溶剂再生装置

溶剂再生装置（精选六篇）

溶剂再生装置 篇1

两套溶剂再生装置规模均为350 t/h, 设计弹性为60%~110%。第一套处理加氢裂化装置和硫磺回收装置的富胺液;第二套处理常减压装置、渣油加氢装置、柴油加氢装置、催化裂化装置和酸性水汽提装置的富胺液。再生后的贫胺液送至上游装置循环使用, 清洁酸性气送至硫磺回收装置生产硫磺。采用常规汽提再生法, 再生塔底重沸器热源采用0.35 MPa蒸汽。

由于采用集中再生, 各装置只能使用相同的溶剂。溶剂采用CT8-5复合型甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶剂 (由西南天然气研究院研制) , MDEA溶剂吸收H2S和CO2的反应如下[1]:

2 工艺流程及特点

富胺液净化程度的高低, 决定于再生塔底供汽量的多少。设计采用塔底供汽量控制系统压力;回流罐出口酸性气调节阀控制再生塔顶温度的控制方案。

通过系统分析原料、工艺、设备、胺液以及管理等主要因素, 制定相应的对策, 尽最大程度将不利因素降至最低。

3 影响贫胺液质量的因素分析及对策

3.1 原料 (富胺液) 因素分析及对策

受高含胶质、沥青质的原料油性质的改变以及渣油加氢装置工艺设计等因素的影响, 渣油加氢装置操作工况频繁波动, 造成来料富胺液含油带烃带氢严重且负荷波动剧烈, 对硫磺回收部分造成较大的冲击。清洁酸性气流量波动剧烈, 造成配风滞后, 致使H2S与SO2比值很难达到2∶1, 降低了硫回收率。再者溶剂再生装置波动致使贫胺液净化深度下降 (H2S>1 g/L) , 造成尾气中SO2排放长时间超标。原料因素是制约溶剂再生装置以及后续硫磺尾气装置平稳运行的关键。

采取将上游加氢装置循环氢脱硫塔和胺液闪蒸罐的撇油线改至污油罐, 同时溶剂再生装置富胺液闪蒸罐扩容的办法降低原料中的气体含量, 装置运行平稳率大大提高。

3.2 工艺操作因素分析及对策

富胺液闪蒸罐顶压力控制在0.05~0.2 MPa, 温度控制在60~70℃, 相对于上游富胺液含油带烃带氢严重时, 此温度控制相对较低、压力控制相对较高, 致使大量烃类及氢气很难在较短时间内闪蒸出去, 进而带至后部给再生塔及硫磺部分带来冲击。再者贫胺液出装置温度控制在≯55℃, 对于吸收过程来说, 此温度下吸收效果最佳, 但是贫胺液至上游渣油加氢装置循环氢脱硫塔管线较长, 温度损失较大, 致使循环氢中携带的重烃类冷凝而污染胺液质量, 造成恶性循环。因此富胺液闪蒸罐顶压力控制在0.03~0.16MPa, 温度控制在65~75℃, 贫胺液出装置温度控制在55±2℃, 胺液浓度控制在30%~35%, 通过上述对工艺参数的窄点控制优化, 降低胺液发泡、降解以及变质的风险, 同时提高胺液浓度, 降低胺液循环总量, 进而达到节能降耗的目的。

3.3 设备因素分析及对策

回流泵出口管线采用普通碳素钢, 频繁造成腐蚀穿孔。在回流流量不稳定的情况下选用磁力泵致使操作弹性变小, 而且流量忽大忽小降低了该泵使用寿命。因此回流泵管线及阀门全部采用316L材质, 提高耐腐蚀强度。工艺上采用窄点控制方案后, 设备方面的可操作性与之相适应。增设一定数量的变频空冷电机, 降低了空冷设备因操作频繁而损坏的风险。

低压蒸汽的稳定是为溶剂再生装置提供传质传热推动力的保证。四川石化硫磺回收联合装置内的低压蒸汽是由1.0 MPa中压蒸汽经减温减压以后得到的。该减温减压器由减压系统、减温系统、给水系统以及安全保护装置组成。由于重锤位置松动, 造成定压不准确, 调节波动较大, 致使低压蒸汽压力波动频繁。再者除盐水水垢造成减温喷嘴堵塞, 进而造成低压蒸汽长时间超温。低压蒸汽压力温度异常给再生塔操作平稳操作带来了困难, 致使贫胺液质量难以保证, 进而造成硫磺尾气吸收效果差, 尾气中SO2排放超标。此因素是制约贫胺液质量合格的重要因素。因此建议增设减温水过滤设施, 减少堵塞风险, 或者更换性能更加稳定的减温减压设施, 确保低压蒸汽系统稳定。

3.4 胺液因素分析及对策

西南天然气研究院研制的脱硫剂CT8-5是以MDEA为基础组分, 添加适量改善溶液脱硫选择性和操作稳定性的添加剂, 在一定条件下复合而成。物性参数如表1所示。

使用的CT8-5复配型脱硫剂用于炼厂气处理时使用浓度通常为25%~35% (w) , 该溶剂使用时工艺控制指标为再生塔顶温度100~120℃, 蒸汽压力0.3~0.4 MPa (表压) 。通过分析结果发现:胺液中热稳定盐含量较低, 其进入塔顶回流系统含量更是微乎其微, 普通碳钢不具备在高浓度H2S酸性水中的抗腐蚀能力, 因此建议将关键部件材质更换为316L以增强其抗腐蚀能力。

将2014年6月与2015年5月排放尾气中SO2含量进行对比发现, 胺液吸收效果较好 (见表2) 。

3.5 装置的管理及对策

随着新环境保护法的实施, 联合装置的平稳运行成为环保部门关注的焦点。因此建立完善的工艺、设备、仪表及维保管理制度是确保环保装置平稳长周期运行的重要保障。

上游装置操作工况的变动, 致使装置负荷不稳定, 对本装置操作人员技术水平提出了更高的要求。再者来料质量没有完善的管理制度, 造成对这些影响毫无预见性和政策性的对策, 给工艺操作人员造成一定的心理负担。因此制定严格的富胺液指标制度, 从根源上消除含油带烃及带氢给溶剂再生装置及后续硫磺回收系统所带来的不利影响。稳定上游装置平稳生产, 需要上游各装置共同参与, 查找各自原因, 对症下药权衡利弊, 从根本上消除一切不利因素。管理的因素是制约装置长周期运行的核心因素, 若处理不好, 装置不但不能达到设计运行周期, 而且将存在致命的安全隐患。因此对基层人员既要有正确的思想引导, 又要有专业的技术培训, 做到人人既敬业又专业。

