硫酸装置论文 篇1
1 技术改造
1.1 高浓度循环水处理
干吸酸冷器使用的循环水,为高浓度的循环水(其硬度≦700 mg/L,比其他厂家高得多),平均每小时排水12 t。我公司与翁福协商后,通过配管改造,将其送到翁福磷酸厂作为排磷石膏渣补充用水,磷石膏排到渣场经沉淀分离后,含磷的废水又回到磷酸厂继续作滤布冲洗水,这样就使废水得到了循环使用,并省去了我公司的硫酸循环水用的过滤器。减少污水排放同时也减轻瓮福污水处理压力。
1.2 液液硫保温蒸汽冷凝水回收
硫保温蒸汽冷凝水因含有蒸汽,又有漏硫磺的风险,我公司采用的方法是因地制宜的增加换热器回收系统,分别将一二期装置的液硫保温蒸汽冷凝水进行冷却回收,一期是将液硫大罐、精硫槽、界区内的液硫管道的冷凝水排放管进行汇总改造,保留原有的排空管不变,增加一支管道到换热器系统,并设阀门切换,二期开车期间,用送到二期的脱盐水冷却后再用自控式冷凝水泵送到与送至二期的脱盐水混合,一并送到二期的脱盐水箱,供二期废热锅炉用,二期停车期间则排空。二期的冷凝水回收系统基本与一期的相同,所不同的是用循环水冷却,而不是脱盐水,冷却后的冷凝水用自控式的冷凝泵泵送至与熔硫的冷凝水合并,再送到二期脱盐水箱。总计每小时可以回收约7 t左右的冷凝水及一部分热量。
1.3 熔硫冷凝水回收
熔硫工段的熔硫槽、过滤槽、中间槽、助滤槽各盘管及过滤机和管道的冷凝水全部收集汇总一起进入汽水分离器,进行汽水分离。经分离后的冷凝水则用制控式的冷凝泵送到二期脱盐水箱,余汽排空。初步计算每小时可以回收约10 t左右的冷凝水。
1.4 脱盐水污水处理
脱盐水经四次改造后,现在是阳床、阴床、混床各两开一备,床子的再生污水,床子失效后,冲洗和再生产生的污水,原来直接送到瓮福公司污水处理厂处理。后我公司与翁福协商后,通过配管改造,将原先只到污水厂的污水管道增加一支到翁福硫酸厂净化工段,并设阀门切换。正常情况下,都全部将脱盐水阳床再生的酸性水与混床再生的中性偏酸性的水送到翁福硫酸厂净化工段,用作硫铁矿制酸炉气酸洗净化的补充用水,而阴床再生的碱性水,因其pH值大于7,如果直接用作净化补充水则会增加硫的损失,因此需要中和到pH值不大于7后再用作净化补充水。中和阴床再生的碱性水,我公司采用多种方案,一种是阴床失效,阳床也失效,两种床子同时再生,其次是阴床失效,采用加酸中和,至pH<7再送。另外阴床失效,等待阳床失效时一起再生。目的是使污水pH<7。正常生产情况下,平均每小时将产生20 t左右的污水。这样大大的减轻了瓮福污水处理厂压力,同时每小时也可节约20 t左右的原水。当翁福硫酸厂的生产出现异常或停车的情况下,再将污水送到瓮福污水处理厂处理。
1.5 锅炉排污水回收
对锅炉排污管道进行改造,将其定排、连排膨胀器断开,定排、连排相连接在DN125管子上,并延伸到循环水池,把排污的水回收到循环水系统,不在对外排污水,按总用水量最低排污量2%计算(每小时大小锅炉总用水量170 t 左右)。每小时可以回收3.4 t左右的低硬度水进循环水,减少循环了水的补充水用量。
1.6 干吸实行HRS改造
我公司的干吸工段原来是采用带阳极保护酸冷器的较先进的吸收工艺,流程配置见图1。该吸收工艺配置的四台酸冷器中,其中中间吸收塔中的一台用作脱盐水加热,换热面积为225 m2,另一台换热面积为450 m2,二吸酸冷器的换热面积为155 m2,成品酸配的是一台板式换热器,换热面积为29.4 m2,用来冷却产出的成品酸。本吸收工艺虽然较先进,但是吸收放出的热量约80%被循环水带走,之后通过冷却释放到大气中,只有20%左右在加热脱盐水时得到利用。
