甲醇裝置低溫甲醇洗系統原始開車優化改造小結

劉彩鋒，呂富強，柳 青

(兗州煤業榆林能化有限責任公司，陜西 榆林 719000)

0 引 言

兗州煤業榆林能化有限責任公司(簡稱榆林能化)500 kt/a DMMn項目配套甲醇裝置于2017年11月1日開工建設，主裝置包括氣化、凈化、甲醇合成系統及配套的熱電、空分裝置，2019年12月28日打通流程產出合格甲醇產品。甲醇裝置主要工藝流程為，以煤和空氣為原料采用多噴嘴水煤漿加壓氣化工藝制備粗合成氣，粗合成氣經部分耐硫寬溫變換、低溫甲醇洗凈化得到滿足甲醇合成要求的精制合成氣，精制合成氣再經甲醇合成和甲醇精餾制得精甲醇。其中，低溫甲醇洗系統采用大連佳純氣體凈化技術開發有限公司的工藝技術包，該工藝具有如下優勢：冷負荷和設備投資比國外同類工藝要低，節能效果明顯，消耗在同類工藝技術中處于領先水平；酸性氣H2S濃度能得到有效保證并可靈活調節；有多項措施保證系統水含量在較低水平，可保證系統穩定運行，降低對設備的腐蝕；系統操作彈性大、運行穩定。

榆林能化500 kt/a DMMn項目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統設計有高硫高壓、高硫低壓、低硫高壓、低硫低壓四種工況。高硫高壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.9 MPa，變換氣流量(濕基，下同)為346 771.712 m3/h(標態，下文無特別說明處均為標態)，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.418 6%；高硫低壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.7 MPa，變換氣流量為346 801.504 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.418 7%；低硫高壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.9 MPa，變換氣流量為348 163.2 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.226 5%；低硫低壓工況時，洗滌塔頂壓力為5.7 MPa，變換氣流量為348 193.44 m3/h，變換氣中的(H2S+COS)含量為0.226 6%。據設計，低溫甲醇洗系統在四種工況下均可滿足生產要求，但由于工藝流程設計、流量計現場安裝、設備缺陷等方面的原因，低溫甲醇洗系統原始開車過程中出現了工藝指標偏差大、系統負荷無法達到設計要求等問題，通過實施有針對性的優化措施及消缺改造后，其運行工況得到明顯改善，實現了低溫甲醇洗系統的穩定運行。以下對有關情況作一介紹。

1 低溫甲醇洗系統工藝流程簡述

榆林能化500 kt/a DMMn項目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統工藝流程簡圖見圖1(云圖內為技改內容)。進低溫甲醇洗系統的變換氣與出循環氣壓縮機(C001)的循環閃蒸氣混合并噴射少量防結冰甲醇，混合氣經原料氣冷卻器(E001)與凈化氣、CO2氣、尾氣換熱冷卻后進入原料氣分離器(V001)，分離出水分后的變換氣進入洗滌塔(T001)下塔A段脫除硫化物，之后在T001上塔B、C、D段用貧甲醇、半貧甲醇脫除其中的CO2至指標值，出T001的凈化氣經換熱回收冷量后送至甲醇合成系統；V001分離下來的含水甲醇經復熱后進入甲醇/CO2閃蒸罐(V008)閃蒸，閃蒸出的氣相送C001入口，液相則送入甲醇/水分離塔(T005)中部。在T001中，貧甲醇、半貧甲醇洗滌吸收了H2S、CO2等組分后，經換熱冷卻后進入中壓閃蒸塔(T002)閃蒸，閃蒸氣經C001加壓后送回主洗塔有效利用；在T002中閃蒸后的富液進入H2S濃縮塔(T003)、氮氣氣提塔(T007)氣提閃蒸，得到含CO2、N2的尾氣，尾氣經系統復熱回收冷量后進入尾氣水洗塔(T006)，經脫鹽水洗滌后排至煙囪放空；經氣提后的富液進入熱再生塔(T004)被加熱再生，T004塔底得到的貧甲醇循環利用，塔頂得到的富含H2S的酸性氣送往硫回收系統。

