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(兗礦國宏化工有限責(zé)任公司山東鄒城273512)

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低溫甲醇洗系統(tǒng)原始試車運(yùn)行總結(jié)

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(兗礦國宏化工有限責(zé)任公司山東鄒城273512)

昊華國泰化工有限公司一期400 kt/a煤制甲醇項(xiàng)目于2011年9月開工建設(shè)，2012年完成大部分土建工程，2013年完成設(shè)備安裝，于2015年8月19日原始試車成功，2015年9月5日達(dá)產(chǎn)。其中，凈化裝置酸性氣脫除工序采用了以林德工藝為藍(lán)本、由惠生設(shè)計(jì)院設(shè)計(jì)的低溫甲醇洗工藝，工藝氣處理能力為180 000 m3/h(標(biāo)態(tài))。截止2015年11月30日，低溫甲醇洗系統(tǒng)已連續(xù)運(yùn)行104 d，累計(jì)制得合格凈化氣約3.5×108m3(標(biāo)態(tài))。目前，該項(xiàng)目運(yùn)行情況良好，各項(xiàng)工藝指標(biāo)基本穩(wěn)定。

1工藝運(yùn)行情況

1.1凈化裝置工藝消耗

在凈化裝置中，低溫甲醇洗系統(tǒng)與冷凍系統(tǒng)的各項(xiàng)物料操作是息息相關(guān)的，因此，可將冷凍系統(tǒng)看作低溫甲醇洗系統(tǒng)的附屬系統(tǒng)。一般情況下，進(jìn)行工藝消耗統(tǒng)計(jì)時，此2個系統(tǒng)都是放在一起統(tǒng)計(jì)的。凈化裝置工藝消耗情況見表1。

表1　凈化裝置工藝消耗情況

由表1可以看出：①0.5 MPa蒸汽消耗偏高，實(shí)際消耗達(dá)9.9 t/h，而設(shè)計(jì)消耗為5.1 t/h；②2.0 MPa蒸汽消耗偏低，實(shí)際消耗僅11.9 t/h，遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值19.0 t/h；③氮?dú)庥昧科?，?shí)際消耗7 800 m3/h(標(biāo)態(tài))，低于設(shè)計(jì)值9 000 m3/h(標(biāo)態(tài))。

(1) 0.5 MPa蒸汽消耗偏高的原因

2015年7月31日，第1次原始試車失敗。經(jīng)分析，由于熱再生塔右室偏小，產(chǎn)生的甲醇蒸氣量不足，無法完全汽提熱再生塔富甲醇中的酸性氣體，故將熱再生塔塔釜擋板左移200 mm，右室空間變大，需要加熱的冷甲醇量增多，則蒸汽消耗也相應(yīng)增加。

在試生產(chǎn)階段，為了保證凈化氣的合格率，貧甲醇中總硫含量控制較低，其體積分?jǐn)?shù)保持在(2～6)×10-6，而設(shè)計(jì)值為<100×10-6，經(jīng)驗(yàn)值為<30×10-6。由于當(dāng)前貧甲醇中總硫含量遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值，為了脫除更多的酸性氣體，熱再生塔的蒸汽消耗必然會相應(yīng)增加。

(2) 2.0 MPa蒸汽消耗偏低的原因

由于低溫甲醇洗系統(tǒng)低壓閃蒸塔設(shè)計(jì)余量過大，自身冷量較足，需補(bǔ)充的冷量較少，低溫甲醇洗系統(tǒng)各丙烯冷卻器均處于最低負(fù)荷狀態(tài)。因此，壓縮機(jī)轉(zhuǎn)速較低(7 200 r/min)，第1段防喘振閥開度較大(66%)。目前，壓縮機(jī)負(fù)荷只達(dá)設(shè)計(jì)值的60%，故驅(qū)動蒸汽用量較少。

由于甲醇對酸性氣體的吸收能力與純度成正比，在相同的工藝氣負(fù)荷下，甲醇循環(huán)量必然會有所降低，貧甲醇從熱再生塔帶入系統(tǒng)的熱量也會隨之減少。對于同一個系統(tǒng)，甲醇閃蒸所產(chǎn)生的冷量只與工藝氣負(fù)荷有關(guān)。在相同的工藝氣負(fù)荷下，被貧甲醇從熱再生塔帶入系統(tǒng)的熱量抵消的冷量會減少，所需補(bǔ)充的冷量也會隨之減少。各丙烯冷卻器中發(fā)生相變的丙烯量同樣會隨之減少，進(jìn)入壓縮機(jī)的丙烯氣體必然會隨之減少。因此，壓縮機(jī)負(fù)荷有所降低，壓縮機(jī)所用2.0 MPa驅(qū)動蒸汽量也隨之減少。

