低溫甲醇洗裝置排放氣優化運行

劉欣慧(大唐國際克什克騰煤制天然氣有限責任公司，內蒙古 赤峰 025350)

0 引言

低溫甲醇洗裝置在滿負荷運行期間，二氧化碳排放氣中有效氣組分甲烷含量平均大于2%。按照兩個單元設計氣量22.8 萬Nm3/h 計算，排入大氣的CH4含量高達4 560 Nm3/h，造成有效氣體嚴重浪費，目前通過工藝手段調整無法整體降低排放氣中的CH4含量。

根據運行數據分析，排放氣中攜帶的CH4主要是在K001、K002 塔甲醇吸收粗煤氣中的CH4后，在K003I、K004I 未全部閃蒸出來，無法通過循環壓縮機回收至系統，只能通過排放至大氣。且從歷次分析數據來看，K003II 中攜帶的CH4含量最高，因此需要對K003I 至K003II 流程進行增加閃蒸改造，通過壓縮機(利舊煤鎖氣壓縮機)回收閃蒸氣以有效降低整體排放氣中的CH4含量。

遵循亨利定律可知，氣體的分壓越大，其在溶液中的溶解度也就越大。所以，增加壓力有利于吸收。反之，降低壓力有利于解吸。

因此通過降低壓力來確保甲醇中溶解的CH4回收至系統內，因此擬通過增加一臺閃蒸罐及壓縮機，將K003I 的甲醇在0.4 MPa 下進行閃蒸，閃蒸氣體進行回收，來降低排放氣中的CH4含量。

1 進行改造的系統或設備情況

1.1 系統或設備簡述

低溫甲醇洗吸收系統主要將粗煤氣中的油、HCN、CO2、H2S 等進行洗滌吸收，粗煤氣經過硫化氫吸收塔和二氧化碳吸收塔洗滌吸收后，制得符合設計指標的凈化氣。富甲醇溶液主要通過減壓閃蒸、氣提、加熱再生方式解析出氣體，其中含有低濃度H2S的排放氣經過水洗脫醇后，送至排放筒排放[3]。

在二氧化碳閃蒸塔K003Ι 閃蒸段，大部分有用氣體(CO、H2、CH4)在1.1 MPa 壓力下閃蒸出來，用半貧甲醇吸收液進行吸收，閃蒸氣中的大量CO2被重新吸收。被吸收之后的閃蒸氣通過燃料氣壓縮機V001 加壓至3.6 MPa 后回到粗煤氣分離器F001 氣相出口返回粗煤氣系統。K003Ι 底部富含CO2的甲醇通過K003II 減壓閃蒸以及K003 Ⅲ減壓、氮氣氣提，CO2氣體最終完全被解析出來，未在K003I閃蒸的有效組分如：CH4、CO、H2等氣體與閃蒸出的CO2氣體，通過K006 塔水洗后排放至大氣。

1.2 技術狀況及參數

(1)K003I 一段閃蒸氣設計流量：3 742 Nm3/h，溫度-47 ℃，壓力1.1 MPa；H2S 濃縮塔一段閃蒸氣設計流量：1 227 Nm3/h，溫度-53 ℃，壓力1.1 MPa。

(2)K003II 閃蒸氣設計流量：38 021 Nm3/h，溫度-48.8 ℃，壓力0.2 MPa。

(3)燃料氣壓縮機數據：排氣壓力：3.895 MPa，最大允許工作壓力：4.285 MPa，最大允許排氣溫度：150 ℃，排氣量：5 916 Nm3/h。

2 投資的目的、意義和必要性

2.1 提高人身、設備和系統的安全性

前期裝置滿負荷運行時，出現凈化氣硫含量會出現超出設計指標(200×10-3mg/L)的情況，其原因可能是因為二氧化碳吸收塔塔頂溫度高于塔中部溫度，造成有機硫噻吩脫出效果下降。凈化氣總硫高將會影響下游甲烷化裝置催化劑的使用壽命。由于甲醇的溫度越低，吸收效果越好，若將二氧化碳吸收塔塔頂洗滌用貧甲醇溫度降低，可以有效減少凈化氣硫含量，延長甲烷化裝置催化劑的使用壽命。在保持相同的吸收效果下，系統循環量也會相應減少，同時降低裝置的能耗[1]。

