煤制甲醇装置改造与优化

ep.2012现代化工第32卷第9期84Modern Chemical Industry212年9月煤制甲醇装置改造与优化闫国富(中国神华煤制油化工有服公司包头煤化工分公司,内蒙古包头014010)摘要:讨论了国内某新建180万ta煤制甲醇装置在试生产过程中出现的问题及产生原因,并提出了相应的技术改造和调整方案,绝大部分优化和技改方案已经取得了显著的效果。目前该煤制甲醇装置运行良好,各项指标和产能均达到了设计要求关键词:煤制甲醇装置;气化;净化;合成;优化中图分类号:TQ223.12+1文献标识码:A文章编号:0253-4320(2012)09-0084-0Optimization of large capacity coal-to-methanol plantYAN Guo-fuShenhua Baotou Coal Chemical Co, Ltd, Baotou 014010, China)Abstract: The problems ocurred during trial operation of a 1 800 kt/a coal-to methanol plant are discussed. Thecountermeasures are put forward. Most of them had been carried out and proved efficient. Now the plant is runningady.Key words: coal-to-methanol plant; gasification; purification; synthesis; optimization1项目装置简介燕汽国内某新建180万ta煤制甲醇项目为目前全汽包排污锅炉给水炉给水球最大规模煤制甲醇装置,该项目于2010年5月底开始投料试车,7月初生产出合格甲醇产品。该煤驰放气制甲醇装置主要由气化装置净化装置、甲醇合成装闪燕气置以及硫回收装置4个装置组成,目前为止,其中的新鲜气粗甲醇至精馏气化装置、净化装置和甲醇合成装置均为全球最大「粗甲醇至稳定塔生产规模装置。煤制甲醇项目流程示意图如图11一汽包;2-1·合成塔;3一水冷器;4—循环气压缩机;所示。5一空冷器;6—2合成塔;7一汽包原料媒[气化}粗氢回收尾气进燃料气管网图2甲醇合成流程示意图氢气送其他装置硫回收装置:该装置釆用部分燃烧法兼顾分流驰放气法工艺,尾气处理采用“SSR”技术,来自低温甲醇洗硫硫回收酸性气体的酸性气体进入制硫燃烧炉进行高温克劳斯反应转合成甲醇合成门中醇送甲醇罐区化为硫磺,同时副产1.1MPa和0.6MPa的蒸汽。图1煤制甲醇项目流程示意图2煤制甲醇装置运行情况气化装置:煤气化工艺采用GE公司德士古水该套180万t/a煤制甲醇装置为全球最大规模煤浆加压气化技术,气化装置由3部分组成,煤浆制装置,在此之前国内最大规模的煤制甲醇装置为60备单元、气化单元和渣水处理单元。万匕a,许多小规模的煤制甲醇装置在工艺和设计上净化装置:该装置采用部分变换和林德低温甲有很多值得借鉴的地方,但是化工装置经过进一步醇洗净化工艺,为2个系列并列运行,每个系列由变工业放大之后,其工艺技术和运行工况便有较大区换、低温甲醇洗和冷冻3个单元组成。别,所以如此大规模的煤制甲醇装置在全球尚属首甲醇合成装置:甲醇合成装置采用英国DAVY例,在工艺设计和实际运行上,都需要重新摸索。