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1、四川美丰绵阳分公司文件编号MF/GC-3-01-111QHSE操作规程合成氨总控岗位操作规程版本/改次：A/0合成氨总控岗位操作规程1. 岗位主要任务以天然气为原料，采用干法脱硫至H2S0.2mg/Nm3，在3.0MPa左右压力下连续蒸汽转化，通过CO中、低温变换、改良热钾碱法脱除CO2、甲烷化法脱除少量CO、CO2，制出合格的氢氮气，经J0402进一步加压后在轴径向氨合成塔内合成为氨，经冷却、分离生产出合格的液氨。同时为尿素提供脱碳解吸出来的二氧化碳原料气（CO298.5%）和副产的1.3MPa左右中压蒸汽。操作过程中要保证合成氨系统符合工艺指标要求，负责系统的开、停车、事故处理及正常操作，
2、并及时作好原始记录。2. 基本原理来自天压机机的原料料天然气气中含有有1200mg/Nm33的总硫硫，硫对对触媒有有害，必必须除去去。为了了脱除天天然气中中的有机机硫，本本装置在在原料气气中配入入约35%的的氢，首首先采用用铁锰转转化吸收收型催化化剂，在在约34404110的高温温下发生生有机硫硫的转化化及脱硫硫反应：RSH+HH2H2S+RRH H2S+MMnO=MnSS+H22OH2S+MMnO=MnSS+H22O在铁锰床层层出口气气中含有有约5pppm的的H2S，还还必须在在氧化锌锌脱硫剂剂中进一一步脱除除。反应应为：H2S+ZZnO=ZnSS+H22OC2H5SSH+ZZnOZnSS+
3、C22H4+H2O氧化锌吸收收硫速度度极快，脱脱硫沿气气体流动动方向由由上向下下逐层进进行，最最终出氧氧化锌脱脱硫槽的的原料气气中H22S0.55PPmm。脱硫合格后后的天然然气与蒸蒸汽以HH2O/C=3.113.8左右右混合后后进入一一段转化化炉和二二段转化化炉，制制成合成成氨的粗粗原料气气。本装置所用用的转化化催化剂剂是镍催催化剂，反反应为：CH4+HH2OCO+3H22Q CH4+22H2OCO2+3HH2Q CO+H22OCO2+H2Q一段炉出口口气温度度71007660、CHH41114%（V），在在二段炉炉入口配配入经预预热的空空气在二二段炉上上部的空空气混合合器中进进行燃烧烧，提
4、高高温度后后继续进进行转化化反应，使使转化气气中的残残余甲烷烷降到1.00%（VV），同同时调节节进二段段炉的空空气量，以以满足合合成氨对对氢氮比比的要求求。出二段炉原原料气中中含有大大量的CCO，变变换工序序就是使使CO在在催化剂剂的作用用下与水水蒸汽反反应生成成CO22和H2。既除除去对后后工序有有害的CCO，又又能制得得尿素原原料之一一COO2。反应应为：CO+H22O（汽汽）CO2+H2Q拟制审核批准蒋太郁生效时间2005/8/11这是一个可可逆放热热反应。降降低温度度和提高高蒸汽浓浓度均有有利于变变换反应应的进行行。本工工序中变变采用铁铁铬系催催化剂，还还原后具具有催化化活性的的是F
5、ee3O4，低变变是采用用铜锌系系催化剂剂，还原原后具有有活性的的是Cuu微晶。中中变在33304400，在催催化剂的的作用下下，反应应速度很很快，中中变炉出出口COO3.22%。然然后降温温到2000左右，在在低变催催化剂的的作用下下，使工工艺气中中的COO含量进进一步降降到0.33%，以以满足甲甲烷化对对CO含含量的要要求。CO2的脱脱除采用用改良热热钾碱法法。在约约2.55MPaa的压力力下，用用不同温温度和再再生度的的碱液分分段吸收收气体中中的COO2，使出出吸收塔塔的净化化气中CCO2含量小小于0.1%，以以达到甲甲烷化对对CO22含量的的要求。碱碱液中KK2CO3作为吸吸收剂，含含
