CN101254388A - 一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺 - Google Patents

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Abstract

一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺,该工艺首先将含有CO2的原料气经过碳酸二甲酯吸收脱碳,然后使吸收CO2后的吸收剂富液经过两级节流膨胀和氮气解吸再生,节流膨胀产生的CO2气体经过水洗以及解吸后氮气经过尾气净化排出界区。本发明开发的碳酸二甲酯脱碳工艺与目前工业上成熟应用的碳酸丙烯酯法相比,能耗可降低30%以上,与聚乙二醇二甲醚法相比,溶剂价格更低,聚合损失降低50%以上;与低温甲醇洗工艺相比,操作温度更加温和,设备投资降低30%以上。本发明的CO2脱除效率可达到95%以上。

Description

一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺技术领域本发明涉及一种从中高压气体混合物中,包括合成气、变换气以及IGCC气体,吸收脱 除C02工艺,属化学工程技术领域。 背景技术全球气候变暖已经成为毫无争议的事实。温室气体C02的排放是造成气候变暖的一个主要 因素。如何从富含C02的气体混合物中,包括合成气、变换气以及IGCC气体中捕集、分离C02 极为重要。根据不同的应用场合和原料气的压力高低,脱碳方法可分为干法和湿法。干法包括吸附 法和膜法, 一般适用于C02浓度较低的场合;湿法可分为化学吸收法和物理吸收法,化学吸收 法多用于原料气压力较低的场合。本发明所针对的原料气,如合成气、变换气以及IGCC气体,含有30〜50%的C02,浓度 较高,压力较高, 一般大于2000KPa,适合采用物理吸收法吸收C02气体。目前国内外工业上较为成熟的物理吸收法脱碳工艺有低温甲醇洗法(国外称为Rectisol 法,CN 94101447.9)、碳酸丙烯酯法(国外称为Flour法,CN 91101928)和聚乙二醇二甲 醚法(国外称为Selexol法,CN 200710015805)。低温甲醇洗法具有吸收能力大、选择性好、气体净化度高、吸收剂稳定性好的特点,但 是存在工艺流程长、设备投资大(需要耐一30。C以下的低温材质)、吸收剂毒性大和需要支 付国外高额专利技术费等缺点;由于碳酸丙烯酯具有在较高的分压下能有效地吸收C02,而在 较低的压力下可以不需要热量而容易解吸的特点,其工艺流程,尤其是解吸工艺可以得到相 当的简化,但是由于吸收容量有限,吸收剂循环量较大,能耗较大;聚乙二醇二甲醚法具有 吸收能力强、吸收剂损失小(蒸汽压低)的特点,但是聚乙二醇二甲醚必须通过人工合成, 吸收剂成本高,而且该吸收剂分子量较大,在再生过程容易发生聚合而造成损失。 发明内容针对现有低温甲醇洗法工艺流程长、设备投资大,碳酸丙烯酯法吸收剂吸收容量小、循 环量大,以及聚乙二醇二甲醚法成本高、容易发生聚合损失的不足和缺陷,本发明提供一种 采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺,以进一步简化工艺,降低成本。 本发明的技术方案如下:一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺,其特征在于该工艺包括如下步骤: 1)碳酸二甲酯吸收含有C02的原料气与从吸收塔(3)顶部出来的净化气在第一换热器(1)中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二甲酯与来自解吸塔(9)底部的吸收剂贫液在第二换热器(2) 中换热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二甲酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传 质;吸收塔温度控制在14〜38°C,压力控制在2800〜3500KPa;脱除0)2后的净化气与原料气 换热后降温至20〜30。C后排出界区,吸收了C02的吸收剂富液经过一级节流閥(5)和二级节 流阀(7)膨胀降压;2) 节流膨胀吸收剂富液经过一级节流閥(5)膨胀降压至800〜1000KPa,温度降至26〜33. 5°C, 然后经过一级气液分离罐(6)进行气液分离,汽相经过压縮机(4)压縮后返回吸收塔,液 相经过二级节流閥(7)膨胀,压力降至120〜150KPa,温度降至13. 5〜23. 5°C,然后经过二 级气液分离罐(8)进行气液分离,气相送入水洗塔(10)回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送 入解吸塔(9)再生吸收剂;3) 氮气解吸来自二级气液分离罐的液相从解吸塔上部送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接 触,解吸塔温度控制在4.0〜14.5。C,压力控制在101.3〜103. 