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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. 岗位主要任任务以天然气为为原料，采采用干法脱脱硫至H22S0.2mg/Nmm3，在3.0MPaa左右压力力下连续蒸蒸汽转化，通通过CO中、低低温变换、改改良热钾碱碱法脱除CCO2、甲烷化化法脱除少少量CO、CO2，制出合合格的氢氮氮气，经JJ04022进一步加加压后在轴轴径向氨合合成塔内合合成为氨，经经冷却、分分离生产出出合格的液液氨。同时时为尿素提提供脱碳解解吸出来的的二氧化碳碳原料气（CO298.5%）和副产的1.3MPa左右中压蒸汽。操作过程中要保证合
2、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. 基本原理来自天压机机的原料天天然气中含含有120mgg/Nm33的总硫，硫硫对触媒有有害，必须须除去。为为了脱除天天然气中的的有机硫，本本装置在原原料气中配配入约35%的氢氢，首先采采用铁锰转转化吸收型型催化剂，在在约3404100的高温下下发生有机机硫的转化化及脱硫反反应：RSH+HH2H2S+RHH H2S+MMnO=MMnS+HH2OH2S+MMnO=MMnS+HH2O在铁锰床层层出口气中中含有约55ppm的HH2S，还必必须在氧化化锌脱硫剂剂中进一步步脱除。反反应为：H2S+ZZnO=ZZnS+
3、HH2OC2H5SSH+ZnnOZnS+C2H4+H2O氧化锌吸收收硫速度极极快，脱硫硫沿气体流流动方向由由上向下逐逐层进行，最最终出氧化化锌脱硫槽槽的原料气气中H2S0.5PPPm。脱硫合格后后的天然气气与蒸汽以以H2O/C=3.13.8左左右混合后后进入一段段转化炉和和二段转化化炉，制成成合成氨的的粗原料气气。本装置所用用的转化催催化剂是镍镍催化剂，反反应为：CH4+HH2OCO+33H2Q CH4+22H2OCO2+3H2Q CO+H22OCO2+H2Q一段炉出口口气温度77107760、CH411114%（VV），在二二段炉入口口配入经预预热的空气气在二段炉炉上部的空空气混合器器中进行
4、燃燃烧，提高高温度后继继续进行转转化反应，使使转化气中中的残余甲甲烷降到1.0%（V），同同时调节进进二段炉的的空气量，以以满足合成成氨对氢氮氮比的要求求。出二段炉原原料气中含含有大量的的CO，变变换工序就就是使COO在催化剂剂的作用下下与水蒸汽汽反应生成成CO2和H2。既除去去对后工序序有害的CCO，又能能制得尿素素原料之一一CO2。反应为为：CO+H22O（汽）CO2+H2Q拟制审核批准蒋太郁生效时间2005/8/1这是一个可可逆放热反反应。降低低温度和提提高蒸汽浓浓度均有利利于变换反反应的进行行。本工序序中变采用用铁铬系催催化剂，还还原后具有有催化活性性的是Fee3O4，低变是是采用铜锌
5、锌系催化剂剂，还原后后具有活性性的是Cuu微晶。中中变在33304440，在催化化剂的作用用下，反应应速度很快快，中变炉炉出口COO3.2%。然后降降温到2000左右，在在低变催化化剂的作用用下，使工工艺气中的的CO含量量进一步降降到0.3%，以满足足甲烷化对对CO含量量的要求。CO2的脱脱除采用改改良热钾碱碱法。在约约2.5MMPa的压压力下，用用不同温度度和再生度度的碱液分分段吸收气气体中的CCO2，使出吸吸收塔的净净化气中CCO2含量小于于0.1%，以达到到甲烷化对对CO2含量的要要求。碱液液中K2CO3作为吸收收剂，含量量为2730%，DEEA作为活活化剂，含含量为35%，以以加快吸收
