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净化工艺介绍-变换

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净化 工艺 介绍 变换
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新能凤凰(滕州)能源有限公新能凤凰(滕州)能源有限公 司司变换工序工艺介绍工艺介绍 制作、讲解:郝占国制作、讲解:郝占国 20112011年年3 3月月1515日日 1 1 • 1.1变换岗位的任务 • 是将气化工序送来的水煤气中的一氧化碳转 化为用于生产甲醇的氢气,煤气中的一氧化 碳与水蒸汽在变换催化剂的作用下发生反应 转化为氢和二氧化碳,采用配气路线控制变 换工序出口气体中CO含量约为20%(体积百 分比,干基),且H2/CO≈2.15(V/V),同 时将部分有机硫转化成H2S,变换气送至低温 甲醇洗工序。 2 2 1.2装置能力 本装置年操作时间为连续操作330天,装置的设计能 力为:一期处理能力为: 117988Nm3/h(水煤气, 干基)。二期处理能力为:117988Nm3/h(水煤气, 干基)。 1.3工艺来源 装置采用了目前国内较为先进而又成熟的部分变 换加配气路线,变换炉操作温度约为260~465℃左 右,因水煤气中硫含量较高,所以变换催化剂采用 耐硫变换催化剂。 3 3 1.4高压耐硫变换催化剂特性 变换炉装填的催化剂的型号是QDB-03 。 QDB-03催化剂是青岛联信化学公 司生产的钴钼系耐硫变换催化剂,出 厂时催化剂的主要成分是氧化钴( CoO)、三氧化钼(MoO3),其载体 是镁铝尖晶石,QDB-03催化剂在180 ~500℃之间有良好的活性。 4 4 1.5催化剂的硫化 变换催化剂主要活性组分是氧化钴、三氧化钼, 在使用前需将其转化为硫化物才具有活性,这 一过程称为硫化。 • 催化剂的硫化是在一定温度下,利用煤气中的 氢气和向煤气中补充的硫化氢与催化剂作用生 成硫化物。 • 其主要反应式为: • MoO3+2H2S+H2=MoS2+3H2O+Q( 48.11kJ/mol) • CoO+H2S=CoS+H2O+Q(13.4kJ/mol) 5 5 • 1.6变换的生产原理 • 一氧化碳的变换反应是一个放热反应,其反应方 程式为: • CO+H2O==CO2+H2+Q • 一氧化碳变换是一个放热、等体积的可逆反应。 从化学平衡来看,降低反应温度、增加蒸汽量和 除去二氧化碳,可使化学平衡向右移动,从而提 高一氧化碳变换率;从反应速度看,提高反应温 度有利于化学反应速度的增加。 • 6 6 • CO在某种条件下,能发生下列副反应: • CO+H2=C+H2O • CO+3H2=CH4+ H2O • CO2+4H2=CH4+2H2O • 这几个副反应都是放热反应,副反应的发生对变 换操作的正常进行是不利的。由于这些副反应都 是放热反应和体积减小的反应,所以低温高压有 利于副反应的进行。在变换的正常操作中,提高 反应温度或是选用对变换反应具有良好选择性的 催化剂就可以防止或减少副反应的发生。 7 7 8 8 1.71.7变换工艺气流程简述变换工艺气流程简述 • 由气化来的水煤气,100%负荷时,压力约为6.46MPa 左右,温度为239℃左右,汽气(干)比约为1.40,煤 气总量约:281806Nm3/h、其中,水/冷凝液: 160629Nm3/h,干气:121176Nm3/h。