摘要：本文针对低温甲醇洗装置中的产品气量不足、酸性气管线易堵塞、甲醇循环量波动大等操作不稳定的问题，进行了技术改造和优化操作。通过选取合适的操作控制点、增加技改管线及优化控制指标，实现了装置满负荷运行，各项指标均达到或优于设计值。
关键词：低温甲醇洗装置运行中出现的问题及解决措施
引言
某集团在确保三期 400 kt/a 甲醇装置“安、稳、长、满、优”运行的同时，注重科技创新，加强技术改造，上述技改项目或处置措施的实施，大大提高了甲醇装置的运行效率和经济效益；同时，伴随全厂工艺气管网的联通，不仅保障了系统的稳定运行，还提升了整个装置的操作弹性。
1概述
某能源化工有限公司建设规模为年产200万t合成氨、350万t尿素，其中一期为100万t/a合成氨、175万t/a尿素装置。项目采用多项国外专利技术，就地转化煤炭280万t/a。低温甲醇洗装置采用赛鼎工程公司九塔流程工艺，控制系统采用DCS自动控制、装置的紧急停车和安全联锁系统由独立设置的紧急停车系统（ESD）实现，为安全生产提供了可靠的技术保障。该工艺以低温甲醇为吸收剂，处理变换后的3.5MPa、单系列流量为274048Nm3/h的粗煤气，经过三级冷却到-26℃后进入脱硫塔，用脱碳塔底部的富CO2甲醇液进行选择性脱除，在预洗段除去粗煤气中残余的水、烃油、部分有机硫、高分子化合物，防止主洗段甲醇被污染。气相进入主洗段选择性的脱除H2S、COS，含富硫的甲醇液送至H2S浓缩塔的一段。经脱硫后的气体进入脱碳段塔底进行CO2脱除，在脱碳塔分三段脱除，顶部喷入来自热再生塔换热后的-55℃的精甲醇进行精洗，来自CO2闪蒸塔五段的-71℃的半贫甲醇在主洗段喷入，与来自精洗段的甲醇汇合继续与煤气逆流接触，由于CO2溶解热的作用使得甲醇温度上升，使甲醇溶液几乎达到了吸收CO2的气液平衡点，为提高甲醇的吸收能力，从升气塔盘将甲醇引致塔釜，经甲醇循环泵提压冷却后作为粗洗甲醇返回到第10层塔盘上继续吸收CO2。塔底的富CO2甲醇液进入CO2闪蒸塔分五段逐级减压闪蒸，四、五段采用真空鼓风机抽真空后得到高纯度的CO2。来自脱硫塔主洗段的含硫富甲醇在H2S浓缩塔一段减压闪蒸，在二段继续用低压氮气气提CO2和H2S的浓缩，其底部含硫甲醇富液送入到热再生塔进行甲醇的再生，将CO2、H2S及一些烃类完全被气提出来，气提出来的酸性气经酸性气冷凝器冷凝后返回到三段，塔底的贫甲醇作为吸收剂循环使用。来自脱硫塔预洗段的预硫脱液（含有烃油、水等）进入预洗闪蒸塔进行闪蒸，以脱除轻组分气体和酸性气体。闪蒸液进入萃取器萃取烃油。来自CO2闪蒸塔二段闪蒸气和H2S浓缩塔二段的排放气汇合后进入到尾气洗涤塔，用脱盐水洗涤其中夹带的甲醇，控制塔顶排放气甲醇体积含量<130.0×10-6和装置单套处理煤气量274048Nm3/h，出口净化165681Nm3/h，二氧化碳产品气为45000Nm3/h，于2014年2月1日一次开车成功。装置经过两年多的运行，解决了多项制约生产的瓶颈问题，达产达标。
2运行中出现的问题及解决
2.1甲醇循环量波动大
在低温甲醇洗装置甲醇洗涤塔C7601中，主要通过调节甲醇循环量（FI7605）控制出塔顶净化气的组分，以满足下游甲醇合成工况的要求。同时，循环甲醇与变换气的流量比对低温甲醇洗系统的冷量平衡也产生一定的影响。在5#或6#气化炉单台满负荷运行时，进C7601的变换气流量一般为140000m3/h，与其相对应的甲醇循环量为130～140m3/h，净化气流量为80000m3/h。在低温甲醇洗装置的设计中，进C7601塔顶的循环甲醇管线选用DN300，并安装1套DN200的法兰式气动蝶阀FV7605。