(3) 氮?dú)庥昧科俚脑?/p>

系統(tǒng)自身產(chǎn)生的冷量偏多，低壓閃蒸塔最低溫度可輕易地低于-75 ℃。低壓閃蒸塔及相關(guān)附屬設(shè)備材質(zhì)為316 L，最低只能承受-85 ℃。在操作過程中，距離極限溫度越近，對設(shè)備的損傷越大，一旦超過極限溫度，設(shè)備會很快損壞。

為提高系統(tǒng)溫度、保護(hù)設(shè)備，可采取以下措施：①提高低壓閃蒸塔操作壓力，減少酸性氣體的閃蒸量，即減少低壓閃蒸系統(tǒng)所產(chǎn)生的冷量。當(dāng)前操作壓力為0.095 MPa，設(shè)計(jì)操作壓力<0.8 MPa，經(jīng)驗(yàn)值<0.6 MPa。②將氮?dú)馔ㄈ氲蛪洪W蒸塔，降低了CO2氣相組分的分壓，增大了解吸過程的推動力，使甲醇中的CO2盡量在低溫下解吸出來。在一定范圍內(nèi)，汽提氮?dú)饬吭酱?，從甲醇中解吸出的CO2越多，系統(tǒng)產(chǎn)生的冷量越多。由此可見，減少汽提氮?dú)饬?，系統(tǒng)產(chǎn)生的冷量相應(yīng)減少，系統(tǒng)溫度也會相應(yīng)提高。

1.2吸收塔運(yùn)行情況

工藝指標(biāo)：變換氣155 000 m3/h(標(biāo)態(tài))，凈化氣107 000 m3/h(標(biāo)態(tài))，系統(tǒng)壓力5.4 MPa，總循環(huán)量150 t/h，脫硫段循環(huán)量122 t/h，貧甲醇溫度-60 ℃，凈化氣中總硫體積分?jǐn)?shù)<0.1×10-6、CO2體積分?jǐn)?shù)在3.1%左右。

由于系統(tǒng)冷量較充足，甲醇純度較高，僅需150 t/h的總循環(huán)量，即可處理155 000 m3/h(標(biāo)態(tài))的變換氣，設(shè)計(jì)值為208 t/h，操作余量較大。另外，在CO2含量達(dá)到要求的情況下，凈化氣中總硫體積分?jǐn)?shù)<0.1×10-6，證明吸收塔的設(shè)計(jì)及安裝符合要求，能滿足正常生產(chǎn)的需要。

目前，吸收塔總壓差為55 kPa，相對當(dāng)前的負(fù)荷略微偏小，設(shè)計(jì)值為80 kPa。其主要原因：總循環(huán)量偏小，各層塔盤積液量小，壓差有所降低。

1.3低壓閃蒸塔運(yùn)行情況

目前，低壓閃蒸塔壓力控制在0.095 MPa左右，汽提氮?dú)饬勘３衷? 800 m3/h(標(biāo)態(tài))左右，最低溫度保持在-70 ℃左右。按照林德公司原設(shè)計(jì)，低壓閃蒸塔操作壓力控制在0.080 MPa左右，經(jīng)驗(yàn)值為0.065 MPa，即可實(shí)現(xiàn)冷量平衡。現(xiàn)低壓閃蒸塔操作壓力達(dá)0.095 MPa，冷量仍有盈余，由此可見，該系統(tǒng)的閃蒸制冷能力較強(qiáng)，操作時需對低壓閃蒸塔溫度加強(qiáng)監(jiān)控，防止溫度過低導(dǎo)致凍壞設(shè)備。

同樣，汽提氮?dú)饬績H7 800 m3/h(標(biāo)態(tài))，低于設(shè)計(jì)值9 000 m3/h(標(biāo)態(tài))，可實(shí)現(xiàn)冷量平衡，防止溫度過低導(dǎo)致凍壞設(shè)備。2015年9月6日，低壓閃蒸塔運(yùn)行參數(shù)見表2。

表2　低壓閃蒸塔運(yùn)行參數(shù)

由表2可知：在相同操作壓力下，汽提氮?dú)饬髁吭酱?，系統(tǒng)溫度越低；在相同汽提氮?dú)饬髁肯?，系統(tǒng)壓力越低，系統(tǒng)溫度越低。

1.4熱再生塔運(yùn)行情況

熱再生塔工藝指標(biāo)：操作壓力0.21 MPa，塔頂溫度94 ℃，蒸汽量9.9 t/h，貧甲醇中總硫體積分?jǐn)?shù)在4×10-6左右。

相對于當(dāng)前循環(huán)量，熱再生塔的熱負(fù)荷偏高，蒸汽量達(dá)9.9 t/h，高于設(shè)計(jì)值5.1 t/h。具體原因前面已作闡述，現(xiàn)根據(jù)工藝指標(biāo)逐步降低蒸汽用量，以降低生產(chǎn)成本。熱再生塔的再生能力較強(qiáng)，貧甲醇中總硫含量較低，而國內(nèi)同類裝置貧甲醇總硫體積分?jǐn)?shù)一般在15×10-6左右，國外同類裝置貧甲醇總硫體積分?jǐn)?shù)高達(dá)50×10-6。由此可見，該熱再生塔的設(shè)計(jì)水平還是很高的。

