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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合成氨总总控岗位位操作规规程1. 岗位主要要任务以天然气气为原料料，采用用干法脱脱硫至HH2S0.22mg/NNm3，在33.0MMPa左左右压力力下连续续蒸汽转转化，通通过COO中、低低温变换换、改良良热钾碱碱法脱除除CO2、甲烷烷化法脱脱除少量量CO、CO2，制出出合格的的氢氮气气，经JJ04002进一一步加压压后在轴轴径向氨氨合成塔塔内合成成为氨，经经冷却、分离生生产出合合格的液液氨。同同时为尿尿素提供供脱碳解解吸出来来的二氧氧化碳原原料气（CO298.5%）和副产的1.3MPa
2、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，并及时作好原始记录。2. 基本原理理来自天压压机的原原料天然然气中含含有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+H2H2S+RRH H2S+MnOO=MnnS+HH2OH2S+MnOO=MnnS+HH2O在铁锰床床层出口口气中含含有约55ppmm的H2S，还还必须在在氧化锌锌脱硫剂剂
3、中进一一步脱除除。反应应为：H2S+ZnOO=ZnnS+HH2OC2H55SH+ZnOOZnSS+C22H4+H2O氧化锌吸吸收硫速速度极快快，脱硫硫沿气体体流动方方向由上上向下逐逐层进行行，最终终出氧化化锌脱硫硫槽的原原料气中中H2S0.55PPmm。脱硫合格格后的天天然气与与蒸汽以以H2O/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。本装置所所用的转转化催化化剂是镍镍催化剂剂，反应应为：CH4+H2OCO+3H22Q CH4+2H2OCO2+3HH2Q CO+HH2OCO2+H2Q一段炉出出口气温温度71107760、CHH41114%
4、（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。出二段炉炉原料气气中含有有大量的的CO，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+HH2O（汽汽）CO2+H2Q拟制审核批准蒋太郁生效时间间20055/8/1这是一个个可逆放放热反应应。降低低温度和和提高蒸蒸汽浓度度
5、均有利利于变换换反应的的进行。本工序序中变采采用铁铬铬系催化化剂，还还原后具具有催化化活性的的是Fee3O4，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。中变在在33004440，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的的脱除采采用改良良热钾碱碱法。在在约2.5MPPa的压压力下，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
6、小小于0.1%，以以达到甲甲烷化对对CO22含量的的要求。碱液中中K2CO3作为吸吸收剂，含含量为22730%，DDEA作作为活化化剂，含含量为335%，以加加快吸收收速度。溶液中中还加入入了0.81.2%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。溶液吸收收反应式式为：K2COO3+COO2+H2O2KHHCO33从吸收塔塔底部出出来的富富液进入入再生塔塔进行减减压加热热再生。同时通通过补液液补水等等手段使使溶液成成份稳定定在适宜宜的范围围内，保保持良好好的吸收收能力。再生反应应式为：2KHCCO
7、3K2CO3+COO2+H2O为降低能能耗和提提高转化化度，本本装置采采用了两两段吸收收、两段段再生流流程和半半贫液闪闪蒸三级级喷射等等节能技技术。甲烷化是是氨合成成原料气气制备的的最后工工序，其其任务是是将残留留于净化化气中的的CO和和CO22，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+33H2=CHH4+H2O（汽汽）+QQ CO2+4H22=CHH4+2HH2O（汽汽）+QQ这两个反反应都是是强烈放放热反应应，COO每升高高1%，触触媒层温温度将上上升约772。COO2每升高
8、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COO2含量，防防止甲烷烷化超温温。在一定温温度、压压力和催催化剂存存在的条条件下，HH2和N2按31的比比例生成成NH33，反应应式为：3H2+N2=2NNH3+Q反应中氢氢氮混合合气不能能全部转转化成氨氨，因此此，将氨氨分离后后，必须须把未经经反应的的氢氮气气再次进进行循环环反应。氨合成成反应是是一个体体积缩小小的可逆逆放热反反应。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
9、原料料气和动动力的消消耗。3. 工艺流程程概述来自天压压机已配配入适量量H2的原料料天然气气，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。然后再再进入氧氧化锌脱脱硫槽进进行硫的的精脱，使使硫脱至至0.22mg/NNm3以下。在氧化锌锌脱硫槽槽出口向向原料气气中加入入总碳量量3.113.8倍左左右的水水蒸汽后后，进入入对流段段预热器器预热至至45005330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
