Φ4400mm無飽和塔全低變系統(tǒng)運(yùn)行總結(jié)

張瑞中

(晉煤冀州銀海化肥有限責(zé)任公司河北冀州053200)

Φ4400mm無飽和塔全低變系統(tǒng)運(yùn)行總結(jié)

張瑞中

(晉煤冀州銀海化肥有限責(zé)任公司河北冀州053200)

晉煤冀州銀?；视邢挢?zé)任公司變換系統(tǒng)有3套裝置，其中Φ4400mm變換裝置于2010年5月建成投運(yùn)，采用無飽和塔全低變工藝，設(shè)計(jì)能力150kt/a合成氨，運(yùn)行壓力0.8MPa。

1 工藝流程

氣體流程:來自于壓縮機(jī)二段出口的半水煤氣(含CO體積分?jǐn)?shù)28%)經(jīng)絲網(wǎng)除沫器分離過濾油水后進(jìn)入除塵劑爐進(jìn)一步凈化氣體中雜質(zhì)，先后經(jīng)熱交換器、中間熱交換器分別與第2變換爐二段和第2變換爐一段出口的變換氣換熱;半水煤氣(溫度260℃)進(jìn)入第1噴水汽化器增濕、降溫至200℃;經(jīng)第1變換爐一段后，氣體(溫度350～380℃，CO體積分?jǐn)?shù)16%)進(jìn)第1變換爐二段的高溫水解段，將其中的有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為無機(jī)硫;再次進(jìn)入第2噴水汽化器增濕、降溫至200℃后，去第2變換爐一段;第2變換爐一段出口氣體(溫度300℃，CO體積分?jǐn)?shù)6%)與半水煤氣換熱降溫至180℃后進(jìn)入第2變換爐二段，氣體中含有的少量CO進(jìn)行變換反應(yīng)，達(dá)到生產(chǎn)工藝要求的變換氣(CO體積分?jǐn)?shù)3%)在熱交換器與半水煤氣換熱降溫至170℃，再經(jīng)水加熱器與送至噴水汽化器的水換熱后，溫度降至45～50℃;最后進(jìn)入熱水塔降溫至約40℃送變換氣脫硫系統(tǒng)。

水流程:脫鹽水經(jīng)緩沖罐加壓后補(bǔ)充至熱水塔入口，熱水塔出口的水進(jìn)入水加熱器下段冷卻變換氣后分2路:一路經(jīng)噴水泵加壓后送入水加熱器上段提溫至165℃送至2臺噴水汽化器;另一路經(jīng)串聯(lián)的2臺板式換熱器，經(jīng)循環(huán)水降溫后由熱水泵送至熱水塔，變換氣再與其換熱、降溫。

2 工藝指標(biāo)及主要設(shè)備

半水煤氣:流量65000m3/h(標(biāo)態(tài))，壓力≤0.85MPa，其主要成分(體積分?jǐn)?shù))為CO28.0%，CO27.5%，O2＜0.4%;

第1變換爐氣體溫度:一段入口200℃，熱點(diǎn)約365℃，二段入口約365℃，熱點(diǎn)約365℃;

第2變換爐氣體溫度:一段入口200℃，熱點(diǎn)約300℃，二段入口180℃，熱點(diǎn)約210℃;

噸氨耗蒸汽:約200kg(1.1～1.4MPa);

系統(tǒng)阻力:＜0.06MPa;

變換氣:H2S質(zhì)量濃度≥1.0g/m3(標(biāo)態(tài))，CO體積分?jǐn)?shù)3.0%;

補(bǔ)水(脫鹽水):電導(dǎo)率≤0.5μS/cm，懸浮物質(zhì)量濃度≤1mg/L。

主要設(shè)備參數(shù)見表1。

表1 主要設(shè)備參數(shù)

3 全低變系統(tǒng)運(yùn)行狀況

全低變系統(tǒng)運(yùn)行參數(shù)見表2。

表2 全低變系統(tǒng)運(yùn)行參數(shù)

從初期運(yùn)行數(shù)據(jù)(2010年7月23日)看，噸氨蒸汽耗量和變換爐進(jìn)口氣體溫度、熱點(diǎn)溫度基本符合設(shè)計(jì)要求，但系統(tǒng)阻力偏高。從近期運(yùn)行數(shù)據(jù)(2014年8月5日)看，噸氨耗蒸汽基本符合設(shè)計(jì)要求，但一段平面溫差偏大、系統(tǒng)阻力偏高。

4 運(yùn)行中出現(xiàn)的問題

(1)噴水泵入口氣阻現(xiàn)象。開車初期即出現(xiàn)噴水泵抽空、增濕器出口溫度暴升現(xiàn)象，打開排水加熱器下段排氣閥，即有氣體排出。為此，在噴水泵入口增設(shè)分離器，頂部氣體常排，解決了噴水泵抽空現(xiàn)象;對水加熱器進(jìn)行打壓、試漏且確認(rèn)無泄漏后，在熱水塔水出口處增設(shè)十字破旋板，避免氣體隨液體帶出，分離器排氣量有所減少，但還需定時(shí)排放。分析原因是溶解在水中的CO2氣體在泵入口處解吸所致。

