第4期王成夏等合成氨聯(lián)產(chǎn)甲醇生產(chǎn) 運行總結(jié)●27●化劑床層溫度以及調(diào)整各塔生產(chǎn)負(fù)荷。加熱器控制升溫速率( <30 C/h)。當(dāng)催化劑熱點(2)可根據(jù)雙塔催化劑的使用時間,及時調(diào)節(jié)溫度達(dá)到70 C后升溫速率降至<5 C/h。溫度達(dá)合成塔在串并聯(lián)生產(chǎn)中的位序;并可根據(jù)各塔催化到80C以后，因有少量反應(yīng)熱放出,應(yīng)放慢升溫速劑活性的強弱，及時提高催化劑床層的熱點溫度率,并試放水。此時操作上以催化劑床層溫差為主(≤5C/次),始終保持催化劑活性控制在最佳反要控制依據(jù)，即床層頂部與底部溫差控制在8C之應(yīng)區(qū)域提高CO和CO2轉(zhuǎn)化率。內(nèi)。如果加電后溫度達(dá)到8 C,應(yīng)降電恒溫操作,(3)串聯(lián)使用時,可適當(dāng)加大前塔新鮮氣的補當(dāng)恒溫到頂部與底部渴差又降至5 C以下時,再加人量,可在滿足合成塔技術(shù)指標(biāo)的范圍以內(nèi)多開循電進(jìn)行升溫。環(huán)機,增加生產(chǎn)負(fù)荷,以產(chǎn)醇為主。后塔可以通過(2)還原初期。當(dāng)溫度達(dá)到90 C以后,應(yīng)重點少量補充新鮮氣氣量,不開循環(huán)機,以方便熱點操注意每次提溫后溫差的變化情況,只要能夠?qū)⒋呋鳛橹鳌Ｍㄟ^減少后塔生產(chǎn)負(fù)荷,達(dá)到控制醇后氣劑床層的頂部與底部溫差控制在8C以內(nèi),并經(jīng)過成分的目的，提高甲醇轉(zhuǎn)化率。操作中控制醇后氣恒溫后又縮小到5 C以下,可繼續(xù)提溫操作。在這一CO和CO2體積分?jǐn)?shù)在≤0.5%以下。若采用上述組時期操作上不宜以出水量的多少決定是否提溫,而應(yīng)合方法,醇后氣仍然超過標(biāo)準(zhǔn),則要考慮更換催化劑。以催化劑床層溫度的變化來判斷是否提溫或恒溫。(4)醇氨比的調(diào)整范圍大,可以根據(jù)產(chǎn)品市場(3)還原主期。當(dāng)溫度在105 ~ 130 C之間時，情況任意調(diào)整醇氨比負(fù)荷。在甲醇市場利潤較大應(yīng)重點關(guān)注催化劑床層頂部與底部的溫差以及系的情況下，可以采用并聯(lián)雙塔進(jìn)行生產(chǎn),雙塔各自統(tǒng)壓力、循環(huán)氫含量、水汽濃度和出水量的變化。配備循環(huán)機,增加入塔循環(huán)氣體,使反應(yīng)不完全的由于均溫型合成塔及銅基催化劑的特性,決定了銅基催化劑在還原過程中將會產(chǎn)生出水量集中、出水氣體再次得到利用,提高甲醇產(chǎn)量。(5)雙塔工藝生產(chǎn)調(diào)整后,一塔更換催化劑,放熱量多的問題。此時期是催化劑還原的關(guān)鍵時期,溫升速率應(yīng)控制在<2 C/h。如果加電提溫后另-塔仍可維持正常生產(chǎn)。(6)雙塔工藝生產(chǎn)的缺點是操作過程中雙塔進(jìn)行降電恒溫操作時，溫度沒有按照前期溫度的運溫度的操作相互制約,相互影響。行曲線的規(guī)律停止在預(yù)期的溫度上,而又有繼續(xù)上升的趨勢,同時系統(tǒng)壓力下降、氫比降低,此時不管3催化劑升溫還原醇分能否放出還原水,都應(yīng)果斷及時地進(jìn)行大幅度撤電操作,利用降低電爐負(fù)荷、減少電爐發(fā)熱量來3.1 方案降低催化劑層的溫度。