翁福磷肥厂在不断对原装置进行技术改造、产业调整升级、上新的项目的同时,蒸汽缺口不断加大,为了得到蒸汽的补充,他们通过是否对热电厂进行技改增加产汽量与是否在现有硫酸装置上进行低温热回收改造增加产汽量两种方案进行比较后,最终确定在我公司的硫磺制酸装置上进行低温热回收改造,并确定采用孟莫克的硫酸低温热回收技术,即HRS。我公司的HRS采用的是新建整体热回收塔的技术方案,用HRS系统代替原有的一吸部分,原来的一吸塔用作二吸塔,干燥塔不变,干燥与二吸的酸循环是“8”字交叉的。HRS装置的热回收塔是塔槽一体结构,与之配套的有锅炉、稀释器、加热器、蒸汽喷射器、酸循环泵、排酸泵等设备。一期在2011年10月在主装置大修期间与主装置碰管,并成功投入使用。二期在2012年1月主装置大修期间与主装置碰管,成功投入使用。两套HRS装置投产至今,运行良好,各项指标基本上达到设计要求,每小时总的产气量在装置满负荷运行时达到45 t左右。循环水总补充水用量由原来的70 t左右降低到现在的接近30 t,低温热回收率由原来的20%提高到现在的90%左右。单套系统的冷却塔轴流风机由原来的需要开两台37 kW减少到现在的只需开一台37 kW,单台循环水泵的轴功率由原来的250 kW降低到现在的185 kW。
节能减排技改后,按公司的价格计算,每年可创收1300多万元,6年回投资成本,第7年后产生效益。如果按市场价格计算,则2~3年回本,4年后就是效益。
2 结 语
我公司通过上述的节能减排技术改造,装置水平得到了提高,减轻了环保压力,取得了较好的社会效益和经济效益。下一步还将对尾气系统进行技术改造,增加尾气吸收,方案正在讨论。
摘要：液硫保温蒸汽冷凝水因含有蒸汽,又有漏硫磺的风险,我公司采用的方法是因地制宜的增加换热器回收系统,分别将一二期装置的液硫保温蒸汽冷凝水进行冷却回收,一期是将液硫大罐、精硫槽、界区内的液硫管道的冷凝水排放管进行汇总改造,保留原有的排空管不变,增加一只管道到换热器系统。总计每小时可以回收约7 t左右的冷凝水及一部分热量。
硫酸装置论文 篇2
关键词：节能,自动控制,PLC,技术改造
1 原精制硫酸系统
云硫化工厂精制硫酸装置生产能力为3万t/a。生产工艺是把98.3%的原料酸经人工配比成(96.5±0.05)%硫酸。装置经过原料硫酸贮罐、截止阀与生产线上的48个小型高位酸罐相通,人工调节酸罐液位。调节后的原料酸进入600个蒸馏装置加热蒸馏,最终生成高品质的精制硫酸成品。硫酸蒸馏后的沉渣经排渣玻璃考克阀人工外排装桶。
2 原系统的不足
(1)人工酸浓配比。原酸浓配比在高位酸罐中完成,采用人工加水稀释硫酸方法来控制配比后的酸浓,是通过人工分析来确定酸浓的变化。因为没有在线酸浓自动检测分析仪表与自动加水装置,配比后酸浓不稳定、滞后大,并且这种人工加水方法劳动强度大,操作安全系数低,直接造成精制硫酸的质量、产量不稳定。
(2)高位酸罐硫酸液位人工调整。由于玻璃蒸发器的热效率不一样,操作工需不停地来回调节48个高位酸罐进酸阀,一旦调节不及时,高位平衡槽容易出现液位过低或过高的现象。液位过低,硫酸加热器(蒸发器)干烧,玻璃蒸发器容易爆炸;液位过高,热效率低,电耗高,同时高位平衡槽将多余的硫酸溢流回地下槽,造成电耗增大。
(3)蒸馏器人工排渣。人工精制硫酸系统中共有600个玻璃排渣考克阀,每小时都要调整一次,因玻璃排渣考克阀若长时间不动容易卡死。人工频繁排渣,劳动强度非常大,操作不安全,存在较大的安全隐患。另外,玻璃排渣阀容易堵塞损坏。
3 酸浓配比工艺改造
(1)因蒸馏出来的酸温高,而原料酸温只有环境温度,两者温差最大,系统中在这里实施热交换热效率是最高的,故将预热盘管移到配酸槽前面,为加热器更好地降低电耗创造条件。