2 低溫甲醇洗系統運行問題及原因分析

榆林能化500 kt/a DMMn項目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統原始開車過程中，出現了富甲醇流量滿量程、變換氣量無法達到滿負荷運行要求等問題，具體問題描述及原因分析如下。

2.1 T001上塔D段甲醇無法進入C段

低溫甲醇洗系統首次進甲醇建立甲醇循環時，洗滌塔(T001)上塔D段積液，甲醇無法正常通過洗滌塔段間冷卻器(E006)進入C段，甲醇在積液箱內不斷累積至滿液后，通過積液箱升氣筒降落至C段塔盤進行后續的甲醇循環，當甲醇循環量減小時T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循環中斷。

經分析，低溫甲醇洗系統進行水聯運時，洗滌塔(T001)各段液位按照流程順序依次建立，水聯運結束后現場拆卸各設備、管道法蘭及低點進行排水，但未用惰性氣對系統內的積水進行徹底吹除，當系統補充足夠甲醇并進行甲醇循環時，設備、管道內殘存的水分在甲醇的推動下沿著工藝流程方向流動，并在甲醇前端不斷累積，在T001塔頂(D段)集液箱進入洗滌塔段間冷卻器(E006)管程，由于T001的D段出口N3與C段進口N4管道中心距為2.5 m，E006現場的位置距離T001的C段進口約40 m，且因水的密度較甲醇的密度大，甲醇無法通過靜壓推動E006管程及進出口管道內的水進入T001的C段，出現E006在T001的C段與D段被短路，當甲醇循環量減小時T001下塔甲醇液位迅速降低甚至循環中斷。

2.2 流量計滿量程致T001甲醇流量失控

低溫甲醇洗系統接氣后，洗滌塔(T001)B段至A段洗滌硫化物的富CO2甲醇流量計(FT005)在控制閥(FV005)開度變化的情況下一直顯示滿量程，造成T001硫化物洗滌段的甲醇流量失控，繼而導致出T001凈化氣中的CO2含量、H2S濃縮塔(T003)尾氣中的H2S含量偏離指標。

經分析，出洗滌塔(T001)B段的富CO2甲醇在進入洗滌塔底冷卻器(E007)前，部分分流至T001的A段作為變換氣中硫化物的洗滌甲醇，該股甲醇流量通過阿牛巴流量計(FT005)來計量，現場FT005垂直安裝在富CO2甲醇分流后、距離T001的A段入口N8約20 m的水平工藝管道上，富CO2甲醇在流動過程中，會有少量CO2在水平管道內閃蒸并積聚(現場排液閥打開后，導壓管有氣體排出)，使FT005的測量結果出現偏差，造成T001硫化物洗滌段(A段)的甲醇流量失控，影響洗滌效果，繼而導致凈化氣及尾氣組分偏離指標。

2.3 T004壓力與酸性氣量大幅波動

當入低溫甲醇洗系統變換氣溫度偏低時，原料氣分離器(V001)出口變換氣溫度降至-28 ℃以下，V001液位迅速上漲且無法控制，通過開大V001至甲醇/CO2閃蒸罐(V008)以及V008至甲醇/水分離塔(T005)的自調閥來降低V001的液位時，V008液位迅速上漲，T005壓力頻繁波動，最終導致熱再生塔(T004)壓力和酸性氣量大幅波動。

