水煤漿制單醇裝置凈化系統運行總結

2008年第29卷第1期氮肥技術(shù)wesesesesccweseseweeeseseweveesesescseseteeeteseseee水煤漿制單醇裝置凈化系統運行總結葉盛芳季文普梁雪梅(兗礦魯南化肥廠(chǎng)滕州277527)oscsoaovsosssososssosososso4..Sos5MsMM摘要介紹了充礦魯南化肥廠(chǎng)德土古水煤氣制甲醇氣體凈化及甲醇合成、精餾裝置自運行以來(lái)的技改措施淺談甲醇生產(chǎn)的操作經(jīng)驗,并就操作中發(fā)生的幾起事故進(jìn)行了簡(jiǎn)單點(diǎn)評關(guān)鍵詞甲醇擴產(chǎn)部分變換汽氣比精脫硫低壓合成前言NHD脫硫脫碳技術(shù),該方法為物理吸收法,屬節甲醇合成的主反應是CO+2H2=CHoH;能工藝凈化度高。CO2+3H2=CHOH+HO,我廠(chǎng)甲醇生產(chǎn)是以水煤(5)精脫硫系統采用國內比較先進(jìn)的“夾心漿加壓氣化為龍頭,釆用國內自主開(kāi)發(fā)的低壓羰餅”精脫硫工藝,保證了凈化出口總硫含量<基合成技術(shù),利用銅基低壓合成催化劑,選用國01×106內自主開(kāi)發(fā)的絕熱管殼式低壓低溫合成反應器,(6)甲醇合成塔采用國內自主開(kāi)發(fā)的絕熱管合成壓力53MPa,溫度為220~260℃,產(chǎn)品精餾殼式低壓低溫合成反應器該反應器床層溫度均采用國際上最先進(jìn)的三塔精餾工藝,能生產(chǎn)純勻,甲醇收率高催化劑用量少,壽命長(cháng),選擇性度>99996%的精甲醇。產(chǎn)品質(zhì)量達到美國US.好能量回收合理,反應器生產(chǎn)強度高AA級精甲醇標準及滿(mǎn)足GB338-92國標優(yōu)等品(7)采用國內自主開(kāi)發(fā)的三塔精餾工藝,生產(chǎn)精甲醇的要求。的產(chǎn)品質(zhì)量好,甲醇收率高,三廢排放量少。2000年6月兗礦魯南化肥廠(chǎng)10×10%a甲2工藝流程簡(jiǎn)述醇系統正式投產(chǎn),2002年產(chǎn)量達到11x10t水煤漿通過(guò)德士古氣化爐氣化制得的水煤氣2003年完成了擴產(chǎn)至13×10%a的技術(shù)改造,(P:275MPa,T:200℃,R=14),通過(guò)廢鍋換熱回收20042005年均達到135×10產(chǎn)量,在凈化、甲熱量將水氣比降為03左右進(jìn)入變換爐,在變換醇合成及甲醇精餾的生產(chǎn)操作控制中積累了較爐內發(fā)生CO的部分變換反應。降溫后進(jìn)入有機硫豐富的操作和管理經(jīng)驗。水解槽,將有機硫轉化為無(wú)機硫,然后進(jìn)入NHD1兗礦魯南化肥廠(chǎng)甲醇裝置的特點(diǎn)脫硫、脫碳系統脫除HS和CO2,最后進(jìn)行精脫硫,)原料氣采用德士古水煤漿加壓氣化制將總硫控制在<01×106,制得(H2-CO2氣,煤氣成分比較好(CO+CO2)=205的合格新鮮合成氣,送聯(lián)合壓縮(2)變換系統采用全氣量部分變換工藝通過(guò)機的壓縮段加壓到53MPa,與從循環(huán)段來(lái)的循環(huán)控制水氣比的方法來(lái)控制CO的變換率,從而達氣共同進(jìn)入甲醇合成塔制得甲醇含量93%-94%到符合甲醇合成要求的原料氣成分,控制方法簡(jiǎn)的粗甲醇減壓到0MPa后送至精餾工序,剩余便操作容易。