第16期孟令凱:低溫甲醇洗工藝的技術(shù)優(yōu)化●145.低溫甲醇洗工藝的技術(shù)優(yōu)化孟令凱(中石化寧波工程有限公司,浙江寧波315103)摘要:介紹了低溫甲醇洗工藝流程設(shè)置及特點,結(jié)合項目的實際情況對低溫甲醇洗工藝進(jìn)行了優(yōu)化調(diào)整,在確保技術(shù)可靠、操作穩(wěn)定的基礎(chǔ)上,進(jìn)一步優(yōu)化裝置能耗、降低操作費用、縮減裝置投資,并為同等規(guī)模低溫甲醇洗流程設(shè)置提供參考。關(guān)鍵詞:低溫甲醉洗;能耗;投資;技術(shù)優(yōu)化中圖分類號:TQ116.2文獻(xiàn)標(biāo)識碼:C文章編號:1008 -021X(2015)16 -0145 -031項目概況對設(shè)備和管道也不腐蝕,因此,設(shè)備與管道大部分可以用碳某煤(石油焦)制氫裝置是向煉油裝置供應(yīng)工業(yè)氫氣的鋼或耐低溫的低合金鋼。生產(chǎn)裝置,其核心是采用煤(石油焦)氣化工藝技術(shù)生產(chǎn)粗合(9)甲醇溶劑價格較便宜、容易獲得。成氣,工程實施后建設(shè)-套12萬Nm'/h的制氫裝置,以調(diào)整3低溫甲醇洗工藝流程簡介煉廠工業(yè)氫氣的原料結(jié)構(gòu)。通過采用煉廠副產(chǎn)的低價高硫低溫甲醇洗流程主要分為以下幾個部分:原料氣冷卻、石油焦作為原料,滿足煉廠成品油加氫改質(zhì)的需要,同時大酸性氣體脫除、中壓閃蒸、低壓閃蒸和H,S富集、熱再生、甲幅度降低工業(yè)氫氣的生產(chǎn)成本,提高企業(yè)的整體經(jīng)濟(jì)效益，醇水分離及尾氣洗滌放空。流程簡圖如下圖1。增強企業(yè)的抗風(fēng)險能力。低溫甲醇洗工藝用于脫除上游變3.1原料氣冷卻換工藝來的變換氣中的CO2 HS、COS等酸性氣。進(jìn)人低溫40C左右的變換氣被噴人一小股防凍甲醇后與尾氣、凈甲醇洗工藝變換氣的壓力為5. 6MPaG?；儞Q氣、CO2產(chǎn)品氣三種冷氣體在繞管換熱器中經(jīng)過換熱2低溫 甲醇洗工藝原理及特點冷至-6C左右,被冷卻后的變換氣經(jīng)一個氣液分離罐分液低溫甲醇洗工藝脫除合成氣中的CO2和HS,過程屬于后送入變換氣吸收塔。物理吸收,在加壓和低溫條件下,甲醇吸收CO2和HS,富含3.2 H2S、COS和CO2的脫除CO2和HS的富甲醇通過減壓閃蒸和加熱得到再生并循環(huán)吸收塔自下而上分為預(yù)洗段、脫硫段和脫碳段。預(yù)洗段使用。工藝的特點[1-2)如下:用于脫除變換氣中的痕量組份NH,和HCN,脫硫段用來脫(1)可以同時脫除原料氣中的多種組分(H2S、COS、除變換氣中的H2S和cos,脫碳段用于脫除變換氣中的.RSH、CO2、HCN、NH,、NO以及石蠟烴、芳香烴、粗汽油等),CO2 ,凈化后的粗氫氣自吸收塔頂部流出。凈化效果好,一般情況下凈化氣中H,S<0.1x10-*、CO2< 3.3 中壓閃蒸20 x 10~°。中壓閃蒸系統(tǒng)設(shè)置了一個閃蒸塔,分為上塔和下塔,上(2)氣體的脫硫和脫碳可在同一個塔內(nèi)選擇性地進(jìn)行，塔用于閃蒸來自吸收塔CO2吸收段的富CO2甲醇;下塔用于且H2S的溶解度比CO2的溶解度大得多,這樣就可以選擇性閃蒸來自吸收塔脫硫段的富H2S甲醇。閃蒸出來的有效氣的在吸收塔的不同區(qū)域脫除H,S和CO2 ,最終可回收硫磺。經(jīng)循環(huán)氣壓縮機升壓后返回變換氣冷卻器上游的變換氣中。(3)有效氣體和溶劑的損失少:因為在低溫下H和CO 3.4 低壓閃蒸和H2S富集等在甲醇中的溶解度都較低,甲醇的蒸氣壓也很小。