CN103468328B - 一种新型低温甲醇洗工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种新型低温甲醇洗工艺,其特征在于包括下述步骤:粗合成气在入口换热器中与净化气换热冷却至-23~-12℃后进入吸收塔,在吸收塔内分离出CO2和H2S,在吸收塔塔顶得到净化气,在上塔的集液槽得到富CO2甲醇,在塔釜得到富H2S甲醇;所述富CO2甲醇和富H2S甲醇经一系列处理后变成贫甲醇返回吸收塔。与现有技术相比,本发明采用的新的工艺流程将装置90%以上的CO2气体回收变成高浓度CO2成品气,且CO2体积浓度高于99%,H2S含量小于2.5ppmv。

Description

一种新型低温甲醇洗工艺
技术领域
[0001] 本发明涉及化工工艺,具体指一种新型低温甲醇洗工艺。
背景技术
[0002] 常规的低温甲醇洗流程主要包括原料气冷却、酸性气洗涤脱除(吸收部分)、中压 闪蒸回收有效气、低压闪蒸回收C0 2气体、氮气气提(H2S富集)、甲醇热再生及尾气洗涤几 个部分,此流程虽然配置简洁,但也存在诸多弊端。例如:在低温区需设置专门的H2S富集 塔(或氮气气提塔),靠消耗大量的氮气将富甲醇中的大部分C0 2气提出来;无法得到大量 的高浓度C02气体,装置的C02气体回收率不到50 %;大部分的C02气体变成了尾气,无法进 一步直接利用,同时产生了大量的放空气体。
[0003] 随着全世界环境保护意识的提高及对温室气体排放的限制,捕集C02气体进行综 合利用从而减少C0 2排放已成为石化行业必须解决的问题。传统的低温甲醇洗工艺只能回 收部分C02气体,大部分的C0 2气体以尾气的形式放空,国内不少工厂为了尽可能的将尾气 中的C02气体回收回来,设置了专门的尾气0) 2捕集装置,这不仅增加了流程长度,也增加了 装置的投资与操作费用。
发明内容
[0004] 本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种能够有效回收富甲 醇中co2的新型低温甲醇洗工艺。
[0005] 本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为:该新型低温甲醇洗工艺,其特征 在于包括下述步骤:
[0006] 粗合成气在入口换热器(1)中与净化气换热冷却至6〜1(TC,分离出冷凝水,与 来自甲醇储存罐的防冻甲醇以及来自中压闪蒸塔的冷却至40°C的闪蒸气混合后一起送至 多股流进料冷却器中,与来自吸收塔的净化气、来自2#C0 2闪蒸塔的低压C02成品气和来自 1#C02闪蒸塔的中低压C0 2成品气换热冷却至-23〜-12°C,从吸收塔的塔釜进入吸收塔;
[0007] 所述防冻甲醇的配入量为3. 5〜5. 5kg/1000Nm3粗合成气;
[0008] 所述吸收塔分为上部的脱碳段和下部的脱硫段;粗合成气在吸收塔内被来自热再 生系统的冷却至-45〜-65°C的贫甲醇洗涤,粗合成气中的全部H 2S和C02被贫甲醇溶液在 吸收塔内分步分段溶解吸收后,在吸收塔的塔顶得到净化气,在所述上塔的集液槽得到富 C02甲醇,在所述塔釜得到富H2S甲醇;
[0009] 所述吸收塔脱碳段中部的甲醇被抽出,依次进入冷却器和循环甲醇换热器中,分 别被-40°c的冷冻剂和来自1#C0 2闪蒸罐的低温甲醇换热冷却至-34〜-38°c再送回脱碳 段;
[0010] 所述净化气经多次换热后做为成品气送出;
[0011] 吸收塔脱碳段集液槽得到的富C02甲醇送至换热器中与来自吸收塔塔顶的净化气 换热冷却后;再进入第一冷却器中冷却至-30〜-36°c,然后送往中压闪蒸塔的上塔;
