CN107311173B - 一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，利用低温甲醇洗工艺产生的冷能预冷原料气，再深冷分离制备中压液体CO2，所得中压液体CO2通过低温液体泵增压后，经所述原料气与低温甲醇洗工艺回收中压液体CO2的冷能，使其气化生成高压气相CO2，并送至上游粉煤气化单元。与现有技术相比，本发明通过高效匹配换热网络，充分利用原料气体的压力能分离制备中压液体CO2，再通过低温液体泵增压至粉煤气化所需压力，相较传统工艺，极大地降低了气相CO2压缩的功耗，同时结合低温甲醇洗工艺回收中压液体CO2的冷能，减少了后续低温甲醇洗脱碳的负荷和公用工程消耗，大大提高了煤制天然气技术的经济性。

Description

一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法
技术领域
本发明涉及煤制天然气、气体净化领域，尤其是涉及一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法。
背景技术
传统煤制天然气(SNG)技术是将固体的煤经气化炉与氧气、水蒸汽反应制得合成气，然后经变换热回收单元调整好氢碳比后，送入气体净化单元，以脱除合成气中的H2S等硫化物以及绝大部分CO2气体，经过气体净化后的合成气，送入甲烷化单元发生甲烷化反应，合成满足管网输送要求的SNG产品。
当煤气化单元采用粉煤气化技术时，煤气化过程需要大量高压力等级的CO2气体，以操作压力为4MPa(G)的粉煤气化技术为例，煤气化过程需要8.6MPa(G)和5.4MPa(G)两个高压力等级的CO2气体，其中超高压8.6MPa(G)的CO2气体经超高压缓冲罐缓冲后，主要用于煤粉锁斗、灰锁斗、飞灰气提等间断、大流量用户，高压5.4MPa(G)的CO2气体用于煤粉给料罐、煤粉输送及各种吹扫的连续使用。粉煤气化所需的CO2气体来自气体净化单元，气体净化技术几乎均采用低温甲醇洗工艺，如附图1所示，该工艺以冷甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的优良特性，脱除原料气中的酸性气体，是一种物理吸收法。低温甲醇吸收H2S、COS和CO2的过程是在高压下进行的，其压力随着上游气化压力而定，甲醇溶剂再生的过程却是在低压下进行的，吸收了H2S、COS和CO2的富甲醇溶液通过减压、气提的方式使溶解在甲醇中的CO2气体释放出来，以此获得高浓度CO2气体，此时富集的CO2气体其压力比较低，一般在0.2MPa(G)左右，此过程使得CO2在合成气脱碳前的压力得不到有效回收利用。为满足粉煤气化所需要的高压力等级CO2气体，需要用CO2气体压缩机将气体净化单元制得的低压CO2气体再次增压至5.4MPa(G)和8.6MPa(G)，此过程压缩比较大，压缩机功耗及冷却水消耗都很高，同时由于低压CO2气体体积量较大，也使得CO2气体压缩机造价高、占地大。
煤制天然气(SNG)技术中当以粉煤气化技术制得的合成气依次经CO变换、净化脱硫、甲烷化等单元制得粗甲烷气，粗甲烷气再经净化脱碳制得SNG产品的工艺中，粗甲烷气中CO2气体的浓度一般会高达60％-75％，而净化脱碳过程无论采用物理吸收法还是化学吸收法，通过溶剂再生得到的只是浓度高、压力低的气相CO2，CO2气体在粗甲烷气中的压力能并没有得到有效回收利用，这部分气体返回至煤气化单元时还需要重新被增压、冷却，使得CO2气体压缩机功耗及冷却水消耗特别高，同时在溶剂再生过程中得到的这部分高浓度CO2气体中还夹带约200ppm的甲醇气体，这不但造成甲醇溶剂的损失，而且也不能满足越来越严格的环保要求。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，利用低温甲醇洗工艺产生的冷能预冷原料气，再深冷分离制备中压液体CO2，所得中压液体CO2通过低温液体泵增压后，经所述原料气与低温甲醇洗工艺回收中压液体CO2的冷能，使其气化生成高压气相CO2，并送至上游粉煤气化单元。