6、量为22730%，DDEA作作为活化化剂，含含量为335%，以加加快吸收收速度。溶溶液中还还加入了了0.881.2%的VOOx(总钒)，它可可使碳钢钢表面形形成致密密保护膜膜（钝化化膜），以以防止设设备腐蚀蚀。为防防止溶液液发泡，还还加入了了少量消消泡剂。溶液吸收反反应式为为：K2CO33+COO2+H2O2KHHCO33从吸收塔底底部出来来的富液液进入再再生塔进进行减压压加热再再生。同同时通过过补液补补水等手手段使溶溶液成份份稳定在在适宜的的范围内内，保持持良好的的吸收能能力。再生反应式式为：2KHCOO3K2CO3+COO2+H2O为降低能耗耗和提高高转化度度，本装装置采用用了两段段吸收、
7、两两段再生生流程和和半贫液液闪蒸三三级喷射射等节能能技术。甲烷化是氨氨合成原原料气制制备的最最后工序序，其任任务是将将残留于于净化气气中的CCO和CCO2，在催催化剂作作用下与与H2反应生生成CHH4，除去去对合成成触媒有有毒害的的微量CCO和CCO2，并产产生能回回收利用用的CHH4，其反反应分别别为：CO+3HH2=CHH4+H2O（汽汽）+QQ CO2+44H2=CHH4+2HH2O（汽汽）+QQ这两个反应应都是强强烈放热热反应，CCO每升升高1%，触媒媒层温度度将上升升约722。COO2每升高高1%，触触媒层温温度将上上升约660。因此此，要严严格控制制好前工工序的出出口COO和COO
8、2含量，防防止甲烷烷化超温温。在一定温度度、压力力和催化化剂存在在的条件件下，HH2和N2按31的比比例生成成NH33，反应应式为：3H2+NN2=2NNH3+Q反应中氢氮氮混合气气不能全全部转化化成氨，因因此，将将氨分离离后，必必须把未未经反应应的氢氮氮气再次次进行循循环反应应。氨合合成反应应是一个个体积缩缩小的可可逆放热热反应。故故提高压压力，降降低温度度，提高高反应物物浓度降降低生成成物浓度度和惰性性气体含含量，以以及保持持合适的的氢氮比比，均有有利于平平衡氨含含量提高高，从而而提高产产量，降降低原料料气和动动力的消消耗。3. 工艺流程概概述来自天压机机已配入入适量HH2的原料料天然气气
9、，压力力约3.6MPPa（A）。进进入一段段转化炉炉对流段段预热器器预热后后，温度度达到约约3700进入铁铁锰脱硫硫槽进行行有机硫硫的转化化及硫的的粗脱。然然后再进进入氧化化锌脱硫硫槽进行行硫的精精脱，使使硫脱至至0.22mg/NNm3以下。在氧化锌脱脱硫槽出出口向原原料气中中加入总总碳量33.13.88倍左右右的水蒸蒸汽后，进进入对流流段预热热器预热热至45505530左右，再再进入一一段转化化管反应应。由燃燃天总管管来的天天然气经经过对流流段预热热器预热热至1770左右后后，进入入一段炉炉顶部烧烧嘴燃烧烧，用来来向辐射射段转化化管内的的转化反反应提供供热量。烟烟气进入入对流段段，用余余热加
10、热热锅炉循循环水、工工艺空气气、天蒸蒸混合气气、工艺艺天然气气、废锅锅给水和和燃烧天天然气后后，氨温度度约1440左右，氨温度度约1990左右，由由引风机机抽入烟烟囱排放放到大气气中。一一段炉出出口气体体温度77107600进入二二段炉，在在二段转转化炉上上部燃烧烧室，与与联压机机送至对对流段预预热器预预热至44505300的空气气燃烧。二二段炉床床温达到到10000左右。出出二段炉炉的气体体经过转转化废锅锅产生约约3.88 MPPa的蒸蒸汽供一一段炉用用，然后后再进入入C01102管管间，用用余热加加热锅炉炉给水后后，温度度降至3360左右进进入中变变炉。出出中变炉炉的气体体经甲一一换热器器
11、加热入入甲烷化化炉进口口气后，再再经中变变废锅回回收热量量，温度度降至2200左右进进入低变变炉。离离开低变变炉气体体温度为为20002330，依次次通过低低变废锅锅、低变变气再沸沸器和锅锅炉给水水预热器器后，温温度约880左右，进进入低变变气分离离器，分分离排出出其中水水份后，再再进入吸吸收塔底底部。在在吸收塔塔内填料料表面分分别与由由上而下下的半贫贫液和贫贫液充分分接触，脱脱除其中中的COO2，净化化气由吸吸收塔顶顶除沫层层除去夹夹带液滴滴后，进进入净化化气分离离器，进进一步分分离其中中液滴。出出分离器器的净化化气先进进入甲二二换热器器与甲烷烷化炉出出口气换换热，再再进入甲甲一换热热器与中
