低温甲醇洗装置的扩能改造设计

第28卷第2期煤炭转化Vol 28 No. 22005年4月COAL CONVERSIONApr.2005低温甲醇洗装置的扩能改造设计陈立1)包宗宏2)摘要在总结南化大化肥现有低温甲醇洗装置实际运行状况的基础上,分析了原设计存在的欠缺以及原料结构由油调整为煤后的新工况,研究制定了扩能改造设计方案,原料改煤后,装置的设计气量将为原设计的1.18倍,原料气中CO2总量将比原设计高出30%,硫化物含量是原设计的4.8倍,在维持设计生产规模仍为30万t/a合成氨的基础上,增设了一个预吸收塔、一个解吸塔和部分热交换器,对部分物流的走向和处理进行了重新设计,这样的改造方案可使主要物流的技术·指标均与原设计相当,单位能耗不高于原设计值,不产生新的污染源,不降低装置的操作可靠性和灵活性,可实现装置对原料油改煤的顺利转换.关键词甲醇洗装置,油改煤,合成氨中图分类号TQ440,TQ536可行的工艺流程改造方案经比较,确定了改造设计0引言的最终方案中石化南化大化肥工程以沥青及渣油为原料1原装置设计问题设计年产30万t合成氨,全部加工为尿素.工程于1.1原设计工艺流程说明2002年7月建成,并试生产出合格尿素.后因扬子公司尤里卡装置不再产沥青,渣油价高货缺而停车低温甲醇洗系统工艺流程见第93页图1,图中现根据中石化集团公司意见,南化大化肥原料结构虚线框为改造部分调整为石油焦或烟煤,新建煤(焦)处理单元,制造适酸性气体(CO2,HS等)的吸收.变换气与来自合德士古气化工艺的水煤〔焦)浆〔简称水煤浆).新循环气压缩机K1的循环气混合,注入贫甲醇,进入建水煤浆气化单元(采用8.53MPa气化压力,单台E1冷却、V1分离后,送至甲醇洗涤塔Cl下塔底炉生产能力为30万t/a合成氨)需对原下游工序做部,H2S和COS等硫化物被吸收至g=0.1×10-以局部改造,以形成新的合成氨生产线下;气体进入上塔进一步脱除CO2吸收了硫化物的原料改为煤后,进入低温甲醇洗装置的设计气甲醇从塔底排出,经冷却、减压入二级闪蒸罐V5闪量将为原设计的1.18倍,CO2总量将比原设计高出蒸.出上塔的甲醇溶液(除用于下塔洗涤外)冷却减30%硫化物含量是原设计的4.8倍多.改造设计不压入一级闪蒸罐V3闪蒸.出C1顶的净化气送往液仅要核算原装置的最大生产能力,还须着重解决三氮洗装置作进一步处理.为充分利用甲醇的吸收能个方面的问题:一是要在装置的绝大多数设备不动,力减少甲醇循环量,在设计上采取了将吸收剂分段特别是吸收塔不动、甲醇循环量增加不多的情况下,取出冷却的方法如何能把原料气中CO2吸收下来;二是如何处理高循环氢气的回收.为了回收溶解的H2,N2等气硫原料气;三是原料气中CO2量过多,使得CO2产体,提高系统的氢回收率以及保证CO2产品的纯品气及尾气量超大,原CO2解吸塔和H2S浓缩塔能度,设置了一个中间闪蒸过程.V3,V5中的闪蒸气否胜任.本文对原装置实际运行状况进行了总结分送析,用大连理工大学开发的低温甲醇洗工艺流程模YHE中国煤化工CNMH塔C2的主要作用拟软件(RPS软件)对原设备进行计算分析,提出了是将U2的甲溶液碱压,使其中溶解的CO21)硕士生、高级工程师;2)研究员,南京工业大学化学与化工学院,210009南京收稿日期:2004-08-21;修回日期:2004-11-3第2期陈立等低温甲醇洗装置的扩能改造设计LV7p52NHEEA LxTWaste water1低温甲醇洗系统工艺流g1 Flow diagram for reactor wash process解吸出来,生产无硫的CO2产品.CO2产品的来源甲醇、水分离.出V1的甲醇、水混合物进入精主要有三处:一是V3底部的无硫甲醇溶液进入C2馏塔C5,用来自C4的再生甲醇作为回流液,塔顶甲的上段闪蒸,液体部分回流至C2中段的顶部吸收醇蒸气回至C4,塔底甲醇废水送至含氰污水处理装上升气中的硫化物,剩余部分送至H2S浓缩塔C3置上段的顶部作为洗涤液,吸收出塔尾气中的硫化物;二是V5底部含H2S的富甲醇溶液进入C2的中段1.2原装置存在的设计问题进行闪蒸分离,解吸出CO2.从中段流出的甲醇溶液V1中CO2冷凝问题,从实际操作数据来看,根据需要送往C3塔的上段或直接送至积液盘;三E16出口两股物流温度比设计值偏低较多,变换气是出C3上段底部的富甲醇溶液换热后进入甲醇闪在V1分离后,其冷凝液量偏大许多,原因是原料气蒸罐V2闪蒸分离.