低温甲山醇洗工艺运行和设备故障案例

1、低温甲山醇洗工艺运行和设备故障案例1、乌石化工厂低温甲醇洗系统腐蚀1987年CO变换发生催化剂架桥塌方,大量催化剂粉尘带入甲醇洗装置,在处理过程中又误将甲醇洗系统吸收、再生塔人孔打开,使空气进入造成氧化,加剧了腐蚀。由此使整个甲醇洗系统污染,换热器换热效果明显下降,甲醇溶液再生中携带杂质使泵堵塞,泵入口滤网频繁清理,大量甲醇流失,甲醇溶液再生受到影响,工艺气净化不合格,微量CO2、H2S超标,严重威胁下游的氮洗工艺,生产负荷仅能维持在80%90%。几度采用更换甲醇的办法,也无济于事,根据上述情况,症结是系统太脏,大量FeS 腐蚀产物附着在换热器表面影响换热效果。采取治理措施:全系统彻底进行化学

2、清洗后,用氮气保护。在贫甲醇储槽溶液出口管线上增加一个微孔过滤器,清除溶液中携带的杂质。增大CO变换工艺气分离器,控制变换气带水。增加一台贫甲醇换热器,并将其换热结构进行改进,缩小管束间距。加大溶液再生塔煮沸器。增大甲醇蒸馏塔。2、渭化低温甲醇洗系统腐蚀1999年6月份,渭化大检修结束后开车过程中,发现低温甲醇洗工段工况严重恶化。几台缠绕式换热器相继出现换热能力下降、阻力增大的现象,系统中的甲醇遭到严重污染,装置中导淋排出的甲醇着色发黑。整个低温甲醇洗工段表现出冷量严重下足、循环量不平衡、仅能维持50%系统负荷,生产无法正常进行。经过取样分析和研究,断定甲醇污染物为铁的硫化物,而不是变换工段的

3、触媒粉,亦非系统衍生羰化合物。回顾检修过程,系统许我点曾打开人孔检查,因而有一定量的空气进入系统。在开车恢复过程中,为加快进度采用了不合格的氮气进行系统气密,这些都会造成系统中塔、人工免疫、管道被氧化,所产生的铁的氧化物与生产过程中的硫化氢、水发生反应产生铁的硫化物。铁的硫化物粘附在换热器壳程管壁,堵塞换热器管程,导致换热效率下降、冷量难以平衡,系统负荷受到极大影响。初期处理采用更换部分甲醇;在换热器壳侧鼓氮气扰动,多台泵前加细滤网过滤等等一些手段,但收效不大。故不得不停车进行化学清洗,第一次采用了分冷、热两个区域大面积进行化学清洗,但清洗后仅运行了两天,就再次出现系统循环量受阻的现象。在维持

4、低负荷运行20余天后,再次停车对换热器分别配管进行双向化学清洗,特别对堵塞严重的换热器管程进行了人工物理清洗。并在换热器前加装了一套精细过滤器(滤芯过滤孔径为20UM可与原设计的S1602并联使用,解决了从冷区返回的甲醇的净化问题。甲醇水分离器设备故障采用林德低温甲醇洗工艺的厂家,甲醇水分离器出现的设备问题比较多。镇海炼化、宁化、渭化先后出现过不同程度的设备事故,其中以宁化1996年10月2日的爆炸事故最为严重。水分离罐以16MnDR、09MnNiDR为主,只有宁化选用过CF-62且在使用1个月左右发生严重设备事故,面选用16MnDR的镇海炼化、陕西渭化在开车5年左右更换了新的水分离罐,更换原

5、因均为设备焊缝有较大裂纹状缺陷。追其根源可分为2类:(1气化原料中硫含量增加增加较多,偏离原设计参数较大,宁化爆炸前一段时间粗煤气中硫化氢含量约为5000×10-6,设备使用环境酸性增强,SSCC加剧导致设备断裂失效;(2设备设计环节对硫化氢腐蚀考虑较少,选材偏低。有人分析认为:水分离器选材应该优先考虑材料的抗SSCC能力,甲醇水分离器运行温度一般在-12左右,所以材料的低温性能可不做优先处理。最好的选材为16MnDR+321,这样既保证了材料的低温性能,又能兼顾抗硫化氢腐蚀能力(主材不含镍,对SSCC的敏感性降低,同时设备的制造引用较低。尾气放空管带醇引发火灾湖南洞氮就发生一起因再

6、吸收塔尾气放空管线严重带甲醇导致起重大火灾,后在尾气出口增加分离器,移除塔内尾气段四块塔板,将尾气段液体分布管下移至83块塔板,现已收到良好效果。林德甲醇水分离塔操作稳定性问题林德的甲醇水分离塔的进料有三路:1,装置进口分离器分离下来的含水甲醇;2,甲醇再生塔部分塔釜液;3,尾气洗涤塔塔釜液。其中后两项物料流量较稳定,而第一项虽流量不大,但因受进装置变换气带水情况及负荷波动的影响,含CO2等气体成分有很大的波动,此股物料被再生塔釜液加热后经液位调节阀减压闪蒸进入甲醇水分离塔。当来料负荷有大的变化时,CO2闪蒸造成塔内压力、温度及液位相应波动,塔顶气直接进入再生塔,显然对再生塔的稳定运行造成影响