[0012] 吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷却器冷却至-30〜-36°c后,送往中压 闪蒸塔的下塔进行闪蒸,闪蒸压力为11〜21barg ;
[0013] 所述中压闪蒸塔被隔离成上塔和下塔;其中上塔为填料塔;下塔的上部设置塔 盘,下塔的下部设置填料;所述上塔和下塔气相连通、液相隔离;
[0014] 中压闪蒸塔得到的闪蒸气经循环气压缩机加压、再经第一循环水冷却器冷却至 40°C后汇入粗合成气中;
[0015] 富H2S甲醇在中压闪蒸塔中闪蒸出溶解的有效气H2和C0后送往1#C0 2闪蒸塔的 中段下部继续闪蒸;1#C02闪蒸塔的闪蒸压力为2〜5barg ;
[0016] 富C02甲醇在中压闪蒸塔中闪蒸出溶解的有效气H2和C0后分为两股,分别送往 1#C0 2闪蒸塔的上段和中段的顶部进行闪蒸,这两股的分配比例为3〜4:1 ;
[0017] 1#C02闪蒸塔有上段、中段和下段三段,各段之间液相物料彼此隔离,而气相彼此 相通;其中上段为C0 2闪蒸段;中段从上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设 置有升气筒以使气相彼此连通,含H2S的二氧化碳气体经过此段时会被来自顶部的不含硫 富甲醇洗涤,完全脱除H 2S ;下段用于C02闪蒸及闪蒸气的收集分液;
[0018] 在1#C02闪蒸塔中,闪蒸出来的含硫C02气体被来自1#C0 2闪蒸塔中段顶部的不含 硫富甲醇洗涤,完全脱除H2S ;从1#C02闪蒸塔顶部送出的co2气体经换热器及换热器分别与 来自闪蒸气抽负压压缩机的抽负压闪蒸气和来自闪蒸罐经第二循环水冷却器冷却后的热 闪蒸气换热升温后作为中低压co 2成品气送至界外;
[0019] 1#0)2闪蒸塔上段闪蒸出部分C02后的富C0 2甲醇被分为二股,其中第一股送至 2#C02闪蒸塔上段顶部进一步闪蒸,闪蒸压力为0. 3〜lbarg,第二股送往尾气脱硫塔用于 脱除尾气中的H2S,所述第一股和第二股的流量比为1:10〜20 ;
[0020] 从1#C02闪蒸塔的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C0 2闪蒸塔的上段下部进行 闪蒸,同时闪蒸出来的含硫C02气体被来自顶部的不含H2S的富C0 2甲醇洗涤完全脱除H2S ;
[0021] 所述2#0)2闪蒸塔被分为上段和下段两段,两段间液相物料彼此隔离,而气相彼此 相通;其中上段自上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设置有升气筒使气相彼 此相通,含H 2S的二氧化碳气体进入上段时会被来自顶部的不含硫富甲醇洗涤,完全脱除 H2S ;下段用于C02闪蒸及闪蒸气的收集分液;
[0022] 在2#C02闪蒸塔顶部得到的C02气体在多股流进料冷却器中与粗合成气换热升温 至2〜4°C后作为低压C0 2成品气送至界外;
[0023] 从2#C02闪蒸塔上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C0 2闪蒸罐进行负压闪蒸, 闪蒸压力为-0.4〜-0.05barg,闪蒸出的气体被抽负压系统吸走;闪蒸后的液相温度 为-55〜-68°C,经泵加压后作为冷源依次送至换热器和换热器中,分别与贫甲醇及从吸 收塔脱碳段中部抽出的富C0 2甲醇换热升温至-27〜-38°C后,送入2#C02闪蒸罐,在2〜 5barg压力下闪蒸,得到的气相送往1#C0 2闪蒸塔,得到的液相经泵加压后在换热器中与贫 甲醇换热至-20〜_30°C后送至1#C02闪蒸塔下段闪蒸,之后又送往2#C0 2闪蒸塔下段闪蒸;
