汪 麗 程遠(yuǎn)見 劉彩洪

(兗礦國宏化工有限責(zé)任公司 山東鄒城273512)

低溫甲醇洗系統(tǒng)冷量分配改造總結(jié)

汪 麗 程遠(yuǎn)見 劉彩洪

(兗礦國宏化工有限責(zé)任公司 山東鄒城273512)

兗礦國宏化工有限責(zé)任公司(以下簡稱國宏公司)500kt/a甲醇裝置酸性氣脫除系統(tǒng)采用了魯奇公司低溫甲醇洗工藝。該工藝設(shè)計(jì)理念比較成熟，自低溫甲醇洗系統(tǒng)投入使用以來運(yùn)行一直比較穩(wěn)定，但在很多細(xì)節(jié)方面設(shè)計(jì)仍有所欠缺:系統(tǒng)的冷量分配不合理，造成了冷量的浪費(fèi)，增加了消耗;同時(shí)，由于冷量分配重心偏離嚴(yán)重，導(dǎo)致系統(tǒng)在沒有得到外界冷量補(bǔ)充的情況下，無法進(jìn)行長時(shí)間的甲醇溶液循環(huán)，嚴(yán)重影響了系統(tǒng)切氣后的甲醇再生效果。

1 低溫甲醇洗系統(tǒng)冷量分配

在低溫甲醇洗系統(tǒng)中，CO2尾氣從洗滌液中解析時(shí)會吸收大量熱量，用作系統(tǒng)制冷熱源，此過程主要在中壓閃蒸塔和低壓閃蒸塔中進(jìn)行。低溫甲醇洗系統(tǒng)工藝流程見圖1。

1.1 中壓閃蒸塔冷量分配

由于中壓閃蒸塔的閃蒸能力有限，且只是為了回收CO和H2，故此過程產(chǎn)生的冷量很少。中壓閃蒸塔的液相冷量被直接帶入低壓閃蒸塔，氣相冷量進(jìn)入變換氣冷卻器，冷量被變換氣吸收，閃蒸氣溫度由－22℃提高至25℃，完成冷量回收。

1.2 低壓閃蒸塔冷量分配

中壓閃蒸塔的液相進(jìn)入低壓閃蒸塔后，在低壓閃蒸塔的一段至四段分別閃蒸，為了產(chǎn)生更多的冷量，采取了降壓、汽提等措施。

圖1 低溫甲醇洗系統(tǒng)工藝流程

1.2.1 氣相冷量分配

17000m3/h(標(biāo)態(tài))一段尾氣進(jìn)入變換氣冷卻器后，冷量被變換氣吸收，溫度由－49℃升高至4℃。16000m3/h(標(biāo)態(tài))二段尾氣先進(jìn)入熱閃氣換熱器，冷量被熱閃氣所吸收，溫度升高至－18℃，然后進(jìn)入丙烯過冷器，冷量被丙烯吸收，溫度由 －55℃升高至15℃。41000m3/h(標(biāo)態(tài))三段尾氣分成2路:第1路進(jìn)入氮?dú)饫鋮s器，冷量被汽提氮?dú)馕?，溫度?－60℃升高至25℃;第2路先進(jìn)入克勞斯氣冷卻器，冷量被克勞斯氣吸收，溫度由－60℃升高至－18℃，然后與二段尾氣混合進(jìn)入丙烯過冷器，冷量被丙烯吸收，溫度由－55℃升高至15℃。四段尾氣隨汽提氮?dú)庵苯舆M(jìn)入低壓閃蒸塔三段，與三段尾氣混合，二段尾氣與三段尾氣之間有聯(lián)通閥，用來調(diào)節(jié)冷量分配;最終所有尾氣進(jìn)入尾氣洗滌塔，設(shè)計(jì)混合溫度為7.4℃，除掉甲醇后放空。

1.2.2 液相冷量分配

低壓閃蒸塔三段的富硫甲醇經(jīng)過閃蒸后進(jìn)入小型貧富甲醇換熱器，冷量被來自于熱再生塔的貧甲醇吸收，溫度由－58℃升高至－45℃，最后進(jìn)入低壓閃蒸塔四段;低壓閃蒸塔四段的富硫甲醇經(jīng)過閃蒸后，進(jìn)入再洗甲醇冷卻器，冷量被來自于中壓閃蒸塔一段的富碳甲醇吸收，溫度由－63℃提高至－52℃，再進(jìn)入中間甲醇冷卻器，冷量被來自于主洗塔二段的富碳甲醇吸收，溫度由－52℃升高至－44℃;然后進(jìn)入大型貧富甲醇換熱器，冷量被來自于熱再生塔的貧甲醇吸收，富硫甲醇溫度由－44℃升高至85℃，最后進(jìn)入熱再生塔。

2 存在的問題分析

(1)國宏公司所在地四季分明，冬、夏季溫差達(dá)40℃以上，而尾氣洗滌塔沒有設(shè)計(jì)保溫，因此，尾氣混合溫度會隨著外界環(huán)境溫度變化上下浮動(dòng)。據(jù)統(tǒng)計(jì)數(shù)據(jù)，尾氣混合溫度最低－4.6℃、最高29.3℃，與設(shè)計(jì)溫度(7.4℃)有較大差距。另外，前系統(tǒng)進(jìn)行負(fù)荷調(diào)整時(shí)，會對尾氣氣量產(chǎn)生較大影響，但不會引起尾氣溫度大幅波動(dòng)。