10、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。烟气进进入对流流段，用用余热加加热锅炉炉循环水水、工艺艺空气、天蒸混混合气、工艺天天然气、废锅给给水和燃燃烧天然然气后，氨温度约140左右，氨温度约190左右，由引风机抽入烟囱排放到大气中。一段炉出口气体温度710760进入二段炉，在二段转化炉上部燃烧室，与联压机送至对流段预热器预热至450530的空气燃烧。二段炉床温达到1000左右。出二段炉的气体经过转化废锅产生约3.8 MPa的蒸汽供一段炉用，然后再进入C0102管间，用余热加热锅炉给水后，温度降至360左右进入中变炉。出中变炉的气体经甲一换热器加热入甲烷化炉进口气后，再经中变废
11、锅回收热量，温度降至200左右进入低变炉。离开低变炉气体温度为200230，依次通过低变废锅、低变气再沸器和锅炉给水预热器后，温度约80左右，进入低变气分离器，分离排出其中水份后，再进入吸收塔底部。在吸收塔内填料表面分别与由上而下的半贫液和贫液充分接触，脱除其中的CO2，净化气由吸收塔顶除沫层除去夹带液滴后，进入净化气分离器，进一步分离其中液滴。出分离器的净化气先进入甲二换热器与甲烷化炉出口气换热，再进入甲一换热器与中变炉出口气换热，温度达到310左右进入甲烷化炉反应。出甲烷化炉气温度350。CO+CO2含量10 mg/Nm3。该气体经经过甲二二换热器器，软水水预热器器和水冷冷器后，被被冷却到
12、到40。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。出补充充气氨冷冷器后，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
13、外壳壳。从合合成塔顶顶出塔，进进入预热热器A、B预热热后，该该预热后后的气体体经主线线和各冷冷激付线线进入合合成塔，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。出合成成塔热气气温度约约3600，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。然后后再依次次进入合合成水冷冷器，11#冷交、1#氨冷、2#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
14、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。脱碳吸收收塔出口口的富液液约10001122，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
15、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，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
16、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。由化水站站送入系系统的脱脱盐水少少部分作作为二段段炉、转转化废锅锅等的夹夹套冷却却水，这这些脱盐盐水要返返回化水水站回收收。而绝绝大部分分脱盐水水则通过过甲烷化化软水预预热器、脱碳工工序的锅锅炉给水水预热器器加热后后，送入入脱氧槽槽进行热热力脱氧氧和化学学脱氧。脱氧水水再由锅锅炉给水水泵加压压送入转转
17、化对流流段预热热器预热热，出对对流段的的锅炉给给水一部部分送往往中变废废锅、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。本系统各各水冷器器冷却水水均由循循环上水水总管来来水。冷冷却后再再由循环环水回水水总管回回收到水水汽，冷冷却后循循环使用用。4. 工艺控制制指标4.1. 脱
18、硫工序序：入厂天然然气总硫硫 1200mg/Nm33铁锰脱脱硫后HH2S 5 mgg/Nmm3氧化锌脱脱硫后HH2S 0.2mmg/NNm3 工艺艺天然气气配H22 335%脱硫热点点温度 34044104.2. 转化工序序：温度度：一段转化化炉出口口温度 7600 二段段转化炉炉出口温温度 10000二段转化化炉热点点温度 11000工艺空气气入二段段炉温度度5300转化废锅锅后转化化气温度度 5500压力力： 天然气入入工序压压力 22.03.66 MPPa 工艺艺空气入入工序压压力 11.83.44 MPPa燃烧天然然气去对对流段压压力 00.0550.3 MMPa 转化化汽包蒸蒸汽压力
19、力 2.233.8MMPa汽包连续续排污蒸蒸汽压力力 0.5 MPPa 一一段炉膛膛负压 1120 330Paa分析析：H2O/C 3.13.8 一一段炉出出口 CCH4 1114%(v) 二段炉出出口 CH441.0%(v) 烟道道气残氧氧含量 22.4554.2%(v)4.3. 中、低变变甲烷化化工序：温度度：中变热点点温度 450 低变变热点温温度 2300甲烷化热热点温度度 3500 脱氧氧槽出口口水温 10001007甲烷化分分离器出出口气体体温度 50压力力：中变入口口压力2.995 MMPa 低变变气出工工序压力力2.779 MMPa净化气入入工序压压力2.662 MMPa 甲烷
