低温甲醇洗装置扩产改造总结

.第38卷第2期化肥工业2011年4月低温甲醇洗装置扩产改造总结张正军(云南解化清洁能源开发有限公司解化化工分公司开远661600)摘要通过对低温甲醇洗装置各 系统的潜能分析制定出低温甲醇洗装置的改造方案。分析了低温甲醇洗装置投运中出现的问题,提出相应的改进措施。改造后,低温甲醇洗装置产能提高,有较好的节能减排效果。关键词低温甲醇洗扩产改造Sum-Up of Revamp for Capacity Increase of Low-TemperatureMethanol Wash UnitZhang Zhengjun( Yunnan Jiehua Chemical Group Co., Ltd. of Yunnan Jiehua CleanEnergy Development Co, Ltd. Kaiyuan 661600)Abstract Through an analysis of the proficiency of the various systems of a low-temperaturemethanol wash unit a revamp plan is worked out. An analysis is made of the problems revealed in theoperation and relevant improvement measures are proposed. After renovation, the capacity of the unitis enlarged, with good energy-saving and discharge -decrease results.Keywords low-temperature methanol wash capacity increase revamp云南解化清洁能源开发有限公司解化化工分备、材料均从德国鲁奇公司引进,国内负责完成公司以碎煤为原料,采用鲁奇纯氧加压气化制原工程设计。该装置的作用是将变换气中的CO,.料气、鲁奇低温甲醇洗脱硫和脱碳气体净化工艺,和H2S、有机硫及石脑油等杂质脱除,使入液氮合成氨装置生产能力为170 kt/a。为保证公司的洗系统的净化煤气中含CO2和总硫的体积分数持续健康发展，于2003年提出合成氨原料气路线分别≤10x10 °和≤0.1 x10-%。低温甲醇洗装改造方案,将合成氨生产能力提至300 kt/a, 淘汰置于1999年1月化工投料试车成功并投入正常了生产成本较高的焦制氨系统。在对煤制氨系统生产,改造前工艺流程见图1。改造中,低温甲醇洗装置的改造是重点和难点。2低温甲醇洗装置具有的潜能分析1甲醇洗工艺原理及工艺流程改造前,对低温甲醇洗装置具有的潜能进行1.1 甲醇洗工艺原理了分析,以确定在原装置上实施扩产技术改造的甲醇吸收CO2和H2S是个物理吸收过程,即可行性。利用甲醇溶液对CO2和H2S具有选择性吸收的2.1煤气预冷 却系统潜能分析特性来脱除粗煤气中的CO2和H2S,达到气体净扩产改造后,由于负荷增加较多,因液氮洗系化的目的。统不改造,新增加的气气换热器将由来自CO2吸1.2 工艺流程收塔(K-502)的净化气与粗煤气换热。通过计该装置采用2.2 MPa, -40 C低温甲醇洗算,煤气预冷却系统的蒸发冷却器和换热器(W-工艺,选用8塔流程,工艺技术包和部分关键设501,W-502,W-503和W-504)的换热面积不足,本文作者的联系电话:0873-716389848第38卷第2期化肥工业2011年4月净化气去被氯洗克劳斯气去界外W-522P-503.2中自O⑤w.sosW-S07F-502P-S0中B.502丹W-S06内K-505-Oh 白山找大气W-50W-504p日x软水W-s01 G白W-503x P-503.1复热心F K-506粗煤气来自变换门.5日U.50 UE-s017K-5K-503K-504Y s上B-502B-502及预洗再生部分&品F-500. 