4 装置运行情况及改造情况

经过连续11个月的数据记录, 技术改造前贫胺液H2S含量平均值为0.61 g/L, 蒸汽单耗均值为158.25 kg/t。技术改造后贫胺液H2S含量平均值为0.26 g/L, 蒸汽单耗均值为127 kg/t。

5 事故分析及处理

5.1 渣油加氢来料富胺液含油带烃事故

5.1.1 事故经过

2014年10月8日溶剂再生装置富液来量仪表显示由220 t/h迅速降至0.3 t/h, 硫磺岗位外操及仪表工校验该表正常, 管线震动较大。富液闪蒸罐顶压力波动剧烈, 再生塔顶回流量及塔顶回流罐液位大幅下降, 联系外操及仪表确认无异常。再生塔塔底压力迅速上升至报警上限 (定压极限0.3 MPa) , 及时调整塔底蒸汽量以稳定压力平稳, 将闪蒸罐顶压控阀PIC60202副线阀稍开, 降低富液轻烃携带量。酸性气量由1 100 m3/h迅速上升到1 900 m3/h, 造成清洁酸性气分液罐顶压力由0.043 MPa上升至0.062 MPa, 硫磺制硫燃烧炉前部温度快速上升至1 400℃, 配风难以跟踪, 造成SO2排放超标。

5.1.2 事故原因分析

渣油加氢装置撇油操作为每天白班撇油一次, 撇油操作主要是针对循环氢脱硫塔及富胺液闪蒸罐, 尤其是循环氢脱硫塔, 若塔内积油易引起雾沫夹带, 循环氢压缩机入口分液罐液位高高, 而循环氢入口分液罐设计较小, 易导致循环机停车装置停工。工艺流程见图2。

经过分析得知, 同样的操作过程在前期未出现窜气, 装置运行至253 d后, 出现阀门内漏情况, 认定是阀门被腐蚀造成的, 由于富胺液中硫化氢含量达2万mg/L以上, 腐蚀严重。循环氢脱硫塔及富胺液罐撇油线阀门在高硫化氢浓度的胺液冲涮下腐蚀严重, 阀门内件被腐蚀产生内漏, 导致气相窜至富胺中。

5.1.3 事故处理

1) 工艺操作及管理措施

a.连续开关活动富胺液闪蒸罐撇油阀门2道手阀, 冲洗阀门内可能存在的杂质。

b.撇油操作后关闭与撇油有关的所有阀门, 包括循环氢脱硫塔撇油线角阀及前后手阀共4道阀门, 富胺液罐撇油线2道阀门。

c.提高富胺液罐液位, 确保液位高于撇油线, 只有在撇油时才打通撇油流程, 避免气体窜入液相中导致窜压。

d.撇油操作时, 上下游装置及时沟通, 降低不良影响。

e.重新编制审核撇油操作规定, 并严格按操作规定执行。

2) 设备整改措施

提报相关阀门采购计划, 在该装置大检修时及时更换阀门。

3) 技术整改措施

技术处协调设计院, 优化富胺液闪蒸罐撇油方案。

5.2 蜡油加氢来料富胺液含油带烃事故

5.2.1 事故经过

2014年11月29日, 溶剂再生塔发生波动, 造成再生塔平衡被破坏, 塔底压力持续上升, 由0.114 MPa升至0.198 MPa, 塔顶温度由110℃下降至91.9℃, 判断蜡油加氢进装置富液带油严重。再生塔提高蒸汽量后, 带油富胺液中蒸发的酸性气量波动剧烈, 酸性气分液罐压力最高升至59.7 KPa。进入制硫燃烧炉的酸性气流量仍旧在8 400~10 200 Nm3/h范围内波动。此时制硫炉自动配风已无法正常调节, 致S02超标。

5.2.2 事故原因分析

此次硫磺回收装置尾气SO2排放超标, 原因是上游蜡油加氢装置来富胺液携带烃类组分偏重, 不易从胺液中将其闪蒸, 进入溶剂再生塔造成塔压异常偏高, 对制硫系统造成冲击, 酸性气流量、组分在短时间内大幅变化, 给制硫炉准确配风带来严重干扰, 导致H2S在制硫系统无法充分燃烧分解生成单质硫, 过量的硫化物及SO2进入尾气吸收, 导致尾气处理吸收系统超负荷运行, SO2超标。

5.2.3 事故处理

尽量控制富胺液闪蒸罐压力在0.03 MPa以下, 温度在65℃以上, 尽可能多的将轻烃及氢气闪蒸出去。将塔底蒸汽及塔顶回流量改手动控制, 逐步稳定再生塔操作稳定。同时手动调节进炉清洁酸性气流量, 使其运行平稳。

5.3 溶剂再生装置波动导致制硫系统停工事故

5.3.1 事故经过

2014年3月18日上游装置含油带烃严重, 致使一套溶剂再生所用蒸汽量由10 t/h降为9 t/h (单台重沸器用量) , 二套溶剂再生所用蒸汽量由16 t/h降至10 t/h (单台重沸器用量) 。塔压力变化并不明显但塔顶温度下降, 由此可以确定上游装置含油带烃严重。清洁酸性气带液较多造成酸性气分液罐液面及压力升高, 操作人员为保护制硫燃烧炉炉头压力稳定而将清洁酸性气定压值由0.060 MPa改为0.050 MPa, 由于放火炬阀灵敏度不够, 阀位开至0.2%后, 部分酸性气放火炬造成分液罐压力降低导致进制硫燃烧炉酸性气量瞬间降低进而造成清洁酸性气低流量联锁停车。

5.3.2 事故原因分析

由以上数据得知:清洁酸性气分液罐压力值下降幅度大于炉头压降值, 是由于风量提高了515 Nm3/h及时补充了炉头压力, 这样就会缩小清洁酸性气分液罐与炉头的差值, 造成清洁酸性气入炉困难, 瞬间低于1 000 Nm3/h而触发联锁。