技术,其流程采用双反应器串并联的方式,如图2煤制所示。年7月产H中国煤化工开始试车,2010CNMHG半年的试运行,收稿日期:2012-04-19作者简介:闫国富(1975-),男,本科,工程师,从事化工生产管理工作,0472-5332909,alexander01@126.com。2012年9月闫国富:煤制甲醇装置改造与优化检验了工艺流程的设计、设备选型和仪表电器等控(3)改造效果制方案,同时也暴露出设计存在的问题和缺陷,以及改造后,大大缓解激冷水过滤器在开车前的堵目前潜在的不安全因素、制约长周期高负荷生产的塞问题,并使气化炉的运行周期由不到20d延长至因素等。为了从根本上解决以上问題,消除设计缺40d左右;同时,预热水泵出口与渣池泵出口管线陷相关技术人员经过将近2年不断从实践中摸索相连后,不仅方便了烘炉期间热水的排放,而且大大经验积极进行操作优化和技术改造,有效地解决了增加了渣池泵的备用,丰富了操作控制于段。制约长周期高负荷稳定运行的瓶颈问题,目前气化3.1.2渣池捞渣机扩能改造装置、净化装置、甲醇合成装置以及硫回收装置运行(1)存在问题稳定,基本保持90%以上的高负荷运行,各项指标气化装置为成套刮板捞渣机,主要由导轮链条均已达到设计要求。刮板等内件、液压张紧装置、板放水阀及控制系统3煤制甲醇装置优化及运行情况渣池、渣池搅拌器、驱动装置、堰捞渣机壳(槽)体等构成。其倾斜段仰角30°~40°,输送能力为3.0~3I气化装置试车过程中遇到的问题及解决方法15.0Uh,驱动装置为YBPT132M-4-7.5型防爆变3.1.1气化炉预热水系统改造频调速电机,可实现连续变频调节,电机功率为7.5(1)存在问题kW。改造前,当气化炉在高负荷工况下落渣量较大在原设计中,气化炉烘炉期间,预热水泵从渣池时或因工况波动导致渣量瞬间增大时,常常因捞渣渣仓抽水将水送入激冷水管线经激冷水过滤器进机配套的电机功率设计偏小导致过载跳车。入气化炉内的激冷环,这股预热水经锁斗流回渣池(2)改造内容渣仓内。由于渣仓及系统内残留有各种细灰和细捞渣机电机功率由75kW增加至15kW,同时渣,在渣仓里的水循环使用过程中会被水带入到激其配套的减速机构也进行了相应的改造。冷水过滤器中并进行富集,堵塞过滤器,导致气化炉(3)改造效果运行期间激冷水量过低,限制了负荷的提升,同时也改造后,捞渣机没有再出现过因为电机功率小缩短了气化炉的运行周期。而引起的过载跳车事故,运行非常平稳,保证了气化(2)改造内容炉的连续性排渣和稳定生产如图3所示,停止使用原预热流程进行烘炉水3.1.3激冷水过滤器改造循环,考虑到渣池泵泵送能力有限,增设预热水泵出(1)存在问题口到渣池泵出口管线,烘炉期间改用预热水泵将渣激冷水过滤器体积设计偏小,容积仅为1m3,池渣仓内的水经由预热水泵出口到渣池泵出口管线且激冷水过滤器结构不合理,如图4和图5所示新增送至沉降槽进行固液沉降分离,沉降槽固含量激冷水经滤芯下部固定板外环隙到达上部滤芯外,低的上层灰水溢流到灰水槽中,再由灰水泵将灰水经滤芯过滤后,进入滤芯,后经隔离腔流出。切除后送至激冷水管线,再经激冷水过滤器进入气化炉内用低压灰水冲洗达不到预期效果,因为冲洗水从滤的激冷环完成烘炉期间的预热水循环。