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要保证航煤安定性合格，生产上要注意哪些方面的问题？ 查看更多 0个回答 . 1人已关注

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请大家推荐一些DCS的设计及生产厂家？精细化工，国内最大的项目就在中控工程/综合分中心/精细化工组设计实施，有完整的整体行业解决方案。另，1个亿的投资，相对来说，貌似规模也很一般的哦查看更多 17个回答 . 1人已关注

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寻新规范 5224-2014和 35044-2014？ 新规范没有，求新规范 35044-2014和5224-2014 谢谢查看更多 0个回答 . 4人已关注

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尿素预蒸馏塔各种腐蚀原因剖析？钱镜清（宁波远东化工集团公司）前言水溶液全循环尿素装置增产后，不少预蒸馏塔出现了腐蚀问题，有两个工厂腐蚀比较严重，因此而发生塔体爆裂，这个问题是原小尿素装置不断扩大生产能力产生的。原中尿装置改为预蒸馏工艺已经有30年的生产历史了，因装置本身生产负荷稳定，中尿装置从未发生过因工艺原因发生的各种腐蚀，除非在备件制作时用错材质或制造质量引起的内件腐蚀。因此对原各小尿素厂预蒸馏系统发生的各种腐蚀必须从增产的大前提来分析产生腐蚀的原因，有些腐蚀现象随着装置设计大型化，配置管径大小合适，就消失了。因此需要正确判断发生腐蚀的原因，才能采取相应的措施而消除。笔者由于常年下工厂以及每年的尿素年会，了解到一种腐蚀现象出现后，与同类型工厂的工况作比较，如某厂有腐蚀，而另一厂没有发生腐蚀；或者同一工厂两套装置，一套有腐蚀，另一套却没有腐蚀，笔者就可找出发生腐蚀的确切原因；而且按照笔者的思路改造后，腐蚀现象得到了解决，“实践是检验真理的标准”，应该可以证明笔者的分析和判断是正确的。近日看到一些对预蒸馏塔发生腐蚀原因分析的文章，大家参与讨论，对水溶液全循环工艺装置在中国健康可持续发展，是很有意义的。对预蒸馏塔发生腐蚀，大家都不是先知者，无法事先进行预防，但腐蚀发生后，怎么认识其客观规律性，从而在新的设计或老装置技术改造中，吸取经验教训，避免再次发生预蒸馏塔爆裂问题就很有必要了。从这个良好的意愿出发，笔者愿再次讨论预蒸馏塔发生腐蚀的原因，以及应采取的应对措施，使各个工厂及有关研究设计单位认识其客观规律性，从而使改进的预分离－预蒸馏工艺装置在中国成为更鲜艳的奇葩。 1 随着预蒸馏工艺在中国的诞生，就伴随着预蒸馏塔的腐蚀问题预蒸馏工艺是在南京化肥厂尿素中试装置上诞生的。1966年第一套由原化四院设计的国产化尿素装置——石家庄化肥厂投产，由于在南化中试装置工作的朱俊彪先生调去任尿素车间主任，因此把预蒸馏工艺引入了第一套水溶液全循环工艺装置中。1973年在南京化肥厂进行第二版中尿设计会审时，由于南化厂的极力推荐，第二版设计采用了预蒸馏工艺。按二版建厂的有湖南资江氮肥厂，四川化工厂一尿，广西河池氮肥厂三个厂。使用该工艺的工厂预蒸馏塔就出现了腐蚀问题。在中**素年会上，大家讨论认为，因预蒸馏塔上部仍设置预分离段，合成塔出来的物料在预分离段把大量溶解氧释放出来了，因此流入预蒸馏段的溶液中氧含量不足，造成腐蚀；但当时石家庄化肥厂的尿素装置却没有发生腐蚀，那是因一分加列管结垢，一段分解温度只能加热到150 ℃，因此这也是一个可参考的经验值。于是其他三厂就在一分加底部加入二次空气防腐，腐蚀问题得到解决。以后由预分离工艺改为预蒸馏工艺的工厂都知道需在一分加底部加入二次防腐空气，但由于化四院设计者对预蒸馏工艺的技术优势认识不足，因此在三、四版修改设计中仍用预分离工艺，直到1986年化四院小氮肥室设计三套小尿素试验装置，才正式采用预蒸馏工艺。 2 预分离－预蒸馏工艺此工艺是1983年齐鲁一化的李裕书先生开创的。他原先也在南化中试装置工作，1966年泸天化引进两套水溶液全循环工艺装置，他调去泸天化工作，后又调至齐鲁一化。