第35卷第4期化肥工業(yè)2008年8月水煤漿凈化裝置運(yùn)行過程中存在的問題及對策童武元(中石化金陵分公司南京210033)摘要水煤漿裝置開車至今,先后出現(xiàn)諸多問題。通過分析原因,找出問題所在,進(jìn)行系列整改,消除缺陷目前已能達(dá)90%負(fù)荷的生產(chǎn)能力關(guān)鍵詞水煤漿阻力降帶液Problems in Operation of Unit for Cleaning Coal Water Slurryand CountermeasuresrualJinling Petrochemical Limited Corp, SINOPEC Nanjing 210033)Abstract Since the startup of the coal water slurry unit many problems arise. By analysis of thecauses, where the problems are have been located, and a series of rectification and reform is carrieout to eliminate the drawbacks, so now the unit is able to run at 90% of its capacityKeywords coal water slurry problems countermeasures中石化金陵分公司水煤漿改造工程是煉油變廢熱鍋爐生產(chǎn)40MPa(絕壓)中壓蒸汽及鍋爐化肥資源優(yōu)化及化肥原料路線改造的技改工程給水加熱器加熱鍋爐水,然后進(jìn)入第2中溫變換其工藝路線采用德士古水煤漿氣化→CO耐硫變爐(爐內(nèi)裝有兩段耐硫變換催化劑);出第2中溫?fù)Q→NHD脫硫脫碳→甲烷化氣體精制→氨合成。變換爐的變換氣(CO體積分?jǐn)?shù)1.1%)進(jìn)入第2凈化部分包括CO耐硫變換、NHD脫硫脫碳以及中變廢熱鍋爐生產(chǎn)0.6MPa(絕壓)低壓蒸汽,然甲烷化氣體精制,脫碳冷量取自輔助制冷裝置氨后進(jìn)入低溫變換爐(內(nèi)裝兩段耐硫變換催化劑);吸收制冷。凈化裝置于2003年10月18日開始出低溫變換爐的變換氣(CO體積分?jǐn)?shù)0.4%)依施工建設(shè),2005年9月29日向煉油裝置供H2,次進(jìn)入低變廢熱鍋爐產(chǎn)生0.6MPa(絕壓)低壓蒸次開車成功。汽0.25MPa廢鍋,然后進(jìn)入脫鹽水加熱器、變換1凈化工藝介紹氣水冷器,分離冷凝液后的變換氣送至NHD脫硫脫碳工段。1.1變換1.2脫硫脫碳采用兩段中溫變換串低溫變換。脫硫脫碳采用NHD技術(shù),該技術(shù)應(yīng)用于大型由氣化送來的汽氣比為1.35的半水煤氣經(jīng)裝置尚屬首次。煤氣水分離器、中變換熱器升溫及預(yù)變換爐除去(1)脫硫:來自變換工段的變換氣與脫碳?xì)馕⑿☆w粒后進(jìn)入第1中溫變換爐;第1中溫變換換熱降溫后,從底部進(jìn)入脫硫塔,與NHD貧液逆爐分上下兩段爐內(nèi)裝有兩段耐硫變換催化劑催流接觸絕大部分H2S和部分CO2被吸收,從脫化劑段間配有煤氣激冷管線;出第1中溫變換爐硫塔樓而出塔的脫硫氣(總硫體積分?jǐn)?shù)<5的氣體經(jīng)甲烷化加熱器、中溫?fù)Q熱器進(jìn)入第1中10中國煤化工塔的富液經(jīng)水力CNMHG本文作者的聯(lián)系電話:02558971423第35卷第4期化肥工業(yè)2008年8月透平回收能量后進(jìn)脫硫高壓閃蒸槽,閃蒸氣去脫進(jìn)人制氫甲烷化的凈化氣經(jīng)制氫甲烷化換熱碳閃壓機(jī)富液進(jìn)濃縮塔進(jìn)一步降壓閃蒸;濃縮塔器和甲烷化加熱器,進(jìn)入制氫甲烷化爐(內(nèi)裝塔頂用部分貧液來吸收閃蒸氣和脫硫閃壓機(jī)來氣J05型催化劑);經(jīng)甲烷化反應(yīng),氫氣中(CO體中的H2S,未被吸收的CO2放空,放空氣中H2SCO2)體積分?jǐn)?shù)降至10×10°以下,再依次進(jìn)入制體積分?jǐn)?shù)<100×10-6;出濃縮塔的富液經(jīng)板式換氫甲烷化換熱器制氫甲烷化水冷器,最后經(jīng)制氫熱器兩級閃蒸與換熱后進(jìn)入再生塔再生,出塔尾甲烷化水分離器制得合格H2。