劉 文

(中石化寧波工程有限公司，浙江 寧波 315103)

0 引 言

為煉廠或其他大型化工裝置供應H2或其他合成氣的煤氣化裝置通常包括氣化、變換、酸性氣體脫除以及產(chǎn)品氣提純等單元，而常用的煤氣化壓力通常有4.0 MPa和6.5 MPa兩個等級[1-2]，這要求產(chǎn)品H2或其他合成氣產(chǎn)品的壓力至少在3.5 MPa以上，高壓力對下游的加氫裝置或合成裝置是有利的，但如果還需要通過煤氣化生產(chǎn)燃料氣，則此壓力偏高，燃料氣在煉廠或其他大型化工裝置多用于常壓明火加熱爐或其他壓力要求不高的場合[3]，這要求燃料氣必須經(jīng)過減壓后供給下游裝置，減壓過程通常在凈化裝置完成。

大型煤氣化裝置多使用低溫甲醇洗工藝脫除變換氣、非變換氣中的酸性組分[4]，在酸性組分脫除后設置減壓設施，該設施可以選擇減壓閥直接減壓，也可以考慮設置膨脹機減壓并回收能量。膨脹機首先應用于空氣分離工業(yè)，后又被用于天然氣工業(yè)，且在這2個領(lǐng)域都已經(jīng)做了大量的研究工作。江楚標[5]對應用于空分裝置的國內(nèi)外常規(guī)透平膨脹機進行了對比;王慶余等[6]探討了膨脹機替代天然氣調(diào)壓閥的方案，以達到節(jié)能的目的;萬芳林[7]、計光華[8]對應用于天然氣工業(yè)的膨脹機的等熵效率進行了研究?，F(xiàn)階段膨脹機在石油化工和煤化工行業(yè)已得到廣泛應用，但對應用于該領(lǐng)域的研究工作還較少。本文從消耗和投資方面對減壓閥和膨脹機方案進行對比，得出膨脹機方案優(yōu)于減壓閥方案;并對幾種不同的膨脹機設置方案在流程設置、穩(wěn)定性及可靠性、投資及消耗等方面進行綜合對比和分析，從而確定最合適的膨脹機方案，并對其控制系統(tǒng)進行了分析。

1 原料及產(chǎn)品

1.1 原料氣

來自水煤漿氣化裝置(氣化壓力6.5 MPa)的粗合成氣經(jīng)耐硫變換單元部分變換后分成2路(一路為變換氣，另一路為非變換氣)進入低溫甲醇洗單元，考慮到新建煉油裝置規(guī)模通常為2 000萬t/a，在全加氫條件下，H2需求量約為20萬Nm3/h[2]，因此，暫定H2產(chǎn)量為20萬Nm3/h，根據(jù)一般煉廠的燃料氣平衡，燃料氣初步定為50萬Nm3/h。原料氣參數(shù)見表1。

表1原料氣參數(shù)(以H2+CO計)
Table1Parametersofrawgas

原料氣流量/(萬Nm3·h-1)壓力/MPa溫度/℃變換氣205.740非變換氣506.140

1.2 產(chǎn)品方案

變換氣和非變換氣在低溫甲醇洗單元分別進行脫硫和脫碳，同時脫除原料氣中的COS、NH3等雜質(zhì)，變換氣脫除雜質(zhì)后作為粗氫氣送入下游氫氣提純裝置，非變換氣脫除雜質(zhì)后經(jīng)減壓作為燃料氣供全廠使用。產(chǎn)品方案見表2。