他率先把预分离工艺改为预蒸馏工艺，然后为了节省一分加蒸汽和优化系统的工艺水平衡条件，又把原先拆下的预分离器（φ800×2600mm）装在预蒸馏塔前，当时仿效的有浙江巨州化工厂，兰州化肥厂。笔者按现在工艺使用预分离器的情况估计，当时使用预分离器的容积太小（1.3 m3），预分离效果不佳，以及中尿装置中没有一吸外冷却器，未能充分体现出恢复预分离器的优势，因此原中型厂采用者不多，此时预蒸馏塔的腐蚀问题早已因加二次空气解决了，并非恢复预分离器而引发的腐蚀。 3 预分离－预蒸馏工艺引入小尿素装置，使水溶液全循环尿素装置发生了质的变化所谓质的变化，即在小尿素装置上，有一吸外冷却器，它是在一吸塔前，分担一吸塔的负荷，吸收一分气中的CO2，又因把预分气（其中含氨92%）直接引到一吸外冷却器中，能吸收更多的CO2，使预分离－预蒸馏工艺装置发挥出既能增产又多回收甲铵反应热的作用，汽耗大幅度下降。山东明水化肥厂是小尿素厂较好地使用预分离器的第一个工厂，他们又把预分气直接接入一吸外冷却器中。（原某院设计的8·13装置，还按原中尿流程预分气通入一吸塔。）该厂使用后分析认为，用一个71 m2的外冷却器就够了，因装置改造至100 kt/a时已串一个等面积的外冷却器。观察一分加的蒸汽压力下降，说明预分离器有分离效果；一吸塔回流氨用量下降，说明一分气中大部分CO2被一蒸加热利用段及一吸外冷却器吸收了，使一吸塔的热负荷下降，因此这两个吸收CO2的前沿设备是使装置增产节能的关键设备。 4 预蒸馏系统腐蚀情况及原因分析在各个发展阶段预蒸馏系统发生过三种类型的腐蚀。 4.1 预蒸馏塔内规整填料的腐蚀在尿素年会上，一些厂提出，装置增产后，原φ1000 mm预蒸馏塔改用规整填料后，填料发生腐蚀；但也有厂说未发生腐蚀。当时在年会上讨论时，未涉及到各厂的生产负荷，只是认为填料有腐蚀的厂系统中可能水的氯根含量高，或者回收氨系统的氨水时带入了腐蚀介质，都是按一般的知识去分析，没有得到满意的答案。笔者在2003年回国时接到山东明水厂的电话，告知他们使用预分离器的情况，老系统增产后预分离器不好用，预分气相管上的控制阀门需全关，在预蒸馏塔内规整填料有严重腐蚀；而新系统在增加产量后，预分离器的预分气相管上阀门能开到四圈，而预蒸馏塔内的规整填料不腐蚀；新系统生产负荷比老系统还大。笔者听到此情况后，通过分析，判断出预蒸馏塔内规整填料腐蚀与否，与装置中使用预分离器的工况及生产负荷大小有关，因为一个厂两套系统出现不同的情况，可明显看出规整填料发生腐蚀的原因。然后笔者根据两套预分离器运行情况及生产负荷大小，估算出在预蒸馏段气相的空塔速度。老系统虽然生产强度低，但由于预分离器实际上已停用，所以一分气全量经预蒸馏塔的预蒸馏段，其空速在0.78 m/s，新装置的预分离器仍有部分作用，因此一分气在预蒸馏塔填料层中的气流速度在0.7 m/s，填料不发生冲刷腐蚀。所以笔者认为，使填料不发生冲刷腐蚀的条件，是空塔气流速度在0.7 m/s以下。这种判断在湖南岳阳天润化工厂又得到了验证。该厂是200 kt/a预分离－预蒸馏工艺的尿素装置，日产600 t/d时，起初因预分离器在安装上有些差别，预分离效率不高，因此在φ1200mm 预蒸馏塔中规整填料有严重的冲刷腐蚀，后改进了预分离器的安装，即提高了预分离效率，同样在600 t/d生产情况下，预蒸馏塔内填料就不再发生腐蚀了。在小尿素装置后续的技改中，因生产规模进一步扩大，更换了大塔径的预蒸馏塔，也就没有再出现填料腐蚀问题了。 4.2 使用预分离器后，多厂预蒸馏系统发生腐蚀预蒸馏系统发生腐蚀的部位有三处：一是预蒸馏塔内的塔板或填料，二是预蒸馏液至一分加底部的管路，三是一分液至二分塔管路中一分液位调节阀前的一段管路。有文章分析认为，因为使用了预分离器，合成塔出料经预分离后，氧气逸出至预分气相中了，因此预蒸馏系统发生缺氧腐蚀。该文以河南某厂使用预分离器后，预蒸馏系统发生严重腐蚀，停用预分离器后，就不腐蚀了作为例证，认为预分离器体积不宜过大，否则析出氧过多，致使预蒸馏系统发生腐蚀，这种分析也用到了上面的（4.1中）实例中。我们知道，一分加底部是加了二次空气（用以防腐）的，所以不能说由于氧气逸出至预分气中，而使预蒸馏系统发生腐蚀，况且河南某厂不用预分离器后，腐蚀现象继续存在，并未停止，不过速度减缓些，因此该厂的腐蚀问题需从其他方面找原因，绝不是用了预分离器后导致的腐蚀。