低溫甲醇洗系統原始試車運行總結

張　月

(兗礦國宏化工有限責任公司山東鄒城273512)

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低溫甲醇洗系統原始試車運行總結

張月

(兗礦國宏化工有限責任公司山東鄒城273512)

昊華國泰化工有限公司一期400 kt/a煤制甲醇項目于2011年9月開工建設，2012年完成大部分土建工程，2013年完成設備安裝，于2015年8月19日原始試車成功，2015年9月5日達產。其中，凈化裝置酸性氣脫除工序采用了以林德工藝為藍本、由惠生設計院設計的低溫甲醇洗工藝，工藝氣處理能力為180 000 m3/h(標態)。截止2015年11月30日，低溫甲醇洗系統已連續運行104 d，累計制得合格凈化氣約3.5×108m3(標態)。目前，該項目運行情況良好，各項工藝指標基本穩定。

1工藝運行情況

1.1凈化裝置工藝消耗

在凈化裝置中，低溫甲醇洗系統與冷凍系統的各項物料操作是息息相關的，因此，可將冷凍系統看作低溫甲醇洗系統的附屬系統。一般情況下，進行工藝消耗統計時，此2個系統都是放在一起統計的。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，實際消耗達9.9 t/h，而設計消耗為5.1 t/h；②2.0 MPa蒸汽消耗偏低，實際消耗僅11.9 t/h，遠遠低于設計值19.0 t/h；③氮氣用量偏少，實際消耗7 800 m3/h(標態)，低于設計值9 000 m3/h(標態)。

(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。經分析，由于熱再生塔右室偏小，產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，則蒸汽消耗也相應增加。

在試生產階段，為了保證凈化氣的合格率，貧甲醇中總硫含量控制較低，其體積分數保持在(2～6)×10-6，而設計值為<100×10-6，經驗值為<30×10-6。由于當前貧甲醇中總硫含量遠遠低于設計值，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增加。

(2) 2.0 MPa蒸汽消耗偏低的原因

由于低溫甲醇洗系統低壓閃蒸塔設計余量過大，自身冷量較足，需補充的冷量較少，低溫甲醇洗系統各丙烯冷卻器均處于最低負荷狀態。因此，壓縮機轉速較低(7 200 r/min)，第1段防喘振閥開度較大(66%)。目前，壓縮機負荷只達設計值的60%，故驅動蒸汽用量較少。

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

(3) 氮氣用量偏少的原因

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

為提高系統溫度、保護設備，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所產生的冷量。當前操作壓力為0.095 MPa，設計操作壓力<0.8 MPa，經驗值<0.6 MPa。②將氮氣通入低壓閃蒸塔，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，汽提氮氣量越大，從甲醇中解吸出的CO2越多，系統產生的冷量越多。由此可見，減少汽提氮氣量，系統產生的冷量相應減少，系統溫度也會相應提高。

1.2吸收塔運行情況

工藝指標：變換氣155 000 m3/h(標態)，凈化氣107 000 m3/h(標態)，系統壓力5.4 MPa，總循環量150 t/h，脫硫段循環量122 t/h，貧甲醇溫度-60 ℃，凈化氣中總硫體積分數<0.1×10-6、CO2體積分數在3.1%左右。

由于系統冷量較充足，甲醇純度較高，僅需150 t/h的總循環量，即可處理155 000 m3/h(標態)的變換氣，設計值為208 t/h，操作余量較大。另外，在CO2含量達到要求的情況下，凈化氣中總硫體積分數<0.1×10-6，證明吸收塔的設計及安裝符合要求，能滿足正常生產的需要。

目前，吸收塔總壓差為55 kPa，相對當前的負荷略微偏小，設計值為80 kPa。其主要原因：總循環量偏小，各層塔盤積液量小，壓差有所降低。

1.3低壓閃蒸塔運行情況

目前，低壓閃蒸塔壓力控制在0.095 MPa左右，汽提氮氣量保持在7 800 m3/h(標態)左右，最低溫度保持在-70 ℃左右。按照林德公司原設計，低壓閃蒸塔操作壓力控制在0.080 MPa左右，經驗值為0.065 MPa，即可實現冷量平衡。現低壓閃蒸塔操作壓力達0.095 MPa，冷量仍有盈余，由此可見，該系統的閃蒸制冷能力較強，操作時需對低壓閃蒸塔溫度加強監控，防止溫度過低導致凍壞設備。

