甲醇裝置低溫甲醇洗系統(tǒng)原始開車優(yōu)化改造小結(jié)

劉彩鋒，呂富強(qiáng)，柳 青

(兗州煤業(yè)榆林能化有限責(zé)任公司，陜西 榆林 719000)

0 引 言

兗州煤業(yè)榆林能化有限責(zé)任公司(簡稱榆林能化)500 kt/a DMMn項(xiàng)目配套甲醇裝置于2017年11月1日開工建設(shè)，主裝置包括氣化、凈化、甲醇合成系統(tǒng)及配套的熱電、空分裝置，2019年12月28日打通流程產(chǎn)出合格甲醇產(chǎn)品。甲醇裝置主要工藝流程為，以煤和空氣為原料采用多噴嘴水煤漿加壓氣化工藝制備粗合成氣，粗合成氣經(jīng)部分耐硫?qū)挏刈儞Q、低溫甲醇洗凈化得到滿足甲醇合成要求的精制合成氣，精制合成氣再經(jīng)甲醇合成和甲醇精餾制得精甲醇。其中，低溫甲醇洗系統(tǒng)采用大連佳純氣體凈化技術(shù)開發(fā)有限公司的工藝技術(shù)包，該工藝具有如下優(yōu)勢：冷負(fù)荷和設(shè)備投資比國外同類工藝要低，節(jié)能效果明顯，消耗在同類工藝技術(shù)中處于領(lǐng)先水平；酸性氣H2S濃度能得到有效保證并可靈活調(diào)節(jié)；有多項(xiàng)措施保證系統(tǒng)水含量在較低水平，可保證系統(tǒng)穩(wěn)定運(yùn)行，降低對設(shè)備的腐蝕；系統(tǒng)操作彈性大、運(yùn)行穩(wěn)定。

榆林能化500 kt/a DMMn項(xiàng)目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統(tǒng)設(shè)計(jì)有高硫高壓、高硫低壓、低硫高壓、低硫低壓四種工況。高硫高壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.9 MPa，變換氣流量(濕基，下同)為346 771.712 m3/h(標(biāo)態(tài)，下文無特別說明處均為標(biāo)態(tài))，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.418 6%；高硫低壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.7 MPa，變換氣流量為346 801.504 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.418 7%；低硫高壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.9 MPa，變換氣流量為348 163.2 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.226 5%；低硫低壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.7 MPa，變換氣流量為348 193.44 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.226 6%。據(jù)設(shè)計(jì)，低溫甲醇洗系統(tǒng)在四種工況下均可滿足生產(chǎn)要求，但由于工藝流程設(shè)計(jì)、流量計(jì)現(xiàn)場安裝、設(shè)備缺陷等方面的原因，低溫甲醇洗系統(tǒng)原始開車過程中出現(xiàn)了工藝指標(biāo)偏差大、系統(tǒng)負(fù)荷無法達(dá)到設(shè)計(jì)要求等問題，通過實(shí)施有針對性的優(yōu)化措施及消缺改造后，其運(yùn)行工況得到明顯改善，實(shí)現(xiàn)了低溫甲醇洗系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)行。以下對有關(guān)情況作一介紹。