表2產(chǎn)品方案(以H2+CO計)
Table2Specificationofproduct

氣體流量/(萬Nm3·h-1)壓力/MPa溫度/℃粗氫氣205.525燃料氣500.525

2 工藝流程設計方案

2.1 膨脹機方案

膨脹機方案工藝流程如圖1所示。來自變換單元的非變換氣(40 ℃，6.1 MPa)進入酸性氣體脫除單元，經(jīng)洗氨、冷卻、深冷后進入非變換氣吸收塔，粗合成氣中的部分CO2、H2S、COS及其他雜質(zhì)被洗滌吸收;吸收塔塔頂出來的凈合成氣在非變換氣冷卻器II中與粗合成氣換熱升溫后，進入膨脹機進行等熵膨脹，膨脹減壓后的凈合成氣經(jīng)過一系列復熱，回收低溫冷量并使自身升溫后，送往燃料氣管網(wǎng)。

圖1 膨脹機方案工藝流程Fig.1 Process flow diagram of expander

自吸收塔塔頂送出的凈合成氣溫度-40.1 ℃，壓力5.9 MPa，約50萬Nm3/h，經(jīng)繞管換熱器(非變換氣冷卻器II)升溫至2 ℃進入膨脹機，經(jīng)膨脹機膨脹后壓力降為0.7 MPa，然后與甲醇、粗合成氣等換熱回收冷量，同時驅(qū)動發(fā)電機發(fā)電。

由圖1可見，經(jīng)膨脹后的燃料氣依次通過燃料氣/甲醇換熱器I、燃料氣/甲醇換熱器II、燃料氣/甲醇換熱器III、非變換氣冷卻器II換熱到4 ℃，再與進入的非變換原料氣復熱到25 ℃后送入燃料氣管網(wǎng)。整個系統(tǒng)不需要額外的冷量供給(考慮到膨脹機系統(tǒng)故障停機的可能性，仍需設置制冷系統(tǒng)，該系統(tǒng)正常運行時處于備用狀態(tài))，可回收的冷量見表3。在提供冷量的同時，氣體膨脹做功，驅(qū)動發(fā)電機發(fā)電，發(fā)電量約為19 300 kW。

2.2 減壓閥方案

吸收塔塔頂出來的凈合成氣首先在非變換氣冷卻器II中與進來的粗合成氣換熱升溫后，通過減壓閥減壓。為使2個方案的基準相同，進減壓閥前的燃料氣參數(shù)不變，即減壓閥前溫度2 ℃，壓力5.9 MPa，流量約50萬Nm3/h，減壓閥后壓力為0.7 MPa,減壓閥方案工藝流程如圖2所示。

表3等熵膨脹回收冷量
Table3RefrigerantdutyrecoveryduringisentropicexpansionkW/h

燃料氣/甲醇換熱器I燃料氣/甲醇換熱器II燃料氣/甲醇冷卻器III非變換氣冷卻器II總和6 0502 8001 7508 40019 000

圖2 減壓閥方案工藝流程Fig.2 Process flow diagram of pressure-reducing valve

經(jīng)減壓閥等焓膨脹后，閥后溫度為-4.5 ℃，在非變換氣冷卻器II中與同等量非變換原料氣換熱，僅能提供1 650 kW的冷量，該冷量遠遠不能滿足系統(tǒng)冷量需求，此時還要設置丙烯冷卻器以補充剩余冷量，冷量回收情況見表4。

表4等焓膨脹回收冷量
Table4RefrigerationdutyrecoveryduringisenthalpicexpansionkW/h

燃料氣/甲醇換熱器I燃料氣/甲醇換熱器II燃料氣/甲醇冷卻器III非變換氣冷卻器II總和由丙烯冷卻器提供冷量甲醇不被進一步冷卻(以相對較高的溫度進入吸收塔)由丙烯冷卻器提供冷量1 6501 650

2.3 方案對比

從目前國內(nèi)已經(jīng)運行的低溫甲醇洗裝置來看，很多設置了膨脹機，因為通過膨脹機既可以使合成氣減壓到需要的壓力，又可以在減壓過程中回收能量，供給低溫甲醇洗所需的冷量和發(fā)電或驅(qū)動其他轉(zhuǎn)動設備，而設置膨脹機僅增加了一次投資費用。從降低裝置能耗的角度，膨脹機方案遠優(yōu)于減壓閥方案。