同樣，汽提氮氣量僅7 800 m3/h(標態)，低于設計值9 000 m3/h(標態)，可實現冷量平衡，防止溫度過低導致凍壞設備。2015年9月6日，低壓閃蒸塔運行參數見表2。

表2　低壓閃蒸塔運行參數

由表2可知：在相同操作壓力下，汽提氮氣流量越大，系統溫度越低；在相同汽提氮氣流量下，系統壓力越低，系統溫度越低。

1.4熱再生塔運行情況

熱再生塔工藝指標：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數在4×10-6左右。

相對于當前循環量，熱再生塔的熱負荷偏高，蒸汽量達9.9 t/h，高于設計值5.1 t/h。具體原因前面已作闡述，現根據工藝指標逐步降低蒸汽用量，以降低生產成本。熱再生塔的再生能力較強，貧甲醇中總硫含量較低，而國內同類裝置貧甲醇總硫體積分數一般在15×10-6左右，國外同類裝置貧甲醇總硫體積分數高達50×10-6。由此可見，該熱再生塔的設計水平還是很高的。

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，導致低溫甲醇洗接氣或者前系統波動時變換氣分離器內的甲醇水溶液無法及時排出，被工藝氣帶入吸收塔，造成系統甲醇污染，降低甲醇吸收能力，進而影響吸收塔正常運行。

該管線管徑為DN50 mm，在自調閥處變徑為DN25 mm，且副線閥安裝了限流孔板。從安全角度來說，該設計是不存在問題的；但從實際生產的角度來看，此種在副線閥安裝限流孔板的設計是多余的，會降低物料輸送的流暢性，進而影響系統的穩定運行。正常運行時，甲醇水分離塔與熱再生塔一直處于連通狀態。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，計劃在系統停車檢修期間，將該限流孔板拆除，并取消自調閥處變徑。

(2) 吸收塔虹吸管設計或安裝存在誤差，產生氣阻，導致吸收塔第1段和第2段一直存在液位；調整循環量時，該液位還會隨之波動，嚴重影響了甲醇循環的穩定。由于吸收塔虹吸管對安裝精度要求較高，即使設計院計算數據不存在問題，仍然無法保證安裝完成后虹吸管可以正常工作。目前，在不改變設計及安裝的前提下，有以下解決方案：①系統建立甲醇循環時，以小流量為吸收塔建立液位，以便于將虹吸管及相關設備內的氣體完全排出。該方法只能在小幅度操作或者系統運行穩定的情況下可保證虹吸管的正常工作；當系統負荷大幅調整時，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節閥，吸收塔第1段和第2段保持恒定的、相對較高的液位，靠高液位產生的重力勢能克服工藝氣在各層塔盤間產生的壓差。該方案成本較高，實施難度大，但虹吸管的正常工作得到了保證。計劃在系統停車檢修期間，在虹吸管上增加液位調節閥，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計過小(僅220 m2)，系統切氣期間，如果冷凍系統不補充冷量，貧甲醇水冷器所提供的冷量無法抵消各機泵做功及液體在管道內摩擦所產生的熱量，導致系統溫度逐漸上升。一旦系統溫度達到45 ℃，系統的保冷材料將會破壞，因此，在無外界冷量補充的情況下，低溫甲醇洗系統無法維持長時間甲醇循環。經計算，貧甲醇水冷器換熱面積必須達260 m2方可滿足實際需要。計劃在系統停車檢修期間，在原貧甲醇水冷器后增加1臺換熱面積為80 m2的水冷器，以滿足正常生產的需要。

3總結

該套低溫甲醇洗系統繼承了林德體系冷量足、功耗低的優點，同樣也繼承了林德體系在部分異常工況下無法正常運行的缺點，因此，必須結合企業的實際操作經驗，在一些細節方面加以優化。該系統操作彈性較大，根據當前運行狀況，系統負荷可達到設計值115%左右。

(收稿日期2015-12-07)