全低变工艺技改总结

2012年12月化肥工业55全低变工艺技改总结曹广安,王洪玲,王翔(江苏晋煤恒盛化工有限公司江苏新沂221400)摘要针对变换工段一直存在系统阻力大的问题,决定新建1套变换装置与其并联运行。与原变换装置相比,新建装置的吨氨蒸汽消耗从545kg降至<250kg,系统压差≤0.04MPa,日产氫醇94.0lt,而且具有自动化程度高、操作简单、运行安全可靠的特点,达到了预期目标。关键词全低变改造总结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江苏晋煤恒盛化工有限公司180kt/a合成油后依次进入煤气换热器(与2变换炉二段来的氨、300k/a尿素装置自投产以来,原料气变换变换气换热至~120℃)、中间换热器管程后,添工段一直存在系统阻力大的问题(最高达加蒸汽(吨氨约183kg),温度升至230~240℃进0.20MPa)。曾对其进行多次改造,但由于系统整变换炉段反应;出1变换炉一段的气体(温体设计能力偏小及部分管道设计不合理,造成系度为300~310℃)经喷水冷激增湿(吨氨喷水量统空速大煤气夹带油水严重,导致变换催化剂活约225kg),使其降温至200~210℃后进入1变性衰退较快。改造前,预变换炉催化剂活性已基换炉二段;出1“变换炉二段的气体(温度约夲丧失,系统蒸汽消耗偏高,炉温控制相当困难。320℃,含CO体积分数约13.5%)再次喷水冷激经考察、论证,决定再并联1套变换装置,要求必增湿(吨氨喷水量约为320kg),温度降至200頒满足通过4台7M50机气量和系统阻力<210℃后进2“变换炉一段;出24变换炉一段的气0.10MPa的要求。该装置于2011年7月一次开体(温度约280℃,含CO体积分数约5.3%)进车成功后,运行平稳,系统阻力≤0.04MPa,各项中间换热器管间,温度降至180~190℃进2变换运行指标均优于第1套变换装置。炉二段;反应后的气体(温度210℃,含CO体积1工艺流程分数约3.0%),一部分进煤气换热器用来预热来自压缩机的煤气,另一部分进冷激水加热器将1.1工艺流程冷激水加热至约180℃,然后混合后的气体依次压缩机来的煤气(≤40℃)经除油器净化除经热水加热器、软水预热器降温至约60℃,再经本文作者的联系方式:xywww720309@163.com56化肥工业第39卷第6期变换气冷却器进一步降温至<40℃,最后经水分脱盐水的电导率≤10μS/cm离器分离水分后送至后序工段。(9)1变换炉二段和2+变换炉一段的炉温用除氧脱盐水经喷水泵加压后进调温水加热器增湿量调节,但为避免气体增湿后带液态水,进口升温至180~200℃,再进入增湿器对变换气进行气体温度不宜低于200℃。冷激增湿(10)2“变换炉出口变换气经煤气换热器后,1.2流程说阴余热用软水预热器回收,再经冷却器降温至<(1)压缩机出口的煤气在进人系统前必须冷40℃去后序工段。却至40℃以下,才能保证除油器将绝大部分油分(11)2变换炉一段进口设置蒸汽加入口,开离去除;除油器应定时冲洗,以免堵塞设备、污染催车时在此处补入蒸汽,便于快速提高2变换炉化剂;除油剂需定期更换。除油器设有大副线,以段出口气体温度,从而相应提高1变换炉入口煤便在不停车的情况下对其进行冲洗或更换除油剂。气温度,缩短开车时间。正常生产时,不允许在此(2)煤气换热器设有冷副线,其作用是调节处补加蒸汽。1“变换炉进口煤气温度以及在氧含量升高时迅速2工艺参数降温。(3)中间换热器进一步提高了入变换炉的气新建变换装置工艺参数如表1所示。体温度,配置的副线设有自调阀,可用于自动控制表1新建变换装置工艺參数1*变换炉一段气体入口温度。项目参数(4)蒸汽添加位置设在中间换热器之后,可入系统煤气压力/MPa避免蒸汽降温至露点而冷凝,经电加热器可使蒸人系统中压蒸汽压力/MP~2.5汽与煤气充分混合入系统增湿水压力/MPa≥2.7≤0.2(5)1“变换炉一段装有抗毒剂,其作用是脱升、降压速率/(MP煤气温度/℃≤40除煤气中的毒物与氧;底部装填少量催化剂,目的进口气体温度/℃230是在含氧量低的情况下提髙温度、增加喷水量,减变一段出口气体温度/℃~300轻后续变换炉的负荷。1“变换炉一段出口气体中换二段入口气体温度/℃200~210CO含量取决于蒸汽加入量与入口温度。炉二段出口气体温度/℃310~320(6)变换炉一段热点温度过髙,说明煤气含2+进口气体温度/℃200~210变一段出口气体温度/℃270~280氧量高、反应热多,或入炉气体温度过高。如热点换二段入口气体温度/℃180-190温度有规律地波动,多半是由于煤气中含氧量高炉二段出口气体温度/℃210~220所致。