干气成分如下: 成分H2COCO2CH4N2ArH2SCOS 体积 比 33. 47 50.67 13.860.030.56 0.1 4 1.19 0.0 8 9 9 进入第一中压废热锅炉(进入第一中压废热锅炉(E2001E2001),与锅炉给),与锅炉给 水换热、降温后经第一水分离器水换热、降温后经第一水分离器(V2001)(V2001)分离掉分离掉 冷凝液后工艺气压力约为冷凝液后工艺气压力约为6.44MPa6.44MPa左右,温度左右,温度 为为235235℃℃左右,汽气(干)比约为左右,汽气(干)比约为1.121.12,煤气总,煤气总 量约:量约:257604Nm257604Nm 3 3 /h/h、其中,水汽:、其中,水汽: 136530Nm136530Nm 3 3 /h,/h,干气:干气:121074 Nm121074 Nm 3 3 /h/h。冷凝液。冷凝液 :干气成分如下::干气成分如下: 成分 H2COCO2 CH4N2ArH2SCOS 体积 比 33.4 7 50.67 13.860.030.56 0.1 4 1.19 0.0 8 1010 • 从第一水分离器(V2001)出来的煤气分为三 股,一股经中温换热器升温至265℃,进入 甲醇变换炉(R2001)一段,变换炉的催化 剂两段装填,第二股作为激冷气进入两段 中间。出变换炉CO含量为5.4%(干)、温 度为450℃左右、总气量约:153136Nm3/h 、其中,水汽:50534 Nm3/h,干气: 102602 Nm3/h。的变换气成分如下: 成分 H2COCO2 CH4N2ArH2SCOS 体积 比 53.4 3 5.439.810.020.37 0.0 8 0.87 0.0 2 1111 1212 从变换炉出口出来的变换气先进入蒸汽过热从变换炉出口出来的变换气先进入蒸汽过热 器器(E2003)(E2003)与第一中压废热锅炉所产及甲醇合与第一中压废热锅炉所产及甲醇合 成工段来的成工段来的2.5MPa2.5MPa蒸汽的混合汽换热后进入蒸汽的混合汽换热后进入 中温换热器(中温换热器(E2002E2002),与水煤气换热降温),与水煤气换热降温 后,与调节气体成分的第三股水煤气混合,后,与调节气体成分的第三股水煤气混合, 混合后温度降为混合后温度降为310310℃℃左右、总气量约:左右、总气量约: 257604Nm257604Nm 3 3 /h/h、其中,水汽:、其中,水汽:105617 Nm105617 Nm 3 3 /h,/h, 干气:干气:151987 Nm151987 Nm 3 3 /h/h。干气成分如下:。干气成分如下: 成分H2COCO2CH4N2ArH2SCOS 体积 比 46. 98 20.01 31.450.020.42 0.0 9 0.97 0.0 4 1313 1414 • 进入第一低压废热锅炉(E2004)与锅炉给水 进一步换热,变换气温度降至201℃,出第一低 压废热锅炉的变换气分别进入E2005A及 E2005B中与锅炉给水换热后,变换气温度又进 一步降低至190℃后进入第二低压废热锅炉( E2006)与锅炉给水换热后,温度降低至150℃ 左右 ,在第二水分离器(V2002)分离出冷凝 液后的变化气气体成分如下: 成分H2COCO2CH4N2ArH2S CO S 体积 比 47. 04 20.01 31.370.020.42 0.0 9 0.97 0.0 4 1515 废热锅炉图片废热锅炉图片 1616 • 在第二水分离器(V2002)分离出冷凝液后 的变换气依次进入脱盐水加热器(E2007) 、循环水冷却器(E2008),分别与管网来 的脱盐水、循环水换热,温度降至40℃后 进入水洗塔(T2001),并用密封水将变换气 中的氨洗去后送低温甲醇洗工段。