我厂低温甲醇洗系统存在的问题及改进方案

2009年37卷第7期广州化工我厂低温甲醇洗系统存在的问题及改进方案弋朝山(陕西神木化学工业有限公司,陕西神木719319)摘要:针对我厂低温甲醇洗系统自原始开车以来发现的问题及设计中的缺陷等进行原因分析并提出较为合理的改进方案和实施意见。关键词:低温甲醇洗;改进方案;探究The main Problems and Improvement on RevampingSchedule of Rectisol Sysrem of Shenmu Chemical Industry Co, LtdChao-shanShaanxi Shenmu Chemical Industry Co, Ltd., Shanxi Shenmu 719319, China)Abstract: The main problems and deficiencies in desin existed in the rectisol system in theShenmu Chemical IndLtd. were discussed, and the improvement of the design and implementation was given.Key words: rectisol; improvement; revamping我公司二期40万吨/年甲醇项目煤气净化装置应用大连理在高压低温下对变换气中的H2S,CO2等实现一次性脱除,属物工大学低温甲醇洗专利技术,采用RPS软件及其数据库进行计理吸收过程;吸收后的甲醇富液采用减压解析气提和加热再生算由中国天辰化学工程公司完成工程设计。整体工程于2008后循环利用。具体流程见图1。年8月建成并顺利投产。该工艺为六塔流程,以甲醇为吸收剂,净化气去合良5股性气去硫回收火炬放空火炬放空排入大性线去废水处理T-甲醇洗涤塔卫-c0解吸塔T-HS浓缩塔T4-甲醇热再生塔T-甲醇水分离塔T6-尾气洗涤塔E1-原料气换热器区-1#氨冷器E4-2#氨冷器E-3*氨冷器E-循环甲醇冷却器E-甲醇换热器B8-3贫甲醇冷却器E-2#甲醇冷却器E10-1贫甲醇冷却器EI1-热再生塔再沸器E12-再生塔回流冷却器E3-再生塔回流氨冷器E4-HS馏分换热器E5-甲醇水分离塔再沸器E16-甲醇水分离塔进料加热器E7-水换热器E18-贫甲醇水冷器v1-水分离器v2-1#循环气闪蒸罐Ⅴ-2#环气闪燕罐V4-贫甲醇收集槽V5-酸性气分离牛塔回液糟V-甲醇闪蒸槽V9-甲醇水分离塔进料分离器v0-甲醇贮槽P-S浓缩甲醇泵P-0O解吸塔给料泵P-热再生塔给料泵中国煤化工-热再生塔回流泵r-洗涤水泵Sl-甲醇过滤器s2-甲醇粗过滤器S3-贫甲醇过滤器c1-循环气压缩机图1工艺流程图CNMHG作者简介:弋朝山(1983-)男助理工程师20年毕业于青海大学化学工程与工艺专业现在陕西神木化学工业有限公司生产部调度室工作。E-mail:yichaoshan2005@163.com广州化工2009年37卷第7期本文就我公司低温甲醇洗装置原始开车以来发现的问题及交变阀位微小的变化会导致流量的极大变化流量突然增大(或工艺设计中的缺陷等进行初步分析及探究提出自己的看法和减小)的过程使阀板前后承受压差太大,从而引起相连管道剧烈改造意见窜动。所以在运行中阀位最小开度应大于20%,最大不要超过1实际运行中存在的问题及原因分析80%②阀门安装在管道拐弯处,使得流体流型不稳定。③阀门本身质量问题及PD参数设置不当。