河南、河北、山东一些工厂还认为预蒸馏塔发生腐蚀是煤中有机硫过高引起的。对CO2原料气只分析了无机硫，没有分析有机硫含量，是有机硫致使预蒸馏塔腐蚀的。笔者在以前的文章中分析过，即使有机硫含量高，腐蚀反应也应该在合成塔中进行，绝不会跑到预蒸馏塔内，预蒸馏塔内的腐蚀现象是缺氧引起的。（1）从生产历史看，煤造气的生产流程，半水煤气变换过程中，大部分有机硫变为无机硫了。中型厂使用变换工艺已50多年，中型尿素厂也有40年的生产实践，预蒸馏塔从未发生过因工艺原因引起的腐蚀。即便CO2气中硫化物高，必然会在合成塔内消耗掉。对照现在小尿素装置增产后发生的腐蚀，那么“有机硫腐蚀”的分析是不符合客观规律的，应该从小尿素装置独特的景况去思考问题。（2）有人认为，预蒸馏塔有腐蚀，且一分加底部加入了二次空气，有的厂甚至开了三台小空压机（笔者已分析过，这实际上是假象），这必定是有机硫太高导致的，加入氧也抵制不了高的有机硫。也有人认为，既然在尿塔不腐蚀，这些有机硫必然会跑到预蒸馏塔。（因为不少厂尿塔内确实无腐蚀迹象。）这种分析是不符合实际情况的。北方这些厂也确实找了山西某公司用微量有机硫测定仪到现场查定，分析CO2气中有机硫数值在15～25 mg/m3之间；河南某厂自己分析有机硫为1 mg/m3，但认为自己的测定仪有问题，深信该公司的错误分析数据。（笔者分析认为山西某公司可能是为了满足生产厂的愿望，说存在有机硫腐蚀，故意调整了测定值。）而笔者在该厂找到了腐蚀的原因，纠正了装置中不合理的部分，成品中镍含量就到0.2×10－6的正常指标，如有机硫存在的话，仅采取笔者提出的措施，镍含量不会由2.0×10－6降到0.2×10－6的。 CO2气体中硫化物含量高时，一般增加防腐空气量来抵制。但当硫含量高于30 mg/m3时，即便氧含量提至0.8%，也不能防止尿塔腐蚀，而且导致后部尾气中含氧量增高，增加尾气爆炸的几率。此时必须停塔处理。所以加氧量多少和CO2气中硫化物含量是成正比例的，也说明硫化物在尿塔中的腐蚀反应与氧气在塔内的反腐蚀反应是存在动平衡的；当硫化物含量高而加氧不够时，就会出现红色尿素（Fe3＋呈红色）；严重缺氧时，就会出现灰色尿素（Fe2＋呈黑色），即HS－，HSO4－离子和金属铁结合了，所以不会有多余的硫化物进入预蒸馏塔；同时不能说合成塔出液未呈红色或灰色，合成塔内就没有腐蚀，即使硫化物含量很低，塔内也有反应物对尿塔及内件产生腐蚀，硫化物含量在一定范围内是通过增加加氧量来控制腐蚀速度，所以工艺规定合成塔出液中的镍含量不能大于0.1×10－6。正常情况下有机硫是在1×10－6以下，是没有过高的有机硫的，在合成塔内也无严重腐蚀迹象，因此预蒸馏塔有腐蚀绝不是有机硫高引起的，而是别的原因。根据生产实际，可以说合成塔或预蒸馏塔的腐蚀现象都是由于缺氧引起的，气体中硫化物含量较高，进入尿塔，由于加氧量不足也会引起腐蚀。 4.2.1 使用预分离器后，预蒸馏系统发生腐蚀的原因分析采用预分离工艺的中型尿素装置，预分离器的作用，是在1.7 MPa下，分离出合成塔出液中53%的过量氨，分解10%的甲铵，预分气温度为115 ℃，预分气总量约为一分气总量的50%，因此在预蒸馏塔前增设预分离器后，预分离液至预蒸馏塔的物料量下降，出预蒸馏塔气相总量也为一分气总量的50%。山西A厂和B厂有新上的200 kt/a预蒸馏工艺尿素装置。装置建设时，由笔者建议增设了预分离器，投产后A厂因日产在750 t，预蒸馏系统未发生腐蚀；B厂按原设计600 t/d生产，预蒸馏系统发生腐蚀，原设计预蒸馏后溶液至一分加底部物料管径为DN150，适合全部预蒸馏液通过，这样管路中充满液体。但改为预分离－预蒸馏工艺流程后，因预分离效果好，减轻了预蒸馏的负荷，预蒸馏塔液相量减少，在DN150管路中（在系统中此管路是直立的）液位下降，当二次空气压力大于该管路中液柱压力时，二次空气就聚集在管中液面上部。在该区引起气阻，使预蒸馏段溶液下不来；当预蒸馏段液位存到一定高度，总的液柱压力大于二次空气压力时，溶液能流至一分加热器中，溶液流完后，又引起气阻，因此发生周期性的工况波动。