CN106753593A - 一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及到一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺,其特征在于包括下述步骤:富H2S甲醇进入常温气提段进行减压闪蒸和氮气气提,生成的闪蒸气从顶部送出,生成的富甲醇换热后送入H2S汽提段;补充甲醇蒸汽从下部进入H2S汽提段,甲醇蒸汽从升气帽进入,对富甲醇进行汽提;分离出的酸性气送去下游,分离出的液相返回H2S汽提段;再生后的贫甲醇分为三股;第一股换热后送出,第二股进入水富集段;第三股作为冷回流送入下游;第二股贫甲醇加热后生成的甲醇蒸汽从升气帽进入H2S汽提段,在水富集段底部得到含水甲醇。

Description

一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺
技术领域
[0001] 本发明涉及到酸性气体脱除工艺,具体指一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂 再生工艺。
背景技术
[0002] 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HdPCO为主要成分的粗合成气,是生产Cl化工及其衍生物产 品的适宜原料。采用煤气化工艺生产的粗合成气中除含有H2、C0X0^h,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0)2和 H2S—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。
[0003] 在以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除流程中,吸收了酸性气的溶剂的再生是通过 减压闪蒸、氮气气提并最终通过热再生来实现的,现有的酸性气体脱除的热再生系统普遍 存在设备投资高、能耗高、控制复杂等缺陷。
[0004] 如申请号为2014106887078.5的中国发明专利申请所公开的《一种适合低温甲醇 洗过程中控制硫化氢浓度的方法》,该流程中的热再生系统具体存在如下问题:
[0005] 1、来自再吸收塔塔釜的富甲醇溶液经贫富甲醇直接换热至较高温度,在贫富甲醇 换热器内部,升温导致溶解在富甲醇中的CO2等气体逐渐释放,特别是在换热器的末端,流 体传热系数明显降低,严重影响换热器换热效率,从而不得不增大传热换热面积,造成贫富 甲醇换热器投资的增加;
[0006] 2、富甲醇经贫富甲醇换热器换热后,送至热再生的热闪蒸段减压闪蒸,由于富甲 醇温度已高于闪蒸压力下甲醇的泡点温度,使的大量甲醇气化,混入闪蒸气中,最终被带进 了前系统低温段,如此不仅增加了前系统的冷量消耗,同时也变相增加了热再生系统的能 耗;
[0007] 3、由于闪蒸气温度较高,后续对闪蒸气的冷却复杂,不仅设置了闪蒸气循环水冷 却器,还设置了排放气/闪蒸气换热器,设备投资费用高;
[0008] 4、在闪蒸气冷却的过程中,闪蒸气中携带的大量的甲醇蒸汽冷凝液化,必须设置 气液相分离及控制系统,增大了控制系统的复杂性,也增加了投资。
发明内容
[0009] 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显著降低酸性气 体脱除热再生系统能耗且同时降低设备投资的配套粉煤气化酸性气脱除的溶剂再生工艺。
[0010] 本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为:该配套粉煤气化酸性气体脱除的 溶剂再生工艺,其特征在于包括下述步骤:
[0011] 来自再吸收工序的温度为-45°(:〜-35°(:、压力1.210^6〜2.010^6的富!123甲醇,经 第一贫富甲醇换热器回收冷量,换热至45°C〜55°C后,从上部进入热再生塔的常温气提段 进行减压闪蒸和气提;温度为35〜45°C、压力为0.4〜0.7MPaG的低压氮气从底部进入所述 常温气提段,所述低压氮气与富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100〜1:200;富H2S甲醇在常温气 提段的塔盘上减压闪蒸,同时被送入的低压氮气气提,控制所述气提段的气提压力〇. 3MPaG 〜0.5MPaG;生成的闪蒸气从常温气提段顶部送出,在常温气提段的底部得到温度为43°C〜 53°C、压力0.3MPaG〜0.5MPaG、CO2摩尔含量为0.4〜0.8 %的富甲醇;富甲醇经第二贫富甲 醇换热器换热至85°C〜92°C,从中部送入热再生塔的H2S汽提段进行热再生;
[0012] 界外送来的补充甲醇蒸汽从下部进入H2S汽提段,对富甲醇进行汽提;汽提分离出 的酸性气送去下游冷凝分离,冷凝分离出的气相送下游硫回收,冷凝分离出的液相作为回 流甲醇,从顶部返回H2S汽提段;
[0013] 在所述H2S汽提段的底部集液箱得到温度为97°C〜103°C、压力为0.22MPaG〜 0.42MPaG的贫甲醇,经贫甲醇栗抽出并加压至3.7MPaG〜4.5MPaG后分为三股;
[0014] 其中第一股贫甲醇送至第二贫富甲醇换热器与所述富甲醇换热至50°C〜60°C后, 进入第一贫富甲醇换热器换热至-35 °C〜-29°C,送去下游工序;第二股贫甲醇从上部进入 热再生塔的水富集段;第三股贫甲醇作为冷回流送入下游;
[0015] 进入所述水富集段的贫甲醇,经热再生塔塔底再沸器加热,生成甲醇蒸汽作为所 述H2S汽提段的汽提甲醇蒸汽,由升气帽进入所述H2S汽提段;
[0016] 所述补充甲醇蒸汽与所述第三股贫甲醇的摩尔流量之比为1:1〜1.7:1;
[0017] 由热再生塔水富集段送出温度为97°C〜103°C、压力为0.23MPaG〜0.43MPaG的含 水甲醇。
[0018] 优选所述第一股贫甲醇与所述上游再吸收工序来的富H2S甲醇的摩尔流量比0.9: 1〜1.1:1;所述第二股贫甲醇为所述贫甲醇摩尔流量的0.04〜0.1倍。
[0019] 更好地,所述回流甲醇与所述酸性气的摩尔流量之比0.65:1〜0.95:1。
[0020] 与现有技术相比,本发明具有下述优点:
[0021] 1、在不改变贫富甲醇换热器串联数量的前提下,将贫富甲醇换热器拆分为第一贫 富甲醇换热器和第二贫富甲醇换热器,合理利用贫富甲醇换热器间的温度梯度,降低了能 耗。
[0022] 2、来自再吸收工序的富H2S甲醇经第一贫富甲醇换热器加热至45°C〜55°C,送入 热再生塔上塔减压闪蒸,同时采用常温低压氮气气提,既达到了最终送至热再生塔H2S汽提 段的富H2S甲醇中低CO2浓度的要求,同时大幅减少了返回至再吸收工序的闪蒸气中甲醇蒸 汽含量,降低了前系统的冷量消耗。
[0023] 3、返回至上游再吸收塔的闪蒸气温度为43°C〜53°C,取消了闪蒸气水冷器,降低 了设备投资的同时也相应简化了闪蒸气后续气液分离控制系统。
[0024] 4、经过减压闪蒸及氮气气提,出热再生塔上塔的富H2S甲醇中的大部分CO2已被解 析,再经第二贫富甲醇换热器换热至约87°C〜93°C送入热再生塔H2S汽提段,在此过程中, 富甲醇中的气相解析量明显降低,不仅提高了第二贫富甲醇换热器的换热效率,同时进入 热再生塔H2S汽提段的富甲醇温度的升高,也降低了热再生塔塔底再沸器的负荷。
附图说明
[0025] 图1为本发明实施例的工艺流程示意图。
具体实施方式
[0026] 以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
[0027] 本发明中所涉及到的名词说明:
[0028] 富H2S甲醇:是指含有H2S和CO2的甲醇溶液
[0029] 闪蒸气:是指由热再生塔常温气提段顶部送出的含!^、0)2的混合气体;
