中氮肥第3期3.docx

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中氮肥第3期3

第3期

2010年5月

M-SizedNitrogenousFertilizerProgress

No.3

May2010

合成氨装置冷箱解冻方法的改进

杨松，叶大松

（河南煤业化工集团有限责任公司中原大化分公司，河南濮阳457004）

[中图分类号]X781.4[文献标识码】B[文章编号】1004-9932（2010）03-0026-02

河南煤业化工集团有限责任公司中原大化公司合成氨装置采用Unde-AMV技术节能型工艺流程，其转化工段采用二段转化工艺流程。

该工艺在二段转化炉中加入过量空气，多余的氮气需在合成回路中由深冷法除去并加以回收利用，因此深冷装置的正常连续运行有利于装置的节能降耗。

1工艺介绍

正常情况下，从干燥器过来的尾气中不含氨但含有含量少于1×10－6的水，进入冷箱后，水在低温下附着在进气管上部低温段。

若经干燥器进入冷箱的气体中的氨或水含量超标，则会加快结冰速度。

此时的明显特征就是冷箱进出口压差升高，影响传热效率，氢气冷凝温度上升，回收氢气纯度下降。

若结冰严重形成冰堵，会出现进出口压差表指示满量程，冷箱的尾气量和返氢量逐渐减少，这时必须停车化冰解冻。

深冷装置由法国液空公司设计制造，它根据各种气体在相同压力下冷凝温度不同的特性，利用高压气体绝热膨胀来获得低温，将H2和N3、CH4、Ar分离。

核心设备——冷箱为一双联管型热交换器，在此，净化后的弛放气与富氢气走管侧，燃料气走壳侧，逆流换热。

从氨回收来的弛放气首先进入分子筛干燥器，干燥器内上层放置分子筛吸附氨，下层放置Al203吸附水。

出干燥器的尾气含63.38%的H2，温度13℃，由下部进入冷箱，在双联管内与温度为-197℃的燃料气逆流换热冷却至-195℃，同时N2、CH4、Ar等冷凝为液体，并溶解部分H2，进入冷箱上部的分离器。

自分离器顶部出来的-195℃低温富氢气体（含H292.5%）进入冷箱管程，与尾气逆行换热至10℃左右出冷箱，进入合成气压缩机循环段，弛放气中90%的氢气被回收；而从分离器底部流出的冷凝液经节流阀由10.3MPa节流膨胀至0.27MPa，降温至-197℃进入冷箱壳程补充冷量损失。

出冷箱后，部分作为干燥器的再生气，最终送人燃料气系统。

[收稿日期]2009-11-04[修稿日期]2009-12—04

[作者简介]杨松（1980-），男，助理工程师，2005毕业于郑州大学，现从事合成氨技术管理工作。

2解冻方法的探讨

2.1影响解冻时间的因素

从厂方资料查得冷箱净重20200kg，冷箱上部分离器净重1950kg，管道阀门按200kg计算，两设备制造材料均为铝合金，比热容为0.96kj/（kmol．℃），正常情况下冷箱热端温度为13℃，冷端温度为-196℃，平均温度-91℃，解冻时若平均温度升高至10℃，则需向冷箱输入的热量Q=Cpmt=0.96×（20200+1950+200）[10-（-91）]=2167056kJ。

冷箱解冻所用解冻气体的成分为：

H263.38%，N229.08%，Arl.43%，CH434.49%。

这些气体在0.1MPa和0℃时的比热容[kJ（kmol．℃）]分别为：

H228.75，N229.26，Ar20.0，CH434.49。

平均比热容Cp=29.12kj/（kmol．℃）=1.3kj/（m3．℃）。

设冷箱解冻和排气时的平均温差为At，排气流量为F（m3/h），则所需解冻时间为T=Q/Cp△tF=2167056/1.3△tF。

由此可知：

若目B增加进排气体的温差△t或排气流量F，就能加快冷箱解冻速度。

2.2原设计解冻方法

冷箱解冻流程如图1。

原操作方法如下：

（1）关冷箱人口切断阀及副线阀；

（2）全开液位调节阀（LV11002）和氢气

第3期

杨松等：

合成氨装置冷箱解冻方法的改进

·27．

减压阀（HV11002），使冷箱低压侧畅通，压力相等；

（3）将冷箱的9个排放点（图中①、②、③、④、⑤、⑥、⑦、⑧、⑨）的排放阀（导淋）全部打开；

（4）打开冷箱进出口间的φ50.8mm旁路

阀，解冻气从低压侧反正常流向进入；

（5）解冻压力控制在0.12MPa。

假如在解冻过程中冷箱进排气的平均温差△t按50℃计，排气流量，为200m3/h，则所需解冻时间T=2167056/1.3×50×200=166.7h，即6.9d。