芯上部固定板外环隙流入,与滤芯外表面接触,带着过滤产生的积灰,经滤芯下部固定板外环隙流出,冲洗的过程中,安装在中间部位的滤芯无法得到有效的冲洗,靠近下部固定板的部分更是由于空间狭小而无法使积灰被带走,同时,由于冲洗水压力低均布支架中国煤化工一激冷水出口1—气化炉;2-激冷水过滤器3-渣池;4一预热水CNMHG5—渣池泵;6一洗涤塔;7一沉降槽;8一灰水槽;9一灰水泵图3气化炉烘炉流程示意图图4激冷水流向示意图现代化工第32卷第9期冲洗水进口投用后,将冷凝液全部回收送往热电站生产脱盐水,在节水的同时,降低了气化装置污水外排量,降低了环保压力。若以脱盐水18元/t的价格计算,预计全年可节省费用432万元。3.2净化装置试车过程中遇到的问题及解决方法3.2.1变换炉进出口增设副线冲洗水出口(1)存在问题图5冲洗水示意图变换单元流程如图7所示。来自气化装置的粗且只是对滤芯外表面进行冲洗,没有从滤芯内部向煤气一部分经废热锅炉降温、分离冷凝液后通过变外反向冲洗,所以板结在滤芯外侧的积灰或垢片无换炉变换,另一部分不经过变换(配气),通过控制法得到有效的清除,冲洗效果差,冲洗后正常的激冷进变换炉的量和配气的流量来满足合成气对氢碳比水量维持时间不长后又迅速下降。激冷水过滤器经的要求。在变换单元流程长且复杂,开车时首先需常堵塞,频繁切换,增加了员工的劳动强度,也影响要导气暖管,而变换炉入口电动阀上游部分的管线气化炉的稳定运行。暖管时间太长,粗煤气将会在该段管线产生凝液而(2)改造内容对管线构成腐蚀,如果变换炉导气时将冷凝液带入将原过滤器形式改为筐式激冷水过滤器,其结变换炉内,将损害变换催化剂。另外,变换炉入口温构如图6所示,其特点在于,过滤器体积较大,过滤度缺乏有效的调节手段,从而导致变换炉床层温度后的积灰淤积于大容积筐内,投用后可以维持更长不易控制。一段时间,可以满足气化炉1个周期的稳定运行;切出后冲洗时,大部分积灰会从底部排除,不会淤积在内部;结构简单,检修方便。冲洗水进口E15新增副线激冷水进口激冷水出口—换热器1/2;2一废热锅炉2;3—分离器2;4一废热锅炉3;冲洗水出口5一废热锅炉4;6—分离器3;7一废热锅炉5;8-分离器4;9—换热器4/5;10—废热锅炉1;1l-分离器1;图6筐式激冷水过滤器示意图12一粗煤气预热器;13—换热器3;14-变换炉;15洗氨塔(3)改造效果图7变换单元流程示意图改造后,过滤器冲洗后效果明显,激冷水量提升(2)改造内容后能长时间地保持正常水平,无需频繁切换备用激在变换炉人口阀前和变换炉出口阀后增加一根冷水过滤器,劳动强度大为降低,也保证了气化炉的管径为26mm的管线,作为变换炉的副线。长周期稳定运行,且该过滤器结构简单,检修方便。(3)改造效果3.1.4节水改造变换炉增加了副线后,净化装置变换单元的开(1)存在问题车导气操作进行了改变和简化,缩短变换开车导气气化装置采暖、伴热蒸汽冷凝液约30th未回时间约3h,也节省了开车费用,变换炉导气时有效收,直接排向研磨水池,导致水资源的浪费。地防止将冷凝液带入变换炉内而造成变换催化剂的(2)改造内容损失,同时也方便对亦换炉入口温度调节,使得变换制浆、气化、渣水蒸汽伴热、采暖系统分别设置炉床层温中国煤化工冷凝液回收设施,回收的冷凝液送热电站化学水装3.2.2CNMH〔气均压线改造置生产脱盐水(1)存在问题(3)改造效果按原设计,当低温甲醇洗系统开车时,需要启动2012年9月闫国富:煤制甲醇装置改造与优化3.2MPa氮气压缩机来提供氮气进行甲醇循环降(2)改造内容温,但耗时长,也需要供应大量的氮气。