[0030] 酸性气:是指由热再生塔H2S汽提段顶部送出的含H2SXO2及甲醇蒸汽的混合气体;
[0031] 如图1所示,本实施例中的热再生塔2分为上塔和下塔两部分,通过封头隔开。上塔 称为常温气提段21,下塔通过集液箱22分隔为上、下两段,集液箱22以上部分称为H2S汽提 段23,集液箱22以下部分称为水富集段24,集液箱22上设置有供水富集段24的气体上升进 入H2S汽提段23的升气帽25。
[0032] 该配套粉煤气化的酸性气体脱除洗涤液再生工艺包括下述步骤:
[0033] 从上游再吸收工序来的温度-45 °C〜-35 °C、压力1.2MPaG〜2. OMPaG的富H2S甲醇, 经第一贫富甲醇换热器1回收冷量,温度升至45°C〜55°C,从上部进入热再生塔2的常温气 提段21进行闪蒸气提。
[0034] 从界区来的常温低压氮气温度35〜45°C、压力0.4〜0.7MPaG从底部进入热再生塔 2常温气提段21,常温低压氮气与进入热再生塔2的富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100〜1: 200;
[0035] 进入热再生塔2常温气提段21的富H2S甲醇在塔盘上减压闪蒸,同时被送入的常温 低压氮气气提,控制常温气提段21气提压力0.3MPaG〜0.5MPaG,闪蒸气提出大量CO2和少量 H2S的混合气体,称为闪蒸气;
[0036] 由热再生塔2常温气提段21顶部送出的闪蒸气温度为43°C〜53°C,压力0.3MPaG〜 0.5MPaG,经闪蒸气/预洗甲醇换热器3换热冷却后,返送至上游再吸收工序进行H2S的富集;
[0037] 由常温气提段21底部送出的富甲醇温度为43°C〜53°C,压力0.3MPaG〜0.5MPaG, 富甲醇中⑶2摩尔含量为0.4〜0.8%,经第二贫富甲醇换热器4换热至85°C〜92°C,由中部 送入热再生塔2下塔H2S汽提段23进行溶剂的热再生;
[0038] 富甲醇在H2S汽提段22通过甲醇蒸汽的汽提,实现甲醇再生和硫组分的分离,汽提 分离出的酸性气温度81°C〜91°C,压力0.18MPaG〜0.28MPaG,送去下游进行冷凝分离,冷凝 分离出气相送至硫回收装置,冷凝分离出的液相作为回流甲醇,从顶部返回热再生塔2的 H2S汽提段23;
[0039] 本实施例中回流甲醇与热再生塔2的H2S汽提段21顶部送出的酸性气的摩尔流量 之比0.8:1。
[0040] H2S汽提段21的甲醇蒸汽包括来自水富集段24的甲醇蒸汽和来自后续甲醇/水分 馏工序的补充甲醇蒸汽;
[0041] 由热再生塔2的H2S汽提段23底部集液箱22抽出的贫甲醇温度97°C〜103°C,压力 0.22MPaG〜0.42MPaG,经贫甲醇栗5加压至3.7MPaG〜4.5MPaG后分为三股;其中第一股贫甲 醇a送至第二贫富甲醇换热器4换热至50°C〜60°C,回收热量,然后送至第一贫富甲醇换热 器1换热至_35°C〜-29 °C后,送去下游工序;第二股贫甲醇b从上部进入热再生塔2水富集段 24;第三股贫甲醇c作为冷回流送入下游甲醇/水分馏工序;
[0042] 第一股贫甲醇a与所述上游再吸收工序来的富H2S甲醇的摩尔流量之比1:1;第二 股贫甲醇b与由H2S汽提段23底部集液箱22抽出贫甲醇的摩尔流量之比0.07:1。
[0043] 进入热再生塔2水富集段24的贫甲醇,经热再生塔塔底再沸器6加热,生成甲醇蒸 汽作为热再生塔2的H2S汽提段23的汽提甲醇蒸汽由从升气帽25进入H2S汽提段23。
[0044] 来自下游甲醇/水分馏工序的补充甲醇蒸汽从中部进入热再生塔2的H2S汽提段 23;补充甲醇蒸汽与第三股贫甲醇c的摩尔流量之比为1.4:1。
[0045] 由热再生塔2水富集段送出的含水甲醇温度97°C〜103°C,压力0.23MPaG〜 0.43MPaG,经甲醇/水分馏塔进料栗7加压后,送至下游甲醇/水分馏工序;
[0046] 热再生塔2完成甲醇溶剂的分离再生所需热量由低压蒸汽通过热再生塔再沸器6 间接提供。