分离器Ww.501. 换热器w-502. 蒸发器K-501. H2S吸收塔P-501. 甲醇泵w-506. 蒸发器K-503. 再生塔P-503. 1.半贫甲醇泵K-504. H2S再吸收塔P-504. 溶液泵w-507. 换热器W-509. 换热器K-505. 热再生塔P-507. 精甲泵P-506. 回流泵K-506. 水洗塔F-501. 分离器w-503. 换热器W-504. 燕发器K-502. CO2吸收塔P-502. 循环泵W.505. 蒸发器W-522. 蒸发器P-503.2. 主洗甲醇泵P-505. 热再生泵W-508. 換热器F-502. 分离器W-510.换热器W-513/14. 换热器W-512. 冷凝器P-520. 甲醇水泵B-502. 萃取器图1改造前低温 甲醇洗装置工艺流程影响冷量的回收,因此提出在W-502, W-504及分吸收塔,这-方案从工艺角度考虑较为稳妥。离器(F-501)并联增加1台换热器,以充分回收装CO2吸收塔系统( K-502 )原有的操作状况与置扩产后煤气带出的冷量,达到节能降耗的目的。K-501类似,溶液循环量有一-定富 裕。原操作精洗2.2预洗、H2S 吸收及CO2吸收装置潜能分析段喷淋量148 m'/h, 是设计值212 m'/h的70% ;原预洗和H2S吸收塔( K-501)的溶液负荷有主洗段溶液量114 m'/h, 设计值120 m'/h;总循环较大裕量:设计主洗段甲醇喷淋量为97.0 m/h,量较设计值少70 m'/h。根据初步估算,改造后精实际操作为58. 6 m'/h;预洗段甲醇喷淋量设计为洗段喷淋量维持在212 m'/h情况下,总溶液循环量2.1 m'/h,实际操作为1.6 m'/h。改造后,虽然气较原设计需增加120 ~ 150 m/h。按照工艺设备计相负荷增加，但仍可以将溶液喷淋量维持在设计算,采用ADV微分浮阀塔盘,从流体力学性能方条件下操作。这非常重要,只要脱硫和预洗的溶面考虑完全能满足扩产改造的要求。液循环量不超过原设计值,溶液再生系统(包括通过对以上现状的分析,确定采用的具体改H2S浓缩塔热再生塔等)不必作大的改造,只需造方案为:增加1个脱硫塔系列,该塔可以通过改对部分操作参数进行优化调整即可满足扩产改造造后全部的变换气量。改造后,脱硫和预洗过程的需要。原H2S吸收塔浮阀塔盘的设计流体力学在1台塔内完成,溶液循环量维持在原设计水平。是按正常操作负荷计算的,富裕量不大,据设备数原有的H2S吸收塔( K-501 )经内件改造后用作新据表,其设计最大负荷为105% ,泛点系数85%。增变换气负荷的脱碳塔,同时增加溶液循环泵和对于该系统的改造,提出两种方案:①对塔内甲醇循环冷却器为该系统补充冷量。净化后CO2件进行改造,即采用国内近年来研发的高效塔盘，指标控制在1% (体积分数)左右,这部分脱碳气如ADV微分浮阀塔盘.CTST立体传质塔盘等,可不进人原液氮洗系统,而是送人新建的变压吸附显著改善塔的流通能力和传质效率。按照对塔内(PSA)提氢装置,这样就避开了对液氮洗这一较复件改造进行的针对性核算，若采用新型的ADV微杂系统的改造。分浮阀塔盘,从流体力学性能方面考虑可以满足2.3溶 液再生系统潜能分析扩产改造后处理变换气的要求。②增加1台H2S脱碳溶液再生的CO2闪蒸塔( K-503)的溶液9第38卷第2期化肥工业2011年4月负荷增加幅度较大,难以适应改造后的要求。因复热等换热器面积扩大或新增,并将克劳斯气分此需增加1台新的CO2闪蒸塔(K-503R),与K-离器(F-502)冷凝分离出的甲醇液(含有烃类等杂503并联操作,以保证溶液再生质量。