小氮肥第39卷第7期2011年7月造氣系統(tǒng)改造運(yùn)行總結(jié)蘭慧梅王維兵(山西蘭花科技創(chuàng)業(yè)股份有限公司化肥分公司晉城048000)0前言爐的頂部至上行閥間的“盲腸”空間。由于“盲腸”空間過大,在煤氣爐制氣循環(huán)過程中,當(dāng)下吹山西蘭花科技創(chuàng)業(yè)股份有限公司化肥分公司制氣階段完成轉(zhuǎn)上吹階段時(shí),“盲腸”空間內(nèi)貯存日產(chǎn)氨醇720t,現(xiàn)有3套造氣裝置,正常生產(chǎn)開的蒸汽不經(jīng)反應(yīng)隨上吹煤氣進(jìn)入洗滌塔,不僅浪80臺(tái)機(jī)[以1臺(tái)機(jī)17m3/min(標(biāo)態(tài))計(jì)],共開煤費(fèi)蒸汽,而且不利于降低煤氣溫度,同時(shí)又影響半氣爐13~14臺(tái)。其中1”系統(tǒng)Φ2610mm直筒形水煤氣氣質(zhì)。煤氣爐2~3臺(tái),1臺(tái)D400型風(fēng)機(jī);2″系統(tǒng)2蒸汽管道φ2800mm錐形煤氣爐6臺(tái),2臺(tái)D600型風(fēng)機(jī);煤氣爐蒸汽系統(tǒng),為一拖三格局,緩沖罐體積3系統(tǒng)φ2650mm直筒形煤氣爐6臺(tái),D500型為18-21m3,入爐蒸汽管道為φ273mm,緩沖效風(fēng)機(jī)2臺(tái);3套造氣裝置并聯(lián)使用1座容量果差,入爐蒸汽壓力波動(dòng)大,氣化條件較差,蒸汽10000m3(標(biāo)態(tài))的氣柜。造氣系統(tǒng)自2006年分解率低顯熱回收改造后,由于發(fā)氣量增多,存在系統(tǒng)阻力1.3煤氣系統(tǒng)管道及閥門大、蒸汽壓力波動(dòng)大等問題,運(yùn)行狀況不夠穩(wěn)定。煤氣系統(tǒng)為3臺(tái)煤氣爐共用1套洗滌系統(tǒng),單于2010年初開始對(duì)煤氣爐進(jìn)行先期改造,并于爐均設(shè)計(jì)有水封,管道行程長(zhǎng)、彎頭多,導(dǎo)致阻力2010年6月大修期間對(duì)3套造氣裝置共17臺(tái)煤大,存在爐內(nèi)有氣送不出的現(xiàn)象;單爐煤氣系統(tǒng)上氣爐蒸汽管網(wǎng)進(jìn)行了系統(tǒng)改造行、下行、吹風(fēng)等閥門均為DN6o0mm,理論上爐膛1改造前狀況及存在問題面積與閥門面積之比為14:1,尤其φ2800mm煤氣爐系統(tǒng),各閥門通徑應(yīng)擴(kuò)大到DN700mm較為1.1爐體適宜,因此,存在煤氣閥門通徑偏小,送氣阻力增生產(chǎn)裝置產(chǎn)能不斷擴(kuò)大后,造氣系統(tǒng)各單元大,不利于提高單爐產(chǎn)氣量。煤氣爐投產(chǎn)時(shí)間不同,煤氣爐高徑比不統(tǒng)一,有效炭層低,不利于降低原料煤消耗。上行煤氣為側(cè)2改造方案出,上行閥位置處于上行除塵器出口,增加了煤氣本著“簡(jiǎn)化流程、降低阻力、提高發(fā)氣量、降必必必必必必必必必必必必必必必必必必必必必必必必如必你分必必必必必空分裝置所需的一部分液氨由冰機(jī)產(chǎn)的液氨供喘振問題的解決是非常重要的技術(shù)問題。