1 低溫甲醇洗系統(tǒng)工藝流程簡述

榆林能化500 kt/a DMMn項(xiàng)目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統(tǒng)工藝流程簡圖見圖1(云圖內(nèi)為技改內(nèi)容)。進(jìn)低溫甲醇洗系統(tǒng)的變換氣與出循環(huán)氣壓縮機(jī)(C001)的循環(huán)閃蒸氣混合并噴射少量防結(jié)冰甲醇，混合氣經(jīng)原料氣冷卻器(E001)與凈化氣、CO2氣、尾氣換熱冷卻后進(jìn)入原料氣分離器(V001)，分離出水分后的變換氣進(jìn)入洗滌塔(T001)下塔A段脫除硫化物，之后在T001上塔B、C、D段用貧甲醇、半貧甲醇脫除其中的CO2至指標(biāo)值，出T001的凈化氣經(jīng)換熱回收冷量后送至甲醇合成系統(tǒng)；V001分離下來的含水甲醇經(jīng)復(fù)熱后進(jìn)入甲醇/CO2閃蒸罐(V008)閃蒸，閃蒸出的氣相送C001入口，液相則送入甲醇/水分離塔(T005)中部。在T001中，貧甲醇、半貧甲醇洗滌吸收了H2S、CO2等組分后，經(jīng)換熱冷卻后進(jìn)入中壓閃蒸塔(T002)閃蒸，閃蒸氣經(jīng)C001加壓后送回主洗塔有效利用；在T002中閃蒸后的富液進(jìn)入H2S濃縮塔(T003)、氮?dú)鈿馓崴?T007)氣提閃蒸，得到含CO2、N2的尾氣，尾氣經(jīng)系統(tǒng)復(fù)熱回收冷量后進(jìn)入尾氣水洗塔(T006)，經(jīng)脫鹽水洗滌后排至煙囪放空；經(jīng)氣提后的富液進(jìn)入熱再生塔(T004)被加熱再生，T004塔底得到的貧甲醇循環(huán)利用，塔頂?shù)玫降母缓琀2S的酸性氣送往硫回收系統(tǒng)。

2 低溫甲醇洗系統(tǒng)運(yùn)行問題及原因分析

榆林能化500 kt/a DMMn項(xiàng)目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統(tǒng)原始開車過程中，出現(xiàn)了富甲醇流量滿量程、變換氣量無法達(dá)到滿負(fù)荷運(yùn)行要求等問題，具體問題描述及原因分析如下。

2.1 T001上塔D段甲醇無法進(jìn)入C段

低溫甲醇洗系統(tǒng)首次進(jìn)甲醇建立甲醇循環(huán)時，洗滌塔(T001)上塔D段積液，甲醇無法正常通過洗滌塔段間冷卻器(E006)進(jìn)入C段，甲醇在積液箱內(nèi)不斷累積至滿液后，通過積液箱升氣筒降落至C段塔盤進(jìn)行后續(xù)的甲醇循環(huán)，當(dāng)甲醇循環(huán)量減小時T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循環(huán)中斷。

經(jīng)分析，低溫甲醇洗系統(tǒng)進(jìn)行水聯(lián)運(yùn)時，洗滌塔(T001)各段液位按照流程順序依次建立，水聯(lián)運(yùn)結(jié)束后現(xiàn)場拆卸各設(shè)備、管道法蘭及低點(diǎn)進(jìn)行排水，但未用惰性氣對系統(tǒng)內(nèi)的積水進(jìn)行徹底吹除，當(dāng)系統(tǒng)補(bǔ)充足夠甲醇并進(jìn)行甲醇循環(huán)時，設(shè)備、管道內(nèi)殘存的水分在甲醇的推動下沿著工藝流程方向流動，并在甲醇前端不斷累積，在T001塔頂(D段)集液箱進(jìn)入洗滌塔段間冷卻器(E006)管程，由于T001的D段出口N3與C段進(jìn)口N4管道中心距為2.5 m，E006現(xiàn)場的位置距離T001的C段進(jìn)口約40 m，且因水的密度較甲醇的密度大，甲醇無法通過靜壓推動E006管程及進(jìn)出口管道內(nèi)的水進(jìn)入T001的C段，出現(xiàn)E006在T001的C段與D段被短路，當(dāng)甲醇循環(huán)量減小時T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循環(huán)中斷。

2.2 流量計(jì)滿量程致T001甲醇流量失控

低溫甲醇洗系統(tǒng)接氣后，洗滌塔(T001)B段至A段洗滌硫化物的富CO2甲醇流量計(jì)(FT005)在控制閥(FV005)開度變化的情況下一直顯示滿量程，造成T001硫化物洗滌段的甲醇流量失控，繼而導(dǎo)致出T001凈化氣中的CO2含量、H2S濃縮塔(T003)尾氣中的H2S含量偏離指標(biāo)。