质)单独排至萃取器( B-502),以保证低温甲醇洗、2.4脱硫液再生 系统潜能分析克劳斯硫回收装置的安全稳定操作。原设计该再生系统的富裕量比吸收系统大，(7)预洗再生系统,包括萃取器( B-502)、甲醇最大负荷为120% ~ 150% ,其操作弹性较大,可满水塔(K-508)等,新增1个系列。足改造后所增加负荷的要求,不作任何改造。4改造投运后 出现的问题及改进措施2.5预洗液再生 系统潜能分析由于原料煤种的原因,加压气化煤气中轻组低温甲醇洗装置改造结束后,由于当地煤坑.分烃类杂质较多,带人甲醇洗系统对操作造成不迁移,煤质中硫含量发生较大变化,粗变换气中含利影响,因此进行改造是非常必要的。将该系统H2S体积分数由原设计指标的0.51%增加至增加1个系列,为双系列操作,保证甲醇预洗液再0.80% ,甚至高达1. 00%。通过一段时间的生产运生系统的正常操作和预洗甲醇的回收，以达到节行,低温甲醇洗处理变换气量最高只能达到能降耗的目的。.97 000 m'/h(标态),未达到设计指标107 162 m/h2.6水洗塔( K 506)潜能分析(标态,干气)。为此,与原化工部第二设计院及塔改造后,CO2的排放量有所增加。原设计最内件设计单位(北京清华泽华化学工程公司)进行大气相负荷为102% ,操作弹性较小。尽管水洗塔了相关的技术交流,提出将低温甲醇洗装置最大的操作状况不会直接影响主物料工艺气的操作指处理能力提高至115 000 m'/h(标态,干气)的改标,但会增加甲醇的损耗。因此塔内件改用高效造思路。同时,塔内件设计单位依据原化工部第传质塔盘提高开孔率,增加通气量,降低塔系阻二设计院提供的塔内件工艺参数,对H,S吸收塔力降,提高洗涤效果,以减少甲醇损耗。(K-500)、H2S再吸收塔(K-504)、热再生塔(K-505)进行了大量的塔内件模拟试验。试验结果表3低温 甲醇洗装置的具体改造方案明:通过对现有塔内件的挖潜改进,处理能力可3.1低温 甲醇洗装置改造后要达到的生产能力达115 000 m'/h( 标态,干气)的设计指标。.按扩产改造设计方案,装置经过改造后,处理4.1 气量分配变换气量(干气)将由原设计的64 521 m'/h( 标新增K-500作为H2S吸收塔,处理变换气量态)提高至107 162 m/h(标态) ,增幅约66.0%。115 000 m'/h(标态);原H2S吸收塔用作CO2脱3.2具体改造方案碳塔,处理脱硫气量50 000 m'/h(标态);原CO2(1)原料气与预冷却系统并联增加1个系列。吸收塔处理脱硫气量不变(65000 m/h,标态)。(2)新增1台HS吸收塔(K-500),主要用于4.2 H2S 吸收塔( K-500)洗涤甲醇量的调整及塔扩产改造后原料气脱油、脱硫。盘溢流堰的改进(3)扩产改造后,原HS吸收塔( K-501)用作由于原料气中H,S含量比原设计值偏高,所.新增负荷的CO2脱除,经此塔处理后的净化气不以H2S吸收塔洗涤甲醇量由原设计的101 m'/h进入液氮洗装置,而是去新增的PSA提氢装置进调整为125 m'/h, 最大量按135 m'/h考虑。行气体精制。采用北京清华泽华化学工程公司的塔内件(4)新增1台CO2闪蒸塔( K-503R),满足扩专利技术改进塔内部结构,以改善气液相通道的产后CO2洗涤甲醇再生的需求。不足。即:每层塔盘上增加鼓泡促进器,降低塔(5)原H2S再吸收塔(K-504)、热再生塔(K-盘上液层梯度,提高吸收效率,减少雾沫夹带;预505 )等采用国产ADV高效塔盘进行塔内件改造,洗段每层塔盘溢流堰上加锯齿堰,以适应大气液以提高溶液再生能力,满足扩产后精甲醇溶液再比工况。生的需要。4.3 H2S再吸收塔( K-504)上段的改进.(6)热再生塔塔顶冷凝器、克劳斯气冷却器及为了提高H2S再吸收塔(K504)的洗涤吸收5(第38卷第2期化肥工业2011年4月效率,确保增产改造后的正常生产以及满足环保利技术对热再生塔(K-505)塔内件进行改进,要求指标,将H2S再吸收塔上段塔径由φ1 800 mm扩改进后通过的甲醇量为230 m'/h。