6、收速度。溶溶液中还加加入了0.81.2%的的VOx(总钒)，它它可使碳钢钢表面形成成致密保护护膜（钝化化膜），以以防止设备备腐蚀。为为防止溶液液发泡，还还加入了少少量消泡剂剂。溶液吸收反反应式为：K2CO33+CO2+H2O2KHCCO3从吸收塔底底部出来的的富液进入入再生塔进进行减压加加热再生。同同时通过补补液补水等等手段使溶溶液成份稳稳定在适宜宜的范围内内，保持良良好的吸收收能力。再生反应式式为：2KHCOO3K2CO3+CO2+H2O为降低能耗耗和提高转转化度，本本装置采用用了两段吸吸收、两段段再生流程程和半贫液液闪蒸三级级喷射等节节能技术。甲烷化是氨氨合成原料料气制备的的最后工序序，其
7、任务务是将残留留于净化气气中的COO和CO22，在催化化剂作用下下与H2反应生成成CH4，除去对对合成触媒媒有毒害的的微量COO和CO22，并产生生能回收利利用的CHH4，其反应应分别为：CO+3HH2=CH4+H2O（汽）+Q CO2+44H2=CH4+2H2O（汽）+Q这两个反应应都是强烈烈放热反应应，CO每每升高1%，触媒层层温度将上上升约722。CO2每升高11%，触媒媒层温度将将上升约660。因此，要要严格控制制好前工序序的出口CCO和COO2含量，防防止甲烷化化超温。在一定温度度、压力和和催化剂存存在的条件件下，H22和N2按31的比例例生成NHH3，反应式式为：3H2+NN2=2
8、NHH3+Q反应中氢氮氮混合气不不能全部转转化成氨，因因此，将氨氨分离后，必必须把未经经反应的氢氢氮气再次次进行循环环反应。氨氨合成反应应是一个体体积缩小的的可逆放热热反应。故故提高压力力，降低温温度，提高高反应物浓浓度降低生生成物浓度度和惰性气气体含量，以以及保持合合适的氢氮氮比，均有有利于平衡衡氨含量提提高，从而而提高产量量，降低原原料气和动动力的消耗耗。3. 工艺流程概概述来自天压机机已配入适适量H2的原料天天然气，压压力约3.6MPaa（A）。进入入一段转化化炉对流段段预热器预预热后，温温度达到约约370进入铁锰锰脱硫槽进进行有机硫硫的转化及及硫的粗脱脱。然后再再进入氧化化锌脱硫槽槽进
9、行硫的的精脱，使使硫脱至00.2mg/Nmm3以下。在氧化锌脱脱硫槽出口口向原料气气中加入总总碳量3.13.8倍左右右的水蒸汽汽后，进入入对流段预预热器预热热至45005300左右，再再进入一段段转化管反反应。由燃燃天总管来来的天然气气经过对流流段预热器器预热至1170左右后，进进入一段炉炉顶部烧嘴嘴燃烧，用用来向辐射射段转化管管内的转化化反应提供供热量。烟烟气进入对对流段，用用余热加热热锅炉循环环水、工艺艺空气、天天蒸混合气气、工艺天天然气、废废锅给水和和燃烧天然然气后，氨温度约约140左右，氨温度约约190左右，由由引风机抽抽入烟囱排排放到大气气中。一段段炉出口气气体温度77107760进
10、入二段段炉，在二二段转化炉炉上部燃烧烧室，与联联压机送至至对流段预预热器预热热至45005300的空气燃燃烧。二段段炉床温达达到10000左右。出出二段炉的的气体经过过转化废锅锅产生约33.8 MMPa的蒸蒸汽供一段段炉用，然然后再进入入C01002管间，用用余热加热热锅炉给水水后，温度度降至3660左右进入入中变炉。出出中变炉的的气体经甲甲一换热器器加热入甲甲烷化炉进进口气后，再再经中变废废锅回收热热量，温度度降至2000左右进入入低变炉。离离开低变炉炉气体温度度为20002300，依次通通过低变废废锅、低变变气再沸器器和锅炉给给水预热器器后，温度度约80左右，进进入低变气气分离器，分分离排
11、出其其中水份后后，再进入入吸收塔底底部。在吸吸收塔内填填料表面分分别与由上上而下的半半贫液和贫贫液充分接接触，脱除除其中的CCO2，净化气气由吸收塔塔顶除沫层层除去夹带带液滴后，进进入净化气气分离器，进进一步分离离其中液滴滴。出分离离器的净化化气先进入入甲二换热热器与甲烷烷化炉出口口气换热，再再进入甲一一换热器与与中变炉出出口气换热热，温度达达到3100左右进入入甲烷化炉炉反应。出出甲烷化炉炉气温度350。CO+CO2含量10 mg/NNm3。该气体经过过甲二换热热器，软水水预热器和和水冷器后后，被冷却却到40。进入气气水分离器器分离冷凝凝水后，再再送往联压压机氢氮段段加压至约约15MPaa，