具体有以下现象。（1）一分加内蒸汽侧压力波动。当往一分加流动的液量大时，汽压下降，一分温度上升；当有气阻时，蒸汽压上升，一分温度下降。此种波动波及分解量的大小，也因此导致预蒸馏塔压力的波动；严重时引起一吸塔温度和压力的波动。（2）一分液位波动并引起二分液位波动，也导致蒸发进料不稳定。山西B厂就属于上述情况。加了预分离器后，在600 t/d设计生产负荷下生产时，DN150管大了，发生了系列的腐蚀现象。现将这些腐蚀现象及其原因简述如下。（1）当一分温度下降时，是DN150管中产生气阻，使预蒸馏段溶液液位上升，当上升到一分气升气管高度时，预蒸馏液走短路至分离段，此时一分液中甲铵含量高，使一分后至一分液位调节阀前的管路腐蚀；调节阀后因进入二段压力区了，甲铵能分解，所以调节阀后管路不发生腐蚀。该厂认为溶液在塔内走短路是DN150管路不够大而引起的，所以曾用φ219 mm管，但腐蚀更严重。（2）DN150管中因溶液周期性流动，引起此管路出现汽蚀腐蚀，使用周期很短，较快地被蚀穿了。（3）预蒸馏段塔板或填料的腐蚀，是当二次空气在DN150管中发生气阻时，二次空气未能加入一分加而引发的缺氧腐蚀，因出现气阻时，预蒸馏段内的压力高，二次空气在DN150中形成气阻，所以就不能经一分加而进入预蒸馏段内，二次空气只能在液体流动时带入一些。山西B厂发生腐蚀问题后，直接与我联系，因为我知道山西A厂是同样的工艺装置，开车时间比B厂早，笔者参加了A厂的开车，并在一年后又去该厂，该厂一直在750 t/d负荷下生产，预蒸馏系统未发现任何腐蚀现象，因此根据两厂不同的生产负荷，一厂有腐蚀，一厂没有腐蚀，就比较容易找出发生腐蚀的原因：当在600 t/d生产时，DN150管中液位下降，这是产生腐蚀的根本原因。因此建议把DN150管改为DN125管或在一分加下面的法兰处加一DN120的限流孔板，就可以解决腐蚀问题。笔者按照这个思路，以后又指导过不少工厂，解决了各工厂的腐蚀问题。说明找到了使用预分离器后，预蒸馏系统出现腐蚀的根本原因。不少老装置在增产过程中，增设了预分离器，由于安装原因，当预分离效果不佳时，预蒸馏系统没有发生腐蚀，若预分离器的分离效率提高后，就发生各类腐蚀问题。这种腐蚀发生在这样的装置中。（1）生产厂要求设计单位设计时将装置的能力设计得较大，如600 t/d，而实际生产量还在400 t/d左右。（2）自己技改时按600 t/d的生产负荷技改，实际生产量还在380～400 t/d之间。（3）设计单位是按预蒸馏工艺的物料量来设计设备和管路的。加上预分离器后，进入预蒸馏塔的物料量下降，但预蒸馏液至一分加的管路为φ159 mm，所以有腐蚀问题的工厂腐蚀原因都因为这φ159 mm的管路。根据笔者的实践经验，当产量在600 t/d时，DN150管宜改为DN125管或在一分加底部入料管口处加DN125的限流孔板；400～450 t/d时应用DN100管，就能解决系统腐蚀问题。 4.3.2 有两个厂预蒸馏塔因腐蚀而导致强度不够，发生爆裂事故（1）山西某厂二系统原系60 kt/a装置，在技改至450 t/d时，该厂采用预分离－预蒸馏工艺，是使用预分离器较早的一个工厂，尿塔采用新型塔板，塔径φ1400 mm，容积为31 m3，转化率在67%，预蒸馏液至一分加的下液管为DN150。该厂预分离状况不算太好，但预蒸馏系统工况不稳定，预蒸馏段长期趋于腐蚀状态。该厂2003年12月至2004年2月约两个月预蒸馏段底部一、二层填料出现腐蚀（没有分析Ni含量，只是拆检时发现有腐蚀）；2004年5月至2004年10月，约半年时间塔内填料严重腐蚀，笔者估算在预蒸馏段气体空塔速度在0.6 m/s。根据笔者的经验，不是因气流大而引起冲刷腐蚀，而是缺氧腐蚀，原因是如按预蒸馏工艺450 t/d产量，则预蒸馏液至一分加的下液管φ133 mm较合适，而且又安装了预分离器，当时笔者也去该厂看过，指出可能是由于φ159 mm管不合适造成的，因三尿设计600 t/d也使用φ159 mm管，但由于当时对工艺波动原因大家观点不一致，因此常年在450 t/d的腐蚀工况下运行，终于在2005年7月预蒸馏塔发生爆裂，使用预分离器有5年的时间，该厂只是更换塔内填料，而没有进一步查找腐蚀的原因。