为了避免上述现象的发生,保证各级蒸汽管网(2)改造内容的稳定运行,在甲醇合成装置外送1.73MPa蒸汽出在两低温甲醇洗系统净化合成气至甲醇合成装界区阀前增加止逆阀。置管线上的界区切断阀,现有的均压管线连接点改(3)改造效果至止回阀前,现有均压线由单阀加盲板改为双阀加改造后,压力调节放空阀动作时,并未引起盲板。这样低温甲醇洗一个系列运行,另一系列开1.73MPa蒸汽管网压力明显波动,保证了各级蒸汽车时不用启动32MPa氮气压缩机就可以直接从运管网的稳定运行。行的系列引净化气进行甲醇循环,操作非常方便3.3.2PSA变压吸附单元新增原料气分液罐3)改造效果变压吸附气体分离工艺过程之所以得以实现是低甲一系列开车、运行,二系列循环降温,当二由于吸附剂在这种物理吸附中所具有的两个基本性系列甲醇洗涤塔压力低时,直接将均压线双阀间的质:一是对不同组分的吸附能力不同,二是吸附质在盲板导通,开均压阀进行充压,节省了甲醇装置开吸附剂上的吸附容量随吸附质的分压上升而增加32MPa氮气压缩机的步骤,降低了能耗同时净化随吸附温度的上升而下降。利用吸附剂的第一个性装置,可以自由调整充压时间,也给操作带来很大的质,可实现对混合气体中某些组分的优先吸附,而使便利。其他组分得以提纯;利用吸附剂的第二个性质,可实3.2.3净化合成气中硫含量的控制现吸附剂在低温、高压下吸附而在高温、低压下解吸存在问题再生,从而构成吸附剂的吸附与再生循环,达到连续原始开车后低温甲醇洗的净化合成气中H2S分离气体的目的。含量一度超标严重,引气净化气中的H2S体积分数图8为PSA单元流程示意图。按原设计,自膜达到0.65×10-6分离单元来原料气(含H2、H2O、CO2、CH4和CO(2)原因分析等),通过原料气冷却器降温后,自塔底进入正处于在向甲醇装置导气过程中,由于工艺气负荷低吸附状态的吸附塔内。在多种吸附剂的依次选择吸于60%,为了调整净化气中的CO2含量减少甲醇附下其中的H2d、CO2、CH4和CO等杂质被吸附下循环量,并同时减少至H2S吸收段的甲醇量。另来,未被吸附的氢气(H2体积分数大于9995%)作外,在此过程中末及时调整热再生塔的操作参数,导为产品从塔顶流出,供给H2用户。被吸附的杂质致热再生不充分。气体经过逆放解析后进入缓冲罐,外送处理。(3)处理方法产品氢气在发现超标后,将净化气退出甲醇装置,调整净化操作工况。首先,提高热再生塔的负荷,确保贫甲醇中的硫含量合格;其次,增加甲醇循环量和去硫化原料气氢吸收段的流量;最后,通过减小激冷器负荷的方式冷却器原料气分液罐保证了净化气中的CO2指标,从而保证了净化合成PSA吸附塔系列解析气气中硫含量。3.3甲醇合成装置试车过程中遇到的问题及解决图8PSA单元流程示意图方法(1)存在问题3.3.1外送1.73MPa蒸汽管线出甲醇界区阀前增在甲醇合成装置试车期间,曾经发生原料气带加止逆阀液进人吸附塔,分子筛吸附剂遇到水或甲醇等有机(1)存在问题物后,释放出大量的吸附热,造成吸附剂床层温度快甲醇合成装置蒸汽过热炉出口1.73MPa过热速上升,导种附楼部超汨已扫吸附塔超温部位蒸汽在出甲醇界区阀前设有压力调节放空阀,并且材质蠕变中国煤化工该阀门参与过热炉停车联锁。