甲醇装置低温甲醇洗系统原始开车优化改造小结
时间：2023-01-16 15:35:05 来源：柠檬阅读网 本文已影响 人 
刘彩锋，吕富强，柳 青
(兖州煤业榆林能化有限责任公司，陕西 榆林 719000)
兖州煤业榆林能化有限责任公司(简称榆林能化)500 kt/a DMMn项目配套甲醇装置于2017年11月1日开工建设，主装置包括气化、净化、甲醇合成系统及配套的热电、空分装置，2019年12月28日打通流程产出合格甲醇产品。甲醇装置主要工艺流程为，以煤和空气为原料采用多喷嘴水煤浆加压气化工艺制备粗合成气，粗合成气经部分耐硫宽温变换、低温甲醇洗净化得到满足甲醇合成要求的精制合成气，精制合成气再经甲醇合成和甲醇精馏制得精甲醇。其中，低温甲醇洗系统采用大连佳纯气体净化技术开发有限公司的工艺技术包，该工艺具有如下优势：冷负荷和设备投资比国外同类工艺要低，节能效果明显，消耗在同类工艺技术中处于领先水平；
酸性气H2S浓度能得到有效保证并可灵活调节；
有多项措施保证系统水含量在较低水平，可保证系统稳定运行，降低对设备的腐蚀；
系统操作弹性大、运行稳定。
榆林能化500 kt/a DMMn项目配套甲醇装置低温甲醇洗系统设计有高硫高压、高硫低压、低硫高压、低硫低压四种工况。高硫高压工况时，洗涤塔顶压力为5.9 MPa，变换气流量(湿基，下同)为346 771.712 m3/h(标态，下文无特别说明处均为标态)，变换气中的(H2S+COS)含量为0.418 6%；
高硫低压工况时，洗涤塔顶压力为5.7 MPa，变换气流量为346 801.504 m3/h，变换气中的(H2S+COS)含量为0.418 7%；
低硫高压工况时，洗涤塔顶压力为5.9 MPa，变换气流量为348 163.2 m3/h，变换气中的(H2S+COS)含量为0.226 5%；
低硫低压工况时，洗涤塔顶压力为5.7 MPa，变换气流量为348 193.44 m3/h，变换气中的(H2S+COS)含量为0.226 6%。据设计，低温甲醇洗系统在四种工况下均可满足生产要求，但由于工艺流程设计、流量计现场安装、设备缺陷等方面的原因，低温甲醇洗系统原始开车过程中出现了工艺指标偏差大、系统负荷无法达到设计要求等问题，通过实施有针对性的优化措施及消缺改造后，其运行工况得到明显改善，实现了低温甲醇洗系统的稳定运行。以下对有关情况作一介绍。
榆林能化500 kt/a DMMn项目配套甲醇装置低温甲醇洗系统工艺流程简图见图1(云图内为技改内容)。进低温甲醇洗系统的变换气与出循环气压缩机(C001)的循环闪蒸气混合并喷射少量防结冰甲醇，混合气经原料气冷却器(E001)与净化气、CO2气、尾气换热冷却后进入原料气分离器(V001)，分离出水分后的变换气进入洗涤塔(T001)下塔A段脱除硫化物，之后在T001上塔B、C、D段用贫甲醇、半贫甲醇脱除其中的CO2至指标值，出T001的净化气经换热回收冷量后送至甲醇合成系统；
V001分离下来的含水甲醇经复热后进入甲醇/CO2闪蒸罐(V008)闪蒸，闪蒸出的气相送C001入口，液相则送入甲醇/水分离塔(T005)中部。在T001中，贫甲醇、半贫甲醇洗涤吸收了H2S、CO2等组分后，经换热冷却后进入中压闪蒸塔(T002)闪蒸，闪蒸气经C001加压后送回主洗塔有效利用；
在T002中闪蒸后的富液进入H2S浓缩塔(T003)、氮气气提塔(T007)气提闪蒸，得到含CO2、N2的尾气，尾气经系统复热回收冷量后进入尾气水洗塔(T006)，经脱盐水洗涤后排至烟囱放空；
经气提后的富液进入热再生塔(T004)被加热再生，T004塔底得到的贫甲醇循环利用，塔顶得到的富含H2S的酸性气送往硫回收系统。
榆林能化500 kt/a DMMn项目配套甲醇装置低温甲醇洗系统原始开车过程中，出现了富甲醇流量满量程、变换气量无法达到满负荷运行要求等问题，具体问题描述及原因分析如下。
2.1 T001上塔D段甲醇无法进入C段
低温甲醇洗系统首次进甲醇建立甲醇循环时，洗涤塔(T001)上塔D段积液，甲醇无法正常通过洗涤塔段间冷却器(E006)进入C段，甲醇在积液箱内不断累积至满液后，通过积液箱升气筒降落至C段塔盘进行后续的甲醇循环，当甲醇循环量减小时T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循环中断。