(2)變換系統(tǒng)試壓時(shí)沒放空。在催化劑硫化結(jié)束后、系統(tǒng)試壓時(shí)，為了節(jié)約原料氣，未開啟放空閥，造成第1變換爐一段氣體溫度快速上升至500℃。為此，開啟放空閥，由放空氣體帶出反應(yīng)產(chǎn)生的熱量后氣體溫度才下降至正常溫度。

(3)熱水塔出口未設(shè)置水分離器。由于熱水塔分離效果較差，尤其在冬季，造成變換氣夾帶水至脫硫系統(tǒng)，引起脫硫塔液位上升;不僅增加了脫硫劑等物料消耗，而且變換氣的脫硫效率無法保證。為此，2012年在熱水塔出口后增設(shè)了水分離器，問題才得以解決。

(4)未考慮除油器絲網(wǎng)的清洗措施。每年大修時(shí)均需卸出除油器的絲網(wǎng)，清理后再回裝，每次都清除出大量的粉塵、硫磺末。建議在絲網(wǎng)除油器內(nèi)加設(shè)絲網(wǎng)熱水沖洗裝置，并定期進(jìn)行沖洗，以確保除油器更好地起到凈化氣體的作用(因該設(shè)備空間不夠，需加高該設(shè)備，還涉及到氣相管線的改動(dòng)，故該措施暫未實(shí)施)。

(5)嚴(yán)格控制半水煤氣中氧含量。2012年在大修后開車過程中，由于半水煤氣中氧含量超標(biāo)，又因操作處理不當(dāng)，導(dǎo)致了第1變換爐一段溫度達(dá)500℃。開車后因超溫造成第1變換爐上層催化劑活性降低，導(dǎo)致了一段溫度反應(yīng)下移，平面溫差由＜10℃增大至70℃。原因?yàn)榘胨簹庵醒鹾砍瑯?biāo)致使催化劑粉化、結(jié)疤而導(dǎo)致氣體偏流。

(6)噴頭堵塞。系統(tǒng)投運(yùn)初期，3～4個(gè)月清理1次噴頭。而2014年6至7月僅19d時(shí)間內(nèi)，清理了5次噴頭。期間曾對噴頭的部分小孔進(jìn)行了擴(kuò)孔處理，系統(tǒng)內(nèi)涉及到水的設(shè)備、管道和過濾器都進(jìn)行了正反沖洗，只有過濾器表面絲網(wǎng)有一層結(jié)疤，未發(fā)現(xiàn)其他堵塞問題，但并入系統(tǒng)運(yùn)行后，噴頭仍然堵塞。經(jīng)分析，產(chǎn)生堵塞物和堵塞原因是投產(chǎn)時(shí)變換系統(tǒng)補(bǔ)水為反滲透脫鹽水，由于反滲透系統(tǒng)的膜運(yùn)行時(shí)間已較長，所產(chǎn)脫鹽水質(zhì)量不達(dá)標(biāo)。現(xiàn)改用混床出口的二級脫鹽水，只在大修或有停車機(jī)會才對噴頭進(jìn)行清理。

(7)催化劑結(jié)疤、粉化。氣量為50000m3/h (標(biāo)態(tài))時(shí)，變換系統(tǒng)壓差已達(dá)0.11MPa，催化劑平面溫差達(dá)70℃。催化劑表面結(jié)疤、粉化嚴(yán)重是引發(fā)以上現(xiàn)象的原因。而噴頭霧化效果差，水質(zhì)不合格，開、停車期間蒸汽置換、冷凝等造成氣相帶水進(jìn)入催化劑層，是造成催化劑結(jié)疤、粉化的主要原因。

(8)噴水汽化器的腐蝕。由于在運(yùn)行中發(fā)現(xiàn)噴水汽化器壓差有增大的跡象，故于2014年大修時(shí)對其進(jìn)行了檢查，發(fā)現(xiàn)2臺噴水汽化器填料均有不同程度堵塞現(xiàn)象，另發(fā)現(xiàn)第1噴水汽化器內(nèi)氣體入口管嚴(yán)重腐蝕、護(hù)筒開裂，部分噴水管出現(xiàn)裂紋。經(jīng)分析認(rèn)為，填料堵塞是因?yàn)榇呋瘎┓蹓m和水中含有鹽類物質(zhì)所致;第1噴水汽化器腐蝕嚴(yán)重是因該設(shè)備處于氧、硫、水共存的易腐蝕狀態(tài)，故現(xiàn)有流程有待改進(jìn)。

(9)蒸汽水分離器阻力大。矩鞍環(huán)填料與不銹鋼絲網(wǎng)亂層，部分矩鞍環(huán)填料隨氣流帶至管道形成阻力，蒸汽流量不能滿足生產(chǎn)要求，變換氣中CO含量偏高，只得提高蒸汽壓力維持生產(chǎn)。為此，2014年大修時(shí)將填充物全部卸出并重新裝填，并在不銹鋼絲網(wǎng)上部壓上柵板固定，此問題得到解決。

2014-11-30)