凈化系統(tǒng)運(yùn)行方式的優(yōu)化創(chuàng)新

于德玲,韓 強(qiáng),馬凡波

(兗礦新疆煤化工有限公司，烏魯木齊 830000)

兗礦新疆煤化工有限公司60萬(wàn)t/a醇氨聯(lián)產(chǎn)項(xiàng)目是由天辰設(shè)計(jì)院設(shè)計(jì)，主要產(chǎn)品為30萬(wàn)t/a甲醇，以及30萬(wàn)t/a合成氨配套生產(chǎn)52萬(wàn)t/a尿素。該項(xiàng)目于2012年10月正式投入生產(chǎn)，在8a的實(shí)踐中，不斷對(duì)凈化裝置運(yùn)行模式進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整以適應(yīng)系統(tǒng)突發(fā)狀況，增加系統(tǒng)抗風(fēng)險(xiǎn)能力，減少停車次數(shù)。

1 簡(jiǎn)介

凈化裝置設(shè)計(jì)分為甲醇凈化及氨凈化兩部分。其中，甲醇凈化裝置分為甲醇變換、低溫甲醇洗工序；氨凈化裝置分為氨變換、低溫甲醇洗、液氮洗工序；另外配有制冷氨冰機(jī)系統(tǒng)及酸性氣尾氣處理硫回收裝置。其中低溫甲醇洗裝置為2臺(tái)主洗塔(氨凈化及甲醇凈化)共用1套溶液再生系統(tǒng)。

甲醇變換采用是配氣流程[1],氨變換采用的是中溫變換串低溫變換流程。

低溫甲醇裝置采用大連理工大學(xué)開發(fā)的低溫甲醇洗工藝。

硫回收裝置采用丹麥托普所公司提供的濕法制硫酸工藝。

簡(jiǎn)要流程見圖1所示。

圖1 60萬(wàn)t/a醇氨聯(lián)產(chǎn)工藝流程簡(jiǎn)圖

2 存在的問題及優(yōu)化方案

2.1 存在的問題

因各種原因，原有系統(tǒng)有時(shí)需要1臺(tái)氣化爐運(yùn)行，因此一直嘗試由1臺(tái)氣化爐的氣量維持甲醇、合成氨、尿素3套生產(chǎn)系統(tǒng)的運(yùn)行。在前系統(tǒng)波動(dòng)時(shí)盡可能減少全系統(tǒng)停車次數(shù)，提高系統(tǒng)抗風(fēng)險(xiǎn)能力。

1臺(tái)氣化爐帶2套系統(tǒng)運(yùn)行，每套系統(tǒng)的氣量會(huì)減半甚至更多，基本在40%～50%負(fù)荷下運(yùn)行。低負(fù)荷生產(chǎn)過程中，以下問題限制了新的運(yùn)行模式長(zhǎng)周期安全高效運(yùn)行。

(1) 低負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，甲醇變換催化劑出現(xiàn)超溫現(xiàn)象[2]，運(yùn)行溫度最高為470 ℃。

(2) 低負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，低溫甲醇洗出口凈化氣中，CO2體積分?jǐn)?shù)過低(<1%)且不易控制，造成甲醇合成入口氫碳比[3]嚴(yán)重失調(diào)，影響甲醇的合成反應(yīng)。

(3) 低溫甲醇洗中產(chǎn)出的成品CO2氣量少，不足以滿足尿素低負(fù)荷生產(chǎn)的需求。

2.2 優(yōu)化方案

筆者僅就甲醇變換爐超溫的問題進(jìn)行討論。

甲醇變換為部分變換，為控制其變換深度，通過廢熱鍋爐將變換爐入口的水煤氣水氣比[4]設(shè)計(jì)值控制在1.0，但由于廢熱鍋爐換熱面積設(shè)計(jì)過大，造成實(shí)際運(yùn)行時(shí)水煤氣的水氣比過低。