由于冰給,不足部分由液氨貯罐供給;③在設(shè)計(jì)冷凍裝置機(jī)裝置中物料的工作狀態(tài)的特殊性,給離心式壓氨貯槽的大小時(shí),把開、停車時(shí)的液氨浮動(dòng)量考慮縮機(jī)喘振問題的解決帶來了一些比較突出的技術(shù)進(jìn)去。對(duì)離心式壓縮機(jī),一段入口的防喘振流量問題。解決這些問題的基礎(chǔ):①深入了解氨的液循環(huán)一經(jīng)建立起來就會(huì)形成冰機(jī)裝置內(nèi)部的自身化和氣化特性;②深入了解離心式壓縮機(jī)不同工循環(huán),空分裝置來的氣氨就不需再分出一部分供作狀態(tài)下的特性;③深入了解冰機(jī)工藝管道流程壓縮機(jī)一段,全部自用,除非壓縮機(jī)負(fù)荷增加。配置中中國(guó)煤化工理變化狀態(tài)和過4結(jié)語程。只CNMHG心式壓縮機(jī)的喘振問題才有可能合理地解決采用離心式壓縮機(jī)的冷凍工藝流程設(shè)計(jì)中,(收稿日期2010-11-11)氮肥第39卷第7期2011年7月低消耗”的原則,先對(duì)2″造氣系統(tǒng)的6臺(tái)煤氣爐2.3單爐煤氣系統(tǒng)管道及閥門改造進(jìn)行了改造。(1)上行閥由DN600mm改為DN800mm,2.1煤氣爐本體改造安裝在造氣爐頂部與旋風(fēng)除塵器平行碰口;上(1)煤氣爐體本體夾套上部增高了300mm行閥出口變徑(Φ800mm變?chǔ)?000mm),變煤氣爐總高度達(dá)6100mm,高徑比達(dá)到2:1.18,徑內(nèi)部Φ800mm管道延長(zhǎng)600mm作為內(nèi)襯托上行煤氣由側(cè)出改為頂出,增加煤氣爐內(nèi)有效炭撐,用耐火材料填實(shí);上行管道中部安裝1只膨?qū)痈叨取Ｃ浌?jié),最大限度減少高溫膨脹對(duì)上行閥使用周2)隨著上行煤氣由側(cè)出改為頂出,為不影期的影響響除塵效果及簡(jiǎn)化工藝管線,旋風(fēng)除塵器高度也(2)下行閥和吹風(fēng)閥由DN600mm改為相應(yīng)增高至與上行管道平行。DN700mm,管道相應(yīng)擴(kuò)徑;下行閥位置盡可能靠(3)在夾套上部約200mm處,新增4個(gè)測(cè)溫近煤氣爐;拆除原單爐水封,在煤氣總管與旋風(fēng)除點(diǎn),便于監(jiān)測(cè)氣化層溫度;東西灰犁新增2個(gè)測(cè)溫塵器之間增設(shè)2只煤氣總閥,達(dá)到縮短工藝管道點(diǎn),便于監(jiān)控灰渣溫度,以控制下灰速度。行程、降低系統(tǒng)阻力的目的。(4)對(duì)破渣條作加高增厚改造,延長(zhǎng)使用壽(3)回收閥由DN600mm改為DN700mm,提命和煤氣爐強(qiáng)負(fù)荷生產(chǎn)周期。高空氣通過燃料層流速、提高吹風(fēng)效率、降低吹風(fēng)(5)對(duì)破渣條形狀進(jìn)行改造,并與內(nèi)防流板阻力和提高單爐氣化強(qiáng)度。鑄為一體,內(nèi)防流板向下傾斜45°,減少積灰對(duì)夾2.4油路系統(tǒng)改造套內(nèi)壁的腐蝕,延長(zhǎng)夾套內(nèi)壁和內(nèi)防流板的使用(1)由于各液壓閥增大后,原油管不配套,對(duì)周期。