CN106512649B - 一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术 - Google Patents

一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术 Download PDF

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Abstract

本发明涉及到一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术，其特征在于包括下述步骤：富CO2甲醇进入再吸收塔的CO2闪蒸段减压闪蒸，分离出CO2产品气和半贫甲醇，第一股半贫甲醇自流至尾气再吸收段，第二股半贫甲醇进入气提塔进行氮气气提，分离出尾气和准贫液；富H2S甲醇进入尾气再吸收段内减压闪蒸，同时被气提，分离出尾气和富甲醇；富甲醇进入N2气提段进行氮气气提，气提后的富甲醇经热再生塔进料泵送至后续工序，分离出的气相从升气帽进入尾气再吸收段，被所述第一股半贫甲醇洗涤。

Description

一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术
技术领域
本发明涉及到酸性气体脱除工艺，具体指一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术。
背景技术
基于我国多煤少油乏气的资源现状，近年来以煤为原料的化学工业得到快速发展，煤通过高温气化，制得的以H2和CO为主要成分的粗合成气，是生产C1化工及其衍生物产品的适宜原料。水煤浆加压气化技术由于具有煤种适应范围广、煤浆输送连续稳定、碳转化率高、加压气化节省下游气体压缩能耗及设备投资少等特点得到了广泛应用。采用煤气化工艺生产的粗合成气中除含有H2、CO、CO2外，还有少量的H2S、COS、NH3、HCN等微量组分，其中H2是合成甲醇、合成氨等化工产品的原料气，酸性气体CO2和H2S一般是合成催化剂的毒物，所以必须在合成工序之前加以脱除，以满足下游生产加工的要求。
现有的以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除技术中，按甲醇溶剂再生程度不同，可分为全贫液酸性气体脱除流程和贫液半贫液酸性气体脱除流程。在全贫液酸性气体脱除的再吸收工序中，吸收了CO2和H2S的富甲醇依次通过减压闪蒸、氮气气提实现大部分的CO2的解析和H2S的提浓，并最终通过热再生实现甲醇溶剂的完全再生，再生的贫甲醇赋冷后送至酸性气体脱除吸收段作为吸收溶剂循环利用；在贫液半贫液酸性气体脱除的再吸收工序中，一部分吸收了CO2的富甲醇通过减压闪蒸，释放富甲醇中溶解的部分CO2后，直接作为吸收溶剂返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分吸收了CO2和H2S的富甲醇通过减压闪蒸、氮气气提实现大部分的CO2的解析和H2S的提浓，并最终通过热再生实现甲醇溶剂的再生，再生的贫甲醇赋冷后送至酸性气体脱除吸收段作为吸收溶剂。
如申请号为200910052424.1的中国发明专利申请所公开的《分流式低温甲醇洗装置》，该酸性气体脱除工艺在再吸收工序产生了半贫液，虽能够一定程度上降低酸性气体脱除热再生系统负荷，但由于半贫液对CO2气体的再吸收能力有限，为保证吸收效果，流程中需要大量的半贫液在CO2吸收工序和再吸收工序间循环，由此造成气体吸收段负荷显著增大，引起塔等静设备投资增加，也增大了泵等动设备的动力消耗，造成装置能耗的增大，同时限制了装置的大型化。
发明内容
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显著降低酸性气体脱除装置能耗且同时降低设备投资的配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术，其特征在于包括下述步骤：
温度为-24℃～-36℃、压力为1.75MPaG～2.00MPaG、CO2摩尔含量为31％～36％的富CO2甲醇，进入再吸收塔的CO2闪蒸段进行减压闪蒸，控制CO2闪蒸段的闪蒸压力为0.05MPaG～0.12MPaG；
分离出的气相作为CO2产品气从CO2闪蒸段的顶部送出；分离出的CO2摩尔含量为17％～23％的半贫甲醇从CO2闪蒸段底部抽出，分为两股；其中第一股半贫甲醇自流至再吸收塔的尾气再吸收段；
第二股半贫甲醇经半贫甲醇换热器换热至-42℃～-52℃后，从顶部进入气提塔；第一股氮气从底部送入气提塔，对第二股半贫甲醇气提；控制气提塔内气提压力为0.05MPaG～0.12MPaG；分离出的尾气从汽提塔的顶部送出，在汽提塔的底部得到CO2含量为9％～12％的准贫液；
所述第一股氮气温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG，第一股氮气与第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:100～1:150；
温度为-20℃～-25℃、压力为1.7MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇从中部进入再吸收塔的尾气再吸收段内进行减压闪蒸，同时被来自再吸收塔的N2气提段的气体气提；在再吸收塔的尾气再吸收段，富H2S甲醇中的CO2及部分H2S不断解析，富甲醇温度不断降低，解析出的气相中的H2S气体在上升过程中，被第一股半贫甲醇再次吸收；
控制尾气再吸收段的气提压力为0.07MPaG～0.20MPaG；所述富H2S甲醇与所述富CO2甲醇的摩尔流量比1:1.2～1:3；
分离出的尾气从所述尾气再吸收段的顶部送出；生成的富甲醇从尾气再吸收段的集液槽抽出，经再吸收塔循环泵加压至0.5MPaG～0.7MPaG并经富甲醇换热器换热至-35℃～-45℃后，进入再吸收塔的N2气提段进行气提，第二股低压氮气从底部进入所述N2气提段；控制到氮气气提段气提压力0.12MPaG～0.25MPaG；