[0024] 2#C02闪蒸塔下段底部的富H2S甲醇送往3#C0 2闪蒸罐,在-0. 4〜-0. 05barg下 进行负压闪蒸,闪蒸出的C02气体被抽负压系统吸走,液相经泵加压后分为两股,其中第一 股送往中压闪蒸塔下塔顶部作为洗涤甲醇,第二股送至在换热器中与贫甲醇换热至15〜 30°C后进入常温气提塔;所述第一股和第二股的流量比为1:8〜15 ;
[0025] 常温气提塔的操作压力为0. 8〜1. 5barg,操作温度为10〜25°C,该塔底部通入 少量氮气,流量为500〜1500Nm3/h,通过氮气气提将富H 2S甲醇中的C02气体赶出;常温气 提塔塔釜的富H2S甲醇经泵加压后在换热器中与贫甲醇换热至75〜85°C后进入4#C0 2闪 蒸罐继续闪蒸;
[0026] 常温气提塔顶部气体与来自尾气洗涤塔顶部的尾气换热冷却至-15-20°C后送往 尾气洗涤塔;尾气洗涤塔底部的富H 2S甲醇送往3#C02闪蒸罐进一步闪蒸,塔顶尾气经换热 升温至10〜20°C后送出装置;
[0027] 4#C02闪蒸罐的闪蒸压力为3〜5barg,闪蒸出的气相在第二循环水冷却器冷却至 40°C,得到热闪蒸汽,热闪蒸汽进入换热器中与中低压C0 2气体换热降温至-20°C以下后送 往2#C02闪蒸塔,液相送至热再生系统进行再生;
[0028] 富甲醇最终由热再生系统彻底脱除H2S、H20及剩余C0 2后变成干净的贫甲醇,贫甲 醇经过通过逐级冷却后送往吸收塔作为吸收甲醇;
[0029] 所述热再生系统中,热再生塔塔釜的贫甲醇分为三部分:
[0030] 其中第一部分贫甲醇经换热冷却后送往甲醇储存罐,再经贫甲醇泵加压后分为两 股,一股作为防冻甲醇混入粗合成气中,另一股经一系列富甲醇逐级换热冷却后送往吸收 塔作为吸收甲醇;
[0031] 第二部分贫甲醇被送往甲醇/水分离塔,以除去甲醇中的少量水;第二部分贫甲 醇的流量为3〜10t/h ;
[0032] 第三部分贫甲醇经塔釜再沸器加热汽化后送回热再生塔,成为热再生塔的汽提 气;
[0033] 热再生塔塔顶送出的气体经第三循环水冷却器冷却至40°C后进入回流罐,得到的 液相经泵加压后打回热再生塔顶部作为回流液,气相在换热器中与冷酸性气换热冷却后送 往第三冷却器被冷却至-36°C后,进入酸性气分离罐;分离出的液相送往2#C0 2闪蒸塔下段 底部,分离出的气相在换热器中加热至20〜35°C后送出界区;
[0034] 热再生塔、第三循环水冷却器、回流罐、泵、换热器、第三冷却器以及酸性气分离罐 构成所述的热再生系统;
[0035] 上述热再生系统中在热再生塔顶部设置有专门的酸性气体深冷器即第三循环水 冷却器、换热器和第三冷却器以及循环回流泵,使得部分酸性气循环至C02气体脱硫系统, 进而靠系统自身的循环提浓使得富H2S酸性气中H2S体积浓度大于15% ;
[0036] 被抽负压系统吸走的闪蒸气先进入抽负压入口分离器汇集,后进入闪蒸气抽负压 压缩机升压至0.4〜lbarg得到抽负压闪蒸气;抽负压闪蒸气进入换热器中与来自1#0)2闪 蒸塔顶部的中低压C02成品气换热冷却后,送往2#C02闪蒸塔进行脱硫。
[0037] 较好的,为了保证冷却效果,所述第一冷却器、第二冷却器和第三冷却器所使用的 冷冻剂可以为氨或丙烯。
[0038] 与现有技术相比,本发明的优点在于新低温甲醇洗工艺技术以全回收粗合成气中 的〇)2为出发点,采用的新的工艺流程将富甲醇中大部分0) 2回收回来,可将装置90%以上 的C02气体回收变成高浓度C02成品气;装置在低温区不设置氮气气提系统及H 2S富集塔, 只设置一个常温氮气气提塔,氮气消耗量为常规低温甲醇洗装置的5%,产生的放空气体 (尾气)为常规低温甲醇洗装置的5〜10% ;装置副产的富H2S酸性气中H2S体积含量大 于30% (v);通过此工艺得到的净化气中硫化物含量小于0. lppm(v)、C02含量可根据需求 调整,最低可小于20ppm(v);可将装置90%以上的C02气体回收变成高浓度C02成品气,且 C02体积浓度高于99%,H2S含量小于2. 5ppmv。
