引言 
　　安徽淮化集團(tuán)老系統(tǒng)環(huán)境綜合改造項(xiàng)目為30萬噸合成氨裝置，其變換氣的脫硫脫碳工藝采用的是 “五塔流程”的低溫甲醇洗技術(shù)。在甲醇洗裝置開車初期，CO2產(chǎn)品氣中存在H2S含量標(biāo)的問題，嚴(yán)重制約著尿素的生產(chǎn)。本文針對出現(xiàn)的H2S含量標(biāo)問題進(jìn)行了分析，并提出了對策，收到很好的實(shí)施效果。 
　　1、主要流程簡述 
　　本工藝為五塔流程的低溫甲醇洗工藝，其主要流程大致為：變換氣與噴淋甲醇混合后經(jīng)氣液分離后，液相經(jīng)換熱后去甲醇水分離塔脫水，氣相進(jìn)入吸收塔下塔脫硫段，脫硫后的工藝氣體進(jìn)入上塔經(jīng)三段吸收脫碳后，制得合格凈化氣（≤12 ppm，總硫≤0.1ppm，）送往液氮洗裝置。從上塔出來的無硫甲醇分兩路：一路經(jīng)預(yù)冷后去無硫甲醇閃蒸罐。一路去下塔脫硫段脫除變換氣中的總硫，下塔出來含硫甲醇經(jīng)預(yù)冷后進(jìn)入含硫甲醇閃蒸罐，兩個閃蒸罐分離出的氣體經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)升壓后回收。無硫甲醇閃蒸罐的中的無硫甲醇進(jìn)入CO2產(chǎn)品塔的上段后，一路進(jìn)入CO2產(chǎn)品塔中段脫除從CO2產(chǎn)品塔內(nèi)自下而上的CO2氣體中的H2S，另一路進(jìn)入H2S濃縮塔頂部脫除H2S濃縮塔出口尾氣中的H2S，這兩股氣分別與循環(huán)甲醇換熱回收冷量后，CO2（CO2≥99.5%、總硫≤5mg/m3）送往尿素、尾氣（H2S<25 ppm、）直接排放。從CO2產(chǎn)品塔中段引出的甲醇送至H2S濃縮塔上段與含硫甲醇閃蒸罐的液相進(jìn)入H2S濃縮塔的上段解析出CO2和H2S后一起經(jīng)泵送至換熱器回收冷量之后，經(jīng)過CO2產(chǎn)品塔下段、H2S濃縮塔下段進(jìn)一步解析，此時為半貧液的循環(huán)甲醇則送往熱再生系統(tǒng)，經(jīng)再生合格，經(jīng)過換熱器冷卻后進(jìn)入吸收塔吸收CO2和H2S，繼而在系統(tǒng)內(nèi)周而復(fù)始的循環(huán)。 
　　2、 CO2產(chǎn)品氣H2S標(biāo)原因分析 
　　我廠甲醇洗系統(tǒng)投入運(yùn)行后，裝置負(fù)荷能力符合設(shè)計(jì)值要求，但是CO2產(chǎn)品氣中H2S卻嚴(yán)重標(biāo)，高達(dá)到了380 mg/m3，經(jīng)過多方面的分析，找到了其問題的根結(jié)，詳細(xì)原因如下： 
　　2.1 貧甲醇的循環(huán)量過正常設(shè)計(jì)值，導(dǎo)致去下塔脫硫段無硫甲醇的溫度偏高，影響H2S的吸收。 
　　開車初期由于對甲醇洗裝置的循環(huán)量認(rèn)識不深入，負(fù)荷調(diào)節(jié)時均按照設(shè)計(jì)之初要求的將甲醇循環(huán)量以10%的幅度對應(yīng)負(fù)荷調(diào)節(jié)幅度。從而使吸收塔上塔的甲醇的吸收情況與理論參數(shù)發(fā)生偏差。摘取當(dāng)時某日吸收塔的溫度參數(shù)制表一如下： 
　　以上數(shù)據(jù)可看出整個吸收塔的冷量和循環(huán)量非常充裕，以致在上塔的精洗段與主洗段的溫差減小，初洗段的溫差增大，在初洗段吸收較為集中，吸收效果產(chǎn)生向下轉(zhuǎn)移，塔上部無硫甲醇溫度升高源自多從初洗段放出的溶解熱量，導(dǎo)致溫度標(biāo)破壞了吸收條件。 
　　2.2 來自變換的工藝氣進(jìn)塔時溫度較高，高于原始設(shè)計(jì)值，不利于吸收。 
