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）