為了增加酸性氣中的硫含量,也為回收富甲醇中的溶解(4)溶劑吸收能力大,吸收塔及泵的規(guī)格小,在同等凈化熱,在H2S富集塔中通過減壓閃蒸和氮氣氣提的方法脫除溶程度下,本工藝更節(jié)能。(5)環(huán)境污染小，低溫甲醇洗排出的含甲醇廢水中甲醇解的CO2。H2S 富集部分是整個低溫甲醇洗工藝溫度較低的部分,為了回收冷量,從H2S富集塔中部抽出冷甲醇作為貧含量小于200x 10- ,利于廢水的二次處理;排放的尾氣中甲醇吸收塔抽出富CO2甲醇的冷源。H2S小于10x 10-* ,符合國家大氣污染排放標(biāo)準(zhǔn)。(6)酸性氣H2S濃度高,經(jīng)過低溫甲醇洗裝置的吸收濃3.5熱再生縮后,副產(chǎn)的酸性氣濃度可以達(dá)到體積分?jǐn)?shù)30%以上,可滿自H2S富集塔來的富甲醇經(jīng)換熱升溫后進(jìn)人熱再生塔,以熱再生塔再沸器加熱甲醇溶液產(chǎn)生的甲醇蒸汽作為汽提足硫回收裝置的處理要求。(7)低溫甲醉洗通過臧壓閃蒸可以產(chǎn)生高濃度CO2氣蒸汽,完成從富甲醇中脫除H2S和CO2的目的。自熱再生塔塔頂離開的酸性氣經(jīng)換熱、分液后作為克勞斯氣送出界區(qū)至體可經(jīng)壓縮機加壓后作為產(chǎn)品氣送出界區(qū)。(8)甲醇的熱穩(wěn)定性和化學(xué)穩(wěn)定性都較好:甲醇不會被硫回收單元;熱再生塔底部抽出的貧甲醇經(jīng)- - 系列換熱冷卻有機硫、氰化物等組分所降解,在操作中甲醇不起泡、純甲醇后進(jìn)入吸收塔頂部作為精洗甲醇。收稿日期:2015 -06-11作者簡介:孟令凱(1982- -) ,工程師,大學(xué)本科,2005年畢業(yè)于江蘇工業(yè)學(xué)院油氣儲運專業(yè),現(xiàn)在中石化寧波工程有限公司工藝系統(tǒng)工作。山東化工SHANDONG CHEMICAL INDUSTRY2015年第44卷7粗氫氣貧甲醇，半貧甲醇尾氣0,產(chǎn)品氣(CO.,脫除塞C0.甲醇| 低壓閃燕尾氣洗滌↓克勞斯氣H,S脫除.寬HS甲醇熱再生甲醇水分席HS濃縮換氣(變換氣冷卻“預(yù)洗犀氡洙資富原料氣冷卻酸性氣體脫除中壓閃蒸低壓閃蒸和H_$富集圖1流程簡困3.6甲醇/水分離hl')多選用半貧液流程,一些中小規(guī)模的低溫甲醇洗裝置,甲醇水分離塔再沸器利用中低壓蒸汽加熱。甲醇水分為了節(jié)能降耗,也逐漸考慮采用半貧液流程。離塔塔頂甲醇蒸汽送往熱再生塔作為汽提蒸汽,塔底廢水經(jīng)全貧液吸收流程僅采用貧甲醇作為吸收塔脫碳段的吸廢水冷卻器冷卻后分為兩部分,-部分廢水送至尾氣洗滌塔收溶劑;而半貧液吸收流程吸收塔脫碳段則采用貧甲醇作為回用,另一部分廢水直接排出界區(qū)。精洗甲醇和低壓閃蒸后的半貧甲醇作為主洗甲醇兩種吸收3.7 尾氣洗滌溶劑。兩種流程主要區(qū)別在于半貧液吸收流程的吸收塔脫在尾氣洗滌塔中,來自界區(qū)的脫鹽水與尾氣在塔內(nèi)逆流碳段比全貧液流程多出一股經(jīng)過低壓閃蒸的半貧甲醇作為接觸,尾氣中的甲醇被洗滌下來,塔頂滿足要求的尾氣送出吸收溶劑,多了- -套半貧甲醇吸收、閃蒸循環(huán)系統(tǒng),同時增加裝置高架放空,為了減少脫鹽水的流量,甲醇水分離塔塔底了兩臺半貧液泵。全貧液流程因為全貧液循環(huán)量大,導(dǎo)致后續(xù)熱再生系統(tǒng)、甲醇水分離系統(tǒng)負(fù)荷加大，熱再生塔及甲醇廢水一部分被送往尾氣洗滌塔的中部回用。4優(yōu)化方案水分離塔的設(shè)備尺寸較大,后續(xù)系統(tǒng)公用工程消耗增加。半貧液吸收流程換熱網(wǎng)絡(luò)更復(fù)雜- - 些,能夠減少冷量消耗,裝4.1采用半貧液技術(shù)置規(guī)模越大優(yōu)勢則越明顯。4.1.1工藝流程 .