出变换 工段变换气压力:6.32Mpa、温度:40℃ 、煤气总量:148473Nm3/h、成分如下: 成分H2COCO2CH4N2ArH2S CO S 体积 比 47. 09 20.06 31.320.020.42 0.0 9 0.95 0.0 4 1717 1.81.8变换蒸汽流程变换蒸汽流程 1.8.1第一中压废热锅炉产的2.5MPa的饱和蒸汽与 合成汽包产的2.5MPa的饱和蒸汽混合,混合后 进入蒸汽过热器(E2003)与变换炉出来的变换 气换热后,变成350~380℃的过热蒸汽,送中 压过热蒸汽管网。 1.8.2第一低压废热锅炉产的1.27MPa的低压饱和 蒸汽并入同等级的低压蒸汽管网,第二低压废热 锅炉产的0.3MPa(G)的低压饱和蒸汽也并入 同等级的低压蒸汽管网。 1818 1.9.1脱盐水站来的 脱盐水进入脱盐水 加热器(E2007) 与变换气换热升温 升至95℃,一部分 送至锅炉房,另一 部分进入除氧器( V2005)除氧,除 氧器用本工段产生 的0.3MPa(G)低 压蒸汽吹入脱氧。 1919 1.91.9脱盐水、锅炉水流程脱盐水、锅炉水流程 1.9.1除氧器(V2005)来的锅炉给水经高压 锅炉给水泵(P2003A/B/C)升压到5.2MPa (G)后去锅炉给水加热器(E2005B)升 温到160℃后分别去甲醇合成及硫回收。 1.9.2除氧器(V2005)来的锅炉给水经中压 锅炉给水泵(P2002A/B/C)升压至3.0MPa (G)后去锅炉给水加热器(E2005A)升 温后去第一中压废热锅炉(E2001)产 2.5MPa饱和蒸汽、一部分送至第一低压废 热锅炉(E2004)产1.27MPa(G)饱和蒸 汽,1.27MPa 2020 V2005V2005除氧器除氧器 2121 19.3蒸汽管网来的蒸汽冷凝液进入冷凝液槽 (V2007),其产生的低压蒸汽及冷凝液均 进入除氧器(V2005)。除氧药液贮槽( V2006)内配制好的除氧药液经除氧药液泵 (P2007A/B)送入除氧器(V2005)。除 氧器(V2005)分别为低压锅炉给水泵( P2001A/B)、中压锅炉给水泵( P2002A/B/C)、高压锅炉给水泵( P2003A/B/C)、密封水泵(P2004A/B) 提供合格的除氧水。 2222 V2004V2004 • 由第一水分离器(V2001)和第二水分离器 (V2002)分离下的高温冷凝液送入冷凝液 贮槽(V2004),其闪蒸出的气体进入汽提 塔(T2003)下部,冷凝液贮槽(V2004) 出来的液体经中压冷凝液泵(P2005A/B) 升压至8.45MPa(A)送至气化洗涤塔。 2323 V2004V2004冷凝液槽冷凝液槽 2424 T2003T2003 • 来自水洗塔(T2001A/T2001B)的低温冷凝液经 汽提塔(T2003)塔顶冷凝器(E2017)与上升 的汽提气换热后进入冷凝液汽提塔(T2003)上 部。来自气化渣水处理工序的闪蒸气进入冷凝液 汽提塔(T2003)中部,0.3MPa(G)的低压水 蒸汽通入冷凝液汽提塔(T2003)下部气提出闪 蒸气和冷凝液中的NH3及H2S,汽提气送往硫回 收工序。汽提塔(T2003)底部液体经低压冷凝 液泵(P2006A/B)升压至1.58MPa(G),送至气 化渣水除氧器。 