1 蒸汽系统及其存在的主要问题
1.1 蒸汽系统介绍
川西北气矿甲醇厂蒸汽系统由3个等级组成。
1.1.1 中压蒸汽Ⅰ(3.8MPa,370℃)
来源:转化汽包产中压饱和蒸汽,一部分作为转化反应的工艺蒸汽,其余部分进入转化炉对流段2℃盘管加热,过热后的中压蒸汽一部分进入汽提塔,剩余的进入中压蒸汽Ⅰ;当主装置开停产期间或转化汽包产蒸汽不足,蒸汽系统无法实现自平衡时,由开工锅炉产中压蒸汽补充。
用途:中压蒸汽 作为联合压缩机(凝汽式)、引风机透平(背压式)动力蒸汽;富余部分可通过压力调节阀PV-1604减压至中压蒸汽Ⅱ,或通过压力调节阀PV-1608放空。
1.1.2 中压蒸汽Ⅱ(2.6MPa,350℃)
来源:合成汽包产中压饱和蒸汽通过转化炉对流段4℃盘管加热,过热后进入中压蒸汽Ⅱ;中压蒸汽Ⅰ富余部分也可通过压力调节阀PV-1604减压补充中压蒸汽Ⅱ。
用途:中压蒸汽Ⅱ作为锅炉给水泵透平(背压式)动力蒸汽;富余部分通过降温减压进入低压蒸汽。
1.1.3 低压蒸汽(0.5MPa,180℃)
来源:中压蒸汽Ⅱ富余部分通过压力调节阀PV-1606减压后,与引风机透平、锅炉给水泵透平乏汽混合,经降温后进入低压蒸汽;另外,转化汽包、合成汽包连续排污经连续排污扩容器闪蒸后也可补充一部分低压蒸汽。
用途:低压蒸汽作为溴化锂制冷机、粗甲醇预热器和回收塔再沸器的热源,同时供锅炉给水脱氧;富余部分通过压力调节阀PV-1608放空。
1.2 蒸汽系统存在的主要问题
转化汽包产蒸汽量不能满足工艺蒸汽和中压蒸汽Ⅱ的需要,不得不低负荷运行开工锅炉。开工锅炉额定产汽量为20t/h,目前按6t/h产汽量低负荷运行,存在%大马拉小车&的现象;再考虑开工锅炉给水泵、磷酸盐泵的电耗,以及锅炉运行时的排污,低负荷运行开工锅炉非常不利于节能减排。 低压蒸汽放空量为5.31~6.31t/h,这不仅未回收低压蒸汽具有的能量,也浪费了水资源。 蒸汽系统不能自平衡的主要原因在于转化汽包产蒸汽量不足,因此要停运开工锅炉,必须找到转化汽包产蒸汽量下降的原因。
2 转化汽包产蒸汽量下降原因分析
2.1 转化气余热回收换热网络
转化汽包是利用转化气的高温余热产生中压蒸汽。天然气、工艺蒸汽混合后,预热至505℃,进入转化炉(B10201)进行烃类蒸汽转化反应,出转化炉的高温转化气先进入废热锅炉(C10201)回收余热,然后进入锅炉给水预热器(C10202)加热锅炉给水,温度降至175℃左右,经分离器D(F10204a)分离工艺冷凝液后,一部分转化气进入甲醇精馏系统,依次进入加压塔再沸器(C10505)、分离器E(F10204b)、预塔再沸器(C10504)和分离器A(F10204),给加压塔、预塔提供热量,并分离工艺冷凝液,之后进脱盐水加热器(C10203),然后经分离器B(F10205)分离工艺冷凝液,*后与另一部分经调节阀TV-1229来的转化气混合,进入转化气水冷器(C10204)冷却至40℃,由分离器C(F10206)分离工艺冷凝液后去联合压缩机。脱盐水经脱盐水预热器(C10206)和脱盐水加热器(C10203)预热后,进入脱氧槽(F10208)除氧,脱氧槽(F10208)中锅炉水由锅炉给水泵(J10202)升压后,经锅炉给水预热器(C10202)加热进入转化汽包(F10202),转化汽包(F10202)与废热锅炉(C10201)形成一个自循环系统,利用出转化炉高温转化气产生中压饱和蒸汽;由转化汽包(F10202)、锅炉水循环泵(J10203)和转化炉对流段5℃盘管组成的循环系统,利用转化炉对流段烟气余热也可产生部分中压饱和蒸汽。分离器D(F10204a)、分离器E(F10204b)、分离器A(F10204)、分离器B(F10205)和分离器C(F10206)来的工艺冷凝液由工艺冷凝液泵(J10204)升压后经工艺冷凝液换热器(C10205)换热,进入汽提塔(E10201)上部,与由汽提塔(E10201)下部进入的中压过热蒸汽逆向接触,出汽提塔(E10201)顶部蒸汽作为转化反应的工艺蒸汽,底部工艺冷凝液经工艺冷凝液换热器(C10205)换热后,进入脱盐水预热器(C10206)加热脱盐水,之后由调节阀LV-1208减压,*后由工艺冷凝液水冷器(C10207)冷却后去脱盐水站。