氣中H2S體積分?jǐn)?shù)達(dá)25%左右再生后的貧液經(jīng)2裝置運(yùn)行過程中存在問題及解決措施換熱后分別去脫硫塔和濃縮塔。(2)脫碳:來自脫硫工段的脫硫氣從底部進(jìn)(1)在開車初期,進(jìn)第1中溫變換爐工藝氣入脫碳塔,與自上而下的NHD貧液逆流接觸氣溫度最好控制在250℃左右,由中溫?fù)Q熱器體中的CO2被溶劑吸收;從脫碳塔塔頂出塔的凈(E6202)旁路來調(diào)節(jié)。但由于E6202阻力小,旁化氣(CO2體積分?jǐn)?shù)<0.1%)經(jīng)分離器、氣-氣·路調(diào)節(jié)作用小,造成工藝氣溫度高(280℃左右)。換熱器后去甲烷化工段;從脫碳塔塔底出塔的富另外,預(yù)變換爐新裝催化劑初期活性好,在負(fù)荷低液經(jīng)水力透平回收靜壓能后進(jìn)入脫碳高閃槽部時(shí)預(yù)變換爐出口溫度有時(shí)高達(dá)400℃以上,影響分溶解的CO2和H2在此解吸并與脫硫閃蒸氣混第1中溫變換爐催化劑的活性。2005年12月停合,再經(jīng)閃壓機(jī)后去脫硫工段循環(huán)吸收;出脫碳高車時(shí)進(jìn)行了改造,在E6202出口主線上增設(shè)1個(gè)閃槽的溶液與脫硫貧液換熱氨冷器并減壓后進(jìn)DN0mm的大閘閥,通過閘閥和旁路的雙重調(diào)低閃槽在此解吸出的大部分溶解的CO2(體積分節(jié),基本能達(dá)到操作要求。數(shù)≥99.68%)送往尿素裝置;出低閃槽的富液經(jīng)(2)裝置剛開車時(shí),低溫變換爐進(jìn)口溫度難N2氣提再生后,貧液送脫碳塔。以控制。運(yùn)行過程中發(fā)現(xiàn)要將低變爐進(jìn)口溫度控1.3甲烷化制在214℃(指標(biāo)值),只有用F6205加水量來調(diào)甲烷化分制氫甲烷化和合成氨甲烷化,來自節(jié),無法建立正常液位操作,經(jīng)常出現(xiàn)低變進(jìn)口溫脫碳工序的凈化氣分成兩股,分別進(jìn)入合成氨甲度低于露點(diǎn)溫度而產(chǎn)生冷凝水,使低變阻力升高烷化和制氫甲烷化。在停車卸出低變催化劑時(shí)發(fā)現(xiàn)結(jié)塊,催化劑鉀流進(jìn)入合成氨甲烷化的凈化氣通過混合器與空失嚴(yán)重,損壞量比較大。經(jīng)過兩次改造,調(diào)溫副線分來的中壓N2混合(配氮),再經(jīng)合成氨甲烷化跨過蒸汽過熱器E65216,再增加1條旁路,主線增換熱器和甲烷化加熱器,進(jìn)入合成氨甲烷化爐加閘閥,E6205部分堵管。目前在高負(fù)荷運(yùn)行時(shí)(內(nèi)裝』05型催化劑);經(jīng)甲烷化反應(yīng)凈化氣中進(jìn)口溫度能維持正常指標(biāo),但E6216投用后,(CO+CO2)體積分?jǐn)?shù)降至10×10以下,再依次6205仍然無法建立正常液位,只能在相當(dāng)?shù)偷倪M(jìn)入合成氨甲烷化換熱器、合成氨甲烷化水冷器,液位下操作,如果關(guān)小主線閘閥,又影響系統(tǒng)壓最后進(jìn)合成氨甲烷化水分離器分離夾帶的冷凝降這主要是E6205換熱面積設(shè)計(jì)過大所致。改液,制得的合格精制氣送至壓縮工序。造前后工藝流程見圖1。R6203R6204R6203強(qiáng)品小中國煤化工改造mCNMHG圖1改造前、后工藝流程第35卷第4期化肥工業(yè)2008年8月(3)裝置第2次運(yùn)行一段時(shí)間后,預(yù)變換爐體積分?jǐn)?shù)42.62%)的結(jié)晶溫度在50℃左右,系阻力增加至160kPa,影響到整個(gè)系統(tǒng)壓降。停車統(tǒng)堵塞嚴(yán)重,無法運(yùn)行。造成此現(xiàn)象的原因在于后進(jìn)行催化劑過篩清灰,發(fā)現(xiàn)催化劑結(jié)塊,灰量很汽提氣去火炬的DN80mm管線與氣化高閃氣共多,主要是氣化工藝氣帶水、帶灰至變換。