在低溫甲醇洗AB 單元分別增設了一臺貧甲醇/半貧甲醇換熱器(51/52-W101)，將進入CO2吸收塔(51/52-K002)前的貧甲醇/ 半貧甲醇進行換熱，降低二氧化塔吸收塔(51/52-K002)頂操作溫度，提高貧甲醇脫硫效果，減少洗滌甲醇流量，降低裝置生產成本。

原設計中燃料氣壓縮機入口分液罐設計壓力為1.1 MPa，設計壓力偏低，為了保證裝置安全，在實際運行中二氧化碳解析塔K003 Ⅰ段和硫化氫濃縮塔K004 Ⅰ段壓力操作壓力在1.0 ～1.1 MPa 之間，富碳甲醇中的甲烷在K003 Ⅰ閃蒸不徹底，進而在二氧化碳解析塔K003 Ⅱ段和硫化氫濃縮塔K004 Ⅱ段閃蒸，造成排放氣中甲烷超標。計劃新增加一臺閃蒸罐及壓縮機，將K003I 的液相富碳甲醇在0.4～0.5 MPa 閃蒸，閃蒸氣通過壓縮機回收至低溫甲醇洗系統，回收排放氣中甲烷。

2.2 節能降耗、提高經濟性

根據計算數據，新增加閃蒸罐壓力在0.4～0.5 MPa，其閃蒸的氣量在24 211～38 261 Nm3/h(兩個單元總量)，需要采用壓縮機進行壓縮再返回系統，二氧化碳排放氣中甲烷含量可以控制在0.95%～1.06%之間，可以有效減少甲烷排放，增加天然氣產量。

本次設計技改項目，可穩定系統工藝指標，延長甲烷化催化劑使用壽命，回收二氧化碳排放氣中的甲烷，減少有效氣體浪費，提高天然氣產品產量，不改變原有裝置的生產規模。

3 工藝技術方案的選擇

為了優化低溫甲醇洗裝置排放氣指標，通過改造工藝運行條件，降低裝置消耗，盡可能回收排放氣中CH4，經過多方整體綜合研判，相關人員進行技術交流討論，最終決定通過增加富CH4氣回收系統對排放氣中CH4進行回收增效[2]。

4 工藝技術方案對比分析

根據實際運行數據分析，目前K003II 中的CH4含量最高(7%左右)，若將該股CH4回收，可以大幅度降低排放氣中的CH4含量。目前有幾種改造模式[1]：

方案一：將二氧化碳閃蒸塔K003 Ⅰ段閃蒸后的無硫富甲醇液送入新增的閃蒸罐B101，在0.4 MPa 壓力進行閃蒸，閃蒸氣進入新增壓縮機V102 進行壓縮，增壓后的氣體送入硫化氫吸收塔K001，回收閃蒸氣中甲烷，以有效降低二氧化碳排放氣中CH4的含量。B101 閃蒸后的甲醇溶液進入K003 Ⅱ段，繼續進行減壓閃蒸，維持甲醇循環。為了減少動設備投資，新增設的B101 應布置在2#框架上以保證溶液依靠壓力輸送。為了保證新增壓縮機的安全穩定運行需要在進、出口增設換熱器W102。根據以上流程計算出新增閃蒸罐氣體流量約為38 261 Nm3/h(兩個單元總量)，0.4 MPa 壓力下閃蒸氣體組成，二氧化碳排放氣中CH4含量＜0.95%(按設計滿負荷計算)。

低溫甲醇洗裝置設計滿負荷運行二氧化碳排放氣量22.8 萬Nm3/h，2020 年全年公司產12.58 億標方天然氣，按天然氣折算二氧化碳排放氣負荷20.5萬Nm3/h，2020年全年二氧化碳排放氣CH4含量平均值1.84%。若按年運行時間8 000 h，可以減少20.5 萬Nm3/h×(1.84-0.95)%×8 000 h/年=1459.6 萬Nm3/年CH4排放。天然氣中CH4含量95.5%，折算增加天然氣 產 量1 459.6 萬Nm3/年÷95.5%=1 528 萬Sm3/年，若天然氣單價按1.91 元/Sm3計算，可以增加收益1 528 萬Sm3/年×1.91 元/Sm3=2 918.48 萬元/年。新增壓縮機電機的功率估算5 169 kW，按年運行8 000 h 計算，每年增加電耗5 169 kW×8 000 h/年=4 135 萬度/年，按電價0.299 元/度計算，每年電費增加4 135 萬度/年×0.299 元/度=1 236.37 萬/年。