油壓管道重新整理和改造,以解決油壓閥門動(dòng)作2.2蒸汽管網(wǎng)改造緩慢影響爐況的問題。(1)鍋爐蒸汽出口管線中增加1臺(tái)中壓蒸汽(2)解決上、下吹蒸汽不同步的弊端。緩沖罐,中壓蒸汽緩沖罐岀口蒸汽分配到各套煤氣系統(tǒng)的入爐蒸汽緩沖罐,每臺(tái)入爐蒸汽緩沖罐3改造效果出口再分配到3臺(tái)煤氣爐,造氣系統(tǒng)蒸汽緩沖罐(1)對(duì)爐體進(jìn)行增高改造后,爐內(nèi)有效炭層自成體系,鍋爐生產(chǎn)的蒸汽壓力波動(dòng)不影響造氣由1.8m增高為2.5m,嚴(yán)格按工藝要求進(jìn)行原蒸汽系統(tǒng)。料配比,充分發(fā)揮現(xiàn)有風(fēng)機(jī)性能,提高燃料層通風(fēng)(2)人爐蒸汽總管由原φ273mm擴(kuò)徑為效率;根據(jù)夾套及灰犁測(cè)溫點(diǎn)溫度變化,判斷并控Φ530mm;蒸汽支管由原φ219mm擴(kuò)徑為制氣化層的變化,進(jìn)行及時(shí)有效調(diào)節(jié);煤氣爐強(qiáng)負(fù)Φ273mm;爐蒸汽閥門通徑也相應(yīng)擴(kuò)大。荷運(yùn)行周期由原8個(gè)月左右延長(zhǎng)至12~15個(gè)月。(3)2造氣系統(tǒng)人爐蒸汽閥組由三樓移至二使用上吹加氮后,單爐氣量明顯增加,由原15臺(tái)樓,更接近爐體,縮短蒸汽管道行程,減小管道阻煤氣爐供80臺(tái)機(jī)至現(xiàn)在的13臺(tái)煤氣爐供80臺(tái)力,降低蒸汽流速,延長(zhǎng)蒸汽與氣化層的接觸時(shí)機(jī),單耗下降幅度較大。間,提高蒸汽分解率。(2)對(duì)單爐煤氣系統(tǒng)部分管道及閥門擴(kuò)徑(4)下吹蒸汽管道由原上行煤氣管道側(cè)入改后,單系統(tǒng)阻力下降了1~2kPa;上行閥位置更換為爐體頂部?jī)蓚?cè)入爐,管道制作成φ273mm的后,有效緩解生產(chǎn)系統(tǒng)蒸汽緊張局面,可少開1臺(tái)六邊形環(huán)管,環(huán)管下方設(shè)6個(gè)均布的φ159mm鍋爐,煤氣溫度下降幅度明顯。噴嘴,改變了蒸汽流向,分布更均勻,提高了蒸汽(3)蒸汽管網(wǎng)改造后,入爐蒸汽壓力明顯降分解率。低,入爐蒸中國(guó)煤化正現(xiàn)上吹蒸汽(5)上吹加氮改造,自行改進(jìn)設(shè)計(jì)上吹加氮流量大、流CNMHG操作,延長(zhǎng)了噴射器,徹底解決了由于噴射器設(shè)計(jì)不合理導(dǎo)致蒸汽并增加氣化層時(shí)們雙按胛時(shí),蒸汽分解率空氣蒸汽配比失調(diào)的弊端。提高,有效改善了半水煤氣氣體成分。半水煤氣小氮肥第39卷第7期2011年7月脫碳?xì)饧状即呋瘎┥郎剡€原總結(jié)岳崇建(江蘇南京敦先化工科技有限公司210044)山西蘭花科創(chuàng)股份有限公司陽(yáng)城分公司現(xiàn)已經(jīng)中心管進(jìn)入上絕熱層反應(yīng);另一部分氣體由醇有合成氨生產(chǎn)能力80kt/a尿素13ka。208年化塔下部進(jìn)入內(nèi)外筒之間的環(huán)隙,再經(jīng)下降管進(jìn)5月,采用湖南安淳公司設(shè)計(jì)的醇烴化凈化工藝入冷管束,移走內(nèi)冷層的催化劑反應(yīng)熱。