2.3解冻时间长的原因分析

解冻时，②、③、④、⑤、⑥、⑨6个排放点排出的气体温度与进入尾气的温度几乎相等，对解冻影响很小；从①、⑦、⑧3个排放点排出的气体温度很低，与进气温差很大，对解冻影响很大，但管线尺寸仅为φ12.7mm，且阀门前后压差小，排出气量少。

由于安全阀（SV11006）的φ12.7mm旁路，冷箱分离器的φ12.7mm导淋和高压气体管线上的③、④、⑤、⑥4个φ25.4mm导淋最终均汇集到一个φ25.4mm排放管上，这段管线实际成了整个排气系统的瓶颈，热端排气量增大时，冷端排气量必然减少。

若将高压气体管线上的4个φ25.4mm导淋（③、④、⑤、⑥）关闭，冷端排气量就会增加，解冻速度就会加快。

冷箱的结冰部位处于高压进气管线之内，位于冷箱的上半部，其他部位不会出现结冰情况，高压气体管线上的③、④、⑤、⑥处的导淋全开，排出的气体将冷端的冷量带到热端，与进入

冷箱的13℃热气体换热，把进入冷箱的热量取走，对升温不利。

开这4个导淋阀，冷端气体排气量会自动减少，所以这4个阀全开后不仅不会加快解冻速度，反而会使解冻速度减慢。

3解冻方法的改进

为了加快解冻速度，首先在冷箱排放燃料气管线上缠绕长46m的φ12.7mm蒸汽伴热管线，用蒸汽的热量来提高冷箱解冻时人口气体的温度。

将解冻时的压力由0.12MPa提至0.2MPa，以增加解冻气体排放量。

解冻操作步骤如下：

关闭减压阀LV11002和HV11002；全开LV11002阀前导淋，即φ12.7mm冷气排放点和冷端安全阀SV11007的φ12.7mm副线阀（图1中⑧号排放点），其他排放点导淋全部关闭；用冷箱入口副线阀减压高压气体控制冷箱高压侧压力的方法来控制冷气排放量。

