合成氨精制新技术醇烃化工艺开车技术总结

合成氨精制新技术醇烃化工艺开车技术总结

我公司投资建设的由湖南安淳高新技术

有限公司设计的120Kt总氨/年醇烃化工艺于2009年12月投入运行，并一次开车成功，取代了物耗高、能耗高有污染的铜洗工艺，装置采用DCS系统控制，现运行正常稳定，经济及环境效益明显，下面将工艺情况介绍如下： 1 工艺流程

来自氢氮气压缩机五段出口13.5Mpa的净化气进入甲醇油水分离器，除去油污及压缩冷凝水后，少部分气体从大盖顶上引进气体混合分布器Ⅰ和零米冷激分布器；约占入塔总气量30%的气体进入甲醇塔的下部，内外筒环隙，由下而上进入冷束管，冷束管出来的气体进入混合分布器Ⅱ，与出上绝热层的高温气体混合进入第二绝热层反应。约占总入塔气量70%的气体进塔前预热器，被塔前预热器加热的气体，从甲醇塔的底部进入塔内，进塔气体进入塔内换热器管内，与出塔气体换热后，经中心管进入触媒表面，依次通过上绝热层、第二绝热层、下部绝热层，从下部换热器外壳进入换热器管间，由上折流而下，与入塔气体换热后出塔，进入塔前预热器管内换热，换热后的气体进入水冷器，出水冷器气体进醇分，将生成的甲醇分离下来，送精馏工段精制。

来自醇分离器后的气体从烃化塔的下部进烃化塔的内外筒环隙，自下而上出塔，进入塔前预热器，被加热的气体二次进塔，从塔的下部进入塔内换热器管间，与出塔气体换热后经中心管进入触媒层表面反应，出上绝热层的气体，进入气体混合分布器，与极小一部分从大盖外引进混合分布器的冷气体（升温还原时用以控制下绝热层的触媒温度，正常生产不用冷激气），混合进入下绝热层，出下绝热层的气体进入塔下部换热器管内，与二次进塔气体换热以后出塔，出塔气

体进入烃分离器，分离掉烃后气体进入水冷器冷却，然后进氨冷器进一步冷却，再经水分离器分离后去压缩机六进。

2 主要设备

2.1 甲醇塔Φ1200mm，是由一个直形异径冷管束，两个气体混合分布器，一个集气罩，把触媒层分成三轴一径，二个绝热段，一个内冷段，一个径向段组成，内装填甲醇催化剂，下部有一列管式换热器。

2.2 醇化预热器Φ800mm，列管式换热设备，热气体走管内，冷气体走管外。

2.3 醇化水冷器F＝550m2,为管壳式换热器。

2.4 油水分离器Φ1000mm，通过重力分离，旋流板旋流分离，最后经高效丝网除沫器除去雾状油水。

2.5 烃化塔Φ1000mm，装填烃化催化剂，由一个气体混合分布器把触媒层分成两个绝热段，下部设有塔内换热器。

2.6 烃化预热器Φ800mm，列管式换热设备，热气体走管内，冷气体走管外。

2.7 烃化水冷器F＝550m2,为管式换热器。 2.8 烃分/水分均为Φ1000mm，通过重力分离，旋流板旋流分离，最后经高效丝网除沫器除去雾状烃化物或水分。

2.9 烃化氨冷F＝110m2。

3.0 醇烃化循环机。Q＝8m3/min,醇烃化升温还原及开停车使用。

3 工艺条件的选择 3.1 操作压力：≤13.5Mpa

3.2 催化剂选型：醇化塔装填RK-03型催化剂12.5 m3,烃化塔装填XAC型催化剂9.5 m3。

3.3 设计气量：设计通气量为55000Nm3/h。

3.4 入塔气体成份：

入醇塔气体中CO含量2-7% CO2≤0.2% 总硫≤0.1PPm

入烃化塔CO+ CO2≤0.3% 3.5 出塔气体成份： 系统出口气CO+ CO2<15PPm CO转化率均为96-98% 4 催化剂的还原

还原过程中的升温速率作为升温还原进程的参考控制指标，实际出水量是控制升温还原，确保还原质量的主要指标；升温速率必须服从小时出水量，小时出水量超标时，

必须减缓升温速率，甚至恒温，不可单纯强调升温速率。

4.1 醇化催化剂的升温还原

4.1.1 RK-03 甲醇催化剂升温还原方案（见表1）

4.1.2 还原过程

用精制气［（CO+ CO2）≤20PPm］作为还原气体，采用高氢还原，充压至5.0±0.2Mpa。检查系统密封性是否完好，并检查和启用循环机进行系统循环。

表1 RK-03型甲醇催化剂升温还原方案

项目 时间/h 阶段 3 升温 8 30 6 还原 23 6 2 换气 2 累计 3 11 41 47 70 76 78 80 床层热点升温速度温度（℃） （℃/h） 65 65-80 80-100 100-120 120-180 180-230 230 230±5 10-15 2-4 1-3 3-4 1-5 10-15 0 0 压力 （MPa） 5.0-5.2 5-10 气体循环量3（m/h） >3000 出水量（Kg/h） 72 36 72 36 7 ①升温阶段（常温-80℃）