5.3.3 事故处理

对于此种情况操作人员应该及时稳定溶剂再生装置稳定。降低再生塔塔顶气相抽出温度 (加开空冷用量) , 加大回流量控制顶温在指标范围内。控制塔顶气相抽出量, 进而降低塔顶压力。建议更换灵敏度更高的控制阀确保操作精确度。根据上游设计定期排油方案, 溶剂再生装置富液闪蒸罐挡板构造且容积有限, 造成撇油操作时必须把液位控制在90%, 降低了油及烃类的闪蒸空间, 进而导致再生塔及后部硫磺系统波动。建议增加富液撇油沉降设施或者增加闪蒸罐溶剂, 确保富胺液停留时间至少在15 min以上, 尽可能多的闪蒸出烃类, 降低对后部的影响。

6 结语

溶剂再生装置是保证全厂脱硫装置平稳运行及油品低硫指标的重要装置, 确保其平稳运行是非常必要的。同时是确保尾气中SO2排放合格的重要保障。通过总结影响贫胺液质量的因素, 提出针对性的解决措施, 并且通过长时间观察装置运行情况, 提出优化控制工艺指标, 将不利影响降至最低。深入分析每次事故的经过、原因及处理办法, 总结经验教训, 对优化工艺操作有重要的指导意义。管理层面应该制定严格的富胺液品质指标, 从根源和制度上消除不利因素。

参考文献

活性炭微波辅助溶剂再生研究 篇2

活性炭微波辅助溶剂再生研究

摘要：采用微波辅助溶剂再生的方法,对吸附邻硝基苯酚的粒状活性炭的再生过程进行了研究.结果表明:当以乙醇为再生剂时,达吸附平衡的活性炭可在累计数分钟的.微波辐照下完成再生,再生率达96%以上.再生时,活性炭局部表面形成的“电弧”,使活性炭再生损失增加,但远低于传统热再生;比表面积、微孔容积和平均孔径增大,提高了再生炭的吸附和传质能力.作 者：韩永忠 谌伟艳 陈金龙 张全兴 HAN Yong-zhong CHEN Wei-yan CHEN Jin-long ZHANG Quan-xing 作者单位：污染控制与资源化研究国家重点实验室,南京大学环境学院,南京,210093期 刊：环境科学与技术 ISTICPKU Journal：ENVIRONMENTAL SCIENCE & TECHNOLOGY年，卷(期)：2006,29(8)分类号：X132关键词：硝基苯酚 活性炭 微波 再生

溶剂吸收法顺酐装置工艺介绍 篇3

目前, 顺酐的生产工艺路线按原料可分为苯氧化法、正丁烷法氧化法、C4烯烃法和苯酐副产法4种, 其中苯氧化法应用最为广泛, 但由于苯资源有限, C4烯烃和正丁烷为原料生产顺酐的技术应运而生, 尤其是富产天然气和油田伴生气的国家, 拥有大量的正丁烷资源, 因此近年来正丁烷氧化法生产顺酐的技术发展迅速, 已经在顺酐生产中占主导地位, 其生产能力约占世界顺酐总生产能力的80%[2]。

我国的顺酐生产工艺, 长期以来基本以苯氧化、水吸收的生产工艺为主。近年以来, 国内陆续开始引进丁烷氧化、溶剂吸收法的顺酐生产工艺。主要针对该工艺进行简单的介绍, 以便于国内同行了解溶剂吸收法顺酐生产工艺状况。

1 工艺流程介绍

传统的水吸收工艺中, 采用脱盐水对顺酐进行吸收, 该过程为化学过程, 生成物为顺丁烯二酸。与传统的水吸收工艺进行对比, 溶剂吸收主要采用有机溶剂作为吸收剂, 该过程是物理吸收过程。

兰州石化公司引进工艺当中采用邻苯二甲酸二丁酯 (DBP) 作为吸收溶剂。该工艺的主要设备是两个部分, 及吸收部分及解吸部分。该工艺的主要优点是吸收过程中不产生顺酸, 勿需脱水, 减轻了设备腐蚀;同时, 减少了顺酸的异构化, 提高了收率。但缺点是投资回收周期长, 溶剂净化难度大, 溶剂循环过程中的损失量不易控制[3]。工艺流程, 如图1所示。

在吸收塔内, 来自氧化工序约60000Nm3/h的含顺酐的生成气在130℃左右进入吸收塔内, 被塔顶的12t/h的DBP溶剂进行吸收。吸收后的尾气进入焚烧炉进行高温焚烧后排放。吸收塔内产生的含顺酐约12%～18%的富溶剂送到解吸塔内, 利用顺酐与DBP溶剂沸点的差别 (顺酐沸点202℃, DBP沸点340℃) , 在2～4kPa (A) 下进行解吸。低沸点的顺酐从解吸塔的侧线采出, 送往下一道工序进行精制;高沸点的DBP溶剂经后闪蒸塔闪蒸后送往溶剂再生部分进行处理, 然后返回吸收塔进行吸收。

2 工艺关键环节

根据装置的运行状况来看, 溶剂吸收法的生产工艺, 实现了装置的连续化生产。操作难度相应降低, 装置平稳率提高了, 中控及成品质量水平也相应改善。

但在试运行的过程中, 由于引进消化吸收方面的各种问题, 造成装置运行困难。其中, 一些工艺当中的关键环节对装置运行尤为重要。重点关注这些关键环节的问题, 将有助于同类型装置少走弯路。

2.1 溶剂损失

在该工艺当中, 由于溶剂是循环使用, 进行吸收及解吸。因此, 溶剂的消耗对于装置的运行成本很重要, 控制住了吨产品的溶剂消耗, 也就在较大程度上降低了装置产品的经济成本, 提高了装置的效益。国外同类型装置吨产品的溶剂消耗一般在7～10kg, 但国内装置的溶剂消耗基本在15～20kg。以日产顺酐60t为例进行计算, 则较为理想的溶剂损失在420～600kg/dd。

根据运行情况来看, 溶剂损失主要体现在三个方面, 一是吸收塔顶的雾沫夹带量;二是离心机水相出口的溶剂携带量;三是开停工及设备处理过程中, 所排放损失的量。

2.1.1 吸收塔溶剂损失

吸收塔的主要操作特点是气相负荷大 (正常负荷时60000Nm3/hr) 、液相负荷低 (正常塔内液体负荷仅为12t/hr) , 气液比很大, 空速超过1.9m/s。因此塔盘设计开孔率很高, 达到了19%左右。按照设计核算, 正常操作条件下, 塔顶出气中DBP的夹带量为7～8kg/hr, 折合为日损失量约为170kg/d。当空速升高, 夹带也会必然加剧, 造成溶剂损失夹带, 见表1。