大至φ2 600 mm,并且将.上段顶部高度增加1.0~4.5溶液循环泵1.5 m,以增加气液分离空间,板间距改为重新购置输液量为145 m'/h的H2S吸收塔450 mm, H2S再吸收塔内件由北京清华泽华化学工给料泵,将原H2S吸收塔给料泵改为半贫液泵,专程公司设计制造。供H,S再吸收塔顶部再吸收甲醇,以确保CO2主4.4热再生塔( K-505)塔内件的改进洗泵能够满足改造后的需求。采用北京清华泽华化学工程公司的塔内件专改造后低温甲醇洗装置工艺流程见图2。净化气占液氨沈克劳斯’(点界区外净化气LPSA提氟交热后到K-506年W-522P-523w-509 $s P-503.2W-513/14ox日K-501品nK-503RP-522 55wsosW-s07。送B-502P.S01中P.502fW.508a-x排大气。W-502 (| (0)片wsuP-5040软水2-505用煤气来自变换门w.501, ⑤白W-S03n.50e.s03.| 吃L四口复热6F K-506U-:500UF.s01K-500K-504La上B-502去B-502/R及预洗双系列再生部分工P-520F-00.分离器W-501. 换热器W-502. 蒸发器K-500. H2S吸收塔P-501. 甲醇泵W-506. 蒸发器K.503. 再生塔P-503. 1.半贫甲醇泵K-504. H2S再吸收塔P5S04. 溶液泵W-507. 換热器W509. 换热器K-50s. 热再生塔P-507. 精甲泵P-506. 回流泵K-506. 水洗塔F-501. 分离器w-s03. 换热器W.504. 蒸发器K-502. CO2吸收塔P-502. 循环泵W-505.蒸发器W-522. 蒸发器P-503.2. 主洗甲醇泵P-503. 半贫液泵P-505 热再生泵w.508. 换热器F-502. 分离器W-10.换热器W513/14. 换热器W-512.冷凝器 P-520. 甲醇水泵K-503R. 再生塔P-523. 主洗泵K-501. COz吸收塔P-522. 循环泵W-525.蒸发器圉2改造后低温甲醇洗装置工艺流程5装置改造后取得的效果与成功经验5.2取得较好的节 能减排效果低温甲醇洗装置改造主要针对塔器进行,输5.1实现装置增产的目的送物料的机泵立足原有设备,充分发挥了原装置通过以上2次改造,优化了工艺设计,提高了机泵的利用率,减少了机泵输送物料因负荷低需低温甲醇洗装置的变换气处理能力。改造前、后常开回流阀而造成的能源浪费;由于将原H2S再吸低温甲醇洗装置运行参数见表1。收塔上段直径由φ1 800 mm扩大至φ2 600 mm,从表1统计数据对照可见:低温甲醇洗装置提高了对排放气中H2S的吸收效率,使排放气中第1次改造后,变换气处理量由65 204 m'/h(标H,S体积分数由150 x10-°降至40x10-以下,远态)提高至91 878 m/h(标态) ,增幅为41.0% ,低于允许排放指标;改造后,吨氨综合能耗(折标合成氨产量由原来的21.4 Vh增加至29.2 Vh,煤)由2287 kg降至I 750 kg。因此,此次改造取得增幅为36. 4% ;低温甲醇洗装置第2次改造完善较好的节能减排效果。后,变换气处理量提高至115 378 m)/h( 标态),5.3淘汰了生产成本较高的焦制氨装置增幅为76. 9% ,合成氨产量增加至36.7 Vh,增幅低温甲醇洗装置改造后,解决了制约煤制氨.为71.5% ,达到了年产300 kt合成氨的生产水平。装置生产发展的“瓶领"问题,使该装置合成氨生51第38卷第2期化肥工业2011年4月表1改造前、后低温 甲醇洗装置运行参数改造前第1次改造后第2次改造完善后时间人低温甲醇洗气量/ 合成氨产量/人低温甲醇洗气量/合成氨产 量/人低温甲醉洗气量/合成氨产 量/(m' .h-' .