全低變工藝技改總結

2012年12月化肥工業(yè)55全低變工藝技改總結曹廣安,王洪玲,王翔(江蘇晉煤恒盛化工有限公司江蘇新沂221400)摘要針對變換工段一直存在系統阻力大的問(wèn)題,決定新建1套變換裝置與其并聯(lián)運行。與原變換裝置相比,新建裝置的噸氨蒸汽消耗從545kg降至<250kg,系統壓差≤0.04MPa,日產(chǎn)氫醇94.0lt,而且具有自動(dòng)化程度高、操作簡(jiǎn)單、運行安全可靠的特點(diǎn),達到了預期目標。關(guān)鍵詞全低變改造總結Sum-Up of Technology Update of Total Low-Pressure Shift ProcessCao Guang an, Wang Hongling, Wang XiangJiangsu Jinmei Hengsheng Chemical Fertilizer Co, Itd. Jiangsu Xinyi 221400)Abstract As high system resistance always exists in the shift conversion section, it is decided toestablish a new set of shift unit to run in parallel with the existing one. In comparison with original shiftunit, the steam consumption per ton of ammonia of the new unit decreases from 545 kg to 250 kgthe differential pressure in the system is <0. 04 MPa, the daily output is 994. 01 t of ammonia andmethanol, and it is highly automatic, its operation is simple, and it is safe and reliable in operationthereby attaining the expected objectiveKeywords total low-pressure shift revamp sum-up江蘇晉煤恒盛化工有限公司180kt/a合成油后依次進(jìn)入煤氣換熱器(與2變換爐二段來(lái)的氨、300k/a尿素裝置自投產(chǎn)以來(lái),原料氣變換變換氣換熱至~120℃)、中間換熱器管程后,添工段一直存在系統阻力大的問(wèn)題(最高達加蒸汽(噸氨約183kg),溫度升至230~240℃進(jìn)0.20MPa)。曾對其進(jìn)行多次改造,但由于系統整變換爐段反應;出1變換爐一段的氣體(溫體設計能力偏小及部分管道設計不合理,造成系度為300~310℃)經(jīng)噴水冷激增濕(噸氨噴水量統空速大煤氣夾帶油水嚴重,導致變換催化劑活約225kg),使其降溫至200~210℃后進(jìn)入1變性衰退較快。改造前,預變換爐催化劑活性已基換爐二段;出1“變換爐二段的氣體(溫度約夲喪失,系統蒸汽消耗偏高,爐溫控制相當困難。320℃,含CO體積分數約13.5%)再次噴水冷激經(jīng)考察、論證,決定再并聯(lián)1套變換裝置,要求必增濕(噸氨噴水量約為320kg),溫度降至200頒滿(mǎn)足通過(guò)4臺7M50機氣量和系統阻力<210℃后進(jìn)2“變換爐一段;出24變換爐一段的氣0.10MPa的要求。該裝置于2011年7月一次開(kāi)體(溫度約280℃,含CO體積分數約5.3%)進(jìn)車(chē)成功后,運行平穩,系統阻力≤0.04MPa,各項中間換熱器管間,溫度降至180~190℃進(jìn)2變換運行指標均優(yōu)于第1套變換裝置。爐二段;反應后的氣體(溫度210℃,含CO體積1工藝流程分數約3.0%),一部分進(jìn)煤氣換熱器用來(lái)預熱來(lái)自壓縮機的煤氣,另一部分進(jìn)冷激水加熱器將1.1工藝流程冷激水加熱至約180℃,然后混合后的氣體依次壓縮機來(lái)的煤氣(≤40℃)經(jīng)除油器凈化除經(jīng)熱水加熱器、軟水預熱器降溫至約60℃,再經(jīng)本文作者的聯(lián)系方式:xywww720309@163.com56化肥工業(yè)第39卷第6期變換氣冷卻器進(jìn)一步降溫至<40℃,最后經(jīng)水分脫鹽水的電導率≤10μS/cm離器分離水分后送至后序工段。