由2個方案的流程可知，膨脹機方案和減壓閥方案對整個裝置消耗的影響主要體現(xiàn)在冷量和電量上[6]，而對其他的公用工程介質(zhì)(如循環(huán)水、蒸汽、氮氣等)幾乎無影響。膨脹機和減壓閥2個方案的發(fā)電量和回收冷量分別為19 300、0 kWh/h和19 000、1 650 kW/h。

膨脹機方案中，50萬Nm3/h的合成氣通過膨脹機減壓，膨脹機系統(tǒng)的投資約為4 800萬元;減壓閥方案中，減壓閥前后壓差為5.2 MPa，壓力等級600 LB，材質(zhì)304 L，該閥門的費用約45萬元，兩者投資相差4 755萬元。

采用丙烯壓縮制冷工藝為低溫甲醇洗單元提供所需的冷量，經(jīng)測算:生產(chǎn)1 kW冷量所需的變動成本約為0.83元，固定成本約為0.13元，總成本約為0.96元;電價按含稅價0.6元/kWh計(不含稅價0.51元/kWh)，則采用膨脹機方案每小時可收回投資2.6萬元，1 828 h(76 d)即可收回膨脹機方案的全部投資。

綜上所述，膨脹機方案雖然一次投資較高，但從降低裝置的能耗來看，與減壓閥方案相比具有無可比擬的優(yōu)勢。

3 膨脹機系統(tǒng)方案選擇

膨脹機系統(tǒng)較為復雜，對低溫甲醇洗裝置的平穩(wěn)運行起至關(guān)重要的作用，需從工藝及安全、投資及消耗、可靠性及穩(wěn)定性等方面綜合考慮，根據(jù)膨脹介質(zhì)的流量和膨脹比，有以下4種配置方案可供選擇:單系列一級膨脹、兩系列一級膨脹、單系列兩級膨脹、兩系列兩級膨脹。

考慮到介質(zhì)氣量較大、膨脹比較高，單系列一級膨脹在實施上具有一定的難度，本文暫不考慮，僅對其他3個方案進行討論。

3.1 膨脹機進出口參數(shù)設置

膨脹機進口凈化合成氣溫度2 ℃，壓力6.0 MPa(A)，流量50×104Nm3/h，膨脹機出口合成氣壓力0.8 MPa(A)，膨脹比K=7.5。凈化合成氣主要成分為H2和CO，含約5.2%的CO2以及系統(tǒng)中帶來的微量甲醇。

由于膨脹機進口合成氣中含有甲醇和CO2，在設計膨脹機方案時要考慮2者對系統(tǒng)的影響。當膨脹機出口溫度過低時，甲醇從氣相中析出，且CO2凝固成干冰，導致膨脹機系統(tǒng)發(fā)生凍堵，嚴重時損壞膨脹機，帶來巨大經(jīng)濟損失[7-8]。同時，膨脹機出口合成氣溫度過低，也會導致下游管線和設備的材質(zhì)升級，增加裝置投資。

另外，對于氣量大、膨脹比大的工況，應結(jié)合投資、消耗和生產(chǎn)操作的便利性確定膨脹機的系列數(shù)和膨脹級數(shù)。

3.2 方案1(兩系列一級膨脹)

方案1的流程如圖3所示。2臺膨脹機并聯(lián)，各通過50%的氣量，分別設置單獨的齒輪箱和發(fā)電機，具體膨脹參數(shù)見表5。

圖3 方案1流程Fig.3 Process of option 1

膨脹機流量/(Nm3·h-1)膨脹前壓力/MPa(A)膨脹前溫度/℃膨脹后壓力/MPa(A)膨脹后溫度/℃等熵效率/%膨脹機功率/kW發(fā)電量/kW250 000620.8-106869 2108 483

