摘要：中国石油西南油气田公司川西北气矿甲醇厂1999年建成投产，但2003年后，自产蒸汽不能满足蒸汽系统平衡，只得低负荷运行开工锅炉，能耗提高。为此，运用PR0/Ⅱ软件对该厂转化系统、蒸汽系统进行了流程模拟，找到了蒸汽系统无法满足自平衡的原因——换热量下降导致转化汽包产汽量降低。在此基础之上，对转化气余热回收换热网络进行了优化，提出了解决蒸汽系统自平衡问题的技术方案。这为该厂进一步推进节能减排提供了技术保障。
关键词：蒸汽平衡；流程模拟；换热网络优化；节能减排
中国石油西南油气田公司川西北气矿甲醇厂于1997年7月开工建设，1999年建成投产，以天然气为原料，年设计生产能力为10×104t精甲醇。正常生产期间，蒸汽系统为自平衡，开工锅炉仅在开停产期间给主装置提供动力、工艺和加热蒸汽。2001—2003年，主装置自产蒸汽能满足生产需求，蒸汽系统能自平衡。但2003年后，自产蒸汽不能满足蒸汽系统平衡，只得低负荷运行开工锅炉，以补充自产蒸汽的不足。
为进一步推进节能减排工作，必须确定蒸汽系统无法满足自平衡的原因，并提出解决方案。
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(图1)。
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Ⅰ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工的需要，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[1]。
图2为川西北气矿甲醇厂转化气余热回收换热网络。
如图2所示，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，最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，最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Ⅰ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]。
2.2 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。2001—2003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。
2.2.1运行参数、模拟衡算数据对比
2002年(蒸汽系统能自平衡)、2009年(进转化炉对流段5#盘管烟气温度650℃)甲醇装置运行参数如表1所示。
采用流程模拟软件PR0/Ⅱ对转化系统及其余热回收换热网络进行流程模拟，各设备热交换量对比情况如表2所示，转化汽包产汽量对比情况如表3所示。
2.2.2原因分析
从表2可看出：2009年C10201、C10202和5#盘管3台设备的换热量较之2002年均出现了下降，换热量的下降必然导致转化汽包产汽量的降低，也即蒸汽系统不能自平衡的原因，而污垢是导致换热效率降低的主要原因。
2.2.2.1 C10201换热效率降低原因
1) 污垢导致换热效率降低。
2) 工艺条件变化，进C10201转化气温度由2002年829℃下降至813℃。
3) C10201在2008年“5·12”地震中受损，拟对C10201进行更换。
2.2.2.2 C10202、5#盘管换热效率降低原因
污垢导致换热效率降低。2008年对5#盘管进行过盘管的内、外壁化学清洗，清洗后换热效率明显提高，所以相较于C10201和C10202，5#盘管的换热情况要好一些。
2.2.2.3 设备、管道热损失原因
比较表3中转化汽包模拟产汽量和实际产汽量，可判断：C10201、C10202、5#盘管以及相应的管道存在一定的热损失，且2009年的热损失明显高于2002年，这是设备、管道的保温效率下降所导致的。
2.2.3更换C10201、清洗C10202后的模拟衡算
对C10201进行更换，对C10202进行清洗，模拟衡算结果显示C10201的换热量为78.8173×106kJ/h，C10202的换热量为27.4983×106kJ/h，5#盘管的换热量为47.3438×106kJ/h，转化汽包产汽量为63.24t/h，换热效率均恢复至2002年的水平，但转化汽包产汽量与2002年的生产数据相比还差2.03t/h，这主要是由于工艺条件改变导致进C10201转化气温度下降所致。
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最优综合方法，但不论采用哪种换热网络优化方法，一般都必须遵循以下最大热量回收的物流匹配原则[1]：
1) 最高温位的热流应该与最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) 最低温位的热流应该与最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“最大热量回收的物流匹配原则”，不是最佳的换热匹配。