(9)1變換爐二段和2+變換爐一段的爐溫用除氧脫鹽水經(jīng)噴水泵加壓后進(jìn)調溫水加熱器增濕量調節,但為避免氣體增濕后帶液態(tài)水,進(jìn)口升溫至180~200℃,再進(jìn)入增濕器對變換氣進(jìn)行氣體溫度不宜低于200℃。冷激增濕(10)2“變換爐出口變換氣經(jīng)煤氣換熱器后,1.2流程說(shuō)陰余熱用軟水預熱器回收,再經(jīng)冷卻器降溫至<(1)壓縮機出口的煤氣在進(jìn)人系統前必須冷40℃去后序工段。卻至40℃以下,才能保證除油器將絕大部分油分(11)2變換爐一段進(jìn)口設置蒸汽加入口,開(kāi)離去除;除油器應定時(shí)沖洗,以免堵塞設備、污染催車(chē)時(shí)在此處補入蒸汽,便于快速提高2變換爐化劑;除油劑需定期更換。除油器設有大副線(xiàn),以段出口氣體溫度,從而相應提高1變換爐入口煤便在不停車(chē)的情況下對其進(jìn)行沖洗或更換除油劑。氣溫度,縮短開(kāi)車(chē)時(shí)間。正常生產(chǎn)時(shí),不允許在此(2)煤氣換熱器設有冷副線(xiàn),其作用是調節處補加蒸汽。1“變換爐進(jìn)口煤氣溫度以及在氧含量升高時(shí)迅速2工藝參數降溫。(3)中間換熱器進(jìn)一步提高了入變換爐的氣新建變換裝置工藝參數如表1所示。體溫度,配置的副線(xiàn)設有自調閥,可用于自動(dòng)控制表1新建變換裝置工藝參數1*變換爐一段氣體入口溫度。項目參數(4)蒸汽添加位置設在中間換熱器之后,可入系統煤氣壓力/MPa避免蒸汽降溫至露點(diǎn)而冷凝,經(jīng)電加熱器可使蒸人系統中壓蒸汽壓力/MP~2.5汽與煤氣充分混合入系統增濕水壓力/MPa≥2.7≤0.2(5)1“變換爐一段裝有抗毒劑,其作用是脫升、降壓速率/(MP煤氣溫度/℃≤40除煤氣中的毒物與氧;底部裝填少量催化劑,目的進(jìn)口氣體溫度/℃230是在含氧量低的情況下提髙溫度、增加噴水量,減變一段出口氣體溫度/℃~300輕后續變換爐的負荷。1“變換爐一段出口氣體中換二段入口氣體溫度/℃200~210CO含量取決于蒸汽加入量與入口溫度。爐二段出口氣體溫度/℃310~320(6)變換爐一段熱點(diǎn)溫度過(guò)髙,說(shuō)明煤氣含2+進(jìn)口氣體溫度/℃200~210變一段出口氣體溫度/℃270~280氧量高、反應熱多,或入爐氣體溫度過(guò)高。如熱點(diǎn)換二段入口氣體溫度/℃180-190溫度有規律地波動(dòng),多半是由于煤氣中含氧量高爐二段出口氣體溫度/℃210~220所致。由于煤氣含氧量高而使變換爐一段熱點(diǎn)溫變換爐床層溫度/℃200~360,分層控制度超標時(shí),輕度超標,可開(kāi)大煤氣副線(xiàn)以降低入口入系統煤氣流量/(m3h,標態(tài))90000氣體溫度;明顯超標(含O2體積分數>0.8%),入系統中壓蒸汽流量/(t·h-2)則要減量生產(chǎn);嚴重超標(含O2體積分數>入系統增濕水流量/(m3·h-1)煤氣中含O2體積分數/%≤0.51.0%)時(shí),則應切氣處理。變換氣中含CO體積分數/%2.5~3.5(7)1變換爐二段和2變換爐一段入口氣體變換氣中含H2S質(zhì)量濃度/(g·m3,標態(tài))≥0.1溫度用噴水量來(lái)調節。2"變換爐二段入口氣體溫噴水水質(zhì)懸浮物<1度用調溫水加熱器來(lái)控制,該溫度應盡可能控制電導率≤10ps/cm得低些。當蒸汽加入量一定、各段入口溫度一定,則每段出口氣體中的CO含量自然就確定了3結語(yǔ)(8)用于增濕的脫鹽水水質(zhì)非常關(guān)鍵,因為與原變換裝置相比,該方案增加了1臺冷激全低變工藝的噸氨噴水量高達約640kg,即使脫水加熱器,目的是提高進(jìn)增濕器的噴水溫度,增加鹽水中含有少量的鹽類(lèi),也會(huì )吸附在催化劑床層,噴水量,從而降低蒸汽消耗。仍采用兩段增濕,如使催化劑床層阻力增大,催化劑活性下降。