低温甲醇洗装置排放气优化运行

刘欣慧(大唐国际克什克腾煤制天然气有限责任公司，内蒙古 赤峰 025350)

0 引言

低温甲醇洗装置在满负荷运行期间，二氧化碳排放气中有效气组分甲烷含量平均大于2%。按照两个单元设计气量22.8 万Nm3/h 计算，排入大气的CH4含量高达4 560 Nm3/h，造成有效气体严重浪费，目前通过工艺手段调整无法整体降低排放气中的CH4含量。

根据运行数据分析，排放气中携带的CH4主要是在K001、K002 塔甲醇吸收粗煤气中的CH4后，在K003I、K004I 未全部闪蒸出来，无法通过循环压缩机回收至系统，只能通过排放至大气。且从历次分析数据来看，K003II 中携带的CH4含量最高，因此需要对K003I 至K003II 流程进行增加闪蒸改造，通过压缩机(利旧煤锁气压缩机)回收闪蒸气以有效降低整体排放气中的CH4含量。

遵循亨利定律可知，气体的分压越大，其在溶液中的溶解度也就越大。所以，增加压力有利于吸收。反之，降低压力有利于解吸。

因此通过降低压力来确保甲醇中溶解的CH4回收至系统内，因此拟通过增加一台闪蒸罐及压缩机，将K003I 的甲醇在0.4 MPa 下进行闪蒸，闪蒸气体进行回收，来降低排放气中的CH4含量。

1 进行改造的系统或设备情况

1.1 系统或设备简述

低温甲醇洗吸收系统主要将粗煤气中的油、HCN、CO2、H2S 等进行洗涤吸收，粗煤气经过硫化氢吸收塔和二氧化碳吸收塔洗涤吸收后，制得符合设计指标的净化气。富甲醇溶液主要通过减压闪蒸、气提、加热再生方式解析出气体，其中含有低浓度H2S的排放气经过水洗脱醇后，送至排放筒排放[3]。

在二氧化碳闪蒸塔K003Ι 闪蒸段，大部分有用气体(CO、H2、CH4)在1.1 MPa 压力下闪蒸出来，用半贫甲醇吸收液进行吸收，闪蒸气中的大量CO2被重新吸收。被吸收之后的闪蒸气通过燃料气压缩机V001 加压至3.6 MPa 后回到粗煤气分离器F001 气相出口返回粗煤气系统。K003Ι 底部富含CO2的甲醇通过K003II 减压闪蒸以及K003 Ⅲ减压、氮气气提，CO2气体最终完全被解析出来，未在K003I闪蒸的有效组分如：CH4、CO、H2等气体与闪蒸出的CO2气体，通过K006 塔水洗后排放至大气。

1.2 技术状况及参数

(1)K003I 一段闪蒸气设计流量：3 742 Nm3/h，温度-47 ℃，压力1.1 MPa；H2S 浓缩塔一段闪蒸气设计流量：1 227 Nm3/h，温度-53 ℃，压力1.1 MPa。

(2)K003II 闪蒸气设计流量：38 021 Nm3/h，温度-48.8 ℃，压力0.2 MPa。

(3)燃料气压缩机数据：排气压力：3.895 MPa，最大允许工作压力：4.285 MPa，最大允许排气温度：150 ℃，排气量：5 916 Nm3/h。

2 投资的目的、意义和必要性

2.1 提高人身、设备和系统的安全性

前期装置满负荷运行时，出现净化气硫含量会出现超出设计指标(200×10-3mg/L)的情况，其原因可能是因为二氧化碳吸收塔塔顶温度高于塔中部温度，造成有机硫噻吩脱出效果下降。净化气总硫高将会影响下游甲烷化装置催化剂的使用寿命。由于甲醇的温度越低，吸收效果越好，若将二氧化碳吸收塔塔顶洗涤用贫甲醇温度降低，可以有效减少净化气硫含量，延长甲烷化装置催化剂的使用寿命。在保持相同的吸收效果下，系统循环量也会相应减少，同时降低装置的能耗[1]。

