水煤浆净化装置运行过程中存在的问题及对策

第35卷第4期化肥工业2008年8月水煤浆净化装置运行过程中存在的问题及对策童武元(中石化金陵分公司南京210033)摘要水煤浆装置开车至今,先后出現诸多问题。通过分析原因,找出问题所在,进行系列整改,消除缺陷目前已能达90%负荷的生产能力关键词水煤浆阻力降带液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浆改造工程是炼油变废热锅炉生产40MPa(绝压)中压蒸汽及锅炉化肥资源优化及化肥原料路线改造的技改工程给水加热器加热锅炉水,然后进入第2中温变换其工艺路线采用德士古水煤浆气化→CO耐硫变炉(炉内装有两段耐硫变换催化剂);出第2中温换→NHD脱硫脱碳→甲烷化气体精制→氨合成。变换炉的变换气(CO体积分数1.1%)进入第2净化部分包括CO耐硫变换、NHD脱硫脱碳以及中变废热锅炉生产0.6MPa(绝压)低压蒸汽,然甲烷化气体精制,脱碳冷量取自辅助制冷装置氨后进入低温变换炉(内装两段耐硫变换催化剂);吸收制冷。净化装置于2003年10月18日开始出低温变换炉的变换气(CO体积分数0.4%)依施工建设,2005年9月29日向炼油装置供H2,次进入低变废热锅炉产生0.6MPa(绝压)低压蒸次开车成功。汽0.25MPa废锅,然后进入脱盐水加热器、变换1净化工艺介绍气水冷器,分离冷凝液后的变换气送至NHD脱硫脱碳工段。1.1变换1.2脱硫脱碳采用两段中温变换串低温变换。脱硫脱碳采用NHD技术,该技术应用于大型由气化送来的汽气比为1.35的半水煤气经装置尚属首次。煤气水分离器、中变换热器升温及预变换炉除去(1)脱硫:来自变换工段的变换气与脱碳气微小颗粒后进入第1中温变换炉;第1中温变换换热降温后,从底部进入脱硫塔,与NHD贫液逆炉分上下两段炉内装有两段耐硫变换催化剂催流接触绝大部分H2S和部分CO2被吸收,从脱化剂段间配有煤气激冷管线;出第1中温变换炉硫塔楼而出塔的脱硫气(总硫体积分数<5的气体经甲烷化加热器、中温换热器进入第1中10中国煤化工塔的富液经水力CNMHG本文作者的联系电话:02558971423第35卷第4期化肥工业2008年8月透平回收能量后进脱硫高压闪蒸槽,闪蒸气去脱进人制氢甲烷化的净化气经制氢甲烷化换热碳闪压机富液进浓缩塔进一步降压闪蒸;浓缩塔器和甲烷化加热器,进入制氢甲烷化炉(内装塔顶用部分贫液来吸收闪蒸气和脱硫闪压机来气J05型催化剂);经甲烷化反应,氢气中(CO体中的H2S,未被吸收的CO2放空,放空气中H2SCO2)体积分数降至10×10°以下,再依次进入制体积分数<100×10-6;出浓缩塔的富液经板式换氢甲烷化换热器制氢甲烷化水冷器,最后经制氢热器两级闪蒸与换热后进入再生塔再生,出塔尾甲烷化水分离器制得合格H2。气中H2S体积分数达25%左右再生后的贫液经2装置运行过程中存在问题及解决措施换热后分别去脱硫塔和浓缩塔。(2)脱碳:来自脱硫工段的脱硫气从底部进(1)在开车初期,进第1中温变换炉工艺气入脱碳塔,与自上而下的NHD贫液逆流接触气温度最好控制在250℃左右,由中温换热器体中的CO2被溶剂吸收;从脱碳塔塔顶出塔的净(E6202)旁路来调节。但由于E6202阻力小,旁化气(CO2体积分数<0.1%)经分离器、气-气·路调节作用小,造成工艺气温度高(280℃左右)。换热器后去甲烷化工段;从脱碳塔塔底出塔的富另外,预变换炉新装催化剂初期活性好,在负荷低液经水力透平回收静压能后进入脱碳高闪槽部时预变换炉出口温度有时高达400℃以上,影响分溶解的CO2和H2在此解吸并与脱硫闪蒸气混第1中温变换炉催化剂的活性。2005年12月停合,再经闪压机后去脱硫工段循环吸收;出脱碳高车时进行了改造,在E6202出口主线上增设1个闪槽的溶液与脱硫贫液换热氨冷器并减压后进DN0mm的大闸阀,通过闸阀和旁路的双重调低闪槽在此解吸出的大部分溶解的CO2(体积分节,基本能达到操作要求。数≥99.68%)送往尿素装置;出低闪槽的富液经(2)装置刚开车时,低温变换炉进口温度难N2气提再生后,贫液送脱碳塔。