小氮肥第43卷第3期2015年3月 9 三塔甲醇精馏装置改造情况 车艳妮 (河南理工大学 河南焦作454000) 山西晋煤天源化工有限公司装置年生产能力 凝送人预精馏塔回流槽进行全回流;未冷凝的少 为360 kt合成氨、600 kt尿素、40 kt甲醇。合成 部分甲醇蒸气、低沸点轻组分及不凝气进入第2冷 工段净化气精制采用甲醇化、甲烷化工艺,生产出 凝器冷却至(40±2)℃,回收其中绝大部分甲醇, 的粗甲醇中甲醇质量分数一般在52%一59%,通 不凝气经液封槽后排至造气燃料气气柜,或经液封 过精馏的办法除去杂质获得高纯度甲醇。甲醇精 槽放空。 馏采用三塔精馏工艺,预精馏塔、加压精馏塔、常 从预精馏塔塔底来的甲醇经泵加压后送人加 压精馏塔均为填料塔,采用规整填料。开车运行 压精馏塔,加压精馏塔塔顶甲醇蒸气进入冷凝/再 后,甲醇产品不能达到优等品的要求且蒸汽消耗 沸器作为常压精馏塔的热源。甲醇蒸气被冷凝器 较高,通过对甲醇精馏塔填料及内件进行更换和 冷凝后进入回流槽,一部分经泵加压后作回流,其 改造,甲醇产品达到了优等品(质量分数99.9%) 余部分经冷却器冷却后送回加压精馏塔,加压精 指标要求,蒸汽消耗明显降低。 馏塔塔顶甲醇蒸气进入冷凝/再沸器作为常压精 1 工艺特点 馏塔的热源。甲醇蒸气被冷凝器冷凝后进入回流 槽,一部分经泵加压后作回流,其余部分经冷却后 从国内双塔精馏工艺装置运行现状来看, 送往精甲醇槽。 精甲醇中的乙醇含量较高,乙醇质量分数一般 由加压精馏塔塔底排出的甲醇溶液送至常压 达到(400—500)×10~,联醇工艺生产的精甲醇 精馏塔,塔顶排出的甲醇蒸气由冷凝器冷却,冷凝 中乙醇含量更高些;三塔精馏工艺装置可制取乙醇 液进入回流槽,经泵加压后一部分作回流,其余部 含量极低的优质甲醇,乙醇质量分数仅(1~2)× 分作为产品送入精甲醇槽。常压精馏塔下部侧线 10一,有时甚至分析不出来,而加压精馏塔采出的 采出杂醇油,塔底排出的废水送至污水处理工段 精甲醇中其他有机杂质含量也相对减少,在三塔 进行生化处理。 精馏工艺装置中常压精馏塔采出的精甲醇质量更 好些。三塔精馏流程主要是将双塔精馏流程的主 3 存在的问题及原因分析 精馏塔分为加压精馏塔和常压精馏塔,加压精馏 设计吨甲醇低压蒸汽消耗≤1.2 t,而改造前 塔的冷凝潜热作为常压精馏塔再沸器的热源,并 吨甲醇低压蒸汽消耗在3.0 t左右,产品纯度仅 且节省了加压精馏塔的回流冷却用水,较双塔精 99.5%一99.8%(质量分数),沸程和水含量分别 馏流程节约热能30%~40%,节省了蒸汽和减少 超标了3.5℃和0.5%,产品质量达不到优等品 了冷却水用量。 指标要求,甲醇废水中甲醇含量不达标(质量分 2 工艺流程 数达0.59%)。经认真分析,填料效率和分布器 性能存在以下问题:①原AX250型规整填料比表 来自甲醇合成工段或甲醇罐区4O℃的粗甲 面积太小,与现有设备的填料高度、塔径不匹配, 醇加入碱液中和后,经换热器换热至58℃送人预 影响气液接触,达不到分离要求。甲醇精馏过程 精馏塔,溶解在粗甲醇中的气体及低沸点杂质均 中,甲醇的温度为64℃,水的沸点为100℃,其中 在预精馏塔塔顶除去。预精馏塔有2台冷凝器, 还有许多其他醇类,如乙醇等,沸点相差都不大, 塔顶蒸汽中所含大部分甲醇在第1级冷凝器被冷 分离难度较高,比表面积较小的填料无法保证足够 10 小氮肥第43卷第3期2015年3月 的气液传质面积。因此,应选择比表面积更大的填 料或者增加塔中填料段的高度达到分离要求。②液 体分布器设计不合理。预精馏塔、加压精馏塔以及 常压精馏塔的分布器孔径过大,孔数过少,难以保 证填料发挥出最佳性能,分布器总高度不超过 200 mm,高度过低,无法保证在70%~120%的负 填料段之间采用新型槽盘式液体分布器,孔径为 4。6~8.2 mill 加压精馏塔规格 1 300 mm×32 843 mm, 全塔液相负荷较大,气相密度也大。精馏段选用 ZUPAK—llI型波纹填料,床层为4段,高度分别为 1 000,5 000,5 000和5 000 mm;提馏段选用 荷内都分布均匀。③填料分段情况不合理,预精 馏塔精馏段和加压精馏塔提馏段的填料高度过 矮,不是在最佳位置进料。④液体分布器安装不 规范,分布器漏液,有壁流现象。 ZUPAK—II型波纹填料,床层为1段,床层高度为 1 000 mm,其液相负荷非常大,压力较高,导致气 相密度增大,气液相密度减小。塔顶和填料段之 间采用新型槽盘式液体分布器。 常压精馏塔规格 1 600 mm×35 993 mm, 全塔气相负荷大,液相负荷小,选用TUC.DZ型 4 改造方案 在不改变原塔体结构的情况下,对预精馏塔、 加压精馏塔、常压精馏塔的填料和内件进行了更 换和优化:①填料更换为比表面积较大的填料, TUC—DZ型波纹填料的比表面积≥500 m /m , ZUPAK.HI型波纹填料的比表面积≥350 m /m , ZUPAK-II型波纹填料比表面积≥250 m /m 。 