④冷区的各自调阀最好1.1V1底部液相管线流通能力不足安装在换热器之后以防经过阀门减压节流后形成气液两相流在每遇到系统减负荷或切气后溶液循环时,v1液位有持续上换热器内形成气阻而本装置冷区各自调阀却紧跟泵出口阀设置涨现象,此时需要开LV221旁路阀维持液位平衡。分析原因主在换热器之前,也成为泵出口管线震动的一个原因。要是减负荷后,E1出口工艺气温度会降低当温度降至CO2对1.581、:2、S3过滤器滤网精度设置不合理应的冷凝温度时会有部分CO2冷凝,同时系统压力会有所降低系统内设置的三台过滤器精度为:S1(2.5um1台),S2v向后传输动力减小液位则会上涨(250um2台),S3(250um1台)。通过实际运行情况来看,S1过12HV221设计不合理滤器(设计压差高限0.MPa时清理过滤器而实际0.25MPa才根据设计意图当系统负荷较低时净化气中CO2含量不好清理)清理频率相当高,最严重时清理一次仅仅能够维持一两个控制(主要是偏低),此时调节方法有:①打开HV22使气体不经小时,后经改造引蒸汽冷凝液进行反吹现在可坚持2~3天清理过洗涤塔顶精洗段而走旁路维持净化气指标;②手动打开T塔一次。S清理过一次,83则从未清理过。分析原因主要是S上下塔连通管线(图1中☆标注处)使溶液短路不经过塔内第43过滤网设置偏细S2、S3则相对太粗。根据其他厂运行经验及专48块塔板使气体组分上移。但方法一由于该股气体不经过塔家分析本系统内的赃物粒度大约为2~10um居多。可见采用顶除沫器而直接短路难免会产生雾沫夹带,甲醇液滴在E1底部250um的粗甲醇过滤器无异于形同虚设。净化气盘管长时间积满后随同净化气带入合成气压缩机缸体内1.6PV361AB管线偏细发生液击造成压缩机损坏,因而造成的经济损失不可估量。为了原设计送往硫回收酸性气浓度为35%,而鉴于我公司一二避免事故发生现巳规定不允许试用此阀调节CO2指标并定期期共用一套硫回收装置,又根据硫回收装置特点酸性气浓度要从E底部盘管导淋排放甲醇以防积液。方法二虽然可行但由于求≤5%。为此暂时规定不使用H2S增浓管线而将FV61闲置阀门安装在塔体上动作不方便,可操作行差所以也很少使用。(未增浓的酸性气浓度为3%左右),原设计35%浓度的酸性气1.3系统中大多数流量计形同虚设现浓度为3%左右核算出现在酸性气量约为原气量10倍之多。本装置中大多采用压差式流量计。根据压差式流量计安装不论酸性气去硫回收还是直接放空,原管径均不能满足需求常规范要求我们知道流量计必须安装在无变径的较长平直管道因气体释放不及时导致T4憋压需要开旁路阀维持压力稳定上,要求管内流体流速均匀流型一致外界影响因素尽可能少。1.7T5塔工况不稳定本装置共有12个流量计,正常生产中有读数显示的不足一半(包下表为T塔各温度点原设计值与实际值对比表括显示不准确的,其余均无显示)并且显示值波动极大,不具有实际参考意义,对操作带来极大不便。分析原因:①流量计安装裹1T5塔各温度点原设计值与实际值对比表位置不合适。比如系统中最重要的贫甲醇流量计F1安装在温度位号T81T82m383T384T85T86140P4泵出口阀和流量调节阀FV331之间,并且两阀间距太小,流体实际值℃<100<100~139-140-139>139在管内流速不均匀流量计显示受两阀开度影响,显示值上下波动范围在80m/h左右使得每遇加(减)负荷调整循环量时只能由表可见,实际运行参数与设计值偏差太大并且塔内温度现场参考电流开(关)泵出口阀而自调阀在阀位较大时基本起不参数没有温度梯度,不符合精馏塔的操作特性。通过实际观察:到调节流量作用。