要保持用,氣體無法通過;汽提系統(tǒng)設(shè)備、管線沒有伴熱該系統(tǒng)壓降在正常水平,控制預(yù)變阻力是關(guān)鍵之保溫。,利用停車機(jī)會進(jìn)行催化劑過篩只是手段之為此,重新鋪設(shè)DN150mm管線至火炬,與氣要保持裝置長周期運(yùn)行,必須有另外的措施。目化高閃氣共用,保留原DN80mm線作為備用前考慮增加1臺并聯(lián)預(yù)變換爐,1臺阻力升高難DN100mm線出汽提系統(tǒng)段加夾套保溫,冷凝液以維持時(shí),進(jìn)行切換操作。分離器加伴熱保溫;在冷凝液分離器的液相出口(4)變換冷凝液汽提系統(tǒng)投用后,系統(tǒng)壓力增加1臺泵,并增設(shè)1股汽提塔出口高溫冷凝液很快升高至025MPa,與汽提蒸汽壓力相當(dāng),使回冷凝液分離器頂部。改造后,汽提系統(tǒng)操作基得蒸汽無法加入,汽提溫度下降至冷凝液溫度,冷本正常,但是操作稍有不慎,容易引起結(jié)晶堵塞。凝液閃蒸出的氣體(CO2體積分?jǐn)?shù)38.98%,NH3改造前后工藝流程見圖2不凝氣去氣化火炬不凝氣去氣化火19℃變換冷凝液025MPa低壓蒸汽25MP低壓蒸汽冷凝液去氣化冷凝液去磨煤冷凝液去氣化冷凝液去鼻改透前改造后圖2汽提系統(tǒng)改造前、后工藝流程(5)凈化裝置運(yùn)行后,系統(tǒng)加負(fù)荷至約70%保持供H2和供精制氣壓力,勢必給氣化爐保持時(shí),脫碳高壓閃蒸槽氣相帶液嚴(yán)重造成脫碳系統(tǒng)在4.0MPa壓力下操作壓力帶來困難。變換系統(tǒng)溶液瞬時(shí)減少,循環(huán)困難脫碳閃壓機(jī)缸體帶液,的阻力主要來自催化劑層操作上應(yīng)注意以下幾成為增加負(fù)荷的瓶頸。通過分析,認(rèn)為高壓閃蒸點(diǎn):要穩(wěn)定氣化洗滌塔的操作,減少工藝氣帶灰、槽內(nèi)部閃蒸空間偏小。為此,去掉上部10塊塔帶水;要嚴(yán)格控制各變換爐進(jìn)口溫度,防止產(chǎn)生冷板,增加兩層旋流板;第11層塔板增加接液環(huán)形凝水而使催化劑泡水結(jié)塊,尤其是剛開車引氣時(shí)開孔裝置,上部增加兩層絲網(wǎng),進(jìn)液管線下移至第的操作,暖管一定要徹底;在保證變換率的情況ll層塔板;去掉第12,13,15,16層塔板,第14層下,低溫變換爐的進(jìn)口溫度應(yīng)適當(dāng)控制得高一點(diǎn)。塔板中心圓盤直徑由10m改為1.6m,第17層(2)變換冷凝液汽提系統(tǒng)因汽提塔的設(shè)計(jì)壓塔板中心圓盤直徑由1.0m改為2.0m。改造力低,要防止超壓而損壞設(shè)備;系統(tǒng)容易結(jié)晶,要后操作壓力由1.20MPa提升至1.38MPa,系統(tǒng)經(jīng)常檢查導(dǎo)壓管,避免堵塞引起壓力儀表誤指示,負(fù)荷增加至90%左右時(shí)仍出現(xiàn)帶液現(xiàn)象。目前使蒸汽無法加入,導(dǎo)致系統(tǒng)溫度下降而造成銨鹽準(zhǔn)備增加1臺高壓閃蒸槽,與現(xiàn)有高壓閃蒸槽并結(jié)晶堵塞。聯(lián)運(yùn)行,該項(xiàng)目正在實(shí)施階段。H中國煤化工,避免氣量瞬時(shí)操作問題增CNMHG將導(dǎo)致因氣提塔空塔m(1)變換系統(tǒng)阻力降最高曾達(dá)到0.6MPa,要(下轉(zhuǎn)第43頁)第35卷第4期化肥工業(yè)2008年8月的任一點(diǎn)上氣體的參數(shù)都是隨時(shí)間改變的,所以(2)當(dāng)P1=260MPa時(shí),n=11.70,此時(shí)P2=氣流呈周期性的不穩(wěn)定流動。由于離心式壓縮機(jī)284MPa,取整為12級。中氣體的流動情況是很復(fù)雜的,同時(shí)也是很難確(3)當(dāng)P1=27.0MPa時(shí),n=12.15,此時(shí)P2=定的,所以對葉輪分析時(shí),一般采用理想氣體來分94MPa,取整為12級。析,并且在葉輪中的摩擦損失和邊界損失都忽略(4)當(dāng)P1=28.0MPa時(shí),n=12.60,此時(shí)P2=不計(jì)。由以上分析可知,透平機(jī)主平衡是由平衡30.6MPa,取整為13級。