氣體進(jìn)人壓縮機的循環(huán)段循環(huán)使用。精餾工藝采(3)采用國內最新研制開(kāi)發(fā)的高溫抗硫酸鹽用國內先進(jìn)的三塔精餾流程:預精餾塔→加壓化有機硫水解劑轉化有機硫。塔→常壓塔制得純度>9996%的精甲醇(4)脫硫、脫碳系統采用國內自主開(kāi)發(fā)的工藝流程框圖見(jiàn)圖1德士古水煤氣放空氣去氨系統[變換出脫礬→NH脫歌宀脫硫}醇合成匚塔精餾硫磺圖1甲醇裝置工藝流程框圖氮肥技術(shù)008年第29卷3甲醇生產(chǎn)裝置監控的重點(diǎn)(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.05-21,送往甲醇合成(1)入甲醇合成塔氣體成分系統。氫碳比的調節通過(guò)調節合成氨凈化送來(lái)的甲醇合成反應要求(H2-CO2)(CO+CO2)脫碳氣氣量來(lái)實(shí)現,CO量采用甲醇凈化變換系=205~21,所以在甲醇凈化工序必須嚴格控制統加設副線(xiàn)的方法調節控制。入甲醇合成工段新鮮氣成分,通過(guò)變換系統的調41增設配H2管線(xiàn)節控制來(lái)監控CO指標,通過(guò)脫碳塔的操作控制調外部合成氣為甲醇系統使用,實(shí)現甲醇、CO2在(3±05)%。合成氨生產(chǎn)系統的柔性調節。(2)甲醇凈化氣硫含量通過(guò)從合成氨凈化脫碳后引一配氫管線(xiàn)到兗礦魯南化肥廠(chǎng)甲醇合成催化劑采用甲醇凈化的精脫槽入口,用合成氨生產(chǎn)系統的部NC307型的銅基低壓合成催化劑,對硫非常敏分氣源供甲醇生產(chǎn)用氣,配氫氣量可根據甲醇感,要求入塔新鮮氣中總硫含量<0.1￥×106在凈尿素兩種產(chǎn)品的市場(chǎng)行情進(jìn)行調節,實(shí)現了生產(chǎn)化系統的操作中,對氣體中硫含量的控制是一個(gè)系統的柔性調節確保企業(yè)總體效益最大化。關(guān)鍵,由于水煤漿制合成氣HS含量高達由于甲醇凈化脫碳氣CO2、CO較高,分別是12gNm,要將其脫至0.x10需要經(jīng)過(guò)一系列氨凈化脫碳氣的18和40倍因此配氫過(guò)程要嚴的脫硫單元操作,目前我廠(chǎng)正常生產(chǎn)情況下總硫防氣體倒流,否則將造成合成氨凈化甲烷化爐超基本控制在005mg/m3溫甚至燒壞,為此采取以下安全防范措施。(3)甲醇產(chǎn)品質(zhì)量(1)在配氫管線(xiàn)上安裝雙道閥快速切斷氣甲醇產(chǎn)品質(zhì)量主要對其水溶性、水含量酸動(dòng)球閥流量自調閥,以及現場(chǎng)手動(dòng)閘閥,兩凈化度、沸程、密度等11個(gè)指標進(jìn)行監控。在生產(chǎn)操控制室分別操作以上各閥作中主要是精餾部分的操作管理,以及催化劑使(2)取兩端壓差作為監控點(diǎn),設置低限報警。用管理和氣體成分的優(yōu)化調節。(3)設置壓縮機跳車(chē)聯(lián)鎖,一旦壓縮機跳車(chē),(4)各反應器操作工況迅速切斷氣動(dòng)球閥。甲醇生產(chǎn)系統涉及反應器主要有變換爐、有(4)設置氣動(dòng)球閥與放空聯(lián)鎖,球閥關(guān)閉,放硫水解槽、脫硫槽、甲醇合成塔,生產(chǎn)控制中各空自動(dòng)打開(kāi)。