如温度波动不稳，或停滞不前，应立即联系仪表维修人员检查热电偶套管是否有水，先停止升温，排除故障后方可继续加电升温，同时要密切注意催化剂床层轴径向温差及变化情况。

③还原主期（100--180℃）

100-120℃为第一期，要严格控制小时出水量在指标之内。120-180℃为第二期，当温度达到120℃,向系统内不断补气，根据催化剂温度变化，出水量及塔内情况，逐渐加大循环量，注意控制催化剂床层轴向温差<30℃,径向温差<5℃,此阶段操作必须平稳，加大循环量，加电、系统补压，均须缓慢，决不允许因操作过快、过猛而

用电炉加电控制升温速率，当床层热点达60℃时,升温速率减慢，甲醇分离器开始每半小时放水一次并计量；依据升温还原进程表及小时出水量，严格控制各项指标；放水时，要平稳间断式排放，以免因放水过猛引起塔内压力波动。

②还原初期（80-100℃）

当热点温度达到80℃,要每小时分析一次系统中CO2含量，当系统中CO2≥1%时，在保证恒压的前提下，采取连排连补的方式，通过放空来降低CO2含量。

当热点温度达到100℃时，注意温度变化，

造成塔温大幅度波动，出水量猛涨，影响还原质量。

该还原期间必须密切分析出塔循环气水汽浓度及H2浓度，操作上严格控制塔内温度及出水量。

④还原末期（180-230℃）

本阶段应尽可能缩小轴向温差，尽可能提高径向底部温度，底部必须达到220℃以上并维持一段时间。

⑤还原结束阶段

为使催化剂还原彻底，提温至230℃±5℃,并恒温2小时，当出塔水汽浓度<300×10-6，出水量连续3小时不大于2Kg/h，累计出水

量应达到或接近理论出水量（理论出水量：约18%）。

230℃±5℃恒温期间，合成塔进出口H2浓度基本相等，催化剂床层各点温度无明显变化。

⑥气体切换

还原结束后，降低反应塔入口温度至约210℃,在较低CO含量的情况下切换原料气（入塔气中CO含量开始为0.5-1%，然后再慢慢提高），小心缓慢切换生产气体，并提压至生产系统压力，2天轻负荷运转后，即可转入正常生产。

4.2 烃化催化剂的升温还原

烃化装置XAC催化剂用合格的的醇后气直接升温还原，方案见表2.

表2 烃化XAC催化剂升温还原方案

时间（h） 阶段 本期 累计 升温期 10 10 上 层 18 还原期 10 8 10 10 下 层 10 还原期 12 22 降 温 10 10 20 38 48 56 66 76 86 98 120 130 热点℃ 常温-380 上层 升速 ℃/h 40 5 2 1～3 1～0 下层 热点℃ 底点℃ 330 340 340-380 380-420 420-450 ≤280 <300 <320 <330 <350 <380 <400 <410 <420 <475 氨冷温度℃ 5-0 -5～-10 -10～-15 -10～-15 系统压力MPa 4.0 4.0 4.0 4.0 水汽浓度3g/NM - ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 ≤2.5 入塔H2% ≥75 ≥75 ≥75 ≥75 ≥75 ≥75 ≥75 ≥75 72 72 380-430 430-465 465-495 495-500 490 480 480 480-475 475 225-230 -10～-15 4.0～5.0 -10～-15 5.0～8.0 -10～-15 8.0～8.5 -10～-15 8.5 0～-1 450-480 0～-1 480-495 0 0～-1 0 495 500 500-505 -10～-15 8.5～9.0 -10～-15 9.0～12.0 2.5-0.2 4.2.1提温阶段操作要点

①当床层温度达150℃时，应对系统的物理水进行排放；

②油分按每小时排油一次；

③床层温度320℃时开始做水汽浓度，380℃时按1次/h分析频次执行；

④当床层温度达380℃时开冷激进行分流，将4、5点，5、6、7点温差拉开20℃,如水汽浓

度高时可拉开30-40℃；

⑤当床层温度达380℃时分析入塔氢含量（>70%），如低时采用塔后放空置换手段来提H2；

⑥当水汽分析达2.0g/m要注意放慢升温速率，待2-3个分析数据稳定后再提温；

⑦第1点与第2、3点的温度倒挂时，则说明循环量小，要及时加上循环量，以防烧坏电炉；

⑧在任何情况下，首先要保护好电炉，如循

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环机跳要先切电炉；

⑨当热点>250℃,要注意观察同平面温差，如温差大于20℃,应放慢升温速率，缩小温差。

4.2.2 上层还原控制要点

①上层还原总时间控制在0-50小时； ②水汽浓度控制2.0-2.5g/m3，过低将影响还原时间，过高结晶易长大，活性下降；

③操作控制以热点为控制指标，以零米温度点为预防控制手段，零米温度一定要操控稳定；

④上层温度与下层温度的温差控制40℃,有利于活性的提高；

⑤当系统气体中的氨含量>0.5％时，可向氨冷器加氨，将温度降至0℃以下；

⑥当零米温度与同平面温差大时，可考虑降压来提零米温度和缩小同平面温差；

⑦压力控制要专人负责，波动范围在±0.02Mpa;