12、经冷却却和油水分分离后，进进入合成补补充气氨冷冷器降温。出出补充气氨氨冷器后，新新鲜气在22#氨冷入口口处与1#氨分出口口的循环气气混合，一一起进入22#氨冷，温温度降至207。出2#氨冷进入入2#氨分，分分离掉气体体中的氨液液滴和少量量油污后，出出2#氨分，依依次通过22#冷交和11#冷交管内内回收冷量量后于255、14.3MPaa后进入循循压机加压压。出循环环机气体压压力为155.0MPPa左右（AA）。经油油分后，再再经M阀进进入合成塔塔外筒间隙隙，保护合合成塔外壳壳。从合成成塔顶出塔塔，进入预预热器A、BB预热后，该该预热后的的气体经主主线和各冷冷激付线进进入合成塔塔，在催化化剂作用下
13、下进行氨合合成反应，放放出大量的的热。出合合成塔热气气温度约3360，氨浓度度约15%，进入入合成废热热锅炉，产产生1.44MPa(AA)的中压压蒸汽，温温度降至约约230左右进入入进塔气预预热器，加加热入塔冷冷气，回收收余热。然然后再依次次进入合成成水冷器，11#冷交、11#氨冷、22#冷交降温温5110，然后进进入1#氨分，将将冷凝的液液氨分离，气气体由1#氨分塔顶顶出来，与与补充气汇汇合后，进进入2#氨冷，进进行下一个个循环。由由两个氨分分离器分离离出来的液液氨经液氨氨换热器换换热，回收收冷量后，输输往氨库计计量贮存。在在1#氨分气体体出口管上上，引出了了一部分气气体（驰放放气），该该气
14、到膜回回收系统，经经过洗氨塔塔将气体中中的氨含量量降低到1100 mmg/Nmm3以下，然然后经分离离塔后除去去其中的液液滴，再经经过加热器器加热到33545进入膜管管，通过中中空纤维膜膜的分离，含含氢量高的的渗透气到到联压机五五段进口与与合成原料料气汇合进进行回收，出出膜管的尾尾气则到转转化作燃料料。脱碳吸收塔塔出口的富富液约10001222，经液位位调节阀加加压后，送送入再生塔塔中段上部部，闪蒸出出部分COO2，然后溶溶液自上而而下通过填填料层，与与再生塔中中下部上来来的气流逆逆流接触，被被加热再生生出CO22，CO2随上升气气进入再生生塔上段，用用酸性冷却却水洗涤，出出再生塔的的CO2经
15、冷却分分离后，送送往尿素作作原料气。碱碱液流至再再生塔中段段下部后，分分为两部份份，约855%的碱液液进入闪蒸蒸槽，在三三级喷射的的作用下进进一步闪蒸蒸出CO22，转化度度达到0.40.45作为为半贫液，直直接由半贫贫液泵加压压后，送入入吸收塔中中部吸收原原料气中大大部份COO2。约155%的碱液液在再生塔塔中由中段段下降到下下段，然后后进入再沸沸器，用低低变气加热热进一步再再生，出再再生塔下段段其转化度度达到0.10.30作为为贫液，经经贫液水冷冷器冷却至至70左右，再再经贫液泵泵加压到44.0MPPa左右送送入吸收塔塔上部，吸吸收气体中中残余的CCO2。吸收CCO2后的碱液液在吸收塔塔下部
16、汇合合，作为富富液送往再再生塔再生生循坏使用用。由化水站送送入系统的的脱盐水少少部分作为为二段炉、转转化废锅等等的夹套冷冷却水，这这些脱盐水水要返回化化水站回收收。而绝大大部分脱盐盐水则通过过甲烷化软软水预热器器、脱碳工工序的锅炉炉给水预热热器加热后后，送入脱脱氧槽进行行热力脱氧氧和化学脱脱氧。脱氧氧水再由锅锅炉给水泵泵加压送入入转化对流流段预热器器预热，出出对流段的的锅炉给水水一部分送送往中变废废锅、合成成废锅和快快锅使用，另另一部分则则由C01102加热热后直接进进入汽包。从从汽包下部部引出一部部分水经循循环水泵加加压后，送送入对流段段的保护锅锅炉和烟气气锅炉加热热后，再返返回汽包。汽汽包