在低温甲醇洗AB 单元分别增设了一台贫甲醇/半贫甲醇换热器(51/52-W101)，将进入CO2吸收塔(51/52-K002)前的贫甲醇/ 半贫甲醇进行换热，降低二氧化塔吸收塔(51/52-K002)顶操作温度，提高贫甲醇脱硫效果，减少洗涤甲醇流量，降低装置生产成本。

原设计中燃料气压缩机入口分液罐设计压力为1.1 MPa，设计压力偏低，为了保证装置安全，在实际运行中二氧化碳解析塔K003 Ⅰ段和硫化氢浓缩塔K004 Ⅰ段压力操作压力在1.0 ～1.1 MPa 之间，富碳甲醇中的甲烷在K003 Ⅰ闪蒸不彻底，进而在二氧化碳解析塔K003 Ⅱ段和硫化氢浓缩塔K004 Ⅱ段闪蒸，造成排放气中甲烷超标。计划新增加一台闪蒸罐及压缩机，将K003I 的液相富碳甲醇在0.4～0.5 MPa 闪蒸，闪蒸气通过压缩机回收至低温甲醇洗系统，回收排放气中甲烷。

2.2 节能降耗、提高经济性

根据计算数据，新增加闪蒸罐压力在0.4～0.5 MPa，其闪蒸的气量在24 211～38 261 Nm3/h(两个单元总量)，需要采用压缩机进行压缩再返回系统，二氧化碳排放气中甲烷含量可以控制在0.95%～1.06%之间，可以有效减少甲烷排放，增加天然气产量。

本次设计技改项目，可稳定系统工艺指标，延长甲烷化催化剂使用寿命，回收二氧化碳排放气中的甲烷，减少有效气体浪费，提高天然气产品产量，不改变原有装置的生产规模。

3 工艺技术方案的选择

为了优化低温甲醇洗装置排放气指标，通过改造工艺运行条件，降低装置消耗，尽可能回收排放气中CH4，经过多方整体综合研判，相关人员进行技术交流讨论，最终决定通过增加富CH4气回收系统对排放气中CH4进行回收增效[2]。

4 工艺技术方案对比分析

根据实际运行数据分析，目前K003II 中的CH4含量最高(7%左右)，若将该股CH4回收，可以大幅度降低排放气中的CH4含量。目前有几种改造模式[1]：

方案一：将二氧化碳闪蒸塔K003 Ⅰ段闪蒸后的无硫富甲醇液送入新增的闪蒸罐B101，在0.4 MPa 压力进行闪蒸，闪蒸气进入新增压缩机V102 进行压缩，增压后的气体送入硫化氢吸收塔K001，回收闪蒸气中甲烷，以有效降低二氧化碳排放气中CH4的含量。B101 闪蒸后的甲醇溶液进入K003 Ⅱ段，继续进行减压闪蒸，维持甲醇循环。为了减少动设备投资，新增设的B101 应布置在2#框架上以保证溶液依靠压力输送。为了保证新增压缩机的安全稳定运行需要在进、出口增设换热器W102。根据以上流程计算出新增闪蒸罐气体流量约为38 261 Nm3/h(两个单元总量)，0.4 MPa 压力下闪蒸气体组成，二氧化碳排放气中CH4含量＜0.95%(按设计满负荷计算)。

低温甲醇洗装置设计满负荷运行二氧化碳排放气量22.8 万Nm3/h，2020 年全年公司产12.58 亿标方天然气，按天然气折算二氧化碳排放气负荷20.5万Nm3/h，2020年全年二氧化碳排放气CH4含量平均值1.84%。若按年运行时间8 000 h，可以减少20.5 万Nm3/h×(1.84-0.95)%×8 000 h/年=1459.6 万Nm3/年CH4排放。天然气中CH4含量95.5%，折算增加天然气 产 量1 459.6 万Nm3/年÷95.5%=1 528 万Sm3/年，若天然气单价按1.91 元/Sm3计算，可以增加收益1 528 万Sm3/年×1.91 元/Sm3=2 918.48 万元/年。新增压缩机电机的功率估算5 169 kW，按年运行8 000 h 计算，每年增加电耗5 169 kW×8 000 h/年=4 135 万度/年，按电价0.299 元/度计算，每年电费增加4 135 万度/年×0.299 元/度=1 236.37 万/年。