所述第二股氮气与所述富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25；所述第二股低压氮气温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG；
气提后的富甲醇经热再生塔进料泵送至后续工序，分离出的气相从升气帽进入尾气再吸收段，被所述第一股半贫甲醇洗涤。
较好的，所述第一股半贫甲醇和第二股半贫甲醇的流量比为1:1～1:3。
为保证尾气中硫含量达到排放标准，可以控制所述第一尾气与所述第一股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1.5～1:2。
与现有技术相比，本发明具有下述优点：
1、低压闪蒸后的富CO2甲醇回收冷量后，利用低压氮气再次气提闪蒸，极大的释放了半贫液中溶解的CO2气体，生成准贫液。
2、相对半贫液，准贫液中CO2含量更低，单位量的准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，吸收能力的增大降低再生贫甲醇用量，同时也降低了热再生系统能耗和吸收工序的冷量消耗。
3、由于准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，在保证气提净化效果的前提下，循环甲醇量大幅降低，降低了循环甲醇的动力消耗和设备投资。
4、准贫液替代半贫液作为吸收溶剂，显著降低了酸性气体脱除气体吸收段的液相负荷，利于装置大型化。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程示意图。
具体实施方式
以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
本发明中所涉及到的名词说明：
富H2S甲醇：是指吸收了H2S和CO2的甲醇溶液
富CO2甲醇：是指仅吸收了CO2的甲醇溶液
半贫液：是指富CO2甲醇经中压、低压闪蒸后，CO2含量在17％～23％的甲醇溶液
准贫液：是指半贫液经低压氮气气提后，CO2含量在9％～12％的甲醇溶液
如图1所示，本实施例中的再吸收塔1分为两段，段间通过封头隔开。其中上段为CO2闪蒸段11；下段由集液箱14分隔为两部分，集液箱14以上部分称为尾气再吸收段12，集液箱以下部分称为N2气提段13，集液箱上设置有供下塔下段中的气体上升进入下塔上段的升气帽15。
从上游闪蒸工序送来的富CO2甲醇温度-24℃～-36℃、压力1.75MPaG～2.00MPaG，甲醇中CO2摩尔含量约为31％～36％，进入再吸收塔1的CO2闪蒸段11进行减压闪蒸，控制闪蒸压力0.05MPaG～0.12MPaG。
从再吸收塔1的CO2闪蒸段11顶部送出的CO2产品气温度为-61℃～-65℃，送至后续工序回收冷量后送出界区。
从再吸收塔1的CO2闪蒸段11底部送出的半贫甲醇，CO2摩尔含量约为17％～23％，分为两股；第一股半贫甲醇a和第二股半贫甲醇b的流量比为1:2；其中第一股半贫甲醇a自流至再吸收塔尾气再吸收段12顶部，第二股半贫甲醇b经半贫甲醇换热器2回收冷量换热至-42℃～-52℃后，送至气提塔6顶部。
送入气提塔6的第二股半贫甲醇b被第一股氮气c气提，控制气提塔6内气提压力为0.05MPaG～0.12MPaG。
第一股氮气c温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG，第一股氮气c与第二股半贫甲醇b的摩尔流量比为1:100～1:150。
气提后，在气提塔6的顶部送出温度为-59℃～-65℃，压力为0.05MPaG～0.12MPaG的尾气，与来自再吸收塔的尾气再吸收段12顶部送出的尾气汇合后送下游工序。
气提塔6的底部送出CO2含量为9％～12％的准贫液，经准贫液泵7加压后，送至吸收工序作为吸收甲醇。
从上游闪蒸工序来的富H2S甲醇温度-20℃～-25℃、压力1.7MPaG～2.0MPaG，从中部进入再吸收塔1的尾气再吸收段12内进行减压闪蒸，同时被来自再吸收塔1的氮气气提段13的气体气提；控制尾气再吸收段12的气提压力为0.07MPaG～0.20MPaG；在再吸收塔1的尾气再吸收段12，富H2S甲醇中的CO2及部分H2S不断解析，富甲醇温度不断降低，解析出的气相中的H2S气体在上升过程中，被第一股半贫甲醇a再次吸收；
上游闪蒸工序送来的富H2S甲醇与上游闪蒸工序送来富CO2甲醇的摩尔流量比1:1.2～1:3；
从再吸收塔1的尾气再吸收段12顶部送出的尾气温度-60℃～-65℃、压力0.07MPaG～0.20MPaG，与来自气提塔6顶部的尾气汇合后送至后序工序处理。
为保证尾气中硫含量达到排放标准，控制所述再吸收塔1尾气再吸收段12顶部送出尾气与所述来自再吸收塔1的CO2低压闪蒸段11底部的第一股半贫甲醇a的摩尔流量比1:1.5～1:2；
从尾气再吸收段12的集液槽14抽出的富甲醇，经再吸收塔循环泵3加压至0.5MPaG～0.7MPaG并经富甲醇换热器4回收冷量换热至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔1的N2气提段13进行气提，第二股低压氮气d从底部进入再吸收塔1的N2气提段13。
控制N2气提段13气提压力0.12MPaG～0.25MPaG；第二股氮气与从尾气再吸收段12的集液槽14抽出的富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25；第二股低压氮气d温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG。
气提后的富甲醇经热再生塔进料泵5送至后续工序，气相从段间升气帽15进入尾气再吸收段，被第一股半贫甲醇a洗涤；
对比例
以采用水煤浆气化造气的制氢装置为例，进入酸性气体脱除装置的有效气(H2+CO)约为210000Nm3/h，在此基准下对贫液半贫液流程和配套水煤浆气化的酸性气再吸收技术主要参数进行对比见表1。
表1
由表1可以看出，对于基于水煤浆气化造气的制氢装置，本实施例所提供的酸性气再吸收技术，贫甲醇循环量仅为贫液半贫液流程中贫甲醇循环量的83％，后续降低热再生负荷1020KW/h，降低外部冷量消耗340KW/h，实施例中准贫液循环量仅为贫液半贫液流程中半贫甲醇循环量的85％，累计动力消耗降低384KW/h。