从V2顶部出来的气体直接进入中CO2部分冷凝下来.查温熵图知,CO2分压在C2下段,出V2底部的闪蒸甲醇溶液泵入C2底部,2.3MPa~2.5MPa情况下,其冷凝温度大约在258进一步解吸所溶解的CO2出C2顶部的CO2产品K左右,计算值为256.7K,而现场操作值正是在气回收冷量后送往CO2压缩机在尿素装置停车期这一温度左右,所以就出现了CO2冷凝现象间CO2排放至大气.出C2底部的甲醇溶液减压后E11冷却效果欠佳问题.设计工况下E11水冷进入C3下段.器的传热面裕度为7.04%,说明此水冷器传热面积H2S的浓縮.HS浓缩塔C3,主要作用是利用设计偏紧,管程阻力未加任何裕度.实际工况在气提原理进一步解吸甲醇溶液中的CO2,浓缩甲醇80%负荷下,其换热能力只为原设计的1/3,也说明溶液中的H2S,同时回收利用冷量冷却水进出口实际条件偏离设计值较远,应加以改甲醇溶液的热再生.C3底浓缩后的甲醇溶液进进,入热再生塔C4,将其中所含的硫化物和残留的CO2中国煤化工塔设备流体力学性用塔釜产生的甲醇蒸气气提解吸出来.出C4顶部能判CNMHG据:1)塔板上溢的富含H2S气体经冷却、分离甲醇后送制硫酸装流强h)~100m3/(m置.彻底再生的甲醇进入甲醇收集罐V6.经贫甲醇h);2)降液管中液体流速小于0.1m/s;3)降液管泵P4加压、冷却后进入C1顶部作为吸收剂中液层高度小于板间距的一半;4)液体在降液管中煤炭转化2005年的停留时间大于3s,最好大于5s;5)液体在降液独立设计,可保证能承受原料气量的增加.解决第三管中抛出距离与堰宽之比大于60%;6)雾沫夹带量个问题主要有三个方法:一是将原料气中的CO2在小于0.1kg液体/1kg气体.进人吸收塔之前移走,即在V1中冷凝下来,再进行CⅠ~C4按浮阀塔板计算,C5按筛板塔计算,结处理,使进人系统的CO量与原设计的105%相当;果表明,CⅠ塔a,b,c和d段降液管内液体流速都大二是对C2/C3塔系统进行改造,使其能够处理超大于0.1m/s,而液体在降液管中停留时间都稍大于3的气量;三是新增一个C6塔来处理增加的那部分s,气液负荷图操作点都在框中,但操作弹性不大;气量.方法一的缺点在于大量CO2冷凝和气化需要C2塔液体在降液管中停留时间为4.2s,而降液管大量的冷源和热源,难以解决,方法二对原装置改动中流速为0.1187m/s,大于0.1m/s;气液负荷图较大,方法三切实可行操作点都在操作框内;C3塔的操作弹性稍好些;C4具体改造方案及措施.根据上述分析,初步形成塔底部液体在降液管中停留时间为3.8s,而流速以下三个方案0.1046m/s,稍大些,操作点在可行范围;C5塔降方案一:原吸收塔脱硫段改造,增加解吸塔C6.液管中液层高度大于板间距的一半,其他各项指标措施一:将原进入脱硫段的27号物流降温后再送至均满足要求.综上所述,五个塔设计裕度均不够大,脱硫段.27号物流用新增的接力泵增压,通过新增属于偏紧类型.的换热器Ed1与C6塔顶来的尾气换热,再经新增2模拟计算与改造方案加的氨冷器Ed2冷却,进脱硫段;措施二:增加一新的CO2解吸塔C6,其结构与尺寸同原装置的C3上2.1设计工况下的全流程模拟计算段相当.将原进入C2塔的45号物流通入C6塔,原进C2和C3的52号和54号物流重新分配,部分进用RPS软件对原设计工况进行全流程物流模C6塔项,用于吸收气体中的硫化物,C6塔底也可通拟计算,计算结果与原设计值吻合良好,主要物流的入气提氮气,以控制出塔液的温度.出塔顶的气体经计算偏差为:C1塔顶净化气流率偏差为0.6%,温换热升温后与原尾气混合,形成新的尾气,进E1.塔度偏差为1.6℃,H2纯度偏差0.015%;CO2产品流底的甲醇液通过新增泵打到C3塔上段积液盘上;率偏差一2.6%纯度偏差一0.4%;C3塔底去E10措施三:装置氨冷负荷增加20%左右,负荷可在的甲醇流率偏差一0.29%,温度偏差1.8℃,甲醇浓E2,E6和Ed2三者间分配;措施四:更换甲醇精馏度偏差0.34%;C5塔底废水的流率偏差.001%,塔C4再沸器和冷凝器,使其负荷能力增加40%左温度偏差0.45C.各流股的温度偏差绝大多数在1右内模拟数据还表明,原装置设计能力不方案二:增加预脱塔C1E.措施1:出原吸收塔足110%只有5%的裕度脱硫段的40号物流用新增加的接力泵Pd1增压2.2改造工艺流程设计通过新增加的换热器Ed1与C6塔顶来的尾气换热,再经新增加的的氨冷器Ed2冷却,进CE顶;进改造思路.