附图说明
[0039] 图1为本发明实施例的工艺流程图。
具体实施方式
[0040] 以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
[0041] 如图1所示,该新型低温甲醇洗工艺包括下述步骤:
[0042] 粗合成气在入口换热器1中与净化气换热冷却至6〜10°C,分离出冷凝水,与来自 甲醇储存罐30的防冻甲醇以及来自中压闪蒸塔7的冷却至40°C的闪蒸气混合后一起送至 多股流进料冷却器3中,与来自吸收塔4的净化气、来自2#C0 2闪蒸塔12的低压C02成品气 和来自1#C02闪蒸塔9的中低压C0 2成品气换热冷却至-23〜-12°C,从吸收塔的塔釜进入 吸收塔4 ;
[0043] 所述防冻甲醇的配入量为3. 5〜5. 5kg/1000Nm3粗合成气;
[0044] 所述吸收塔4分为上部的脱碳段和下部的脱硫段;粗合成气在吸收塔4内被来自 热再生系统的冷却至-45〜-65°C的贫甲醇洗涤,粗合成气中的全部H 2S和C02被贫甲醇溶 液在吸收塔内分步分段溶解吸收后,在吸收塔的塔顶得到净化气,在所述上塔的集液槽得 到富C0 2甲醇,在所述塔釜得到富H2S甲醇;
[0045] 所述吸收塔脱碳段中部的甲醇被抽出,依次进入冷却器43和循环甲醇换热器16 中,分别被_40°C的冷冻剂和来自1#C0 2闪蒸罐13的低温甲醇换热冷却至-34〜-38°C再 送回脱碳段;
[0046] 所述净化气经多次换热后做为成品气送出;
[0047] 吸收塔脱碳段集液槽得到的富C02甲醇送至第一换热器5中与来自吸收塔塔顶的 净化气换热冷却后;再进入第一冷却器6中冷却至-30〜-36°C,然后送往中压闪蒸塔7的 上塔;
[0048] 吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷却器8冷却至-30〜_36°C后,送往中 压闪蒸塔7的下塔进行闪蒸,闪蒸压力为11〜21barg ;
[0049] 所述中压闪蒸塔7被隔离成上塔和下塔;其中上塔为填料塔;下塔的上部设置塔 盘,下塔的下部设置填料;所述上塔和下塔气相连通、液相隔离;
[0050] 中压闪蒸塔7得到的闪蒸气经循环气压缩机41加压、再经第一循环水冷却器42 冷却至40°C后汇入粗合成气中;
[0051] 富H2S甲醇在中压闪蒸塔7中闪蒸出溶解的有效气H2和C0后送往1#C0 2闪蒸塔 的中段下部继续闪蒸;1#C02闪蒸塔的闪蒸压力为2〜5barg ;
[0052] 富C02甲醇在中压闪蒸塔7中闪蒸出溶解的有效气H2和C0后分为两股,分别送往 1#C0 2闪蒸塔9的上段和中段的顶部进行闪蒸,这两股的分配比例为3〜4:1 ;
[0053] 1#C02闪蒸塔9有上段、中段和下段三段,各段之间液相物料彼此隔离,而气相彼此 相通;其中上段为C0 2闪蒸段;中段从上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设 置有升气筒以使气相彼此连通,含H2s的二氧化碳气体经过此段时会被来自顶部的不含硫 富甲醇洗涤,完全脱除H2s ;下段用于co2闪蒸及闪蒸气的收集分液;
[0054] 在1#C02闪蒸塔9中,闪蒸出来的含硫C02气体被来自1#C0 2闪蒸塔中段顶部的不 含硫富甲醇洗涤,完全脱除H2S ;从1#C02闪蒸塔顶部送出的C02气体经第二换热器10及第 三换热器11分别与来自闪蒸气抽负压压缩机40的抽负压闪蒸气和来自4#闪蒸罐27经第 二循环水冷却器28冷却后的热闪蒸气换热升温后作为中低压C0 2成品气送至界外;