反應器的操作應成為重點(diǎn)。(5)中間管線(xiàn)設置放空閥。4甲醇生產(chǎn)系統改造情況4.2甲醇新上合成塔與原合成塔并聯(lián)41甲醇擴產(chǎn)改造采用自然分流方式,兩塔同用一個(gè)汽包控制2003年通過(guò)搜集資料和數據,對現有生產(chǎn)裝爐溫達到兩塔催化劑活性衰退同步。置工藝進(jìn)行分析研究,利用我廠(chǎng)資源優(yōu)勢,提出經(jīng)過(guò)多套方案的篩選,甲醇擴產(chǎn)新增合成系了甲醇擴產(chǎn)改造方案,對系統運行中存在的一些統采用低壓甲醇合成工藝,甲醇合成裝置兩套合制約生產(chǎn)的薄弱環(huán)節進(jìn)行改造,新增配氫副線(xiàn),成塔并聯(lián)操作,具有如下優(yōu)點(diǎn)。對凈化、甲醇合成、甲醇精餾進(jìn)行改造,實(shí)現了合(1)兩套合成塔并聯(lián),兩塔同用一個(gè)汽包控成氨(尿素)和甲醇產(chǎn)品生產(chǎn)能力的“柔性調節”,制爐溫,運行方式可靠,調節方便,氣體分配合達到增產(chǎn)節能、適應市場(chǎng)需求、實(shí)現經(jīng)濟運行的理。目的。(2)兩套合成塔中的催化劑可做到同步更造后的流程為:利用水煤漿制合成氨裝置換減少停車(chē)時(shí)間,以發(fā)揮系統的最大生產(chǎn)能力。脫碳工序制得的脫碳氣其組分為:H2988%(3)催化劑床層溫度控制均使用同一套調節CoO:0.7%CO2:0.2%,取其20~-1000mh輸系統操作簡(jiǎn)單可靠。同時(shí)催化劑處于同等條件送至甲醇凈化系統;另一部分水煤氣經(jīng)甲醇凈化下運行,達到同步操作,也利于催化劑的使用管系統的變換、有機硫水解、NHD脫硫、脫碳工序制理。得脫碳氣,與合成氨凈化送來(lái)的脫碳氣在水解槽(4)克服了合成塔串聯(lián)生產(chǎn)工藝過(guò)程中生成預熱器前混合,通過(guò)精脫硫制得合格的精制氣的甲醇易發(fā)生脫水、醇化等副反應。副產(chǎn)物雜醇第1期葉盛芳等:水煤漿制單醇裝置凈化系統運行總結的沸點(diǎn)和甲醇的沸點(diǎn)相近給生產(chǎn)高純度的甲醇(3)甲醇增產(chǎn)項目投用后,氧氣總管氧氣流帶來(lái)困難,尤其是這套裝置是為20x10%a醋酸速達到129ms,氧氣支管流速達到153m,分裝置相配套將直接制約著(zhù)醋酸的產(chǎn)品質(zhì)量別比國標超速29.1%和51.3%。為此新上一條413原料氣體凈化DN50氧氣總管,同時(shí)改造了三條氣化爐氧氣支NHD脫硫脫碳氣體凈化工藝系統變換部分管解決了氧氣流速超標的問(wèn)題,為氣化系統的首次由全氣量變換改為部分氣量變換。安全運行提供了條件。當從合成氨凈化配氫之后,甲醇凈化所要求通過(guò)以上措施,和我廠(chǎng)德士古水煤漿加壓氣的氣體組成發(fā)生了變化,CO、CO2的含量均有所化全體工藝技術(shù)人員的不懈努力保證了甲醇增提高。針對水煤氣組成情況,從甲醇凈化變換爐產(chǎn)后氣化系統的安全、穩定、高負荷、長(cháng)周期運進(jìn)出口配一條直徑DN00的變換副線(xiàn)。由于配氫行。氣化單爐設計年生產(chǎn)合成氨8×10%,實(shí)際雙之后甲醇凈化CO2所要求的含量放寬,則脫碳負爐運行年生產(chǎn)合成氨和甲醇已達到232×10t荷可稍有減輕,并且由于變換副線(xiàn)的配置,入高(以合成氨計)。