12、中变炉出出口气换换热，温温度达到到3100左右进进入甲烷烷化炉反反应。出出甲烷化化炉气温温度3500。COO+COO2含量10 mmg/NNm3。该气体经过过甲二换换热器，软软水预热热器和水水冷器后后，被冷冷却到440。进入入气水分分离器分分离冷凝凝水后，再再送往联联压机氢氢氮段加加压至约约15MPPa，经经冷却和和油水分分离后，进进入合成成补充气气氨冷器器降温。出出补充气气氨冷器器后，新新鲜气在在2#氨冷入入口处与与1#氨分出出口的循循环气混混合，一一起进入入2#氨冷，温温度降至至20077。出22#氨冷进进入2#氨分，分分离掉气气体中的的氨液滴滴和少量量油污后后，出22#氨分，依依次通过过
13、2#冷交和和1#冷交管管内回收收冷量后后于255、144.3MMPa后后进入循循压机加加压。出出循环机机气体压压力为115.00MPaa左右（AA）。经经油分后后，再经经M阀进进入合成成塔外筒筒间隙，保保护合成成塔外壳壳。从合合成塔顶顶出塔，进进入预热热器A、BB预热后后，该预预热后的的气体经经主线和和各冷激激付线进进入合成成塔，在在催化剂剂作用下下进行氨氨合成反反应，放放出大量量的热。出出合成塔塔热气温温度约3360，氨浓浓度约115%，进进入合成成废热锅锅炉，产产生1.4MPPa(AA)的中中压蒸汽汽，温度度降至约约2300左右进进入进塔塔气预热热器，加加热入塔塔冷气，回回收余热热。然后后
14、再依次次进入合合成水冷冷器，11#冷交、11#氨冷、22#冷交降降温55100，然后后进入11#氨分，将将冷凝的的液氨分分离，气气体由11#氨分塔塔顶出来来，与补补充气汇汇合后，进进入2#氨冷，进进行下一一个循环环。由两两个氨分分离器分分离出来来的液氨氨经液氨氨换热器器换热，回回收冷量量后，输输往氨库库计量贮贮存。在在1#氨分气气体出口口管上，引引出了一一部分气气体（驰驰放气），该该气到膜膜回收系系统，经经过洗氨氨塔将气气体中的的氨含量量降低到到1000 mg/Nm33以下，然然后经分分离塔后后除去其其中的液液滴，再再经过加加热器加加热到335455进入膜膜管，通通过中空空纤维膜膜的分离离，含
15、氢氢量高的的渗透气气到联压压机五段段进口与与合成原原料气汇汇合进行行回收，出出膜管的的尾气则则到转化化作燃料料。脱碳吸收塔塔出口的的富液约约10001222，经液液位调节节阀加压压后，送送入再生生塔中段段上部，闪闪蒸出部部分COO2，然后后溶液自自上而下下通过填填料层，与与再生塔塔中下部部上来的的气流逆逆流接触触，被加加热再生生出COO2，COO2随上升升气进入入再生塔塔上段，用用酸性冷冷却水洗洗涤，出出再生塔塔的COO2经冷却却分离后后，送往往尿素作作原料气气。碱液液流至再再生塔中中段下部部后，分分为两部部份，约约85%的碱液液进入闪闪蒸槽，在在三级喷喷射的作作用下进进一步闪闪蒸出CCO2，
16、转化化度达到到0.440.45作作为半贫贫液，直直接由半半贫液泵泵加压后后，送入入吸收塔塔中部吸吸收原料料气中大大部份CCO2。约115%的的碱液在在再生塔塔中由中中段下降降到下段段，然后后进入再再沸器，用用低变气气加热进进一步再再生，出出再生塔塔下段其其转化度度达到00.10.330作为为贫液，经经贫液水水冷器冷冷却至770左右，再再经贫液液泵加压压到4.0MPPa左右右送入吸吸收塔上上部，吸吸收气体体中残余余的COO2。吸收收CO22后的碱碱液在吸吸收塔下下部汇合合，作为为富液送送往再生生塔再生生循坏使使用。由化水站送送入系统统的脱盐盐水少部部分作为为二段炉炉、转化化废锅等等的夹套套冷却水