經(jīng)分析，出洗滌塔(T001)B段的富CO2甲醇在進(jìn)入洗滌塔底冷卻器(E007)前，部分分流至T001的A段作為變換氣中硫化物的洗滌甲醇，該股甲醇流量通過阿牛巴流量計(jì)(FT005)來計(jì)量，現(xiàn)場FT005垂直安裝在富CO2甲醇分流后、距離T001的A段入口N8約20 m的水平工藝管道上，富CO2甲醇在流動過程中，會有少量CO2在水平管道內(nèi)閃蒸并積聚(現(xiàn)場排液閥打開后，導(dǎo)壓管有氣體排出)，使FT005的測量結(jié)果出現(xiàn)偏差，造成T001硫化物洗滌段(A段)的甲醇流量失控，影響洗滌效果，繼而導(dǎo)致凈化氣及尾氣組分偏離指標(biāo)。

2.3 T004壓力與酸性氣量大幅波動

當(dāng)入低溫甲醇洗系統(tǒng)變換氣溫度偏低時，原料氣分離器(V001)出口變換氣溫度降至-28 ℃以下，V001液位迅速上漲且無法控制，通過開大V001至甲醇/CO2閃蒸罐(V008)以及V008至甲醇/水分離塔(T005)的自調(diào)閥來降低V001的液位時，V008液位迅速上漲，T005壓力頻繁波動，最終導(dǎo)致熱再生塔(T004)壓力和酸性氣量大幅波動。

經(jīng)分析，設(shè)計(jì)低硫低壓工況下進(jìn)低溫甲醇洗系統(tǒng)的變換氣流量為348 193.44 m3/h、溫度為40 ℃，經(jīng)原料氣冷卻器(E001)與凈化氣(流量246 864 m3/h、溫度-32.85 ℃)、CO2氣(流量25 278 m3/h、溫度-60.66 ℃)、尾氣(流量85 120 m3/h、溫度-61.95 ℃)換熱冷卻至約-27 ℃后進(jìn)入原料氣分離器(V001)，在系統(tǒng)壓力、變換氣量、貧甲醇流量穩(wěn)定的情況下，凈化氣、CO2氣、尾氣的溫度和氣量保持恒定，一旦進(jìn)低溫甲醇洗系統(tǒng)的變換氣溫度偏低，會造成出E001變換氣溫度降低，V001中出現(xiàn)CO2液化現(xiàn)象，大量液化的CO2被輸送至甲醇/CO2閃蒸罐(V008)中閃蒸，在V008壓力一定的情況下，得不到閃蒸的CO2隨甲醇水溶液進(jìn)入甲醇/水分離塔(T005)中被加熱閃蒸，CO2閃蒸量的變化引起T005和熱再生塔(T004)壓力及酸性氣量的大幅波動。

2.4 T003尾氣帶液及絲網(wǎng)除沫器被吹翻

原始開車階段低溫甲醇洗系統(tǒng)運(yùn)行過程中，在洗滌塔(T001)塔頂壓力為5.65 MPa、變換氣量約338 km3/h、氣提氮?dú)饬髁考s6 000 m3/h時，出T001凈化氣的CO2含量可控制在1.5%～2.0%，系統(tǒng)運(yùn)行正常；但當(dāng)變換氣量大于338 km3/h、氣提氮?dú)饬髁考s6 000 m3/h時，就會出現(xiàn)H2S濃縮塔(T003)下塔尾氣大量帶甲醇問題，且T003下塔絲網(wǎng)除沫器多次被吹翻。