(2)原酸浓配比工作是在系统开机前完成,因配酸是一种放热反应,为了充分利用这部分热能,降低能耗,现将酸浓配比与生产同时进行。即增加一个配酸槽、一个进水智能电动阀,安装酸浓自动调节系统,实现酸浓配比过程全自动化控制。
自动配比控制系统是由酸浓自动分析仪、智能调节器、智能调节阀、记录仪、配酸槽及生产设备组成的一个闭环控制系统,控制原理如图1所示。
4 高位平衡槽酸位调节工艺改造
在进蒸馏装置前增加一个φ1000mm大型高位平衡槽,与原生产线上的48个小型高位酸罐相通,取消原48个小型高位酸罐的功能,设计高位平衡槽硫酸液位自动控制系统,实现生产进酸过程全自动化控制。
该系统是由液位变送器、智能调节器、智能调节阀、记录仪、高位平衡槽及生产设备组成的一个闭环控制系统,如图2所示。智能调节器可根据设定液位值自动输出信号改变电动阀开度,调节进酸量,稳定高位平衡槽液位,实现高位平衡槽在线液位自动控制。
5 蒸馏器排渣改造
采用24V衬钽电磁阀替代玻璃排渣考克阀,依据生产需要,采用PLC控制电磁阀,实现自动排渣。
该蒸馏器自动排渣控制系统是由PLC、24V衬钽电磁阀及生产设备组成的时间程序控制系统,如图3所示。
6 改造效果
精制硫酸装置的工艺改造及自动控制系统设计,大大减轻了操作工人的劳动强度,自动控制响应速度快、精度高、稳定性好,有利地确保了生产工艺的稳定,大大地提升了产品的质量;并降低了对设备的损耗,延长了设备使用周期,降低了生产成本。
参考文献
[1]杨青峰,付骞.可编程控制器原理及应用[M].西安:西安电子科技大学出版社,2010
硫酸装置试生产方案 篇3
公司在进行试生产前，制定了周密、详尽的硫酸装置开车方案，经组织开车组和公司工程技术人员反复讨论、研究，报经公司董事会批准。
目的鉴于该装置处于环境敏感区域，周边环境容量较小。为保证开车过程安全、环保和一次开车成功，特制定本方案。
开车方法
围绕上述矛盾，本次开车经多方讨论决定采取以下方案。
触媒升温用干燥热空气+(干燥热空+焚硫炉升温后期高温烟气)+干燥热空气升温。本方法先用干燥空气将触媒温度升至200℃以上（四段出口，一段触煤可能>350℃），再用焚硫炉升温后期的高温烟气与来自预热系统的干燥热空气混合升温。当一、四段触媒温度均高于420℃，二段触煤温度>380℃后（能高尽量高），转化升温切换为来自预热系统的干燥热空气置换水分，置换一小时后，停开车风机、干燥循环泵，循环槽部份换酸使酸浓>97%；熄灭焚硫炉油枪，插锅炉出口和1#、2#省煤器后放空盲板；抽出焚硫炉油枪；装磺枪准备投料。
开车准备工作
准备开车焚硫炉和转化器升温所需轻质柴油20吨。准备开车用98％母酸1800t。联动试车已经完成，试车过程中发现的问题已全部整改合格，满足投料试车要求。投料试车所需原料、辅助材料、备品备件、安全防护器材等已准备齐全。
参加试车的各级小组、管理人员、操作人员、维修人员、安全、消防、防护人员均已到位。管理人员、技术人员、操作人员经过培训，熟练掌握操作技术规程、试车方案，并经过考试取得上岗证、安全作业证。
各岗位操作记录报表、交接班日志已准备齐全，发到各岗位。仪表、阀门调校完毕，各设备单体及联动试车合格。
焚硫炉、气体过滤器、转化器烘烤合格，锅炉烘炉、煮锅合格。气体管线吹扫干净，触媒按要求装进转化器，各人门封闭完毕。
两只磺枪已拆出，磺枪孔用盲板封闭。油泵、预热系统备用，准备0#轻质材油40t。油枪装配到位，具备使用条件。
开车程序
熔硫工序