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TV-1229部分转化气的流量以及焓值。计算可知C10505的换热量为22.9557×106kJ/h，C10504的换热量为9.2988×106kJ/h，温度调节阀TV-1229部分转化气焓值为15.9679×106kJ/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]。
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：①可提高脱盐水最终的预热温度，从而减少脱氧槽的低压蒸汽耗量；②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。
4 优化方案
4.1 方案1
4.1.1优化措施
1) 更换C10201。
2) 对C10202进行清洗。
3) 脱盐水先通过C10203预热，然后再进C10206加热，最后进新增加的脱盐水加热器a(C10211)进一步提高温度。
4) 来自工艺冷凝液泵(J10204)的工艺冷凝液先进入新增加的工艺冷凝液预热器(C10210)，利用TV-1229部分转化气预热，然后再通过工艺冷凝液换热器(C10205)加热后进入汽提塔；经工艺冷凝液预热器(C10210)换热后的TV-1229部分转化气，进入新增加的分离器F(F10207)，分离工艺冷凝液后，与出分离器B(F10205)的转化气混合，最后进入转化气水冷器(C10204)。
5) 来自脱氧槽的锅炉水经锅炉给水泵(J10202)升压后，进入新增加的锅炉给水预热器a(C10209)，采用富余的低压蒸汽加热，然后再通过锅炉给水预热器(C10202)进入转化汽包；出锅炉给水预热器a(C10209)的蒸汽冷凝液与来自脱盐水加热器a(C10211)的脱盐水混合后，进入脱氧槽。
6) 对C10201、C10202、5#盘管以及相应管道的保温设施进行整改，减少设备、管道的热损失，提高转化汽包产汽量。
4.1.2方案1的衡算结果
由计算可知，经方案1优化后，C10201的换热量为78.8174×106kJ/h，C10209的换热量为13.0616×106kJ/h，C10202的换热量为16.8051×106kJ/h，5#盘管的换热量为47.3438×106kJ/h，转化汽包产汽量为64.22t/h。汽提塔可在原产汽量的基础上增产蒸汽1.998t/h。
4.1.3方案1的经济效益衡算
方案1的经济效益衡算结果如表4所示。
4.2 方案2
4.2.1优化措施
方案2与方案1的其他优化措施都相同，唯一不同之处在于：对于5.31～6.31t/h放空处理的富余低压蒸汽的利用，方案1采用加热锅炉给水回收富余低压蒸汽热量的方式；方案2则采用低压蒸汽透平(凝汽式)驱动循环水泵的方式。
4.2.2方案2的衡算结果
由计算可知，经方案2优化后，C10201的换热量为78.8174×106kJ/h，C10202的换热量为27.4983×106kJ/h，5#盘管的换热量为47.3438×106kJ/h，转化汽包产汽量为63.24t/h。汽提塔可在原产汽量的基础上增产蒸汽1.477t/h。
4.2.3富余低压蒸汽的利用方案
富余低压蒸汽作放空处理不仅未回收低压蒸汽所蕴涵的能量，同时也是水资源的浪费。结合川西北气矿甲醇厂实际情况，拟采用低压蒸汽透平(凝汽式)驱动循环水泵的方案，以利用低压蒸汽。
经咨询国内某低压蒸汽透平制造厂商，采用凝汽式透平驱动1台循环水泵的消耗如表5、6所示。
4.2.4方案2的经济效益衡算
方案2的经济效益衡算结果如表7。
5 优化方案评述
联合压缩机透平的中压蒸汽Ⅰ的设计耗量为14.6t/h，由于工艺条件的改变，2009年联合压缩机透平的中压蒸汽Ⅰ的耗量下降为13.5t/h；因此，方案1、方案2的蒸汽系统均能满足自平衡，甲醇装置正常运行期间可停运开工锅炉。
方案1的投资低，投资回报期可控制在0.5a内。该方案中压蒸汽产量更高，中压蒸汽Ⅰ会出现富余，可考虑采用蒸汽透平回收此部分富余中压蒸汽Ⅰ的能量，并替代电机作为适合泵或风机的动力，从而进一步降低装置能耗水平。若考虑降低投资成本，不回收此部分富余中压蒸汽Ⅰ能量，可减少转化炉辅助烧嘴的燃料气量，降低进转化炉对流段5#盘管烟气温度，减少中压蒸汽产量，从而控制中压蒸汽Ⅰ放空量。
方案2与方案1对富余低压蒸汽的利用方式不同。方案1采用加热锅炉给水回收富余低压蒸汽热量；方案2则采用低压蒸汽透平(凝汽式)驱动循环水泵，从而可节省循环水泵的电耗，同时还可回收低压蒸汽冷凝液，既节能又节水。方案2增加了低压蒸汽透平机组，相较于方案1投资高一些，但经济效益更好，投资回报期可控制在1a内。
以上2种方案均能解决川西北气矿甲醇厂自2003年以来自产蒸汽不能满足自平衡的问题，但着眼于长期经济效益来看，方案2优于方案1。因此在投资允许的条件下，建议采用方案2的设计来对川西北气矿甲醇厂进行优化改造。
参考文献
[1] 高维平，杨莹，韩方煜.换热网络优化节能技术[M].北京：中国石化出版社，2004：25.
[2] 李丁川，范忠.川西北气矿甲醇厂甲醇装置蒸汽平衡问题的分析[J].石油与天然气化工，2001(4)：185-186.
(本文作者：马杰1 徐菊芳2 刘炜1 袁煜1 1.中国石油西南油气田公司川西北气矿；2.中国石油西南油气田公司安全环保与技术监督研究院)
您可以选择一种方式赞助本站
支付宝转账赞助
微信转账赞助
- 注解：本资料由会员及群友提供仅供阅读交流学习，不得用于商业用途！