17、产生的的蒸汽主要要供转化使使用，富余余部份送入入中压蒸汽汽管网，和和中变废锅锅和合成废废锅产生的的约1.44MPa的的蒸汽混合合后，送尿尿素装置使使用。本系统各水水冷器冷却却水均由循循环上水总总管来水。冷冷却后再由由循环水回回水总管回回收到水汽汽，冷却后后循环使用用。4. 工艺控制指指标4.1. 脱硫工序：入厂天然气气总硫 120mgg/Nm33铁锰脱硫硫后H2S 5 mg/Nm3氧化锌脱硫硫后H2S 0.2mgg/Nm33 工工艺天然气气配H2 35%脱硫热点温温度 344041104.2. 转化工序：温度：一段转化炉炉出口温度度 760 二段转化化炉出口温温度 10000二段转化炉炉热点温
18、度度 1100工艺空气入入二段炉温温度530转化废锅后后转化气温温度 550压力： 天然气入工工序压力 2.03.6 MPa 工艺空气气入工序压压力 1.83.4 MPPa燃烧天然气气去对流段段压力 00.050.3 MPa 转化汽汽包蒸汽压压力 2.23.8MPaa汽包连续排排污蒸汽压压力 0.5 MPaa 一一段炉膛负负压 120 300Pa分析：H2O/C 33.13.88 一段段炉出口 CHH4 1114%(v) 二段炉出口口 CH441.0%(vv) 烟道道气残氧含含量 2.4554.22%(v)4.3. 中、低变甲甲烷化工序序：温度：中变热点温温度 450 低变热热点温度 230甲
19、烷化热点点温度 350 脱氧槽槽出口水温温 10001077甲烷化分离离器出口气气体温度 50压力：中变入口压压力2.955 MPaa 低低变气出工工序压力2.799 MPaa净化气入工工序压力2.622 MPaa 甲甲烷化出工工序压力2.444 MPaa中压蒸汽出出工序压力力1.455 MPaa分析：进入本工序序H2O/COO4.2 中变出出口CO3.2%(V)低变出口CCO0.3%(V) 甲烷烷化出口CCO+COO210 mmg/Nmm3H2/N22 11.833.24.4. 脱碳工序：温度：入低变废锅锅低变气温温度 230低变气出再再沸器温度度 133低变气入CCO2吸收塔温温度 85出
20、CO2吸吸收塔净化化气温度 80富液出COO2吸收塔温温度 122贫液出COO2再生塔温温度 135半贫液出CCO2再生塔温温度 125半贫液出闪闪蒸槽温度度 120出CO2水水冷器气体体温度 60进CO2吸吸收塔贫液液温度 80压力：入CO2吸吸收塔低变变气压力 1.002.668 MPPa出CO2吸吸收塔净化化气压力 0.992.66 MPaa出CO2分分离器气体体压力 0.0200.0855MPa 低变废废锅压力0.5MMPa流量：贫液流量 1030m3/h 半贫液流流量 5501555m3/h分析：K2CO33 2730%(W) V2O5 0.881.22%(W)DEA 3.05%(W
21、) FFe3+100mgg/L贫液转化度度 0.10.33 半贫液转转化度 00.400.455溶液泡沫高高度 23cm 消消泡时间 15秒净化气中CCO2含量 0.11%(V) CO2分离离器后COO2纯度 98.55%(V)4.5. 合成工序温度： 合成触媒热热点温度 510 合成塔塔出口气体体温度 360合成废锅出出口气体温温度 230 合成塔壁壁温度 120水冷器出口口气体温度度 48 进进1#氨分气体体温度 5100进2#氨分分气体温度度 2077 11#氨冷蒸发发温度 00152#氨冷蒸蒸发温度 2077压力：（A）合成系统压压力 15MPaa 合合成塔压力力差 0.35MMPa合
22、成废锅蒸蒸汽压力 1.455MPa 氨分放氨氨压力 2.5MPa分析：驰放气氨含含量 6.3% 进合成成塔氨含量量 3.556.00%出合成塔氨氨含量 15% 循环环气中惰性性气含量 10%合成循环气气H2/N2 1.82.84.6. 膜回收：高压力水泵泵流量 00.611.2m3/h 入洗氨塔塔压力 11.5 MPa洗氨塔液位位 3060%气液液分离塔液液位 10%洗氨塔出口口气体温度度 40 入膜气气体温度 3545入膜气中NNH3100mmg/Nmm35. 主要调节控控制阀门序号调节系统名名称位 号方式量 程1工天流量调调节FICA101Fo045000Nm3/h2工艺空气流流量调节FI