溫有機硫水解槽汽氣比增加,C0s指標有明顯好4:6將甲醇精餾預塔由浮閥塔改為規整填料轉搭,常壓塔新增一臺再沸器,滿(mǎn)足熱負荷的需求。414使用新型NC307低壓甲醇合成催化劑改造后,甲醇精餾的負荷提高至原來(lái)的(1)該催化劑的選擇性好,粗醇中有機雜質(zhì)150%含量低,使精餾能耗降低42優(yōu)化操作控制(2)該催化劑的時(shí)空產(chǎn)率達到082,創(chuàng )全國421銨鹽結晶最新記錄。2002年2月21日,甲醇凈化變換系統阻力(3)原料氣適應性廣,合成氣組成可在大幅突然上漲阻力達到14MPan系統被迫切氣。經(jīng)停度范圍內變化,反應器的生產(chǎn)強度高,與均溫反車(chē)檢修發(fā)現變換氣水冷器內部出現結晶物堵塞應器相比,合成塔的生產(chǎn)能力提高了15%~20%。管路造成阻力增大。后來(lái)將氣體溫度由25℃提到4.1.5德士古水煤漿加壓氣化裝置運行按產(chǎn)品100℃C使結晶物溶解、熔化后阻力消失;2004年產(chǎn)量計達到設計能力的145%,達到國際先進(jìn)水3月同樣因銨鹽結晶造成變換阻力增大而被迫切平;系統一次投料連續運行101天,達到水煤漿氣。氣化的世界領(lǐng)先水平。原因分析:水煤氣中有NH3和N2的存在,同該項目在技術(shù)研究開(kāi)發(fā)過(guò)程中對甲醇生產(chǎn)時(shí)變換爐內由于金屬催化劑對N2和H2起催化劑的氣頭一德士古水煤漿加壓氣化裝置,從系統的作用,也會(huì )合成部分NH3,造成變換氣體中氨含量安全穩定運行和提高雙爐生產(chǎn)負荷兩方面考慮,較高。同時(shí)由于部分變換工藝的主要特點(diǎn)是汽氣在充分挖掘系統生產(chǎn)潛力的前提下制訂了技術(shù)比偏低冷凝液較少,所以冷凝液中銨鹽濃度偏改造方案。高,在溫度較低時(shí),銨鹽結晶析出。(1)采用華東理工大學(xué)推薦的新型水煤漿氣由于變換系統的特點(diǎn),有較多地方出現結化燒嘴解決了甲醇增產(chǎn)后煤漿流量增加70%,晶氣化爐工藝燒嘴的壽命縮短,影響系統的長(cháng)周期(1)變換氣分離器溶液出口管穩定運行的問(wèn)題。變換氣分離器溶液出口管自調閥及前后切(2)甲醇增產(chǎn)需增加煤氣5032Nmh(相當于斷閥、導淋閥處易堵塞增加氣化爐負荷7.0%),根據氣化生產(chǎn)經(jīng)驗和國變換系統自2000年5月投運后,在冬季經(jīng)內外的文獻資料,此時(shí)氣化爐帶水的可能性增常出現變換氣分離器液位高限、出口自調卡沒(méi)法大。通過(guò)采用華東理工大學(xué)的方案改造激冷環(huán)、調節的現象嚴重時(shí)導淋也無(wú)法疏通,這種情況上升管、下降管托磚盤(pán)等內件;激冷室增加破泡在冬季溫度低時(shí)發(fā)生率比較高。在處理過(guò)程中發(fā)條。解決了氣化爐因負荷增大導致氣化爐帶水的現起因是一種白色結晶物它極易溶于水,且高問(wèn)題提高了氣化爐的生產(chǎn)負荷溫下分解,聞起來(lái)有一股氨味,判斷是銨鹽結晶氮肥技術(shù)008年第29卷物(碳酸氫銨和碳酸銨)。后來(lái)改為套管式加蒸由于將入變換爐汽氣比控制太低,造成發(fā)生急劇汽,基本解決該處結晶物的堵塞問(wèn)題。