低温甲醇洗操作规程图文文档格式.docx

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3、系统跳车及联锁

第四章系统开车

一、概要

二、工艺指标

三、系统干燥

四、原始开车步骤（大检修后开车

1、开车前的检查、确认工作及准备工作

2、系统充压

3、系统充甲醇建立循环

4、系统冷却

5、启动热再生塔

6、启动甲醇/水分离塔

7、投用喷淋甲醇

8、向T1601导气

9、启动循环压缩机

10、送气

第五章正常操作

二、甲醇流量的调节

三、蒸汽流量的调节

四、气提N2流量的调节

五、甲醇洗工段冷量平衡的调节

六、甲醇/水分离塔T1605的操作

七、其他流量的调节

八、装置的分析管理

1、取样点说明

2、分析项目一览表

九、其它

1、NH3的积聚

2、半负荷运行

3、泄漏的判断和处理

4、泵的操作

5、循环气压缩机的开、停车

6、装置的防冻

第六章装置停车

二、减负荷

三、停原料气

四、三小时以上的停车程序（系统检修

五、设备的打开和过滤器的清洗

六、整个甲醇循环的清空

第七章装置故障和跳车

二、原料气故障

三、气提N2故障

四、电力故障

五、蒸汽故障

六、仪表气源故障

七、冷却水故障

八、丙烯冷却故障

九、HP-锅炉给水/脱盐水故障

十、压缩机C1601故障

十一、泵故障

第八章低温甲醇洗装置的维护和检查

一、一般维护说明

二、使用说明

三、维护检查

四、停车期间仅对热再生区的检查和维护

五、停车期间仅对甲醇/水分离塔T1605的检查和维修

六、停车期间对整个Rectisol单元的检查和维修

七、容器和塔的进入

八、仪表的检查

九、安全阀的调校

十、泵的检查维修

低温甲醇洗是一种基于物理吸收的气体净化方法,以工业甲醇为吸收剂。

该法用甲醇溶剂可同时或分段脱除气体中的H2S、CO2等酸性组分和各种有机硫化物、NH3、C2H2、C3及C3以上的气态烃,胶质及水汽等,能达到很高的净化度。

能把总硫脱至<

0.1mg/m3,同时能把二氧化碳脱至10×

10-8~20×

10-6（体积。

甲醇对氢、氮、一氧化碳（合成原料的溶解度相当小,且在溶液降压闪蒸过程中优先解吸,可通过分级闪蒸来回收,因而有效组分损失很少。

随着温度降低,H2S、CO2以及别的易溶气体在甲醇中的溶解度增长很快,且分压越高,增长越快,而氢、氮变化不大。

随着吸收温度降低,甲醇对酸性组分的选择性提高。

因此此法在较低温度下操作,更宜于在酸性气体分压较高的工况下操作。

此外,为了减少损失（甲醇易挥发,吸收和解吸过程在较低温度下进行。

所以此法须设冷冻装置,制冷温度一般为-38℃左右。

低温甲醇洗的工业装置最初由德国两家公司——林德和鲁奇研究开发的,1954年,在南非一个以煤为原料合成液态燃料的工厂中,由鲁奇承包建成第一个工业规模的示范性装置,用于净化加压鲁奇炉制得的煤气。

脱除硫化物和不饱和烃类至1×

10-6（体积并脱CO2至10%。

林德公司最初建造的低温甲醇洗装置用于净化含硫转化气,并回收无硫的CO2供合成尿素。

硫化氢馏分与来自液氮洗装置的尾气一起送往附近的电站作燃料烧掉。

为满足环保要求,降低放空尾气中有毒物质H2S等的含量,使其低于5×

10-6（体积;

提高H2S馏分浓度以利于加工成硫和其它有用产品;