23、C1102Fo065000Nm3/h3工艺蒸汽流流量调节FIC1103Fo012tt/h4外供天然气气压力调节节PIC4411Fc00.66MPa5外供天然气气压力付线线遥控HC4111Fc01000%6燃天压力调调节阀FICA101Fc00.225 MPPa7风机负压遥遥控阀HC1001Fo-1000 Paa8炉顶燃天调调节阀HC1002/1003/1004Fc01000%9汽包外供蒸蒸汽压力调调节阀PRC1102Fc06 MMPa10连续排污液液位调节LICA102Fo06000mm11汽包液位调调节阀LRCA101Fo06000mm01000%12中变进口温温度调节TIC1102Fc04
24、00013脱氧槽液位位调节LICA203Fo06000mm01000%14脱氧槽低压压蒸汽压力力调节PIC2202Fc00.33 MPaa15低变进口温温度调节TIC2201Fo03000 16中变废锅压压力调节PIC2201Fo01.88 MPaa17中变废锅液液位调节LICA201Fo06000mm H400001000% LL20018甲烷化进口口温度调节节TIC2202Fo0400019甲烷化分离离器液位调调节LICA202Fc06000mm H300001000%20低变气分离离器液位调调节LIC3303Fc010000mm H500001000%21吸收塔液位位调节LICA301F
25、c040000mmHH3000001000%L200022净化气分离离器液位调调节LICA302Fc05000 H2250023吸收塔放空空压力调节节PIC3303Fo04.00 MPaa24低变废锅液液位调节LICA304Fo06000mmH440001000%L200025低变废锅压压力调节PICA301Fo00.55 MPaa26入再生塔低低部碱液温温度调节TIC3301Fc01000%27贫液流量调调节FIC1102Fc028mm3/h28半贫液流量量调节FIC1102Fc01500 m3/h29闪蒸槽液位位调节LICA306Fc011000mm01000%30CO2分离离器液位调调节
26、LIC3305Fc06000mm H300031去尿素COO2遥控HC3001Fc01000%32CO2压力力调节阀PICA302Fo033合成1#冷冷线调节阀阀TRC5501Fo0600034合成2#冷冷线调节阀阀TRC5502Fo0600035合成3#冷冷线遥控阀阀HC5001Fo01000%36合成系统近近路遥控阀阀HC5002Fc01000%37合成废锅压压力调节PIC5501Fo01.88 MPaa38合成废锅液液位调节LICA501Fo06000mm H400001000%L200039合成1#氨氨冷液位调调节LICA502Fc03000mm H200040合成2#氨氨冷液位调调节
27、LICA503Fc03000mm H200041合成1#氨氨分液位调调节LICA504Fc011000mm H600042合成2#氨氨分液位调调节LICA505Fc011000mm H500001000%43合成驰放气气流量调节节FIC5513Fc018000m3/h44补充气遥控控阀HC5003Fc01000%45氨罐压力调调节阀PICA502Fc03 MMPa46第一鼓泡塔塔液位调节节LIC7701Fc05000mm H250047第二鼓泡塔塔液位调节节PIC7702Fo02.00 MPaa48三气回收贮贮气罐压力力调节PIC7702AFo00.66 MPaa49转化驰放气气贮气罐压压力调
