低温甲醇洗原始开车过程中的问题及处理
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摘要:我公司甲醇装置采用4·0MPaShell粉煤气化制气、耐硫低温变换、3·4MPa低温甲醇洗脱硫脱碳、鲁奇加压合成工艺,生产规模为760t/d。低温甲醇洗系统从2008年6月原始试车至实现稳定运行,期间经历了无数次改造,最终气体成分达到设计指标。现将原始开车中出现的问题及处理情..
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我公司甲醇装置采用4·0MPa Shell粉煤气化制气、耐硫低温变换、3·4MPa低温甲醇洗脱硫脱碳、鲁奇加压合成工艺,生产规模为760 t/d。低温甲醇洗系统从2008年6月原始试车至实现稳定运行,期间经历了无数次改造,最终气体成分达到设计指标。现将原始开车中出现的问题及处理情况简述如下。 1 工艺流程 1·1 气体的吸收 来自变换工号的变换气经预冷分离后从甲醇洗涤塔C1底部进入,在下塔与来自上塔的富CO2甲醇溶液逆流接触,脱除H2S、COS等组分后进入C1上塔,与甲醇贫液逆流接触,继续对CO2进行脱除。从C1塔顶出来的原料气经冷却器E1复热后被送往合成气压缩工段。由贫甲醇泵P4送出的甲醇贫液经甲醇贫液水冷器E18、ⅡE9和ⅣE8冷至-54·79℃后,从C1顶入塔。吸收CO2后的甲醇溶液由于溶解热的释放温度升高,经2次引出冷却后返回塔内吸收CO2组分。 1·2 溶液的减压再生 C1上塔底部的富CO2甲醇液,一部分进入下塔脱除变换气中的H2S,另一部分经冷却后进入闪蒸槽ⅠV3; C1下塔底部的富H2S甲醇溶液经冷却后进入闪蒸槽ⅡV2。V2、V3的甲醇液直接进入CO2解吸塔C2进行CO2闪蒸解吸,混合后的闪蒸气回收利用。 从硫化氢浓缩塔C3中部经甲醇循环泵ⅠP1抽出一股甲醇液,经E8、循环甲醇冷却器E6加热后,进入闪蒸槽ⅢV7进行气液分离,出V7的气体直接进入C2底部,而液体经甲醇循环泵ⅡP2加压和甲醇富液冷却器ⅢE7复热后,也进入C2底部。 从C2中部和底部出来的甲醇溶液分别进入辅助解吸塔C6上下段,这2股甲醇在C6中闪蒸出的气体回收冷量后,进入解吸气压缩机K2,升压至0·3MPa,经降温后进入C2底部。以上5股物流在C2内进行解吸。出C2的CO2气经E1复热后送出界区。 1·3 溶液的气提再生 出辅助解吸塔C6上、下段的甲醇经C3下塔给料泵P7、C3上塔给料泵P8加压后进入C3。来自C2上段底部不含硫的甲醇液进入C3顶部作回流液。C3底部通入冷却的气提氮。C3顶部出来的尾气经E1回收冷量后送出界区。 1·4 溶液的热再生 出C3的经浓缩的甲醇液经加压、过滤、加热后进入热再生塔C4进行热再生,热源由甲醇再沸器E11提供。塔顶蒸汽经冷却、分离、加压后回流至塔内。出C4底的贫甲醇经加压、过滤、冷却后进入甲醇收集槽V4。 来自变换气分离器V1的甲醇/水混合物经水分离塔C5的进料加热器E16加热后进入水分离塔C5, C4的一小部分甲醇液经换热后由塔顶进入C5。C5塔底设有再沸器E15。也可直接将蒸汽加入C5。出C5底的废水送入废水处理工段。 2 净化气中H2S超标的原因及处理 原始开车时,低温甲醇洗后的净化气中H2S含量一度超标严重,公司技术人员想尽一切办法,从各方面入手,全方位分析造成净化气中H2S含量超标的可能因素,逐一排除,摸索出一套解决原始开车低温甲醇洗后净化气中H2S含量超标的对策。 2·1 吸收液再生不合格 原始开车过程中贫甲醇中H2S含量为128×10-6,水含量为4%,均严重超出工艺指标。出现系统水含量高的原因是水分离塔C5工况不好。变换气分离器V1底部液相中含有大量CO2气体,进入C5内不利于塔压的稳定,会造成系统水含量超标。对此,采取了以下措施:在进料加热器E16后入水分离塔C5前增设1台闪蒸分离器,闪蒸分离后的气体进入硫化氢浓缩塔C3底部,液相入C5,闪蒸分离器的压力控制在0·7MPa,并通过向C5配入适量蒸汽,有效地提高了精馏塔内的温度梯度。目前,系统水含量<2%,符合生产工艺要求。 另外,贫甲醇再生主要集中在热再生塔。原始开车时为保证净化气中总硫不超标,低压蒸汽加入量较大,导致热再生塔内闪蒸量大,该塔回流泵P6打液能力不足。对此,采取了以下措施:结合工艺包设计单位大连理工大学教授的意见,在总硫不超标的情况下适当减少低压蒸汽加入量;另外,再增设1台回流泵。 2·2 吸收液中固体颗粒物含量高 由于系统是原始开车,设备、管道内存在硫化亚铁、羰基铁等颗粒物,加上从煤气化带来的煤粉和变换工段带来的催化剂粉等,导致吸收液中固体颗粒物含量高(系统曾出现过黑甲醇现象)。吸收液中固体颗粒物含量高,影响了气液的有效接触,导致吸收液吸收能力下降,净化气中H2S含量超标;过滤器堵塞及封头泄漏等情况反复出现。