從表5可見，一級膨脹到0.8 MPa(A)后溫度為-106 ℃，膨脹介質(zhì)中CO2摩爾分數(shù)為5.2%，由此得出CO2分壓為0.042 MPa(A).CO2分壓及出口溫度與CO2的溫度-壓力曲線(參見Chemical Logical公司的CO2相圖溫度-壓力曲線)相對照發(fā)現(xiàn)，在此溫度和壓力下CO2已為固態(tài)，這將導致膨脹機系統(tǒng)發(fā)生凍堵，造成裝置停車，嚴重時可能損壞膨脹機，帶來巨大的經(jīng)濟損失。由此可見，從工藝安全上考慮，在上述設計參數(shù)下，方案1不可行。

3.3 方案2(單系列兩級膨脹)

方案2流程如圖4所示。高壓端和低壓端各設置齒輪箱和發(fā)電機，按等膨脹比確定兩級的膨脹比，一級高壓端膨脹比K1=6.0/2.2=2.7，二級低壓端膨脹比K2=2.2/0.8=2.7，每級膨脹參數(shù)見表6。

圖4 方案2流程Fig.4 Process of option 2

參數(shù)膨脹機流量/(Nm3·h-1)膨脹前壓力/MPa(A)膨脹前溫度/℃膨脹后壓力/MPa(A)膨脹后溫度/℃等熵效率/%膨脹機功率/kW發(fā)電量/kW一級膨脹500 0006.022.2-618710 8159 955二級膨脹500 0002.220.8-598710 8259 963

從表6可知，一級膨脹后溫度-61 ℃，經(jīng)復熱到2 ℃后進行二級膨脹，膨脹機總功率21 640 kW，總發(fā)電量19 918 kW。由Chemical Logical公司的CO2相圖溫度-壓力曲線可知，在CO2分壓為0.042 MPa(A)、一級出口溫度-61 ℃和二級出口溫度-59 ℃下，CO2相態(tài)仍為氣態(tài)，不會發(fā)生低溫凍堵及損壞膨脹機的情況，該方案可行。

3.4 方案3(兩系列兩級膨脹)

方案3的流程如圖5所示。兩系列膨脹機并聯(lián)，各通過50%的氣量，兩系列分別設置兩級膨脹，為簡化系統(tǒng)配置，每系列的高壓端和低壓端共用齒輪箱和發(fā)電機。按等膨脹比原則確定兩級的膨脹比，由于機型選擇的原因，兩級膨脹比有所區(qū)別，一級高壓端膨脹比為6.0/2.5=2.4，二級低壓端膨脹比為2.5/0.8=3.1，每級具體膨脹參數(shù)見表7。

圖5 方案3流程Fig.5 Process of option 3

從表7可知，一級膨脹后溫度-53 ℃，復熱到2 ℃后進行二級膨脹，二級膨脹后溫度為-67 ℃，總膨脹機功率為21 436 kW，總發(fā)電量19 730 kW。由Chemical Logical公司的CO2相圖溫度-壓力曲線可知，在CO2分壓為0.042 MPa(A)、一級出口溫度-53 ℃、二級出口溫度-67 ℃下，CO2仍為氣態(tài)，不會發(fā)生低溫凍堵及損壞膨脹機的情況，該方案可行。

3.5 方案對比

綜上所述，方案2和方案3均為可行方案，2個方案的對比見表8。

表7兩系列兩級膨脹(單系列膨脹機參數(shù))
Table7Parametersoftwotrainsandtwostagesexpansion(singletrain)

參數(shù)膨脹機流量/(Nm3·h-1)膨脹前壓力/MPa(A)膨脹前溫度/℃膨脹后壓力/MPa(A)膨脹后溫度/℃等熵效率/%膨脹機功率/kW發(fā)電量/kW一級膨脹250 0006.022.5-53864 6559 865二級膨脹250 0002.520.8-67876 0639 865