28、节PIC7702BFo00.66 MPaa50膜回收洗氨氨塔压力调调节PICA601Fc016 MPa51洗氨塔液位位调节LICSAA602Fc01000%52入膜温度调调节TICRSSA-6003Fc01000 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，各各设备管道道试压合格格，电器仪仪表调试合合格，机泵泵单体试车车合格。6.3. 引脱盐水入入系统，建建立脱氧槽槽液位。开开加药泵，向向脱氧槽加加药。开锅锅炉给水泵泵，建立汽汽包液位。开开锅炉循环环水泵，打打通循环
29、水水管线，当当脱氧槽液液位达到550800%时，可可将LICC-2033投入自调调。当汽包包液位达到到50%时时，可将LLICA-101投投入自调。6.3.1. 开引风机，控控制炉膛负负压在-330-80PPa（一氨氨控制在-40Paa）。6.3.2. 倒通天蒸混混合预热器器入空气盲盲板，通知知联压机送送空气，用用导淋阀排排完积水。总总控投HSS-1033、HS-104，缓缓慢投空气气。其中大大部分空气气经对流段段天蒸混合合气预热器器进一段炉炉，其余的的空气经工工艺空气预预热器直接接进二段炉炉。然后在在C01002后放空空，压力控控制在0.3MPaa左右。6.3.3. 关闭24个个顶部烧咀咀燃
30、烧气切切断阀，开开PIC-101切切断阀，投投HS-1105，打打开HC-102/103/104，通通知转化操操作人员，经经放空置换换一段炉顶顶燃天管线线，置换合合格后呈梅梅花型点燃燃炉顶部份份烧咀，一一段炉开始始空气升温温。以一段段炉出口温温度为准，按按20330/h的速度将将TICAA-1011升至20002004后，恒温温3小时。6.3.4. 联系调度及及快锅岗位位，引入开开工蒸汽，暖暖管并排尽尽积水后，一一段炉缓慢慢切换为蒸蒸汽升温，蒸蒸汽在C00102后后放空。仍仍以一段炉炉出口温度度为准，升升温速度为为40660/h，C01102后压压力控制在在0.30.5MMpa。蒸蒸汽量保持持
31、在466t/h。切切空气后，视视情况停联联压机或单单送仪表空空气，插空空气入天蒸蒸混合预热热器盲板后后。倒为蒸蒸汽升温时时，空气预预热器通入入少量保护护蒸汽直接接二段炉,在C01102放空空。视一段段炉温升情情况增点炉炉顶烧嘴。6.3.5. 一段炉蒸汽汽升温时，可可根据对流流段烟道气气的温度情情况，开天天压机送天天然气，投投HS101、HHS102，脱脱硫天然气气循环升温温。其流程程为：压缩缩天然气工天预热热器铁锰脱硫硫槽氧化锌脱脱硫槽水冷器天然气总总管。用工工艺天然气气流量控制制升温速度度在3040/h。6.3.6. 一段炉蒸汽汽升温到66306650，脱硫升升温合格，氧氧化锌脱硫硫槽出口硫
32、硫含量00.2mgg/Nm33时，将一一段炉顶烧烧嘴全部点点燃，一段段炉投工艺艺天然气。刚刚投入时工工天流量控控制在5000 Nmm3/h左右右，H2O/C控制在在15。待天然然气量稳定定后，逐步步将工艺天天然气量提提高到1000011200NNm3/h，HH2O/C降到55.077.0，然然后以20030/h左右的速速度将一段段炉升至7710左右。6.3.7. 待二段炉床床温达到6650时，通知知开联压机机，送空气气。投HSSV-1003、1004，向二二段炉投空空气。用投投入的空气气量将二段段炉上层的的升温速度度控制在880/h左右。FFRC-1102一次次调整量不不要太多，每每次调整后后
33、应稳定335分钟钟，使温度度逐渐平稳稳上升。视视汽包产汽汽量，切开开工蒸汽。6.3.8. 若中变床温温低于1550，可在脱脱硫升温合合格，一段段炉投天然然气之前。用用脱硫天然然气将中变变床温升到到150后，再用用转化气升升温。天然然气回收到到燃气总管管。若中变变床温在1150以上，则则可在TII130高高于3000时，直接接转化气升升温。中变变升温速度度为40/h。6.3.9. 若低变床温温低于1550，则合格格中变气应应绕过低变变炉串脱碳碳。从脱碳碳出来的净净化气经甲甲一换热器器加热后，用用来升低变变炉。将低低变触媒层层的最低温温度升至1150。升温速速度在300/h，若低变变床温高于于15