⑧层间冷激采用现场手段控制，便于床层温度的稳定。

4.2.3下层还原要点

①当出水量<1.5 g/m3时，可以逐渐关冷激阀，一次只能关1/16圈，直至关闭为止；

②仍然注意水汽浓度<2.5 g/m3

； ③第8点温度升至470℃,稳定8小时，其它各点达490℃,稳定8小时。

4.2.4 还原结束

①连续3小时水汽浓度<0.2 g/m3； ②零米及底点温度>470℃,其它各点495℃,并稳定8小时。

5 操作要点

5.1 DN1200醇化系统控制要点

5.1.1 触媒层1点（零米）、12点（底点）控制>200℃,不宜过低（<180℃），否则，副反应速度会加快，系统易结蜡。

5.1.2 热点温度控制在Ⅰ绝热段、Ⅱ绝热段下部，即3、4点与6点，但6点应稍比3、4点低2℃。

5.1.3内冷层（9、10点）要求比热点温度低5℃。

5.1.4 其他各点据情况而定，总体要求，从上到下是上高下低的分布。

5.1.5 控制好醇分液位及放醇压力。 5.1.6 甲醇催化剂失活的主要因素是硫中毒和热老化，若进系统CO、CO2含量发生变化，要及时与变换、脱碳岗位联系，变换、脱碳调节CO、CO2含量的过程要缓慢，防止CO、CO2超标，引起醇化温度出现“飞温”烧坏催化剂。还要加强精脱硫指标控制，保护好甲醇催化剂，延长其使用寿命。

5.1.7 若变换出现CO超高或脱碳出现CO2

超高时，要及时通知压缩机减量生产。

5.1.8 醇化系统正常生产时，CO控制在2%-7%，CO2≤1.5％。

5.1.9 短时停车（不停电）系统应继续循环至无CO，方能停循环机保压。长期停车（或停电）还应卸压至0.1—0.2Mpa。

5.1.10 床层温度稳定后，环隙气和层间冷激气不应再调节，应根据进口成份波动只用塔副线或电炉调节，稳定零米和热点温度。

5.1.11醇化系统是以净化精制为主，副产粗醇为辅，不作大的调整。

5.1.12 控制醇后气中CO＋CO2指标是醇化系统的主要任务之一。调整好催化剂床层温度分布，稳定热点温度在一定范围内，则醇后气中CO＋CO2含量将会在工艺指标范围内。如果指标有大的变化，应重新调整生产负荷、醇氨比及入塔原料气中CO＋CO2含量。

5.2 DN1000烃化塔控制要点

一般在生产稳定的状态下，烃塔以电炉升降来调节温度，一般波动不会太大，但要加强油分、水分的排放工作，更应重视醇分的效果，如带醇则会造成结蜡现象的出现。

5.2.1 床层温度的控制，1点及底部温度>200℃,热点控制在2、3点的位置，其它各点依次按梯度降低。

5.2.2 冷激阀在正常生产中关闭（现场切断阀也应关闭）如需开冷激阀时，则说明CO＋CO2指标已超标，应及时联系。

5.2.3 氨冷器在冬季不用时，应关闭气氨总

阀，打开排污阀，以防气氨冷凝成液氨，再挥发后将管道冻结堵塞。

6 醇烃化系统主要运行状况

6.1 醇烃化自2009年12月投运以来，醇烃 化系统运行一直良好，入系统气体量最高已达 49218m3/h，平均日产氨醇420t。目前，各项运行指标均达到设计要求。

6.2 工艺参数设计值和实际值见左表。 7 经济及环境效益

7.1平均氨醇日产量比原来提高15吨。 7.2 取消铜洗，减少了污染源，改善了循环水质。杜绝了铜液和稀氨水的污染。

7.3全年节自用氨444t，节约铜4吨，冰醋酸6吨，蒸汽4.1万吨，节电693万KWh。

醇烃化工艺投运后，系统运行平稳，产量高，消耗低，取得了良好的经济效益和环境效益。

气体成份 设计值 实际值 原料气CO 2-7% 6.8% CO2 ≤0.2% 1.4% 醇后气CO＋CO2 ≤0.3% 0.28% 精制气CO＋CO2 ≤15PPM 2.16PPM