的甲烷化反應,床層超溫至802℃,系統被迫停(2)冷凝液汽提塔出口管車(chē)。經(jīng)分析,當時(shí)汽氣比達到01左右。而汽氣比原始開(kāi)車(chē)沒(méi)有多長(cháng)時(shí)間就出現了冷凝液汽控制太高勢必會(huì )影響變換出口C0指標,達不到提塔超壓至042MPa(設計0MPa,正常運行甲醇合成的要求,同時(shí),床層也因大量的變換反008MPa左右)的現象,且居高不下,甚至開(kāi)塔頂應熱而有明顯的溫升現象。正常操作中水氣比控放空也無(wú)效,并時(shí)常因超壓導致汽提塔頂部墊子制在027-035左右漏氣,由于冷凝液汽提塔頂放空氣并入再生塔頂由于甲醇擴產(chǎn)及變換副線(xiàn)的投用,變換爐處酸性氣共同送入硫回收冷凝液汽提塔超壓對再于超負荷運行狀態(tài),當遇系統大減量時(shí),由于變生塔出口再生氣的壓力有很大影響。在2000年換副線(xiàn)不及時(shí)關(guān)閉,變換爐空速瞬間降低,變換l月大修時(shí)發(fā)現冷凝液汽提塔出口氣體管道閥爐溫上升,在操作人員調節不及時(shí)時(shí),很易發(fā)生前彎頭處堵得非常厲害,于是也加了一段伴熱蒸甲烷化反應而使變換爐溫超溫。針對這種情況,汽管。但是因為再生氣溫度控制在30℃左右,且重新調整變換爐的操作方法,制定大減量下的操再生氣送到硫回收的管線(xiàn)有200m,氣體散熱較作規程,變換爐操作達到有效控制?？?于是酸性氣管線(xiàn)也多次堵,就出現了酸性氣(2)入口汽氣比的控制壓力超壓,硫回收被迫切氣現場(chǎng)放空的現象,導實(shí)際操作中汽氣比的影響因素主要是兩個(gè)致大氣HS污染特別嚴重。方面:第一,氣化來(lái)水煤氣的溫度。氣化來(lái)水煤氣后來(lái)冷凝液汽提塔頂部氣體管道采用套管,溫度低,則水氣比低,而廢鍋換熱面積一定,換熱送至硫回收燃燒后排放大氣。后的水氣比會(huì )比正常操作時(shí)有很大下降,對變換(3)有機硫水解槽后至脫硫系統部分稍開(kāi)的操作有一定影響;第二,04MPa蒸汽管網(wǎng)壓力由導淋只要有液體出現必定會(huì )有結晶物。于廢鍋所產(chǎn)蒸汽送入系統管網(wǎng),管網(wǎng)的壓力波動(dòng)(4)變換氣水冷器對廢鍋的壓力操作有舉足輕重的影響。在2001變換氣水冷器由于采用大量循環(huán)水對變換年9月22日變換系統開(kāi)車(chē)時(shí),由于管網(wǎng)壓力不氣進(jìn)行換熱,在溫度較低端,很易形成銨鹽結晶。穩,蒸汽壓力在06MPa至03MPa之間波動(dòng),自目前適當提高變換氣分離器出口氣體溫度,將溫調閥無(wú)法調節,造成入爐水氣比隨之波動(dòng),致使度控制在28~35℃,并定期對變換氣水冷器及變爐溫超至700℃。入工段水煤氣溫度、管網(wǎng)壓力穩換氣水分離器進(jìn)行清洗。同時(shí)考慮增加易出現銨定是調節水氣比的基本條件。鹽結晶部位的汽氣比,在開(kāi)停車(chē)時(shí),變換氣水冷由于系統負荷的增大,特別是在甲醇催化劑器循環(huán)水閥關(guān)死將溫度提至90℃維持h左右,的使用初期,對cO的要求非常嚴格,而這時(shí)變換基本上再沒(méi)有出現此類(lèi)問(wèn)題爐的操作彈性變小,即使將入口汽氣比提至42.2變換爐操作方式優(yōu)化028,也沒(méi)法滿(mǎn)足甲醇合成的需求。