在解冻末期，应在冷区温度上升到接近O℃时再打开其余的导淋，使解冻进行得更彻底。

第3期2010年5月

M-SizedNitrogenousFertilizerProgress

No.3May2010

造气炉工艺优化总结

范运行

（湖南吐绿化工有限公司，湖南郴州423042）

[中图分类号】TQ546[文献标识码]B[文章编号]1004-9932（2010）03-0028-03

我公司合成氨装置的产能为100kt/a，造气系统配置16台φ2400mm间歇式固定层造气炉，以本地粉煤加工制作的煤棒为原料，15台造气炉长期运行。

由于原煤的质量和数量无法保证装置的正常生产，因此消耗不断上升，吨氨煤耗高达1.96t，折算单炉日产液氨仅20t。

为此，公司于2009年7月对造气系统的生产工艺进行了一系列的调整优化。

从调整后造气炉的运行情况来看，此次调整优化取得了显著效果，调整后单炉日产液氨达23t，13台造气炉供气完全可以满足后工段生产的需要，吨氨煤耗下降为1.85t。

下面对此次造气炉工艺优化的方案进行分析总结。

1改变氢氮比的调节手段

优化调整前，合成循环气氢氮比调节主要靠吹风气打回收（吹风阶段提前关闭烟囱阀，打

开上行阀），每台炉子吹风末期回收加氮时间在2~3s；另外，上吹加氮阀（DN200）开启度为5圈，加氮时间在10s左右。

优化调整时改为全部利用上吹加氮调节氢氮比，即：

通过微机的调整，把吹风末期的3s回收锁定为Os，无法调节；DN20Q的上吹加氮手动阀门全部打开，上吹加氮时间调整为15～25s，可调。

由于吹风气中C0：

含量在14%以上，c0+H2含量小于8%，因此靠吹风气打回收加氮会导致半水煤气气质变差。

而上吹制得的半水煤气C02含量在7%~8%，因此改变氢氮比调节方式后，半水煤气中C02含量下降了1.2%，c0含量上升了19%。

优化调整前后半水煤气成分见表l。

[收稿日期]2009.10-29

[作者简介]范运行（1973-），男，湖南汝阳人，工程师，湖南吐绿化工有限公司造气系统主任。

另外，由于我公司使用的是现已经淘汰的“9-19”型小风机，流量只有14000m3/h，压力22kPa，即使风机出口阀全开，风量仍偏小，炉

第3期

范运行：

造气炉工艺优化总结

·29．

子负荷难提。

改变氢氮比调节方式后，可以有效地提高吹风效率，因为吹风气送煤气总管的压力为10kPa左右，而送燃烧炉的压力为-1kPa，往燃烧炉送吹风气要容易得多。

虽然吹风末期打回收的时间只是短短的3s，但对于这种小型风机来说，其对提高吹风效率的作用也是相当大的。

2改变制气循环百分比

传统的制气循环时间百分比是：

吹风20%，上吹28%，下吹45%，二次上吹4010，吹净3%。

在吹风末期，炉温是最高的，随着上下吹蒸汽的通人，炉内温度从上吹到下吹逐渐降低，二次上吹阶段是炉温最低的时候。

为了维持炉内温度的稳定，提高蒸汽分解率，提高发气量，按理应该在炉温最低的阶段补人氮空气，也就是说在二次上吹或者下吹补人氮空气是最理想的，但是由于我公司采用的是煤棒制气工艺，下吹加氮无法正常运行（因为氮空气在550℃就会跟碳发生剧烈的氧化反应，下吹加入的氮空气在炉面的干燥层就跟碳发生反应了，导致炉面温度失控，煤棒粉化严重，带出物增多，阻力也增大，反而制约了制气），而二次上吹在时间上远远不能满足加氮的需要。

所以，煤棒制气都是在吹风结束后转入上吹制气时补入氮空气，也就是在炉温最高的时候往炉内补人氮空气。

这样虽然能够解决合成氨补氮的问题，也可以适当提高炉温，但是却不能很好地解决炉温波动、炉况不稳的问题。

优化调整时，对微机程序稍作调整，采用新的制气循环百分比：

吹风20%，上吹4%，下吹45%，二次上吹28%，吹净3%。

新的制气循环百分比将传统的上吹制气时间比例跟二次上吹制气时间更换，这样二次上吹就有充足的时间进行加氮调整，既满足了在炉温最低阶段补入氮空气的需要，又达到了减少煤气炉炉温波动、稳定炉况、提高蒸汽分解率、提高发气量的最终目的。

3降低炉上操作温度

因为气化层的蓄热是以吹风时消耗原料煤为代价的，所以在保持一定气化强度和较好的气质前提下，降低炉上温度、减少热量损失是充分提高原料煤的有效利用率、降低消耗的一项重要措

施，也是造气生产一直努力追求的方向。

由于我公司人炉煤棒是未烘干的湿煤棒（水分含量13%—14%），如果炉面温度控制得太低，在下吹制气时，通人的蒸汽在腐殖酸的作用下会使煤棒表面形成黏糊状，从而使煤棒相互黏附板结，导致炉内阻力不均，出现吹翻、垮炭甚至局部结块的现象。

如果不及时处理，会形成恶性循环，导致炉子结疤，而不得不停炉处理。

我公司一直按炉面温度≤450qC操作，属于典型的高炉面温度操作法，上吹制气和吹风时带出大量显热，碳的利用率较低。

为了防止炉面板结，我公司采用了人工加炭，且前3个制气循环均采用上吹的工艺流程。

一是利用上吹制气的显热迅速烘干煤棒，使其强度上升，利于制气；二是避免刚刚人炉的冷、湿煤棒直接跟下吹的蒸汽接触而使炉面出现板结。

通过对上、下吹入炉蒸汽和制气百分比的微调，采取将炉面温度控制在400℃以下操作后，炉面未再出现板结现象。

按行内经验，炉面温度下降10℃，吨氨耗煤量减少5kg计算，那么炉面温度由450℃降到400℃，吨氨耗煤量就可减少25kg。

4提高炉下温度

由于受要保护炉底设备观念的影响，我公司炉下温度一直都控制得比较低，其控制指标设定在150一250℃。

由于炉下温度较低，气化层明显偏上，加上炉底渣层过厚，横向温差增大，产生局部温度过高，造成局部结块，导致气体偏流，出现吹翻的现象，单炉气化强度降低，气质气量都受到影响。