甲醇液的再生过程和全流程组合也日趋合理、完善。

70年代末林德公司在我国设计和建造了三套渣油气化日产1000吨合成氨,脱硫脱碳压力8.0MPa的低温甲醇洗装置,它们分别是宁波镇海、新疆、宁夏化肥厂。

另外新建以煤和渣油为原料的大型合成氨装置如渭河化肥厂、兰化、吉化三十万吨合成氨装置采用低温甲醇洗。

我公司采德国林德公司的5.5MPa的低温甲醇洗工艺。

低温甲醇洗吸收酸性气体以及溶液再生,解吸回收有用气体的基础就是各种气体在甲醇中的溶解度不同而进行有选择的分离。

甲醇对二氧化碳、硫化氢、硫氧化碳等酸性气体有较大的溶解能力,而氢、氮、一氧

化碳等气体在其中的溶解度甚微,因而甲醇能从原料气中选择吸收二氧化碳、硫化氢等酸性气体,而氢和氮相对溶解较少。

各种气体在-40℃（233K时的相对溶解度如下表:

1、CO2在甲醇中的溶解度

低温下CO2在甲醇中的摩尔分率XCO2可按下式计算:

XCO2=0.425PCO2/P°

CO2

CO2在甲醇中的溶解度SCO2（ln/kg可表示为

SCO2=695.7PCO2/（2.35P°

CO2-PCO2

上两式中:

P°

CO2-----同温度下液体CO2的蒸汽分压,KPa

PCO2-------二氧化碳的平衡分压,KPa

不同温度和压力下二氧化碳在甲醇中的溶解度

（标准厘米3CO2/克甲醇

表中数据表明,压力升高在甲醇中的溶解度增大,溶解度与压力几乎成正比关系。

而温度对溶解度的影响更大,尤其是低于-30℃时,溶解度随温度的降低而急剧增大。

因此,用甲醇吸收二氧化碳宜在高压、低温下进行。

2、H2S在甲醇中的溶解度

H2S在甲醇中的溶解度比CO2更大,可表示为;

SH2S=692PH2S/（1.9P*H2S-PH2S

式中:

PH2S------H2S平衡分压,Kpa

P*H2S----液态硫化氢的蒸汽分压,Kpa可由下式确定:

LgP*H2S=6.583-973.5/T

当有二氧化碳同时存在时,H2S的溶解度要减少,可表示为:

SH2S=SH2S/（1+C.SCO2.42

SCO2------二氧化碳在甲醇中溶解度;

C------与温度有关的常数,-25.6℃,-50.0℃,和-78.5℃时数值分别为:

1.8×

10-4

1.5×

10-5

4.0×

10-7

3、COS在甲醇中溶解度

COS在甲醇中的溶解度遵从亨利定律,如图所示:

COS在甲醇中溶解度,随着压力

的增加而增加。

COS在甲醇中的溶解度与H2S、CO2的溶解度相比较表,吸收气体中CO2所需要的甲醇量足够完全地除净气体中的有机硫,如果只除去气体中的硫化物,那么应该考虑气体中COS的溶解度,因为COS是溶解度最低的硫化物组

分。

4、氢、氮和甲烷在甲醇中的溶解度及其它理化数据

氢、氮和甲烷等气体在甲醇中的溶解度是不大的,但由于变换气中H2含量很高,因此,在高压低温条件下脱除酸性气体时,造成H2的损失仍是可观的。

各种气体在甲醇中的溶解热由下表可见,CS2和H2S在甲醇中的溶解热不大,但因其溶解度较大,因而塔内仍有明显提高,为了保持一定的吸收效果,塔中部需设置冷冻以排除吸收放热。

各种气体在甲醇中的溶解热KJ/mol

5、甲醇洗工段冷量的来源及回收

甲醇洗工段脱除酸性气体H2S、CO2及COS是在低温下进行的。

为了满足净化工艺要求,工段须从外界得到冷量以维持正常的操作。

本工段冷量的直接来源为-20℃0.45Mpa的液态丙烯,在丙烯冷却器冷器E1604、E1605、E1617、E1621中蒸发,向甲醇洗提供-40℃的低温冷源;

另外,通过水冷器E1602、E1611、E1613、E1622向系统提供冷量。

正常运行时,本工段的冷损包括;