经过计算,若甲醇循环量増加为原设原吸收塔的13号物流通人CIE底,塔顶预脱气再计的110%左右,就能解决第一个问题,将CO2在通入C1塔底;C1E塔底的溶液送往换热器E8;措施C吸收下来,同样,H2S也能在脱硫段(a段)完全吸二、三、四同方案收,这也解决了第二个问题.但解吸时对C4塔带来方案三:增加预脱塔ClE,增加CO2解吸塔C6较大压力,再沸器和冷凝器的负荷经计算均比设计措施一、三同方案二;措施二:增加一个新的CO2解值增加40%左右,塔径需要增大或更换内件,带来吸塔C6操作压力与C2相当.将原进入C2塔的45较多问题,而且原设计的裕度不足10%,单靠增加号物流通入C6塔下部,原进C2顶的35号物流重甲醇循环量显然不行.解决第个问题还可以有新仆讲C6塔而,用干吸收气体中的硫化两个思路:一是降低进脱硫段甲醇温度,而循环量不物中国煤化工换热升温后部分与原增加;二是增加一个预脱塔,用C1塔底的负载甲醇COCNMH合塔底的甲醇溶液降温后预洗,同样可不增加循环量.两者相比,前者不需要设泵就可以送入C3中;措施五:增设Ed3,优点在于不增加塔设备,投资少,但原脱硫段能力能Ed4,利用CO2冷凝液蒸发潜热冷却贫甲醇及富硫否满足存在疑问;后者的优点是安全可靠,新增的塔化氢气体第2期陈立等低温甲醇洗装置的扩能改造设计kmol/h,-64C;预洗塔ClE操作压力7.5MPa2.3改造方案的对比分析(绝压);CO2解吸塔及C6塔操作压力0.3MPa(绝RPS软件计算了三个改造方案的物流数据,压);甲醇精馏塔C4操作压力0.36MPa(绝压);甲比较后可以看出,方案一的缺点是脱硫段气量较大,醇水分离塔C5操作压力0.38MPa(绝压);进预洗超过设计能力,因此不予采用;方案二与方案三相塔原料气温度-10.6C;进预洗塔甲醇温度一30比,主要缺点在于通过E1的尾气量太大,流通阻力C;出水冷器E11贫甲醇温度42C;C3塔底甲醇温大,会影响C2和C3的操作控制,也影响C3塔的气度>-48℃;合理分配进C6,C2和C3塔无硫甲醇体解吸;方案三主要优点在于C6的操作压力与C2量:C6塔的量为总量的23%左右,C2塔的量为总塔相当,其出口气可灵活地通往CO2产品气和尾气量的37%左右,其余的进C3塔管线中,能控制各自的操作压力,保证液体从C2到工艺流程简述.改造工艺流程见图1.进系统的C3塔的畅通,同时少增加一个C6到C3的接力泵,变换气冷却分离液体后在预洗塔C1E中脱除部分节省操作费用;缺点在于解吸压力略大,CO2在C6H2S和CO2等组分,进入原吸收塔C1底,净化气由的解吸量有所减少综合考虑,方案三投资较省,易C1顶引出.C1底甲醇用泵接力经Ed1与C6顶出于操作,对原装置改动小,新增加设备系统可通过控来的CO2气换热后,经氨冷器Ed2冷却至-30C,制阀与原装置彻底分开,故推荐采用方案三装置负送至CE顶部荷低于80%时可不使用新增加的设备系统出CE的含硫甲醇富液冷却后在V5闪蒸,同3改造工艺流程设计样,从C1上塔出来的不含硫的甲醇液冷却后在V3闪蒸,两股闪蒸气经循环压缩机K1增压后送入变设计基础换气中V5的含硫甲醇减压送入C6下部,C6顶的CO2设计依据.主要依据为南化公司大化肥甲醇洗气用从V3来的不含硫甲醇液洗涤后,经Ed1分别装置设计数据和南化公司大化肥甲醇洗装置生产数与CO2产品气和尾气混合,通过E1换热后离开系据统.C6塔底甲醇送至C3上塔设计原则.采用RPS软件对原装置设计工况和从V1中分离的含水甲醇及CO2冷凝液分别用若干典型工况进行全流程模拟分析后,提出包括消于冷却贫甲醇及富硫化氢气体后分离,分离的气体除原装置薄弱环节的技术改造方案,以适应原料改至C3,液体经减压后送至C5精馏煤后的系统要求;主要物流的技术指标均与原设计工艺循环水由进回水总管直接引入甲醇洗装置相当,改造后不降低装置的操作可靠性和灵活性,单水冷器位能耗不高于原设计值;原装置主流程和各主要设主要仪表及联锁说明.低温甲醇洗作为合成氨备不作大的改动,改造方案充分考虑现场布置及配装置的一部分,本次改造不考虑设置独立的DCS系管的实际情况,使改造能在短期内实施完成;装置投统,只将改造中所增加的信号和回路引入现有的合产后不产生新的污染源.3成氨装置DCS系统,并对改造后操作条件发生变化设计规模.改造后的生产规模仍然为30万t/a的参数在DCS上进一步核查和修改.