針對這種情由于在甲醇合成中C0是合成甲醇的原料況,在水煤氣廢鍋出入口增設副線(xiàn),提高變換爐氣,針對德士古水煤氣中含4523%的CO,甲醇凈的人口汽氣比?；腃O變換需要部分變換,要求至甲醇合成塔(3)避免垮爐溫的氫碳比為205-215。變換爐的操作成為監控由于自調閥卡或液位假指示造成煤氣水分甲醇合成HC比的重要手段。離器帶水或者變換爐空速過(guò)大,人口溫度低或者甲醇擴產(chǎn)改造前變換爐的操作主要靠控制水氣比偏低,而造成變換爐垮爐溫。入變換爐的汽氣比及變換爐入口溫度進(jìn)行調節。42.3大氣污染優(yōu)化控制甲醇擴產(chǎn)后由于變換副線(xiàn)的投用,變換爐的操作目前隨著(zhù)國家對環(huán)保的逐漸重視,大氣污染方式隨即發(fā)生了變化成為下一步治理的重點(diǎn)之一。大氣中的硫化氫和(1)水氣比與甲烷化反應COS對人體的危害非常大,是目前化工企業(yè)特別在原始開(kāi)車(chē)的摸索過(guò)程中,曾經(jīng)出現過(guò)一次是煤化工主要的污染源之一。原始開(kāi)車(chē)時(shí)凈化濃第1期葉盛芳等:水煤漿制單醇裝置凈化系統運行總結縮塔放空氣中硫化氫濃度可達到1000-200量較高的變換氣進(jìn)行NHD脫硫,控制HS含mgm,硫回收尾氣硫化氫達到2%以上,造成附近量<2mgym;第三步進(jìn)行干法脫硫;第四步,NHD大氣中硫化氫濃度經(jīng)常超標最嚴重時(shí)濃度達到低溫脫碳時(shí)脫硫,此時(shí)COS僅余2~3mgm第10mgm3,對人體安全帶來(lái)很大的隱患。五步,C0S水解;第六步,精脫硫,此時(shí)總硫控制針對這種情況,結合生產(chǎn)運行的實(shí)際通過(guò)在0.5mg/m。整個(gè)控制是連續連貫的。前一單元大量計算,在凈化脫硫系統進(jìn)行挖潛改造,對濃出現超標勢必影響下一單元的操作?？s塔放空氣、低壓閃蒸氣進(jìn)行達標治理,使其排(1)NHD脫硫控制放基本滿(mǎn)足標準要求。NHD脫硫是一種物理吸收方法,同其它的填控制凈化Ⅲ循環(huán)量≥80m}h,增大COs水料吸收塔一樣,其出口指標主要受溶液循環(huán)量、解轉化率至95%,硫回收酸性氣爐爐膛溫度溶液溫度、溶液再生度溶液性質(zhì)、吸收壓力氣700~850℃,尾氣爐爐膛溫度≥650℃,嚴格以上量波動(dòng)等多種因素的影響。在進(jìn)行調節時(shí)需要各各項指標。從管理上加強加大考核力度,制定嚴種因素共同考慮,常見(jiàn)的影響主要是溶液溫度、格的考核方案。經(jīng)過(guò)一系列措施后硫磺回收尾溶液循環(huán)量及溶液性質(zhì),當系統溶液較臟時(shí),影氣中H≤02%,環(huán)境大氣中HS≤1mg/Nm3,濃響溶液再生及吸收?？s塔放空氣HS≤0.3g/Nm3,合格率達到100%,(2)精脫硫的控制該氣體稍做處理即可做為食品級二氧化碳氣源;精脫硫部分流程為:有機硫水解槽→水解氣低壓閃蒸氣送到造氣爐做為還原氣。冷卻器→精脫硫槽(2臺或串或并)→→出工段。由經(jīng)過(guò)改造附近大氣環(huán)境得到很好的改善。于總硫要求的精度較高,生產(chǎn)中即使脫碳出口總4.3系統節能改造硫指標較好,在精脫硫工序也多次出現總硫超標甲醇凈化脫硫系統使用熱再生,利用04MPa現象。