①换热器的换热损失

②保冷损失

③酸性气体吸收时由于溶解热所造成的冷量损失

因此,为了维持甲醇洗工段的正常运行需对以上损失（带走的冷量加以回收和补偿。

一、二类冷量损失由液态丙烯提供-40℃的冷量加以补偿。

第三类冷量损失部分可加以回收,另一部分由液态丙烯提供的冷量来补偿。

CO2、H2S、COS溶解于甲醇时,由于释放大量的溶解热使得洗涤甲醇的温度升高,造成冷量损失。

但这些气体在减压解吸回收过程中,由于解吸需吸收热量,这就使甲醇温度又降低了,一部分冷量在这里被回收。

由于CO2不可能全部在冷区解吸,H2S、COS在热区解吸,以及解热过程的不可逆性,使得CO2解吸的冷量回收率只有60~70%,而其余部分冷量需由液态丙烯补偿。

6、汽提原理

汽提是物理过程,它用于破坏原气液平衡而建立一新的气液平衡状态,达到分离物质的目的。

例如,A是液体,B是气体,B溶解于A中,达到气液平衡状态。

气相中主要以B的气体为主,当加以汽提介质C时,气相中B的分压降低,破坏了气液平衡状态。

通过调节汽提介质的量来控制汽提程度,将A与B两种物质分离。

如果要保证A,B的纯度而不需要其它杂质,则可采用A或B做汽提介质,如尿素生产汽提法或氨汽提法来分解甲铵。

过程采用CO

2

如果只得到A产品,B可以放空,则采用廉价易得的C产品做为汽提介质。

在甲醇洗脱除酸洗气体的工艺中采用两次汽提方法来除去甲醇中的CO2、H2S、COS以得到贫甲醇。

第一,在硫化氢浓缩塔底部通入一股低压N2作为汽提介质,降低CO2气体的分压,将大部分CO2在硫化氢浓缩塔中解吸,以回收冷量。

第二,在甲醇再生塔中用甲醇蒸汽做为介质,将溶解于甲醇中的CO2、H2S、COS全部解吸出来,达到甲醇再生的目的。

为了向硫回收工序提供合格的原料气,用易分离的甲醇蒸汽做汽提介质,是比较合理

的。

7、精馏原理

精馏是利用物质挥发度不同（沸点不同而将两种或两种以上的物质分离开的过程,精馏过程在塔内完成,混合组分从塔中间某一块塔板（进料板连续进入塔内,在进料板以上,上升蒸汽中所含的重组分向液相传递,而回流液中的轻组分向气相传递,这样经过足够的塔板,在塔的上半部完成了上升蒸汽的精制,即除去其中的重组分,因而称为精馏段。

在进料板以下,下降液体（包括回流液和加料中液体中的轻组分向气相传递,上升蒸汽中的重组分向液相传递,这样经过足够的塔板,在塔的下部完成了下降液体中重组分的提浓即提出了轻组分,因而称为提馏段。

一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段,进料板是二者的分界。

在这样的塔内可将一个双组分混合物连续地、高纯度地分为轻、重两组分。

回流（包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的气相回流是精馏操作的重要因素,它是构成汽、液两相接触传质的必要条件,没有气液两相的接触也就无从进行物质的交换,就难以将混合物精馏而分离开。

溶液的沸点与组成有关。

精馏塔内各块塔板上物料的组成及总压并不相同,因而从塔顶至塔底形成某种温度分布。

在加压或常压蒸馏中,各板的总压差别不大,形成全塔温度分布的主要原因是各板组成不同。

我公司低温甲醇洗工段采用的四塔流程,可分为两大区,即冷区和热区。

冷区由甲醇洗涤塔T1601,中压闪蒸罐D1602、D1603,硫化氢浓缩塔T1603,氮气气提塔T1606组成;

热区由甲醇热再生塔T1604和甲醇/水分离塔T1605组成。

总体工艺流程图请参见附图。

1、原料气的预冷

来自变换工段的原料气温度为40℃,压力为5.6MPa（a,流量为300608Nm3/h（其组成（mol%为H2:

45.95;

N2:

0.2196;

CO:

19.588;

Ar:

0.1098;

CH4:

0.0798;

CO2:

33.682;

H2S:

0.1198;

COS:

0.02;

HCN:

0.001996;

H2O:

0.2301原料气首先进入洗氨塔T1602,在洗氨塔T1602中,变换气经高压锅炉给水洗涤,其中气体中所含的氨溶于水中,这部分含氨废水排出界区进入废水处理工序。

高压锅炉给水在进入洗氨塔前,先经换热器E1622用循环水冷却,将其温度由133℃降至42℃。

由洗氨塔T1602塔顶出来的原料气与循环气混合,再与喷射的甲醇混合以除去原料气中的水份,否则,水将冷凝形成冰或水合物固体并堵塞设备。

而水和甲醇形成的溶液的冰点比水的冰点大为降低,在原料气冷却器E1601内冷却后不会有结冰现象。

然后原料气进入进料气冷却器E1601被合成气、尾气冷却到-14.7℃,在水分离罐D1601中将冷凝下来的水、甲醇混合物分离,分离后的气体进入甲醇洗涤塔T1601,醇水混合物进入换热器E1616。

2、H2S/CO2气体脱除

甲醇洗涤塔分为上塔和下塔。

上塔共分三段。

来自贫甲醇泵P1605的贫甲醇液（389.53m3/h经水冷器E1611、甲醇换热器E1619、E1609（与来自T1603塔底去再生的甲醇换热、丙烯冷却器E1621分别冷却到42℃、7.9℃、-31.5℃、-36℃后,与来自T1603上塔底部经甲醇泵P1601抽出的富甲醇液经换热器E1608换热,温度降至-54.8℃送入T1601上塔上段吸收CO2,使出T1601塔顶的净化气中CO2含量在2.75%（v左右,总硫含量在0.1ppm（v以下。

由塔顶出来的净化气,经换热器

E1618回收冷量后,温度由-39℃提高到-35.8℃,然后进入原料气冷却器继续回收冷量,温度提高到31℃左右进入合成工段。

压力为5.4MPa（a,流量203198Nm3/h。

（其组成为:

H2:

67.926%;

CO:

28.716%;

Ar:

0.1606%;

0.3234%;

CO2:

2.75%;

CH4:

0.1135%;

总硫:

0.1ppm以下

吸收CO2后的甲醇溶液温度升高,这是由于CO2溶解热造成的。

这部分溶解热一部分通过冷流体冷却后移走。

当上段甲醇溶液升高到-17.6℃后抽出,在循环甲醇冷却器E1606中被来自H2S浓缩塔T1603上塔底部经E1608后的冷甲醇（温度-45℃、压力0.3894MPa冷却到-38℃后送回T1601上塔中段再次吸收CO2。

当温度升到-17.4℃后再次从中段底部抽出,先经丙烯冷却器E1605与来自冷冻工段的液态丙烯换热至-26℃,然后进入E1606中被冷却到-38℃后送回T1601上塔下段。

这两次抽出冷却的目的就是将吸收剂甲醇的温度冷却到最佳吸收温度,以保证充分吸收。

为了降低冷量消耗,在系统初开车半负荷运行时,由于负荷较低,由T1601上塔中段底部抽出的甲醇液在-17℃左右足以完全吸收原料气中的CO2,没必要再进一步降低温度,部分甲醇溶液可通过FV16031直接进入下塔。

另外,若系统负荷较低,出塔净化气CO2含量低时,也可通过该管线调整出塔净化气CO2含量,此时仅一半甲醇液（145m3/h进入E1605和E1606冷却,其余一半直接返回下塔。

溶解热的另一部分经T1601上塔下段底部富CO2甲醇液带出,其温度为-16.4℃,这股溶液分两部分,一部分（303m3/h经甲醇换热器E1607和丙烯冷却器E1604换热,温度分别降至-31℃和-36℃后去循环气闪蒸槽D1602,另一部分（263m3/h进入T1601下塔顶部吸收H2S和COS。

下塔主要用来脱硫（H2S和COS,由于H2S的溶解度大于CO2溶解度,且硫组分在气体中含量要低于CO2,因此进入下塔的吸收了CO2的甲醇液只需一部分作为洗涤剂吸收H2S和COS,使进入上塔的气体中总含硫量在0.1ppm（v以下。

3、富液的膨胀闪蒸

从T1601上塔底盘上引出的不含硫富含CO2的甲醇液（-16.5℃,经甲醇冷却器E1607和丙烯冷却器E1604换热,温度分别降至-31℃和-36℃后,通过减压阀从5.64MPa（A减到1.2MPa（A进入循环气闪蒸槽D1602,使得溶解的大部分H2闪蒸解吸出来。