然而，由于气动蝶阀的工作特性，甲醇循环量极易发生大幅度波动，尤其在系统开车及加减负荷期间，严重影响了对净化气组分的调整，最终导致甲醇合成工序导气时间延缓或恶化其运行工况。对此，渭化集团在FV7605处设置了1条DN100旁通管线，并配置1套调节灵敏的气动调节阀（HV7610），如图1中A所示。如此改进后，可通过FV7605和HV7610对甲醇循环量进行双重调节，提高了甲醇循环量调节的稳定性和可控性，确保了最终净化气的品质。图2为技改前后系统正常运行的某24h内实际甲醇循环量的对比（设计甲醇循环量为135m3/h）。
图2技改前后实际甲醇循环量的对比
2.2二氧化碳产品气量不足
原设计CO2产品气为45000Nm3/h，试车期间负荷较低不能满足尿素装置需求，需要提取更多CO2。经分析造成CO2气量少的主要原因有两点：一是CO2闪蒸塔二段压力低，较多CO2提前闪蒸经洗涤塔放空；二是因脱硫塔主洗甲醇量过大，酸性气带走一部分CO2，造成酸性气中CO2含量高。
为此采取以下措施提取CO2：（1）在保证脱硫塔顶部脱硫气总硫体积含量小于0.1×10-6下，适当减小H2S主洗甲醇量，降低脱硫塔对CO2气体的吸收，使更多的CO2后移到在脱碳塔吸收，提高CO2的利用率。（2）在保证脱碳塔顶部净化气总硫及CO2含量不超标的情况下适当提高脱碳塔主洗甲醇量，同时降低CO2闪蒸塔一段再吸收量，使一段闪蒸气尽可能多的经循环气压缩机提压后返回粗煤气入口处。（3）适当提高CO2闪蒸塔一、二段压力，二段压力提高后，CO2闪蒸量将会减少，这样使CO2进入三、四、五段闪蒸，产品CO2气量将增多。（4）将二氧化碳鼓风机出口压力降低，由0.015MPa降到0.012MPa，有利于闪蒸增量。通过以上调整二氧化碳产品气量由4.3万Nm3/h增加至5.1万Nm3/h，并且二氧化碳纯度达到98.0%以上。若发生CO2产品气纯度低时，适当提高二氧化碳闪蒸塔二段压力，控制在0.036MPa左右。避免由于CO2纯度低，影响尿素生产。
2.3硫回收酸性气管线易堵塞
变换气经氨洗塔洗涤氨之后，仍含有少量的氨随变换气一起进入低温甲醇洗系统。在生产运行中，由于H2S富气中含有微量的氨，经过长期积聚，且在富气氨冷器温度较低时导致在管程处形成碳铵结晶，使酸性气无法排出系统，较为严重的情况下造成精洗甲醇硫含量升高，从而使净化气中硫含量超标。
技改和解决措施：硫化氢富气氨冷器增加副线，当发生堵塞时，通知硫回收工段将酸性气切至火炬放空，视酸性气压力情况少开副线阀，关闭氨冷器进氨阀，使少量的酸性气对氨冷器管程进行复热解冻，解冻过程中根据氨冷器出口酸性气温度逐渐关小副线阀，直至碳铵结晶全部融化，关闭副线阀，系统恢复正常运行。因碳铵在30℃时开始大量分解，故提升相应的温度后使碳铵结晶消除。
结语
通过对低温甲醇洗系统相关问题的综合分析，采取了一定的调整措施。通过调整，系统运行情况明显改善，降低了系统消耗，产生了很大的经济效益，还减轻了尾气排放压力，对同类型生产装置的运行调整有借鉴意义。
参考文献：
［1］大连理工大学.400kt／a甲醇装置配套的低温甲醇洗装置工艺包［Z］.2008.
［2］王学军，乔洪凯，郭晓鹏．低温甲醇洗装置试车问题分析及解决措施［J］．西部煤化工，2012（1）：32－35.
［3］原中秋．低温甲醇洗装置的应用与分析［J］．煤化工，2011（3）：44－46.
论文作者:冯仁庆
论文发表刊物:《基层建设》2018年第36期
论文发表时间:2019/2/13
标签：甲醇论文; 闪蒸论文; 装置论文; 酸性论文; 低温论文; 脱碳论文; 系统论文; 《基层建设》2018年第36期论文;