笔者分析，该厂发生腐蚀的原因是第二种类型的腐蚀，因产量长期在450 t/d，该厂预分离效率还未达最好状况，所以腐蚀速度不是很快。（2）2006年5月在全国尿素年会上得知河南某厂在600 t/d技改后φ1200 mm预蒸馏系统有腐蚀（实际生产量还保持在400 t/d）。该厂在2006年9月φ1200 mm塔发生爆裂，使用年限仅1.5年。 2006年11月笔者有机会到该厂考察了解，因新换预蒸馏塔继续发生腐蚀，众多分析者认为是有机硫高引起的。该厂在一分加底部用三台小空压机加防腐空气，但成品镍含量仍在2.0×10－6，最高达2.8×10－6，而分析合成塔出液镍含量正常，一分后溶液中镍含量就很高。其间某公司一位工程师把双氧水注入塔内第一块板上，后来拆检拆检的结果是，第一块板完好无损，下面四块板已腐蚀贻尽，从第一块板因注入双氧水未发生腐蚀，能判断下面塔板的腐蚀，纯属缺氧腐蚀；合成塔出液镍含量正常，所以也可否定有机硫导致预蒸馏塔腐蚀。该厂在2005年按600 t/d配套改造，预分离器由原DN1200更换为DN1400，预蒸馏塔DN1200，预分气原在一蒸加热利用段前与预蒸馏气汇合后进入一蒸加热利用段，然后经两个串联的外冷却器（250 m2＋150 m2），预蒸馏液下液管为DN150，改造后产量一直在400 t/d左右，而且一分液至一分液位调节阀前的一段管路也发生腐蚀，只使用了17天。从预分气相流程判断，使系统压力上升，不会有好的预分离效果，所以腐蚀不会因预分离器引起，但因河南另一厂认为使用预分离器，预蒸馏塔会产生腐蚀，因此该厂也停用预分离器，但腐蚀现象照样存在。河南另一厂可能也是按600 t/d改造的，但使用预分离器有腐蚀时产量在300 t/d，不使用预分离器后，产量在400 t/d，腐蚀现象并未停止，仅腐蚀程度减轻而已。笔者2006年11月去该厂时，因为联醇系统有一个甲醇塔换催化剂，因此尿素系统的生产负荷由420 t/d降至350 t/d，预蒸馏塔压力由原1.95 MPa降至1.85 MPa，二次空气压力在一分加前由2.0 MPa降至1.88 MPa，分析成品中镍含量一次比一次低，白班最后一次为0.36×10－6。在这一天，没有采取任何去除措施，也没有停系统预蒸馏塔采取钝化处理，仅是由于生产负荷下降，镍含量由2.0×10－6逐步降至0.36×10－6，因此是不存在有机硫导致腐蚀的问题的。从这段生产实况，笔者就判断出生产负荷高时发生腐蚀的原因：成品中镍含量高低与系统压力有关，即与生产负荷有关。系统压力高是与系统设备及管路配置好坏有关的。该厂在不使用预分离器的情况下，增加生产负荷，预蒸馏塔压力上升很快，420 t/d时压力升至1.95 MPa，当减负荷至350 t/d时，压力就降至1.85 MPa，相应成品中镍含量下降，这充分说明“有机硫”进入预蒸馏塔造成腐蚀的判断是不正确的。但在生产负荷高时为什么有严重的缺氧腐蚀呢？笔者从这段减负荷生产的工况分析，系统压力下降后，防腐二次空气能进入预蒸馏段，因此有了防腐蚀的条件，镍含量就降下来了。在不用预分离器的情况下，420 t/d时预蒸馏塔压力到1.95 MPa，二次空气压力值（加入口）为2.0 MPa，二次空气是通过一分加加进去了，但由于塔顶压力高，以及预蒸馏段底部因甲铵及氨的热分解压力要高于塔顶的压力，因此二次空气（或其中的氧）进入一段分离段后进不了预蒸馏段而去二分系统了，这点是与表面看现象的“有机硫腐蚀论”的区别。笔者在第二天就提出建议，当停车检修时，必须降低一段系统的压力，必须要恢复使用预分离器，并改正预分气相管的不正确流程，只用一个250 m2的外冷却器就够了，只要加大脱盐水的循环量，去掉一个老的150 m2的外冷却器。笔者在此之前，已经建议把预蒸馏塔下液管由φ159 mm改为φ133 mm，但腐蚀没有停止，因此佐证了笔者对第三种腐蚀现象的判断是正确的。经检修后再次开车时，该厂告知，在400 t/d生产负荷下，一段系统压差由原0.20 MPa降至0.08 MPa，一分加蒸汽侧压力由原1.2 MPa降到0.8 MPa，汽压下降，说明预分离器起作用了，成品镍含量稳定在0.2×10－6，甚至更低。 