[0055] 1#C02闪蒸塔9上段闪蒸出部分C02后的富C0 2甲醇被分为二股,其中第一股送至 2#C02闪蒸塔12上段顶部进一步闪蒸,闪蒸压力为0. 3〜lbarg,第二股送往尾气脱硫塔24 用于脱除尾气中的H2S;所述第一股和第二股的流量比为1:10〜20,本实施例中为1:15。
[0056] 从1#C02闪蒸塔9的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C0 2闪蒸塔12的上段下 部进行闪蒸,同时闪蒸出来的含硫C02气体被来自顶部的不含H2S的富C0 2甲醇洗涤完全脱 除 H2S ;
[0057] 所述2#C02闪蒸塔12被分为上段和下段两段,两段间液相物料彼此隔离,而气相 彼此相通;其中上段自上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设置有升气筒使气 相彼此相通,含H 2S的二氧化碳气体进入上段时会被来自顶部的不含硫富甲醇洗涤,完全脱 除H2S ;下段用于C02闪蒸及闪蒸气的收集分液;
[0058] 在2#C02闪蒸塔12顶部得到的C02气体在多股流进料冷却器3中与粗合成气换热 升温至2〜4°C后作为低压C0 2成品气送至界外;
[0059] 从2#C02闪蒸塔12上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C0 2闪蒸罐13进行负压闪 蒸,闪蒸压力为-〇. 4〜-0. 05barg,闪蒸出的气体被抽负压系统吸走;闪蒸后的液相温度 为-55〜-68°C,经泵(14)加压后作为冷源依次送至第四换热器15和第五换热器16中, 分别与贫甲醇及从吸收塔脱碳段中部抽出的富C0 2甲醇换热升温至-27〜-38°C后,送入 2#C02闪蒸罐17,在2〜5barg压力下闪蒸,得到的气相送往1#C0 2闪蒸塔9,得到的液相经 泵18加压后在第六换热器19中与贫甲醇换热至-20〜-30°C后送至1#C02闪蒸塔9下段 闪蒸,之后又送往2#C0 2闪蒸塔12下段闪蒸;
[0060] 2#C02闪蒸塔12下段底部的富H2S甲醇送往3#C0 2闪蒸罐20,在-0· 4〜-0· 05barg 下进行负压闪蒸,闪蒸出的C02气体被抽负压系统吸走,液相经泵21加压后分为两股,其中 第一股送往中压闪蒸塔7下塔顶部作为洗涤甲醇,第二股送至在第七换热器22中与贫甲醇 换热至15〜30°C后进入常温气提塔23 ;所述第一股和第二股的流量比为1:8〜15。
[0061] 常温气提塔23的操作压力为0. 8〜1. 5barg,操作温度为10〜25°C,该塔底部通 入少量氮气,流量为500〜1500Nm3/h,通过氮气气提将富H2S甲醇中的C0 2气体赶出;塔顶 部气体与来自尾气洗涤塔24顶部的尾气在第八换热器41中换热冷却至-15-20°C后送往尾 气洗涤塔24底部;塔釜的富H 2S甲醇经泵加压后在第九换热器26中与贫甲醇换热至75〜 85°C后进入4#C02闪蒸罐27继续闪蒸;
[0062] 在尾气洗涤塔24中来自常温气提塔23的尾气被富C02甲醇洗涤完全脱除H2S,塔 顶尾气在第八换热器41中换热升温至10〜20°C后送出装置;塔釜的富H 2S甲醇送往3#C02 闪蒸罐20进一步闪蒸;
[0063] 4#C02闪蒸罐27的闪蒸压力为3〜5barg,闪蒸出的气相在第二循环水冷却器28 冷却至40°C,得到热闪蒸汽,热闪蒸汽进入第三换热器11中与中低压C0 2气体换热降温 至-20°C以下后送往2#C02闪蒸塔,液相送至热再生系统进行再生;