3KPa,塔顶解吸气送入尾气净 化塔(11),解吸塔底部流出的吸收剂贫液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至 23. 5〜25. 5°C,然后再送回吸收剂储罐作为吸收剂循环使用;4) 水洗来自二级气液罐(8)的气相从水洗塔(10)下部进入水洗塔,与从水洗塔上部加入的洗 涤水在塔内逆流接触,水洗塔温度控制在22. 0〜31. 5°C,压力控制在101. 3〜103. 3KPa;洗涤 水洗去气相中的碳酸二甲酯后,气相排出界区,液相进入尾气净化塔;5) 尾气净化解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔(11),与从该塔上部进入的来 自水洗塔底部的水洗富液在塔内逆流接触,尾气净化塔温度控制在13. 5〜25. 5°C,压力控制 在101.3〜103.3KPa,气相经过水洗进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,液相送出界区后经 过后续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯。本发明开发的碳酸二甲酯脱碳工艺与目前工业上成熟应用的碳酸丙烯酯法相比,能耗可 降低30%以上;与聚乙二醇二甲醚法相比,溶剂价格更低,聚合损失降低50%以上;与低温甲 醇洗工艺相比,操作温度更加温和,设备投资降低30%以上。 附图说明图1为采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺原则流程图。图中:l一第一换热器;2 —第二换热器;3 —吸收塔;4一压縮机;5 — 一级节流阀;6 — 一级气液分离罐;7 — 二级节流阀;8 — 二级气液分离罐;9一解吸塔;10 —水洗塔;ll一尾气 净化塔。具体实施方式下面结合附图和实施例对本发明提供的工艺作进一步的说明。 本发明提供的一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺,包括如下步骤:含有C02的原料气与从吸收塔3顶部出来的净化气在第一换热器1中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二甲酯与来自解吸塔9底部的吸收剂贫液在第二换热器2中换 热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二甲酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传质; 吸收塔温度控制在14〜38°C,压力控制在2800〜3500KPa;脱除C02后的净化气与原料气换热 后降温至20〜30°C后排出界区,吸收了 C02的吸收剂富液经过一级节流閥5和二级节流阀7 膨胀降压;2) 节流膨胀吸收剂富液经过一级节流閥5膨胀降压至800〜1000KPa,温度降至26〜33. 5°C,然后 经过一级气液分离罐6进行气液分离,汽相经过压縮机4压縮后返回吸收塔,液相经过二级 节流閥7膨胀,压力降至120〜150KPa,温度降至13. 5〜23. 5°C,然后经过二级气液分离罐8 进行气液分离,气相送入水洗塔10回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送入解吸塔9再生吸收剂;3) 氮气解吸来自二级气液分离罐的液相从解吸塔上部送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接 触,解吸塔温度控制在4.0〜14. 5°C,压力控制在101.3〜103. 3KPa,塔顶解吸气送入尾气净 化塔11,解吸塔底部流出的吸收剂贫液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至23. 5〜 25. 5°C,然后再送回吸收剂储罐作为吸收剂循环使用;4) 水洗来自二级气液罐8的气相从水洗塔10下部进入水洗塔,与从水洗塔上部加入的洗涤水 在塔内逆流接触,水洗塔温度控制在22. 0〜31. 5°C,压力控制在101. 3〜103. 3KPa;洗涤水洗 去气相中的碳酸二甲酯后,气相排出界区,液相进入尾气净化塔;5) 尾气净化解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔11,与从该塔上部进入的来自水洗 塔底部的水洗富液在塔内逆流接触,尾气净化塔温度控制在13. 5〜25. 5°C,压力控制在 101.3〜103.3KPa,气相经过水洗进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,液相送出界区后经过后 续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯。实施例1:含有C02的混合气体,温度30。C,压力2800KPa,组成(摩尔分率)如下:1 - C02 0. 39802 - H2 0.55723 — DMCARB 0.00004 _ CO5 _ A6 - METHANE7 - N28 - H2S9 - H200.0141 6.2000E-03 3.0000E-04 0. 