蒸汽來(lái)加熱再生塔底的NHD富液,達到富液再精脫硫劑在無(wú)氧狀態(tài)下當處于小負荷氣量生的目的,蒸汽冷凝液返回除氧器。由于加熱過(guò)(新鮮氣量約25000Nmhh)時(shí),其出口總硫(多為程中主要利用蒸汽的潛熱蒸汽冷凝液溫度仍然HS)02mgm3以下;當加量至30000-34000較高造成除氧器溫度高,放空較大部分蒸汽從Nm/h時(shí),出口HS、COS指標都不同程度地上漲,除氧器放空排入大氣,不僅帶來(lái)熱能的浪費同并頻繁超標,每次超標時(shí)床層都有近2℃的溫升。時(shí)噪音對環(huán)境帶來(lái)嚴重的影響。與此同時(shí),脫硫而此時(shí)的調節手段主要是調節水解槽入口蒸汽系統富液存在熱量不足的現象,回再生塔富液溫添加量,通過(guò)水解槽出口指標看,一直比較正常,度僅82~89℃,對再生塔的操作不利,增大了再Cs全部水解。經(jīng)與廠(chǎng)家聯(lián)系新上一臺無(wú)油潤生塔的能耗?；諌簷C,每日&h向精脫硫槽內加入空氣,使催為綜合利用熱能,對再生塔系統進(jìn)行改造,化劑在有氧狀態(tài)下吸硫。此時(shí)出口僅出現COS,用再生塔底04MPa蒸汽冷凝液加熱至再生塔的大致在0-005mgS/m3。一直運行到現在,氧含量富液,可以達到以下目的:①綜合利用熱能,降低控制在(20~100)×106關(guān)于精脫硫槽入口無(wú)蒸汽消耗;②提高入再生塔富液溫度,優(yōu)化再生COS而出口反而出現COs的現象,有技術(shù)人員認效果;③減少除氧器放空蒸汽量;④減少除氧器為是COS+H2O=HS+CO2的逆反應造成的,該反放空帶來(lái)的噪音污染及附近設備的腐蝕應機理正在探索之中。改造后,再生塔用蒸汽在同氣量情況下降低目前精脫硫槽出口總硫的調節手段有兩5uh。直接經(jīng)濟效益達100萬(wàn)元。種,一種是蒸汽添加量,主要考慮COS的水解;質(zhì)量控制種是空氣添加情況。由于蒸汽添加量過(guò)大時(shí),44.1系統的總硫控制很易出現帶水并且造成精脫硫劑被泡,所以在總硫控制包括HS和cos的控制,目前甲醇操作中兩種調節手段同時(shí)考慮,并找出最佳操凈化總硫控制分幾個(gè)步驟進(jìn)行。第一步,將大部作狀態(tài)。分COS進(jìn)行水解轉化為無(wú)機硫;第二步,對硫含(3)溶液管理18氮肥技術(shù)2008年第29卷溶液管理在甲醇凈化的生產(chǎn)控制中起舉足最關(guān)鍵的是搞好萃取蒸餾的操作。主要從三個(gè)方輕重的作用需加強溶液過(guò)濾;嚴把進(jìn)入系統的面著(zhù)手:萃取劑的溫度萃取劑的濃度、萃取劑的NHD質(zhì)量關(guān)不合格的NHD不允許使用;對系統用量。當精甲醇的高錳酸鉀值達不到質(zhì)量指標中的各設備加強維護管理避免泄漏及其它雜質(zhì)時(shí),應適當加大塔頂的加水量,加水量一般不超帶入系統而導致溶液污染;建立、健全溶液管理過(guò)粗甲醇入料量的20%。如果再增加水量肯定系統。有利于有機雜質(zhì)的清除,但要降低預塔的生產(chǎn)能我廠(chǎng)在2003年9月出現脫硫溶液受污染,力同時(shí)增加能耗,對塔的其他工藝條件的控制溶液發(fā)渾造成脫硫塔出口HS達500mgm3的情也帶來(lái)一定的難度況,在進(jìn)行了減量、清洗填料、調整循環(huán)量、調整對于加壓塔的操作,也可能影響精甲醇的穩溶液溫度等一系列措施之后,仍然無(wú)法解決問(wèn)定性,必須控制好適宜的回流比和塔溫。