[0064] 富甲醇最终由热再生系统彻底脱除H2S、H20及剩余C0 2后变成干净的贫甲醇,贫甲 醇经过通过逐级冷却后送往吸收塔作为吸收甲醇;
[0065] 所述热再生系统中,热再生塔29塔釜的贫甲醇分为三部分:
[0066] 其中第一部分贫甲醇经换热冷却后送往甲醇储存罐30,再经贫甲醇泵31加压后 分为两股,一股作为防冻甲醇混入粗合成气中,另一股经一系列富甲醇逐级换热冷却后送 往吸收塔4作为吸收甲醇;
[0067] 第二部分贫甲醇被送往甲醇/水分离塔(32),以除去甲醇中的少量水;第二部分 贫甲醇的流量为3〜10t/h ;
[0068] 第三部分贫甲醇经塔釜再沸器加热汽化后送回热再生塔,成为热再生塔(29)的 汽提气;
[0069] 热再生塔29塔顶送出的气体经第三循环水冷却器33冷却至40°C后进入回流罐 34,得到的液相经泵35加压后打回热再生塔29顶部作为回流液,气相在第十换热器36中 与冷酸性气换热冷却后送往第三冷却器37被冷却至-36°C后,进入酸性气分离罐38 ;分离 出的液相送往2#C02闪蒸塔12下段底部,分离出的气相在第十换热器36中加热至20〜 35°C后送出界区;
[0070] 热再生塔29、第三循环水冷却器33、回流罐34、泵35、第十换热器36、第三冷却器 37以及酸性气分离罐38构成所述的热再生系统;
[0071] 被抽负压系统吸走的闪蒸气先进入抽负压入口分离器39汇集,后进入闪蒸气抽 负压压缩机40升压至0. 4〜lbarg得到抽负压闪蒸气;抽负压闪蒸气进入第二换热器10 中与来自1#C02闪蒸塔9顶部的中低压C02成品气换热冷却后,送往2#C0 2闪蒸塔12进行 脱硫。
[0072] 上述所述第一冷却器、第二冷却器和第三冷却器所使用的冷冻剂为氨或丙烯。
[0073] 该工艺可将装置90%以上的C02气体回收变成高浓度C02成品气;装置在低温区 不设置氮气气提系统及H 2S富集塔,只设置一个常温氮气气提塔,氮气消耗量为常规低温甲 醇洗装置的5%,产生的放空气体(尾气)为常规低温甲醇洗装置的5〜10%;装置副产的 富H 2S酸性气中H2S体积含量大于30% (v);通过此工艺得到的净化气中硫化物含量小于 0· lppm(v)、C02含量可根据需求调整,最低可小于20ppm(v);可将装置90%以上的C02气体 回收变成高浓度C0 2成品气,且C02体积浓度高于99%,H2S含量小于2. 5ppmv。

Claims (2)

1. 一种新型低温甲醇洗工艺,其特征在于包括下述步骤: 粗合成气在入口换热器(1)中与净化气换热冷却至6〜10°C,分离出冷凝水,与来自 甲醇储存罐(30)的防冻甲醇以及来自中压闪蒸塔(7)的冷却至40°C的闪蒸气混合后一起 送至多股流进料冷却器(3)中,与来自吸收塔(4)的净化气、来自2#C0 2闪蒸塔(12)的低 压C02成品气和来自1#C02闪蒸塔(9)的中低压C0 2成品气换热冷却至-23〜-12°C,从吸 收塔的塔釜进入吸收塔(4); 所述防冻甲醇的配入量为3. 5〜5. 5kg/1000Nm3粗合成气; 所述吸收塔(4)分为上部的脱碳段和下部的脱硫段;粗合成气在吸收塔(4)内被来自 热再生系统的冷却至-45〜-65°C的贫甲醇洗涤,粗合成气中的全部H2S和C02被贫甲醇溶 液在吸收塔内分步分段溶解吸收后,在吸收塔的塔顶得到净化气,在上塔的集液槽得到富 C02甲醇,在所述塔釜得到富H2S甲醇; 所述吸收塔脱碳段中部的甲醇被抽出,依次进入冷却器(43)和循环甲醇换热器(16) 中,分别被_40°C的冷冻剂和来自1#C02闪蒸罐(13)的低温甲醇换热冷却至-34〜-38°C 再送回脱碳段; 所述净化气经多次换热后做为成品气送出; 