5 结束语预蒸馏塔内三种典型腐蚀现象的原因，都是笔者经过据实调查，特别都是在有对比性的条件下分析得出的结论，而且经过技改实践后都证实了判断的正确性。（1）预蒸馏塔内规整填料的腐蚀，是增产后选用塔径大小和生产负荷之间不协调引起的，笔者估计气流空塔速度不宜超过0.7 m/s。装置中有预分离器时，在预分离效率高的情况下，可分离出一半的一分气，则预蒸馏塔内的气流速度可下降，因此600 t/d的装置，用φ1200 mm的预蒸馏塔，规整填料不会发生冲刷腐蚀；若预分离器安装得不合适，预分效率不高，则大量一分气还从预蒸馏塔引出，其气流速度增大，填料冲刷腐蚀严重。（2）预分离器安装合理，预分离液进入预蒸馏塔的量减少，所以原600 t/d按预蒸馏工艺设计的预蒸馏塔塔径φ1400 mm就大了，φ1200 mm塔就可以了；预蒸馏塔下液管至一分加底部原φ159 mm管子应改为φ133 mm，否则此管径太大会引发腐蚀问题，必须高度重视。（3）在增产技改过程中，由于预分离器安装不合理，以及串联使用二个或三个一吸外冷却器，使一分系统压力上升，笔者观察到河南某厂系统压力到1.95 MPa，因此二次空气加不到预蒸馏段中，造成塔板和塔体严重腐蚀，因此增产技改措施以不增加一、二段压力为宜。查看更多 0个回答 . 4人已关注

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DN1200氨合成系统设计说明及内件相关资料？ DN1200氨合成系统设计说明一、DN1200氨合成系统设计 1、概要标准DN1200氨合成系统中，DN1200氨合成塔净空高16000mm，其余的设备（如冷交、热交、废锅等）和管道按标准设计配套，产量规模可达360吨/天，若操作弹性60～100%，按年开工330天计算，年产合成氨7.1～12万，若合成氨～10万吨/年的负荷下运行，系统压力≤28 MPa。合成系统流程采用二进二出带后置废锅流程。 2、合成系统流程简介来自循环机油分出口的合成气，从合成塔顶部入塔，气体经内外筒环隙后出塔，去塔外热交换热至160℃左右二次入塔，经塔内反应后二次出塔，引至后置废锅回收蒸汽，出废锅气体至热交换器换热，再进水加热器后，进水冷和冷交, 在冷交热气出口处设置氨分，目的在于将出冷交的气体中的部分液氨进行分离，可以减少氨冷的液氨消耗和放空气体中的液氨损失，出氨分的气体经放空和补气后进入氨冷进一步冷却，再进冷交分离液氨,并与水冷后气体换热,后至循环机入口，如此反复循环。工艺流程补充说明：（1）在氨合成流程中，放空气位置在冷交热气出口氨分后，此处氨含量较低，压力损失也小。（2）氨分离器一般置于水冷器后，部分厂在生产过程中出现：无法或极少分离出液氨。按本流程调整：将氨分放在冷交后，合成气经冷交冷凝，气体温度达到≤20℃，可大量分离液氨，可减轻冷交分离负荷，减少放空氨损失。（3）若有条件，系统可设置新鲜气氨冷器与油水分离器 ,新鲜气进入系统前经此设备，将新鲜气（～30℃）中大量饱和水和油污等进行初步冷凝和分离。之后补入系统，补气位置可选在主氨冷前（推荐，新鲜气净化效果更好）或主氨冷后（液氨紧张的厂家），此氨冷温度只需控制在5～10℃，不易过低，防止结冰堵塞。（4）需要注意的是放空位置和补气位置应有一定的间距。（5）流程中主要管线可根据实际生产情况确定，若为按标准系统（12万吨/年）配置，需配Dn150（Φ219×35）管道。详细流程见附图 3、合成系统工艺计算 (1) 计算基础合成氨产量～100000吨/年（即13t/h）新鲜气气成份：H2（74.25%）、N2（24.75）、CH4+Ar（1.0）入塔NH3：2.5%,、CH4:+ Ar：18%；出塔NH3：15.5% 入塔压力为28.0MPa 废锅副产蒸汽压力(表压) 1.27MPa (2) 物料衡算（按下页附流程图节点计算、不考虑水加热器设备）：物料衡算结果：节点项目 H2 N2 CH4+Ar NH3（气）合计液氨 (Kg) 1 入塔气量Nm3/h 90735.05 30245.02 27391.32 3804.35 152174 0 成分％ 59.63 19.88 18 2.50 100 2 出塔气量Nm3/h 65042.03 21680.68 27391.32 