调节阀瞬间打开造成CNMHG1.73MPa蒸汽管网压力的大幅度波动影响上下游为了有效分离原料气冷却器后原料气中的冷凝各级蒸汽管网的稳定运行液体,保证吸附塔安全运行,在原料气冷却器和PA观代化工第32卷第9期吸附塔之间新增原料气分液罐(见图8),该设备设大量的热量来不及移走,造成床层超温;二是气体组置远传和就地液位监控,采取就地人工定时排液排分对合成塔床层温度的影响,在系统调整负荷时,新放液经装置区地下排液总管进入中间罐区地下槽。鲜气中的CO2含量控制不稳定,忽高忽低,在CO2(3)改造效果含量过低的情况下,加剧了CO和H2气的反应,导改造结束后,PSA吸附塔再未发生过吸附塔鼓致合成塔催化剂床层超温;三是有时合成系统内惰包的情况。性气体控制过低(小于8%),在催化剂使用初期,其3.3.3甲醇合成塔床层温度的优化控制活性好,惰性气体含量减少,势必会提高有效气体的(1)存在问题分压,造成反应烈,导致床层温度超温。自投料以来,甲醇合成塔上部催化剂床层局部(3)处理方法温度一直处于超温状态。床层最高时热点温度至(a)控制系统的引气速度,缓慢提高合成系统310℃,系统稳定装填下,1塔上部2热点温度均在压力,使气体缓慢进入合成塔,逐渐开始甲醇合成反299~304℃,在系统负荷调整过程中容易超过应,缓慢增加负荷,使塔内的反应平稳进行,防止反310℃,导致系统一度无法提升负荷。应热急剧累积。(2)原因分析(b)合成系统采用合成段放喘振阀或调整压缩在合成塔设计方面(如图9),甲醇合成塔为径机转速来控制好压缩机入口压力,保证系统压力稳向流反应器蒸汽上升式合成塔,催化剂装填在反应定配合净化装置控制好CO2体积分数在3.0%左器的壳侧管内产生中压蒸汽。新鲜的合成气从反右防止催化剂超温。应器底部的中心管进入,中心管管壁上有分配孔以(c)在首次试车阶段,合成催化剂处于使用初保证气体的分布均匀。气体沿径向从内到外通过反期,活性较好这就要求将合成系统内的惰性气含量应器的催化剂床层;从汽包来的锅炉水进入反应器控制在10%以上,来抑制甲醇合成反应的剧烈进的底部然后向上流动并部分汽化带走甲醇合成反应行,保证床层温度。所产生的反应热。在合成塔的上部由于没有开孔收(d)在热点温度降低的状态下,稍提1号合成集器,热气体需向下折流经过中下部的催化剂后进塔的入口温度,来加剧下部床层的反应,使有效气体入收集器才能流出塔外;相对中下部直接径向流出尽可能在中下部床层多反应,减少顶部的反应,降低塔外的气体而言,气体在塔中上部滞留时间较长,另顶部温度。外此处催化剂范围内不含有换热的列管,所以反应通过以上措施,合成塔顶层温度基本能控制在热带出较慢,造成热量累积超温"。290℃以下,但以上只是在操作上的优化调节,若要根本解决,还需对合成塔结构进行改进。结语通过以上措施,逐渐解决了生产和设计上存在的绝大部分问题,取得了显著的效果,在以后建设的同类型大规模煤化工项目中值得借鉴。但也存在着些尚未能解决的问题,如汽提塔系统尤其是顶层塔板和塔顶冷凝器腐蚀严重,甲醇合成塔局部髙温图9PSA单元流程示意图等,还需要继续探讨解决方案并实施技术改造,从而逐渐消除制约长周期稳定优化运行的瓶颈。工艺方面有几个原因:一是在合成系统引合成气过程中,引气速度过快(界区阀门开得过快,以及参考文献管线上调节阀阀门调节过快)使得合成气迅速引入1]李雪冰闫国富.甲醇合成塔床层超温原因分析[J.化工设计合成塔,在催化剂表面发生甲醇合成反应,从而放出通讯,20中国煤化工中《现代化工》欢迎广大作者踊跃投稿,投稿系统:hhCNMHGa. 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