2存在的問題及解決措施

(1) 變換氣分離器至甲醇水分離塔液相管線排水不暢，導(dǎo)致低溫甲醇洗接氣或者前系統(tǒng)波動時變換氣分離器內(nèi)的甲醇水溶液無法及時排出，被工藝氣帶入吸收塔，造成系統(tǒng)甲醇污染，降低甲醇吸收能力，進(jìn)而影響吸收塔正常運(yùn)行。

該管線管徑為DN50 mm，在自調(diào)閥處變徑為DN25 mm，且副線閥安裝了限流孔板。從安全角度來說，該設(shè)計(jì)是不存在問題的；但從實(shí)際生產(chǎn)的角度來看，此種在副線閥安裝限流孔板的設(shè)計(jì)是多余的，會降低物料輸送的流暢性，進(jìn)而影響系統(tǒng)的穩(wěn)定運(yùn)行。正常運(yùn)行時，甲醇水分離塔與熱再生塔一直處于連通狀態(tài)。熱再生塔的放空管線管徑為DN100 mm，即使變換氣分離器至甲醇水分離塔液相管線閥門全開，也不會造成甲醇水分離塔超壓；而且甲醇水分離塔自身帶有安全閥，足以保證自身的安全。因此，計(jì)劃在系統(tǒng)停車檢修期間，將該限流孔板拆除，并取消自調(diào)閥處變徑。

(2) 吸收塔虹吸管設(shè)計(jì)或安裝存在誤差，產(chǎn)生氣阻，導(dǎo)致吸收塔第1段和第2段一直存在液位；調(diào)整循環(huán)量時，該液位還會隨之波動，嚴(yán)重影響了甲醇循環(huán)的穩(wěn)定。由于吸收塔虹吸管對安裝精度要求較高，即使設(shè)計(jì)院計(jì)算數(shù)據(jù)不存在問題，仍然無法保證安裝完成后虹吸管可以正常工作。目前，在不改變設(shè)計(jì)及安裝的前提下，有以下解決方案：①系統(tǒng)建立甲醇循環(huán)時，以小流量為吸收塔建立液位，以便于將虹吸管及相關(guān)設(shè)備內(nèi)的氣體完全排出。該方法只能在小幅度操作或者系統(tǒng)運(yùn)行穩(wěn)定的情況下可保證虹吸管的正常工作；當(dāng)系統(tǒng)負(fù)荷大幅調(diào)整時，該方法仍然無法保證虹吸管的正常工作。②在虹吸管上增加液位調(diào)節(jié)閥，吸收塔第1段和第2段保持恒定的、相對較高的液位，靠高液位產(chǎn)生的重力勢能克服工藝氣在各層塔盤間產(chǎn)生的壓差。該方案成本較高，實(shí)施難度大，但虹吸管的正常工作得到了保證。計(jì)劃在系統(tǒng)停車檢修期間，在虹吸管上增加液位調(diào)節(jié)閥，以便永久性地解決虹吸管的氣阻問題。

(3) 由于貧甲醇水冷器換熱面積設(shè)計(jì)過小(僅220 m2)，系統(tǒng)切氣期間，如果冷凍系統(tǒng)不補(bǔ)充冷量，貧甲醇水冷器所提供的冷量無法抵消各機(jī)泵做功及液體在管道內(nèi)摩擦所產(chǎn)生的熱量，導(dǎo)致系統(tǒng)溫度逐漸上升。一旦系統(tǒng)溫度達(dá)到45 ℃，系統(tǒng)的保冷材料將會破壞，因此，在無外界冷量補(bǔ)充的情況下，低溫甲醇洗系統(tǒng)無法維持長時間甲醇循環(huán)。經(jīng)計(jì)算，貧甲醇水冷器換熱面積必須達(dá)260 m2方可滿足實(shí)際需要。計(jì)劃在系統(tǒng)停車檢修期間，在原貧甲醇水冷器后增加1臺換熱面積為80 m2的水冷器，以滿足正常生產(chǎn)的需要。

3總結(jié)

該套低溫甲醇洗系統(tǒng)繼承了林德體系冷量足、功耗低的優(yōu)點(diǎn)，同樣也繼承了林德體系在部分異常工況下無法正常運(yùn)行的缺點(diǎn)，因此，必須結(jié)合企業(yè)的實(shí)際操作經(jīng)驗(yàn)，在一些細(xì)節(jié)方面加以優(yōu)化。該系統(tǒng)操作彈性較大，根據(jù)當(dāng)前運(yùn)行狀況，系統(tǒng)負(fù)荷可達(dá)到設(shè)計(jì)值115%左右。

(收稿日期2015-12-07)