20932.16 135046.19 0 成分％ 48.17 16.06 20.28 15.50 100 3 氨分前气量Nm3/h 65042.03 21680.68 27391.32 8011.4 122125.46 9805.91 成分％ 53.26 17.75 22.43 6.56 100 4 氨分后气量Nm3/h 65042.03 21680.68 27391.32 8011.4 122125.46 0 成分％ 53.26 17.75 22.43 6.56 100 5 放空气量Nm3/h 848.64 282.88 357.46 104.55 1593.69 0 成分％ 53.26 17.75 22.43 6.56 100 6 补充精炼气气量Nm3/h 26541.66 8847.22 357.46 0 35746.35 0 成分％ 74.25 24.75 1.0 0 100 7 主氨冷前气量Nm3/h 90735.05 30245.02 27391.32 7906.85 156278.12 0 成分％ 58.06 19.35 17.53 5.06 100 8 主氨冷后气量Nm3/h 90735.05 30245.02 27391.32 3804.35 152174 3114.74 成分％ 59.63 19.88 18 2.50 100 9 冷交后气量Nm3/h 90735.05 30245.02 27391.32 3804.35 152174 0 成分％ 59.63 19.88 18 2.50 100 反应生成氨量（Kg/h）：13000 ；氨分分氨量(Kg/h)：9805.91 ；冷交分氨量(Kg/h)：3114.74 放空氨量(Kg/h)：79.35 吨氨精炼气消耗（Nm3/t）：2750；放空气量(Nm3/h)：1593.69 补充气量(Nm3/h)：35746.35 m3/h 2 ）热量衡算：冷交：热气进口温度 35.0℃ 热气出口温度 18.0℃ 冷气进口温度 -11.5℃ 冷气出口温度 20℃ 氨冷：气体进口温度 20.0℃ 气体出口温度 -10℃ 液氨蒸发温度 <-15℃ 循环机：进口温度 29.9℃ 出口温度 38.8℃ 合成塔：一进温度 38.8℃ 一出温度 68.8℃ 二进温度 160.2℃ 二出温度 325℃ 废锅：进口温度 325℃ 出口温度 205.1℃ 副产蒸汽压力(表压) 1.27MPa 蒸汽产量 917.15Kg/tNH3 预热器：热气进口 205.1℃ 热气出口 99.4℃ 冷气进口 68.8℃ 冷气出口 160.2℃ 水冷器：气体进口温度99.4℃ 气体出口温度 35℃ 4 、合成系统配套设备序号设备名称规格设计压力（MPa）数量 (台) 1 氨合成塔外筒 DN1200 H＝16000（净空） 31.4 1 2 内冷－绝热轴径向氨合成塔内件触媒装填量 V～11.5m3 1 3 热交换器 DN1000 F=650m2 壳　31.4 管　1.57 1 4 废热锅炉 F=170 m2 管　31.4 壳　2.45 1 5 水冷器 F=550 m2 （淋洒式） 31.4 1 6 冷交换器 DN1000 F=500m2 壳　31.4 管　1.5 1 7 氨冷凝器 F=500 m2 管　31.4 壳　1.6 1 8 氨分离器 DN1000 V=4.0m3 31.4 1 9 油分离器 DN1000 V=4.0m3 31.4 1 10 循环机 5.0Nm3/min 31.4 3 11 新鲜气氨冷凝器 F=170 m2 管　31.4 壳　1.6 1 12 新鲜气油分 DN800 V=2.2m3 31.4 1 13 电加热器配调压器功率：1200KW 1500KW 1 14 主管道 DN150（Φ219×35） [ ]查看更多 1个回答 . 3人已关注