2525 一氧化碳的变换反应是一个放热反应,其反 应方程式为: • CO+H2O==CO2+H2+Q • 一氧化碳变换是一个放热、等体积的可逆 反应。从化学平衡来看,降低反应温度、 增加蒸汽量和除去二氧化碳,可使化学平 衡向右移动,从而提高一氧化碳变换率; 从反应速度看,提高反应温度有利于化学 反应速度的增加。 1.101.10对变换反应影响因素对变换反应影响因素 2626 • 1.10.1温度: 温度对变换反应的化学反应速度的影响较大,而 且对正逆反应速度的影响不一样。温度升高, 放热反应即变换反应速度增加得慢,逆反应( 吸热反应)速度增加得快。同时,一氧化碳的 变换率随温度的升高而降低。因此当变换反应 开始时,反应物浓度大,提高温度可加快变换 速度。反应末期,需降低反应温度,使逆反应 速度减慢,这样可得到较高的变换率。 同时,反应温度的确定还和汽气比、气体成份、 催化剂的活性、温度范围等因素有关。 2727 • 1.10.2压力: • 变换反应前后气体体积不变,所以提高压 力不能改变反应过程的平衡状态,但提高 压力后,反应物浓度增加,促进了分子间 的接触,并且还能增加催化剂内表面的利 用率及气体与催化剂的接触时间,故其空 速随压力提高而加大,从而提高了催化剂 的生产强度。 • 加压后,CO能发生一些副反应,同时受设 备材质、催化剂强度的限制,压力不宜控 制太高。 2828 • 1.10.3汽气比: 生产中常用水蒸汽与干水煤气的体积之比作为汽气比 。 汽气比对一氧化碳的变换率有很大的影响,平衡变换 率随汽气比提高而增加,但其趋势是先快后慢,当 汽气比提高到某一值时,平衡变换率曲线逐渐趋于 平坦。 汽气比对于反应速度的影响,一般在汽气比较低时反 应速度随汽气比增加而上升较快,而后随汽气比的 不断上升逐渐缓慢下来,适当提高汽气比对提高一 氧化碳的变换率及反应速度均有利,但过高汽气比 则在经济上是不合理的,且会造成催化剂的反硫化 反应。 2929 1.111.11变换催化剂的反硫化及失活变换催化剂的反硫化及失活 • 变换催化剂的活性组分金属硫化物在一定条 件下转化为金属氧化物并放出硫化氢,从而 使变换催化剂失去活性,这一现象称为耐硫 变换催化剂的反硫化反应。其中主要是MoS2 的氧化和放硫现象。 • 其反应式为:MoS2+2H2O=MoO2+2H2S • 发生反硫化反应的主要原因是由非正常的 工艺操作条件引起的,如进口温度太高、气 体中硫化氢含量太低、汽气比太高等。 3030 1.121.12变换催化剂的失活变换催化剂的失活 • 在正常条件下,进入变换炉的气体成分、 流量都没有改变,但变换炉出口气体中CO 含量升高,要维持指标正常,需提高床层 温度,或加大蒸汽用量。这些现象表明催 化剂活性降低,称之为失活。失活的主要 原因如下: • ①变换催化剂长期处于高温操作,发生烧 结,比表面减小,活性降低。 • ②水进入变换炉,造成催化剂的可溶组分 钾的流失,活性下降。 3131 ③空气进入变换炉,使催化剂的有效成分CoS、 MoS2硫酸盐化,永久失去活性,反应方程式为: CoS+2O2= CoSO4 ; MoS2+4O2= Mo(SO4)2 ④发生反硫化反应。 ⑤催化剂硫化不完全或硫化时温度猛涨,超过500℃ ,引起活性组分烧结,钼升华,载体活性组分发生 物理化学变化。 ⑥水被水煤气带入到变换炉,造成催化剂结疤、结 块,气体偏流。 ⑦油污被带入到变换催化剂床层,堵塞催化剂的微 孔,致使催化剂活性下降。 ⑧催化剂质量差。 3232 1.131.13主要工艺指标主要工艺指标 • ①变换触媒热点温度:260~460℃。 • ②外送变换气中CO含量:19~21%。 • ③变换炉入口温度:265±10 ℃。 • ④变换炉压差: ≤0.05 Mpa。 • ⑤汽提塔顶温度: 120~138 ℃。 • ⑥入变换工段水煤气的氧含量<0.5%。 • ⑦锅炉给水的分析: O2含量≤0.05 mg/l。 3333 1.141.14正常生产操作和控制正常生产操作和控制 • 1.14.1变换炉入口温度的控制: • ①控制点:TICA2003 • ②控制指标:265±5℃。 • ③影响因素:系统压力、气量、变换炉出 口温度、E2002的热负荷、气体带水等。 • ④控制方法:正常操作中可调节TV2003, 对入口温度进行调节。入口温度的控制是 变换炉操作的关键。 3434 1.14.2变换炉床层温度的控制: ①控制点:TISA2005、TICA2006 ②控制指标:≤470℃ ③影响因素:水煤气量、汽气比、入口温度、气体中的 CO含量及催化剂的活性等。 ④控制方法:催化剂在使用初期要充分发挥其低温活性 ,变换炉的入口温度控制在265±5℃,随着催化剂活性 的逐渐降低,再采用逐步提高变换炉入口温度的方法 。正常生产中,一般是通过控制变换炉入口温度和冷 激气量的方法,达到控制热点温度的目的。若入口CO 含量高,反应热过大,造成热点长期超标,可通过气 化调整。 3535 1.14.3出工序CO含量的控制: ①控制点:AICA2008 ②控制指标:CO≤20% ③影响因素:水煤气量、床层温度、催化剂活性、 汽气比、换热器的设备状况。 ④控制方法:正常操作中可调节AV2008,来控制出 工序CO的含量。操作中还要稳定变换炉的入口温 度、热点温度在指标范围内,要求气化应确保汽 气比在指标内。若催化剂使用后期,可适当提高 入口温度,以达到降低出口CO含量的目的,若催 化剂失活则需要再硫化或停车更换。若换热器内 漏,则造成变换炉出口气体中CO含量上升,内漏 量较小时可维持生产,内漏量较大时,则要停车 处理。 3636 • 1.14.4变换炉压差: • ①监测点:PDIA2003 • ②控制指标:≤30kPa • ③ 造成床层压差上升的因素:负荷过大; 气体中粉尘含量大,催化剂结皮或粉化; 水煤气带水造成催化剂的结块,引起气体 的偏流;仪表测量不准等。 3737 • ④控制及处理方法:一般生产中应稳定气 量,减少开停车次数,负荷的增加虽然使 压差上升,但一般在正常范围内;煤气中 粉尘量大,催化剂结皮或粉化,一般是在 一个较长时间内逐渐上升。若阻力过大会 影响生产,则应利用停车机会降温铲除结 皮或过筛;生产中严格控制第一水分离器 的液位,防止水煤气带水进入催化剂层; 若仪表测量不准,则联系仪表工校表。综 上所述生产负荷的长期稳定是对催化剂的 最好保护。 3838 1.14.51.14.5废热废锅的操作废热废锅的操作 1.14.5.1 液位控制: ⑴控制点:LICA2001、 LICA2003、 LICA2004。 ⑵控制范围:50-80%。 ⑶影响因素:生产负荷、液位、压力自控系统,手动阀的 排污量,入废锅锅炉给水压力、温度、管网蒸汽压力。 ⑷控制操作:在正常生产中废热废锅的液位的控制是通过 液位调节控制在指标范围内。若液位过高,可适当关自 控阀小自控阀;若液位仍高,可开大连续排污手动阀, 必要时也可打开间歇排污手动阀,加大排污量来降低液 位。若液位过低,则应关闭连续排污手动阀,开大液位 调节控制及付线阀,并检查锅炉给水压力是否较低。 3939 ⑸压力控制: 控制指标:≤2.5MPa、 ≤1.27MPa 、≤0.3MPa. 