在该套装置运行的过程中, 由于塔盘的施工等方面的问题, 造成溶剂损失在开工初期相当大, 甚至达到了日损失量5t左右, 一度造成装置无法继续运行, 通过相应的技术改造, 才解决了这些问题。

2.1.2 离心机溶剂损失

在正常的工况下, 离心机出口的水相中, 含有约1%左右的溶剂。以1.5t/h的废水进行核算, 则溶剂损失量在15kg/h, 日损失量在360 kg左右。

但在离心机工况运行不稳定的情况下, 离心机内部油水相得界面如果被打破, 或者两相互相夹带严重, 则水洗当中携带的溶剂量会大大超过上述值, 根据我们的测算, 情况严重时, 水相当中夹带溶剂的量达到了10%～20%左右, 则溶剂的日损失量在3.6～7.2t。

因此, 对离心机的工况的调整及控制至关重要, 这部分也是决定装置溶剂消耗的关键部位。

2.1.3 设备处理损失

众所周知, 装置开工越平稳, 则各项消耗越低。在装置运行的过程当中, 如果因为意外的原因需要进行停工倒空处理, 则溶剂消耗加大就是在所难免的。根据我们的计算, 正常的处理情况下, 每倒空一次装置所损失的溶剂量约在8～10t。如果部分设备溶剂的回收不充分, 则损失量基本会达到20t左右。

同样的情况, 在设备检维修的过程中, 对设备内部的溶剂进行回收也是相当有必要的, 会相应降低全年的溶剂消耗。

2.2 溶剂再生

该工艺的溶剂处理, 主要采取萃取分离的工艺过程。由于富马酸、邻苯二甲酸等杂质在水中的溶解度远大于在DBP溶剂当中的溶解度。因此, 利用脱盐水在萃取罐中在一定温度下对溶剂进行萃取, 会将该类杂质萃取到水相当中。

萃取结束后的水相及溶剂相送到离心机进行分离。通过高速旋转, 利用两相密度的差异, 将水相与溶剂相分开。

在运行初期, 一般都把注意力集中在吸收及解吸的操作上, 容易忽视对溶剂的再生处理。溶剂再生是整个溶剂吸收工艺的核心, 一方面, 溶剂再生的品质决定了吸收的效果;另一方面, 也决定了溶剂吸收及解吸系统能否平稳长周期运行。

3 结论

1) 溶剂吸收工艺的优点是流程连续, 便于操作。收率更高, 产品质量更好。

2) 溶剂吸收工艺的缺点是投资较大, 溶剂处理难度较大。引进工艺国产化过程尚不十分成熟。

3) 吸收塔、离心机等部分的操作直接关系到溶剂的消耗量, 决定着装置的部分运行成本。

4) 溶剂再生处理部分是溶剂吸收工艺的核心, 决定着装置能否长周期运行。

摘要：介绍了丁烷氧化溶剂吸收法顺酐装置的生产工艺, 重点介绍了溶剂吸收过程当中的工艺关键环节。包括溶剂损失的控制, 溶剂的再生处理。

关键词：顺酐,丁烷氧化,溶剂吸收

参考文献

[1]钱伯章.顺酐的技术进展与国内外市场分析[Z].中国化工学会精细化工专业委员会第100次学术会议暨全国第十四次工业表面活性剂研究与开发会议, 2007.

[2]金栋.顺酐的生产技术及市场分折[J].化工中间体, 2002 (23) :18-21.

溶剂再生装置 篇4

1 低压溶剂回收系统设置的必要性

天津石化和武汉石化高密度聚乙烯装置采用INEOS公司的Innovene S淤浆法聚乙烯工艺,使用两台环管反应器生产单峰/双峰聚乙烯产品[3]。聚合反应在异丁烷为稀释剂的淤浆中进行,乙烯和共聚单体在环管反应器中聚合生成粉料。淤浆离开反应器后,在高压闪蒸罐脱出绝大部分的稀释剂,底部粉料送至低压闪蒸罐进一步脱除微量稀释剂和未反应物,脱气后粉料经风送系统送后工段粉料仓供造粒。

低压溶剂回收系统主要回收从低压闪蒸罐顶部排出的尾气和其它设备排放尾气中的烃,如图1所示,回收的液态烃经泵升压后返回反应系统,离开低压溶剂回收系统的气体,部分返回到低压闪蒸罐作为低压闪蒸罐中部的吹扫气,其余气体排入火炬系统燃烧。

以30万吨/年INEOS环管淤浆法HDPE装置为例,粉料中挟带的烃和其它设备排放气中大约共含异丁烷4200～5100 kg/h,乙烯250～380 kg/h,其余为氢气、甲烷、乙烷和氮气。将其中的烃类回收利用,能明显地减少物耗,减少对环境的污染;部分脱烃的气体返回到低压闪蒸罐作为初始吹扫气,减少了氮气的消耗量。低压溶剂回收具有显著的经济效益和社会效益。

2 低压溶剂回收方法

含有烃类气体的回收处理方法主要有膜回收法、压缩冷凝法等[4]。

膜回收法是一种基于溶解扩散机理的气体分离技术,其分离的推动力是气体各组分在膜两侧的分压差,利用气体各组分通过膜时的渗透速率的不同来进行气体分离[5]。压缩冷凝法是利用有机物沸点随压力增加而升高的原理,通过增加气体的压力,使其各组分的沸点升高,然后把加压后的尾气降温,使其中的乙烯、异丁烷等有机蒸汽冷凝。

本文依据天津石化和武汉石化30万t/年INEOS环管淤浆法HDPE装置,以Ziegler催化剂生产单峰聚乙烯产品为例,对采用膜回收法和压缩冷凝法的低压溶剂回收系统工艺方案进行比较。

3 低压溶剂回收工艺方案

3.1 膜回收工艺

在天津石化高密度聚乙烯装置中,低压溶剂回收系统采用了膜回收工艺,低压闪蒸罐顶部排放的气体压力接近常压,需对其进行增压,选用两级迷宫活塞式压缩机,将压力提高到1.65 MPaG,其工艺流程如图2所示。