标态)(t●h-)(m' .h-1 ,标态)(1.h-)(m’.h-1 .标态)(t.h")01:0064 72821.29714930.8113 93036.202:0064 61888 59928.1115 66036.703:0065 82021.692 06629.2114 95836.504:0065 88494 43330.0116 80337.505:0065 60621.591 50429.0114 73006:0066 32621.789 87728.5114 21236.007:0065 18221.490 26828.7116 50837.008:0063 46620.891 124116 223平均65 20491 878115 378注:1)改造前为2006年6月2日01:00-08:00的数据,第1次改造后为2007年11月8日01:0008:00的数据,第2次改造完善后为2008年7月27日01:00-08:00的数据。产能力由170 kt/a提高至300 kU/a, 2008年1月，实现了低投入高回报。生产成本较高的焦制氨装置彻底停运。5.4立足国内技术及 资源,实现低投入、高回报6结语此次改造是在原设备的基础上进行,依靠国低温甲醇洗装置在不到3年的时间内进行了内设计院及塔内件工程公司完成设计,所用材料、2次改造,在装置产能得到大幅提升的同时,取得设备均由国内生产制造。改造总投资(包括制冷了较好的节能减排效果。等)不到2 500万元,最大限度地挖掘了装置潜能，(收到修改稿日期201006-17)0000000000000000000.0000000000000..0..四四D力D四(上接第47页)量和浓度都有所提高。其中,前一周期(按铂网3.3工艺措施使用周期6个月计)的产品酸总产量为90 699 t,(1)尽量保证循环水的清洁并保证其流量,平均质量分数为63. 87% ;而后一周期成品酸总用足量的循环水冲走Cl~并带来充足的氧,防止产量为91 683 t,平均质量分数为64. 02%。CI~腐蚀。(3)措施实施后,每年可增产硝酸(折纯)(2)利用壳程循环水排放口对设备进行定期1532 t,按质量分数98%浓硝酸退税后价格排放清洗,尽量减少Cl的聚集,防止腐蚀的发生。1 750元/1计,则年增效益273.57万元。每年减少非计划停车2次,按每次处理低压反应水.4实施效果冷器12 h、稀硝酸价格1 100 元/t计,年减少损第1台低压反应水冷器曾经历10次堵管束失30.36万元。低压反应水冷器的使用寿命由处理,共计堵管218根,设备运行仅4年。新低压4年延长至8年,设备原值为118. 97万元，则平反应水冷器自投用以来已运行2年,均未见内部均每年可节约14.87万元。以上几项合计,每年可增加效益318.80万元。腐蚀泄漏。(1)从生产上看,更换新低压反应水冷器和参考文献[1] Videmk. The Anodic Behaviour of lron and Sleel in Aqueous采用防护措施后,有效地保证了硝酸装置满负荷Solutions with CO2, HCO,"，CO号and C- [C]. NACE安全平稳运行,运行中无泄漏,提高了气体冷却效Houston ,000.率,从而大幅度提高了装置生产率,保证了产品的[2]林玉珍,杨德钧. 腐蚀和腐蚀控制原理[ M].北京:中国石化出版社,2007 :130-132.质量和产量。[3]张志宇 ,段林峰.化工腐蚀与防护[ M].北京:化学工业出版(2)更换新低压反应水冷器后,氧化氮分离社2,006:37-55.器内稀酸质量分数由32%提高至36% ,成品酸产(收稿日期2010-07-16)52