表8膨脹機方案2、3對比
Table8Comparisonbetweenoption2and3

方案系列數(shù)級數(shù)膨脹機功率/kW發(fā)電量/kW操作靈活性操作費用流程復雜性投資/萬元占地方案212,HP和LP21 64019 918低1簡單3 8001方案322,HP和LP21 43619 730略高約1.2倍相對復雜4 800約1.5倍

從表8可以看出，由于都是兩級膨脹，且中間復熱溫度也相同，2個方案的發(fā)電量應相同，但由于受到膨脹機選型的限制，導致方案2的發(fā)電量略高于方案3;另外，在流程復雜性、操作費用、投資及占地等方面方案2均低于方案3。但在操作靈活性上，方案3具有一定的優(yōu)勢，當一個系列的膨脹機故障時，仍有一個系列能夠提供50%的冷量，發(fā)電量也只會減少50%，這時啟動丙烯制冷壓縮機向低溫甲醇洗裝置補充冷量，故障的膨脹機切出進行維修，裝置的經(jīng)濟損失相對較小。而如果選擇方案2，當膨脹機故障時，將不再向系統(tǒng)提供冷量及發(fā)電，需啟動丙烯制冷壓縮機補充全部所需的冷量，裝置的經(jīng)濟損失相對較大。

另外，對于方案3，一個系列的膨脹機故障時，啟動丙烯制冷壓縮機，而當丙烯制冷壓縮機無法啟動或由于故障無法正常工作時，可將另一個系列的膨脹機負荷加到最大，非變換氣線負荷降低，這樣仍可保證裝置在一定負荷下運行同時保證氫氣產(chǎn)品的供應;而對于方案2，當外界無冷量補充時，系統(tǒng)僅能在約20 h內(nèi)保證產(chǎn)品質(zhì)量，如果超過20 h，丙烯制冷壓縮機仍開不起來，則裝置必須停車。但如果加強日常的管理和維護，當膨脹機故障時，丙烯制冷系統(tǒng)也同時出現(xiàn)故障的情況應可以排除。

綜上所述，2個方案各具優(yōu)勢，應根據(jù)裝置的具體情況進行合理的分析，并最終確定適合的膨脹機方案。

4 膨脹機流程設置及控制方案

設置膨脹機可以有效回收氣體等熵膨脹的能量，但也使流程變得復雜，因此設計時不但要考慮冷量的合理利用，還應考慮膨脹機的系統(tǒng)控制方案以及膨脹機故障時采取的報警、聯(lián)鎖等措施，以保證裝置能夠安全、穩(wěn)定的運行[9-12]。

方案3相比方案2在流程和控制上更為復雜，本文以方案3為例進行流程設置以及控制方案的研究。方案3的膨脹機流程及控制方案如圖6所示。

圖6 膨脹機流程及控制方案Fig.6 Process and control plan of expander

4.1 主要工藝/負荷控制方案

為確保膨脹機在各種負荷下都能平穩(wěn)的運行，并根據(jù)工藝要求維持操作壓力在一定范圍內(nèi)，需要對流程中各系統(tǒng)壓力進行控制。

4.1.1 膨脹機一級入口壓力控制

該控制的目的是維持膨脹機一級入口壓力的穩(wěn)定，在使上游系統(tǒng)的操作穩(wěn)定的同時，又使膨脹機的操作不受壓力變化的影響，因此，一級入口壓力值將作為控制器的給定值。

由圖6可知，通過調(diào)節(jié)膨脹機一級和二級入口導葉(PV1A、PV1B、PV1C、PV1D)來維持一級入口壓力，由于一級到二級之間沒有氣體抽出和并入，因此兩級可以實現(xiàn)同步調(diào)節(jié)，當進氣負荷降低時，同時關(guān)小一級和二級入口導葉(PV1A、PV1B、PV1C、PV1D);反之，當進氣負荷升高時，同時開大一級和二級入口導葉(PV1A、PV1B、PV1C、PV1D)。壓力-導葉控制系統(tǒng)屬于常規(guī)的簡單控制系統(tǒng)，在一定的波動范圍內(nèi)可以維持系統(tǒng)壓力的穩(wěn)定，但當外界的干擾超過這個可調(diào)范圍時，則需配合其他調(diào)節(jié)手段。