改造的硬件仅合成氨涉及现场一次仪表元件性能指标净化气体:压力7.35MPa(绝压),温度-64C,流量3851.21kmol/h,p(CO2+4结论CH3OH)<20×10-6,g(总硫)<1×10-6.硫化氢馏分中φ(H2S)>24%.CO2产品气:流量1810.68确定新增预吸收塔及解析塔的改造方案,投资kmol/h,CO2纯度>98.5%,g(总硫)<10×106,9较叶岳對沘羋小新增加设备系统(CH3OH)<183×10-6,g(CO+H2)<1.13%.甲可中国煤化工于开.装置负荷低于醇污水:流量8.9kmol/h,w(甲醇)<0.5%CNMH系统本文是油改煤3.2改造工艺说明(焦)后国内首次对林德低温甲醇洗装置进行的扩能改造,将有助于提升国内对林德公司低温甲醇洗工主要工艺操作条件.贫甲醇循环量3872艺技术的理解和应用水平煤炭转化2005年[1]石油化学工业部化工设计院氮肥工艺设计手册理化数据分册.北京:石油化学工业出版社,1977[2]时均汪家鼎,余国等,化学工程手册第二版上卷,北京:化学工业出版社,1996.14-26[3]王志华大型合成氨装置进一步增产节能改造的探讨.大氮肥,1992(2):4547REVAMPING DESIGN OF RECTISOL WASH UNITChen Li and Bao zonghong(College of Chemistry and Chemical Engineering, NanjingUniversity of Technology, 210009 Nanjing)ABSTRACt On the basis of practical running conditions of Rectisol Wash Unit (RWU) inNanjing Chemical Industrial Co. Ltd, the deficiencies in original design were summarized andthe new situations in feedstock change from heavy oil to coal were analyzed. So a revampeddesign scheme for RWU was proposed. After the feedstock change, the raw gas flow rate, thetotal CO2 and the H s in raw gas flow will be 1. 18, 1. 30 and 4.8 times as large as the originaldesign respectively Maintaining the 300 000 t/a ammonia synthesis capacity, a preabsorptiontower,a desorption tower and some heat exchangers were added Measures for some processflows were redesigned. The revamped design scheme could guarantee both the technique indexesof primary process flows and the energy consumption indexes were not exceed to the originaldesign, produce no new contaminations, keep reliabilities and flexibilities for the RWU andrealize a smooth transformation of feedstock change from oil to coalKEY WORDS rectisol wash unit, feedstock change from oil to coal, ammonia synthesis本刊入选《中国科技期刊精品数据库》本刊讯由《中国知识资源总库》编辑委员会通过对《中国期刊全文数据库》中8000种期刊10年的引文分析与综合评价,经专家委员会审核,遴选确定500种科技期刊进入《中国科技期刊精品数据库》,《煤炭转化》入选其中中国煤化工CNMHG(本刊通讯员)