此時利用催化劑還原放出催化劑升溫還原方案見表2。的熱量來維持催化劑床層的熱量平衡，控制溫度進(jìn)表2催化劑升溫還原方案行恒溫出水操作,必要時可開冷副線調(diào)節(jié)塔溫。時間催化劑升溫系統(tǒng)出水出塔水(4)還原后期。由于此階段大量出水期已過,階段重展床層溫速率壓力速率汽濃度不會有溫度突然上升的情況發(fā)生,可繼續(xù)按照控制催際計度/C /心 ●h-' /MPa /hg.h- /g.m-3化劑床層溫差的辦法進(jìn)行操作。但應(yīng)注意, 160~升溫22室溫~70 305.0180 C附近仍有出水量稍大的現(xiàn)象。為了使還原完5 7 70-9050全徹底,底部溫度應(yīng)提升至235 9C恒溫,實際出水量還原初期7 14 90~105 22.5達(dá)到理論出水量的90%以上。當(dāng)頂部與底部溫差控中期25 39 105-13080制在6 ~8 C ,出水量低于10 kg/h,且水汽濃度小于后期27 66 130-235 53.00.1 g/m2時,再恒溫1 h左右,確認(rèn)還原結(jié)束。恒溫2682310.5(5)換氣階段。換氣過程中因壓力提高較快、2 70 ~20氣體組分變化大,極易引起溫度失控,造成超溫垮注:空速為3 000 h-' ,氫含量體積分?jǐn)?shù)為70%。溫。因此,換氣過程必須緩慢而有準(zhǔn)備地進(jìn)行。當(dāng)3.2 過程出現(xiàn)溫度控制不住時,則應(yīng)立即恢復(fù)原狀,待工況通過專用管線導(dǎo)人精煉氣,系統(tǒng)補壓至5.0穩(wěn)定后再進(jìn)行換氣。我廠在換氣時,事先通知變換MPa,開1臺4.7 m'/min和1臺5.0 m'/min循環(huán)工序降低CO含量至1.5%左右,經(jīng)前塔反應(yīng)后,醇后機,循環(huán)量全部加足進(jìn)行升溫還原。整個過程可分氣CO含量低于0.8% ,該工況下?lián)Q氣操作較為順利。為升溫、還原恒溫和換氣4個階段。33 注意事項.(1)升溫階段。此階段主要以升溫為主，由電(1)在還原主期發(fā)現(xiàn)熱點變化且同時有系統(tǒng)●28●化肥設(shè)計2009年第47卷壓力、氫比下降現(xiàn)象時,應(yīng)補充新鮮氣,并開啟塔后施是將冷膽拖出,對冷膽上面的附著物進(jìn)行清理,放空閥,置換催化劑分解的有害氣體。對不同型號同時,鉆進(jìn)塔內(nèi)檢查下部絲網(wǎng)是否破損和堵塞并及的催化劑,還原主期的溫度各不相同,我廠先后使時更換,經(jīng)處理后的內(nèi)簡催化劑裝填量明顯改觀。用過WC-1、WC -2、FXC- 102型催化劑,其每次(2)還原時間逐爐縮短。主要原因是將原大量出水的時間和溫度均不同,這就要求操作人員，3.5 m'循環(huán)機改造為4.7 m' ,又增加1臺8m'循環(huán)具有相當(dāng)高的操作水平。機,增加了聯(lián)醇系統(tǒng)氣體循環(huán)量,縮短了還原時間，(2)升溫還原時--定要注意每次加電提溫后同時較大的空速也保證了催化劑的出水率達(dá)到溫度的變化趨勢。在催化劑床層頂部與底部溫差≥90%以上,使催化劑還原較為徹底。達(dá)8 C時,一定要控制恒溫至5 C內(nèi),絕對不可按(3)生產(chǎn)強度統(tǒng)計。