其实，增加下吹制气时间和蒸汽用量，使气化层被控制在炭层下部，热损失少，热量集中，气化层增厚且温度升高，床层内形成良好的蓄热状态，气化强度提高，返焦率也降低。

也就是说合理地延长下吹制气时间是节能降耗的一项重要措施。

此次优化调整，将炉下温度操作指标改为200~300℃。

从调整后的运行以及下渣情况来看，状况比调整前大有改观：

调整前细灰量占一半以上，调整后只有少量的细灰，绝大部分都是蜂窝状的块状渣，还有部分熔融状的硬块；炉渣残碳含量从22%降为18%。

另外，由于炉下温度提高，渣层变薄，加上细灰的减少，炉子阻力

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中氮肥

第3期

有所降低，提高了吹风和制气的效率。

此外，从很多资料上反映，下行温度提高，还可以减少半水煤气中的甲烷含量。

对于这点，我公司还没做具体的分析。

5减少制气阻力，提高单炉产气量

由于历史原因，我公司的2个气柜现在只有1个气柜能够使用，16台炉共用l根φ1020mm的煤气总管。

以日产300t合成氨计算，总管的煤气流速为14.6m/s，远远大于7m/s的最优设计值。

原来采用2个气柜送气时，中间有一个4630mm的联通管，刚好连通了目前使用气柜的进出口。

优化调整时，打开该联通管的联通阀，煤气总管的压力降低了2kPa，洗气塔（气柜进口处）出口气体温度在没有改变任何其他工艺参数的条件下上升了8℃，说明产气量有所上升。

我公司制气流程为单炉洗气箱、共用一个洗气塔的传统流程。

调整前对洗气箱水封溢流水量没做任何要求，一般DN50的加水阀开3~5圈，从溢流水流量计算，洗气箱进口管水封高度在200mm。

调整后规定水封溢流保证在吹风末期有少量水即可，加水阀开度控制在1圈左右，从溢流水流量计算洗气箱进口管水封高度在100mm左右，制气阻力比调整前降低了980Pa。

系统阻力降低，对蒸汽分解率来说是无益的，但对增加产气量、减少半水煤气中C02含量、降低消耗还是极为有利的。

我公司的优化调整结果表明，这是一条降耗的有效措施，当然各单位的具体情况有所差异，只要掌握一个平衡统一的度就行了。

6提高炭层高度，增加蓄热能力，保证气化层的温度和厚度

由于我公司使用的是小型风机，风机出口阀全开，一直以来都是强调减少制气阻力、提高吹风效率的观点，所以都是以低炭层为主导思想来操作，从而导致煤气炉经常出现炉面吹翻、发红的现象，炉上温度也很高，带出的显热和末煤也很多。

虽然如此，以前也没有从炉内的反应温

度、蓄热条件、控制方法是否合理来考虑过。

其实，造气炉优化控制的核心就是求得一个有利于蒸汽分解和COz还原的气化条件，而形成这一条件必须要有高炉温、合理气化层位置和厚度，使热量集中在气化层，从而使热损失少，气化强度才能得以提高。

而控制较高的炭层，有利于燃料层各分区高度得到相对的稳定，能储存相对较多的热量，也有利于增加入炉蒸汽量和提高蒸汽分解率，提高气化炉负荷。

随着炭层的增厚，气化层也增厚，C02与炭的接触时间也增加，有利于制气时C02的还原反应。

为了保证气化层温度、厚度和其他各工艺条件的稳定，此次优化调整把炭层高度提高了300mm操作，空层高度控制由原来的1.9—2.1m改为1.6一1.8m，有效炭层高度从1.4m提高到1.7m。

