题，一般将脱碳净化气中的CO2含量控制在1%~5%的水平。目前此类装置运行情况，氢回收率﹥98%，CO回收率﹥90%。在脱除CO2的同时，还将变换气中的硫化物脱除到0.1mg/m3(标)的水平，原料气中所含微量氯、氨、水、砷等杂质可同时脱除。 (2)脱碳并联产液体CO2装置
将来自PSA脱碳装置的解吸气在常压状态下进入压缩机，加压到一定的压力后首先进行预处理，除去解吸气中所含的各类硫化物、微量的砷、氟、氯等以及饱和水，以满足食品级CO2的要求。预处理后的气体冷却到0℃以下，使解吸气的CO2成为液体，然后进入提纯塔使CO2和其他气体分离，最后在提纯塔底部得到纯度为99.5%~99.999%的食品级液体CO2产品。
(3)脱碳并同时制取纯CO2装置，该装置是由提纯系统和净化系统两部分组成，两系统均采用多塔PSA工艺。变换气通过提纯系统将CO2浓度富集到98.5%以上，供尿素装置使用。出提纯系统的中间气进入净化系统，净化系统将中间气中的CO2进一步净化到0.2%以下，以保证合成氨生产需要。
两段法变压吸附脱碳的主要特点是，第一段脱除大部分二氧化碳，出口气中二氧化碳控制在8-12%，吸附结束后，通过多次均压步骤回收吸附塔中的氢氮气。多次均压结束后，吸附塔内还有0.06MPA(表)的压力，然后逆着吸附方向降压放空，直到吸附塔内压力放到常压为止，二氧化碳被排放出来，其浓度大于98%吸附剂得到初步再生。吸附得到初步再生。吸附塔逆放结束后，先与中间气缓冲罐连通，用中间气缓冲罐中的氢氮气对吸附塔升压，直到中间气缓冲破罐与吸附塔的压力平衡为止再用均压和产品气对床层逆向升压至接近吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。经过对第一段脱碳工业装置的分析，多次均压结束后，吸附塔还有0.06Mpa(表)的压力，吸附塔解吸气中的二氧化碳含量平均大于98%其它为氢气，氮气，一氧化碳及甲院：第二段将第一段吸附塔出口气中的二氧化碳脱至0.2%以下，吸附结束后通过多次均压步骤回收吸附塔中的氢氮气。多次均压结束后，吸附塔内还有0.09MPA(表)的压力)吸附压力为0.8MPA时)，通过降压入入中间缓冲罐，直到吸附塔内压力与中间缓冲罐压力平衡为止，此时，吸附塔内压力在0.005-常压MPA之间。再生结束后，用均匀气和产品气对床野逆向升压至接近吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。第二段吸附塔均压结束后，吸附塔内的有效气体没有直接放空，而是利用中间缓冲罐将其返回到第一段吸附塔加以回收。
三、变压吸附制氧
变压吸附制氧的基本原理是利用空气中的氮和氧在吸附剂上因压力不同而吸附性能的差异来选择性吸附进行氧氮分离，吸附氮气及其它杂质，产出氧气。根据吸附分离的吸附和解吸压力的不同，通常可将常温变压吸附制分离制氧工艺分成三种不同的工艺方式。
1、常压解吸变压吸附制氧(PSA-O2)：
与空气变压吸附分离制氮流程相似，一定压力(0.3 MPa ～0.55MPa)的压缩空气经空气预处理系统除去油、尘及大部分的汽态水份后，洁净空气进入PSA-O2系统吸附塔，洁净空气中大部分的氮气、二氧化碳、残余水份被吸附，氧气则被分离出来。当吸附塔内被吸附的杂质组份达到设定控制值时，通过常压脱附解吸，使该吸附塔的制氧吸附剂再生。由两塔组成的吸附分离系统在DCS系统的控制下通过程控阀门的起闭而循环切换完成连续制氧，该制氧流程通常称为变压吸附常压解吸制氧流程(PSA-O2)。
2、真空解吸变压吸附制氧(VPSA-O2)：
经鼓风机鼓风输送低压的原料空气(25KPa-39KPa)，净化除去粉尘后进入吸附塔，吸附塔为两塔或三塔体系，吸附塔产品气为氧气。空气中的氮气、二氧化碳、水蒸气被吸附达到设定控制值后，由于吸附压力较低，先通过常压解吸，再经过真空泵抽真空达到一定真空度，使吸附塔内吸附剂杂质彻底脱附再生。由两塔或三塔组成的吸附分离制氧系统在PLC或DCS系统的控制下，程控阀循环切换完成连续产氧，该流程通常称真空解吸变压吸附制氧流程(VPSA-O2)。
3、真空解吸制氧(VSA-O2)：
经鼓风机鼓风输送低压的原料空气(15KPa ～19KPa)，净化除去粉尘后进入吸附塔，吸附塔为两塔或三塔体系，吸附塔产品气为氧气。空气中的氮气、二氧化碳、水蒸气被吸附达到设定控制值后，由于吸附压力较低，先经常压解吸，再经真空泵抽真空达到一定真空度进行真空解吸，彻底脱附再生吸附塔内分子筛杂质。由两塔或三塔组成的吸附分离制氧系统PLC或DCS系统的控制下，程控阀循环切换完成连续产氧，该流程通常称真空解吸制氧流程(VSA-O2)，设备规模更大，经济性更强。