1.脱烷基塔;2.缓冲罐;3,5.压缩机;4,6.冷却器;7.气液分离罐;8.一级膜分离器;9.二级膜分离器

从低压闪蒸罐出来的闪蒸气和其他设备放出的低压气体(A)首先进入到脱烷基塔中,以脱除闪蒸气中含有的微量烷基物,因为微量烷基物能附着在下游压缩机内壁上,降低压缩机的负荷,并减少压缩机的使用寿命。气体从脱烷基塔出来后,进入到尾气压缩机升压到1.65 MPaG,用循环冷却水将其经冷却冷凝到36 ℃,在气液分离罐中进行气液分离,分离得到的液态烃(D)送入反应系统,从气液分离罐顶部排出的不凝气进入膜分离回收系统。膜分离部分由两级膜组件组成,不凝气首先进入一级膜分离,一级膜的作用是回收不凝气中的乙烯和异丁烷,在经过一级膜分离时,乙烯和异丁烷等烃类优先透过膜,在膜的渗透侧富集,返回压缩机入口进一步压缩冷凝。一级膜的截留气进入到二级膜分离,在二级膜分离过程中,剩余的烃类和氮气进一步分离,在二级膜渗透侧得到富含烃的气体(B),氮气含量约为15%～20%,返回到低压闪蒸罐作为低压闪蒸罐中部的吹扫气,在二级膜截留侧得到的氮气浓度为70%、乙烯和异丁烷浓度约为20%的气体(C),排放到火炬系统。

经过此回收系统,约53.1%的乙烯、96.8%的异丁烷被冷凝后返回到反应系统。只有二级膜截留侧的气体排入了火炬系统,作为该回收系统的损失物料,和进料量相比较,乙烯损失约46.9%,异丁烷损失约3.2%。

3.2 压缩冷凝回收工艺

武汉石化高密度聚乙烯装置中,低压溶剂回收系统采用压缩冷凝工艺,工艺流程如图3所示。从低压闪蒸罐顶部排出的压力较低的闪蒸气(A),进入到高压罗茨风机,压力从0.025 MPaG 提升到0.225 MPaG, 然后经二级热交换器,气体被冷却到12 ℃,再经低温冷凝到-35 ℃,进入气液分离罐,冷凝下来的冷液体(D)经热交换器升温后送回反应系统,气液分离罐顶部排出的气体经热交换器升温后,部分气体(B)送回低压闪蒸罐,作为低压闪蒸罐中部的吹扫气,其余气体(C)排入火炬系统。

1.鼓风机;2.冷却器;3.缓冲罐;4.鼓风机;5.套管换热器;6.热交换器;7.低温冷凝器;8.气液分离罐

因闪蒸气中含有微量的烷基物,为避免微量烷基物脱除不干净,从而对下游的压缩机造成损害,选择具有特殊设计的高压罗茨风机作为升压设备[6]。该工艺流程中采用的冷凝温度为-35 ℃,选用单独的丙烯制冷压缩机就可以满足工艺要求。

该工艺中约36.2%的乙烯、95.3%的异丁烷被冷凝后返回反应系统。为防止不凝性气体在系统中累积,并考虑到低压闪蒸罐所需的吹扫气量不能过大,以免造成低压闪蒸罐内粉料的流化,从气液分离罐顶部排出的气体仅有大约45%返回作为吹扫气,其余的气体在压力控制下排入火炬,作为该回收系统的损失物料。和进料量相比较,乙烯损失约63.8%,异丁烷损失约4.7%。

3.3 两种回收工艺的比较

由上面的数据可知,膜回收工艺中乙烯和异丁烷的回收率高于压缩冷凝工艺。两种回收方案的回收率、设备投资成本和公用工程消耗的比较见表1。

这两种溶剂回收方法各有特点。膜回收法中,脱烷基塔和分离膜的性能是决定单元装置技术指标的关键因素,前者决定了压缩机的负荷和寿命是否满足要求,后者决定了分离效率是否满足要求。压缩冷凝法中,动设备较多,冷凝温度过低,对设备的材料和制造有较严格的要求。并且,因物流温度较低,需配套低温冷火炬罐,在某些事故工况下,低温气体和含有低温液体的物流在低温冷火炬罐中加热和汽化后再排入常温火炬系统,以保证安全。

4 压缩冷凝工艺的优化

前面所介绍的压缩冷凝工艺中,乙烯的损失率为63.8%,如按照进入低压溶剂回收系统的乙烯量为360 kg/h计算,每小时损失乙烯约230 kg。究其原因,是在前面介绍的工艺配置中,因为尾气中含有的烷基物不易脱除,所以选用了不易堵塞的高压罗茨风机,通过两台风机串联,压力从0.025 MPaG最高升压到0.225 MPaG。如果设计的脱烷基塔可以有效地把尾气中含有的烷基物脱除干净,选用压缩机提升压力,在相同的冷凝温度下,并假定进入低压闪蒸罐的粉料中含有的烃和其它设备排放气中含有的烃相同,并且低压闪蒸罐的吹扫气量不变,通过Aspen plus计算,可以得到不同的乙烯冷凝率和异丁烷冷凝率,如图4所示。

从图4可以看出,随着压力的升高,乙烯冷凝率和异丁烷冷凝率升高,尤其是乙烯的冷凝率提高较大。如压力从0.225 MPaG 提高到1.6 MPaG,冷凝温度保持-35 ℃不变,则乙烯冷凝率从36.2%提高到84.2%,异丁烷冷凝率从95.3%提高到99.4%。按每小时进入低压溶剂回收系统的气体中乙烯含量为360 kg/h,异丁烷含量为5070 kg/h计算,每小时乙烯多冷凝173 kg,异丁烷多冷凝208 kg。如按每年运行8000 h计,每年多回收乙烯1384吨,多回收异丁烷1664 t。如按乙烯8000元/t计,异丁烷9000元/t计,每年的毛利润约增加2600万元。压力升高后,设备投资增加约1000万元,考虑到设备的折旧,并扣除增加的电、循环水等操作费用,一年内即可收回投资。

5 结 论

环管淤浆法高密度聚乙烯工艺的物料损耗主要为低压溶剂回收系统的排放损失。优化回收系统、降低排放损失是降低物耗的主要途径。低压溶剂回收技术主要有膜回收技术和压缩冷凝回收技术。膜回收法技术较先进,选择适当的膜,能同时回收烃和高纯度的氮气,近年来在聚烯烃尾气回收装置上应用较广泛。压缩冷凝法是气体处理的传统工艺,应用业绩很多,技术成熟,适当选择压缩压力和冷凝温度,能得到良好的经济效益和社会效益。

摘要：介绍了环管淤浆法高密度聚乙烯工艺低压溶剂回收的两种方法:膜回收法和压缩冷凝法。从回收率、设备配置等方面对这两种回收方法进行了对比。针对现有压缩冷凝工艺中乙烯回收率低的缺点,经Aspen Plus模拟计算,得到提升尾气压力和乙烯回收率的关系曲线,提出了优化方案。

关键词：高密度聚乙烯,低压溶剂回收,膜回收,压缩冷凝

参考文献

[1]陈乐怡.世界聚烯烃工业的发展趋势[J].合成树脂及塑料,2008,25(1):1-7.