經分析，設計低硫低壓工況下進低溫甲醇洗系統的變換氣流量為348 193.44 m3/h、溫度為40 ℃，經原料氣冷卻器(E001)與凈化氣(流量246 864 m3/h、溫度-32.85 ℃)、CO2氣(流量25 278 m3/h、溫度-60.66 ℃)、尾氣(流量85 120 m3/h、溫度-61.95 ℃)換熱冷卻至約-27 ℃后進入原料氣分離器(V001)，在系統壓力、變換氣量、貧甲醇流量穩定的情況下，凈化氣、CO2氣、尾氣的溫度和氣量保持恒定，一旦進低溫甲醇洗系統的變換氣溫度偏低，會造成出E001變換氣溫度降低，V001中出現CO2液化現象，大量液化的CO2被輸送至甲醇/CO2閃蒸罐(V008)中閃蒸，在V008壓力一定的情況下，得不到閃蒸的CO2隨甲醇水溶液進入甲醇/水分離塔(T005)中被加熱閃蒸，CO2閃蒸量的變化引起T005和熱再生塔(T004)壓力及酸性氣量的大幅波動。

2.4 T003尾氣帶液及絲網除沫器被吹翻

原始開車階段低溫甲醇洗系統運行過程中，在洗滌塔(T001)塔頂壓力為5.65 MPa、變換氣量約338 km3/h、氣提氮氣流量約6 000 m3/h時，出T001凈化氣的CO2含量可控制在1.5%～2.0%，系統運行正常；但當變換氣量大于338 km3/h、氣提氮氣流量約6 000 m3/h時，就會出現H2S濃縮塔(T003)下塔尾氣大量帶甲醇問題，且T003下塔絲網除沫器多次被吹翻。

H2S濃縮塔(T003)下塔除沫器絲網吹翻問題，經分析認為，原始設計T003直徑為4 400 mm，絲網除沫器直徑為3 600 mm、厚度為100 mm，除沫器骨架與其支撐橫梁通過螺栓連接，由于絲網除沫器面積大且厚度不足，在系統高負荷運行過程中，絲網除沫器中間受力較大的骨架處螺帽松動脫落，導致絲網除沫器被吹翻。

對于H2S濃縮塔(T003)尾氣大量帶甲醇的問題，經分析，T003下塔集液箱分為A、B段，B段為33#～81#塔盤，進入B段的物料有2股——來自中壓閃蒸塔(T002)下段的富H2S甲醇進入39#塔盤、來自T003上塔的富CO2甲醇進入81#塔盤，出T003下塔B段的物料只有尾氣一股介質，設計低溫甲醇洗系統高硫低壓工況時40#～81#塔盤的最大氣相流量為164 332 kg/h，原塔內件廠家以高硫低壓工況下40#～81#塔盤正常氣相流量149 393 kg/h為依據進行設計，設計塔盤間距為400 mm，而據高硫低壓工況實際運行數據，由氣量守恒得出在高硫低壓工況下T003下塔的負荷為設計負荷的104.0%，而高硫低壓工況是四種設計工況中T003下塔負荷最小的的工況(見表1)，當繼續提高系統負荷時，如當系統接變換氣量達338 km3/h時，計算得T003下塔塔頂氣相帶液臨界點流量155 500 kg/h，變換氣量一旦超過338 km3/h就會出現T003尾氣帶液的現象，無法滿足設計的低硫低壓工況110%負荷的操作彈性需求。簡言之，原塔內件廠家選擇高硫低壓工況為設計基礎存在較大偏差，即T003的40#～81#塔盤間距偏小是低溫甲醇洗系統負荷無法滿足要求的根本原因。

表1 H2S濃縮塔(T003)B段氣相流量對應系統負荷表

3 優化改造措施及效果

3.1 優化改造措施

(1)將洗滌塔段間冷卻器(E006)管程至洗滌塔(T001)的管線導淋閥后解口，接臨時管線至地溝，打開導淋閥排放E006管程及管線和設備內的積水，直至排出水中分析有甲醇后停止，如此T001上塔D段甲醇可通過靜壓經E006換熱后進入C段，解決E006被短路的問題。

