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1、净化工艺介绍变换第1页，本讲稿共61页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/CO2.15（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第2页，本讲稿共61页1.21.2装置能力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）。1.31.3工艺来源工艺
2、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260465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第3页，本讲稿共61页1.4高压耐硫变换催化剂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180500之间有良好的活性。4 4第4页，本讲稿共61页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
3、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第5页，本讲稿共61页1.6变换的生产原理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第6页
4、，本讲稿共61页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第7页，本讲稿共61页8 8第8页，本讲稿共61页1.7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：
5、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33.4750.67 13.860.030.56 0.141.19 0.089 9第9页，本讲稿共61页进入第一中压废热锅炉（E2001），与锅炉给水换热、降温后经第一水分离器(V2001)分离掉冷凝液后工艺气压力约为6.44MPa6.44MPa左右，温度为235左右，汽气（干）比约为1.12，煤气总量约：257604Nm3/h、其中，水汽：、其中，水汽：136530Nm136530Nm3/h,干气：121074 Nm121074 N
6、m3 3/h。冷凝液：干气成分如下：。冷凝液：干气成分如下：成分 H2COCO2CH4N2ArH2SCOS体积比33.4750.67 13.860.030.56 0.141.19 0.081010第10页，本讲稿共61页从第一水分离器(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 H2COCO2CH4N2ArH2SC
7、OS体积比53.435.439.810.020.37 0.080.87 0.021111第11页，本讲稿共61页1212第12页，本讲稿共61页从变换炉出口出来的变换气先进入蒸汽过热器(E2003)与第一中压废热锅炉所产及甲醇合成工段与第一中压废热锅炉所产及甲醇合成工段来的来的2.5MPa2.5MPa蒸汽的混合汽换热后进入中温换热器（E2002），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，混合后温度降为310左右、总气量约：257604Nm257604Nm3 3/h、其中，水汽：105617 Nm3/h,干气：151987 Nm3/h/h。干气成分如下：成分H2COCO2CH4N2
8、ArH2SCOS体 积比46.9820.01 31.450.020.42 0.090.97 0.041313第13页，本讲稿共61页1414第14页，本讲稿共61页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 COS体 积比47.0420.01 31.370.020.42 0.
9、090.97 0.041515第15页，本讲稿共61页废热锅炉图片1616第16页，本讲稿共61页在第二水分离器（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 COS体 积比47.0920.06 31.320.020.42 0.090.95 0.041717第17页，本讲稿共61页1.8变换
10、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350380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第18页，本讲稿共61页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
11、氧。19191.9脱盐水、锅炉水流程第19页，本讲稿共61页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第20页，本讲稿共61页V2005除氧器2121第21页，本讲稿
12、共61页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第22页，本讲稿共61页V2004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
13、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第23页，本讲稿共61页V2004冷凝液槽2424第24页，本讲稿共61页T2003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
14、/B)升压至1.58MPa（G），送至气化渣水除氧器。2525第25页，本讲稿共61页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。1.10对变换反应影响因素2626第26页，本讲稿共61页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
15、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第27页，本讲稿共61页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
16、第28页，本讲稿共61页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第29页，本讲稿共61页1.11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
17、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第30页，本讲稿共61页1.12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：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。水进入变换炉，造成催化剂的可溶组分
18、钾的流失，活性下降。3131第31页，本讲稿共61页空气进入变换炉，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发生反硫化反应。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。水被水煤气带入到变换炉，造成催化剂结疤、结块，气体偏流。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。催化剂质量差。3232第32页，本讲稿共61页1.13主要工艺指标变换触媒热点温度：260460。外送变换气中CO含量：1921%。变换炉入口温度：2651
19、0。变换炉压差：0.05 Mpa。汽提塔顶温度：120138。入变换工段水煤气的氧含量0.5%。锅炉给水的分析：O2含量0.05 mg/l。3333第33页，本讲稿共61页1.14正常生产操作和控制1.14.1变换炉入口温度的控制：变换炉入口温度的控制：控制点：TICA2003控制指标：2655。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。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第34页，本讲稿共61页1.14.2变换炉床层温度的控制：变换炉床层温度的控制：控制点：TISA2005、TICA2006控制
20、指标：470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。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2655，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第35页，本讲稿共61页1.14.3出工序出工序CO含量的控制：含量的控制：控制点：AICA2008控制指标：CO20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。控制方法：正常操作中可调节AV20
21、08,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第36页，本讲稿共61页1.14.4变换炉压差：变换炉压差：监测点：PDIA2003控制指标：30kPa 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第37页，本讲稿共61页控制
22、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第38页，本讲稿共61页1.14.5废热废锅的操作废热废锅的操作1.14.5.1 液位控制:控制点：LICA2001、LICA2003、LICA2004。控制范围：50-80。影响因素：生产负荷、液位、压力自控系统，手动阀的排污
23、量，入废锅锅炉给水压力、温度、管网蒸汽压力。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第39页，本讲稿共61页压力控制: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
24、后，会影响中压废锅的压力。4040第40页，本讲稿共61页1.14.6锅炉水质的控制锅炉水质的控制：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。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第41页，本讲稿共61页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。催化剂层温度的变化可根据“灵敏点”温度的情况
25、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。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。1.15变换炉的正常操作：变换炉的正常操作：4242第42页，本讲稿共61页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
26、，在操作上既要兼顾反应速度，又要兼顾变换率。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第43页，本讲稿共61页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
27、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第44页，本讲稿共61页1.16汽提塔汽提塔T2003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第45页，本讲稿共61页5.13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
28、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第46页，本讲稿共61页1.17加减负荷操作：加减负荷操作：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。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。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。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第47页，本讲稿共61页1.18废锅正常运行时加磷酸钠装置及定期废锅正常运行时加
29、磷酸钠装置及定期排污的意义：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：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。PH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第48页，本讲稿共61页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废锅定期排污的意义:废锅水
30、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第49页，本讲稿共61页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：水煤气大量带水：现象：变换炉温度下降，分离器液位上升。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
31、，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。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第50页，本讲稿共61页2.2水煤气氧含量高：水煤气氧含量高：现象：变换炉床层温度迅速上升。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、C
32、oS及H2S反应，生成硫酸盐物质，从而使催化剂永久失去活性。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第51页，本讲稿共61页2.3副产蒸汽带水：副产蒸汽带水：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。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
33、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。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第52页，本讲稿共61页2.4气化来的水煤气流量突降气化来的水煤气流量突降: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。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。处理方法：A、调节T
34、V2003、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第53页，本讲稿共61页2.5变换催化剂反硫化：变换催化剂反硫化：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。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。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
35、宜。5454第54页，本讲稿共61页2.6变换炉床层阻力增大：变换炉床层阻力增大：现象：压差增大使入炉变换气量减少，设备生产能力降低。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第55页，本讲稿共61页2.7生产过程中变换炉床层温度快速上升生产过程中变换炉床层温度快速上升: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。处理方法：A、开大TV2003适当降低
36、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第56页，本讲稿共61页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。575
37、7第57页，本讲稿共61页2.8变换炉温度提不起来：变换炉温度提不起来：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第58页，本讲稿共61页处理方法：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第59页，本讲稿共61页2.9废热锅炉断水：废热锅炉断水：现象：废热锅炉液位下降，废热锅炉出口变换气温度上升。危害：导致废热锅炉液位低报警甚至烧干，损坏废热锅炉。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第60页，本讲稿共61页谢谢！6161第61页，本讲稿共61页