循环甲醇水含量高水分离塔改造

1、低温甲醇洗装置甲醇/水分离塔改造陈忠华(镇海炼油化工股份有限公司化工部, 浙江宁波,315207摘要通过计算认为甲醇/水分离塔塔板从泡罩改名为高效复合塔板后, 能够使贫甲醇中水含量降到015%以下, 整个装置的运行工艺得到改善, 起到较好的节能效果。关键词甲醇塔板改造水含量收稿日期:2003-03-04。作者简介:陈忠华, 男,1968年出生, 工程师,1991年毕业于浙江工业大学化学工程系, 现在镇海炼化公司化工部工艺组从事技术管理工作。联系电话1甲醇洗装置现状镇海炼化公司化工部甲醇洗装置主要承担着对合成氨工艺气的脱硫脱碳任务。经过十多年的运行、摸索和改造, 现

2、能承受110%以上的负荷, 。器的堵塞, 这些问题的解决主。国内从林德引进的几套低温甲醇洗装置虽然都设置了甲醇/水分离塔, 但运行情况都不理想, 循环甲醇中水含量普遍高于设计值。甲醇/水分离塔高2115m , 塔径018m , 共48块塔板, 塔板改造前均为林德泡罩型式。按林德公司计算, 经该塔脱水后低温甲醇洗装置贫甲醇中水含量设计值为015%, 如果水含量过高, 会造成设备腐蚀率增加, 产生的腐蚀产物堵塞绕管式换热器壳侧通道; 影响低温甲醇对C O 2、H 2S 的吸收, 洗涤甲醇量增加, 动力消耗增加。甲醇洗装置试车至脱水塔改造前, 贫甲醇中水含量一直大大高于设计值, 最高的时候达3%左右

3、, 正常的时候也平衡在115%左右。给生产带来了很大的危害:1990年至1997年, 低温甲醇洗装置由于管线内外腐蚀发生泄漏10多次, 其中5次被迫停工抢修; 绕管式换热器壳侧每年均有结垢现象, 多次实施化学清洗, 其中2台换热器清洗后内漏, 被迫更换。因此必须通过改造来降低系统水含量。2改造方向的确定造成系统甲醇中水含量高的因素有:进洗涤塔的气液分离罐分离效果不好; 进低温甲醇洗装置变换气的温度过高, ; 甲醇/水分、, 32左右, , 而进洗涤塔的气, 经测定分离效率达到90%, 虽然低于设计值, 但基本能满足分离要求, 而且该分离罐为高压低温设备, 更换投资要100多万元, 投入产出比明

4、显不合理。因此决定对甲醇/水分离塔进行改造。改造一般有2种方案:增大塔径, 提高该塔的处理能力, 效果较好, 但投资较高; 塔体不动, 将林德泡罩塔板改成其它效率更高的塔板, 如M D 塔板、高效复合塔板等, 这样投资要少的多。经校算, 选择了浙江工业大学开发的高效复合塔板替代林德泡罩塔板。3改造内容311高效复合塔板的结构及特点高效复合塔由若干块复合塔板组成, 每块复合塔板是在穿流筛板下加一层规整填料复合而成。由于没有降液管, 故气液为逆流操作。图1为高效复合塔操作示意图1。气相自下而上流动, 液相自上而下流动, 相互逆流。对于每一层板, 气液接触有3个区域:在多孔穿流筛板上为泡沫区; 在规

5、整填料内, 液相以液膜状沿着填料流下, 为液膜区; 在填料层下面, 液大氮肥第26卷第4期滴均匀下降与上升的气相接触, 为淋降区。因而在高效复合塔中的气液接触与常见的有降液管塔板不同, 具有以下特点:充分利用塔内空间, 使之对气液两相都有传质作用; 多孔穿筛板对下面的填料层起到液体均匀分布的作用, 填料则起到使气体均匀分布的作用, 这使穿流筛板和填料都处于良好的气液接触状态; 填料的存在基本上消除了塔板间的雾沫夹带; 高效复合塔不设降液管, 空塔截面比常用的板式塔要大15%左右, 穿流筛板开孔率也远大于常用塔板, 流动阻力较小, 通量可大大提高 。图1复合塔操作状态示意图据以上特点可看出, 复