(2)將富CO2甲醇流量計(FT005)連帶前后法蘭整體切割，并順時針旋轉135°，使流量計在水平工藝管道上呈東偏南由下至上45°對富CO2甲醇流量進行測量，從而有效解決了CO2在水平管道內閃蒸積聚而影響富CO2甲醇流量測量精度的問題。

(3)入低溫甲醇洗系統的變換氣經原料氣冷卻器(E001)與凈化氣(流量246 864 m3/h、溫度-32.85 ℃)、CO2氣(流量25 278 m3/h、溫度-60.66 ℃)、尾氣(流量85 120 m3/h、溫度-61.95 ℃)換熱后，出E001的凈化氣溫度約30 ℃，滿足甲醇合成催化劑對合成氣溫度方面的要求，CO2氣和尾氣與變換氣換熱后溫度在30 ℃左右。為解決變換氣因溫度低出現CO2液化導致原料氣分離器(V001)液位迅速上漲且無法控制的問題，在確保CO2氣和尾氣進入尾氣水洗塔(T006)后不結冰的情況下，考慮適當降低CO2氣和尾氣這兩股介質換熱后的溫度，即CO2氣或尾氣這兩股介質旁通一部分，以確保經E001換熱后的變換氣溫度維持在-27 ℃左右。經對比換熱后CO2氣和尾氣溫度降低后的影響，選擇降低換熱后尾氣溫度的措施——在尾氣進、出E001的管線上增設旁通(如圖1云圖內所示)，當變換氣溫度降低或系統負荷大幅波動時可打開此旁通調節。

(4)為解決高負荷工況下H2S濃縮塔(T003)下塔尾氣攜帶甲醇以及絲網除沫器被吹翻的問題，對T003進行如下優化改造：① 將原絲網除沫器更換為絲網+折流板式除沫器，并在尾氣指標不受影響的情況下拆除T003下塔第80#、81#塔盤，以增加氣液分離空間；② 在T003上塔至下塔富CO2甲醇進口N11處增設彎頭及短管，使T003塔上段甲醇經短管引流至79#塔盤集液槽，以減少尾氣對富CO2甲醇的攜帶；③ 在T003塔高、塔徑、塔盤間距一定的情況下，通過改變降液板形式、增加受液盤面積的方式，提高40#～79#塔盤受液盤開孔率3.2%，從而變相增加氣液相接觸面積與閃蒸空間。

3.2 優化改造效果

低溫甲醇洗系統采取上述優化改造措施后，系統運行工況得到明顯改善：洗滌塔(T001)上塔D段甲醇按照流程可通過靜壓經洗滌塔段間冷卻器(E006)換熱后進入C段；出洗滌塔(T001)B段的富CO2甲醇分流至A段的流量可被富CO2甲醇流量計(FT005)有效測量；尾氣進、出原料氣冷卻器(E001)管線上增設旁通后，當變換氣溫度降低或系統負荷大幅波動時，可打開此旁通調節，確保換熱后變換氣溫度維持在-27 ℃左右，同時可控制尾氣總管溫度在25～30 ℃之間，解決了變換氣因溫度低出現CO2液化的問題；H2S濃縮塔(T003)內件改造后，在入低溫甲醇洗系統變換氣量為385 km3/h、氣提氮氣流量約11 000 m3/h時，T003下塔尾氣仍能保持干氣狀態(不攜帶甲醇)，且系統各項工藝指標接近設計值。

4 結束語

榆林能化針對500 kt/a DMMn項目配套甲醇裝置低溫甲醇洗系統存在的變換氣量338 km3/h以上工況下運行時工藝指標偏差大、負荷無法達到設計要求等問題，通過對低溫甲醇洗系統的工藝流程、主要瓶頸設備進行改造，以及對系統進行優化操作，使得低溫甲醇洗系統運行工況得到明顯改善，在入系統變換氣量高于350 km3/h的工況下，系統工藝指標控制穩定，實現了低溫甲醇洗系統的穩定運行。