低溫甲醇洗原始開車過程中的問題及處理
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摘要:我公司甲醇裝置采用4·0MPaShell粉煤氣化制氣、耐硫低溫變換、3·4MPa低溫甲醇洗脫硫脫碳、魯奇加壓合成工藝,生產規模為760t/d。低溫甲醇洗系統從2008年6月原始試車至實現穩定運行,期間經歷了無數次改造,最終氣體成分達到設計指標�，F將原始開車中出現的問題及處理情..
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我公司甲醇裝置采用4·0MPa Shell粉煤氣化制氣、耐硫低溫變換、3·4MPa低溫甲醇洗脫硫脫碳、魯奇加壓合成工藝,生產規模為760 t/d。低溫甲醇洗系統從2008年6月原始試車至實現穩定運行,期間經歷了無數次改造,最終氣體成分達到設計指標�，F將原始開車中出現的問題及處理情況簡述如下。 1 工藝流程 1·1 氣體的吸收 來自變換工號的變換氣經預冷分離后從甲醇洗滌塔C1底部進入,在下塔與來自上塔的富CO2甲醇溶液逆流接觸,脫除H2S、COS等組分后進入C1上塔,與甲醇貧液逆流接觸,繼續對CO2進行脫除。從C1塔頂出來的原料氣經冷卻器E1復熱后被送往合成氣壓縮工段。由貧甲醇泵P4送出的甲醇貧液經甲醇貧液水冷器E18、ⅡE9和ⅣE8冷至-54·79℃后,從C1頂入塔。吸收CO2后的甲醇溶液由于溶解熱的釋放溫度升高,經2次引出冷卻后返回塔內吸收CO2組分。 1·2 溶液的減壓再生 C1上塔底部的富CO2甲醇液,一部分進入下塔脫除變換氣中的H2S,另一部分經冷卻后進入閃蒸槽ⅠV3; C1下塔底部的富H2S甲醇溶液經冷卻后進入閃蒸槽ⅡV2。V2、V3的甲醇液直接進入CO2解吸塔C2進行CO2閃蒸解吸,混合后的閃蒸氣回收利用。 從硫化氫濃縮塔C3中部經甲醇循環泵ⅠP1抽出一股甲醇液,經E8、循環甲醇冷卻器E6加熱后,進入閃蒸槽ⅢV7進行氣液分離,出V7的氣體直接進入C2底部,而液體經甲醇循環泵ⅡP2加壓和甲醇富液冷卻器ⅢE7復熱后,也進入C2底部。 從C2中部和底部出來的甲醇溶液分別進入輔助解吸塔C6上下段,這2股甲醇在C6中閃蒸出的氣體回收冷量后,進入解吸氣壓縮機K2,升壓至0·3MPa,經降溫后進入C2底部。以上5股物流在C2內進行解吸。出C2的CO2氣經E1復熱后送出界區。 1·3 溶液的氣提再生 出輔助解吸塔C6上、下段的甲醇經C3下塔給料泵P7、C3上塔給料泵P8加壓后進入C3。來自C2上段底部不含硫的甲醇液進入C3頂部作回流液。C3底部通入冷卻的氣提氮。C3頂部出來的尾氣經E1回收冷量后送出界區。 1·4 溶液的熱再生 出C3的經濃縮的甲醇液經加壓、過濾、加熱后進入熱再生塔C4進行熱再生,熱源由甲醇再沸器E11提供。塔頂蒸汽經冷卻、分離、加壓后回流至塔內。出C4底的貧甲醇經加壓、過濾、冷卻后進入甲醇收集槽V4。 來自變換氣分離器V1的甲醇/水混合物經水分離塔C5的進料加熱器E16加熱后進入水分離塔C5, C4的一小部分甲醇液經換熱后由塔頂進入C5。C5塔底設有再沸器E15。也可直接將蒸汽加入C5。出C5底的廢水送入廢水處理工段。 2 凈化氣中H2S超標的原因及處理 原始開車時,低溫甲醇洗后的凈化氣中H2S含量一度超標嚴重,公司技術人員想盡一切辦法,從各方面入手,全方位分析造成凈化氣中H2S含量超標的可能因素,逐一排除,摸索出一套解決原始開車低溫甲醇洗后凈化氣中H2S含量超標的對策。 2·1 吸收液再生不合格 原始開車過程中貧甲醇中H2S含量為128×10-6,水含量為4%,均嚴重超出工藝指標。出現系統水含量高的原因是水分離塔C5工況不好。變換氣分離器V1底部液相中含有大量CO2氣體,進入C5內不利于塔壓的穩定,會造成系統水含量超標。對此,采取了以下措施:在進料加熱器E16后入水分離塔C5前增設1臺閃蒸分離器,閃蒸分離后的氣體進入硫化氫濃縮塔C3底部,液相入C5,閃蒸分離器的壓力控制在0·7MPa,并通過向C5配入適量蒸汽,有效地提高了精餾塔內的溫度梯度。目前,系統水含量<2%,符合生產工藝要求。 另外,貧甲醇再生主要集中在熱再生塔。原始開車時為保證凈化氣中總硫不超標,低壓蒸汽加入量較大,導致熱再生塔內閃蒸量大,該塔回流泵P6打液能力不足。對此,采取了以下措施:結合工藝包設計單位大連理工大學教授的意見,在總硫不超標的情況下適當減少低壓蒸汽加入量;另外,再增設1臺回流泵。 2·2 吸收液中固體顆粒物含量高 由于系統是原始開車,設備、管道內存在硫化亞鐵、羰基鐵等顆粒物,加上從煤氣化帶來的煤粉和變換工段帶來的催化劑粉等,導致吸收液中固體顆粒物含量高(系統曾出現過黑甲醇現象)。吸收液中固體顆粒物含量高,影響了氣液的有效接觸,導致吸收液吸收能力下降,凈化氣中H2S含量超標;過濾器堵塞及封頭泄漏等情況反復出現。