17、水，这些些脱盐水水要返回回化水站站回收。而而绝大部部分脱盐盐水则通通过甲烷烷化软水水预热器器、脱碳碳工序的的锅炉给给水预热热器加热热后，送送入脱氧氧槽进行行热力脱脱氧和化化学脱氧氧。脱氧氧水再由由锅炉给给水泵加加压送入入转化对对流段预预热器预预热，出出对流段段的锅炉炉给水一一部分送送往中变变废锅、合合成废锅锅和快锅锅使用，另另一部分分则由CC01002加热热后直接接进入汽汽包。从从汽包下下部引出出一部分分水经循循环水泵泵加压后后，送入入对流段段的保护护锅炉和和烟气锅锅炉加热热后，再再返回汽汽包。汽汽包产生生的蒸汽汽主要供供转化使使用，富富余部份份送入中中压蒸汽汽管网，和和中变废废锅和合合成废锅
18、锅产生的的约1.4MPPa的蒸蒸汽混合合后，送送尿素装装置使用用。本系统各水水冷器冷冷却水均均由循环环上水总总管来水水。冷却却后再由由循环水水回水总总管回收收到水汽汽，冷却却后循环环使用。4. 工艺控制指指标4.1. 脱硫工序：入厂天然气气总硫 1200mg/Nm33铁锰脱脱硫后HH2S 5 mgg/Nmm3氧化锌脱硫硫后H22S 0.2mmg/NNm3 工艺艺天然气气配H22 335%脱硫热点温温度 334044104.2. 转化工序：温度：一段转化炉炉出口温温度 7600 二段段转化炉炉出口温温度 10000二段转化炉炉热点温温度 11000工艺空气入入二段炉炉温度5300转化废锅后后转化
19、气气温度 5500压力： 天然气入工工序压力力 2.033.6 MPaa 工艺空空气入工工序压力力 1.833.4 MPaa燃烧天然气气去对流流段压力力 0.050.33 MPPa 转化汽汽包蒸汽汽压力 2.223.8MPPa汽包连续排排污蒸汽汽压力 0.5 MPPa 一一段炉膛膛负压 1120 330Paa分析：H2O/C 3.13.8 一一段炉出出口 CCH4 1114%(v) 二段炉出口口 CCH41.0%(v) 烟道道气残氧氧含量 22.4554.2%(v)4.3. 中、低变甲甲烷化工工序：温度：中变热点温温度 450 低变变热点温温度 2300甲烷化热点点温度 3500 脱氧氧槽出口
20、口水温 10001007甲烷化分离离器出口口气体温温度 50压力：中变入口压压力2.995 MMPa 低变变气出工工序压力力2.779 MMPa净化气入工工序压力力2.662 MMPa 甲烷化化出工序序压力2.444 MMPa中压蒸汽出出工序压压力1.445 MMPa分析：进入本工序序H2O/CCO4.22 中变变出口CCO3.22%(VV)低变出口CCO0.33%(VV) 甲烷化化出口CCO+CCO210 mg/Nm3H2/N22 1.883.24.4. 脱碳工序：温度：入低变废锅锅低变气气温度 2300低变气出再再沸器温温度 1333低变气入CCO2吸收塔塔温度 85出CO2吸吸收塔净净化
21、气温温度 80富液出COO2吸收塔塔温度 1222贫液出COO2再生塔塔温度 1355半贫液出CCO2再生塔塔温度 1255半贫液出闪闪蒸槽温温度 1200出CO2水水冷器气气体温度度 60进CO2吸吸收塔贫贫液温度度 80压力：入CO2吸吸收塔低低变气压压力 1.002.68 MPaa出CO2吸吸收塔净净化气压压力 0.992.6 MMPa出CO2分分离器气气体压力力 0.020.0085MMPa 低变变废锅压压力0.55MPaa流量：贫液流量 100300m3/h 半半贫液流流量 501555m3/h分析：K2CO33 22730%(WW) V22O5 0.811.2%(W)DEA 3.0
22、05%(W) Fee3+1000mg/L贫液转化度度 00.10.33 半半贫液转转化度 0.4400.445溶液泡沫高高度 223cmm 消泡时时间 15秒净化气中CCO2含量 00.1%(V) CO2分离离器后CCO2纯度 98.5%(V)4.5. 合成工序温度： 合成触媒热热点温度度 510 合合成塔出出口气体体温度 3600合成废锅出出口气体体温度 2300 合成成塔壁温温度 1200水冷器出口口气体温温度 48 进11#氨分气气体温度度 5110进2#氨分分气体温温度 207 1#氨冷蒸蒸发温度度 0152#氨冷蒸蒸发温度度 207压力：（A）合成系统压压力 15MPPa 合成塔塔压