H2S濃縮塔(T003)下塔除沫器絲網(wǎng)吹翻問題，經(jīng)分析認(rèn)為，原始設(shè)計(jì)T003直徑為4 400 mm，絲網(wǎng)除沫器直徑為3 600 mm、厚度為100 mm，除沫器骨架與其支撐橫梁通過螺栓連接，由于絲網(wǎng)除沫器面積大且厚度不足，在系統(tǒng)高負(fù)荷運(yùn)行過程中，絲網(wǎng)除沫器中間受力較大的骨架處螺帽松動脫落，導(dǎo)致絲網(wǎng)除沫器被吹翻。

對于H2S濃縮塔(T003)尾氣大量帶甲醇的問題，經(jīng)分析，T003下塔集液箱分為A、B段，B段為33#～81#塔盤，進(jìn)入B段的物料有2股——來自中壓閃蒸塔(T002)下段的富H2S甲醇進(jìn)入39#塔盤、來自T003上塔的富CO2甲醇進(jìn)入81#塔盤，出T003下塔B段的物料只有尾氣一股介質(zhì)，設(shè)計(jì)低溫甲醇洗系統(tǒng)高硫低壓工況時40#～81#塔盤的最大氣相流量為164 332 kg/h，原塔內(nèi)件廠家以高硫低壓工況下40#～81#塔盤正常氣相流量149 393 kg/h為依據(jù)進(jìn)行設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)塔盤間距為400 mm，而據(jù)高硫低壓工況實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)，由氣量守恒得出在高硫低壓工況下T003下塔的負(fù)荷為設(shè)計(jì)負(fù)荷的104.0%，而高硫低壓工況是四種設(shè)計(jì)工況中T003下塔負(fù)荷最小的的工況(見表1)，當(dāng)繼續(xù)提高系統(tǒng)負(fù)荷時，如當(dāng)系統(tǒng)接變換氣量達(dá)338 km3/h時，計(jì)算得T003下塔塔頂氣相帶液臨界點(diǎn)流量155 500 kg/h，變換氣量一旦超過338 km3/h就會出現(xiàn)T003尾氣帶液的現(xiàn)象，無法滿足設(shè)計(jì)的低硫低壓工況110%負(fù)荷的操作彈性需求。簡言之，原塔內(nèi)件廠家選擇高硫低壓工況為設(shè)計(jì)基礎(chǔ)存在較大偏差，即T003的40#～81#塔盤間距偏小是低溫甲醇洗系統(tǒng)負(fù)荷無法滿足要求的根本原因。

表1 H2S濃縮塔(T003)B段氣相流量對應(yīng)系統(tǒng)負(fù)荷表

3 優(yōu)化改造措施及效果

3.1 優(yōu)化改造措施

(1)將洗滌塔段間冷卻器(E006)管程至洗滌塔(T001)的管線導(dǎo)淋閥后解口，接臨時管線至地溝，打開導(dǎo)淋閥排放E006管程及管線和設(shè)備內(nèi)的積水，直至排出水中分析有甲醇后停止，如此T001上塔D段甲醇可通過靜壓經(jīng)E006換熱后進(jìn)入C段，解決E006被短路的問題。

(2)將富CO2甲醇流量計(jì)(FT005)連帶前后法蘭整體切割，并順時針旋轉(zhuǎn)135°，使流量計(jì)在水平工藝管道上呈東偏南由下至上45°對富CO2甲醇流量進(jìn)行測量，從而有效解決了CO2在水平管道內(nèi)閃蒸積聚而影響富CO2甲醇流量測量精度的問題。