优选的，实施所述低温甲醇洗工艺的装置包括通过管路连接的脱碳塔、甲烷气提塔、H2S浓缩塔、甲醇热再生塔、脱硫塔和CO2气提塔，其中，预冷原料气的冷能由中压液体CO2，以及脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供，中压液体CO2的冷能依次由原料气、甲醇热再生塔塔底的再生好的贫甲醇、以及甲醇热再生塔的塔顶气相回收。
更优选的，所述的制备方法包括以下步骤：
(1)、原料气脱水后分为两股，其中一股送入换热器f冷却，另一股经CO2提纯塔塔底再沸器、换热器e冷却，两股冷却后的原料气汇合后在换热器g深冷至CO2露点温度以下，送至气液分离罐，其中，换热器f由脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供冷量，换热器e由CO2提纯塔塔底输出的中压液体CO2提供冷量；
(2)、经气液分离罐气液分离后，所得液相减压后送入CO2提纯塔提纯精制，所得气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入低温甲醇洗工艺中的脱碳塔底部；
(3)、CO2提纯塔底部得到提纯精制的中压液体CO2，其经低温液体泵增压后，在换热器e处与原料气换热，再在甲醇热再生塔塔底输出管路上的换热器o处与再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器n处与甲醇热再生塔塔顶气相换热，产生高压气相CO2，并送至粉煤气化单元。
进一步更优选的，所述的原料气的脱水方式为直接进入脱水系统脱水，或原料气经脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相预冷，再气液分离除去部分水分后，进入脱水系统脱水。上述进一步更优选的更进一步优选，脱水系统的脱水方式包括冷却脱水法、溶剂吸收法、固体吸附法和膜分离技术等，其脱水程度满足：经脱水系统脱水后的原料气中的含水量小于80ppmv。
进一步更优选的，换热器g提供的冷量满足：原料气经其冷却后的温度范围为0℃～-56℃。更优选的，温度范围为-20℃～-35℃。
进一步更优选的，CO2提纯塔的塔顶压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为-20℃～-56℃，CO2提纯塔的塔底压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为0℃～-50℃。
进一步更优选的，所述的制备方法还包括以下步骤：
(4)、步骤(2)中所得气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入低温甲醇洗工艺中的脱碳塔底部后，利用从脱碳塔塔顶进入的低温贫甲醇吸收二氧化碳，脱碳后的气体从脱碳塔塔顶排出，并由原料气回收冷量后送出；
(5)、脱碳塔塔底富甲醇分为两股，其中一股减压后送入甲烷气提塔，另一股经换热冷却后送入脱硫塔塔顶；
(6)、甲烷气提塔和脱硫塔的底部液相分别气液分离，其所产生的气相汇合增压后与含硫变换气、少量液体甲醇混合冷却后生成变换原料气，并返回脱硫塔底部，所产生的液相分别送入后续的H2S浓缩塔、CO2气提塔及甲醇热再生塔，再生得到贫甲醇，然后和包括与原料气换热后的中压液体CO2的物流股换热后生成低温贫甲醇，并经进一步冷却后送入脱碳塔循环使用；
(7)、脱硫塔的塔顶气相一部分送入甲烷气提塔底部，另一部分与所述变换原料气换热后送出。
优选的，所述的原料气为来自甲烷化装置的富含CO2的粗甲烷原料气。