[2]A.N.Bulkatov.Comparative analysis of various polyethylene production technologies[J].Chemical and Petroleum Engineering,2008,44(7-8):429-432.

[3]方建国,徐凤梅.天津HDPE反应区设备布置优化研究[J].石油化工技术与经济,2010,26(5):5-9.

[4]岳平.聚丙烯生产过程中尾气回收系统(单元设备)的应用比较[J].化工设备与管道,2011,48(3):14-16.

[5]杜焕军,张显峰.有机蒸气膜回收系统在PE装置上的应用[J].合成树脂及塑料,2008,24(2):34-37.

溶剂再生装置 篇5

1试验部分

1.1 合成气净化系统的工艺流程

如图1所示,用DEA溶剂作吸收剂,脱除合成气中的CO2和H2S,整个过程在吸收塔内完成。合成气在脱除CO2和H2S后,进入水洗塔,除去夹带的DEA,然后送入后续装置作为反应的原料气。携带CO2和H2S的DEA溶液(富液)离开吸收塔后通过换热进入再生塔,降压解析,释放出的CO2和H2S进入酸气火炬烧掉,再生塔塔底的DEA溶液(贫液)循环使用。

1.2YHS-200溶剂的选择与工业化开发

20世纪80年代初,具有一定选吸能力的N-甲基二乙醇胺[MDEA,分子式为(HOCH2CH2)2NCH3]脱硫脱碳工艺逐渐进入工业应用。因MDEA具有使用浓度高,酸气负荷高,腐蚀性低,抗降解能力强,能耗低等[1]优点,被广泛应用于炼厂气、天然气等含硫气体选择性脱硫工艺,取得了显著的经济效益和环境效益。因此,在20世纪80年代末90年代初,国内外都着眼于MDEA的节能防腐特点,扩展并开发以MDEA为主的系列配方溶剂,使其应用范围几乎覆盖了整个气体净化领域。

YHS-200溶剂是以MDEA为主,添加适当活化剂后复合而成的脱硫脱碳溶剂。活化剂加入后不仅其自身与CO2进行快速反应生成中间产物,而且还改变了MDEA与CO2的反应历程,有效地提高了MDEA与CO2的反应速率。根据实际需要调整活化剂加入种类和加入量 ,可 以 得到不同的CO2脱除率,同时又能有效地脱除H2S气体,这是YHS-200溶剂特有的优势。在广泛查阅资料的基础上,大庆石化化工二厂同江苏汉光集团进行技术交流,确定了适合大庆气化装置合成气脱硫脱碳的YHS-200溶剂的最终配方,并进行了YHS-200脱硫脱碳性能评价。然后,利用本厂的合成气试样,在实验室内进行了小试并取得成功,确定YHS-200溶剂完全可以满足生产工艺要求。

YHS-200脱硫脱碳机理主要包括高压低温下的吸收过程和低压高温下的解析再生过程,反应方程式如下[2]:

在吸收过程中,操作温度设计为40℃,弱碱性的MDEA和H2S,CO2反应生成溶于水的盐。在解析再生过程中,通过再沸器中的0.5MPa蒸汽加热,使化学反应平衡向左移动,H2S,CO2从再生塔塔顶解析出来,再生的MDEA溶剂冷却后循环使用。

1.3YHS-200溶剂的试用过程

将YHS-200溶剂加水稀释使其质量分数为25%,待净化系统退净残液后,向系统中补加。在净化系统运行稳定后进行标定。标定的工艺参数为:溶液循环量、再生蒸汽用量、再生塔塔底温度、操作压力、溶液再生后取样点测得数据、水洗取样点测得数据以及补加YHS-200稀释溶剂后合成气中的CO2含量等。通过与原DEA溶剂及CT 8-9溶剂标定数据进行对比,以对该溶剂脱硫脱碳性能及损耗量进行评价。

2结果与讨论

2.1YHS-200溶剂使用情况

在装置气化炉100%负荷条件下,YHS-200溶剂在净化系统中的操作数据与DEA溶剂、CT 8-9溶剂的对比见表1,它们的脱硫脱碳效果对比见表2。

注:SPA 4201为合成气脱硫脱碳前的取样点,SPA 4701为合成气经净化水洗后的取样点。

由表2可见,YHS-200溶剂脱硫脱碳效果与DEA溶剂、CT 8-9溶剂的相当。说明当气化装置负荷为100%时,YHS-200溶剂可在质量分数为25%的条件下进行操作,且净化合成气中的CO2,H2S,COS的体积分数能够满足生产工艺指标的要求。

2.2YHS-200溶剂的再生

2.2.1再生工艺条件

在解析再生过程中,通过再沸器加热(0.5MPa饱和蒸汽),使化学反应平衡向左移动,使H2S,CO2从再生塔塔顶解析出来,再生后的脱硫脱碳溶剂冷却后循环使用。YHS-200溶剂的具体再生条件为:再生塔操作温度118～122℃,操作压力0.080MPa(表压),蒸汽平均使用量2000kg/h,塔液位应控制在70%～98%。

2.2.2再生效果

试用YHS-200溶剂后,2007年10月连续4天对贫液中的H2S含量进行了监测,监测结果见表3。可以看出,YHS-200溶剂的再生温度平稳,再生后溶液中H2S的含量小于0.1g/L(工艺设计要求值),说明YHS-200溶剂的再生情况良好。