[0047] 对比例
[0048] 以采用粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置为例,进入酸性气体脱除装置的有 效气(H2+C0)约为250000Nm3/h,在此基准下对酸性气体脱除典型热再生流程和配套粉煤气 化酸性气体脱除的溶剂再生工艺主要参数进行对比见表1。
[0049] 表 1
Figure CN106753593AD00061
[0051]由表1可以看出,基于粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置,本实施例所提供的 酸性气体脱除溶剂再生工艺,热闪蒸温度仅为50°C,大幅减少了闪蒸气带入前系统的热量; 取消闪蒸汽水冷器,节省能耗2000KW/h,节省设备投资及后续控制系统投资约200万元;降 低热再生负荷480KW/h。

Claims (3)

1. 一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺,其特征在于包括下述步骤: 温度为-45 °C〜-35°C、压力1 · 2MPaG〜2 · OMPaG的富H2S甲醇,经第一贫富甲醇换热器(1) 回收冷量,换热至45°C〜55°C后,从上部进入热再生塔(2)的常温气提段(21)进行减压闪蒸 和气提;温度为35〜45°C、压力为0.4〜0.7MPaG的低压氮气从底部进入所述常温气提段 (21),所述低压氮气与富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100〜1: 200;富H2S甲醇在常温气提段 (21)的塔盘上减压闪蒸,同时被送入的低压氮气气提,控制所述气提段(21)的气提压力
0.3MPaG〜0.5MPaG;生成的闪蒸气从常温气提段(21)顶部送出,在常温气提段(21)的底部 得到温度为43°C〜53°C、压力0 · 3MPaG〜0 · 5MPaG、C02摩尔含量为0 · 4〜0 · 8 %的富甲醇;富 甲醇经第二贫富甲醇换热器(4)换热至85°C〜92°C,从中部送入热再生塔(2)的H2S汽提段 (23)进行热再生; 界外送来的补充甲醇蒸汽从下部进入H2S汽提段(23),对富甲醇进行汽提;气提出的酸 性气送去下游冷凝分离,冷凝分离出的气相送下游硫回收,冷凝分离出的液相作为回流甲 醇,从顶部返回H2S汽提段(23); 在所述H2S汽提段(23)的底部集液箱(22)得到温度为97°C〜103°C、压力为0.22MPaG〜
0.42MPaG的贫甲醇,经贫甲醇栗⑶抽出并加压至3.7MPaG〜4.5MPaG后分为三股; 其中第一股贫甲醇(a)送至第二贫富甲醇换热器(4)与所述富甲醇换热至50°C〜60°C 后,进入第一贫富甲醇换热器(1)换热至_35°C〜_29°C,送去下游工序;第二股贫甲醇(b)从 上部进入热再生塔⑵的水富集段(24);第三股贫甲醇(c)作为冷回流送入下游; 进入所述水富集段(24)的贫甲醇,经热再生塔塔底再沸器(6)加热,生成甲醇蒸汽作为 所述H2S汽提段(23)的汽提甲醇蒸汽,由升气帽(25)进入所述H2S汽提段(23); 所述补充甲醇蒸汽与所述第三股贫甲醇(c)的摩尔流量之比为1:1〜1.7:1; 由热再生塔⑵水富集段送出温度为97°C〜103°C、压力为0.23MPaG〜0.43MPaG的含水 甲醇。
2. 根据权利要求1所述的配套粉煤气化的酸性气体脱除洗涤液再生工艺,其特征在于 所述第一股贫甲醇(a)与所述上游再吸收工序来的富H2S甲醇的摩尔流量比0.9:1〜1.1:1; 所述第二股贫甲醇(b)为所述贫甲醇摩尔流量的0.04〜0.1倍。
3. 根据权利要求1或2所述的配套粉煤气化的酸性气体脱除洗涤液再生工艺,其特征在 于所述回流甲醇与所述酸性气的摩尔流量之比0.65:1〜0.95:1。
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