与现有技术相比，本发明将分离制备中压液体CO2与高压粉煤气化相结合，特别针对压力等级为5MPa(G)及以下的粉煤气化，经气化制得的合成气先进行甲烷化、后进行净化脱碳的煤制天然气工艺，通过有效利用低温甲醇洗工艺的冷能预冷原料气，深冷分离制备中压液体CO2，再通过低温液体泵增压液体CO2，同时结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能使其气化，然后再送至上游的粉煤气化单元。利用本发明的方法，通过高效匹配换热网络，充分利用原料气体的压力能分离制备中压液体CO2，再通过低温液体泵增压至粉煤气化所需压力，相较传统工艺，极大地降低了气相CO2压缩的功耗，同时结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能，减少了后续低温甲醇洗脱碳的负荷和公用工程消耗，大大提高了煤制天然气技术的经济性。
附图说明
图1为现有的低温甲醇洗工艺流程图；
图2为本发明实施例1的工艺流程图；
图3为本发明实施例2的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。
实施例1
本实施例流程示意图见图2。
本实施例中原料气15的温度为40℃，压力3.3MPa(G)，流量为215kNm3/h，原料气15中各组分的浓度分别为：0.27％H2,30.13％CH4,68.52％CO2,0.27％H2O,0.81％N2+Ar，本发明通过如下步骤实现：
(1).原料气15送入脱水系统20完成脱水干燥；
(2).经步骤(1)脱水后的原料气分成两股，其中一股原料气25经调节阀26送入换热器f 27冷却，一股原料气21经调节阀22送入换热器d 23(即CO2提纯塔33的塔底再沸器)、换热器e 24冷却，两股冷却的原料气汇合后经换热器g 28进一步冷却到CO2露点温度以下，形成物流29送入气液分离罐30；
(3).气液分离罐30底部冷凝的液体二氧化碳31经减压阀32进一步减压后送入二氧化碳提纯塔33提纯精制，在二氧化碳提纯塔33底部得到提纯精制的中压液体二氧化碳38，送入低温液体泵39；
(4)经低温液体泵39增压至8.6MPa(G)后的液体二氧化碳40送入换热器e 24与原料气换热，经换热器e 24回收部分冷量后，作为物料41送入换热器o 103与再生后的贫甲醇换热，之后形成气液物流42送入换热器n 95与甲醇热再生塔93的塔顶气相94换热，经调节阀43将高压、气相的二氧化碳44送入粉煤气化单元；
(5).二氧化碳提纯塔33塔顶气相34经调节阀35调节，并由压缩机36增压后，增压气体37与气液分离罐30顶部气相物流45一同送入脱碳塔46底部，利用脱碳塔46顶部再生好的低温贫甲醇105进一步吸收气体中的二氧化碳，脱碳后的气体47经换热器f 27回收冷量后作为气相物流48送出；
(6).脱碳塔46底部的富甲醇分为两股，其中一股富甲醇55经减压阀56减压后，送入甲烷气提塔57，甲烷气提塔顶气相58经压缩机59增压，增压后的气体60送入甲烷化装置。甲烷气提塔57塔底富甲醇61经换热器j 62冷却、减压阀63减压后，送入气液分离罐64；
(7).脱碳塔46底部的另一股富甲醇50，通过泵51送入换热器h 52及换热器i 53冷却，冷却后富甲醇54送入脱硫塔6的塔顶，作为含硫变换气5的吸收剂使用。脱硫塔6的塔底富甲醇11经换热器b 12冷却、减压阀13减压后送入气液分离罐14；
(8).气液分离罐14底部液相71与气液分离罐64底部液相69分别经调节阀70和调节阀72送入后续的H2S浓缩塔73，再依次进入CO2气提塔87及甲醇热再生塔93，再生好的贫甲醇99循环使用，H2S浓缩塔73塔顶气相74送入换热器f 27回收冷量后形成的气体75送出；