同时从T1601下塔底部来的富H2S甲醇液267.5m3/h,被来自H2S浓缩塔尾气从-14.2℃

冷却到-25℃,再经甲醇换热器E1607换热,被来自甲醇闪蒸罐D1604经P1602泵的甲醇液冷却到-31℃后,再与T1601塔顶出来的净化气在E1618中换热,回收净化气冷量后,温度降至-32.4℃,经减压阀压力从5.34MPa（A降到1.2MPa（A进入循环气闪蒸槽D1603,其闪蒸气体与来自D1602的闪蒸气汇合后一起进入D1603顶部除雾器,出口气体流量为9322Nm3/h,（组成为H2:

15.278%;

N2:

0.1581%;

18.581%;

0.1118%;

:

0.1272%;

CO2:

65.558%;

0.1302%;

COS:

0.0265%;

CH3OH:

0.0289%

这股闪蒸气进入循环气压缩机C1601压缩到5.6MPa（a后,经水冷器E1602冷却到42℃送入E1601前的进气管,以回收利用H2。

4、CO2气体的解吸及H2S浓缩

来自循环气闪蒸槽D1602底部的不含硫的富CO2甲醇液,温度-36.6℃,压力1.2MPa,流量为291Nm3/h,含CO2为28.5%（mol直接进入到H2S浓缩塔T1603塔顶再次降压至0.205MPa进行CO2闪蒸解吸,闪蒸液作为塔中段含硫甲醇液中闪蒸出的上升气中H2S及COS的洗涤液,以保证T1603塔顶尾气的H2S+COS低于25ppm（v。

从D1603底部来的同时溶解有CO2和H2S的甲醇液（255.4m3/h,含CO2约28.79%、含H2S约0.229%,进入T1603塔中部闪蒸解吸,其压力为0.2368MPa（A,温度为-57.1℃。

同时解吸的H2S、COS被来自塔上部的不含硫的富CO2甲醇闪蒸回流液洗涤重新进入甲醇液中。

从T1603塔中部升气管塔板上经P1601抽出的一股甲醇液（474m3/h,含CO2约19.35%,-59.4℃作为低温冷源,对进入T1601的贫甲醇液在甲醇换热器E1608种进一步预冷,自身温度由-59.4℃升高到-44.8℃后,进入循环甲醇冷却器E1606中,以移走T1601中甲醇吸收CO2产生的熔解热,温度升高至-38.6℃进入闪蒸罐D1604进行气液分离。

由闪蒸罐D1604分离出的气体进入T1603塔中部,继续回收其中的含硫气体。

为充分利用冷量,由闪蒸罐D1604底部出来的甲醇液（温度-38.6℃,流量435.6m3/h经甲醇泵P1602抽出进入换热器E1607作为冷源对富甲醇液进行预冷,温度升高至-27.4℃进入T1603下塔顶部进一步解吸CO2并回收其中的含硫气体。

为使甲醇液中的CO2能够充分地解吸,在T1603塔底部引入0.55MPa（A,40℃的汽提氮气11400Nm3/h,用以破坏原系统内的气液平衡,降低CO2和H2S的气相分压,使溶解的CO2进一步解吸。

而同时解吸的H2S被回流液洗下来。

解吸出来的CO2成为尾气以0.205MPa（A,-61.6℃离开T1603塔顶,CO2含量达87.4%,N212.1%,H2S大约55ppm。

经E1603和E1601回收冷量后以31℃进入尾气洗涤塔T1607,通过脱盐水洗涤尾气中夹带的甲醇,使尾气达到环保排放标准离开界区送火炬或放入大气当中。

从T1603塔升气管塔板上经P1601泵抽出的一股甲醇液由于在上塔内这股液体不断减压并解吸出CO2温度降为-59.4℃。

在返回T1603塔底解吸CO2前,其冷量在E1608、E1606、E1607中进行回收。

从这块塔板上引出的液体的温度是全甲醇洗工序中最低的。

出T1603塔底的富H2S甲醇液（409m3/h,含CO2:

2.05%,含H2S:

0.27%,0.25MPa（A,-37.7℃经P1603泵送入甲醇换热器E1609、过滤器S1601（250um、甲醇换热器E1619,与进入T1601的贫甲醇进行换热,以降低贫甲醇液的温度,自身温度分别提高到1℃和34.3℃,进入氮气气提塔T1606顶部,通过塔底通入的氮气（温度40℃、压力0.255MPa、流量1800m3/h气提,使甲醇液中的CO2进一步解吸,解吸出的CO2气连同气提氮气一起进入T1603下塔上段,塔底出来的富H2S甲醇液（温度30℃、压力0.255MPa、流量435m3/h经甲醇泵P1604送甲醇换热器E1610换热后,温度提高到85.8℃进入热再生塔T1604中。

从H2S分离罐D1607分离出来的-35℃的甲醇0.45m3/h（含H2S:

13.27%也进入T1603塔底。

为保证出甲醇洗的富H2S组分中含H2S不低于25%,为克劳斯硫回收工序提供合格原料气,系统初开车时从D1607顶分离出的H2S富气中一部分约179.4Nm3/h重新循环回T1603塔底部（含CO2:

46.1%,含H2S:

33.1%,将所携CO2进一步汽提分离。

H2S得到再浓缩。

5、甲醇再生

从T1606塔底进入T1604塔的甲醇液在此塔内完成甲醇再生,再生的甲醇作为贫甲醇循环利用。

富含CO2

、H2S、COS的甲醇液被来自塔底再沸器E1612加热及甲醇/水分离塔顶的甲

、

、H2S、COS全部解吸。

再沸器E1612用低压蒸汽加热向T1604提供醇蒸汽气提,使CO2

热量。

解吸的气体离开T1604塔顶（0.31MPa,91℃,含甲醇85.5%,CO2:

7.1%,H2S:

5.1%

首先进入T1604回流冷却器E1613被水冷却,冷凝下来的液体在回流槽D1606中分离后经回流泵P1606送入T1604塔顶回流。

气体进入H2S冷却器E1614和丙烯冷却器E1617,再在H2S分离器D1607中分离,分离的液体送回T1603塔底。

分离的气体经H2S冷却器E1614复热后送入克劳斯装置（1230Nm3/h,0.2MPa（a,33.7℃,含H2S:

29.2%,CO2:

53.7%,CH3OH:

0.11%。

在系统初开车时,由于负荷较低,H2S分离器D1607中分离出的气体（半负荷180Nm3/h、满负荷405Nm3/h再次返回T1603下塔中部提浓。

再生后的贫甲醇以0.34MPa,98.5℃离开T1604塔左室,经贫甲醇冷却器E1610冷却后进入甲醇收集槽D1605。

定期补充的甲醇也加入到此槽中,经贫甲醇泵P1605从D1605抽出的贫甲醇压力升到7.0MPa（A,在水冷却器E1611中被冷却后分成两股,大部分（435.8m3/h,42℃经E1619、E1609、E1621、E1608分别冷却到7.9℃、-31.5℃、-36℃和-54.8℃进入T1601塔顶作为洗涤剂,另一部分（1.68m3/h,42℃作为喷射甲醇送入原料气冷却器E1601前的原料气总管中。

T1604塔右室的甲醇液经甲醇泵P1606抽出,在S1602过滤后（2.5μm一部分（102m3/h,0.7MPa（A,98.8℃与左室出口液体汇合去E1610,另一部分（10.13m3/h,0.7MPa（A,98.8℃经T1605进料加热器E1616冷却到73.2℃作为T1605塔的回流液,同时将所携带的一部分水分离掉。

6、甲醇/水分离

从D1601分离罐来的甲醇水混合物（2.18m3/h,-14.7℃,5.56MPa,含水41.0%,CH3OH:

48.1%,经E1616加热到73.2℃后,进入T1605塔进行甲醇/水蒸馏分离。

醇/水分离塔T1605塔底再沸器E1615的加热介质为低压蒸汽。

塔顶的甲醇蒸汽（6057.6NM3/h,0.33MPa（a,97℃,含水0.22%,CO2:

2.84%,CH3OH:

96.7%直接送入T1604塔中部作为热再生塔的气提气。

由塔底分离的废水（5.58m3/h,0.36MPa（A,140℃,含水99.99%,CH3OH:

0.01%经废水热交换器E1620与来自尾气洗涤塔T16