20、化化出工序序压力2.444 MMPa中压蒸汽汽出工序序压力1.445 MMPa分析析：进入本工工序H22O/CCO4.22 中变变出口CCO3.22%(VV)低变出口口CO0.33%(VV) 甲烷化化出口CCO+CCO210 mg/Nm3H2/NN2 1.833.24.4. 脱碳工序序：温度度：入低变废废锅低变变气温度度 2300低变气出出再沸器器温度 1333低变气入入CO22吸收塔塔温度 85出CO22吸收塔塔净化气气温度 80富液出CCO2吸收塔塔温度 1222贫液出CCO2再生塔塔温度 1355半贫液出出CO22再生塔塔温度 1255半贫液出出闪蒸槽槽温度 1200出CO22水冷器器气
21、体温温度 60进CO22吸收塔塔贫液温温度 80压力力：入CO22吸收塔塔低变气气压力 1.022.688 MPPa出CO22吸收塔塔净化气气压力 0.922.6 MPaa出CO22分离器器气体压压力 00.0220.0855MPaa 低低变废锅锅压力0.55MPaa流量量：贫液流量量 110330m3/h 半半贫液流流量 501555m3/h分析析：K2COO3 22730%(WW) V22O5 0.811.2%(W)DEA 3.05%(W) Fee3+1000mg/L贫液转化化度 0.10.33 半半贫液转转化度 0.4400.445溶液泡沫沫高度 23cmm 消泡时时间 15秒净化气中中
22、CO22含量 00.1%(V) CO2分分离器后后CO22纯度 98.5%(V)4.5. 合成工序序温度度： 合成触媒媒热点温温度 510 合合成塔出出口气体体温度 3600合成废锅锅出口气气体温度度 2300 合成成塔壁温温度 1200水冷器出出口气体体温度 48 进11#氨分气气体温度度 5110进2#氨氨分气体体温度 207 1#氨冷蒸蒸发温度度 0152#氨冷冷蒸发温温度 207压力力：（AA）合成系统统压力 15MPPa 合成塔塔压力差差 0.355MPaa合成废锅锅蒸汽压压力 1.445MPPa 氨分分放氨压压力 2.5MPaa分析析：驰放气氨氨含量 6.33% 进进合成塔塔氨含量
23、量 3.566.0%出合成塔塔氨含量量 15% 循循环气中中惰性气气含量 10%合成循环环气H22/N2 11.82.884.6. 膜回收：高压力水水泵流量量 0.611.2mm3/h 入入洗氨塔塔压力 11.55 MPPa洗氨塔液液位 33060%气液分分离塔液液位 10%洗氨塔出出口气体体温度 40 入膜膜气体温温度 3545入膜气中中NH331000mg/Nm35. 主要调节节控制阀门门序号调节系统统名称位 号号方式量 程1工天流量量调节FICAA1011Fo045500NNm3/h2工艺空气气流量调调节FIC1022Fo065500NNm3/h3工艺蒸汽汽流量调调节FIC1033Fo0
24、122t/hh4外供天然然气压力力调节PIC4111Fc00.6MPPa5外供天然然气压力力付线遥遥控HC4411Fc01000%6燃天压力力调节阀阀FICAA1011Fc00.25 MPaa7风机负压压遥控阀阀HC1101Fo-10000 Pa8炉顶燃天天调节阀阀HC1102/1033/1004Fc01000%9汽包外供供蒸汽压压力调节节阀PRC1022Fc06 MPaa10连续排污污液位调调节LICAA1022Fo06000mmm11汽包液位位调节阀阀LRCAA1011Fo06000mmm01000%12中变进口口温度调调节TIC1022Fc0400013脱氧槽液液位调节节LICAA203
25、3Fo06000mmm01000%14脱氧槽低低压蒸汽汽压力调调节PIC2022Fc00.3 MMPa15低变进口口温度调调节TIC2011Fo03000 16中变废锅锅压力调调节PIC2011Fo01.8 MMPa17中变废锅锅液位调调节LICAA2011Fo06000mmm HH400001000% L220018甲烷化进进口温度度调节TIC2022Fo0400019甲烷化分分离器液液位调节节LICAA2022Fc06000mmm HH300001000%20低变气分分离器液液位调节节LIC3033Fc010000mmm H500001000%21吸收塔液液位调节节LICAA3011Fc0
26、40000mmmH33000001000%LL200022净化气分分离器液液位调节节LICAA3022Fc05000 H2550023吸收塔放放空压力力调节PIC3033Fo04.0 MMPa24低变废锅锅液位调调节LICAA3044Fo06000mmmH400001000%LL200025低变废锅锅压力调调节PICAA3011Fo00.5 MMPa26入再生塔塔低部碱碱液温度度调节TIC3011Fc01000%27贫液流量量调节FIC1022Fc0288m3/h28半贫液流流量调节节FIC1022Fc01550 mm3/h29闪蒸槽液液位调节节LICAA3066Fc011100mmm0100
27、0%30CO2分分离器液液位调节节LIC3055Fc06000mmm HH300031去尿素CCO2遥控HC3301Fc01000%32CO2压压力调节节阀PICAA3022Fo033合成1#冷线调调节阀TRC5011Fo0600034合成2#冷线调调节阀TRC5022Fo0600035合成3#冷线遥遥控阀HC5501Fo01000%36合成系统统近路遥遥控阀HC5502Fc01000%37合成废锅锅压力调调节PIC5011Fo01.8 MMPa38合成废锅锅液位调调节LICAA5011Fo06000mmm HH400001000%LL200039合成1#氨冷液液位调节节LICAA5022Fc