2.3YHS-200溶剂的抗发泡性能

气泡是一定体积的气体被液体包围所形成的多相不均匀系统,它有2个主要指标[2]:气泡结构和稳定性。干净的MDEA溶液虽然具有发泡的倾向,但其气泡极不稳定,不会影响装置正常运行,只有当外来因素导致气泡的稳定性增强时,溶液才会发泡。可见,溶液发泡的主要原因是:(1)固体颗粒;(2)表面活性剂;(3)胺降解;(4)操作波动大。在重油气化装置中,合成气中炭黑颗粒含量是直接影响溶液稳定的主要因素,而控制的主要手段是调整气化炉的氧油比和汽油比(合成气中的炭黑含量无法计量)。因此气化炉的生产控制是防止净化系统溶液发泡的关键。

YHS-200溶剂试用后,净化系统合成气吸收塔和再生塔操作平稳,吸收塔压差稳定,说明YHS-200溶剂暂时没有发泡迹象。这虽然可说明MDEA抗污抗降解能力强,但YHS-200溶剂的抗发泡性能究竟如何仍有待验证。

溶剂发泡是困扰MDEA净化系统正常操作的主要问题。到目前为止,还没有一种简便有效的方法能解决所有装置的发泡问题。但是,只要加强生产管理,维持系统清洁,就能有效地防止发泡。

2.4净化系统的胺损耗量

胺(MDEA)的损耗有气液接触过程中的气体夹带和液液接触过程中的液体夹带2种情形[3]。净化系统的胺损耗量主要包括净化气夹带损耗和酸气冷凝夹带损耗2方面。为了考察净化系统的胺损耗量,对水洗塔洗涤水试样和酸气冷凝器酸水试样中的胺含量进行了测定,结果见表4。

注:胺含量根据两种溶液的碱度进行计量。

由表4可知,脱硫脱碳后的合成气会将胺液夹带到水洗塔,如果不进行水洗操作,胺液会被合成气带入下游装置,影响其正常操作。水洗后,被夹带出的胺液随洗涤水回到净化系统。酸水的平均含胺质量分数为0.16%,说明净化气夹带的胺液仅有部分被回收。根据设计,酸气冷凝器的酸水无法回收,其设计流量为384kg/h,若每年装置开工时间按8000h计算,则净化水系统的胺损耗量为4915kg/a,低于技术合同的规定指标值15t/a。

2.5经济效益

由表5可知,改用YHS-200溶剂后可降低生产成本79.0万元/a。因YHS-200溶剂不易与CO2生成降解物,抗发泡能力强,故其损耗量远低于DEA溶剂的。DEA溶剂的熔点为28℃,而YHS-200溶剂的熔点低于-25℃,故在DEA溶剂的配制或调整比例时,需要消耗蒸汽对其进行融化(该部分蒸汽用量无法计量,故此项消耗未列入效益计算中),而YHS-200溶剂不需消耗蒸汽,且补加极为方便。另外,YHS-200溶剂对设备腐蚀较小,比如再生系统中的再沸器芯子、再生塔内部浮阀塔盘和冷却器都不需每年进行检修,这样与DEA溶剂强腐蚀下的每年检修相比,可以节约设备维修费用20万元/a。

*:1)YHS-200、蒸汽、DEA的结算单价分别为2.2万元/t、80元/t、0.8万元/t;2)净化系统以年运行8000h计算。**:单位为万元/a。

3结论

a. YHS-200溶剂投用后,不但气化装置的净化系统操作平稳,无发泡迹象,而且该溶剂的再生情况良好,可降低生产成本79.0万元/a。

b. 当气化装置负荷为100%时,经质量分数为25%的YHS-200溶剂脱硫脱碳处理后,合成气中CO2,H2S,COS的体积分数分别为0.06×10-2、小于 0.1×10-6、小于0.1×10-6,系统胺损耗量为4915kg/a,这些均符合工艺技术合同的要求,满足了生产需要。

c. YHS-200溶剂的稳定性高于DEA溶剂的,且再生塔的液位比较容易控制,减轻了系统操作难度。另外,前者的凝固点低,在冬季补加时不需要消耗蒸汽,适合于大庆石化等寒冷地区的企业使用。

参考文献

[1]栾洪彬.FX-C深度脱硫脱碳溶剂在造气装置的工业化应用[J].炼油与化工,2006,17(1):39-40.

溶剂再生装置 篇6

兰州石化公司0.4MT/a芳烃抽提装置采用的是SEI以环丁砜为溶剂的抽提技术,但由于环丁砜溶剂在高温、含氧等工艺条件下会发生降解,导致抽提系统溶剂颜色变深,p H值下降,酸性特征极为明显,对设备、管道造成了不同程度的腐蚀,从而影响芳烃抽提装置的长周期运行。

2 环丁砜溶剂的劣化对生产设备的影响

环丁砜的降解物是造成芳烃抽提系统腐蚀的主要原因。环丁砜溶剂降解及降解产物对生产设备最主要的影响就是造成设备腐蚀和堵塞[1]。

如图1所示,抽提塔C-302塔盘,全塔93层筛板塔盘腐蚀产物和结焦溶剂使塔盘堵孔严重,局部达50 mm厚,多次检修加钝化剂满塔浸泡清洗效果仍不明显。其他各塔、重沸器等亦均有不同程度的腐蚀堵塞,对整个芳烃抽提系统有比较大的影响。

3 关于环丁砜溶剂保护的改造及效果分析

针对上述导致溶剂降解的不同原因,在操作中需要采取有针对性的工艺措施来对溶剂进行保护,防止溶剂降解劣化影响正常生产及设备运行。

3.1 回收塔(C-304)再沸器(E-309)结构改造

要保证操作温度的平稳,首先要控制加热介质即控制加热蒸汽温度不应超过220℃,防止因局部超温造成环丁砜劣化加速[2]。

2014年9月,由于回收塔C-304的再沸器E-309积液槽泄漏,车间在抢修的同时,针对其因结构缺陷使溶剂受热不均而需要大量热,以致热载体不断提温,长期中段温度过高等问题,对E-309做了结构的改造,加装了一层密封板如图2所示。