熔硫工序开车应在焚硫炉升温前10天进行。以便有足够时间整改运行中的各种问题和足够的液硫贮量，要求投料前液硫贮量>2000t。
开车程序
a 联系外供蒸汽，首先打开快速熔硫槽、澄清槽、液硫贮槽、精硫槽及各保温伴管蒸汽阀，进行暖管工作。暖管结束后逐渐将蒸汽压力逐渐调至0.5MPa～0.6MPa，检查蒸汽系统是否正常。
b确认蒸汽系统正常且压力稳定后，开启给料皮带快速熔硫槽进硫磺。当快速熔硫槽装满硫磺时，停止加硫磺。
c硫磺熔化并浸没下部浆叶时开启搅拌浆，当槽内硫磺全部熔化后，恢复给料。
d从快速熔硫槽溢流的粗硫进入涂布槽，当涂布槽液位＞80％后，按液硫过滤机操作规程，开始一台过滤机的涂布。涂布期间快速熔硫槽来的液硫进入粗硫槽。
e 涂布完成后，启动粗硫泵，开始过滤液硫。
f 当精硫槽液位>70%时，启动精硫泵，将精硫送至液硫贮槽。
g 在焚硫炉投料前2小时，启动输硫泵，向炉前槽供液硫。
循环水
a启动循环水泵按操作规程开车，在干吸系统投运之前循环水须正常运行。
b 转化升温后可根据循环水温情况投用冷却系统。脱盐水脱盐水脱盐水脱盐水开车前制备足够脱盐水备用。
干吸
a转化升温前干吸循环槽罐酸建立正常循环。
b转化升温过程中，用连续换酸的方法保持酸浓>92.5%。
c转化升温结束前1小时，将循环槽液位降至最低（以泵不抽空为原则）。
d停开车风机插盲板装磺枪时，用外购酸灌入循环槽，液位以停泵循环槽不溢流为原则。e焚硫炉投料后，通过调节酸冷器进口水阀将上塔酸温提高至60℃。当酸浓>98.3%并 仍继续上涨时，开始用加水调节酸浓。循环槽液位超过控制上限后，开启产酸阀产酸。热工
a 转化升温前，锅炉建立正常液位。
b 焚硫炉升温后按操作规程控制锅炉升温升压。
c焚硫炉投料后，当蒸汽温度压力稳定时，即可暖管吹扫蒸汽管道。
焚硫转化升温
a将转化切为一转一吸，启动开车风机，点燃预热系统油枪，按预热系统升温速率和触媒升温速率控制炉膛温度，此过程气量控制在35000m3左右。200℃以前，转化一段进口温升速率控制在15-20℃。200℃以后，控制温升速率<30℃,升温后期如升温困难，可通过调节进预热系统空气量控制温升速率。
b当转化一段段进口温度>300℃后，启动焚硫炉油枪助燃风机，点燃油枪，焚硫炉以100℃/h速率开始升温，升温烟气全部经锅炉从从锅炉尾部放空，同时锅炉开始升温升压。
c当焚硫炉出口温度>500℃时，开启焚硫炉进风阀，控制进风量在15000m3左右，并根据温度变化情况调整油量。
d焚硫炉进风后，平衡好预热系统和焚硫炉的风量分配，并根据需要加减开车风机风量。e焚硫炉进风后当出口温度>600℃并且肉眼看不到油烟时，如转化触媒升温困难，可关闭锅炉尾部放空，将焚硫炉升温烟气引入转化和来自预热系统的气体混合给触媒升温。f当转化一、四段触媒温度均高于420℃时（能高尽可能高，最好二段也能达到400℃），将焚硫炉升温烟气放空，单独使用来自预热系统的干燥热空气置换系统内水份，置换1小时后，熄灭焚硫炉油枪，停开车风机、干燥循环泵，循环槽部份换酸使酸浓>97%；插锅炉出口和1#、2#省煤器后放空盲板；抽出焚硫炉油枪；装磺枪准备投料。焚硫炉投料前2小时联系熔硫向炉前槽供液硫。
g插盲板等工作结束后，启动干吸三塔循环泵，点燃预热系统油枪，待温度升至600℃后，启动开车风机，焚硫炉投料，此时进转化气体分别来自锅炉和预热器。
焚硫、转化开车
a焚硫炉投料后，风量控制在25000-350000m2/h，因转化触媒预饱和需控制较低SO2浓度，所以在此阶段焚硫炉应控制在最低负荷，以焚硫炉温度能维持为原则。
b焚硫炉投料后，转化触媒即开始预饱和，初始时尽量控制较低的SO2浓度。