34、0，则可按按正流程直直接导入合合格的中变变气，然后后以30/h速度将低低变升温至至210。6.3.10. 串中变后，将将工艺气引引至吸收塔塔前放空。将将吸收塔充充压至1.0MPaa以上，工工艺气部分分在PICC-3033放空。开开J03002向系统统补液，根根据各液位位情况依次次开J03305、JJ03044，脱碳建建立碱液循循环。此时时FIC-301、FFIC-3302有正正常生产时时80%流流量即可。刚刚建立循环环时，应注注意检查LLICA-301、LLICA-303、LLICA-304、LLICA-306、LLIC-3313等液液位是否真真实。6.3.11. 低变正流程程升温至2210以
35、上，脱脱碳系统调调节正常后后，净化气气中CO220.11%，甲烷烷化就可导导气升温，工工艺气在FF02011后放空。以以TIC-202为为准，升温温速度400/h。导气前前应注意检检查LICC-3022液位，并并打开脱碳碳至甲烷化化炉进口管管线及设备备上的导淋淋，排尽冷冷凝水及脱脱碳液。一一氨脱硫开开始配氢。6.3.12. 甲烷化触媒媒层各点温温度升至2260以上，出出口CO+CO210mgg/Nm33后，向联联压机送氢氢氮气。联联系联压机机氢氮段加加压，并通通知巡检检检查合成系系统，通知知电工检查查合成塔电电炉绝缘。然然后缓慢向向合成系统统充压至668MPPa。通知知开循环机机，合成塔塔挂电
36、炉升升温。逐步步加大电炉炉功率及合合成循环量量，以TIIC-5001为准，升升温速度控控制在400/h。6.3.13. 合成塔热点点温度达到到200以上后，开开合成水冷冷器冷却水水。热点温温度升至3300后，联系系冰机岗位位，开始向向一、二氨氨冷加氨，开开冰机。注注意一、二二氨分液位位。6.3.14. 合成塔热点点温度达到到350以上后，可可根据合成成塔温度情情况逐步加加大补充气气量和合成成循环量，提提高合成塔塔压力，以以控制好各各层触媒温温度，避免免超温。然然后根据触触媒层温度度情况，逐逐渐降低电电炉功率。直直至停电炉炉。6.3.15. 合成塔升温温合格，氢氢氮气全部部送合成后后，根据生生产
37、需要转转化逐步加加负荷，并并通知尿素素车间作相相应调整。6.3.16. 系统开起来来后，应做做全面检查查，防止粗粗心大意，影影响生产。另另外转化系系统开车时时若因停车车时间不长长，TICCA-1001温度较较高，一段段炉也可不不用空气升升温，直接接干烧（或或引二氨氢氢氮气循环环）升温，在在TI-1124达到到280以上时，直直接投蒸汽汽入一段炉炉升温。TTI-1225达3000以上，对对流段每组组盘管应有有介质加入入。6.4. 系统正常停停车在接到停车车通知后，可可按停车时时间要求准准备停车。6.4.1. 根据停车安安排，合成成提前12小时停停止向氨冷冷器加氨。6.4.2. 转化按5000 N
38、mm3/10mmin的速速度减负荷荷。6.4.3. 当负荷降至至28000 Nm33/h时，停停一台联压压机，合成成停膜回收收，调节循循环量。稳稳定合成温温度。调节节各废锅给给水量，稳稳定各废锅锅液位。6.4.4. 当转化负荷荷降至1000011200NNm3/h时，合合成可退出出补充气。关关F02001出口大大阀，工艺艺气在F00201后后放空。根根据停车的的具体要求求关补充气气大阀，合合成塔按330400/h的速度循循环降温。根根据情况停停冰机、减减循环量。将将合成塔热热点温度降降至1000左右后停停循环机，放放尽两氨分分液位后关关死放氨阀阀。系统保保压或作相相应卸压。关关合成废锅锅给水切