結(jié)合總體工藝流程分析，當一級入口壓力持續(xù)降低，下降到工藝不能接受的數(shù)值時，入口導葉全部關(guān)閉同時觸發(fā)聯(lián)鎖;當入口壓力持續(xù)升高并超出導葉可調(diào)范圍時，則需配合其他調(diào)節(jié)手段。如圖6所示，設置膨脹機系統(tǒng)總旁路壓力控制閥PV1E，如壓力繼續(xù)上升，則開啟總旁路閥PV1E，使一部分燃料氣經(jīng)控制閥減壓后直接送入燃料氣管網(wǎng)，PV1E與PV1A、PV1B、PV1C和PV1D組成壓力分程控制系統(tǒng)，通過分程控制可以有效的克服外界進入系統(tǒng)的干擾，使一級入口壓力維持在工藝需要的數(shù)值上。

4.1.2 膨脹機二級出口壓力控制

當膨脹機下游為操作壓力要求恒定的單一用戶時(不會經(jīng)常出現(xiàn)壓力波動的情況)，如燃氣透平，則此處可不設壓力控制，由下游用戶的背壓來維持膨脹機的出口壓力;當下游有多個用戶或為全廠管網(wǎng)時，為避免下游用氣負荷變化而導致壓力波動，從而影響膨脹機的穩(wěn)定工作時，則需在出口設置單獨的壓力控制。本文考慮生產(chǎn)燃料氣供全廠使用，需設置單獨的壓力控制，如圖6所示二級出口設置簡單壓力控制，通過調(diào)節(jié)閥PV2來實現(xiàn)。

4.2 工藝安全要求的額外控制

由于燃料氣中含有甲醇和CO2，當膨脹機出口溫度過低時，甲醇將從氣相中析出，介質(zhì)黏度增大，同時CO2凝結(jié)成固態(tài)，對下游設備、管道造成堵塞，嚴重時會損害設備。因此，為防止膨脹機出口溫度過低，對下游設備、管道造成影響，需設置溫度控制，如圖6所示，在兩系列膨脹機二級出口總管上設置溫度檢測點，取溫度值作為控制器的給定值;同時設置一級入口總管至二級入口總管的溫度旁路控制閥，當二級出口溫度低于給定值時開啟溫度控制閥，使一部分燃料氣經(jīng)等焓膨脹直接進入二級入口來提高二級入口溫度，從而來控制二級出口溫度。

4.3 聯(lián)鎖系統(tǒng)

上述控制系統(tǒng)是為實現(xiàn)正常操作時，由于外界的因素干擾，造成控制值偏離給定值時所進行的調(diào)節(jié)功能，但當操作已經(jīng)偏離正常值時就需要設置一些安全聯(lián)鎖，從而起到保護系統(tǒng)的作用。

對于本系統(tǒng)，可能出現(xiàn)的偏離正常操作的工況有壓力高高、壓力低低和溫度低低，流量的高低反映在壓力上，這里不做特別說明。當工藝操作條件超出膨脹機正常運行的范圍時，即觸發(fā)聯(lián)鎖。

4.3.1 膨脹機入口壓力聯(lián)鎖

如4.1節(jié)所述，當入口壓力降低到一定程度，一級和二級入口導葉PV1A、PV1B、PV1C和PV1D關(guān)閉同時觸發(fā)聯(lián)鎖，關(guān)閉一級、二級入口4個速關(guān)閥(XV1、XV2、XV3、XV4)，膨脹機停止運行;當PV1A、PV1B、PV1C和PV1D和PV1E均處在全開狀態(tài)，入口壓力繼續(xù)上升，此時為保護膨脹機而觸發(fā)聯(lián)鎖，關(guān)閉一級、二級入口4個速關(guān)閥，膨脹機停止運行。