经分析，低温甲醇洗系统进行水联运时，洗涤塔(T001)各段液位按照流程顺序依次建立，水联运结束后现场拆卸各设备、管道法兰及低点进行排水，但未用惰性气对系统内的积水进行彻底吹除，当系统补充足够甲醇并进行甲醇循环时，设备、管道内残存的水分在甲醇的推动下沿着工艺流程方向流动，并在甲醇前端不断累积，在T001塔顶(D段)集液箱进入洗涤塔段间冷却器(E006)管程，由于T001的D段出口N3与C段进口N4管道中心距为2.5 m，E006现场的位置距离T001的C段进口约40 m，且因水的密度较甲醇的密度大，甲醇无法通过静压推动E006管程及进出口管道内的水进入T001的C段，出现E006在T001的C段与D段被短路，当甲醇循环量减小时T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循环中断。
2.2 流量计满量程致T001甲醇流量失控
低温甲醇洗系统接气后，洗涤塔(T001)B段至A段洗涤硫化物的富CO2甲醇流量计(FT005)在控制阀(FV005)开度变化的情况下一直显示满量程，造成T001硫化物洗涤段的甲醇流量失控，继而导致出T001净化气中的CO2含量、H2S浓缩塔(T003)尾气中的H2S含量偏离指标。
经分析，出洗涤塔(T001)B段的富CO2甲醇在进入洗涤塔底冷却器(E007)前，部分分流至T001的A段作为变换气中硫化物的洗涤甲醇，该股甲醇流量通过阿牛巴流量计(FT005)来计量，现场FT005垂直安装在富CO2甲醇分流后、距离T001的A段入口N8约20 m的水平工艺管道上，富CO2甲醇在流动过程中，会有少量CO2在水平管道内闪蒸并积聚(现场排液阀打开后，导压管有气体排出)，使FT005的测量结果出现偏差，造成T001硫化物洗涤段(A段)的甲醇流量失控，影响洗涤效果，继而导致净化气及尾气组分偏离指标。
2.3 T004压力与酸性气量大幅波动
当入低温甲醇洗系统变换气温度偏低时，原料气分离器(V001)出口变换气温度降至-28 ℃以下，V001液位迅速上涨且无法控制，通过开大V001至甲醇/CO2闪蒸罐(V008)以及V008至甲醇/水分离塔(T005)的自调阀来降低V001的液位时，V008液位迅速上涨，T005压力频繁波动，最终导致热再生塔(T004)压力和酸性气量大幅波动。
经分析，设计低硫低压工况下进低温甲醇洗系统的变换气流量为348 193.44 m3/h、温度为40 ℃，经原料气冷却器(E001)与净化气(流量246 864 m3/h、温度-32.85 ℃)、CO2气(流量25 278 m3/h、温度-60.66 ℃)、尾气(流量85 120 m3/h、温度-61.95 ℃)换热冷却至约-27 ℃后进入原料气分离器(V001)，在系统压力、变换气量、贫甲醇流量稳定的情况下，净化气、CO2气、尾气的温度和气量保持恒定，一旦进低温甲醇洗系统的变换气温度偏低，会造成出E001变换气温度降低，V001中出现CO2液化现象，大量液化的CO2被输送至甲醇/CO2闪蒸罐(V008)中闪蒸，在V008压力一定的情况下，得不到闪蒸的CO2随甲醇水溶液进入甲醇/水分离塔(T005)中被加热闪蒸，CO2闪蒸量的变化引起T005和热再生塔(T004)压力及酸性气量的大幅波动。
2.4 T003尾气带液及丝网除沫器被吹翻
原始开车阶段低温甲醇洗系统运行过程中，在洗涤塔(T001)塔顶压力为5.65 MPa、变换气量约338 km3/h、气提氮气流量约6 000 m3/h时，出T001净化气的CO2含量可控制在1.5%～2.0%，系统运行正常；
但当变换气量大于338 km3/h、气提氮气流量约6 000 m3/h时，就会出现H2S浓缩塔(T003)下塔尾气大量带甲醇问题，且T003下塔丝网除沫器多次被吹翻。
H2S浓缩塔(T003)下塔除沫器丝网吹翻问题，经分析认为，原始设计T003直径为4 400 mm，丝网除沫器直径为3 600 mm、厚度为100 mm，除沫器骨架与其支撑横梁通过螺栓连接，由于丝网除沫器面积大且厚度不足，在系统高负荷运行过程中，丝网除沫器中间受力较大的骨架处螺帽松动脱落，导致丝网除沫器被吹翻。