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煤气发生炉在使用中易出现的问题？一、煤气发生炉冷运转故障　　1、冷运转现象　　（1）煤气发生炉出口温度低于正常值。　　（2）煤气发生炉内料层呈现一片黑色或暗黑，略带红色。　　（3）煤气含水分过多，质量变坏，CO2含量增多，窑炉趋于下限范围。　　2、冷运转危害　　（1）灰层薄易烧坏炉栅或炉裙。　　（2）炉内温度低，氧化还愿反应不充分，汽化效率低，煤气质量及产量满足不了窑炉的能耗要求。　　（3）由于氧化层温度降低，灰层过薄，气化剂预热，原料气化不完全，灰渣含炭量增高，原料消耗量增大。　　3、造成冷运转的原因　　（1）饱和温度高于正常控制值。　　（2）气化原料中粉末过多，料层阻力增大，透气性变坏。　　（3）除灰过多，火层低于炉栅顶端，而总层又偏高。　　4、冷运转处理办法　　（1）根据炉内状况适当降低饱和温度借此提高氧化层温度，但不允许长时期超过规定范围。　　（2）适当增加入炉空气量，加快氧化燃烧速度，提高灰层厚度和氧化层温度及气化剂预热温度。　　（3）煤气发生炉出气温度偏低时，尽量延长投料时间。　　（4）火层较底时，停止灰盘转动除渣，培养火层。　　（5）筛去10mm以下的煤灰粉末。　　二、煤气发生炉热运转故障　　1、热运转现象　　（1）煤气出口温度过高，超出了规定范围。　　（2）开启探火孔观察，炉内料层表面一片火光，出现局部冒火，烧穿现象。　　（3）从探火孔出来的煤气着火，煤气中的一氧化碳含量偏低，煤气质量变差。　　（4）灰层增大速度大，灰中含残炭量不稳定，有较多随灰渣排出。　　（5）往煤气炉内插钎子时，感到料层发粘。　　2、煤气发生炉热运转的危害　　（1）灰层相对过高，其它层厚度相应变薄，还原不充分，二氧化碳含量增多。　　（2）氧化层温度过高，超过灰熔点易引起结焦，炉况恶化，气化反应不好，有效组分降低。　　（3）由于局部冒火，出现烧穿现象，导致空气走捷路，煤气中可燃组分二次燃烧。同时，因氧含量的增高，直接危及安全生产。　　（4）灰渣里含碳量增高，促使气化原料的消耗定额上升。　　3、造成热运转的原因　　（1）饱和温度小于正常值或波动大，时间长，或燃烧层过薄。　　（2）灰层长时间高出正常值，除灰不及时，没有按时透炉，均衡松紧度和总层高度超出正常范围。　　4、热运转处理办法　　（1）根据实际情况，加强操作力度，适当提高饱和温度，但不能超过4℃。　　（2）适当加料，除灰，透炉。使总层达到800-1100mm，重新培养火层及还原层，干馏层及干燥层。　　（3）根据窑炉温度，酌情减小风量。　　三、煤气发生炉层次偏斜的原因　　1、偏斜运行现象：层次偏斜主要是炉内灰层一边高，一边低，火层也同时偏斜，高的一边冒火呈热运行，低的一边发暗呈冷运行，煤气发生出口温度急骤上升。　　2、煤气炉偏斜运行的危害煤气发生炉出现层次偏斜，容易引起炉内局部冒火，烧穿，造成煤气中二氧化碳含量升高，一氧化碳含量下降：甚至出现煤气中氧含量增加的被动局面，以及灰渣中含碳量升高等现象。　　3、煤气发生炉层次偏斜的原因　　（1）气化原料粒度不均，煤粉及含水量过大，造成入炉原料偏斜，布料不均匀，没能及时调正处理。　　（2）由于原料粒度问题，入炉后气化速度不一，造成炉内松紧不一，粒度大处通风燃烧激烈，　产生孔洞与冒火。　　（3）炉内局部结焦未能及时处理和透炉调整，或处理不慎风量分布不均。　　4、煤气发生炉 http://www.hnsljq.com 炉层偏斜处理方法　　（1）灰层高处进行捅灰，并用小钩子从灰盘拨灰，尽快将灰渣排出炉内。　　（2）在燃烧不好的地方，在总层偏高处要适当地透炉，细心地在料层中打气孔提高通风量。　　（3）在有光亮处和燃烧猛烈的孔洞地方用铁钎使料层紧密，并用铁钎将周围末燃烧的煤拨散到烧穿的地方，根据情况适当加料覆盖，保持料层均匀。　　（4）如发现有结焦现象，可适当增加饱和温度，但不超过饱和温度控制范围。　　（5）加强对气化原料的筛分处理，筛除原料中的10mm以下的煤炭粉末。查看更多 1个回答 . 3人已关注

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简介

职业：上海益丝科贸有限公司 - 设备维修

学校：山东丝绸纺织职业学院 - 染化工程系

地区：山西省

个人简介：真正的友谊无论从正反看都应一样，不可能从前面看是蔷薇而从后面看是刺。查看更多

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