波纹填料。精馏段设置3段填料床层,每段高 度为4 500 mm;提馏段填料床层为2段,每段高 度为3 000 mm。杂醇油从提馏段中间采出。 5 改造效果 更换填料及分布器后,对甲醇精馏装置进行 了3 d的负荷考核。考核期间,实际达到的运行 指标(表1):①甲醇产品沸程和水分含量仅超产 品标准0.3 oC和0.03%,为优等品甲醇。②粗甲 醇负荷为12 m /h,日均产甲醇136.5 t,负荷为 85%。按年运行300 d计,甲醇年产量41 000 t。 ③排放的废水中甲醇质量分数<100×10~,达到 设计要求,既回收了资源,又减轻了污水处理压 力。④吨甲醇低压蒸汽消耗为1.5 t左右。考核 ②分布器更换为槽盘式分布器,分布器离填料高 度由原来的50 mm改为200 mm,更换了进料管 及回流管,进料管布有 12 mm开孔,以进行液 体再分布。 预精馏塔规格为 1 100 mm×21 198 mm, 精馏段选用TUC-DZ型波纹填料,床层为1段,高 度为1 000 mm;提馏段选用ZUPAK一Ⅲ型波纹填 料,床层为2段,每段高度为3 500 mm。塔顶和 表l 改造前、后运行参数对比 小氮肥第43卷第3期2015年3月 提高混床系统运行周期的总结 普梅芬李增顺 (云南玉溪银河4e ̄x-有限责任公司 云南峨山653200) 1 脱盐水系统状况 云南玉溪银河化工有限责任公司生产规模为 2 混床系统运行周期短的原因分析 100 kt/a氨醇、150 kt/a尿素,生产用水量较大,水 在对脱盐水站进行扩能改造后,2009年底, 源全部为峨山大河地表水。脱盐水站用水含盐量 发现混床系统运行周期越来越短,清洗频率高达 随季节变化较大,年平均电导率为800 I ̄S/em,年 每天1次,酸、碱用量增加,同时产生大量的废酸 平均硬度为3.8 mmol/L,水源水质较差。由于设 和废碱,污染环境。究其原因为受上游水源影响, 计脱盐水站时对水质的变化预计不足,设计能力 河水水质波动大(硬度在3.6—4.8 mmol/L,氯离 偏小,故出水水质时常会出现超标现象,对锅炉及 子质量浓度20~300 mg/L);酸、碱再生液浓度偏 其他换热设备的安全运行存在较大隐患。 低,按工艺指标低限控制,树脂再生度低;混床阴、 为了改善锅炉用水水质,脱盐水站经多次扩 阳树脂层高度不够;混床清洗时,阴、阳树脂层分 建改造,2006年10月,在100 m /h阴阳离子交换 界面越来越不明显,甚至看不出分界面;在正常运 系统基础上增设了1套产水量为100 m /h反渗 行一段时间后,阴、阳离子混合不均匀,阴、阳树脂 透水处理装置;2009年,由于增加了1台55 t/h 会出现“抱团”现象,产生水偏流而使树脂失效 三废混燃余热锅炉(蒸汽压力为3.82 MPa,温度 快;反渗透水处理装置已运行3年,出水电导率和 为470 oC的中温、中压锅炉),对水质又提出了更 硬度均不合格。 高的要求,为满足55 t/h三废混燃余热锅炉用水 的要求,将反渗透水处理装置的产水能力由 3 改进措施 100 m /h提高至120 m /h,同时增加了2台 为此,于2010年1月对脱盐水站混床系统进 2 200 ram(1开1备)阳床和2台 2 200 1"/1111 行逐项改进。 混床(1开1备);混床系统需要精处理脱盐水,以 (1)混床阴、阳树脂再生时,严格按照操作规 保证出水水质电导率≤5 I ̄/em、硬度≤2 Ixmol/L。 程作业,将酸、碱再生液中酸、碱质量分数均由 但脱盐水站改造后不久,发现混床系统运行 2%提高至3%。补充部分阴、阳树脂,提高混床 周期较短、再生频繁、酸碱量消耗大,严重影响出 树脂层高度。 水水质和产水量。 (2)加强混床反洗分层。注意事项:①由于 期后,粗甲醇负荷调整为16 m /h,稳定2 h,核算 问题,在运行初期产品未能达到设计要求,能耗较 年产甲醇55 000 t,超过设计产能。操作弹性为 高。经过技术改造后,能耗大大降低,吨甲醇低压 50%~115%,更高负荷因受粗甲醇产量未考 蒸汽消耗由约3.0 t降为约1.5 t,每年可节约低 核,根据运行状况看,可达到120%负荷。 压蒸汽60 000 t,年节约蒸汽费用600万元。废水 6 结语 中甲醇质量分数<100 x 10~,达到了排放标准。 产品甲醇99.9%为优等品,按售价提高100元/t 山西晋煤天源化工有限公司原来的甲醇精馏 计,年可增收400万元,经济效益十分可观。 装置由于填料性能先天不足,内件分布器也存在 (收稿日期2014—09.10)