28、03000mmm HH200040合成2#氨冷液液位调节节LICAA5033Fc03000mmm HH200041合成1#氨分液液位调节节LICAA5044Fc011100mmm H600042合成2#氨分液液位调节节LICAA5055Fc011100mmm H500001000%43合成驰放放气流量量调节FIC5133Fc018800mm3/h44补充气遥遥控阀HC5503Fc01000%45氨罐压力力调节阀阀PICAA5022Fc03 MPaa46第一鼓泡泡塔液位位调节LIC7011Fc05000mmm HH250047第二鼓泡泡塔液位位调节PIC7022Fo02.0 MMPa48三气回收
29、收贮气罐罐压力调调节PIC7022AFo00.6 MMPa49转化驰放放气贮气气罐压力力调节PIC7022BFo00.6 MMPa50膜回收洗洗氨塔压压力调节节PICAA6011Fc0166 MPPa51洗氨塔液液位调节节LICSSA6022Fc01000%52入膜温度度调节TICRRSA-6033Fc01000 H55553渗透气流流量调节节HC6604Fc01000%54尾气流量量调节HC6605Fc01000%6. 系统的开开停车6.1. 系统的开开车6.2. 对系统作作全面检检查，各各设备管管道试压压合格，电电器仪表表调试合合格，机机泵单体体试车合合格。6.3. 引脱盐水水入系统统，建
30、立立脱氧槽槽液位。开加药药泵，向向脱氧槽槽加药。开锅炉炉给水泵泵，建立立汽包液液位。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. 开引风机机，控制制炉膛负负压在-30-80PPa（一一氨控制制在-440Paa）。6.3.2. 倒通天蒸蒸混合预预热器入入空气盲盲板，通通知联压压机送空空气，用用导淋阀阀排完积积水。总总控投HHS-1103、HS-1044，缓慢慢投空气气。其中中大部分分空气经经对流段段天蒸混混合气预预热器进进一段炉炉，其余余
31、的空气气经工艺艺空气预预热器直直接进二二段炉。然后在在C01102后后放空，压压力控制制在0.3MPPa左右右。6.3.3. 关闭244个顶部部烧咀燃燃烧气切切断阀，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. 联系调度度及快锅锅岗位，引引入开工工蒸汽，暖暖管并排排尽积水水后，一一段
32、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。切空气气后，视视情况停停联压机机或单送送仪表空空气，插插空气入入天蒸混混合预热热器盲板板后。倒倒为蒸汽汽升温时时，空气气预热器器通入少少量保护护蒸汽直直接二段段炉,在在C01102放放空。视视一段炉炉温升情情况增点点炉顶烧烧嘴。6.3.5. 一段炉蒸蒸汽升温温时，可可根据对对流段烟烟道气的的温度情情况，开开天压机机送天然然气，投投HS1011、HSS1022，脱硫硫天然气气循环升升温。其
33、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。用工艺艺天然气气流量控控制升温温速度在在3040/h。6.3.6. 一段炉蒸蒸汽升温温到63306650，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。刚投入入时工天天流量控控制在5500 Nm33/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5.007.0，然然后以220330/h左右的的速度将将一段炉炉升至7710左右
34、。6.3.7. 待二段炉炉床温达达到6550时，通通知开联联压机，送送空气。投HSSV-1103、1044，向二二段炉投投空气。用投入入的空气气量将二二段炉上上层的升升温速度度控制在在80/h左右。FRCC-1002一次次调整量量不要太太多，每每次调整整后应稳稳定35分钟钟，使温温度逐渐渐平稳上上升。视视汽包产产汽量，切切开工蒸蒸汽。6.3.8. 若中变床床温低于于1500，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。若中变变床温在在1500以上，则则可在TTI1300高于3300时，直直接
35、转化化气升温温。中变变升温速速度为440/h。6.3.9. 若低变床床温低于于1500，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。将低变变触媒层层的最低低温度升升至1550。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. 串中变后后，将工工艺气引引至吸收收塔前放放空。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。开J003022向系统统补液，根根据各液液位情况况依次开开J03305