39、断断阀，停合合成水冷器器。6.4.5. 切甲烷化、脱脱碳，将工工艺气倒至至吸收塔前前放空。切切甲烷化水水冷器冷却却水，停止止配H2，开甲一一换热器付付线，关主主线，防止止单边受热热。6.4.6. 关PIC-303切切断阀，吸吸收塔保压压，脱碳保保压循环再再生2小时时，CO22现场放空空。6.4.7. 脱碳系统切切出后，适适时将工艺艺气倒至CC01022后放空。关关低变、低低保进出口口大阀和中中变进出口口大阀。6.4.8. 停脱碳各泵泵，根据检检修需要决决定是否排排放脱碳液液。关各水水冷器冷却却水阀门。6.4.9. 在中、低变变切出后，可可视情况拔拔HS-1103、HHS-1004联锁，停停止向
40、二段段炉加空气气。停联压压机。同时时开大空气气预热器保保护蒸汽，防防止工艺空空气盘管过过热。6.4.10. 切一段炉工工艺天然气气，不拔HHS-1001、HSS-1022，工天倒倒回收脱硫硫循环降温温，以保护护盘管。通通知仪表切切换水碳比比联锁。待待进工天盘盘管的烟道道气温度降降到3500以下后，停停止降温。停停天压机，DD01011、D01102保温温，降压。6.4.11. 一、二段炉炉继续蒸汽汽降温，速速度5060/h。当一段段炉出口温温度降到5500后，恒温温氧化24小时。然然后继续蒸蒸汽降温至至200。6.4.12. 开联压机，送送空气，转转化空气降降温，速度度20330/h。逐步减减
41、少燃天量量及炉顶烧烧嘴，直到到一段炉出出口温度低低于1000。切空气气，停联压压机。拔燃燃天联锁，停停锅炉循环环泵、锅炉炉给水泵、加加药泵、引引风机。打打开各观察察孔及人孔孔，一段炉炉自然降温温。6.4.13. 系统停车后后，应作全全面检查，作作好记录。认认真交接，为为开车作好好准备。6.4.14. . 停车应应根据具体体情况决定定哪些工序序需要保温温保压，哪哪些工序又又需要降温温、钝化、卸卸压置换等等。6.5 开、停注注意事项6.5.1 在开、停车车过程中，应应严格控制制升降温速速度和升降降压速度，严严防超温超超压。6.5.2 在开、停车车时，转化化严禁将HH2O/C控制在在3.3以以下。6
42、.5.3 合成在开车车导气前，应应仔细检查查。严防敝敝压、超压压、发生事事故。6.5.4 合成应时刻刻注意两氨氨分和两氨氨冷液位。严严防合成塔塔或冰机带带液，或高高压气大量量串入低压压系统。6.5.5 在合成挂电电炉时，通通过电炉的的循环量不不能低于该该电炉功率率下的安全全循环量。6.5.6 在开、停车车时，因HH2O/C控制较较高。脱碳碳应随时注注意LICCA-3003液位和和入吸收塔塔温度。严严禁将蒸汽汽冷凝液带带入吸收塔塔而稀释碱碱液。6.5.7 触媒蒸汽升升温前，一一定要排尽尽积水或冷冷凝液，且且触媒温度度高于蒸汽汽露点200以上方可可导入蒸汽汽或湿的工工艺气。6.5.8 合成系统开开
43、车补压或或停车塔后后系统卸压压前一定不不能关死一一、二氨分分至氨罐输输氨管上阀阀门，防止止液氨管线线超压出现现事故。6.5.9 开、停车负负荷轻时，尽尽量用引风风机进口蝶蝶阀来提高高炉膛负压压。6.5.10 系统停车后后，待合成成塔、中、低低变炉和甲甲烷化炉压压力下降后后，应充入入氮气保护护触媒。7. 正常操作调调节7.1. 正确严格控控制各项工工艺指标。7.2. 控制好一段段炉的H22O/C，调节节PICAA-1011，控制好好一段炉出出口温度；调节FIICA-1102，控控制二段炉炉床温和原原料气H22/N2。调节上上侧烧大小小，控制脱脱硫床温，用用PIC-411和和FICAA-1011控制负荷荷稳定。稳稳定搭烧驰驰放气，降降低燃天消消耗。7.3. 注意控制转转化废锅、中中变废锅、低低变废锅、合合成废锅的的液位，防防止干锅和和满液而使使蒸汽带水水，加强废废锅排污，保保证水质。7.4. 用TIC-102、TTIC-2201、TTIC-2202分别别调节中变变入口、低低保入口和和甲烷化炉炉入口温度度。以控制制中、低变变出口CO