由于前兩爐是單塔生產(chǎn)，8 C的溫差進(jìn)行提溫;若加電后,溫度只些許上漲，2001年新系統(tǒng)增加后,兩爐催化劑交替進(jìn)行更換，說明循環(huán)量太小,只有恒溫操作。同時要注意出水故無法統(tǒng)計準(zhǔn)確的生產(chǎn)強度。量的多少。在出水主期要以恒溫出水為主，且應(yīng)控(4)使用周期。為穩(wěn)定催化劑使用周期,采取制出水量、水汽濃度在指標(biāo)范圍以內(nèi)。的措施是:①嚴(yán)格控制人塔氣中的毒物含量;②采(3)為穩(wěn)定還原時的壓力和有利于催化劑還用2個精脫硫槽串聯(lián)運行的方式,控制總硫含量≤原,可適時調(diào)整新鮮氣補充閥、還原放水閥以及采0.1x10-6;③控制合成塔壓差、催化劑床層頂部與用連續(xù)放水的方法進(jìn)行操作。底部的溫差、塔出口溫度;④在催化劑裝塔之后進(jìn)(4)其他注意事項:①生產(chǎn)中應(yīng)加強油水的分行徹底 吹除,盡量將粉塵除去;⑤正常生產(chǎn)過程中離和排污,防止油水帶人合成塔;②在半脫和變脫嚴(yán) 格控制CO的波動幅度。時,采用栲膠脫硫以消除原料氣中硫?qū)Υ呋瘎┑亩?5)延長催化劑運行周期須嚴(yán)格控制熱點溫害;③同時加人純堿以減輕氨對催化劑的危害;度,熱點溫度的波動幅度應(yīng)控制在+4 C范圍以內(nèi)，③采用活性炭及EAC -2、EZX等精脫硫劑,使原料以減少催化劑的破碎。氣總硫含量<0.1 x 10-6 ;④提高生產(chǎn)中用水、用汽我廠在催化劑使用過程中的提溫數(shù)據(jù)見表4。質(zhì)量,杜絕氣化物的進(jìn)人。表4催化劑提溫數(shù)據(jù)序號提溫時間 熱點溫度/C|序號提溫時間熱點溫度/C4催化劑使用情況1 2004-03230(*5) 6 2006-12-20 255<( *5)截止2008年,我廠先后使用了7爐催化劑,此2 2004-12-18 235(*5) 7 2006-1-19 260( *5)前6爐催化劑運行情況見表3。3 2005-03-18 240( 5)2006-9-5265<( *5)表3催化劑運行情況4 2005-05-02 245(+5) 9 2006-11-03 270( +5)催化劑還原使用生產(chǎn)5 2005-09-27 250( *5) | 10 2007 -01-03 275( +5)項目裝填量時間出水率時間強催化劑≥/%型號/5聯(lián)醇裝置運行情況第1爐14.80 78)21320 4300 WC-1正常生產(chǎn)時進(jìn)人聯(lián)醇工段的新鮮氣量為62 000第2爐14.48 72n 1 036 5500 WC-1第3爐14.38 681 020WC-1m'/h,變換工序組分控制在φ(CO) =3.4( +0.2),脫碳工序組分φ(CO2)≤1.8%。循環(huán)氣量依據(jù)醇n21 048WC-2氨比的大小進(jìn)行調(diào)節(jié)，醇后氣組分前期為0. 2%以第5爐14.27 571 040FXC -102下,中后期在0.5%以下。采用串聯(lián)使用時,生產(chǎn)中第6爐14.154n738FXC- 102始終把新更換催化劑的合成塔作為后塔來使用。從表3可以看出:在新塔前進(jìn)入適量新鮮氣,提高人塔氣體有效成(1)催化劑裝填量逐次減少,且第4爐減少較分,便于新塔的溫度操作控制。