6、合塔传质效率较高 。312塔板改造后装置水平衡推算图2为低温甲醇洗装置水平衡图 。图2低温甲醇洗装置水平衡图由图2可以看出, 当系统水分达到平衡时, 水量的平衡关系应该是:+=。点的水含量就是系统甲醇中的水含量。要推算出该点的水含量, 必须求出点和点的水含量和水量。点:取变换气温度32(正常操作温度 , 进甲醇洗系统的气液分离罐分离效率经测定90%, 则点的摩尔百分组成由ECSS Ver 310分离过程模拟包计算结果:H 26119520%,C O 23717972%, H 2S012398%, H 2O 010026%, 总流量714811km ol/h 。点:用ECSS Ver 310分离

7、过程模拟包对甲醇/水分离塔计算, 可得塔顶组成的计算结果见表1。表1甲醇/水分离塔塔顶的组成组分摩尔质量km ol h -1摩尔分率质量流量kg h -1质量分率CH 3OH89114470199603028561375001997764H 2O0135530100397061400601002236总计8915000110000286217750110000经塔顶冷凝器冷却分离后L 作为回流, D 则作为产品回到系统, 取回流比R =018, 则:R =L/D =(286217750-D /DD =159014306kg/h则点的质量流量为15901kg/h , 质量分率与塔顶相同, 为01

8、2236%点:ESCC , , 这样就可X :(11×01000026 ×18102+159014306×01002236=23681825XX =01002915由于点的进料甲醇就是从再生甲醇液中抽出, 因此, 可以看出当装置贫甲醇中水含量达到012915%时, 整个系统水量达到平衡。消除计算、操作及其他因素引起的误差, 取误差因子为0185, 则最后平衡时水含量达到:X =01002915/0185=01003429从计算过程不难看出, 甲醇/水分离塔塔板从泡罩改为复合后, 能够使系统甲醇中水含量下降到015%以下, 最根本的原因是从再生甲醇抽出去甲醇/水分离

9、塔的处理量增加(即点 , 改造前该点量为960kg/h , 改造后达到23681825kg/h 。313改造增加热负荷计算1 塔底再沸器塔底再沸器原来的换热面积为20m 2, 总传热量为793673×4118k J/h 。塔改造后由于其处理量的增加, 所要求的热负荷也相应增加, 根据ECSS Ver 310分离过程模拟包计算, 改造后再沸器热负荷将达到1151400×4118k J/h , 原来的再沸器不能满足要求, 需更换。Q 1=793573×4118k J/h , A 1=20m 2, Q 2=1151400×4118k J/h , 求A 2, C

10、 p1=C p2, t 1=t 2,根据Q =C p A t , 则:Q 1/Q 2=(C p1A 1t 1 /(C p2A 2t 2 =A 1/A 2, 计算得:A 2=29101m 2632大氮肥2003年第26卷其中:Q 1改造前再沸器热负荷;Q 2改造后再沸器热负荷;C p1改造前塔底介质热容; C p2改造后塔底介质热容;t 1改造前塔底介质进出再沸器温差; t 2改造后塔底介质进出再沸器温差;A 1改造前再沸器换热面积,m 2; A 2改造后再沸器换热面积 ,m 2。则新的再沸器计算面积为29101m 2, 取35m 2,根据化工工艺设计手册2选型, 新的再沸器:设备型号G CH8

11、001635, 标准图号JB114671117, 富裕系数11206, 蒸汽用量2387kg/h 。2 塔顶冷凝器图3上塔冷凝器的改造方案由于甲醇/水处理塔负荷增加, 塔顶产品量也明显增加, 原来的2台冷凝器已不能保证上塔产品达到设计温度。原设计上塔2台冷凝器的热负荷为323473×4118k J/h , 改造后需要的热负荷为1088200×4118k J/h , 远远不能满足要求。为解决这个问题, 对上塔冷凝器的改造设计了2种方案:更换上塔2台换热器, 增大换热面积。上述2台换热器不动, 将出上塔甲醇汽在进冷凝器前进行分流, 去再生塔中部, 这样即可减轻冷凝器负荷, 又可