吸收塔脱碳段集液槽得到的富C02甲醇送至第一换热器(5)中与来自吸收塔塔顶的净 化气换热冷却后;再进入第一冷却器(6)中冷却至-30〜-36°C,然后送往中压闪蒸塔(7) 的上塔; 吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷却器(8)冷却至-30〜-36°C后,送往中压 闪蒸塔⑵的下塔进行闪蒸,闪蒸压力为11〜21barg ; 所述中压闪蒸塔(7)被隔离成上塔和下塔;其中上塔为填料塔;下塔的上部设置塔盘, 下塔的下部设置填料;所述上塔和下塔气相连通、液相隔离; 中压闪蒸塔(7)得到的闪蒸气经循环气压缩机(41)加压、再经第一循环水冷却器(42) 冷却至40°C后汇入粗合成气中; 富H2S甲醇在中压闪蒸塔(7)中闪蒸出溶解的有效气4和0)后送往1#0)2闪蒸塔的 中段下部继续闪蒸;1#C02闪蒸塔的闪蒸压力为2〜5barg ; 富C02甲醇在中压闪蒸塔(7)中闪蒸出溶解的有效气4和0)后分为两股,分别送往 1#C02闪蒸塔(9)的上段和中段的顶部进行闪蒸,这两股的分配比例为3〜4:1 ; 1#C02闪蒸塔(9)有上段、中段和下段三段,各段之间液相物料彼此隔离,而气相彼此相 通;其中上段为C02闪蒸段;中段从上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设置 有升气筒以使气相彼此连通,含H 2S的二氧化碳气体经过此段时会被来自顶部的不含硫富 甲醇洗涤,完全脱除H2S ;下段用于C02闪蒸及闪蒸气的收集分液; 在1#C02闪蒸塔(9)中,闪蒸出来的含硫C02气体被来自1#C02闪蒸塔(9)中段顶部的 不含硫富甲醇洗涤,完全脱除H2S ;从1#C02闪蒸塔(9)顶部送出的C02气体经第二换热器 (10)及第三换热器(11)分别与来自闪蒸气抽负压压缩机(40)的抽负压闪蒸气和来自4# 闪蒸罐(27)经第二循环水冷却器(28)冷却后的热闪蒸气换热升温后作为中低压0)2成品 气送至界外; 1#C02闪蒸塔(9)上段闪蒸出部分C02后的富C02甲醇被分为二股,其中第一股送至 2#C02闪蒸塔(12)上段顶部进一步闪蒸,闪蒸压力为0. 3〜lbarg,第二股送往尾气脱硫塔 (24)用于脱除尾气中的H2S ;所述第一股和第二股的流量比为1:10〜20 ; 从1#C02闪蒸塔(9)的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C02闪蒸塔(12)的上段下 部进行闪蒸,同时闪蒸出来的含硫C02气体被来自顶部的不含H2S的富C02甲醇洗涤完全脱 除 H2S ; 所述2#C02闪蒸塔(12)被分为上段和下段两段,两段间液相物料彼此隔离,而气相彼 此相通;其中上段自上而下依次设置有塔盘、填料和集液槽,集液槽上设置有升气筒使气相 彼此相通,含H2S的二氧化碳气体进入上段时会被来自顶部的不含硫富甲醇洗涤,完全脱除 H2S ;下段用于C02闪蒸及闪蒸气的收集分液; 在2#C02闪蒸塔(12)顶部得到的C02气体在多股流进料冷却器(3)中与粗合成气换热 升温至2〜4°C后作为低压C02成品气送至界外; 从2#C02闪蒸塔(12)上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C02闪蒸罐(13)进行负压闪 蒸,闪蒸压力为-〇. 4〜-0. 