23、力差差 0.355MPaa合成废锅蒸蒸汽压力力 1.445MPPa 氨分分放氨压压力 2.5MPaa分析：驰放气氨含含量 6.33% 进进合成塔塔氨含量量 3.566.0%出合成塔氨氨含量 15% 循循环气中中惰性气气含量 10%合成循环气气H2/N2 11.82.884.6. 膜回收：高压力水泵泵流量 0.661.2m3/h 入入洗氨塔塔压力 11.55 MPPa洗氨塔液位位 30060%气液分分离塔液液位 10%洗氨塔出口口气体温温度 40 入膜膜气体温温度 3545入膜气中NNH31000mg/Nm35. 主要调节控控制阀门门序号调节系统名名称位 号方式量 程1工天流量调调节FICA10
24、11Fo045000Nmm3/h2工艺空气流流量调节节FIC1102Fo065000Nmm3/h3工艺蒸汽流流量调节节FIC1103Fo012tt/h4外供天然气气压力调调节PIC4411Fc00.66MPaa5外供天然气气压力付付线遥控控HC4111Fc01000%6燃天压力调调节阀FICA1011Fc00.225 MMPa7风机负压遥遥控阀HC1001Fo-1000 PPa8炉顶燃天调调节阀HC1002/1103/1044Fc01000%9汽包外供蒸蒸汽压力力调节阀阀PRC1102Fc06 MMPa10连续排污液液位调节节LICA1022Fo06000mm11汽包液位调调节阀LRCA101
25、1Fo06000mm01000%12中变进口温温度调节节TIC1102Fc0400013脱氧槽液位位调节LICA2033Fo06000mm01000%14脱氧槽低压压蒸汽压压力调节节PIC2202Fc00.33 MPPa15低变进口温温度调节节TIC2201Fo03000 16中变废锅压压力调节节PIC2201Fo01.88 MPPa17中变废锅液液位调节节LICA2011Fo06000mm H440001000% L200018甲烷化进口口温度调调节TIC2202Fo0400019甲烷化分离离器液位位调节LICA2022Fc06000mm H330001000%20低变气分离离器液位位调节L
26、IC3303Fc010000mmm HH500001000%21吸收塔液位位调节LICA3011Fc040000mmmH3000001000%L220022净化气分离离器液位位调节LICA3022Fc05000 HH2500023吸收塔放空空压力调调节PIC3303Fo04.00 MPPa24低变废锅液液位调节节LICA3044Fo06000mmHH400001000%L220025低变废锅压压力调节节PICA3011Fo00.55 MPPa26入再生塔低低部碱液液温度调调节TIC3301Fc01000%27贫液流量调调节FIC1102Fc028mm3/h28半贫液流量量调节FIC1102Fc
27、01500 m3/h29闪蒸槽液位位调节LICA3066Fc011000mmm01000%30CO2分离离器液位位调节LIC3305Fc06000mm H330031去尿素COO2遥控HC3001Fc01000%32CO2压力力调节阀阀PICA3022Fo033合成1#冷冷线调节节阀TRC5501Fo0600034合成2#冷冷线调节节阀TRC5502Fo0600035合成3#冷冷线遥控控阀HC5001Fo01000%36合成系统近近路遥控控阀HC5002Fc01000%37合成废锅压压力调节节PIC5501Fo01.88 MPPa38合成废锅液液位调节节LICA5011Fo06000mm H4
