合成氨联产甲醇生产运行总结

第4期王成夏等合成氨联产甲醇生产 运行总结●27●化剂床层温度以及调整各塔生产负荷。加热器控制升温速率( <30 C/h)。当催化剂热点(2)可根据双塔催化剂的使用时间,及时调节温度达到70 C后升温速率降至<5 C/h。温度达合成塔在串并联生产中的位序;并可根据各塔催化到80C以后，因有少量反应热放出,应放慢升温速剂活性的强弱，及时提高催化剂床层的热点温度率,并试放水。此时操作上以催化剂床层温差为主(≤5C/次),始终保持催化剂活性控制在最佳反要控制依据，即床层顶部与底部温差控制在8C之应区域提高CO和CO2转化率。内。如果加电后温度达到8 C,应降电恒温操作,(3)串联使用时,可适当加大前塔新鲜气的补当恒温到顶部与底部渴差又降至5 C以下时,再加人量,可在满足合成塔技术指标的范围以内多开循电进行升温。环机,增加生产负荷,以产醇为主。后塔可以通过(2)还原初期。当温度达到90 C以后,应重点少量补充新鲜气气量,不开循环机,以方便热点操注意每次提温后温差的变化情况,只要能够将催化作为主。通过减少后塔生产负荷,达到控制醇后气剂床层的顶部与底部温差控制在8C以内,并经过成分的目的，提高甲醇转化率。操作中控制醇后气恒温后又缩小到5 C以下,可继续提温操作。在这一CO和CO2体积分数在≤0.5%以下。若采用上述组时期操作上不宜以出水量的多少决定是否提温,而应合方法,醇后气仍然超过标准,则要考虑更换催化剂。以催化剂床层温度的变化来判断是否提温或恒温。(4)醇氨比的调整范围大,可以根据产品市场(3)还原主期。当温度在105 ~ 130 C之间时，情况任意调整醇氨比负荷。在甲醇市场利润较大应重点关注催化剂床层顶部与底部的温差以及系的情况下，可以采用并联双塔进行生产,双塔各自统压力、循环氢含量、水汽浓度和出水量的变化。配备循环机,增加入塔循环气体,使反应不完全的由于均温型合成塔及铜基催化剂的特性,决定了铜基催化剂在还原过程中将会产生出水量集中、出水气体再次得到利用,提高甲醇产量。(5)双塔工艺生产调整后,一塔更换催化剂,放热量多的问题。此时期是催化剂还原的关键时期,温升速率应控制在<2 C/h。如果加电提温后另-塔仍可维持正常生产。(6)双塔工艺生产的缺点是操作过程中双塔进行降电恒温操作时，温度没有按照前期温度的运温度的操作相互制约,相互影响。行曲线的规律停止在预期的温度上,而又有继续上升的趋势,同时系统压力下降、氢比降低,此时不管3催化剂升温还原醇分能否放出还原水,都应果断及时地进行大幅度撤电操作,利用降低电炉负荷、减少电炉发热量来3.1 方案降低催化剂层的温度。此时利用催化剂还原放出催化剂升温还原方案见表2。的热量来维持催化剂床层的热量平衡，控制温度进表2催化剂升温还原方案行恒温出水操作,必要时可开冷副线调节塔温。时间催化剂升温系统出水出塔水(4)还原后期。由于此阶段大量出水期已过,阶段重展床层温速率压力速率汽浓度不会有温度突然上升的情况发生,可继续按照控制催际计度/C /心 ●h-' /MPa /hg.h- /g.m-3化剂床层温差的办法进行操作。但应注意, 160~升温22室温~70 305.0180 C附近仍有出水量稍大的现象。为了使还原完5 7 70-9050全彻底,底部温度应提升至235 9C恒温,实际出水量还原初期7 14 90~105 22.5达到理论出水量的90%以上。当顶部与底部温差控中期25 39 105-13080制在6 ~8 C ,出水量低于10 kg/h,且水汽浓度小于后期27 66 130-235 53.00.1 g/m2时,再恒温1 h左右,确认还原结束。恒温2682310.5(5)换气阶段。换气过程中因压力提高较快、2 70 ~20气体组分变化大,极易引起温度失控,造成超温垮注:空速为3 000 h-' ,氢含量体积分数为70%。温。因此,换气过程必须缓慢而有准备地进行。当3.2 过程出现温度控制不住时,则应立即恢复原状,待工况通过专用管线导人精炼气,系统补压至5.0稳定后再进行换气。我厂在换气时,事先通知变换MPa,开1台4.7 m'/min和1台5.0 m'/min循环工序降低CO含量至1.5%左右,经前塔反应后,醇后机,循环量全部加足进行升温还原。整个过程可分气CO含量低于0.8% ,该工况下换气操作较为顺利。为升温、还原恒温和换气4个阶段。33 注意事项.(1)升温阶段。