方案二：與方案一流程相同，只是將閃蒸壓力提高到0.5 MPa。計算出新增閃蒸罐氣體流量約為24 211 Nm3/h(兩個單元總量)，該方案二氧化碳排放氣中CH4含量1.15%(按設計滿負荷計算)。

按年運行時間8 000 h，可以減少20.5 萬Nm3/h×(1.84-1.15)%×8 000 h/年=1 131 萬Nm3/年CH4排放。天然氣中CH4含量95.5%，折算增加天然氣產量1 131 萬Nm3/年÷95.5%=1 184 萬Sm3/年，若天然氣單價按1.91 元/Nm3計算，可以增加收益1 184 萬Sm3/年×1.91 元/Sm3=2 261.44 萬 元/年。新 增 壓 縮 機 電 機 的功率估算2 856 kW，按年運行8 000 h 計算，每年增加 電 耗2 856 kW×8 000 h/年=2 284 萬 度/年，按 電價0.299 元/度計算，每年電費增加2 284 萬度/年×0.299 元/度=682.92 萬元/年。

方案三：改造流程和閃蒸壓力與方案二相同，因現有煤鎖氣壓縮閑置，考慮先對一個單元進行改造，利用閑置煤鎖氣壓縮機，若改造效果良好再對另一個單元進行改造。因煤鎖氣壓縮機設計入口壓力接近常壓，但新增閃蒸罐壓力為0.5 MPa，需要閃蒸氣壓力減壓降至常壓后再壓縮到3.8 MPa，做出大量無用功，導致消耗大于受益，不推薦此方案。

方案四：考慮先對一個單元進行改造，流程和閃蒸壓力與方案二相同，需要增加一臺小型離心式壓縮機，估算小型壓縮機的功率約為1 600 kW，以年運行時間8 000 h 計算，每年電費為1 600 kW×8 000 h×0.299元/度=382.7萬元。若改造效果良好再對另一個單元進行相同改造。

方案五：與方案一流程相同，B012 閃蒸壓力控制在0.4 MPa 運行，閃蒸氣通過壓縮機回收，為節約投資，壓縮機選用利舊煤鎖氣壓縮機。同方案一，項目實施后可增加天然氣產量1 528 萬Sm3/年，可以增加收益2 918.48 萬元/年。利舊壓縮機電機的功率估算4 100 kW/臺，按年運行8 000 h 計算，每年增加電耗4 100 kW×8 000 h/ 年×2 臺=6 560 萬度/年，按電價0.299 元/度計算，每年電費增加6 560 萬度/年×0.299 元/度=1 961.44 萬/年。

5 實施工藝流程簡述

增加富CH4氣回收系統流程，由低溫甲醇洗51/52-K003 Ⅰ段閃蒸后的無硫富甲醇，通過51/52LV-CL011 調節閥組減壓后進新增的無硫甲醇閃蒸罐51/52-B012，閃蒸氣通過PV-CP201 調節閥控制壓力在0.3 MPa 壓力進行閃蒸(同時壓力設計滿足0.47 MPa 閃蒸壓力運行條件，即能夠滿足兩種工況運行)。溫度為-39 ℃，進入52-W025 閃蒸氣壓縮機進出口換熱器管程與殼程氣化煤鎖氣壓縮機31-V001B壓縮回收閃蒸氣進行換熱升溫，換熱后溫度為30 ℃，進入氣化煤鎖氣壓縮機31-V001B 壓縮機。加壓后的閃蒸氣壓力3.68 MPa，溫度42 ℃，通過52-W025 閃蒸氣壓縮機進出口換熱器降溫后，溫度降至-5.8 ℃，進入W003 粗/凈煤氣換熱器殼程與粗煤氣混合。進入新增的閃蒸罐51/52-B012 閃蒸的甲醇通過LVCL202 調節閥控制液位，進入K003II 繼續減壓閃蒸。51/52-B012 無硫甲醇閃蒸罐安全閥放空和壓力控制PV-CP201 放空進入K003II 閃蒸氣放空管線。