由于大量新鮮氣體多,第5爐催化劑經(jīng)內(nèi)件檢修后,裝填量才有所改先通過老塔,使沒有分離干凈的油水等雜質(zhì)被老塔善。經(jīng)分析,裝填量減少的原因主要是:①由于均催化劑過濾,對新更換的催化劑起到-一定的保護(hù)作溫型合成塔內(nèi)件冷管密度較大,冷管受熱后產(chǎn)生變用,同時利用新塔轉(zhuǎn)化率高,對降低醇后氣中CO成形，催化劑倒卸時，塔內(nèi)不可避免地殘存少量催化分,減少銅洗工序負(fù)荷起到較好效果。由于聯(lián)醇工劑粘結(jié)在冷管間;②部分瓷球卡在管間,造成再次序是串聯(lián)在合成氨生產(chǎn)工藝中的中間工序,聯(lián)醇工裝填時出現(xiàn)催化劑懸空和架橋的情況。采取的措序因氣體組分變化,催化劑活性變化、系統(tǒng)設(shè)備結(jié)第4期王成夏等合成氨聯(lián)產(chǎn)甲 醇生產(chǎn)運行總結(jié).●29.蠟等原因,造成聯(lián)醇系統(tǒng)壓力增高、壓差增大,將對合成塔時,為節(jié)約資金,雙套系統(tǒng)共用1臺油分離合成氨生產(chǎn)工藝的節(jié)能降耗產(chǎn)生較大影響。在不影器,循環(huán)氣直接連接在合成塔主線_上。由于循環(huán)氣響銅洗工序正常操作的前提下,可利用前塔去水洗塔沒有經(jīng)過油分離器,循環(huán)機的脈沖氣體得不到有效的控制閥門來調(diào)節(jié)系統(tǒng)的壓差,降低聯(lián)醇系統(tǒng)阻力。緩沖,造成合成塔主線及合成塔震動較大,嚴(yán)重時聯(lián)醇裝置運行中先后出現(xiàn)過催化劑破碎、甲醇造成合成塔中心管與大蓋之間的密封填料損壞,影系統(tǒng)超壓、甲醇系統(tǒng)震動以及系統(tǒng)結(jié)蠟等問題,通響合成塔的生產(chǎn)能力。筆者建議雙系列生產(chǎn)系統(tǒng)過采取相應(yīng)措施均得以解決。應(yīng)各自使用獨立的油分離設(shè)備,使循環(huán)氣進(jìn)人油分(1)催化劑破碎。我廠甲醇生產(chǎn)中,中間槽排離器,緩解脈沖氣體。另外,催化劑粉化也是產(chǎn)生污時發(fā)現(xiàn)紅色粉漿,判斷為催化劑破碎。其易造成管道振動的原因。液位計堵塞和操作閥門內(nèi)漏,這種現(xiàn)象在甲醇生產(chǎn)(4) 系統(tǒng)結(jié)蠟。我廠一直使用FXC系列甲醇中普遍存在。目前認(rèn)為,其破碎與催化劑使用時間合成催化劑。在熱洗中間槽、醇分的過程中,能夠的長短、新鮮氣量、壓力、溫度變化的頻率幅度、油看到很少量的蠟狀物質(zhì),常溫狀態(tài)下,其呈固體狀分離器分離效果的好壞、催化劑床層溫度調(diào)節(jié)幅度態(tài)或為絮狀物。聯(lián)醇水冷排工序為防止結(jié)蠟堵塞的大小、循環(huán)機開停次數(shù)的變化及催化劑內(nèi)在質(zhì)量管道,在正常生產(chǎn)過程中,每天按順序關(guān)閉冷排上等多項因素有關(guān)。筆者認(rèn)為,優(yōu)化系統(tǒng)運行,嚴(yán)控水閥門,利用反應(yīng)后的熱氣體沖刷管道,起到較好各項工藝指標(biāo),杜絕超溫、垮溫現(xiàn)象的發(fā)生,保持穩(wěn)效果。多年來,沒有因為系統(tǒng)結(jié)蠟造成系統(tǒng)阻力定的生產(chǎn)工藝操作條件,是聯(lián)醇銅基催化劑長周期增大。