(9).气液分离罐14的气相66和气液分离罐64的气相65一起经压缩机67增压，增压气相68与含硫变换气1混合，同时喷入少量的液体甲醇110，进一步经换热器a 2冷却后送入气液分离罐3，气液分离罐3底部液相4送入后续的甲醇水分离塔，气液分离罐3顶部气相(即为含硫变换气5)送入脱硫塔6；
(10).脱硫塔顶气相分为两部分，一部分塔顶气相9经换热器a 2换热后作为气相物流10送出，另一部分塔顶气相7经减压阀8送入甲烷气提塔57的底部。
上述工艺过程中，H2S浓缩塔73的塔底液相83经泵84输送至换热器l 85处与在换热器o 103处回收冷量后的贫甲醇继续换热，然后经减压阀86减压后进入CO2气提塔87；H2S浓缩塔73中，采用氮气111作气提气，侧部出料77通过泵78输送，一部分物料在换热器i 53处换热，另一部分物料79在换热器k 80处换热，再集合成侧部混合料82返回H2S浓缩塔73。
CO2气提塔87采用氮气112作为气提气，其塔顶气相88返回H2S浓缩塔73重新处理，塔底液相89经泵90输送，在换热器m 91处冷却甲醇热再生塔93塔底液相后，经调节阀92送入甲醇热再生塔93。
甲醇热再生塔93的塔顶气相94在换热器n 95处回收气液物流42的冷量冷却后，进入气液分离罐96，气液分离罐96的底部液相98返回甲醇热再生塔93，顶部气相97输出。甲醇热再生塔93的塔底液相分为三部分，其中一部分经换热器q106(即其塔釜再沸器)加热后返回塔内，一部分物料107经泵108输送作为贫甲醇产品109输出，另一部分物料99在换热器m91处换热后进入罐100内，罐100底部排出的再生贫甲醇料101经泵102送至换热器o 103处回收中压液体CO2的冷量，之后再依次在换热器l 85、换热器p 104、换热器k 80处换热后作为再生好的低温贫甲醇105送入脱碳塔46循环使用。
本实施例，所述步骤(1)中原料气脱水的方法，采用分子筛脱水，原料气经过脱水系统干燥后的含水量小于30ppm(v/v％)。
本实施例，步骤(2)中换热器28设置二台，冷量由丙烯制冷剂提供，物流29的温度为-26℃。
本实施例，步骤(3)、步骤(5)中的CO2提纯塔33的塔顶压力为1.8MPa(G)，温度为-36℃，CO2提纯塔33塔底压力为1.82MPa(G)，温度为-22.5℃。
本实施例，步骤(3)制得的中压液体二氧化碳38经低温液体泵39增压至粉煤气化所需压力，依次经换热器e 24、换热器o 103、换热器n 95分别与原料气、贫甲醇、甲醇热再生塔顶气相换热回收中压液体CO2的冷能，经调节阀43后，气相二氧化碳44送至粉煤气化单元。
本实施例中，采用本发明的方法，通过深冷分离、提纯制得压力为1.8MPa(G)、流量为114t/h、纯度为99.9％的中压液体CO2，所需冷量来自净化脱硫和净化脱碳过程的富余冷量及丙烯制冷提供的冷量。液体CO2经低温泵增压至8.6MPa(G)，再结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能使其气化，最终制得流量为58.07kNm3/h的高压气体CO2输送至粉煤气化，而常规工艺中将0.2MPa(G)、58.07kNm3/h的气相二氧化碳增压至1.8MPa(G)所消耗的压缩功耗及压缩过程的循环水消耗，其数据如下：
Figure BDA0001374350390000061
Figure BDA0001374350390000071
采用本发明的方法，可节省上述的压力能及循环水量，同时通过深冷分离制备中压液体CO2的过程，实现了将原料气体中约40％的气体CO2与甲烷等气体分离开，剩余60％的CO2气体继续经净化脱碳过程脱除，使得净化脱碳的操作负荷和能耗也大幅降低。
实施例2
本实施例将通过有效利用低温甲醇洗工艺的冷能预冷原料气，深冷分离制备中压液体CO2，再通过低温液体泵增压中压液体CO2，同时结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能使其气化，然后再送至上游的粉煤气化单元，流程示意图见图3。