進(jìn)甲醇變換爐的水煤氣水氣比實(shí)際運(yùn)行指標(biāo)見表1，與設(shè)計(jì)指標(biāo)偏差較大。

表1 實(shí)際生產(chǎn)中水煤氣溫度與壓力對(duì)應(yīng)表

經(jīng)過計(jì)算，進(jìn)變換爐水氣比為0.6～0.7，遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于1.0的設(shè)計(jì)值，影響了變換催化劑CO轉(zhuǎn)換率。而進(jìn)變換水煤氣中的水氣比約為1.3，與1.4的設(shè)計(jì)值相差不大，考慮是水煤氣廢熱鍋爐設(shè)計(jì)問題造成了入變換爐水煤氣水氣比過低。

2.2.1 改造方案

方案一：調(diào)整水煤氣廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽。水煤氣廢熱鍋爐設(shè)計(jì)的主要目的就是調(diào)整入變化爐水氣比。原始設(shè)計(jì)中，由變換的低壓鍋爐水泵提供鍋爐水，副產(chǎn)的1.3 MPa蒸汽并入1.3 MPa蒸汽管網(wǎng)。如果提高廢熱鍋爐操作壓力，無(wú)論是鍋爐水管線、鍋爐水泵、出口蒸汽管線、控壓蒸汽閥門都需要重新變更，投資過大。

方案二：水煤氣廢熱鍋爐增加副線。水氣比過小是由于水煤氣廢熱鍋爐換熱面積過大造成的，因此考慮增加水煤氣廢熱鍋爐副線來調(diào)整入變換爐的水煤氣水氣比。此方案較方案一投資少。

2.2.2 方案實(shí)施

計(jì)算配置副線管徑尺寸要將實(shí)際與設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)相結(jié)合。實(shí)際運(yùn)行中，入工段壓力為6.0 MPa時(shí)，入工段溫度為238～239 ℃，出水煤氣廢熱鍋爐溫度為210 ℃。設(shè)計(jì)要求出水煤氣廢熱鍋爐溫度為234 ℃，計(jì)算所需副線管徑為300 mm。

2.2.3 降低變換爐入口溫度

原設(shè)計(jì)流程中在中溫?fù)Q熱器進(jìn)出口設(shè)計(jì)有1套自調(diào)副線閥組TV2003用于調(diào)整變換爐溫度。當(dāng)?shù)拓?fù)荷生產(chǎn)時(shí)將TV2003及副線閥門全開，變換爐入口溫度依然為273～275 ℃，變換爐床層出現(xiàn)超溫現(xiàn)象。

經(jīng)過不斷摸索最終發(fā)現(xiàn)：共同調(diào)整進(jìn)中溫?fù)Q熱器的入口工藝氣閥和溫度自調(diào)閥組，變換爐入口溫度下降效果更加明顯且易于操作。調(diào)整后變換爐工藝進(jìn)出口流程圖見圖2。

圖2 變換爐工藝氣進(jìn)出口流程圖

低負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，溫度自調(diào)閥組全開，進(jìn)中溫?fù)Q熱器工藝氣閥門逐漸關(guān)小，將入口溫度降至要求，防止變換床層超溫。注意：為保護(hù)變換催化劑，一般要求進(jìn)變換爐溫度要比露點(diǎn)溫度高20～25 ℃，以防止帶水入爐，破壞催化劑。

3 結(jié)語(yǔ)

對(duì)進(jìn)變換爐工藝氣水氣比以及變換爐進(jìn)口溫度的調(diào)整方式進(jìn)行優(yōu)化，使變換系統(tǒng)的操作更加靈活。該改造不僅僅適用于低負(fù)荷下變換生產(chǎn)的需求，同時(shí)也可應(yīng)用于變換高負(fù)荷生產(chǎn)的調(diào)整。經(jīng)過改造優(yōu)化，在低負(fù)荷生產(chǎn)時(shí)，甲醇變換爐床層沒有再出現(xiàn)超溫現(xiàn)象，為1套氣化爐帶3套生產(chǎn)裝置操作模式的成功奠定了基礎(chǔ)。