題,后來(lái)發(fā)現貧富液換熱器嚴重泄漏,造成入塔(2)精甲醇的水溶性,即要求精甲醇與水任溶液貧度嚴重超標,并且溶液也較臟,于是對系意混合不混濁。統進(jìn)行全面堿洗并更換換熱器,新上兩臺過(guò)濾當精甲醇中含有不溶或難溶于水的有機雜器,加大過(guò)濾頻次,加大分析數量,加強溶液管質(zhì)加水后這些雜質(zhì)呈膠狀微粒形式析出,從而理,對各換熱設備定期清理實(shí)行精細管理思路,出現混濁現象。為了防止甲醇加水混濁在精餾脫硫溶液系統得到控制,溶液干凈而清亮。操作中必須要注意以下方面:44.2甲醇合成結蠟加強預塔的操作,加水萃取蒸餾。生產(chǎn)實(shí)踐甲醇系統水冷器結蠟較為嚴重。在第一爐甲證明,當精甲醇加水混濁時(shí),預塔內萃取水量增醇合成催化劑使用時(shí),水冷器結蠟5次。生產(chǎn)初加加水混濁現象會(huì )明顯好轉直到不再混濁。所期,精餾進(jìn)料泵經(jīng)常被蠟堵,后提高合成塔入口以預塔加水提高精甲醇穩定性的同時(shí),也是防止溫度,進(jìn)料泵蠟堵現象減少了,但水冷器結蠟現精甲醇加水混濁的操作過(guò)程。加水量仍以15%象并沒(méi)減輕。第一爐催化劑都存在結蠟嚴重的現20%為宜。當加水萃取仍不能解決混濁現象時(shí),也象,這可能與原始開(kāi)車(chē)系統中未清除的siO2等酸可以從回流液中采出少量初餾物;并且適當提高性物質(zhì),或堿金屬鹽與Fe帶人合成塔有關(guān),這些第一級冷凝溫度,對防止精甲醇加水混濁也是有物質(zhì)容易導致結蠟。結蠟后水冷器換熱效果下利的。降,出口溫度升高,循環(huán)氣中甲醇含量增加,不僅穩定加壓塔和常壓塔的操作,嚴格控制塔內對催化劑帶來(lái)危害,也造成產(chǎn)率的下降。各操作條件特別是精餾段內的靈敏板溫度。甲醇擴產(chǎn)改造后兩臺水冷器并聯(lián)運行。煮當甲醇合成催化劑使用后期時(shí),精甲醇的水蠟成了一件頭疼的大事,原來(lái)煮蠟采用蒸汽直接溶性開(kāi)始下降穩定性也出現波動(dòng)高錳酸鉀值人管程的煮蠟方式,對換熱管的影響非常大?，F偏高,雜質(zhì)含量增大,催化劑選擇性下降,此時(shí)要改為從殼程進(jìn)行煮蠟,獲得較好效果。對精餾系統加強萃取的操作,減少預塔加入堿的443甲醇產(chǎn)品質(zhì)量控制含量,增大水含量,加強靈敏板溫度操作提高穩粗甲醇的精餾過(guò)程中,對成品質(zhì)量的控制,定性除去要求兩個(gè)關(guān)鍵組分甲醇一水分離干凈,更要5總結求降低精甲醇中有機雜質(zhì)的含量,而且后者是精甲醇生產(chǎn)中還存在許多的問(wèn)題及許多未知餾操作中控制甲醇質(zhì)量的關(guān)鍵問(wèn)題。的領(lǐng)域需要我們在生產(chǎn)運行中精細管理、多思(1)提高精甲醇的穩定性穩定性是衡量粗考、多積累細心發(fā)現每一個(gè)問(wèn)題即將出現的苗甲醇中還原性雜質(zhì)的多少,這些雜質(zhì)與甲醇很難頭,及時(shí)消除隱患,保證系統安全、穩定、長(cháng)周期分離,是衡量精甲醇質(zhì)量的一項重要指標運行。預精餾塔的操作,除了維持適當的負荷、適(收稿日期:2007-10-16)宜的回流比和合理的塔內溫度分布與穩定以外,