对于H2S浓缩塔(T003)尾气大量带甲醇的问题，经分析，T003下塔集液箱分为A、B段，B段为33#～81#塔盘，进入B段的物料有2股——来自中压闪蒸塔(T002)下段的富H2S甲醇进入39#塔盘、来自T003上塔的富CO2甲醇进入81#塔盘，出T003下塔B段的物料只有尾气一股介质，设计低温甲醇洗系统高硫低压工况时40#～81#塔盘的最大气相流量为164 332 kg/h，原塔内件厂家以高硫低压工况下40#～81#塔盘正常气相流量149 393 kg/h为依据进行设计，设计塔盘间距为400 mm，而据高硫低压工况实际运行数据，由气量守恒得出在高硫低压工况下T003下塔的负荷为设计负荷的104.0%，而高硫低压工况是四种设计工况中T003下塔负荷最小的的工况(见表1)，当继续提高系统负荷时，如当系统接变换气量达338 km3/h时，计算得T003下塔塔顶气相带液临界点流量155 500 kg/h，变换气量一旦超过338 km3/h就会出现T003尾气带液的现象，无法满足设计的低硫低压工况110%负荷的操作弹性需求。简言之，原塔内件厂家选择高硫低压工况为设计基础存在较大偏差，即T003的40#～81#塔盘间距偏小是低温甲醇洗系统负荷无法满足要求的根本原因。
表1 H2S浓缩塔(T003)B段气相流量对应系统负荷表
3.1 优化改造措施
(1)将洗涤塔段间冷却器(E006)管程至洗涤塔(T001)的管线导淋阀后解口，接临时管线至地沟，打开导淋阀排放E006管程及管线和设备内的积水，直至排出水中分析有甲醇后停止，如此T001上塔D段甲醇可通过静压经E006换热后进入C段，解决E006被短路的问题。
(2)将富CO2甲醇流量计(FT005)连带前后法兰整体切割，并顺时针旋转135°，使流量计在水平工艺管道上呈东偏南由下至上45°对富CO2甲醇流量进行测量，从而有效解决了CO2在水平管道内闪蒸积聚而影响富CO2甲醇流量测量精度的问题。
(3)入低温甲醇洗系统的变换气经原料气冷却器(E001)与净化气(流量246 864 m3/h、温度-32.85 ℃)、CO2气(流量25 278 m3/h、温度-60.66 ℃)、尾气(流量85 120 m3/h、温度-61.95 ℃)换热后，出E001的净化气温度约30 ℃，满足甲醇合成催化剂对合成气温度方面的要求，CO2气和尾气与变换气换热后温度在30 ℃左右。为解决变换气因温度低出现CO2液化导致原料气分离器(V001)液位迅速上涨且无法控制的问题，在确保CO2气和尾气进入尾气水洗塔(T006)后不结冰的情况下，考虑适当降低CO2气和尾气这两股介质换热后的温度，即CO2气或尾气这两股介质旁通一部分，以确保经E001换热后的变换气温度维持在-27 ℃左右。经对比换热后CO2气和尾气温度降低后的影响，选择降低换热后尾气温度的措施——在尾气进、出E001的管线上增设旁通(如图1云图内所示)，当变换气温度降低或系统负荷大幅波动时可打开此旁通调节。
(4)为解决高负荷工况下H2S浓缩塔(T003)下塔尾气携带甲醇以及丝网除沫器被吹翻的问题，对T003进行如下优化改造：① 将原丝网除沫器更换为丝网+折流板式除沫器，并在尾气指标不受影响的情况下拆除T003下塔第80#、81#塔盘，以增加气液分离空间；
② 在T003上塔至下塔富CO2甲醇进口N11处增设弯头及短管，使T003塔上段甲醇经短管引流至79#塔盘集液槽，以减少尾气对富CO2甲醇的携带；
③ 在T003塔高、塔径、塔盘间距一定的情况下，通过改变降液板形式、增加受液盘面积的方式，提高40#～79#塔盘受液盘开孔率3.2%，从而变相增加气液相接触面积与闪蒸空间。
3.2 优化改造效果
低温甲醇洗系统采取上述优化改造措施后，系统运行工况得到明显改善：洗涤塔(T001)上塔D段甲醇按照流程可通过静压经洗涤塔段间冷却器(E006)换热后进入C段；
出洗涤塔(T001)B段的富CO2甲醇分流至A段的流量可被富CO2甲醇流量计(FT005)有效测量；
尾气进、出原料气冷却器(E001)管线上增设旁通后，当变换气温度降低或系统负荷大幅波动时，可打开此旁通调节，确保换热后变换气温度维持在-27 ℃左右，同时可控制尾气总管温度在25～30 ℃之间，解决了变换气因温度低出现CO2液化的问题；
H2S浓缩塔(T003)内件改造后，在入低温甲醇洗系统变换气量为385 km3/h、气提氮气流量约11 000 m3/h时，T003下塔尾气仍能保持干气状态(不携带甲醇)，且系统各项工艺指标接近设计值。
榆林能化针对500 kt/a DMMn项目配套甲醇装置低温甲醇洗系统存在的变换气量338 km3/h以上工况下运行时工艺指标偏差大、负荷无法达到设计要求等问题，通过对低温甲醇洗系统的工艺流程、主要瓶颈设备进行改造，以及对系统进行优化操作，使得低温甲醇洗系统运行工况得到明显改善，在入系统变换气量高于350 km3/h的工况下，系统工艺指标控制稳定，实现了低温甲醇洗系统的稳定运行。
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