根據(jù)用于吸收塔脫碳段的吸收溶劑的不同,低溫甲醇洗4.1.2兩種流程操作 費用對比工藝分為全貧液吸收流程和半貧液吸收流程。目前,新建規(guī)兩種流程操作費用對比見表1。模較大的低溫甲醇洗裝置(有效氣H +CO大于15萬Nm'/表1兩種流程操作費用對比半貧液流程全貧液流程稱單價小時量費用/元.費用/元低壓蒸汽Vt元/t60.197614080.5MPa(g)低壓蒸汽/t703514681. 0MPa(g)元/kWh 0.551726949.384- 40吣冷量/kW2817kW; .3260kW;18052071轉(zhuǎn)換為高壓蒸汽折高壓蒸汽消耗:9.5↑折高壓蒸汽消耗:10.9t第16期.盂令凱:低溫甲醇洗工藝的技術(shù)優(yōu)化●147●表1(續(xù))半貧液流程全貧液流程名稱單價小時量費用/元脫鹽水/t元/t 10440循環(huán)水/t元/t0.510204541216. 4低壓氮氣Nm'元/Nm3 0.45940042308900甲醇損失0.033787合計元8851.39354.4年操作費用億元0. 70810. 7483由上表可以看出采用半貧液流程比全貧液流程年操作的工藝流程圖增設(shè)了兩臺液力透平。費用少約400萬元。液體介質(zhì)從高壓減至低壓會損失部分能量,可通過液力4.1.3投資對比透平來回收這部分能量,用來驅(qū)動泵或其它轉(zhuǎn)動設(shè)備,從而半貧液流程比全貧液流程多了一套半貧甲醇吸收、閃蒸達(dá)到節(jié)能的目的(4]。在煤制氫酸性氣體脫除單元中有4個循環(huán)系統(tǒng),同時增加了兩臺半貧液泵;而全貧液流程因為全部位需節(jié)流減壓,根據(jù)投資和回報的效益分析,選擇兩處能貧液循環(huán)量大,導(dǎo)致后續(xù)熱再生系統(tǒng)負(fù)荷加大以及設(shè)備尺寸量損失較高的部位增設(shè)液力透平,位置詳見工藝流程圖。變大。總體而言,全貧液流程可節(jié)省投資約1500萬。4.2增設(shè)液力透平為了進(jìn)-步實現(xiàn)酸性氣體脫除裝置的節(jié)能降耗,優(yōu)化后CO,脫除富CO,甲醇富C0,甲醇;中壓閃蒸5. 54MPaG1. 8MPaG沒-日--日-被驅(qū)動泵1電動機 離合器液力透平1H$脫除富H2S甲醇富H[S甲醇5. 58MPaG被驅(qū)動泵2電動機離合器液力透平2圖2優(yōu)化后的工藝流程 圖兩處分別可回收205kW和110kW功率,回收功率約占常規(guī)低溫甲醇洗裝置吸收塔的直徑上下相同,由于變換整個酸性氣體脫除單元電耗的18%。兩臺液力透平、進(jìn)出口氣量在吸收塔的精洗段氣量很小 塔內(nèi)空塔氣速較小,塔盤管線閥門材料及施工費用約460萬元,節(jié)電:315 x 8000 x0.開孔率較低,存在設(shè)備投資的浪費。因此本項目考慮在吸收55 = 138.6萬元/年。塔的精洗段進(jìn)行變徑優(yōu)化，優(yōu)化前后參數(shù)如下表2。4.3吸收塔的設(shè)計優(yōu)化表2優(yōu)化前后參數(shù)氣體的脫硫和脫碳可在同- -個吸收塔內(nèi)選擇性地進(jìn)行，吸收塔總塔精洗段精洗段精洗段壁且H2S的溶解度比CO2的溶解度大得多,這樣就可以選擇性高/m高度/m塔徑/m厚/mm的在吸收塔的不同區(qū)域脫除H2S和CO2。本項目吸收塔自變徑前)0203.37下而上分為預(yù)洗段脫硫段、脫碳段精洗段。變換氣先進(jìn)入變徑后902.456吸收塔2C001下部的預(yù)洗段,痕量組份如NH,和HCN被脫變徑后吸收塔投筒體資減少168萬元,吸收塔內(nèi)件投資除;在脫硫段HS和cos被來自脫碳段的富CO2甲醇液洗減少 40萬元，共計208萬元。