05barg,闪蒸出的气体被抽负压系统吸走;闪蒸后的液相温度 为-55〜-68°C,经泵(14)加压后作为冷源依次送至第四换热器(15)和第五换热器(16) 中,分别与贫甲醇及从吸收塔脱碳段中部抽出的富C0 2甲醇换热升温至-27〜-38°C后,送 入2#C02闪蒸罐(17),在2〜5barg压力下闪蒸,得到的气相送往1#C0 2闪蒸塔(9),得到的 液相经泵(18)加压后在第六换热器(19)中与贫甲醇换热至-20〜-30°C后送至1#C0 2闪 蒸塔(9)下段闪蒸,之后又送往2#C02闪蒸塔(12)下段闪蒸; 2#C02闪蒸塔(12)下段底部的富H2S甲醇送往3#C02闪蒸罐(20),在-0. 4〜-0. 05barg 下进行负压闪蒸,闪蒸出的〇)2气体被抽负压系统吸走,液相经泵(21)加压后分为两股,其 中第一股送往中压闪蒸塔(7)下塔顶部作为洗涤甲醇,第二股送至第七换热器(22)中与 贫甲醇换热至15〜30°C后进入常温气提塔(23);所述第一股和第二股的流量比为1:8〜 15 ; 常温气提塔(23)的操作压力为0. 8〜1. 5barg,操作温度为10〜25°C,该塔底部通入 少量氮气,流量为500〜1500Nm3/h,通过氮气气提将富H2S甲醇中的C02气体赶出;塔顶部 气体与来自尾气洗涤塔(24)顶部的尾气在第八换热器(41)中换热冷却至-15-20°C后送往 尾气洗涤塔(24)底部;塔釜的富H 2S甲醇经泵加压后在第九换热器(26)中与贫甲醇换热 至75〜85°C后进入4#C02闪蒸罐(27)继续闪蒸; 在尾气洗涤塔(24)中来自常温气提塔(23)的尾气被富C02甲醇洗涤完全脱除H2S, 塔顶尾气在第八换热器(41)中换热升温至10〜20°C后送出装置;塔釜的富H2S甲醇送往 3#C0 2闪蒸罐(20)进一步闪蒸; 4#C02闪蒸罐(27)的闪蒸压力为3〜5barg,闪蒸出的气相在第二循环水冷却器(28) 冷却至40°C,得到热闪蒸汽,热闪蒸汽进入第三换热器(11)中与中低压C02气体换热降温 至-20°C以下后送往2#C0 2闪蒸塔,液相送至热再生系统进行再生; 富甲醇最终由热再生系统彻底脱除H2S、H20及剩余C02后变成干净的贫甲醇,贫甲醇经 过通过逐级冷却后送往吸收塔作为吸收甲醇; 所述热再生系统中,热再生塔(29)塔釜的贫甲醇分为三部分: 其中第一部分贫甲醇经换热冷却后送往甲醇储存罐(30),再经贫甲醇泵(31)加压后 分为两股,一股作为防冻甲醇混入粗合成气中,另一股经一系列富甲醇逐级换热冷却后送 往吸收塔(4)作为吸收甲醇; 第二部分贫甲醇被送往甲醇/水分离塔(32),以除去甲醇中的少量水;第二部分贫甲 醇的流量为3〜10t/h ; 第三部分贫甲醇经塔釜再沸器加热汽化后送回热再生塔,成为热再生塔(29)的汽提 气; 热再生塔(29)塔顶送出的气体经第三循环水冷却器(33)冷却至40°C后进入回流罐 (34),得到的液相经泵(35)加压后打回热再生塔(29)顶部作为回流液,气相在第十换热器 (36)中与冷酸性气换热冷却后送往第三冷却器(37)被冷却至-36°C后,进入酸性气分离罐 (38);分离出的液相送往2#C0 2闪蒸塔(12)下段底部,分离出的气相在第十换热器(36)中 加热至20〜35°C后送出界区; 热再生塔(29)、第三循环水冷却器(33)、回流罐(34)、泵(35)、第十换热器(36)、第三 冷却器(37)以及酸性气分离罐(38)构成所述的热再生系统; 被抽负压系统吸走的闪蒸气先进入抽负压入口分离器(39)汇集,后进入闪蒸气抽负 压压缩机(40)升压至0. 4〜lbarg得到抽负压闪蒸气;抽负压闪蒸气进入第二换热器(10) 中与来自1#C02闪蒸塔(9)顶部的中低压C02成品气换热冷却后,送往2#C0 2闪蒸塔(12) 进打脱硫。
2.根据权利要求1所述的新型低温甲醇洗工艺,其特征在于所述第一冷却器、第二冷 却器和第三冷却器所使用的冷冻剂为氨或丙烯。
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