36、、J03304，脱脱碳建立立碱液循循环。此此时FIIC-3301、FICC-3002有正正常生产产时800%流量量即可。刚建立立循环时时，应注注意检查查LICCA-3301、LICCA-3033、LIICA-3044、LIICA-3066、LIIC-3313等等液位是是否真实实。6.3.11. 低变正流流程升温温至2110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TIIC-2202为为准，升升温速度度40/h。导气气前应注注意检查查LICC-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
37、，排排尽冷凝凝水及脱脱碳液。一氨脱脱硫开始始配氢。6.3.12. 甲烷化触触媒层各各点温度度升至2260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。然后缓缓慢向合合成系统统充压至至688MPaa。通知知开循环环机，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. 合成塔热热点温度度达到2200以上后后，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
38、始向一一、二氨氨冷加氨氨，开冰冰机。注注意一、二氨分分液位。6.3.14. 合成塔热热点温度度达到3350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. 合成塔升升温合格格，氢氮氮气全部部送合成成后，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. 系统开起起来后，应应做全面面检查，防防止粗心心大意，影影响生产产。另外外转化系系统开车车时若因因停车时时间不长长，TIICA-101
39、1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. 系统正常常停车在接到停停车通知知后，可可按停车车时间要要求准备备停车。6.4.1. 根据停车车安排，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5500 Nm33/100minn的速度度减负荷荷。6.4.3. 当负荷降降至28800 Nm33/h时时，停一一台联压压机，合合成停膜膜回收，调调节循环环量。稳稳定合成成温度。调节各各废
40、锅给给水量，稳稳定各废废锅液位位。6.4.4. 当转化负负荷降至至10000112000Nm33/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。根据停停车的具具体要求求关补充充气大阀阀，合成成塔按330440/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。将合成成塔热点点温度降降至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。关合成成废锅给给水切断断阀，停停合成水水冷器。6.4.5. 切甲烷化化、脱碳碳，将工工艺气倒倒至吸收收塔前放放空。切切甲烷化化水冷器器冷却水水，停止止配H22，开甲甲
41、一换热热器付线线，关主主线，防防止单边边受热。6.4.6. 关PICC-3003切断断阀，吸吸收塔保保压，脱脱碳保压压循环再再生2小小时，CCO2现场放放空。6.4.7. 脱碳系统统切出后后，适时时将工艺艺气倒至至C01102后后放空。关低变变、低保保进出口口大阀和和中变进进出口大大阀。6.4.8. 停脱碳各各泵，根根据检修修需要决决定是否否排放脱脱碳液。关各水水冷器冷冷却水阀阀门。6.4.9. 在中、低低变切出出后，可可视情况况拔HSS-1003、HHS-1104联联锁，停停止向二二段炉加加空气。停联压压机。同同时开大大空气预预热器保保护蒸汽汽，防止止工艺空空气盘管管过热。6.4.10. 切
42、一段炉炉工艺天天然气，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。停天压压机，DD01001、DD01002保温温，降压压。6.4.11. 一、二段段炉继续续蒸汽降降温，速速度500600/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。然后继继续蒸汽汽降温至至2000。6.4.12. 开联压机机，送空空气，转转化空气气降温，速速度200300/h。逐步步减少燃燃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，
43、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、引风机机。打开开各观察察孔及人人孔，一一段炉自自然降温温。6.4.13. 系统停车车后，应应作全面面检查，作作好记录录。认真真交接，为为开车作作好准备备。6.4.14. . 停车车应根据据具体情情况决定定哪些工工序需要要保温保保压，哪哪些工序序又需要要降温、钝化、卸压置置换等。6.5 开、停停注意事事项6.5.1 在开、停停车过程程中，应应严格控控制升降降温速度度和升降降压速度度，严防防超温超超压。6.5.2 在开、停停车时，转转化严禁禁将H22O/C控制制在3.3以下下。6.5.3 合成在开开车导气气前，应应仔细检检查。严严防敝压压、超压压、发生生事故。6.5.4 合成应时时刻注意意两氨分分和两氨氨冷液位位。严防防合成塔塔或冰