方案二：与方案一流程相同，只是将闪蒸压力提高到0.5 MPa。计算出新增闪蒸罐气体流量约为24 211 Nm3/h(两个单元总量)，该方案二氧化碳排放气中CH4含量1.15%(按设计满负荷计算)。

按年运行时间8 000 h，可以减少20.5 万Nm3/h×(1.84-1.15)%×8 000 h/年=1 131 万Nm3/年CH4排放。天然气中CH4含量95.5%，折算增加天然气产量1 131 万Nm3/年÷95.5%=1 184 万Sm3/年，若天然气单价按1.91 元/Nm3计算，可以增加收益1 184 万Sm3/年×1.91 元/Sm3=2 261.44 万 元/年。新 增 压 缩 机 电 机 的功率估算2 856 kW，按年运行8 000 h 计算，每年增加 电 耗2 856 kW×8 000 h/年=2 284 万 度/年，按 电价0.299 元/度计算，每年电费增加2 284 万度/年×0.299 元/度=682.92 万元/年。

方案三：改造流程和闪蒸压力与方案二相同，因现有煤锁气压缩闲置，考虑先对一个单元进行改造，利用闲置煤锁气压缩机，若改造效果良好再对另一个单元进行改造。因煤锁气压缩机设计入口压力接近常压，但新增闪蒸罐压力为0.5 MPa，需要闪蒸气压力减压降至常压后再压缩到3.8 MPa，做出大量无用功，导致消耗大于受益，不推荐此方案。

方案四：考虑先对一个单元进行改造，流程和闪蒸压力与方案二相同，需要增加一台小型离心式压缩机，估算小型压缩机的功率约为1 600 kW，以年运行时间8 000 h 计算，每年电费为1 600 kW×8 000 h×0.299元/度=382.7万元。若改造效果良好再对另一个单元进行相同改造。

方案五：与方案一流程相同，B012 闪蒸压力控制在0.4 MPa 运行，闪蒸气通过压缩机回收，为节约投资，压缩机选用利旧煤锁气压缩机。同方案一，项目实施后可增加天然气产量1 528 万Sm3/年，可以增加收益2 918.48 万元/年。利旧压缩机电机的功率估算4 100 kW/台，按年运行8 000 h 计算，每年增加电耗4 100 kW×8 000 h/ 年×2 台=6 560 万度/年，按电价0.299 元/度计算，每年电费增加6 560 万度/年×0.299 元/度=1 961.44 万/年。

5 实施工艺流程简述

增加富CH4气回收系统流程，由低温甲醇洗51/52-K003 Ⅰ段闪蒸后的无硫富甲醇，通过51/52LV-CL011 调节阀组减压后进新增的无硫甲醇闪蒸罐51/52-B012，闪蒸气通过PV-CP201 调节阀控制压力在0.3 MPa 压力进行闪蒸(同时压力设计满足0.47 MPa 闪蒸压力运行条件，即能够满足两种工况运行)。温度为-39 ℃，进入52-W025 闪蒸气压缩机进出口换热器管程与壳程气化煤锁气压缩机31-V001B压缩回收闪蒸气进行换热升温，换热后温度为30 ℃，进入气化煤锁气压缩机31-V001B 压缩机。加压后的闪蒸气压力3.68 MPa，温度42 ℃，通过52-W025 闪蒸气压缩机进出口换热器降温后，温度降至-5.8 ℃，进入W003 粗/净煤气换热器壳程与粗煤气混合。进入新增的闪蒸罐51/52-B012 闪蒸的甲醇通过LVCL202 调节阀控制液位，进入K003II 继续减压闪蒸。51/52-B012 无硫甲醇闪蒸罐安全阀放空和压力控制PV-CP201 放空进入K003II 闪蒸气放空管线。