由图2可知:改造前由于E-309无密封板,导致汽提蒸汽、汽提水、环丁砜溶剂未完全经过再沸器E-309加热,从图示可知只有一半以下的介质通过换热器,致使换热效率严重下降,而为达到工艺指标要求不得不通过提高热载体温度、热载体量来补偿换热面积不足带来的影响,从而造成局部过热现象更加严重,溶剂降解速度加剧。改造后所有进入积液槽中的环丁砜溶剂、汽提蒸汽、汽提水均通过强制改变方向从再沸器通过,不但换热面积得到充分利用,而且被加热的汽提蒸汽由于降低了局部分压,带走大量热量,充分起到了保护溶剂的作用。

如图3所示为回收塔再沸器E-309及集液槽结构图,中间两根钢梁即为支撑再沸器的导轨,在改造过程中架设两根纵向支撑钢梁以增加导轨的强度,解决了再沸器晃动的问题。在集液槽左侧增设斜角支撑并在其上方敷设钢板进行密封。如图4所示为改造前换热器实物图,从图4中可以明显观察到再沸器左上侧管束经冲刷形成的发亮现象,而再沸器下侧、右侧均无明显冲刷痕迹,充分证明改造前因为集液槽无密封板液流局部通过换热器导致的换热效率差的推断。

3.2 改造后效果分析

回收塔集液槽密封板改造方案实施开工后,回收塔蒸发段中部温度大幅度下降,效果明显。

由图5可知改造后由于再沸器换热面积充分被利用,在密封板的限制下汽提蒸汽被迫与环丁砜溶剂一同进入换热器管束间换热带走大量热,回收塔C-304中部温度较改造前下降20℃,有效降低了环丁砜溶剂的局部过热降解速率。

由图6可知改造后汽提蒸汽被充分加热,水循环速率得以提升,有效增加了水洗水量。水洗水量的提升一方面降低了非芳烃溶剂携带损失。另一方面水循环量的增加,也在一定程度上增加了回收塔汽提蒸汽量,进一步降低了溶剂分压,减缓环丁砜降解速率。

由图7可知改造后由于系统环丁砜溶剂降解速率下降,系统环丁砜溶剂p H值由原来的平均值5.2上升至6.5的平均值,有效说明了在改造后环丁砜溶剂的降解速率减缓。

4 保护环丁砜溶剂的优化方案

4.1 新开停工方案的应用

1)在抽提装置开工阶段,汽提塔C-303与回收塔C-304两塔循环如图8所示,在此期间,贫溶剂在两塔内循环加热。由于汽提塔C-303底部再沸器E-307为热虹吸固定管板式换热器,被加热介质环丁砜溶剂属于热虹吸自流循环工作方式。抽提开工两塔溶剂循环阶段由于贫溶剂内无挥发组分,故溶剂在汽提塔再沸器E-307中属于相对静止状态,被加热介质在无流动状态被不断加热,与再沸器管束接触的环丁砜溶剂局部高温降解速率加快。

为解决此问题,在抽提开工方案中对抽提两塔循环期间的升温方式进行了改变,采用了汽提塔再沸器两塔循环期间不加热而利用回收塔再沸器进行加热的新开工方法。由于回收塔再沸器集液槽流体属于流动态,不存在局部过热造成的溶剂降解问题,有效地解决了开工期间汽提塔再沸器E-307加热导致的溶剂降解及换热器管束堵塞的问题,对延长换热器寿命及抽提装置长周期有积极意义。

2)停工期间的杂质沉积对汽提塔再沸器E-307影响明显,对其造成堵塞。反之,由于堵塞严重又会使E-307在加热过程中消耗热载体大量的热,致使其他换热器得不到足够的热,只能不断提温,局部温度最高已达285℃,而高温又大大加速了溶剂的降解劣化,因此造成恶性循环。

基于以上问题,去年6月份抽提装置检修,对堵塞结焦严重的E-307进行清理除焦换芯,清理后热载体温度下降明显,平均维持在265℃左右,下降了20℃。同时及时调整了停工方案,在溶剂循环过程中即退C-303中溶剂至溶剂罐T-303,至液面消失后停溶剂泵,有效防止了溶剂静置时杂质沉积堵塞设备,从根源上保证了热载体温度继续维持在正常范围内。

4.2 合理使用添加剂,稳定溶剂p H值

为了使环丁砜保持正常的p H值,本装置采用加注单乙醇胺(MEA)来中和环丁砜分解而形成的各种酸性物质,使溶剂的p H值一直保持在6~8之间,从而降低这些酸性物质对设备的腐蚀,同时减缓环丁砜的分解劣化[3]。然而,单乙醇胺的调节作用只有在环丁砜溶剂酸化变质前加入才更有效,并且过多的加入MEA还会使其受热分解产生的铵盐大量累积堵塞设备,故应合理添加使用。

由图9看出,5年中,随着溶剂质量的不断下降,MEA的添加量呈逐年递增趋势,而由于采用了以上所述多种有效的溶剂保护措施,去年MEA的消耗则有明显回落。

5 结束语

环丁砜溶剂的劣化降解在抽提装置中是一个普遍存在的问题,其劣化的原因是多样而复杂的。针对环丁砜溶剂的主要劣化因素,兰州石化公司0.4MT/a芳烃抽提装置实施了以下溶剂保护措施,取得了较好的效果:

(1)对回收塔C-304的重沸器E-309进行结构改造,使回收塔中部温度降低,水洗水量增加,溶剂p H值升高,从而降低了溶剂的降解速率;

2)采用了新的开停工方案,有效防止了溶剂降解沉积的杂质堵塞设备;

3)合理添加单乙醇胺,定期检测溶剂p H值,稳定溶剂p H值在一定范围内。

综上所述,根据环丁砜溶剂劣化的原因,针对不同的劣化因素进行设备改造,采用优化方案,可达到延长设备的使用周期和提高芳烃产量的目的。

摘要：针对兰州石化公司0.4MT/a芳烃抽提装置在实际生产运行中出现的环丁砜溶剂劣化降解造成的溶剂损耗、设备腐蚀、堵塞、生产成本提高等问题,采取了一系列改造措施及优化方案,并对之后的效果进行了分析,分析表明措施及方案切实可行,从而达到了保护溶剂、减少腐蚀、延长生产周期的目的。

关键词：环丁砜,腐蚀,保护,改造,优化

参考文献

[1]顾侃英.芳烃抽提中环丁砜的劣化及影响[J].石油学报,2000,16(4):19-25.

[2]赵国雄.芳烃抽提装置溶剂环丁砜劣化因素探讨[J].石油炼制与化工,1994,25(5):44-48.