滌吸收;在脫碳段,大部分變換氣中的二氧化碳被脫除,最終(下轉(zhuǎn)第149頁)進(jìn)人精洗段變換氣的氣量明顯減少。.第16期王明智，等:粉煤輸送載氣的切換方法●1492.2切換前應(yīng)具備的條件處互換完成的時間,經(jīng)過估算初步定為2. 5h。氣化系統(tǒng)運行穩(wěn)定,負(fù)荷大于60%,低溫甲醇洗運行正3載氣切換 CO2的注意事項常,CO2分析合格,H2S+COS含量低于5x10-6,壓縮機出口(1)在切換過程中要密切監(jiān)視兩臺壓縮機的運行參數(shù)。溫度能達(dá)到120C。N2 壓縮機K - 3052運行正常,三段出口如果N2壓縮機跳車,要迅速關(guān)閉Nz壓縮機的出口兩位閥壓力30PIC0305控制在5. 0MPag,四段出口壓力30PIC030630XV0306/0307 ,繼續(xù)向管網(wǎng)供應(yīng)CO2 ,必要時可手動調(diào)節(jié)放控制在7.5MPag。CO2 壓縮機K - 3051已備用,三段四段出空閥的的開度以維持管網(wǎng)壓力,前提是不影響CO2壓縮機的口兩位閥30XV0306/0307以及后面的現(xiàn)場手閥處于關(guān)閉狀穩(wěn)定運行,同時關(guān)閉N2壓縮機出口的現(xiàn)場手閥,全開放空閥態(tài)。30PV0305/0306。如果CO2壓縮機跳車,迅速關(guān)閉CO2壓縮機出口的兩位閥30XV0304/0305 ,恢復(fù)N2供應(yīng),必要時手動2.3 載氣切換過程全開CO2壓縮機三四段放空閥30PV0303/0304,啟動K干預(yù)放空閥動作以維持管網(wǎng)壓力,同時關(guān)閉CO2壓縮機出口-3051,提轉(zhuǎn)速至正常轉(zhuǎn)速。將三四段壓力控制器的現(xiàn)場手閥,全開放空閥30PV0303/0304。(2)在切換過程中密切關(guān)注N2/CO2管網(wǎng)的壓力以及煤30PIC0303/0304切到自動狀態(tài),設(shè)定值分別設(shè)為5. 1MPag、粉管線的穩(wěn)定性,避免因壓力波動造成煤氣化連鎖跳車。如7.6MPag,確保比N2壓力設(shè)定值高0. 1MPag。當(dāng)30P10303/果在切換過程中或切換完成后氣化系統(tǒng)跳車,若空分在繼續(xù)0304壓力穩(wěn)定以后,全開30XV0304/0305后面的現(xiàn)場手閥,運行,應(yīng)迅速啟動N2壓縮機已完成氣化爐的吹掃。然后打開30XV0304/0305 ,并入CO2。(3)由于CO2在節(jié)流膨脹時相對于N2具有更明顯的低CO2并人以后,注意觀察放空閥開度,如果CO2放空閥溫效果,所以在煤粉鎖斗初始充壓以及泄壓時易因溫度過低關(guān)小,N2放空閥開大,表明CO2已經(jīng)進(jìn)人管網(wǎng)，否則需要提而致使煤粉中的水份結(jié)露,因此要監(jiān)視好U1200 的溫度以及高CO2壓力,同時注意觀察穩(wěn)定管網(wǎng)N2/CO2壓力30P10002對下煤的影響,如果可能,當(dāng)煤粉鎖斗泄壓時現(xiàn)場測量容器以及超高壓N2/CO2管網(wǎng)壓力30P10001。每半小時手動分析外殼的溫度。為避免因水份結(jié)露而造成的煤粉結(jié)塊,要保證- -次混合氣體中CO2含量。煤粉鎖斗和泄壓管線的伴熱以及CO2壓縮機出口溫度,并定在放空閥的開度穩(wěn)定以后,觀察K - 3051以及管網(wǎng)壓力期對高壓N2/CO2緩沖罐排液,防止CO2帶液進(jìn)入系統(tǒng)。