2股氣取代銅洗工序。由于上一爐催化劑在采用脫碳?xì)怏w在混合分布器Ⅱ混合后進(jìn)入第2絕熱層反應(yīng),高氫還原初期曾經(jīng)歷超溫,還原后催化劑活性大再經(jīng)冷管層反應(yīng)后,進(jìn)入分氣筒徑向段,經(jīng)徑向筐幅下降,使用初期不僅熱點(diǎn)溫度高,而且位置下與內(nèi)筒的環(huán)隙進(jìn)入下部換熱器管間,與進(jìn)塔的未移,致使醇化系統(tǒng)運(yùn)行2個(gè)月后,被迫停車更換催反應(yīng)氣體換熱后出塔,約180℃的出塔氣體進(jìn)入化劑。φ1000m醇化塔裝填6.96m3常州金醇化預(yù)熱器管內(nèi),與醇化油分離器來氣換熱后溫洲催化劑有限公司生產(chǎn)的C207-1型催化劑,采用度降至80℃以下;經(jīng)醇化水冷器進(jìn)一步降低溫度脫碳?xì)飧邭溥€原。2010年3月13日還原結(jié)束,后,進(jìn)入甲醇分離器,將粗甲醇分離下來,分醇后醇化系統(tǒng)各項(xiàng)工藝指標(biāo)均達(dá)到了設(shè)計(jì)要求。部分氣體經(jīng)醇洗塔洗滌后送入壓縮機(jī)六段,另1醇化系統(tǒng)部分氣體送入循環(huán)機(jī)加壓,再經(jīng)醇化油分離器分離油水后與新鮮氣混合,進(jìn)入下一輪循環(huán)。1.1工藝流程1.2主要設(shè)備醇化系統(tǒng)工藝流程見圖1。醇化系統(tǒng)主要設(shè)備見表1。壓縮機(jī)五段表1醇化系統(tǒng)主要設(shè)備來原料氣「醇化油L「醇化分離器預(yù)熱器醇化塔設(shè)備名稱設(shè)備參數(shù)醇化塔φ1000mm×17986mm,1臺(tái)醇洗塔壓縮機(jī)六段醇化預(yù)熱器中884水冷器分離器醇化水冷器1400mm×849mm,l臺(tái)醇化油分離器中800mmx6500mm,1臺(tái)粗甲醇甲醇分離器Φ800mmx6500mm,1臺(tái)循環(huán)機(jī)醉洗塔φ800mm×9276mm,l臺(tái)圖1醇化系統(tǒng)工藝流程循環(huán)機(jī)2D86/130-150,2臺(tái)壓縮機(jī)五段來的12.5MPa原料氣[q(CO)1%~2%,q(CO2)≤0.4%]經(jīng)醇化油分離器分離2升溫還原油水后,進(jìn)入醇化預(yù)熱器管間,換熱后進(jìn)入醇化塔2.1升溫還原基本步驟下部的換熱器管內(nèi),與管間的出塔熱氣體換熱后(1)用合格的脫碳?xì)庵脫Q醇化系統(tǒng)回路,其中②必必必②必必必必必必必必必必必必必中q(CO2)由原9%左右降至6%~7%,p(CO+爐產(chǎn)氣量由5800m3/h增加至6500m3/h,僅此H2)由原70%提高至72%~73%,φ(CH4)由原項(xiàng),按改造后的6臺(tái)爐計(jì)算,經(jīng)濟(jì)效益相當(dāng)可1.8%~2.0%降至1.2%~1.4%。觀。節(jié)化生氣系統(tǒng)未安裝蒸中國(guó)煤化工汽流量約184萬元,很綜合經(jīng)濟(jì)效益分析快就能CNMHG造氣系統(tǒng)改造后,單爐發(fā)氣量明顯增加,每臺(tái)(收到修改稿日期201103-17)