以控制。运行过程中发现要将低变炉进口温度控1.3甲烷化制在214℃(指标值),只有用F6205加水量来调甲烷化分制氢甲烷化和合成氨甲烷化,来自节,无法建立正常液位操作,经常出现低变进口温脱碳工序的净化气分成两股,分别进入合成氨甲度低于露点温度而产生冷凝水,使低变阻力升高烷化和制氢甲烷化。在停车卸出低变催化剂时发现结块,催化剂钾流进入合成氨甲烷化的净化气通过混合器与空失严重,损坏量比较大。经过两次改造,调温副线分来的中压N2混合(配氮),再经合成氨甲烷化跨过蒸汽过热器E65216,再增加1条旁路,主线增换热器和甲烷化加热器,进入合成氨甲烷化炉加闸阀,E6205部分堵管。目前在高负荷运行时(内装』05型催化剂);经甲烷化反应净化气中进口温度能维持正常指标,但E6216投用后,(CO+CO2)体积分数降至10×10以下,再依次6205仍然无法建立正常液位,只能在相当低的进入合成氨甲烷化换热器、合成氨甲烷化水冷器,液位下操作,如果关小主线闸阀,又影响系统压最后进合成氨甲烷化水分离器分离夹带的冷凝降这主要是E6205换热面积设计过大所致。改液,制得的合格精制气送至压缩工序。造前后工艺流程见图1。R6203R6204R6203强品小中国煤化工改造mCNMHG图1改造前、后工艺流程第35卷第4期化肥工业2008年8月(3)装置第2次运行一段时间后,预变换炉体积分数42.62%)的结晶温度在50℃左右,系阻力增加至160kPa,影响到整个系统压降。停车统堵塞严重,无法运行。造成此现象的原因在于后进行催化剂过筛清灰,发现催化剂结块,灰量很汽提气去火炬的DN80mm管线与气化高闪气共多,主要是气化工艺气带水、带灰至变换。要保持用,气体无法通过;汽提系统设备、管线没有伴热该系统压降在正常水平,控制预变阻力是关键之保温。,利用停车机会进行催化剂过筛只是手段之为此,重新铺设DN150mm管线至火炬,与气要保持装置长周期运行,必须有另外的措施。目化高闪气共用,保留原DN80mm线作为备用前考虑增加1台并联预变换炉,1台阻力升高难DN100mm线出汽提系统段加夹套保温,冷凝液以维持时,进行切换操作。分离器加伴热保温;在冷凝液分离器的液相出口(4)变换冷凝液汽提系统投用后,系统压力增加1台泵,并增设1股汽提塔出口高温冷凝液很快升高至025MPa,与汽提蒸汽压力相当,使回冷凝液分离器顶部。改造后,汽提系统操作基得蒸汽无法加入,汽提温度下降至冷凝液温度,冷本正常,但是操作稍有不慎,容易引起结晶堵塞。凝液闪蒸出的气体(CO2体积分数38.98%,NH3改造前后工艺流程见图2不凝气去气化火炬不凝气去气化火19℃变换冷凝液025MPa低压蒸汽25MP低压蒸汽冷凝液去气化冷凝液去磨煤冷凝液去气化冷凝液去鼻改透前改造后图2汽提系统改造前、后工艺流程(5)净化装置运行后,系统加负荷至约70%保持供H2和供精制气压力,势必给气化炉保持时,脱碳高压闪蒸槽气相带液严重造成脱碳系统在4.0MPa压力下操作压力带来困难。变换系统溶液瞬时减少,循环困难脱碳闪压机缸体带液,的阻力主要来自催化剂层操作上应注意以下几成为增加负荷的瓶颈。通过分析,认为高压闪蒸点:要稳定气化洗涤塔的操作,减少工艺气带灰、槽内部闪蒸空间偏小。为此,去掉上部10块塔带水;要严格控制各变换炉进口温度,防止产生冷板,增加两层旋流板;第11层塔板增加接液环形凝水而使催化剂泡水结块,尤其是刚开车引气时开孔装置,上部增加两层丝网,进液管线下移至第的操作,暖管一定要彻底;在保证变换率的情况ll层塔板;去掉第12,13,15,16层塔板,第14层下,低温变换炉的进口温度应适当控制得高一点。塔板中心圆盘直径由10m改为1.6m,第17层(2)变换冷凝液汽提系统因汽提塔的设计压塔板中心圆盘直径由1.0m改为2.0m。改造力低,要防止超压而损坏设备;系统容易结晶,要后操作压力由1.20MPa提升至1.38MPa,系统经常检查导压管,避免堵塞引起压力仪表误指示,负荷增加至90%左右时仍出现带液现象。目前使蒸汽无法加入,导致系统温度下降而造成铵盐准备增加1台高压闪蒸槽,与现有高压闪蒸槽并结晶堵塞。