4.3.2 膨脹機二級出口溫度聯(lián)鎖

前文已有描述，當介質(zhì)溫度過低時會引發(fā)一系列問題，而對于本膨脹機系統(tǒng)來說，溫度最低處位于膨脹機二級出口，當溫度低到一定值時同樣會觸發(fā)停機聯(lián)鎖，即關(guān)閉一級、二級入口4個速關(guān)閥使膨脹機停止運行。

4.4 膨脹機故障時的處理方案

膨脹機屬于轉(zhuǎn)動設備，不可避免有一定發(fā)生故障的幾率，當膨脹機一個系列故障停機時(不考慮膨脹機2個系列同時故障停機的極端工況)，低溫甲醇洗裝置將失去部分冷量，此時，為避免冷量損失導致整個裝置停車而帶來的經(jīng)濟損失，膨脹機故障時需有一系列的響應措施來維持系統(tǒng)繼續(xù)運行，并最大程度的向下游繼續(xù)供應產(chǎn)品氣。本文低溫甲醇洗裝置的產(chǎn)品氣有2種(1.2節(jié))，分別是粗氫氣和燃料氣，H2產(chǎn)品供給下游加氫裝置，對連續(xù)穩(wěn)定供應的要求非常高，因此當膨脹機故障停機時，首先要確保H2能夠連續(xù)供應。

考慮到膨脹機故障的工況，需在界區(qū)外設置補入冷量的設施，如通過丙烯壓縮制冷提供冷量，在低溫甲醇洗裝置需要補入冷量的區(qū)域設置丙烯冷卻器作為備用冷源，工藝流程如圖7所示。

圖7 丙烯蒸發(fā)器作為備用冷源的工藝流程Fig.7 Process flow diagram of propylene evaporator as a backup refrigerant

當膨脹機單系列發(fā)生故障時，總旁路閥PV1E(圖6)開啟以維持系統(tǒng)壓力，50%的非變換氣直接通過減壓閥減壓進入燃料氣系統(tǒng)，此時可回收的冷量也降低為50%。低溫甲醇洗裝置在冷量供應減少或失去冷量的時候，仍能夠在一定時間內(nèi)維持產(chǎn)品的質(zhì)量，在此時間內(nèi)開啟丙烯制冷壓縮機，通過丙烯冷卻器補充所需的冷量。由于丙烯所能提供的冷量品質(zhì)較低(通常為-40 ℃冷量)，此時為保證吸收效果和產(chǎn)品質(zhì)量，需同時增大貧甲醇的循環(huán)量。

5 結(jié) 論

1)為適應當前化工裝置大型化的要求，提高煤氣化壓力有助于降低投資、減少能耗和提高效率，高壓煤氣化在大型煤化工裝置中已經(jīng)完全取代了低壓煤氣化，但當煤氣化裝置產(chǎn)低壓力產(chǎn)品氣時，在低溫甲醇洗單元設置膨脹機進行減壓是行之有效的辦法，回收的能量既可為低溫甲醇洗裝置提供所需的冷量，同時通過膨脹做功可驅(qū)動發(fā)電機或其他轉(zhuǎn)動設備。

2)煤化工裝置的大氣量和高膨脹比直接影響膨脹機的設置方案，需從工藝及安全、投資及消耗、可靠性及穩(wěn)定性等綜合考慮以確定最合適的方案。

3)膨脹機控制及聯(lián)鎖方案的合理性將直接影響到整個系統(tǒng)的穩(wěn)定性和可靠性，需從工藝和安全的角度進行具體分析。

4)考慮到膨脹機故障的可能性，即使膨脹回收的冷量能夠完全滿足低溫甲醇洗的要求，也需配置丙烯制冷系統(tǒng)作為備用;當膨脹機故障時，丙烯提供的冷量要能夠及時地在合適的位置上補入到系統(tǒng)。

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