由于煤气含氧量高而使变换炉一段热点温变换炉床层温度/℃200~360,分层控制度超标时,轻度超标,可开大煤气副线以降低入口入系统煤气流量/(m3h,标态)90000气体温度;明显超标(含O2体积分数>0.8%),入系统中压蒸汽流量/(t·h-2)则要减量生产;严重超标(含O2体积分数>入系统增湿水流量/(m3·h-1)煤气中含O2体积分数/%≤0.51.0%)时,则应切气处理。变换气中含CO体积分数/%2.5~3.5(7)1变换炉二段和2变换炉一段入口气体变换气中含H2S质量浓度/(g·m3,标态)≥0.1温度用喷水量来调节。2"变换炉二段入口气体温喷水水质悬浮物<1度用调温水加热器来控制,该温度应尽可能控制电导率≤10ps/cm得低些。当蒸汽加入量一定、各段入口温度一定,则每段出口气体中的CO含量自然就确定了3结语(8)用于增湿的脱盐水水质非常关键,因为与原变换装置相比,该方案增加了1台冷激全低变工艺的吨氨喷水量高达约640kg,即使脱水加热器,目的是提高进增湿器的喷水温度,增加盐水中含有少量的盐类,也会吸附在催化剂床层,喷水量,从而降低蒸汽消耗。仍采用两段增湿,如使催化剂床层阻力增大,催化剂活性下降。要求(下转第63页)中国落T2012年12月侯陆翌等:高压法三聚氰胺装置全系统停工过程的优化2.3.8氨回收系统含有OAT晶体的滞留液在废水处理系统经在正常生产时,氨回收系统将来自离心、干燥高温、高压分解和汽提工艺处理后,OAT晶体、系统的离心机母液送入氨汽提塔(C-1106),塔顶聚氰胺、尿素均分解为NH3和CO2并返回三聚氰得到的氨气在氨塔(C1107)内用回流氨进一步胺装置回收;处理后废水含游离氨、COD和悬浮洗涤除去其中少量的CO2,纯净的氨气冷凝为液物的质量分数最大值分别为15×10-6,60×106氨后返回装置循环使用。在三聚氰胺生产过程和70×10-6,达标排放或送至系统作为机封冲洗中,氨回收系统起到了重复利用物料的作用,但在水。废水处理系统由导热油加热系统供热。废水停工过程中,氨回收正常的操作工艺条件却不利分解塔(R-201)正常操作压力8.2MPa,温度于系统的水处理,氨水在系统中形成循环,为了能280℃。在短时间内将系统循环液中的氨含量降至最低在停工过程中,废水分解塔(R-1201)出口调就需断开氨水在系统中的循环。采取的措施是:节阀会因停止进料而联锁关闭。R-1201原通过在净化工序停止补氨后的8h内,关闭C-1107的底部排放管线将塔内高温、高压液体缓慢排放至气相阀门,液相送至急冷工序进行氨水处理,最终废水汽提塔(C-1201)内,经液相冷却后排放。将氨水送至化肥厂尿素装置。C-1201正常操作压力为0.68MPa,温度为169℃。2.3.9OAT结晶和超滤系统在排放过程中,需对现场排放管线上的2只切断在OAT结品和超滤系统中,含有OAT的工阀进行调节操作,稍有不慎就会造成C-1201超艺水先进入OAT一级结晶器(V1118)中进行真压,并且还有可能造成安全阀起跳。因此在本次空冷却结晶,然后在OAT二级结晶器(v-119)中停工过程中,先停止R-1201的导热油加热,保持利用CO2在循环液内鼓泡以使部分杂质进一步其进料,通过正常流程对R-1201进行降温,在降结晶;结晶出的杂质在OAT超滤单元被过滤分温的同时压力也会下降。当R-120的压力下降离,清洁的渗透液经循环水槽返回装置循环使用至3.5~4.0MPa、温度下降至210℃时,再停止含OAT晶体的滞留液用泵送至废水分解工序。R1201的进料,打开底部排放管线,避免C1201原停工后,V-18和V9内有明显的OAT挂再次出现超压现象。壁现象,尤其是V-1119下部管线内的OAT挂壁更严重,人工清理时对环境影响较大。在本次停3结语工过程中,将OAT结晶系统中的氨浓度提高至2009年9月,乌石化分公司化工厂30kt/a4%(质量分数)左右,温度控制在80~90℃,通高压法三聚氰胺装置进行全系统停工检修,原计过24h的氨水洗涤,效果十分明显,洗涤后的工划停工10d;通过对全系统停工过程优化操作,停艺水送至废水系统进行处理工时间缩短至8d,减少了停工损耗。2.3.10废水处理系统(收稿日期2012-02-27)(上接第56页)备进行了改造,将预变换炉与变换炉一段合为果变换工段出口气体中CO体积分数控制在1台变换炉(1”),变换炉二、三段作为2变换炉30%,吨氨蒸汽耗~183kg;如果变换工段出使设备高度降低,利于操作与配管。口气体中CO体积分数控制在~2.5%,吨氨蒸汽该项目建设周期短,投资少,回收期短,装置耗~210kg;考虑到热损,吨氨蒸汽耗<250kg,而自动化程度高、操作简单、运行安全可靠,生产消改造前原变换工段平均吨氨蒸汽耗为545kg。吨耗低、管理方便。该项目投产运行至今,产氨醇氨增湿水量~570kg,系统压差≤0.04MPa,催化994.0lt,达到了预期目标。剂装填量约130m3(含抗毒剂19m3)。同时对设(收稿日期2011-11-14)(上接第59页)密封件而造成的浪费。更经济、合理,避免因按使用时间成批更换元件或收稿日期201108-02)中国落T