7、。当塔釜温度也跟随波动时,会使塔釜排水中甲醇含量增多,造成排水不合格和甲醇的浪费。解决方案,可增加一个闪蒸罐,使进料分离器甲醇水混合物与热再生塔塔釜液换热后入闪蒸罐,闪蒸气进入H2S浓缩塔,液相进入甲醇水分离塔。净化气总硫含量超标工艺事故事故经过:事故原因:热再生塔顶压力居高不下,甲醇再生变差,塔内热负荷下移,操作人员未能及时排放泄压至正常值是造成此次事故的主要原因。0.7Mpa蒸汽波动,热再生塔塔底温度上升,操作人员误认为因蒸汽温度高造成热再生塔塔顶压力升高,而未意识到蒸汽的热量主要是由汽化潜热提供的,故通过减少蒸汽量来控制塔底温度,致使热再生塔底部热负荷降低,再生恶化,是造成此次事故的又一

8、主要原因。由于系统各塔液位较低,操作人员向系统补含硫甲醇,在热再生塔工况恶化的情况下增加了塔再生硫的负荷,系统内硫累积增多,是造成硫含量超标的又一原因。CO2产品气H2S含量超标淮化30万吨合成氨改造项目开车初期,低温甲醇洗系统产能已经达到了设计值,但是CO2产品气中H2S含量却严重超标,最高达370mg/m3,严重制约着尿素装置的生产。开车初期由于对低温甲醇洗循环量的认识不够,加减负荷增加10%与之对应,从而使吸收塔上塔的吸收状况与设计发生偏差。当时某日吸收塔甲醇的温度与设计值对比见下表。项目实际温度设计温度贫甲醇-65-64.1出精洗段-49-18去主洗段-49.8-41.9出主洗段-17

9、.5-17.7初洗段进口-48.6-41.9初洗段出口-8.2-11.5下塔出口-7-9.8可以看出整个吸收塔的冷量和循环量非常充裕,以致上塔精洗段与主洗段的温差减小,与初洗段的温差增大,吸收集中在初洗段,上塔吸收发生下移,在初洗段产生的溶解热使得出上塔无硫甲醇的温度上升,导致去下塔脱硫段的无硫甲醇温度偏高,破坏了下塔脱硫段的吸收条件。开车初期,变换气量与冷箱净化气量和去合成的合成气量对不上,于是根据氨产量及各要序气体中组分的分析数据进行反推,结果是变换气流量表显示偏低。由于之前的操作都是参照变换气流量表的指示值调整去下塔的无硫甲醇流量,因此使得下塔脱硫段无硫甲醇的流量低,从而影响了对H2S的

10、吸收。通过优化调整贫甲醇量使吸收上移以降低脱硫甲醇温度,并保证下塔脱硫甲醇流量, CO2产品气中H2S从最高时的380mg/m3降至20-60mg/m3,但是离工艺指标仍相差甚远。对此,相关技术人员认真分析后大胆的判断:在主洗段与初洗段之间的集液盘有漏液发生,使主洗段的甲醇有一部分走短路,未经换热器冷却到指标以下,从面造成进初洗段甲醇冷量充裕的假象,而实际入初洗段的甲醇温度较高,加之甲醇在初洗段内吸收CO2后产生的溶解热,使得出上塔的无硫甲醇的温度要比设计值高,这样对下塔H2S的吸收不利。2010年4月利用空分检修的机会对低温甲醇洗系统进行水洗置换,拆开吸收塔各段人孔时行检查,发现上洗段到初洗

11、段、精洗段到主洗段的集液盘均出现了裂缝。补焊后CO2产品气中H2S降至8-15mg/m3再通过强化甲醇热再生等操作措施,最终使CO2产品气中H2S降到5mg/m3以下。克劳斯酸气大量夹带甲醇2011年6月,某百万吨甲醇鲁奇低温甲醇洗原始开车过程中,除多次出现净化气微量硫超标事件,还出现克劳斯酸气大量夹带甲醇现象。究其原因是系统负荷仅仅为设计负荷的20%,循环甲醇量过大且各股洗涤甲醇失衡;由于气量小,CO2在吸收塔H2S吸收段被大量吸收,吸收塔CO2吸收段所产生的无硫甲醇CO2量很小,这股甲醇在再吸收塔2段闪蒸的CO2量也很少,而克劳期酸气的深冷分离甲醇设计为-35,需要这股冷CO2气作为冷却介

12、质。由于洗涤甲醇温度在-46以上,甲醇吸收能力弱。在此情况下,控制了较大的热再生强度,导致热再生塔热再生段(2段顶部温度高达85,而设计值为69.4,导致热再生段回流泵需双泵运行,克劳期酸气离开低温甲醇洗时温度高达45.解决措施:减少甲醇循环量,甚至停半贫洗涤甲醇;根据贫甲醇中H2S微量,适当提高气提氮气以减少进热再生塔CO2量,降低热再生塔再沸器蒸汽量;调整各股洗涤甲醇量,使无硫甲醇吸收较多的CO2,使其在再吸收塔闪蒸出CO2气与克劳期酸气降温,或者给热再生段引一股冷甲醇来降低塔顶回流液温度,使其逐渐达良性循环工况。接气不平衡导致硫微量超某厂原始开车时,低温甲醇洗入界区煤气量为74500m3/h,由于压缩机转速太高,防喘振阀开度过小,致使抽气量过大,出界区净化气气量达到80000m3/h ,进界区的CO2和H2S还未来得及吸收就被抽出,这是净化气