此阶段主要以升温为主，由电(1)在还原主期发现热点变化且同时有系统●28●化肥设计2009年第47卷压力、氢比下降现象时,应补充新鲜气,并开启塔后施是将冷胆拖出,对冷胆上面的附着物进行清理,放空阀,置换催化剂分解的有害气体。对不同型号同时,钻进塔内检查下部丝网是否破损和堵塞并及的催化剂,还原主期的温度各不相同,我厂先后使时更换,经处理后的内简催化剂装填量明显改观。用过WC-1、WC -2、FXC- 102型催化剂,其每次(2)还原时间逐炉缩短。主要原因是将原大量出水的时间和温度均不同,这就要求操作人员，3.5 m'循环机改造为4.7 m' ,又增加1台8m'循环具有相当高的操作水平。机,增加了联醇系统气体循环量,缩短了还原时间，(2)升温还原时--定要注意每次加电提温后同时较大的空速也保证了催化剂的出水率达到温度的变化趋势。在催化剂床层顶部与底部温差≥90%以上,使催化剂还原较为彻底。达8 C时,一定要控制恒温至5 C内,绝对不可按(3)生产强度统计。由于前两炉是单塔生产，8 C的温差进行提温;若加电后,温度只些许上涨，2001年新系统增加后,两炉催化剂交替进行更换，说明循环量太小,只有恒温操作。同时要注意出水故无法统计准确的生产强度。量的多少。在出水主期要以恒温出水为主，且应控(4)使用周期。为稳定催化剂使用周期,采取制出水量、水汽浓度在指标范围以内。的措施是:①严格控制人塔气中的毒物含量;②采(3)为稳定还原时的压力和有利于催化剂还用2个精脱硫槽串联运行的方式,控制总硫含量≤原,可适时调整新鲜气补充阀、还原放水阀以及采0.1x10-6;③控制合成塔压差、催化剂床层顶部与用连续放水的方法进行操作。底部的温差、塔出口温度;④在催化剂装塔之后进(4)其他注意事项:①生产中应加强油水的分行彻底 吹除,尽量将粉尘除去;⑤正常生产过程中离和排污,防止油水带人合成塔;②在半脱和变脱严 格控制CO的波动幅度。时,采用栲胶脱硫以消除原料气中硫对催化剂的毒(5)延长催化剂运行周期须严格控制热点温害;③同时加人纯碱以减轻氨对催化剂的危害;度,热点温度的波动幅度应控制在+4 C范围以内，③采用活性炭及EAC -2、EZX等精脱硫剂,使原料以减少催化剂的破碎。气总硫含量<0.1 x 10-6 ;④提高生产中用水、用汽我厂在催化剂使用过程中的提温数据见表4。质量,杜绝氣化物的进人。表4催化剂提温数据序号提温时间 热点温度/C|序号提温时间热点温度/C4催化剂使用情况1 2004-03230(*5) 6 2006-12-20 255<( *5)截止2008年,我厂先后使用了7炉催化剂,此2 2004-12-18 235(*5) 7 2006-1-19 260( *5)前6炉催化剂运行情况见表3。3 2005-03-18 240( 5)2006-9-5265<( *5)表3催化剂运行情况4 2005-05-02 245(+5) 9 2006-11-03 270( +5)催化剂还原使用生产5 2005-09-27 250( *5) | 10 2007 -01-03 275( +5)项目装填量时间出水率时间强催化剂≥/%型号/5联醇装置运行情况第1炉14.80 78)21320 4300 WC-1正常生产时进人联醇工段的新鲜气量为62 000第2炉14.48 72n 1 036 5500 WC-1第3炉14.38 681 020WC-1m'/h,变换工序组分控制在φ(CO) =3.4( +0.2),脱碳工序组分φ(CO2)≤1.8%。循环气量依据醇n21 048WC-2氨比的大小进行调节，醇后气组分前期为0. 2%以第5炉14.27 571 040FXC -102下,中后期在0.5%以下。采用串联使用时,生产中第6炉14.154n738FXC- 102始终把新更换催化剂的合成塔作为后塔来使用。从表3可以看出:在新塔前进入适量新鲜气,提高人塔气体有效成(1)催化剂装填量逐次减少,且第4炉减少较分,便于新塔的温度操作控制。由于大量新鲜气体多,第5炉催化剂经内件检修后,装填量才有所改先通过老塔,使没有分离干净的油水等杂质被老塔善。经分析,装填量减少的原因主要是:①由于均催化剂过滤,对新更换的催化剂起到-一定的保护作温型合成塔内件冷管密度较大,冷管受热后产生变用,同时利用新塔转化率高,对降低醇后气中CO成形，催化剂倒卸时，塔内不可避免地残存少量催化分,减少铜洗工序负荷起到较好效果。