28、40001000%L220039合成1#氨氨冷液位位调节LICA5022Fc03000mm H220040合成2#氨氨冷液位位调节LICA5033Fc03000mm H220041合成1#氨氨分液位位调节LICA5044Fc011000mmm HH600042合成2#氨氨分液位位调节LICA5055Fc011000mmm HH500001000%43合成驰放气气流量调调节FIC5513Fc018000m3/h44补充气遥控控阀HC5003Fc01000%45氨罐压力调调节阀PICA5022Fc03 MMPa46第一鼓泡塔塔液位调调节LIC7701Fc05000mm H225047第二鼓泡塔塔液
29、位调调节PIC7702Fo02.00 MPPa48三气回收贮贮气罐压压力调节节PIC7702AAFo00.66 MPPa49转化驰放气气贮气罐罐压力调调节PIC7702BBFo00.66 MPPa50膜回收洗氨氨塔压力力调节PICA6011Fc016 MPaa51洗氨塔液位位调节LICSAA6022Fc01000%52入膜温度调调节TICRSSA-6603Fc01000 H55553渗透气流量量调节HC6004Fc01000%54尾气流量调调节HC6005Fc01000%6. 系统的开停停车6.1. 系统的开车车6.2. 对系统作全全面检查查，各设设备管道道试压合合格，电电器仪表表调试合合格，
30、机机泵单体体试车合合格。6.3. 引脱盐水入入系统，建建立脱氧氧槽液位位。开加加药泵，向向脱氧槽槽加药。开开锅炉给给水泵，建建立汽包包液位。开开锅炉循循环水泵泵，打通通循环水水管线，当当脱氧槽槽液位达达到500800%时，可可将LIIC-2203投投入自调调。当汽汽包液位位达到550%时时，可将将LICCA-1101投投入自调调。6.3.1. 开引风机，控控制炉膛膛负压在在-300-800Pa（一一氨控制制在-440Paa）。6.3.2. 倒通天蒸混混合预热热器入空空气盲板板，通知知联压机机送空气气，用导导淋阀排排完积水水。总控控投HSS-1003、HHS-1104，缓缓慢投空空气。其其中大部
31、部分空气气经对流流段天蒸蒸混合气气预热器器进一段段炉，其其余的空空气经工工艺空气气预热器器直接进进二段炉炉。然后后在C001022后放空空，压力力控制在在0.33MPaa左右。6.3.3. 关闭24个个顶部烧烧咀燃烧烧气切断断阀，开开PICC-1001切断断阀，投投HS-1055，打开开HC-1022/1003/1104，通通知转化化操作人人员，经经放空置置换一段段炉顶燃燃天管线线，置换换合格后后呈梅花花型点燃燃炉顶部部份烧咀咀，一段段炉开始始空气升升温。以以一段炉炉出口温温度为准准，按220330/h的速度度将TIICA-1011升至22002044后，恒恒温3小小时。6.3.4. 联系调度
32、及及快锅岗岗位，引引入开工工蒸汽，暖暖管并排排尽积水水后，一一段炉缓缓慢切换换为蒸汽汽升温，蒸蒸汽在CC01002后放放空。仍仍以一段段炉出口口温度为为准，升升温速度度为400600/h，C001022后压力力控制在在0.330.5Mppa。蒸蒸汽量保保持在446tt/h。切切空气后后，视情情况停联联压机或或单送仪仪表空气气，插空空气入天天蒸混合合预热器器盲板后后。倒为为蒸汽升升温时，空空气预热热器通入入少量保保护蒸汽汽直接二二段炉,在C001022放空。视视一段炉炉温升情情况增点点炉顶烧烧嘴。6.3.5. 一段炉蒸汽汽升温时时，可根根据对流流段烟道道气的温温度情况况，开天天压机送送天然气气，
33、投HHS1011、HSS1022，脱硫硫天然气气循环升升温。其其流程为为：压缩缩天然气气工天预预热器铁锰脱脱硫槽氧化锌锌脱硫槽槽水冷器器天然气气总管。用用工艺天天然气流流量控制制升温速速度在330440/h。6.3.6. 一段炉蒸汽汽升温到到63006550，脱硫硫升温合合格，氧氧化锌脱脱硫槽出出口硫含含量00.2mmg/NNm3时，将将一段炉炉顶烧嘴嘴全部点点燃，一一段炉投投工艺天天然气。刚刚投入时时工天流流量控制制在5000 NNm3/h左左右，HH2O/C控制制在15。待天天然气量量稳定后后，逐步步将工艺艺天然气气量提高高到1000012000Nmm3/h，HH2O/C降到到5.007.