本实施例中原料气15的温度为40℃，压力2.8MPa(G)，流量为430kNm3/h，原料气15中各组分的浓度分别为：0.27％H2,30.13％CH4,68.52％CO2,0.27％H2O,0.81％N2+Ar，本发明通过如下步骤实现：
(1).原料气15经换热器c 16预冷至18℃，送入气液分离罐17分离部分水分18在罐底排出，分离罐顶部的气相物流19送入脱水系统20；
(2).经步骤(1)脱水后的原料气分成两股，其中一股原料气25经调节阀26送入换热器f 27冷却，一股原料气21经调节阀22送入换热器d 23(即CO2提纯塔33的塔底再沸器)、换热器e 24冷却，两股冷却的原料气汇合后经换热器g 28进一步冷却到CO2露点温度以下，形成物流29送入气液分离罐30；
(3).气液分离罐30底部冷凝的液体二氧化碳31经减压阀32进一步减压后送入二氧化碳提纯塔33提纯精制，在二氧化碳提纯塔33底部得到提纯精制的中压液体二氧化碳38，送入低温液体泵39；
(4)经低温液体泵39增压至8.6MPa(G)后的液体二氧化碳40送入换热器e 24与原料气换热，经换热器e 24回收部分冷量后，作为物料41送入换热器o 103与再生后的贫甲醇换热，之后形成气液物流42送入换热器n 95与甲醇热再生塔93的塔顶气相94换热，经调节阀43将高压、气相的二氧化碳44送入粉煤气化单元；
(5).二氧化碳提纯塔33塔顶气相34经调节阀35调节，并由压缩机36增压后，增压气体37与气液分离罐30顶部气相物流45一同送入脱碳塔46底部，利用脱碳塔46顶部再生好的低温贫甲醇105进一步吸收气体中的二氧化碳，脱碳后的气体47经换热器f 27和换热器c16回收冷量后作为气相物流49送出；
(6).脱碳塔46底部的富甲醇分为两股，其中一股富甲醇55经减压阀56减压后，送入甲烷气提塔57，甲烷气提塔顶气相58经压缩机59增压，增压后的气体60送入甲烷化装置。甲烷气提塔57塔底富甲醇61经换热器j 62冷却、减压阀63减压后，送入气液分离罐64；
(7).脱碳塔46底部的另一股富甲醇50，通过泵51送入换热器h 52及换热器i 53冷却，冷却后富甲醇54送入脱硫塔6的塔顶，作为含硫变换气5的吸收剂使用。脱硫塔6的塔底富甲醇11经换热器b 12冷却、减压阀13减压后送入气液分离罐14；
(8).气液分离罐14底部液相71与气液分离罐64底部液相69分别经调节阀70和调节阀72送入后续的H2S浓缩塔73，再依次进入CO2气提塔87及甲醇热再生塔93，再生好的贫甲醇99循环使用，H2S浓缩塔73塔顶气相74送入换热器f 27和换热器c 16回收冷量后形成的气体76送出；
(9).气液分离罐14的气相66和气液分离罐64的气相65一起经压缩机67增压，增压气相68与含硫变换气1混合，同时喷入少量的液体甲醇110，进一步经换热器a 2冷却后送入气液分离罐3，气液分离罐3底部液相4送入后续的甲醇水分离塔，气液分离罐3顶部气相(即为含硫变换气5)送入脱硫塔6；
(10).脱硫塔顶气相分为两部分，一部分塔顶气相9经换热器a 2换热后作为气相物流10送出，另一部分塔顶气相7经减压阀8送入甲烷气提塔57的底部。
上述工艺过程中，H2S浓缩塔73的塔底液相83经泵84输送至换热器l 85处与在换热器o 103处回收冷量后的贫甲醇继续换热，然后经减压阀86减压后进入CO2气提塔87；H2S浓缩塔73中，采用氮气111作为气提气，侧部出料77通过泵78输送，一部分物料在换热器i53处换热，另一部分物料79在换热器k 80处换热，再集合成侧部混合料82返回H2S浓缩塔73。
CO2气提塔87采用氮气112作为气提气，其塔顶气相88返回H2S浓缩塔73重新处理，塔底液相89经泵90输送，在换热器m 91处冷却甲醇热再生塔93塔底液相后，经调节阀92送入甲醇热再生塔93。