将S2/S1 2台过滤器投入系统中,连续使用1个月后,甲醇的色度有明显好转。但由于过滤器滤芯是一次性的,更换周期频繁,成本太高。我公司系统主、旁路都投用了过滤器,但吸收液中细小颗粒物依然存在。 我公司在与厂家充分交流后对2台过滤器进行了以下改造: S1更换为50μm滤芯; S2先更换为200μm滤芯,确认系统干净后再更换为25μm滤芯。另外,在V1液体入C5前、C4再生塔底纯净甲醇入V4前加装25~50μm的管道过滤器。改后吸收液中悬浮物含量明显降低,由改造前的15·2 mg/L降为2 mg/L。 2·3 气提氮气量低 原始开车过程中,由于低压氮气供应紧张,甲醇浓缩塔气提氮气量一直维持在2 000 m3/h左右,大大低于设计指标6 000 m3/h,导致CO2在C3中解吸的量少,在C4中解吸的量多,影响了H2S在C4中的解吸,未解吸完的H2S随塔釜甲醇带入V4中,导致H2S含量超标。 对此,采取了以下措施:利用停车机会,将煤气化磨煤用的0·43MPa氮气改为空分产的30kPa低压氮气,从而保证了气提氮气的用量。 2·4 吸收压力低 原始开车以来,由于煤气化煤粉输送动力较低,造成系统压力低,系统压力最高仅达2·6MPa,影响了甲醇的吸收能力,造成净化气H2S含量超标。 对此,采取了以下措施:随着系统负荷的提高,提量和提压同时进行,开车过程中将系统压力快速升至2·8MPa以上。 2·5 进出界区气量不平衡 原始开车时,低温甲醇洗入界区煤气量为74 500 m3/h,由于压缩机转速太高,防喘振阀开度过小,致使抽气量过大,出界区净化气气量达到80 000 m3/h,进界区的CO2和H2S还未来得及吸收就被抽出,这是净化气H2S超标的又一原因。 对此采取的措施是:根据负荷适当降低压缩机转速,调整回路,使进出界区气量比与设计值一致。根据经验,当净化气量与变换气量之比>0·85时,变换气在C1中停留时间太短,容易出现净化气中硫含量超标;当净化气量与变换气量之比<0·6时,合成气压缩机入口压力太高,不利于净化气输出,变换气在C1中停留时间太长,净化气中的CO2被甲醇完全吸收,不利于合成产量的提高。 3 其他问题 3·1 接气时的调节 系统接气后,甲醇吸收液溶解了酸性气体,体积会有一定的增加,表现出液位升高;解吸出酸性气体后,体积减小,液位有所下降;再加上一些自调阀跟踪慢,导致液位严重波动。因此,系统接气时,中控人员要快速浏览画面,发现液位不正常,及时调节;现场人员要加强泵的巡检,发现问题及时与中控联系。当出现泵气蚀时,立即通过泵出口压力表根部阀排气,如果仍不行马上启用备用泵,稳住液位。一般接气后需1~2 h才能把系统稳定下来。 3·2 加减负荷的调节 加负荷时,首先要加大甲醇循环量, H2S吸收段流量要比正常时多出20 m3/h,目的是防止净化气中硫含量超标。系统稳定后,可根据分析结果调降循环量。减负荷时, H2S吸收段流量调节要慢,根据分析结果调降循环量。 3·3 氨冷系统调节 气氨总管压力应在-0·02 MPa以下,各氨冷器液位控制在45% ~50%,各氨冷器换热温差不能<5℃。2009年5月9日开车时,氨冷器E5进出口温度均为-28℃,此时中控显示的液位为70%,后经核实E5实际液位为0。 3·4 冷热流体换热器 2009年04月19日,气化炉跳车后, LV-15269 (C15204进料自调)跟踪慢,中控人员操作时没有注意泵出口LV-15269全关, E10壳程热甲醇量不变,但管程冷甲醇不流通,导致5min后泵出口阀打开时冷、热相激,设备封头泄漏,净化系统循环中断。 3·5 辅助解吸塔上段P8泵发生气蚀 2008年9月28日C6上、下段液位均显示高报警,现场P7和P8进出口压力均低于正常值,泵不打量,怀疑泵入口过滤器堵,同时各启用另一台备用泵, C6上、下段液位仍不下降,通知设备人员拆开过滤器,发现并没有堵塞,然后泵排气重新启动后正常运行。 分析P8泵发生气蚀原因为: C6裙座基础设计高度稍偏低。由于公司CO2用量较大, C6压力控制低,甲醇中CO2过饱和。解决措施:在CO2量足够的前提下适当提高C6压力,提高P8泵入口静压头。 3·6 C6塔顶管线改造 原设计C6塔顶气相直接经E17换热后至K2。K2一旦跳车, C6塔顶压力将无法控制。为此,在C6塔顶增设安全阀和大旁路放空管线,有效地稳定了C6压力。 3·7 无旁路自控阀失灵 在原始开车过程中,自动调节阀多次出现失灵。对此,在联系仪表人员维修的同时对现场人员也进行了无旁路自调阀改手动调节培训。中控人员遇此情况时,在保证净化成分与系统稳定的前提下,采取小幅度调节控制平衡。 |
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