(3)入低溫甲醇洗系統(tǒng)的變換氣經(jīng)原料氣冷卻器(E001)與凈化氣(流量246 864 m3/h、溫度-32.85 ℃)、CO2氣(流量25 278 m3/h、溫度-60.66 ℃)、尾氣(流量85 120 m3/h、溫度-61.95 ℃)換熱后，出E001的凈化氣溫度約30 ℃，滿足甲醇合成催化劑對合成氣溫度方面的要求，CO2氣和尾氣與變換氣換熱后溫度在30 ℃左右。為解決變換氣因溫度低出現(xiàn)CO2液化導(dǎo)致原料氣分離器(V001)液位迅速上漲且無法控制的問題，在確保CO2氣和尾氣進(jìn)入尾氣水洗塔(T006)后不結(jié)冰的情況下，考慮適當(dāng)降低CO2氣和尾氣這兩股介質(zhì)換熱后的溫度，即CO2氣或尾氣這兩股介質(zhì)旁通一部分，以確保經(jīng)E001換熱后的變換氣溫度維持在-27 ℃左右。經(jīng)對比換熱后CO2氣和尾氣溫度降低后的影響，選擇降低換熱后尾氣溫度的措施——在尾氣進(jìn)、出E001的管線上增設(shè)旁通(如圖1云圖內(nèi)所示)，當(dāng)變換氣溫度降低或系統(tǒng)負(fù)荷大幅波動時可打開此旁通調(diào)節(jié)。

(4)為解決高負(fù)荷工況下H2S濃縮塔(T003)下塔尾氣攜帶甲醇以及絲網(wǎng)除沫器被吹翻的問題，對T003進(jìn)行如下優(yōu)化改造：① 將原絲網(wǎng)除沫器更換為絲網(wǎng)+折流板式除沫器，并在尾氣指標(biāo)不受影響的情況下拆除T003下塔第80#、81#塔盤，以增加氣液分離空間；② 在T003上塔至下塔富CO2甲醇進(jìn)口N11處增設(shè)彎頭及短管，使T003塔上段甲醇經(jīng)短管引流至79#塔盤集液槽，以減少尾氣對富CO2甲醇的攜帶；③ 在T003塔高、塔徑、塔盤間距一定的情況下，通過改變降液板形式、增加受液盤面積的方式，提高40#～79#塔盤受液盤開孔率3.2%，從而變相增加氣液相接觸面積與閃蒸空間。

3.2 優(yōu)化改造效果

低溫甲醇洗系統(tǒng)采取上述優(yōu)化改造措施后，系統(tǒng)運(yùn)行工況得到明顯改善：洗滌塔(T001)上塔D段甲醇按照流程可通過靜壓經(jīng)洗滌塔段間冷卻器(E006)換熱后進(jìn)入C段；出洗滌塔(T001)B段的富CO2甲醇分流至A段的流量可被富CO2甲醇流量計(jì)(FT005)有效測量；尾氣進(jìn)、出原料氣冷卻器(E001)管線上增設(shè)旁通后，當(dāng)變換氣溫度降低或系統(tǒng)負(fù)荷大幅波動時，可打開此旁通調(diào)節(jié)，確保換熱后變換氣溫度維持在-27 ℃左右，同時可控制尾氣總管溫度在25～30 ℃之間，解決了變換氣因溫度低出現(xiàn)CO2液化的問題；H2S濃縮塔(T003)內(nèi)件改造后，在入低溫甲醇洗系統(tǒng)變換氣量為385 km3/h、氣提氮?dú)饬髁考s11 000 m3/h時，T003下塔尾氣仍能保持干氣狀態(tài)(不攜帶甲醇)，且系統(tǒng)各項(xiàng)工藝指標(biāo)接近設(shè)計(jì)值。

4 結(jié)束語

榆林能化針對500 kt/a DMMn項(xiàng)目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統(tǒng)存在的變換氣量338 km3/h以上工況下運(yùn)行時工藝指標(biāo)偏差大、負(fù)荷無法達(dá)到設(shè)計(jì)要求等問題，通過對低溫甲醇洗系統(tǒng)的工藝流程、主要瓶頸設(shè)備進(jìn)行改造，以及對系統(tǒng)進(jìn)行優(yōu)化操作，使得低溫甲醇洗系統(tǒng)運(yùn)行工況得到明顯改善，在入系統(tǒng)變換氣量高于350 km3/h的工況下，系統(tǒng)工藝指標(biāo)控制穩(wěn)定，實(shí)現(xiàn)了低溫甲醇洗系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)行。