要求(下轉第63頁(yè))中國落T2012年12月侯陸翌等:高壓法三聚氰胺裝置全系統停工過(guò)程的優(yōu)化2.3.8氨回收系統含有OAT晶體的滯留液在廢水處理系統經(jīng)在正常生產(chǎn)時(shí),氨回收系統將來(lái)自離心、干燥高溫、高壓分解和汽提工藝處理后,OAT晶體、系統的離心機母液送入氨汽提塔(C-1106),塔頂聚氰胺、尿素均分解為NH3和CO2并返回三聚氰得到的氨氣在氨塔(C1107)內用回流氨進(jìn)一步胺裝置回收;處理后廢水含游離氨、COD和懸浮洗滌除去其中少量的CO2,純凈的氨氣冷凝為液物的質(zhì)量分數最大值分別為15×10-6,60×106氨后返回裝置循環(huán)使用。在三聚氰胺生產(chǎn)過(guò)程和70×10-6,達標排放或送至系統作為機封沖洗中,氨回收系統起到了重復利用物料的作用,但在水。廢水處理系統由導熱油加熱系統供熱。廢水停工過(guò)程中,氨回收正常的操作工藝條件卻不利分解塔(R-201)正常操作壓力8.2MPa,溫度于系統的水處理,氨水在系統中形成循環(huán),為了能280℃。在短時(shí)間內將系統循環(huán)液中的氨含量降至最低在停工過(guò)程中,廢水分解塔(R-1201)出口調就需斷開(kāi)氨水在系統中的循環(huán)。采取的措施是:節閥會(huì )因停止進(jìn)料而聯(lián)鎖關(guān)閉。R-1201原通過(guò)在凈化工序停止補氨后的8h內,關(guān)閉C-1107的底部排放管線(xiàn)將塔內高溫、高壓液體緩慢排放至氣相閥門(mén),液相送至急冷工序進(jìn)行氨水處理,最終廢水汽提塔(C-1201)內,經(jīng)液相冷卻后排放。將氨水送至化肥廠(chǎng)尿素裝置。C-1201正常操作壓力為0.68MPa,溫度為169℃。2.3.9OAT結晶和超濾系統在排放過(guò)程中,需對現場(chǎng)排放管線(xiàn)上的2只切斷在OAT結品和超濾系統中,含有OAT的工閥進(jìn)行調節操作,稍有不慎就會(huì )造成C-1201超藝水先進(jìn)入OAT一級結晶器(V1118)中進(jìn)行真壓,并且還有可能造成安全閥起跳。因此在本次空冷卻結晶,然后在OAT二級結晶器(v-119)中停工過(guò)程中,先停止R-1201的導熱油加熱,保持利用CO2在循環(huán)液內鼓泡以使部分雜質(zhì)進(jìn)一步其進(jìn)料,通過(guò)正常流程對R-1201進(jìn)行降溫,在降結晶;結晶出的雜質(zhì)在OAT超濾單元被過(guò)濾分溫的同時(shí)壓力也會(huì )下降。當R-120的壓力下降離,清潔的滲透液經(jīng)循環(huán)水槽返回裝置循環(huán)使用至3.5~4.0MPa、溫度下降至210℃時(shí),再停止含OAT晶體的滯留液用泵送至廢水分解工序。R1201的進(jìn)料,打開(kāi)底部排放管線(xiàn),避免C1201原停工后,V-18和V9內有明顯的OAT掛再次出現超壓現象。壁現象,尤其是V-1119下部管線(xiàn)內的OAT掛壁更嚴重,人工清理時(shí)對環(huán)境影響較大。在本次停3結語(yǔ)工過(guò)程中,將OAT結晶系統中的氨濃度提高至2009年9月,烏石化分公司化工廠(chǎng)30kt/a4%(質(zhì)量分數)左右,溫度控制在80~90℃,通高壓法三聚氰胺裝置進(jìn)行全系統停工檢修,原計過(guò)24h的氨水洗滌,效果十分明顯,洗滌后的工劃停工10d;通過(guò)對全系統停工過(guò)程優(yōu)化操作,停藝水送至廢水系統進(jìn)行處理工時(shí)間縮短至8d,減少了停工損耗。2.3.10廢水處理系統(收稿日期2012-02-27)(上接第56頁(yè))備進(jìn)行了改造,將預變換爐與變換爐一段合為果變換工段出口氣體中CO體積分數控制在1臺變換爐(1”),變換爐二、三段作為2變換爐30%,噸氨蒸汽耗~183kg;如果變換工段出使設備高度降低,利于操作與配管?？跉怏w中CO體積分數控制在~2.5%,噸氨蒸汽該項目建設周期短,投資少,回收期短,裝置耗~210kg;考慮到熱損,噸氨蒸汽耗<250kg,而自動(dòng)化程度高、操作簡(jiǎn)單、運行安全可靠,生產(chǎn)消改造前原變換工段平均噸氨蒸汽耗為545kg。噸耗低、管理方便。該項目投產(chǎn)運行至今,產(chǎn)氨醇氨增濕水量~570kg,系統壓差≤0.04MPa,催化994.0lt,達到了預期目標。劑裝填量約130m3(含抗毒劑19m3)。同時(shí)對設(收稿日期2011-11-14)(上接第59頁(yè))密封件而造成的浪費。更經(jīng)濟、合理,避免因按使用時(shí)間成批更換元件或收稿日期201108-02)中國落T