　　初設(shè)計(jì)經(jīng)冷卻后的變換氣進(jìn)入吸收塔時溫度為-15℃— -17℃，而從DCS上觀察進(jìn)塔原料氣僅在-12.5℃左右，變換氣進(jìn)脫硫塔時未冷卻充分而工藝氣在出冷卻器時的溫度卻比尾氣與CO2通道偏低，原料冷卻器存在冷量流失的情況。經(jīng)查找原因發(fā)現(xiàn)換熱器附近的工藝管道在沒有進(jìn)行干燥的前提下只用了氮?dú)庵脫Q，致使殘留在冷卻器換熱管里的水汽被冷凝，導(dǎo)致?lián)Q熱阻力增大，換熱能力急劇下降，致使變換工序來的工藝氣經(jīng)冷卻器時被冷卻到的溫度不能達(dá)到設(shè)計(jì)中的標(biāo)準(zhǔn)溫度導(dǎo)致對下塔操作產(chǎn)生不利影響。 
　　2.3 脫硫循環(huán)量低 
　　開車初期，大系統(tǒng)中來自變換工序的工藝氣量與進(jìn)液氮洗的凈化氣以及去合成的合成氣量對就不上，校表后仍然存在這個問題，于是根據(jù)氨產(chǎn)量及各工序氣體中組分的分析數(shù)據(jù)，進(jìn)行反推，判斷變換氣量偏低。所以參照變換氣量調(diào)整去下塔無硫甲醇的流量時，造成去下塔脫硫段的無硫甲醇的流量偏低，脫硫段 H2S未*吸收，竄至上塔污染了無硫甲醇。 
　　2.4 吸收塔上塔主洗段與初洗段之間集液盤漏液 
　　在針對CO2產(chǎn)品氣中H2S含量高，開展一系列工藝調(diào)整之后，H2S的含量已能從高380mg/m3降至20—60mg/m3之間，但是離工藝指標(biāo)相差甚遠(yuǎn)。經(jīng)過寰球工程公司、華魯恒生及我廠工程技術(shù)人員展開了深入的分析，并做出了大膽的判斷：在主洗段與初洗段之間的塔盤存在漏液現(xiàn)象，使主洗段的甲醇有一部分走短路，未經(jīng)換熱器直接漏至初洗段，而去換熱器的那部分甲醇則很容易地被冷卻到指標(biāo)以下，從而造成進(jìn)初洗段甲醇冷量充裕的假象，而實(shí)際入初洗段的甲醇溫度要高于測量值，加之甲醇在初洗段內(nèi)吸收CO2后產(chǎn)生的溶解熱，使得出上塔的無硫甲醇的溫度要比設(shè)計(jì)值高，對下塔H2S的吸收不利。 
　　3、應(yīng)對方案 
　　3.1故根據(jù)精洗段出口甲醇的溫度和出塔氣體的凈化度，重新調(diào)整噴淋甲醇循環(huán)量，使上塔的吸收上移，降低吸收溶解損耗的熱量，將無硫甲醇溫度控制在合理低位從而確保去下塔時具備較好的吸收效果。 
　　3.2穩(wěn)定生產(chǎn)所需的去下塔的循環(huán)量通過控制無硫甲醇和有硫甲醇兩種物料流程上的溫度和閥位上的調(diào)整。 
　　3.3 利用停車維修之際，將低溫甲醇洗系統(tǒng)水洗置換后，拆檢發(fā)現(xiàn)集液盤位于主洗段與初洗段，精洗到主洗段處均出現(xiàn)裂縫，經(jīng)補(bǔ)焊后，進(jìn)行干燥，開車后，初洗段處物料溫度滿足設(shè)計(jì)要求，原料氣冷卻器工藝氣通道換熱能力也因系統(tǒng)經(jīng)*干燥，換熱力得到提高，使變換氣進(jìn)吸收塔溫度降至-17℃以下。 
　　3.4加大熱再生塔的蒸汽用量，強(qiáng)化塔盤上的熱質(zhì)傳遞，同時提高再生塔底的液位，延長再生時間，加強(qiáng)了再生。 
　　經(jīng)過采取一系列的措旋后，終CO2產(chǎn)品氣中的H2S降到5mg/m3以下，CO2產(chǎn)品氣中含硫的問題得以解決，。 
　　4、結(jié)論 
　　低溫甲醇洗裝置自運(yùn)行以來，運(yùn)行穩(wěn)定，各項(xiàng)操作指標(biāo)均達(dá)到國內(nèi)同類裝置水平，完夠滿足生產(chǎn)需要，但做為我廠引進(jìn)的新工藝，如何進(jìn)一步優(yōu)化裝置及工藝參數(shù)，還要在操作和工藝管理上更進(jìn)一步探討與研究。