联运行,该项目正在实施阶段。H中国煤化工,避免气量瞬时操作问题增CNMHG将导致因气提塔空塔m(1)变换系统阻力降最高曾达到0.6MPa,要(下转第43页)第35卷第4期化肥工业2008年8月的任一点上气体的参数都是随时间改变的,所以(2)当P1=260MPa时,n=11.70,此时P2=气流呈周期性的不稳定流动。由于离心式压缩机284MPa,取整为12级。中气体的流动情况是很复杂的,同时也是很难确(3)当P1=27.0MPa时,n=12.15,此时P2=定的,所以对叶轮分析时,一般采用理想气体来分94MPa,取整为12级。析,并且在叶轮中的摩擦损失和边界损失都忽略(4)当P1=28.0MPa时,n=12.60,此时P2=不计。由以上分析可知,透平机主平衡是由平衡30.6MPa,取整为13级。盘和浮动平衡盘来完成。平衡盘是利用其两端气(5)当P1=29.0MPa时,n=13.05,此时P2=体压力差来平衡轴向力的零件,位于高压端,其316MPa,取整为13级。侧压力可认为是末级叶轮盘侧的间隙中的气体压检验n=l1时P2=P1+11×0.2=1.OP1,P1=力(高压),另一端通进口管,其压力为进口压力l1×0.2/0.09=2445(MPa),得P2=265MPa平衡盘两侧压力差就使转子受到一个与轴向相反通过以上计算后得到的叶轮数不是一个准确的力,其大小取决于平衡盘两侧的受力面积。因数值需要根据接近情况加以取舍,就可以得到满此,可以通过增减叶轮数来解决平衡盘两侧受力意的结果。平衡的问题,也就能从纯力学角度来处理。2.2TC620/32-12机组可见,机组要达到稳定运行就要满足平衡盘该机组额定工况下进口压力P1=292MPa,进口与出口受力平衡,即F1=F20当进口压力为出口压力P2=31.4MPa,叶轮数n=12。P1、受力面积为S1出口压力为P2受力面积为按上述方式求得讠=1.075,8=0.1833MPaS2,由力学原理F=PXS,平衡时P1XS1=P2(1)当P1=25MPa时,n=10是比较适宜的。S2,这样就有i=S1/S2=P2P1。而每级叶轮提压(2)当P1=26MPa时,n=11l是比较适宜的。也是恒量,即8=(P2-P1)n,则P2=P1+nx8。(3)当P1=27MPa时,n=1l是比较适宜的。2氨循环压缩机叶轮数的确定(4)当P1=28MPa时,n=11是比较适宜的。(5)当P1=29MPa时,n=12是比较适宜的。2.1TC450/32-13机组以上结果也同样存在取舍问题。机组额定工况是:进口压力P1=288MPa,出口压力P2=31.4MP,叶轮数n=13。则每级叶3结语轮提压后,8=(P2-P1)/n=(31.4-28.8)/13=具体改造措施:卸去多余的叶轮,用同等轴向0. 2(MPa)长度的定距套来替代,保证了轴向定位条件;有条对某一平衡状态,平衡时平衡常数i=S1/S2=件的企业可卸去叶轮的隔板而换用盲隔板,可以P2/P1=314/28.8=1.09,这在不同工况下均为恒减少出口气体流道摩擦阻力,改善机组运行环境定值,则末级压力(出口压力)P2=P1+nx8减少不必要的能源损失该机组工作压力为25.0~290MPa,不同压改造实施后效果明显适用于在不同工况下力下的叶轮数分析如下。稳定运行,改善了机组自身平衡条件,能够保持良(1)当P1=25.0MPa时,n=(P2-P1)/6=好的运行状态;改造后每减一级叶轮可节电约0.09×25/0.2=11.25,此时P2=272MPa,取整10%左右,经济效益明显。为11级是比较适宜于运行工况的。(收稿日期2007-07-17)必必必必必必必必必必你必(上接第41页)置安稳长优运行并达到满负荷生产能力,还得更结语加精心维护,通过不断地整改和革新,早发现问题中国煤化工让操作人员能得金陵分公司水煤浆改造项目一次投料开车成功,装置投产后又经过两次比较全面的技术改造,HCNMHG,人员可靠管理川别文主地1。目前已基本达到90%负荷生产能力。要保持装(收稿日期2007405-10)