盤和浮動平衡盤來完成。平衡盤是利用其兩端氣(5)當(dāng)P1=29.0MPa時(shí),n=13.05,此時(shí)P2=體壓力差來平衡軸向力的零件,位于高壓端,其316MPa,取整為13級。側(cè)壓力可認(rèn)為是末級葉輪盤側(cè)的間隙中的氣體壓檢驗(yàn)n=l1時(shí)P2=P1+11×0.2=1.OP1,P1=力(高壓),另一端通進(jìn)口管,其壓力為進(jìn)口壓力l1×0.2/0.09=2445(MPa),得P2=265MPa平衡盤兩側(cè)壓力差就使轉(zhuǎn)子受到一個(gè)與軸向相反通過以上計(jì)算后得到的葉輪數(shù)不是一個(gè)準(zhǔn)確的力,其大小取決于平衡盤兩側(cè)的受力面積。因數(shù)值需要根據(jù)接近情況加以取舍,就可以得到滿此,可以通過增減葉輪數(shù)來解決平衡盤兩側(cè)受力意的結(jié)果。平衡的問題,也就能從純力學(xué)角度來處理。2.2TC620/32-12機(jī)組可見,機(jī)組要達(dá)到穩(wěn)定運(yùn)行就要滿足平衡盤該機(jī)組額定工況下進(jìn)口壓力P1=292MPa,進(jìn)口與出口受力平衡,即F1=F20當(dāng)進(jìn)口壓力為出口壓力P2=31.4MPa,葉輪數(shù)n=12。P1、受力面積為S1出口壓力為P2受力面積為按上述方式求得讠=1.075,8=0.1833MPaS2,由力學(xué)原理F=PXS,平衡時(shí)P1XS1=P2(1)當(dāng)P1=25MPa時(shí),n=10是比較適宜的。S2,這樣就有i=S1/S2=P2P1。而每級葉輪提壓(2)當(dāng)P1=26MPa時(shí),n=11l是比較適宜的。也是恒量,即8=(P2-P1)n,則P2=P1+nx8。(3)當(dāng)P1=27MPa時(shí),n=1l是比較適宜的。2氨循環(huán)壓縮機(jī)葉輪數(shù)的確定(4)當(dāng)P1=28MPa時(shí),n=11是比較適宜的。(5)當(dāng)P1=29MPa時(shí),n=12是比較適宜的。2.1TC450/32-13機(jī)組以上結(jié)果也同樣存在取舍問題。機(jī)組額定工況是:進(jìn)口壓力P1=288MPa,出口壓力P2=31.4MP,葉輪數(shù)n=13。則每級葉3結(jié)語輪提壓后,8=(P2-P1)/n=(31.4-28.8)/13=具體改造措施:卸去多余的葉輪,用同等軸向0. 2(MPa)長度的定距套來替代,保證了軸向定位條件;有條對某一平衡狀態(tài),平衡時(shí)平衡常數(shù)i=S1/S2=件的企業(yè)可卸去葉輪的隔板而換用盲隔板,可以P2/P1=314/28.8=1.09,這在不同工況下均為恒減少出口氣體流道摩擦阻力,改善機(jī)組運(yùn)行環(huán)境定值,則末級壓力(出口壓力)P2=P1+nx8減少不必要的能源損失該機(jī)組工作壓力為25.0~290MPa,不同壓改造實(shí)施后效果明顯適用于在不同工況下力下的葉輪數(shù)分析如下。穩(wěn)定運(yùn)行,改善了機(jī)組自身平衡條件,能夠保持良(1)當(dāng)P1=25.0MPa時(shí),n=(P2-P1)/6=好的運(yùn)行狀態(tài);改造后每減一級葉輪可節(jié)電約0.09×25/0.2=11.25,此時(shí)P2=272MPa,取整10%左右,經(jīng)濟(jì)效益明顯。為11級是比較適宜于運(yùn)行工況的。(收稿日期2007-07-17)必必必必必必必必必必你必(上接第41頁)置安穩(wěn)長優(yōu)運(yùn)行并達(dá)到滿負(fù)荷生產(chǎn)能力,還得更結(jié)語加精心維護(hù),通過不斷地整改和革新,早發(fā)現(xiàn)問題中國煤化工讓操作人員能得金陵分公司水煤漿改造項(xiàng)目一次投料開車成功,裝置投產(chǎn)后又經(jīng)過兩次比較全面的技術(shù)改造,HCNMHG,人員可靠管理川別文主地1。目前已基本達(dá)到90%負(fù)荷生產(chǎn)能力。要保持裝(收稿日期2007405-10)