34、0，然然后以220330/h左右的的速度将将一段炉炉升至7710左右。6.3.7. 待二段炉床床温达到到6500时，通通知开联联压机，送送空气。投投HSVV-1003、1104，向向二段炉炉投空气气。用投投入的空空气量将将二段炉炉上层的的升温速速度控制制在800/h左右。FFRC-1022一次调调整量不不要太多多，每次次调整后后应稳定定355分钟，使使温度逐逐渐平稳稳上升。视视汽包产产汽量，切切开工蒸蒸汽。6.3.8. 若中变床温温低于1150，可在在脱硫升升温合格格，一段段炉投天天然气之之前。用用脱硫天天然气将将中变床床温升到到1500后，再再用转化化气升温温。天然然气回收收到燃气气总管。若
35、若中变床床温在1150以上，则则可在TTI1300高于3300时，直直接转化化气升温温。中变变升温速速度为440/h。6.3.9. 若低变床温温低于1150，则合合格中变变气应绕绕过低变变炉串脱脱碳。从从脱碳出出来的净净化气经经甲一换换热器加加热后，用用来升低低变炉。将将低变触触媒层的的最低温温度升至至1500。升温温速度在在30/h，若低低变床温温高于1150，则可可按正流流程直接接导入合合格的中中变气，然然后以330/h速度将将低变升升温至2210。6.3.10. 串中变后，将将工艺气气引至吸吸收塔前前放空。将将吸收塔塔充压至至1.00MPaa以上，工工艺气部部分在PPIC-3033放空。
36、开开J03302向向系统补补液，根根据各液液位情况况依次开开J03305、JJ03004，脱脱碳建立立碱液循循环。此此时FIIC-3301、FFIC-3022有正常常生产时时80%流量即即可。刚刚建立循循环时，应应注意检检查LIICA-3011、LIICA-3033、LIICA-3044、LIICA-3066、LIIC-3313等等液位是是否真实实。6.3.11. 低变正流程程升温至至2100以上，脱脱碳系统统调节正正常后，净净化气中中CO220.1%，甲甲烷化就就可导气气升温，工工艺气在在F02201后后放空。以以TICC-2002为准准，升温温速度440/h。导气气前应注注意检查查LICC
37、-3002液位位，并打打开脱碳碳至甲烷烷化炉进进口管线线及设备备上的导导淋，排排尽冷凝凝水及脱脱碳液。一一氨脱硫硫开始配配氢。6.3.12. 甲烷化触媒媒层各点点温度升升至2660以上，出出口COO+COO210mmg/NNm3后，向向联压机机送氢氮氮气。联联系联压压机氢氮氮段加压压，并通通知巡检检检查合合成系统统，通知知电工检检查合成成塔电炉炉绝缘。然然后缓慢慢向合成成系统充充压至668MMPa。通通知开循循环机，合合成塔挂挂电炉升升温。逐逐步加大大电炉功功率及合合成循环环量，以以TICC-5001为准准，升温温速度控控制在440/h。6.3.13. 合成塔热点点温度达达到2000以上后后，
38、开合合成水冷冷器冷却却水。热热点温度度升至3300后，联联系冰机机岗位，开开始向一一、二氨氨冷加氨氨，开冰冰机。注注意一、二二氨分液液位。6.3.14. 合成塔热点点温度达达到3550以上后后，可根根据合成成塔温度度情况逐逐步加大大补充气气量和合合成循环环量，提提高合成成塔压力力，以控控制好各各层触媒媒温度，避避免超温温。然后后根据触触媒层温温度情况况，逐渐渐降低电电炉功率率。直至至停电炉炉。6.3.15. 合成塔升温温合格，氢氢氮气全全部送合合成后，根根据生产产需要转转化逐步步加负荷荷，并通通知尿素素车间作作相应调调整。6.3.16. 系统开起来来后，应应做全面面检查，防防止粗心心大意，影影