从以上流程可见,提高转化汽包产蒸汽量的途径为:1)提高转化炉出口转化气的温度,增加废热锅炉产汽量。2)提高进转化炉对流段5℃盘管烟气的温度,增加5℃盘管产汽量。3)提高进转化汽包的锅炉给水温度。但转化炉出口转化气温度受转化炉管材的限制,目前该温度已接近炉管设计操作温度,不能再提高;进转化炉对流段5℃盘管烟气的温度可通过转化炉辅助烧嘴来控制,但其也受限于5℃盘管材质要求,其设计操作温度为650℃。川西北气矿甲醇厂分别于2008、2009年进行开工锅炉停运试验,转化炉出口转化气温度、进转化炉对流段5℃盘管烟气温度均提至设计操作温度的高限,但蒸汽系统仍不能自平衡,为保证正常生产,仍低负荷运行开工锅炉。为减少中压蒸汽放空量,低负荷运行开工锅炉时,降低辅助烧嘴燃料气量,将进转化炉对流段5℃盘管烟气温度降至570~585℃操作。
2.2 转化汽包产蒸汽量下降原因分析
为了找出转化汽包产蒸汽量下降的原因,首先对比分析蒸汽系统自平衡、不能自平衡时的运行参数。20012003年,主装置自产蒸汽能满足生产需求,蒸汽系统能自平衡,因此选取2002年甲醇装置运行参数作为蒸汽系统自平衡的分析参数;2003年以来,主装置自产蒸汽不能满足自平衡需求,因近年来工艺条件有一定变化,为保证优化后的方案能满足现实需要,选取2009年甲醇装置运行参数作为蒸汽系统不能自平衡的分析参数。
3 转化气余热回收换热网络优化
由于工艺条件的改变,转化汽包产汽量还差2.03t/h。要解决这个问题,可考虑从优化现有转化气余热回收换热网络入手。
3.1 现有转化气余热回收换热网络存在的问题
3.1.1 TV-1229部分转化气热量未回收利用 出分离器D(F10204a)的转化气的温度为175℃左右,一部分作为精馏系统热源,而另一部分则经调节阀TV?1229直接进入转化气水冷器(C10204),该部分转化气热量不仅未得到回收利用,反而增加了转化气水冷器(C10204)的冷却负荷,导致在气温偏高的季节,出转化气水冷器(C10204)的转化气温度高于设计值(40℃)。
3.1.2 脱盐水加热流程
自从C.S.Hwa于1955年首次提出换热网络结构优化问题以来,目前已开发出众多换热器网络*优综合方法,但不论采用哪种换热网络优化方法,一般都必须遵循以下*大热量回收的物流匹配原则 1)*高温位的热流应该与*高温位的冷流匹配换热 2)中等温位的热流应该与中等温位的冷流匹配换热。3)*低温位的热流应该与*低温位的冷流匹配换热。而川西北气矿甲醇厂脱盐水预热器热流进口温度(167℃)大于脱盐水加热器热流进口温度(94℃),脱盐水加热流程的换热匹配有悖于%*大热量回收的物流匹配原则&,不是*佳的换热匹配。
3.2 解决措施
3.2.1 回收利用温度调节阀TV-1229部分转化气热量
在确定回收利用温度调节阀TV-1229部分转化气热量方案前,必须先确定该部分转化气的流量;但川西北气矿甲醇厂进精馏系统、温度调节阀TV-1229的转化气均未计量,因此,只有先计算出精馏系统加压塔再沸器(C10505)、预塔再沸器(C10504)的热负荷,然后反推出进精馏系统转化气流量,从而计算出温度调节阀T1229部分转化气的流量以及焓值。计算可知C10505的换热量为22.9557106kJ/h,C10504的换热量为9.2988106kJ/h,温度调节阀TV-1229部分转化气焓值为15.9679106kJ/h,温度调节阀TV?1229部分转化气流量为717.6813kmol/h。
利用方案:1)用温度调节阀TV?1229部分转化气预热来自工艺冷凝液泵(J10204)的工艺冷凝液,提高进汽提塔工艺冷凝液的温度,增加汽提塔工艺蒸汽的产量,从而弥补转化汽包产汽量的不足。2)温度调节阀TV-1229部分转化气预热锅炉给水,提高进转化汽包锅炉给水的温度,从而增加转化汽包产汽量。
3.2.2 优化脱盐水加热流程
将脱盐水的预热流程进行优化,脱盐水先进脱盐水加热器(C10203)预热,然后再进脱盐水预热器(C10206)加热。该方案的优势在于:可提高脱盐水*终的预热温度,从而减少脱氧槽的低压蒸汽耗量;(可降低进分离器B的转化气温度,提高分离器B相对高温的工艺冷凝液的析出量,从而提高进汽提塔工艺冷凝液的温度,还可降低进入转化气水冷器的转化气温度,减轻转化气水冷器的冷却负荷,降低转化气的温度,节省联合压缩机的功耗。
脱盐水预热系统经过以上改进后,可能出现脱盐水预热器出口的工艺冷凝液温度高于100℃情况,为防止减压阀LV-1208后的工艺冷凝液形成气液两相,对设备、管道造成严重的冲刷,建议在工艺冷凝液换热器和脱盐水预热器之间增设脱盐水加热器a(C10211)。这样不仅能防止形成气液两相,而且还能进一步提高脱盐水的预热温度,减少脱氧槽的低压蒸汽消耗。
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