FV2,FV281则安装在管道拐弯处,无流量显①如果塔顶温度T382>100℃,则塔顶甲醇蒸汽中的水含量就示实际操作中只能参考塔内温度调节阀门开度。②流量计选型会超标:②TB83、TC385无法向设计值靠近并且波动太大主不匹配或者本身质量有问题。③仪表维修人员水平欠佳。④原要是因为T内处理水量比设计值要大得多导致温度偏高;③始安装时施工人员未按图纸要求安装监理人员监督不到位。如果TB83下降太快而未采取措施其他温度均会下降最终导致1.4P1、P2、F泵进(出)口管线震动问题塔底废水超标。大家知道,精馏塔要稳定操作必须要有稳定的每当系统加(减)负荷冷区各泵出口阀开度不匹配时(主要是进料量和进料组成进料温度也不能波动太大。偏大)泵进(出)口管线则会发生严重而频繁的震动现象,已多次现在分析一下T塔各股进料情况:①4塔底提供的塔顶将管道支撑震掉塌落下来并已将P泵进口两膨胀节先后分别回流液其流量和组分基本稳定温度受Ⅵ来的甲醇水混合物震裂刺漏而被迫停车更换其他泵也存在同样的安全隐患。现在流量影响较大;②T6塔底洗涤水其流量稳定,但组分受尾气中每遇此情况就必须留人现场观察泵的震动情况并及时调节各泵甲醇含量影响温度受T底部废水流量彩响较大(废水外送阀出口阀使其处于合适开度保证出口自调阀阀位波动较小以减少Lv38I中国煤化工不稳定)③来自Ⅵ底泵进(出)口管线震动频率但这从根本上解决不了问题。分析原部的甲受Ⅵ液位影响,其流因:①泵出口自调阀LV27I、LV291、LV292均为蝶阀。大家知道,量波CNMHG见,受进料及其组分,蝶阀不适宜做调节阀因为当其所受不平衡力发生方向变化的交温度的影响T塔工况是难以稳定的变处阀容易发生振荡。通常在阀门开度为5°-10°,75°两处发生1.8T6塔相关问题009年37卷第7期广州化工1931.8.1尾气放空噪音将FV36合理利用控制出口酸性气中H2S浓度在20%~30%系统中T2顶CO2气体和T3顶尾气汇合进入T塔洗涤回收不仅满足一二期酸性气汇合后H2S浓度要求而且满足气量要甲醇后经們塔旁尾气放空管线排入大气。由于放空气量偏大·求。这样既保证酸性气完全合理回收利用,又保护了环境同时(满负荷约6000Mm°h),气体与管道摩擦碰撞所产生的噪音极也解决了T4塔超压隐患。可见操作方法的微小改进不仅节约大成为厂区周围方圆数里的噪音源严重影响居民和职工生活。了巨额改造费用而且可操作性强1.8.2T6塔内结冰问题(7)欲使T操作工况稳定,必须稳定三股进料量进料组成当系统切气后溶液循环再生过程中由于没有变换气与尾及温度。实际操作中发现v9顶部气相管线堵塞严重(不过量),气换热进T6塔尾气温度较正常值偏低许多(负值)进入塔内失去了L382控制V9压力的作用使得V9气液两相同时经液与脱盐水接触很容易使水结冰堵塞塔盘,严重时冻坏设备。因相管线进入T塔此原因成为T塔工况不稳的直接原因。因此为防止T6塔内结冰每遇此情况便打开FV301将尾气从旁此疏通V9顶部气相管线并将底部液相管线截止阀更换为手动路放空而不经过塔。但这又失去了设置16塔的意义,造成尾气调节阀这样通过LV382控制压力手动调节阀控制进料量保中甲醇严重浪费,并且6塔前尾气管线为常温管道长时间经证调节的快速性和准确性可使T塔工况趋于稳定。同时将受过冷流体会严重影响管道寿命。LV221,L381阀门PD参数调整匹配使阀门动作幅度减小,尽1.8.3脱盐水耗量大量稳定各股物料参数,减少干扰因素。根据部分厂家运行经验F3设计指标33m/h,实际运行中为达到尾气中甲醇含量来看改动虽小收效却比较显著;达标脱盐水用量高达4m3/h之多导致进T塔洗涤水量偏大E15(8)对于放空噪音大的问题,起初大家都认为是放空管线顶蒸汽用量增加(22/h增加到36h)。