6 系统调试及投用操作

(1)投用前确认新增设备、管线吹扫、水冲洗、气密完成、氮气置换合格。

(2)PV-CP201 自调阀与新增远传压力测点PICP201 自控回路设置完成并调试合格，新增远传压力测点根部阀门打开并投用。投用前确认LV-CL202 自调阀与LICA-CL202 自控回路设置完成并调试合格。就地表计校验合格，确保投用。

(3) 当确认系统对新增设备、管线吹扫、水冲洗、气密完成、氮气置换合格后。甲烷回收改造项目系统氮气充压，打开PV-CP201 前后切断阀门，打开B012 氮气充压阀门充压至0.4 MPa，通过PVCP201 控制压力。

(4) 甲烷回收利用项目系统甲醇填充，通过B012 无硫甲醇闪蒸罐进液阀门(阀门1)缓慢给闪蒸罐建立液位，液位建立至40%左右。建立液位过程中注意主洗系统各塔器液位，防止液位过低导致系统波动，可以提前适当向主洗系统补充部分新鲜甲醇，提高各塔器液位。

(5) 甲烷回收利用改造项目系统投用，打开调节阀前后切断阀门，将LV-CL202 自调阀自控投用，PV-CP201 自调阀自控投用、PI-CP201 压力设定0.5 MPa。现场缓慢打开B012 无硫甲醇闪蒸罐出液管线至K003 Ⅱ阀门(阀门2)，直至全开；现场缓慢关闭LV-CL011 调节阀组后，改造跨线阀门(阀门3)，直至关制微限流状态；缓慢打开进新增的无硫甲醇闪蒸罐B012 的手阀(阀门1)，现场调整手阀时要缓慢、交替进行，中控和现场沟通到位，直至将需要的开的阀门全开(阀门1.2)，需要关闭的阀门(阀门3)全部关闭。

(6) 待甲醇循环回路调整完成后，现场设备管线无漏点，B012 甲醇循环液位、压力稳定后，需要将B012 闪蒸气通过W025 换热器引至气化煤锁气压缩机入口。先将煤锁气压缩机出口的粗煤气引入低温甲醇洗AB 单元系统内，在将B012 闪蒸气通过W025 换热器升温后送至气化煤锁气压缩机，换热器进出口的气量根据气化煤锁气压缩机入口煤气温度及时调整，直至PV-CP201 压力控制阀门全关，将调节阀投用自控。

(7)煤锁气压缩机出口返回的闪蒸气根据低温甲醇洗AB 单元FT-51/52CF201 流量显示，通过FVCF201 调节阀进行调整。

7 主要经验、存在问题及建议

7.1 系统正常运行压力调整

系统生产正常运行，负荷稳定。51/52B012 闪蒸气PI-51/52CP201 操作压力由气化煤锁气压缩机控制，压力控制在0.3～0.47 MPa 范围内。当PI-51/52CP201 压力高于控制值，气化煤锁气压缩机无法调整时，由低温甲醇洗AB 单元PV-CP201 调节阀进行放空，稳定压力。当PI-51/52CP201 压力低于控制值(0.3 MPa)，联系调度要求气化煤锁气压缩机及时调整，将压力控制在指标范围内。

7.2 系统异常情况压力调整

当出现大幅度减负荷时，中控人员立即联系调度要求气化煤锁气压缩机立即调整，将PI-51/52CP201 压力控制在指标范围内。当PI-51/52CP201 压力持续下降低于控制值(0.3 MPa)时，现场人员到B 单元闪蒸气外送界区阀门处等待，做好调整外送界区阀门的准备。当PI-51/52CP201 压力持续下降低于控制值(0.25 MPa)时，联系调度要求气化煤锁气压缩机紧急停机处理，低温甲醇洗AB 单元及时调整PV-CP201 调节阀进行放空，将压力控制在指标范围内。

8 结语

通过对装置投用生产期间的整体调试，及近几个月对装置各性能指标的审核，严格按照设计参数进行操作调整，设备运行满足工艺需求，装置生产各指标能满足实际生产需要，达到设计要求和预期的生产要求。