优化调整后，炉面再没有出现过吹翻、发红的现象，风机流量在正常制气中也没有明显减少，炉况比原来更加稳定，这也为降低炉上温度的操作创造了有利条件。

经过探火显示，气化层有所增厚，位置稍稍下移，干燥层和干馏层高度也有所增加，而吹风气中c0含量并未因炭层提高而增加。

7结语

通过半个多月的调整和运行，煤气炉炉渣含碳量由22%降到了18%，碳的利用率提高了不少；半水煤气中有效气（co+H2）含量也由73.2%增加到了75.4%，C02含量由9.5%降到了8.3%；单炉煤气日产氨量由20t上升到23t，足以体现这次优化调整的成功所在。

总之，保证煤气炉的热量和物料平衡，选择合适的炭层高度和炉上操作温度，让煤气炉处于良好的蓄热状态，稳定气化层的位置、厚度和温度，减少制气阻力，是炉况优化的根本，只有这样才能达到理想的气化强度和节能降耗的最终目的。

目前采用煤棒制气的同行业中，较好的水平是吨氨煤耗1.6t（我公司改造后吨氨煤耗为1.85t），无论从理论上分析还是同行的实践表明，我公司进一步降低造气煤耗的空间还是很大的。

深入挖掘降耗潜力，努力降低生产成本，仍是我公司今后的主要工作。

第3期2010年5月

M-SizedNitrogenousFertilizerProgress

No.3May2010

PDS-600脱硫技术在焦炉煤气净化中的应用

孙中良，王高峰，宋玉国（兖矿国际焦化有限公司，山东兖州272100）

[中图分类号]TQ223.12+1[文献标识码】B[文章编号]1004-9932（2010）03-0031-02

我公司是一家中外合资企业，装置设计产能为2000k/a焦炭和200kt/a甲醇。

公司7.63m焦炉及化产部分是拆迁德国凯泽斯图尔焦化厂的旧设备建成，经化产净化后的焦炉煤气用于生产甲醇。

甲醇装置为国内设计，于2006年12月建成投产。

投产后发现，净化后的焦炉煤气无法满足甲醇生产要求。

2007年底决定对其进行技术改造，在焦炉煤气净化系统增加PDS-600脱硫装置。

该脱硫装置建成投产后，净化后的焦炉煤气

完全满足甲醇生产的要求。

l应用PDS-600脱硫技术前的情况

原焦炉气净化流程见图1。

德国凯泽斯图尔焦化厂的设计是将净化后的焦炉气作为燃料气，引入我公司后被用作甲醇原料气，由于净化后的焦炉气中杂质含量高，严重影响甲醇装置的正常生产，具体表现在以下3个方面。

（l）影响NHD脱硫正常运行

净化后的焦炉气中还含有大量硫、苯、焦油、氨、粉尘等杂质，这些杂质被带人NHD脱硫塔，被NHD溶液洗涤下来进入NHD脱硫系统中，既造成NHD溶液被严重污染，使溶液性质发生改变，又造成脱硫系统严重腐蚀。

虽然公司已采取了增加压滤机（每天过滤出几百千克固体杂质）和向溶液中加碱等措施，但效果依然不明显，设备腐蚀严重，脱硫效果差，同时还存在许多安全隐患。

（2）影响压缩机正常运行

在装置试车初期，系统通氮气运行，压缩机运行十分平稳，既无振动又无异常噪声，运行近1个月没有任何故障。

但切入焦炉气后仅几天压缩机便产生大的振动，段间超温，打气量严重不

足，气缸、活门结焦，焦油粘连，造成压缩机事故频繁。

出现这种状况的主要原因是：

焦炉气中焦油、萘、粉尘、硫化氢含量较高，压缩后温度升高，压力增大，出现焦油雾气结焦，萘结晶，造成压缩机过流部分结焦、萘堵，使压缩机活门、分离器等无法正常运行，被迫停修。

开车la多，4台焦炉气压缩机平均运行率仅为45%，维修费用大得惊人，还因检修出现过安全事故。

（3）干法脱硫催化剂使用寿命短

原设计铁锰、氧化锌脱硫剂和铁钼催化剂等的使用寿命在la以上，3a全部更换1次。

甲醇装置在设计生产负荷的50%以下运行la多，铁锰、氧化锌脱硫剂和铁钼催化剂等均已经因吸硫饱和而提前更换，有的甚至已更换了2次，由此发生的脱硫催化剂更换费用非常高。