0237 5.0000E-04 0. 0000与吸收塔塔顶除去C02的净化气换热后降至20°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储罐 30°C的碳酸二甲酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至15。C后从上部进入吸收塔,两相在塔内 逆流接触并发生吸收传质。气相流量20217. 5039 KG-M0L/冊,液相流量53376.3621KG-M0L/服。吸收塔塔顶温度14. 0°C,压力2800KPa; C02后的净化气与原料气换热后降温至20°C排出界区,塔底温度29. 8°C,压力2820KPa。脱除 其组成(摩尔分率)如下:1 - C02 5.4339E-042 _ H2 0. 92503 - DMCARB 1.528IE-034 - CO 0.02325 - A 0.01016 - METHANE 4.4776E-047 _ N2 0. 03928 - H2S 1.3205E-109 - H20 0.0000 吸收C02的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。一级节流膨胀降压至lOOOKPa,温度降至26.0。C,然后经过气液分离。汽相经过压縮后返 回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至150KPa,温度进一步降至13.5。C,然后 经过气液分离。气相送入水洗塔回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送入解吸塔解吸再生吸收剂。来自二级气液分离罐的液相从解吸塔上部送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接触。解 吸气的流量为9715. 3284 KG-MOL/服,温度30°C,压力103. 3KPa。解吸塔顶温度4. 4°C,压 力101.3KPa;塔底温度4。C,压力103.3KPa。塔顶解吸气送入尾气净化塔,解吸塔底部的吸 收剂富液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至25. 5°C送回吸收剂储罐循环使用。二级气液分离后气相从水洗塔下部进入水洗塔,与从塔顶加入的洗涤水在塔内逆流接触。 洗涤水的流量为12589. 3011 KG-MOL/HR,温度30°C,压力103. 3KPa。水洗塔塔顶温度30. 7°C, 压力101.3KPa;塔底温度22.0。C,压力103. 3KPa。水洗塔洗涤水洗去气相中的碳酸二甲酯, 气相排出界区,其组成(摩尔分率)如下:1 - C02 0. 9519<table>table see original document page 7</column></row> <table>液相进入尾气净化塔。解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔,与从塔顶进入的水洗塔富液在塔内逆流接触。尾气净化塔塔顶温度18. 7°C,压力101. 3KPa;塔底温度13. 5°C,压力103. 3KPa。 尾气经过水洗富液进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,组成(摩尔分率)如下:1 -C02 0.14842 -H2 2. 6596E-063 -DMCARB 1. 6194E-044 - C0 2. 7026E-065 _ A 2. 5429E-066 -MET誦E 1. 6677E-067 - N2 0. 82968 -H2S 3. 8962E-049 -H20 0.0214液相送出界区后经过后续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯,脱碳效率为96. 55°/。。 实施例2:含有C02的混合气体,温度30。C,压力3000KPa,组成(摩尔分率)如下:1 -C02 0. 39802 -H2 0. 55723 -DMCARB 0. 00004 -CO 0.01415 _ A 6. 2000E-036 -METHANE 3.OOOOE-047 - N2 0. 02378 -H2S 5. 0000E-049 一 H20 0. 0000与吸收塔塔顶除去C02的净化气换热后降至24. 73°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储 罐30°C的碳酸二甲酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至20°C后从上部进入吸收塔,两相在 塔内逆流接触并发生吸收传质。气相流量20217. 5039 KG-M0L/HR,液相流量58411.8679KG-M0L/HR。吸收塔塔顶温度19. 