12、作为再生塔热源, 节约低压蒸汽。采用第2种方案简单实用, 可节约10万元设备投资, 实施过程中效果不错。改造如图3。314改造实施1997年6月, 对甲醇/水分离塔进行了改造:48块林德泡罩塔板改成了高效复合塔板; 塔底再沸器面积从20m 2增大至35m 2; 塔顶冷凝器没有更换, 按第2种方案进行了改造; 围绕该塔的泵、仪表也相应的进行了改造。4改造效果411改造后该塔的运行情况1997年7月, 经调试, 。运行正2。/项目甲醇进料量/kg h -1回流量kg h -1塔压差kPa上塔产品甲醇中水含量, %下塔废水中甲醇含量, %改造前01960190161601450101改造后21562

13、124221801320101从表2可以看出, 甲醇/水分离塔改造塔板后处理能力增加了近3倍, 但整塔压降增加不大; 甲醇与水的分离效果也是比较好的, 上塔产品甲醇中水含量比改造前低, 下塔废水中的甲醇含量达到0101%, 与改造前持平, 符合排放标准。412低温甲醇洗贫甲醇中水含量降低由于甲醇/水分离塔处理能力的增加, 而且运行情况稳定, 使低温甲醇洗装置的循环贫甲醇中水含量大大降低, 见表3。表3循环贫甲醇中水含量时间1月2月3月4月5月6月7月8月9月10月11月12月平均1994年11891132114011451172210621331172114711221127112211591

14、995年11221137116711812195115611772100115411311138115211681996年11731162117211751174119521102107119211991187117611851997年11711167118211993110改造21311177112811451103018711731998年01590151016401620157017001620158016501650164112401671999年01850183019511141101111801640189016601570141013001792000年0128013601370

15、137013401370140013801360139停工停工01362001年停工017801240125012501340134012801330125013901360135从表3可以看出, 塔板改造后对甲醇洗装置循环贫甲醇中的水含量的影响是决定性的, 尤其是1999年下半年开始, 将甲醇/水分离塔的负荷进一步提高, 工况再次优化后, 贫甲醇中水含量降到了015%以下, 与计算的结果基本相符。413整个装置的运行情况得到完善1 运行设备腐蚀情况得到控制。从1993年至1997年, 共发生5次由于设备腐蚀泄漏而导致732第4期陈忠华1低温甲醇洗装置甲醇/水分离塔改造停车的事故, 平均每年1

16、次, 而1998年至今此类事故没有再发生过; 由于腐蚀得到控制, 循环甲醇中悬浮物大大减少, 装置内绕管式换热器的使用周期延长, 化学清洗频率降低, 例如富甲醇换热器, 原来一般1年清洗1次, 现在是2年1次; 各甲醇泵进口滤网的清洗频率也从以前的每月2次延长至2月1次, 大大降低了工况波动概率。2 以前每次大修从装置中排出的污甲醇都作为废甲醇处理掉, 甲醇/水分离塔塔板改造后由于处理能力提高, 现这部分污甲醇均重新通过该塔处理回收, 平均每年回收量约150t 左右。3 由于将出上塔进冷凝器前的物料进行了分流, 部分物料送到再生塔作为热源, 节约了再生低压蒸汽约015t/h , 起到了较好的节

17、能效果。5存在问题及解决方法甲醇/有较大提高, 大改善。但由于其结构原因, 也存在问题:由于从前面气液分离罐来的甲醇/水中灰分比较多, 这股物料进到该塔后由于其开孔率高, 而且没有溢流堰, 灰分很难在塔板上积累, 都随淋降液流流到塔底, 很快就会在塔底积累, 堵塞塔底出液口, 甚至堆积到再沸器下封头, 堵塞再沸器换热列管, 致使该塔无法正常运行。从1998年到现在, 在其它装置不停的情况下该塔由于灰分堵塞共打开了4次, 每次打开都发现再沸器列管大部分被堵死, 而且塔底灰分积得很厚。而以前只要在大修时打开该塔对塔板进行冲洗, 就解决这个问题。要解决上述问题, 只要在塔底及再沸器封头底部开一个排液

18、口, 。1, 11,1994,232 1化工工艺设计手册1北:,1986THE METHANOL/WATER SEPARATOROF RECTISOL WASH UNITChen Zhonghua(Zhenhai Refining &Chemical Co 1, Ltd 1, NingBo , 315207Abstract By calculation ,it is regarded that the water content in lean methanol s olution can be lowered down to 015%if the bubble caps tray is changed to high efficient com pound tray in th