[收稿日期]2009.10-16[修稿日期]2009-11-17[作者简介]孙中良（1981-），男，山东兖州人，工程师。

2PDS-600脱硫技术的选用

la多的被动生产实践表明，焦炉气必须进

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中氮肥

第3期

行深度净化处理才能满足甲醇生产的需要。

我公司技术人员对此进行了精心的研究，并对国内多家焦炉气制甲醇企业进行了考察。

PDS-600型脱硫脱氰催化剂是针对原PDS法（酞菁钴法）的不足，采用定向合成技术，对具有催化活性的物质进行筛选，选出更具活性的二双核酞菁钴砜十磺酸铵作为催化剂。

PDS-600催化剂在脱硫和氧化过程中均有催化作用，具有用量少、副反应小、硫泡沫易浮选、不易堵塔等优点；另外，PDS-600型脱硫脱氰催化剂抗HCN能力强，选择性好，硫容大，活性高（活性比原PDS催化剂提高了1倍），可高效、快速地脱除高硫煤气中的H2S、HCN和有机硫（在有助催化剂栲胶的存在下，H2S脱除率大于98%，有机硫脱除率大于40%，HCN脱除率在90%以上）。

由于PDS-600催化剂具有上述优点且脱硫成本低，加之配制溶液简单，操作方便，我公司最终决定在焦炉气贫洗油脱苯和水洗工序间增加PDS-600脱硫装置。

3PDS-600脱硫工艺流程

来自贫洗油脱苯塔的焦炉气经脱硫塔进口水封进入常压脱硫塔（φ5800mm），脱硫塔内装有Ql[-I型聚丙烯扁环填料（φ89mm×45mm×3mm），填料高度18m（共3层）。

焦炉气穿过填料层与塔顶喷淋下来的PDS-600溶液逆流接触，焦炉气中95%以上的H2S被脱除。

出脱硫塔的焦炉气经出口水封送人水洗塔。

吸收H：

S后的PDS-600富液由常压脱硫塔底部排出，进入反应槽，停留足够的反应时间后，经富液泵升压，再经喷射再生器后进入喷射再生槽，在槽内实现氧化再生。

再生后的贫液由贫液泵加压后送入常压脱硫塔顶部。

为保证人常压脱硫塔贫液的温度适宜，在贫液进入常压脱硫塔前设置一个旁路，贫液流经该旁路与贫液加热器内介质换热（冬季用低压蒸汽加热溶液，夏季则改用循环冷却水冷却溶液），调节其温度。

喷射再生槽中硫泡沫自流人硫泡沫槽中，由硫泡沫泵送至高位硫泡沫槽，再由硫泡沫泵打入熔硫釜中，熔硫釜中硫膏被不断

加热至熔融态流出，到铸硫槽中铸成固体硫磺。

4PDS-600脱硫工艺参数

5应用效果

2008年10月投用PDS-600脱硫装置后，脱硫系统生产稳定，易于操作，脱硫效率高（PDS脱硫前焦炉气中H。

S质量浓度在1g/m3左右，脱硫后HzS质量浓度降至20mg/m3以下，总硫降到50mg／m3以下，脱硫效率达到95%以上），溶液副反应产物硫代硫酸钠生成量少且易控制，碱耗少，未出现堵塔，溶液再生效果好，硫泡沫易分离和回收。

投用PDS-600脱硫装置后，焦炉气净化系统原来存在的问题基本得到解决。

由于经PDS-600脱硫后焦炉气总硫含量在30~50mg/m3，完全满足进干法脱硫装置的质量要求，所以我公司将后系统的NHD湿法脱硫装置停运，由此节约了NHD湿法脱硫化工原料费用及装置运行成本。

压缩机检修频率大大减少，大幅降低了检修费用。

焦炉气质量得到改善，延长了干法脱硫催化剂的使用寿命。

6结语

我公司生产实践表明，PDS-600脱硫效果好，具有高效、节能、环保等优点，是焦炉气净化的一种有效方法，是国内焦化厂焦炉煤气净化较佳的工艺选择。

第3期2010年5月

M-SizedNitrogenousFerlilizerProgress

No.3May2010

低温变换催化剂结盐的原因分析及处理

李晓波

（黑龙江黑化集团有限公司，黑龙江齐齐哈尔161041）

[中图分类号]TQ113.26'4.2[文献标识码]B[文章编号]1004-9932（2010）03-0033-Ol

我公司硝铵厂c0变换系统采用加压中温变换串低温变换流程，低变炉操作压力在1