6 系統調試及投用操作

(1)投用前確認新增設備、管線吹掃、水沖洗、氣密完成、氮氣置換合格。

(2)PV-CP201 自調閥與新增遠傳壓力測點PICP201 自控回路設置完成并調試合格，新增遠傳壓力測點根部閥門打開并投用。投用前確認LV-CL202 自調閥與LICA-CL202 自控回路設置完成并調試合格。就地表計校驗合格，確保投用。

(3) 當確認系統對新增設備、管線吹掃、水沖洗、氣密完成、氮氣置換合格后。甲烷回收改造項目系統氮氣充壓，打開PV-CP201 前后切斷閥門，打開B012 氮氣充壓閥門充壓至0.4 MPa，通過PVCP201 控制壓力。

(4) 甲烷回收利用項目系統甲醇填充，通過B012 無硫甲醇閃蒸罐進液閥門(閥門1)緩慢給閃蒸罐建立液位，液位建立至40%左右。建立液位過程中注意主洗系統各塔器液位，防止液位過低導致系統波動，可以提前適當向主洗系統補充部分新鮮甲醇，提高各塔器液位。

(5) 甲烷回收利用改造項目系統投用，打開調節閥前后切斷閥門，將LV-CL202 自調閥自控投用，PV-CP201 自調閥自控投用、PI-CP201 壓力設定0.5 MPa。現場緩慢打開B012 無硫甲醇閃蒸罐出液管線至K003 Ⅱ閥門(閥門2)，直至全開；現場緩慢關閉LV-CL011 調節閥組后，改造跨線閥門(閥門3)，直至關制微限流狀態；緩慢打開進新增的無硫甲醇閃蒸罐B012 的手閥(閥門1)，現場調整手閥時要緩慢、交替進行，中控和現場溝通到位，直至將需要的開的閥門全開(閥門1.2)，需要關閉的閥門(閥門3)全部關閉。

(6) 待甲醇循環回路調整完成后，現場設備管線無漏點，B012 甲醇循環液位、壓力穩定后，需要將B012 閃蒸氣通過W025 換熱器引至氣化煤鎖氣壓縮機入口。先將煤鎖氣壓縮機出口的粗煤氣引入低溫甲醇洗AB 單元系統內，在將B012 閃蒸氣通過W025 換熱器升溫后送至氣化煤鎖氣壓縮機，換熱器進出口的氣量根據氣化煤鎖氣壓縮機入口煤氣溫度及時調整，直至PV-CP201 壓力控制閥門全關，將調節閥投用自控。

(7)煤鎖氣壓縮機出口返回的閃蒸氣根據低溫甲醇洗AB 單元FT-51/52CF201 流量顯示，通過FVCF201 調節閥進行調整。

7 主要經驗、存在問題及建議

7.1 系統正常運行壓力調整

系統生產正常運行，負荷穩定。51/52B012 閃蒸氣PI-51/52CP201 操作壓力由氣化煤鎖氣壓縮機控制，壓力控制在0.3～0.47 MPa 范圍內。當PI-51/52CP201 壓力高于控制值，氣化煤鎖氣壓縮機無法調整時，由低溫甲醇洗AB 單元PV-CP201 調節閥進行放空，穩定壓力。當PI-51/52CP201 壓力低于控制值(0.3 MPa)，聯系調度要求氣化煤鎖氣壓縮機及時調整，將壓力控制在指標范圍內。

7.2 系統異常情況壓力調整

當出現大幅度減負荷時，中控人員立即聯系調度要求氣化煤鎖氣壓縮機立即調整，將PI-51/52CP201 壓力控制在指標范圍內。當PI-51/52CP201 壓力持續下降低于控制值(0.3 MPa)時，現場人員到B 單元閃蒸氣外送界區閥門處等待，做好調整外送界區閥門的準備。當PI-51/52CP201 壓力持續下降低于控制值(0.25 MPa)時，聯系調度要求氣化煤鎖氣壓縮機緊急停機處理，低溫甲醇洗AB 單元及時調整PV-CP201 調節閥進行放空，將壓力控制在指標范圍內。

8 結語

通過對裝置投用生產期間的整體調試，及近幾個月對裝置各性能指標的審核，嚴格按照設計參數進行操作調整，設備運行滿足工藝需求，裝置生產各指標能滿足實際生產需要，達到設計要求和預期的生產要求。