39、响生产产。另外外转化系系统开车车时若因因停车时时间不长长，TIICA-1011温度较较高，一一段炉也也可不用用空气升升温，直直接干烧烧（或引引二氨氢氢氮气循循环）升升温，在在TI-1244达到2280以上时时，直接接投蒸汽汽入一段段炉升温温。TII-1225达3300以上，对对流段每每组盘管管应有介介质加入入。6.4. 系统正常停停车在接到停车车通知后后，可按按停车时时间要求求准备停停车。6.4.1. 根据停车安安排，合合成提前前122小时停停止向氨氨冷器加加氨。6.4.2. 转化按5000 NNm3/100minn的速度度减负荷荷。6.4.3. 当负荷降至至28000 NNm3/h时时，停一
40、一台联压压机，合合成停膜膜回收，调调节循环环量。稳稳定合成成温度。调调节各废废锅给水水量，稳稳定各废废锅液位位。6.4.4. 当转化负荷荷降至11000012200NNm3/h时时，合成成可退出出补充气气。关FF02001出口口大阀，工工艺气在在F02201后后放空。根根据停车车的具体体要求关关补充气气大阀，合合成塔按按3040/h的速度度循环降降温。根根据情况况停冰机机、减循循环量。将将合成塔塔热点温温度降至至1000左右后后停循环环机，放放尽两氨氨分液位位后关死死放氨阀阀。系统统保压或或作相应应卸压。关关合成废废锅给水水切断阀阀，停合合成水冷冷器。6.4.5. 切甲烷化、脱脱碳，将将工艺气
41、气倒至吸吸收塔前前放空。切切甲烷化化水冷器器冷却水水，停止止配H22，开甲甲一换热热器付线线，关主主线，防防止单边边受热。6.4.6. 关PIC-3033切断阀阀，吸收收塔保压压，脱碳碳保压循循环再生生2小时时，COO2现场放放空。6.4.7. 脱碳系统切切出后，适适时将工工艺气倒倒至C001022后放空空。关低低变、低低保进出出口大阀阀和中变变进出口口大阀。6.4.8. 停脱碳各泵泵，根据据检修需需要决定定是否排排放脱碳碳液。关关各水冷冷器冷却却水阀门门。6.4.9. 在中、低变变切出后后，可视视情况拔拔HS-1033、HSS-1004联锁锁，停止止向二段段炉加空空气。停停联压机机。同时时开
42、大空空气预热热器保护护蒸汽，防防止工艺艺空气盘盘管过热热。6.4.10. 切一段炉工工艺天然然气，不不拔HSS-1001、HHS-1102，工工天倒回回收脱硫硫循环降降温，以以保护盘盘管。通通知仪表表切换水水碳比联联锁。待待进工天天盘管的的烟道气气温度降降到3550以下后后，停止止降温。停停天压机机，D001011、D001022保温，降降压。6.4.11. 一、二段炉炉继续蒸蒸汽降温温，速度度5060/h。当一一段炉出出口温度度降到5500后，恒恒温氧化化244小时。然然后继续续蒸汽降降温至2200。6.4.12. 开联压机，送送空气，转转化空气气降温，速速度200300/h。逐步步减少燃燃
43、天量及及炉顶烧烧嘴，直直到一段段炉出口口温度低低于1000。切空空气，停停联压机机。拔燃燃天联锁锁，停锅锅炉循环环泵、锅锅炉给水水泵、加加药泵、引引风机。打打开各观观察孔及及人孔，一一段炉自自然降温温。6.4.13. 系统停车后后，应作作全面检检查，作作好记录录。认真真交接，为为开车作作好准备备。6.4.14. . 停车应应根据具具体情况况决定哪哪些工序序需要保保温保压压，哪些些工序又又需要降降温、钝钝化、卸卸压置换换等。6.5 开、停注注意事项项6.5.1 在开、停车车过程中中，应严严格控制制升降温温速度和和升降压压速度，严严防超温温超压。6.5.2 在开、停车车时，转转化严禁禁将H22O/C控制制在3.3以下下。6.5.3 合成在开车车导气前前，应仔仔细检查查。严防防敝压、超超压、发发生事故故。6.5.4 合成应时刻刻注意两两氨分和和两氨冷冷液位。严严防合成成塔或冰冰机带液液，或高高压气大大量串入入低压系系统。6.5.5 在合成挂电电