由于联醇工剂粘结在冷管间;②部分瓷球卡在管间,造成再次序是串联在合成氨生产工艺中的中间工序,联醇工装填时出现催化剂悬空和架桥的情况。采取的措序因气体组分变化,催化剂活性变化、系统设备结第4期王成夏等合成氨联产甲 醇生产运行总结.●29.蜡等原因,造成联醇系统压力增高、压差增大,将对合成塔时,为节约资金,双套系统共用1台油分离合成氨生产工艺的节能降耗产生较大影响。在不影器,循环气直接连接在合成塔主线_上。由于循环气响铜洗工序正常操作的前提下,可利用前塔去水洗塔没有经过油分离器,循环机的脉冲气体得不到有效的控制阀门来调节系统的压差,降低联醇系统阻力。缓冲,造成合成塔主线及合成塔震动较大,严重时联醇装置运行中先后出现过催化剂破碎、甲醇造成合成塔中心管与大盖之间的密封填料损坏,影系统超压、甲醇系统震动以及系统结蜡等问题,通响合成塔的生产能力。笔者建议双系列生产系统过采取相应措施均得以解决。应各自使用独立的油分离设备,使循环气进人油分(1)催化剂破碎。我厂甲醇生产中,中间槽排离器,缓解脉冲气体。另外,催化剂粉化也是产生污时发现红色粉浆,判断为催化剂破碎。其易造成管道振动的原因。液位计堵塞和操作阀门内漏,这种现象在甲醇生产(4) 系统结蜡。我厂一直使用FXC系列甲醇中普遍存在。目前认为,其破碎与催化剂使用时间合成催化剂。在热洗中间槽、醇分的过程中,能够的长短、新鲜气量、压力、温度变化的频率幅度、油看到很少量的蜡状物质,常温状态下,其呈固体状分离器分离效果的好坏、催化剂床层温度调节幅度态或为絮状物。联醇水冷排工序为防止结蜡堵塞的大小、循环机开停次数的变化及催化剂内在质量管道,在正常生产过程中,每天按顺序关闭冷排上等多项因素有关。笔者认为,优化系统运行,严控水阀门,利用反应后的热气体冲刷管道,起到较好各项工艺指标,杜绝超温、垮温现象的发生,保持稳效果。多年来,没有因为系统结蜡造成系统阻力定的生产工艺操作条件,是联醇铜基催化剂长周期增大。稳定运行的关键。(2)甲醇系统超压。我厂联醇装置自投运以6结语来,系统压力逐年增加,甲醇生产工序的压差变化(1)联产甲醇不仅有效降低了铜洗的生产负不大,前期新塔不带循环机压差≤0.6 MPa,老塔带荷,同时也能根据市场行情的不同调节醇氨产量,循环机压差≤0.7 MPa。后期新塔不带循环机压差以利于效益的最大化。≤0.8 MPa,老塔带循环机压差≤0.9 MPa。分析工(2)近2年来原油价格不断飙生,甲醇作为能艺数据发现，合成氨系统中段超压,其原因:①由于源替代品越来越受到关注,经济效益相当可观。压缩机后段活门1损坏,部分气体在生产系统的中段参考文献:循环，致使脱碳、联醇工序超压;②受催化剂活性、[1]高俊文.联醇催化剂和合成甲醇催化剂的研制[J].化肥设计，有效气体成分CO和CO2的高低以及循环机开机台2005 ,43(2) :27.数变化的影响;③在催化剂使用后期,换热器堵塞[2]陈劲松,李小定适合联醇或单醇的变换工艺[J].化肥设计，2005 ,43(5):16.或使用中有超温现象,造成催化剂烧结粉化,亦是[3]陈运根,刘华彦,孙勤，等等温冷管型低压甲醇塔与双系统串造成压力升高的原因。采取措施:①催化剂使用周联流程的应用[J].化肥设计,2006 ,44(1):26.期不应超过2年半的时间;②平时要严格稳定催化[4]郭新法,唐海亮联醇工艺及生产方法的改进[J].化肥设计,剂层温度,严禁工况大幅度波动;③及时对压缩机2006.44(5):47.[$]颜鑫,舒均杰联醇工艺中影响醇氨比调整的关键因素探讨活门进行检查更换,保证氨合成工序的气量。[].化肥设计.2007 ,(45)3:14.(3)甲醇系统震动。循环气出口至合成塔进[6]柳永兵,周清,叶盛芳.浅谈煮蜡对甲醇合成的影响[J].化肥设口管线之间,经常出现管道震动,主要是往复式压计,2008 ,46(3):33.缩机的影响,亦不排除管道设计问题。在后续新增修改稿日期: 2009-07-11行业信息五环公司新签20万t/a聚丙烯装置总承包合同2009年7月6日,中国五环工程有限公司与中化集团泉州石化有限公司正式签署了20万/a聚丙烯装置总承包合同。该装置是五环公司继大唐国际多伦煤制烯烃项目聚丙烯装置后,再次将美国道化学公司气相法工艺技术用于聚丙烯装置。中化集团泉州1200万Va重油炼油深加工项目是国家对应国际金融危机,拉动内需的30个重大项目之一,20万Va聚丙烯则是该石化项目的重要装置之一-。该装置建设总周期为26个月,计划于2011年7月建成投产。(本刊通讯员)