分析原因①脱盐水实际压部放空帽安装高度不够导致尾气阻力增大尾气与放空帽相互力(0.5MPa)比设计压力(1.0MPa)低;②T塔设计高度不够碰撞发出的巨响,因此就割掉放空帽但效果并不明显。现在经1.9系统甲醇损失大过讨论研究,自主设计制作了DN1500的大型消音器安装在放空据不完全统计从原始开车至今,系统甲醇损失约有m多管口,基本上可以将噪音污染降低到校小水平。由此表明此项吨比设计值(432吨/年)高达一倍之多。系统主要损失甲醇的技改是成功的。为避免切气后T6塔结冰问题,借鉴鲁奇工艺设计思路,可地方有:①去硫回收酸性气;②T塔底废水:③T塔顶尾气。考虑在尾气管线上配备DN00低压蒸汽管线设置温控阀调节从正常操作情况来看,T塔底废水和T塔顶尾气均在指标内,T塔进口尾气温度见图2。在实际操作中分析T6塔底洗涤水酸性气在V5顶部温度也在正常指标内,这三处均不应该成为甲中甲醇含量仅为1%左右。若将如此低浓度的洗涤水送往T酵损失的主要源头。可见,甲醇损失主要是在开停车过程中。塔,无形中增加了E5蒸汽用量,并且脱盐水耗量大。现可采用分析原因①每当系统切气后气提氮气没有及时减少导致尾如下改造方法:将T塔底废水(换热后)及R泵出口部分洗涤气中携带甲醇量增多尾气又没有经过塔洗涤回收甲醇而直水返回T6塔顶循环利用增加洗涤水中的甲醇浓度,当分析浓接放空使得尾气中甲醇含量严重超标浪费相当严重。②切气度较高时送往T5塔回收甲醇这样不仅减少E蒸汽用量,而后T4塔底蒸汽没有及时减少,导致大量甲醇蒸汽随同酸性气且可减少脱盐水用量,不失为一项可行性技改方案并放空造成浪费。③开车过程中T4,T塔投用过早,T6投用不及时均会造成甲醇浪费。2技改方案探究TICA根据以上诸多问题的原因分析,并借鉴其他厂家成功经验,现提出以下技改方案:(1)更换Lv22(由DN25改为DN40),增大其流通面积;图2T6塔尾气管线改造流程示意图(2)废除HV221,将T塔上下塔连通管线截止阀吏改为手动调节阀并引人DCS,使操作方便快捷;(9)在开车时把握好T4T投用时间(不宜太早),蒸汽量(3)更改部分流量计安装位置,并查找流量计本身质量问不宜太大;停车时及时减少气提氮气和蒸汽用量尽可能减少放题增强仪表维修人员业务水平,确保流量计准确好用;空气中携带的甲醇;并尽早改造T6放空管线,合理利用T6塔回(4)更换LV271、LV29、LV292为套筒阀或者单座阀尽量收尾气中的甲醇将甲醇损失降低到最少。避免使用蝶阀,并去掉各膨胀节用短管代替(实践证明膨胀节没有多大实际作用,现在大多设计中都已去掉);3结语(5)更换各过滤器滤网精度,充分发挥过滤器作用,为装置低温甲醇洗净化工艺发展到今天已经很是成功但是随着长周期运行保驾护航。根据其他厂家运行情况建议更改为:S1规模扩大化在各厂运行过程中仍有新问题在不断暴露这就需(10um),S2(20um),S3(100um);要我们共同研究解决方案使该工艺日臻完善,使我(6)由于硫回收设计气量为70Nm3/h,而一期酸性气量们的装中国煤化工明运行。约600Nm3/h,二期原设计流触569Nm3/h(浓度35%),而现在CNMHG浓度为3%左右核算气量约7000Nm/h(按满负荷20万Nm/h变换气流量,0.1%H1S计)。可见硫回收已满足不了实际生产[1]朱世勇环境与工艺气体净化技术[M].北京:化学工业出版社需求但如果改扩建则显得改造费用太大。根据现有装置特点,2001:207-231