尾氣洗滌塔的洗滌液為水，壓力為常壓，當(dāng)尾氣溫度低于0℃時(shí)，極易引起塔盤和管道被冰堵塞，甚至凍壞設(shè)備。為此，臨時(shí)向混合尾氣內(nèi)通入0.35MPa低壓蒸汽，使其保持在5℃左右。雖然維持了系統(tǒng)的正常運(yùn)行，但消耗了大量的蒸汽，增加了生產(chǎn)成本;當(dāng)蒸汽管網(wǎng)波動(dòng)時(shí)，尾氣溫度還會隨之波動(dòng)，使系統(tǒng)存在很大的隱患。2011年1月，因熱電車間鍋爐爆管，全廠停蒸汽，系統(tǒng)緊急停車，雖前系統(tǒng)已切氣，但甲醇中仍然存在大量的CO2和H2S等尚未閃蒸，尾氣混合溫度迅速降至－4.3℃，導(dǎo)致塔盤和部分填料凍裂，造成了巨大的損失。

(2)熱再生塔中完成再生的甲醇首先進(jìn)入大型貧富甲醇換熱器，吸收低壓閃蒸塔四段富硫甲醇的冷量，溫度由98.5℃降至－35.7℃，然后進(jìn)入小型貧富甲醇換熱器，吸收低壓閃蒸塔三段富硫甲醇的冷量，溫度由－35.7℃降至－50.4℃，最后進(jìn)入主洗塔，成為工藝氣的吸收劑，貧甲醇在主洗塔的冷量損失靠丙烯冷凍站提供的冷量彌補(bǔ)。在此過程中，貧甲醇的冷量來源只有低壓閃蒸塔的液相冷量和丙烯制冷2個(gè)途徑，而低壓閃蒸塔的液相冷量來自于富甲醇的閃蒸，在系統(tǒng)切氣的情況下，低壓閃蒸塔將不能提供任何冷量。低溫甲醇洗系統(tǒng)若要維持溶液循環(huán)，必須開啟丙烯冷凍站，以抵消溶液循環(huán)和熱再生所帶來的熱量，造成了巨大的浪費(fèi)。另一方面，在丙烯冷凍站無法運(yùn)行的情況下，前系統(tǒng)也會隨之切氣，低溫甲醇洗系統(tǒng)將得不到任何冷量，溶液循環(huán)和熱再生所帶來的熱量無法被抵消，導(dǎo)致系統(tǒng)溫度持續(xù)升高，最終達(dá)到各機(jī)泵的跳車值，被迫停止溶液循環(huán)，使得甲醇無法再生。改造前、后系統(tǒng)切氣且丙烯冷凍站無法開啟時(shí)，進(jìn)主洗塔貧甲醇溫度變化數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)見表1。

進(jìn)主洗塔貧甲醇溫度達(dá)到61.2℃時(shí)，貧甲醇泵軸承溫度已達(dá)71℃，接近聯(lián)鎖跳車值(75℃)，緊急停止溶液循環(huán)。由表1可以看出，在沒有外界冷量補(bǔ)充的情況下，熱再生時(shí)間只堅(jiān)持了141min，無法滿足正常熱再生要求。

3 改造措施

(1)在氣相冷量的分配過程中，低壓閃蒸塔一段尾氣的最終溫度為4℃，該溫度低于尾氣混合溫度，還有很大的使用空間。因此，在出熱再生塔貧甲醇管線上新增1臺貧甲醇冷卻器，將低壓閃蒸塔一段的部分尾氣引入該冷卻器，為貧甲醇提供冷量。為了便于控制尾氣溫度，在一、二段尾氣之間增加了聯(lián)通管線，各段尾氣量可以自由調(diào)配(圖1虛線所示)。改造后，尾氣混合溫度最低11℃、最高39℃，冬季無需再補(bǔ)充熱量。另一方面，尾氣混合溫度越低，越有助于減少尾氣中甲醇的霧沫夾帶。目前，因尾氣溫度提高，可加大洗滌水的循環(huán)量，還可以保證尾氣甲醇的正常回收。

表1 改造前后、系統(tǒng)切氣且丙烯冷凍站無法開啟時(shí)，進(jìn)主洗塔貧甲醇溫度變化數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)

(2)在熱再生塔中完成再生的貧甲醇只能靠低壓閃蒸塔的液相冷量和丙烯制冷來降低溫度，遠(yuǎn)遠(yuǎn)不能滿足生產(chǎn)的需要。在出熱再生塔貧甲醇管線上新增的貧甲醇冷卻器可將汽提氮?dú)馔ㄟ^各段聯(lián)通管線引入，與貧甲醇換熱，即使前系統(tǒng)切氣，在沒有其他外界冷量補(bǔ)充的情況下，可將進(jìn)主洗塔的貧甲醇溫度維持在50℃左右。但這需要消耗大量的氮?dú)猓粌H成本高，而且前系統(tǒng)出現(xiàn)問題時(shí)往往沒有足夠的氮?dú)饪梢允褂谩?/p>

改進(jìn)措施:新增貧甲醇冷卻器的進(jìn)、出口尾氣管線分別與循環(huán)水的上、回水管線相連。正常生產(chǎn)時(shí)，循環(huán)水被切出，低壓閃蒸塔的尾氣進(jìn)新增貧甲醇冷卻器;系統(tǒng)切氣且丙烯冷凍站無法運(yùn)行時(shí)，將進(jìn)、出新增貧甲醇冷卻器的尾氣管線切出，投入循環(huán)水，以保持系統(tǒng)溶液循環(huán)的正常運(yùn)行(圖1虛線所示)。由表1可看出，改造后，進(jìn)主洗塔的貧甲醇溫度最終穩(wěn)定在40℃左右，貧甲醇泵軸承溫度保持在約61℃，完全能滿足生產(chǎn)的需要。

2014-01-06)