c当转化器一段触媒层温度接近550℃，且上升速率较快时，为确保一段触媒层温度不超过620℃烧坏触媒,在一段进口温度能保证在400℃以上的基础上，通过增大预热系统气量或加大空气稀释阀开度降低SO2浓度。
d若加大预热系统气量或加大空气稀释阀开度转化一段进口温度不能保证，则停止向焚硫炉供硫磺和空气，焚硫炉短时间停车。待转化一段触媒层温度开始下降后焚硫炉再开风投料，此过程可视实际情况重复多次。
e转化器一段触媒层温度上升至最高并开始下降时，表明一段触媒已经饱和，这时可逐渐提高SO2浓度到6～8%，视一段进口温度情况停下预热系统。
f逐渐加大焚硫炉负荷，调整转化各段进口温度至正常值。g全开高温过热器旁路阀提转化二段进口温度。
h当四段进口温度>420℃并继续上涨较快时将系统切为两转两吸。
i待焚硫炉运行稳定，转化各段温度正常后，投运焚硫炉硫量自调、进转化SO2浓度及温度自调。
j当系统稳定运行且蒸汽管道吹扫完毕后，投用蒸汽透平风机。（建议正常运行24小时后再投用）。
热工
a 焚硫炉预热升温时，锅炉开始升温升压。
b当饱和蒸汽放空阀开始向外排汽较大时即关闭该阀，同时用开车阀来控制升压速率。升压速率如下（以汽包压力为标准）
a)0～0.3MPa需2小时。在0.1MPa时冲洗液位计。
在0.2MPa时通知仪表人员冲洗压力表、流量计、低读水位计的连结管线。
b)0.3MPa恒压2小时。
c)0.3～0.5MPa升压速率控制在0.2MPa/分钟，0.5MPa时所有排污、放水阀门从上到下 轮流放水一次，每个阀门放水30秒。d)0.5～4.4MPa升压速率控制在0.5MPa/分钟。c升压过程中严密监视水位、汽温、蒸汽压力等的运行情况。
d升温过程中视过热蒸汽温度情况启用喷水减温系统。
e当汽包压力>1.5Mpa后，进行暖管工作，暖管结束后，连续熔硫。
启用喷水减温装置，将蒸汽送熔硫工序使用，用控制外送量来控制锅炉的升压速率。焚硫炉生产能力达设计70％且锅炉压力温度蒸发量稳定时，暖管开始蒸汽管道的吹扫工作。热空气系统热空气系统热空气系统热空气系统
a热空气系统开车以保证主系统温度为原则，具体投用热空气系统的原则如下：
a)当锅炉出口阀全开和锅炉进口高温副线阀关到一半，转化一段进口温度稳定在420℃以上。
b)进二吸塔炉气温度>160℃并继续上涨。
b满足以上两原则即可启动热空气风机，根据转化一段进口温度和进二吸塔炉气温度调节风量。温度不合格之前，热空气从2#空气换热器出口放空。
开车注意事项
a转化触媒预饱和时，触媒层温度严禁超过620℃。
b通气前，须通过换酸确保浓度≥97.5%，液位控制在低液位。通过控制循环水量提高酸温>55℃。
c二吸酸浓≥98.3以后，通过加水控制酸浓度。
d焚硫炉开始喷硫时，一定要确保硫蒸汽燃烧完全，以免造成工艺事故。
e高温过热器管束气侧有炉气通过时，蒸汽放空阀应微开，确保过热蒸汽不超温。f空气升温过程中，锅炉补水不经过省煤器。
焚硫炉投料后，1#、2#省煤器保持最小进水量保护设备，视进一吸、二吸塔炉气温度加大主线的水量。
g热空气升温后期，通过调节酸冷器循环水量，将一吸、二吸上塔酸温调整到60℃。h升温及开车过程，系统为一转一吸操作。
投料试车期间的考核考察工作
做好设备的日常巡检工作，记录重要设备的工况、性能。
按时、真实记录报表，为系统运行状况的评价提供原始资料。根据实际运行情况对操作规程不符合之处提出修订意见。
试生产起止日期
计划试生产时间是20xx年x月1日至20xx年x月1日。硫酸分厂开车应急救援预案见附件
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