影响因素:生产负荷、压力自控系统、蒸汽管 网压力等。 控制操作:正常生产中,E2001蒸汽压力可以通 过PV2002调节,E2004、E2006蒸汽压力由 外管网决定。当管网压力升高后,会影响中压 废锅的压力。 4040 1. 14.61. 14.6锅炉水质的控制锅炉水质的控制 ⑴锅炉水质的控制: ⑵对锅炉水质的控制主要有三个方面:防止 结垢,防止腐蚀,防止结盐,上述三方面 的控制主要是通过锅炉连续排污、间歇排 污及加药来实现。 ⑶连续排污主要控制锅炉水中的碱度及含盐 量,间歇排污主要排放锅炉水中呈悬浮状 态或沉渣状态的固体物质,每隔四小时排 一次,排放量的大小视情况而定。另外在 锅炉水中加磷酸三钠来防止锅炉结垢。 4141 ⑴变换炉的正常操作主要是将变换炉催化剂层的温度控 制在适宜的范围内,以充分发挥催化剂的活性,提高 设备的生产能力和CO的变换率。 ⑵催化剂层温度的变化可根据“灵敏点”温度的情况来判断 。所谓“灵敏点”,就是催化剂层中反应温度最灵敏的温 度点。催化剂层温度指标应以“热点”为准。所谓“热点” 就是催化剂层最高的温度点。 ⑶在正常操作中,控制催化剂层温度在规定的范围内是 十分重要的。因为超出这个范围变换率就会降低,温 度波动太大,使催化剂的活性和机械强度显著下降, 同一水平面的催化剂层产生温度差,既影响催化剂效 用的发挥,也降低设备的生产能力,因此一般要求催 化剂层平均温度的波动不应超过±10℃。 • 1.151.15变换炉的正常操作:变换炉的正常操作: 4242 ⑷由变换反应的化学平衡可知,在较高的温度下,变 换反应具有较快的反应速率,在较低的温度下,则 可获得较高的变换率。所以,根据这一原则,在操 作上既要兼顾反应速度,又要兼顾变换率。 ⑸水煤气进入变换炉,对催化剂层温度的影响 很大。催化剂层温度主要以变换炉入口气体 温度来控制的,控制好入口气体温度,是稳 定催化剂层温度的有效方法。进气温度的确 定,根据催化剂的活性温度和使用时间,使 用情况而定。对新装填的催化剂为了充分发 挥其低温活性的潜力,进口温度应控制得低 些,通常控制高于露点温度10-20℃为宜。 4343 ⑹随着使用时间的增长,催化剂活性逐渐降 低,进口温度也逐步提高,催化剂层温度 随着进口温度逐步提高,经历了一个由低 到高的过程,以适应催化剂活性由高到低 的变化,这样不仅可以使CO反应始终保持 在一定的变换率,并且最大限度合理地使 用了催化剂。另外控制适宜的汽气比,汽 气比控制太低,出口CO难以维持,但汽气 比太高,除增加动力消耗外,而且汽气比 过高,水蒸汽对催化剂有一种浸蚀,使催 化剂反硫化而丧失活性。 4444 1.161.16汽提塔汽提塔T2003T2003的操作:的操作: • 操作时严格控制汽提塔T2003压力、温度, 防止高温下压力降的过低引起泵内发生汽 蚀,同时防止T2003出口汽体气温度太低, 形成碳铵结晶。 4545 5.135.13分离器液位的控制:分离器液位的控制: • 分离器液位在操作中应密切注意,防止液 位太低将高压气体窜入冷凝液系统,损坏 设备和管线,也防止液位过高,使气体带 液发生水击,损坏设备,尤其是第一水分 离器,液位太高,还可能造成水煤气带水 进入催化剂床层,造成催化剂的结皮、结 块,使催化剂活性下降。 4646 1.171.17加减负荷操作:加减负荷操作: ⑴加减负荷要缓慢,要保持催化剂床层温度的稳定,保 持系统压力稳定,防止大幅度波动。 ⑵加减负荷时,要及时调节TV2003,使变换炉的入口温 度在工艺指标之内,另外还要及时调节TV2006,使变 换炉的热点温度在工艺指标之内。 ⑶加减负荷时,应及时调整各分离器和废热锅炉液位, 维持稳定。 ⑷加减负荷时,及时调整变换气CO含量调节阀AV2008 维持出工序变换气CO含量稳定。 4747 1.181.18废锅正常运行时加磷酸钠装置及定废锅正常运行时加磷酸钠装置及定 期排污的意义:期排污的意义: 由于废锅在长周期运行过程中因结垢而影响换热效果, 严重时导致列管受力不均而发生破裂现象。 锅炉水质的要求: ⑴磷酸根:锅炉水中应维持一定量的磷酸根,主要是为 了防止结垢,锅炉水中磷酸根不能太少或太多。 ⑵PH值:不能低于8.8,PH值过低,水对废锅腐蚀会增 加。磷酸根与Ca2+只有在PH值高的条件下,才能生成 易排放的水渣。但是PH值不能太高,否则会引起碱性 腐蚀。PH值一般在8.8-9.5。 4848 ⑶磷酸钠加药时锅炉给水的控制指标: • 磷酸根 5-15mg/l • 二氧化硅 ≤10mg/l • 含盐量 ≤50mg/l • O2含量 ≤0.05mg/l ⑷废锅定期排污的意义: • 废锅水在蒸发的同时,水中大量的Cl-、Mg2+、Ca2+等 未蒸发而留在废锅内,如不排掉,其浓度将越积越高 ,而这些离子浓度的提高将会给锅炉带来不同程度的 危害。如Cl-含量高则对不锈钢列管产生晶间腐蚀,同 时带入蒸汽中也会影响蒸汽品质。Mg2+、Ca2+等含量 高会使废锅列管结垢,影响换热。如废锅呈酸性也将 带来设备腐蚀。 4949 2 2、异常情况的分析判断和处理:、异常情况的分析判断和处理: 2.1水煤气大量带水: ①现象:变换炉温度下降,分离器液位上升。 ②危害:水首先进入中压废锅E2001造成液击,有可能 导致列管的损坏。若第一分离器液位高,水进入 E2002,对E2002的列管激冷,有可能导致列管的损 坏,水继续后行就可能进入变换炉内,炉温快速下降 直至垮温,导致催化剂粉碎,催化剂中的活性组分流 失、阻力上升,出口CO超标。 ③处理方法:及时联系调度通知气化工序处理,当 V2001液位高于设定值,LV2002会自动打开,并且迅 速打开其旁路阀。当V2001液位达到高报值时,要密 切注意TICA2006及TISA2005若温度快速下降,关闭 E2001,变换切气至火炬,变换系统紧急停车。 5050 2.2水煤气氧含量高: ①现象:变换炉床层温度迅速上升。 ②危害:因水煤气中含有O2会使整个催化剂层短 时间内温度飞升,大量的反应热使催化剂烧结; 同时O2同MoS2、CoS及H2S反应,生成硫酸盐 物质,从而使催化剂永久失去活性。 ③处理方法:一旦发现变换炉床层温度上涨并且怀 疑氧含量高,通知中心化验室取样分析,同时采 取适当降低变换炉入口温度、减量的方法来处理 ,若催化剂床层温度仍无法控制,立即通知调度 紧急停车,适当打开出工段放空,降低系统压力 。并且视情况做好人员撤离的准备,卸压后根据 实际情况进行降温处理。 5151 2.3副产蒸汽带水: ①现象:废锅液位高限报警,废锅顶部安全阀可能冒水,蒸汽 外管可能有水击声。 ②危害: A、降低了自产蒸汽的品质,因废锅中的Ca2+、Mg2+、Cl-等离 子都会进入蒸汽系统。 B、外管的水击,可能导致外管及阀门的损坏。 C、如果第一中压废热锅炉产的蒸汽带水时,影响出第一中压 废热锅炉的水煤气的温度,从而影响变换炉的温度。 D、如果第一中压废热锅炉产的蒸汽带水时,汽轮机入口蒸汽 带水会使功率严重下降,甚至会导致叶片折断。同时会使轴向 推力增加,严重时会造成烧瓦事故。 ③处理方法:关小废锅的上水阀,中控通知现场立即打开排污 阀,降低废锅液位至正常液位。此外还要加强蒸汽导淋排放。 5252 2.4气化来的水煤气流量突降: ①现象:入工序水煤气压力、温度下降,变换炉热点 温度瞬时上升,各废锅付产蒸汽量减少。 ②危害:变换炉床层温度不好控制,可能短时超温; 各废锅液位可能会上涨。 ③处理方法: • A、调节TV2003、TV2006的开度来控制变换炉的热 点温度在指标范围之内,若还是调节不过来,可以 采取通过调节E2001蒸汽压力的方法来控制E2002入 口水煤气的温度,从而达到调整变换炉入口温度的 目的。 • B、如果废锅液位上涨,打开废锅排污或控制锅炉给 水调节阀。 5353 2.5变换催化剂反硫化: ①现象:催化剂床层温度下降,取样分析变换气出口硫 含量高于进口水煤气中的硫含量。 ②原因: A、床层温度太高。 B、汽气比过大。 C、水煤气中H2S含量过低。 ③处理: A、控制较低的床层温度。 B、气化控制较低的汽气比。 C、水煤气中控制适量的H2S浓度,一般根据操作经验, 以不低于1000ppm为宜。 5454 2.6变换炉床层阻力增大: ①现象:压差增大使入炉变换气量减少,设备 生产能力降低。 ②原因: A、由于水煤气带水,使催化剂粉化、严重时结 块引起气体的偏流。 B、由于水煤气含灰量过大,使催化剂结皮。 C、由于变换炉催化剂使用时间过长,催化剂破 碎或底部集气器堵塞。 D、不太严重时维持生产;严重时更换催化剂。 5555 2.7生产过程中变换炉床层温度快速上升: ①原因: A、水煤气中氧或CO含量突然增高。 B、水煤气负荷降低,空速降低。 C、汽气比突然降低。 D、变换炉入口温度上涨。 ②处理方法: A、开大TV2003适当降低变换炉的入口温度,开大 甚至全开TV2006加大冷激气的量,若还是调节不 过来,可以采取通过调节E2001蒸汽压力的方法 来控制E2002入口水煤气的温度,从而达到调整 变换炉入口温度的目的。 5656 B、若是CO含量突然增高,联系调度通知气 化调整水煤气的成分。 C、联系调度通知气化提高汽气比,调整到指 标范围内。 D、调节变换炉入口温度至正常。 E、若是因水煤气中氧含量高而引起的,一旦 发现变换炉床层温度上涨并且怀疑氧含量 高,通知中心化验室取样分析,同时可采 取适当降低变换炉入口温度、联系调度减 量的方法来处理,若催化剂床层温度仍无 法控制,通知调度紧急停车,适当打开放 空,降低系统压力。 5757 2.8变换炉温度提不起来: ①原因: A、水煤气汽气比过大。 B、水煤气带水。 C、催化剂使用时间过长,已经衰老。 D、变换炉入口温度太低。 5858 ②处理方法: A、联系调度通知气化降低汽气比。 B、联系调度通知气化检查气化洗涤塔是否带 水,检查第一水分离器的液位是否正常, 若第一水分离器液位高,可打开LV2002的 旁路阀,使第一水分离器液位尽快恢复正 常。 C、若催化剂已超过使用周期,将催化剂温度 控制在高限,若温度仍提不起来,出口CO 难以控制,则需要更换催化剂。 D、调节变换炉入口温度至正常。 5959 • 2.9废热锅炉断水: ①现象:废热锅炉液位下降,废热锅炉出口 变换气温度上升。 ②危害:导致废热锅炉液位低报警甚至烧干 ,损坏废热锅炉。 ③处理方法:检查锅炉给水泵是否自启动, 没有启动通知现场启动。若两台泵都故障 ,变换切气;若锅炉烧干,必须待锅炉温 度降到50℃后,再进水。 6060 •谢谢! 6161
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