8°C,压力2980KPa; C02后的净化气与原料气换热后降温至25°C排出界区塔底温度33. 2°C,压力3000KPa。脱除 其组成(摩尔分率)如下:1 - C02 5.2290E-042 - H2 0.92473 - DMCARB 2.0109E-034 - CO 0. 02315 - A 0.01016 - METHANE 4.4186E-047 - N2 0.03918 - H2S 1.4153E-109 - H20 0. 0000 吸收C02的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。一级节流膨胀降压至900KPa,温度降至29.81。C,然后经过气液分离。汽相经过压縮后返 回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至135KPa,温度进一步降至17.87。C,然 后经过气液分离。气相送入水洗塔回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送入解吸塔解吸再生吸收 剂。来自二级气液分离罐的液相从解吸塔顶送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接触。解吸 气的流量为9715. 3284 KG-MOL/HR,温度30°C,压力103. 3KPa。解吸塔顶温度9. 3°C,压力 101.3KPa;塔底温度8.3。C,压力103. 3KPa。塔顶解吸气送入尾气净化塔,解吸塔底部的吸 收剂富液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至24. 82°C送回吸收剂储罐循环使用。二级气液分离后气相从水洗塔下部进入水洗塔,与从塔顶加入的洗涤水在塔内逆流接触。 洗涤水的流量为12589. 3011 KG-M0L/服,温度30°C,压力103. 3KPa。水洗塔塔顶温度30. 9°C, 压力101.3KPa;塔底温度25.0。C,压力103. 3KPa。水洗塔洗涤水洗去气相中的碳酸二甲酯, 气相排出界区,其组成(摩尔分率)如下:1 - C02 0.95082 - H2 2.2674E-033 - DMCARB 1.1526E-144 - CO 5.6667E-045 - A 3.8523E-046 - METHANE 1.001IE—04789N2H2SH204.2714E-04 8.1216E-04 0. 0447液相进入尾气净化塔。解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔,与从塔顶进入的水洗塔富液在塔内 逆流接触。尾气净化塔塔顶温度21.8。C,压力101.3KPa;塔底温度18. 4°C,压力103. 3KPa。 尾气经过水洗富液进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,组成(摩尔分率)如下:1 -C02 0.14592 -H2 3. 5355E-063 -DMCARB 2. 602犯-044 - CO 3. 2790E-065 _ A 2. 9117E-066 -METHANE 1. 9251E-067 _ N2 0. 82788 -H2S 3. 8347E-049 -H20 0.0257液相送出界区后经过后续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯,脱碳效率为95. 32%。实施例3:含有C02的混合气体,温度30。C,压力3500KPa,组成(摩尔分率)如下:1 - C02 0.39802 - H2 0.55723 - DMCARB 0.00000. 01416.2000E-03 3.0000E-04 0.0237 5.0000E-04 0. 0000与吸收塔塔顶除去C02的净化气换热后降至30°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储罐 30°C的碳酸二甲酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至25°C后从上部进入吸收塔,两相在塔内 逆流接触并发生吸收传质。气相流量20217. 5039 KG-MOL/服,液相流量62943.8232 KG-MOL/HR。吸收塔塔顶温度24. 8°C,压力3480KPa;塔底温度38°C,压力3500KPa。脱除C024 _ CO5 _ A6 - METHANE7 - N28 - H2S9 — H20后的净化气与原料气换热后降温至30。C排出界区,其组成(摩尔分率)如下:<table>table see original document page 10</column></row> <table>吸收C02的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。一级节流膨胀降压至800KPa,温度降至33.50。C,然后经过气液分离。汽相经过压縮后返 回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至120KPa,温度进一步降至23.5。