穩(wěn)定運行的關(guān)鍵。(2)甲醇系統(tǒng)超壓。我廠聯(lián)醇裝置自投運以6結(jié)語來,系統(tǒng)壓力逐年增加,甲醇生產(chǎn)工序的壓差變化(1)聯(lián)產(chǎn)甲醇不僅有效降低了銅洗的生產(chǎn)負(fù)不大,前期新塔不帶循環(huán)機壓差≤0.6 MPa,老塔帶荷,同時也能根據(jù)市場行情的不同調(diào)節(jié)醇氨產(chǎn)量,循環(huán)機壓差≤0.7 MPa。后期新塔不帶循環(huán)機壓差以利于效益的最大化。≤0.8 MPa,老塔帶循環(huán)機壓差≤0.9 MPa。分析工(2)近2年來原油價格不斷飆生,甲醇作為能藝數(shù)據(jù)發(fā)現(xiàn)，合成氨系統(tǒng)中段超壓,其原因:①由于源替代品越來越受到關(guān)注,經(jīng)濟效益相當(dāng)可觀。壓縮機后段活門1損壞,部分氣體在生產(chǎn)系統(tǒng)的中段參考文獻(xiàn):循環(huán)，致使脫碳、聯(lián)醇工序超壓;②受催化劑活性、[1]高俊文.聯(lián)醇催化劑和合成甲醇催化劑的研制[J].化肥設(shè)計，有效氣體成分CO和CO2的高低以及循環(huán)機開機臺2005 ,43(2) :27.數(shù)變化的影響;③在催化劑使用后期,換熱器堵塞[2]陳勁松,李小定適合聯(lián)醇或單醇的變換工藝[J].化肥設(shè)計，2005 ,43(5):16.或使用中有超溫現(xiàn)象,造成催化劑燒結(jié)粉化,亦是[3]陳運根,劉華彥,孫勤，等等溫冷管型低壓甲醇塔與雙系統(tǒng)串造成壓力升高的原因。采取措施:①催化劑使用周聯(lián)流程的應(yīng)用[J].化肥設(shè)計,2006 ,44(1):26.期不應(yīng)超過2年半的時間;②平時要嚴(yán)格穩(wěn)定催化[4]郭新法,唐海亮聯(lián)醇工藝及生產(chǎn)方法的改進(jìn)[J].化肥設(shè)計,劑層溫度,嚴(yán)禁工況大幅度波動;③及時對壓縮機2006.44(5):47.[$]顏鑫,舒均杰聯(lián)醇工藝中影響醇氨比調(diào)整的關(guān)鍵因素探討活門進(jìn)行檢查更換,保證氨合成工序的氣量。[].化肥設(shè)計.2007 ,(45)3:14.(3)甲醇系統(tǒng)震動。循環(huán)氣出口至合成塔進(jìn)[6]柳永兵,周清,葉盛芳.淺談煮蠟對甲醇合成的影響[J].化肥設(shè)口管線之間,經(jīng)常出現(xiàn)管道震動,主要是往復(fù)式壓計,2008 ,46(3):33.縮機的影響,亦不排除管道設(shè)計問題。在后續(xù)新增修改稿日期: 2009-07-11行業(yè)信息五環(huán)公司新簽20萬t/a聚丙烯裝置總承包合同2009年7月6日,中國五環(huán)工程有限公司與中化集團泉州石化有限公司正式簽署了20萬/a聚丙烯裝置總承包合同。該裝置是五環(huán)公司繼大唐國際多倫煤制烯烴項目聚丙烯裝置后,再次將美國道化學(xué)公司氣相法工藝技術(shù)用于聚丙烯裝置。中化集團泉州1200萬Va重油煉油深加工項目是國家對應(yīng)國際金融危機,拉動內(nèi)需的30個重大項目之一,20萬Va聚丙烯則是該石化項目的重要裝置之一-。該裝置建設(shè)總周期為26個月,計劃于2011年7月建成投產(chǎn)。(本刊通訊員)