Claims (2)

1.一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收方法，其特征在于包括下述步骤：
温度为-24℃~-36℃、压力为1.75MPaG～2.00MPaG、CO2摩尔含量为31%~36%的富CO2甲醇，进入再吸收塔(1)的CO2闪蒸段(11)进行减压闪蒸，控制CO2闪蒸段(11)的闪蒸压力为0.05MPaG～0.12MPaG；
分离出的气相作为CO2产品气从CO2闪蒸段(11)的顶部送出；分离出的CO2摩尔含量为17%~23%的半贫甲醇从CO2闪蒸段(11)底部抽出，分为两股；其中第一股半贫甲醇(a)自流至再吸收塔的尾气再吸收段(12)；
第二股半贫甲醇(b)经半贫甲醇换热器(2)换热至-42℃~-52℃后，从顶部进入气提塔(6)；第一股氮气(c)从底部送入气提塔(6)，对第二股半贫甲醇(b)气提；控制气提塔(6)内气提压力为0.05MPaG～0.12MPaG；分离出的尾气(f)从气 提塔(6)的顶部送出，在气提塔的底部得到CO2含量为9%~12%的准贫液；
所述第一股氮气(c)温度为-5℃~-35℃、压力为0.4 MPaG～0.7 MPaG，第一股氮气(c)与第二股半贫甲醇(b)的摩尔流量比为1:100~1:150；
温度为-20℃~-25℃、压力为1.7 MPaG～2.0 MPaG的富H2S甲醇从中部进入再吸收塔(1)的尾气再吸收段(12)内进行减压闪蒸，同时被来自再吸收塔(1)的氮气气提段(13)的气体气提；解析出的气相中的H2S气体在上升过程中，被第一股半贫甲醇(a)再次吸收；
控制尾气再吸收段(12)的气提压力为0.07 MPaG～0.20MPaG；所述富H2S甲醇与所述富CO2甲醇的摩尔流量比1:1.2~1:3；
分离出的尾气(e)从所述尾气再吸收段(12)的顶部送出；生成的富甲醇从尾气再吸收段(12)的集液槽(14)抽出，经再吸收塔循环泵(3)加压至0.5 MPaG～0.7 MPaG并经富甲醇换热器(4)换热至-35℃~-45℃后，进入再吸收塔(1)的氮气气提段(13)进行气提，第二股低压氮气(d)从底部进入所述氮气气提段(13)；控制氮气气提段气提压力0.12 MPaG～0.25MPaG；
所述第二股低压氮气(d)与所述富甲醇的摩尔流量比为1:10~1:25；所述第二股低压氮气(d)温度为-5℃~-35℃、压力为0.4 MPaG～0.7 MPaG；
气提后的富甲醇经热再生塔进料泵(5)送至后续工序，分离出的气相从升气帽(15)进入尾气再吸收段(12)，被所述第一股半贫甲醇(a)洗涤；
所述第一股半贫甲醇(a)和第二股半贫甲醇(b)的流量比为1:1~1:3。
2.根据权利要求1所述的一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收方法，其特征在于所述尾气再 吸收段( 12) 分离出的尾气(e)与所述第一股半贫甲醇(a)的摩尔流量比1:1.5~1:2。
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