將S2/S1 2臺過濾器投入系統中,連續使用1個月后,甲醇的色度有明顯好轉。但由于過濾器濾芯是一次性的,更換周期頻繁,成本太高。我公司系統主、旁路都投用了過濾器,但吸收液中細小顆粒物依然存在。 我公司在與廠家充分交流后對2臺過濾器進行了以下改造: S1更換為50μm濾芯; S2先更換為200μm濾芯,確認系統干凈后再更換為25μm濾芯。另外,在V1液體入C5前、C4再生塔底純凈甲醇入V4前加裝25~50μm的管道過濾器。改后吸收液中懸浮物含量明顯降低,由改造前的15·2 mg/L降為2 mg/L。 2·3 氣提氮氣量低 原始開車過程中,由于低壓氮氣供應緊張,甲醇濃縮塔氣提氮氣量一直維持在2 000 m3/h左右,大大低于設計指標6 000 m3/h,導致CO2在C3中解吸的量少,在C4中解吸的量多,影響了H2S在C4中的解吸,未解吸完的H2S隨塔釜甲醇帶入V4中,導致H2S含量超標。 對此,采取了以下措施:利用停車機會,將煤氣化磨煤用的0·43MPa氮氣改為空分產的30kPa低壓氮氣,從而保證了氣提氮氣的用量。 2·4 吸收壓力低 原始開車以來,由于煤氣化煤粉輸送動力較低,造成系統壓力低,系統壓力最高僅達2·6MPa,影響了甲醇的吸收能力,造成凈化氣H2S含量超標。 對此,采取了以下措施:隨著系統負荷的提高,提量和提壓同時進行,開車過程中將系統壓力快速升至2·8MPa以上。 2·5 進出界區氣量不平衡 原始開車時,低溫甲醇洗入界區煤氣量為74 500 m3/h,由于壓縮機轉速太高,防喘振閥開度過小,致使抽氣量過大,出界區凈化氣氣量達到80 000 m3/h,進界區的CO2和H2S還未來得及吸收就被抽出,這是凈化氣H2S超標的又一原因。 對此采取的措施是:根據負荷適當降低壓縮機轉速,調整回路,使進出界區氣量比與設計值一致。根據經驗,當凈化氣量與變換氣量之比>0·85時,變換氣在C1中停留時間太短,容易出現凈化氣中硫含量超標;當凈化氣量與變換氣量之比<0·6時,合成氣壓縮機入口壓力太高,不利于凈化氣輸出,變換氣在C1中停留時間太長,凈化氣中的CO2被甲醇完全吸收,不利于合成產量的提高。 3 其他問題 3·1 接氣時的調節 系統接氣后,甲醇吸收液溶解了酸性氣體,體積會有一定的增加,表現出液位升高;解吸出酸性氣體后,體積減小,液位有所下降;再加上一些自調閥跟蹤慢,導致液位嚴重波動。因此,系統接氣時,中控人員要快速瀏覽畫面,發現液位不正常,及時調節;現場人員要加強泵的巡檢,發現問題及時與中控聯系。當出現泵氣蝕時,立即通過泵出口壓力表根部閥排氣,如果仍不行馬上啟用備用泵,穩住液位。一般接氣后需1~2 h才能把系統穩定下來。 3·2 加減負荷的調節 加負荷時,首先要加大甲醇循環量, H2S吸收段流量要比正常時多出20 m3/h,目的是防止凈化氣中硫含量超標。系統穩定后,可根據分析結果調降循環量。減負荷時, H2S吸收段流量調節要慢,根據分析結果調降循環量。 3·3 氨冷系統調節 氣氨總管壓力應在-0·02 MPa以下,各氨冷器液位控制在45% ~50%,各氨冷器換熱溫差不能<5℃。2009年5月9日開車時,氨冷器E5進出口溫度均為-28℃,此時中控顯示的液位為70%,后經核實E5實際液位為0。 3·4 冷熱流體換熱器 2009年04月19日,氣化爐跳車后, LV-15269 (C15204進料自調)跟蹤慢,中控人員操作時沒有注意泵出口LV-15269全關, E10殼程熱甲醇量不變,但管程冷甲醇不流通,導致5min后泵出口閥打開時冷、熱相激,設備封頭泄漏,凈化系統循環中斷。 3·5 輔助解吸塔上段P8泵發生氣蝕 2008年9月28日C6上、下段液位均顯示高報警,現場P7和P8進出口壓力均低于正常值,泵不打量,懷疑泵入口過濾器堵,同時各啟用另一臺備用泵, C6上、下段液位仍不下降,通知設備人員拆開過濾器,發現并沒有堵塞,然后泵排氣重新啟動后正常運行。 分析P8泵發生氣蝕原因為: C6裙座基礎設計高度稍偏低。由于公司CO2用量較大, C6壓力控制低,甲醇中CO2過飽和。解決措施:在CO2量足夠的前提下適當提高C6壓力,提高P8泵入口靜壓頭。 3·6 C6塔頂管線改造 原設計C6塔頂氣相直接經E17換熱后至K2。K2一旦跳車, C6塔頂壓力將無法控制。為此,在C6塔頂增設安全閥和大旁路放空管線,有效地穩定了C6壓力。 3·7 無旁路自控閥失靈 在原始開車過程中,自動調節閥多次出現失靈。對此,在聯系儀表人員維修的同時對現場人員也進行了無旁路自調閥改手動調節培訓。中控人員遇此情況時,在保證凈化成分與系統穩定的前提下,采取小幅度調節控制平衡。 |
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