C,然后 经过气液分离。气相送入水洗塔回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送入解吸塔解吸再生吸收剂。来自二级气液分离罐的液相从解吸塔顶送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接触。解吸 气的流量为9715. 3284 KG-M0L/HR,温度30°C,压力103. 3KPa。解吸塔顶温度14. 5°C,压力 101. 3KPa;塔底温度12. 4°C,压力103. 3KPa。塔顶解吸气送入尾气净化塔,解吸塔底部的吸 收剂富液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至23. 5°C送回吸收剂储罐循环使用。二 级气液分离后气相从水洗塔下部进入水洗塔,与从塔顶加入的洗涤水在塔内逆流接触。洗涤 水的流量为12589. 3011 KG-M0L/HR,温度30°C,压力103. 3KPa。水洗塔塔顶温度31. 5°C, 压力101.3KPa;塔底温度28.3。C,压力103. 3KPa。水洗塔洗涤水洗去气相中的碳酸二甲酯, 气相排出界区,其组成(摩尔分率)如下:<table>table see original document page 10</column></row> <table>液相进入尾气净化塔。解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔,与从塔顶进入的水洗塔富液在塔内逆流接触。尾气净化塔塔顶温度25. 5°C,压力101. 3KPa;塔底温度23. 3°C,压力103. 3KPa。 尾气经过水洗富液进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,组成(摩尔分率)如下:1 -C02 0. 14182 - H2 4. 2004E-063 -DMCARB 4. 2404E-044 -C0 3. 5599E-065 -A 2. 9815E-066 _ METHANE 2. 014犯-067 - N2 0. 82588 -H2S 3. 7428E-049 一 H20 0.0315液相送出界区后经过后续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯,脱碳效率为95.08%。

Claims (1)

1. 一种采用碳酸二甲酯作为吸收剂的脱碳工艺,其特征在于该工艺包括如下步骤: 1)碳酸二甲酯吸收 含有CO2的原料气与从吸收塔(3)顶部出来的净化气在第一换热器(1)中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二甲酯与来自解吸塔(9)底部的吸收剂贫液在第二换热器(2)中换热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二甲酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传质;吸收塔温度控制在14~38℃,压力控制在2800~3500KPa;脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至20~30℃后排出界区,吸收了CO2的吸收剂富液经过一级节流閥(5)和二级节流阀(7)膨胀降压; 2)节流膨胀 吸收剂富液经过一级节流閥(5)膨胀降压至800~1000KPa,温度降至26~33.5℃,然后经过一级气液分离罐(6)进行气液分离,汽相经过压缩机(4)压缩后返回吸收塔,液相经过二级节流閥(7)膨胀,压力降至120~150KPa,温度降至13.5~23.5℃,然后经过二级气液分离罐(8)进行气液分离,气相送入水洗塔(10)回收尾气中的碳酸二甲酯,液相送入解吸塔(9)再生吸收剂; 3)氮气解吸 来自二级气液分离罐的液相从解吸塔上部送入,与塔下部通入的氮气在塔内逆流接触,解吸塔温度控制在4.0~14.5℃,压力控制在101.3~103.3KPa,塔顶解吸气送入尾气净化塔(11),解吸塔底部流出的吸收剂贫液与进入吸收塔的碳酸二甲酯换热后温度升高至23.5~25.5℃,然后再送回吸收剂储罐作为吸收剂循环使用; 4)水洗 来自二级气液罐(8)的气相从水洗塔(10)下部进入水洗塔,与从水洗塔上部加入的洗涤水在塔内逆流接触,水洗塔温度控制在22.0~31.5℃,压力控制在101.3~103.3KPa;洗涤水洗去气相中的碳酸二甲酯后,气相排出界区,液相进入尾气净化塔; 5)尾气净化 解吸塔顶的气相从尾气净化塔的下部进入尾气净化塔(11),与从该塔上部进入的来自水洗塔底部的水洗富液在塔内逆流接触,尾气净化塔温度控制在13.5~25.5℃,压力控制在101.3~103.3KPa,气相经过水洗进一步脱去碳酸二甲酯后排出界区,液相送出界区后经过后续分离过程分离回收水洗液中的碳酸二甲酯。
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