是否穩(wěn)定,根據(jù)現(xiàn)場情況考慮停K - 3052切出N2 ,關(guān)閉三四(4)在CO2替代N2過程中,雖然CO2參與反應(yīng),但氣化段出口兩位閥30XV0306/0307 ,全開放空閥30PV0305/0306,爐的放熱基本不會改變,所以在切換過程中要保證小室蒸汽產(chǎn)量的穩(wěn)定。在0/C不變的情況下,由于CO2密度比N2使K- 3052處于備用狀態(tài)。高,在初始切換到CO2時,實際煤量會降低,造成真實的0/C2.4粉煤密度計算公式的修 改由于N2和CO2的密度不同，粉煤輸送在切換載氣后會增加,氣化爐溫度上升,小室蒸汽產(chǎn)量增加。為保證蒸汽產(chǎn)量不變,防止氣化爐溫度過高,通過下調(diào)0/C控制回路中的影響密度計測量的準(zhǔn)確性,從而造成粉煤實際流量與計算流修正參數(shù)以降低總0/C,增加粉煤管線煤量,同時煤粉密度量出現(xiàn)偏差,進(jìn)而影響氣化爐工況。因此在載氣切換過程公式要做出及時切換。中,粉煤密度計算公式要及時作出修改。(5)切換至CO2后,粗合成氣中的CO2含量會大幅升粉煤密度計算公式為:高,要及時與低溫甲醇洗工段進(jìn)行聯(lián)絡(luò),確保后續(xù)系統(tǒng)穩(wěn)定。13DI0101 -Dx 13P0101 x10+14結(jié)語13110101 +27313DY0101 = 1400 x當(dāng)用粉煤輸送載氣由N2切換到CO2后,粗合成氣中N21400- Dx 13P10101 x10+113T10101 +273含量明顯降低,有效氣組分增加,減少了后續(xù)工段弛放氣的當(dāng)載氣為N2時,D值為341.25,當(dāng)載氣為CO2時,D值放空,提高合成效率,增加甲醇產(chǎn)量。除此之外,采用CO2代為536. 25替N2不但可以減少N2消耗,而且使低溫甲醇洗產(chǎn)生的CO2從N2切換到CO2,當(dāng)開始打開30XV0304/0305后面的得到有效利用,減少因CO,放空而造成的環(huán)境污染。手閥時,點擊控制面板的切換按鈕,密度計算公式中的D值(本文文獻(xiàn)格式:王明智，宗學(xué)偉.粉煤輸送載氣的切換方法將從341. 25經(jīng)過“RAMP"時間變化到536. 25。其中[J].山東化工,2015 ,4(16):148-149.)“RAMP"的時間取決于切換載氣時N2/CO2之間在粉煤管線(上接第147頁)社,2010.983 -987.5小結(jié)[2]汪家銘.低溫甲醇洗凈化工藝技術(shù)進(jìn)展及應(yīng)用概況采用半貧液流程比全貧液流程投資增加1500萬元,年[J].瀘天化科技,2007(2):120 - 124.操作費用節(jié)省400萬元,約3.7年收回增加投資成本;通過[3]齊勝遠(yuǎn).全貧液半貧液低溫甲醇洗工藝技術(shù)對比[J].設(shè)置液力透平設(shè)施，投資增加460萬元,年操作費用節(jié)省化肥工業(yè),40(4) :56 -64.138.6萬元/年,約3.2年收回增加投資成本;吸收塔精洗段[4]于良儉,陳允中.液力能量回收透平在石化行業(yè)中的應(yīng)縮徑后塔設(shè)備投資可節(jié)省208萬元。由此可見,通過對低溫用[J].石油化工設(shè)備技術(shù),1996 ,17(4):27 -31. .甲醇洗工藝的優(yōu)化,項目實施后經(jīng)濟(jì)效益顯著。參考文獻(xiàn)(本文文獻(xiàn)格式:孟令凱低溫甲醇洗工藝的技術(shù)優(yōu)化[J].山[1]賀永德現(xiàn)代煤化工技術(shù)手冊[ M].北京:化學(xué)工業(yè)出版東化工,2015 ,44(16):145 - 147,149.)