甲醇热再生塔93的塔顶气相94在换热器n 95处回收气液物流42的冷量冷却后，进入气液分离罐96，气液分离罐96的底部液相98返回甲醇热再生塔93，顶部气相97输出。甲醇热再生塔93的塔底液相分为三部分，其中一部分经换热器q106(即其塔釜再沸器)加热后返回塔内，一部分物料107经泵108输送作为贫甲醇产品109输出，另一部分物料99在换热器m91处换热后进入罐100内，罐100底部排出的再生贫甲醇料101经泵102送至换热器o 103处回收中压液体CO2的冷量，之后再依次在换热器l 85、换热器p 104、换热器k 80处换热后作为再生好的低温贫甲醇105送入脱碳塔46循环使用。
本实施例，所述步骤(1)中原料气脱水的方法，采用分子筛脱水，原料气经过脱水系统干燥后的含水量小于30ppmv。
本实施例，步骤(2)中换热器g 28设置二台，冷量由丙烯制冷剂提供，物流29的温度为-29.5℃。
本实施例，步骤(3)、步骤(5)中的CO2提纯塔33的塔顶压力为2.4MPa(G)，温度为-30℃，CO2提纯塔33塔底压力为2.42MPa(G)，温度为-12℃。
本实施例，步骤(3)制得的中压液体二氧化碳38经低温液体泵39增压至粉煤气化所需压力8.6MPa(G)，依次经换热器e 24、换热器o 103、换热器n 95分别与原料气、贫甲醇、甲醇热再生塔顶气相换热回收液体CO2的冷能，经调节阀43气相二氧化碳44送至粉煤气化单元。
本实施例中，采用本发明的方法，通过深冷分离、提纯制得压力为2.42MPa(G)、流量为177.5t/h、纯度为99.9％的中压液体CO2，所需冷量来自净化脱硫和净化脱碳过程的富余冷量及丙烯制冷提供的冷量。液体CO2经低温泵增压至8.6MPa(G)，再结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能使其气化，最终制得流量为90.45kNm3/h的高压气体CO2输送至粉煤气化，而常规工艺中将0.2MPa(G)、90.45kNm3/h的气相二氧化碳增压至2.42MPa(G)所消耗的压缩功耗及压缩过程的循环水消耗，其数据如下：
压缩机功率，kw 循环冷却水，t/h
能量消耗 12690 1100
采用本发明的方法，可节省上述的压力能及循环水量，同时通过深冷分离制备中压液体CO2的过程，实现了将原料气体中约30％的气体CO2与甲烷等气体分离开，剩余70％的CO2气体继续经净化脱碳过程脱除，这使得净化脱碳的操作负荷和能耗也大幅降低。
实施例3
本实施例同实施例2，不同之处在于：物流29的温度为-30℃；CO2提纯塔33的塔顶压力为1.0MPa(G)，温度为-47℃，CO2提纯塔33塔底压力为1.02MPa(G)，温度为-37℃。
本实施例中，采用本发明的方法，通过深冷分离、提纯制得压力为1.02MPa(G)、流量为187.6t/h、纯度为99.99％的中压液体CO2，所需冷量来自净化脱硫和净化脱碳过程的富余冷量及丙烯制冷提供的冷量。液体CO2经低温泵增压至8.6MPa(G)，再结合低温甲醇洗工艺回收液体CO2的冷能使其气化，最终制得流量为95.56kNm3/h的高压气体CO2输送至粉煤气化，而常规工艺中将0.2MPa(G)、95.56kNm3/h的气相二氧化碳增压至1.02MPa(G)所消耗的压缩功耗及压缩过程的循环水消耗，其数据如下：
压缩机功率，kw 循环冷却水，t/h
能量消耗 9080 520
采用本发明的方法，可节省上述的压力能及循环水量，同时通过深冷分离制备中压液体CO2的过程，实现了将原料气体中约32％的气体CO2与甲烷等气体分离开，剩余68％的CO2气体继续经净化脱碳过程脱除，使得净化脱碳的操作负荷和能耗也大幅降低。
以上对本发明的具体实施例进行了详细描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的工艺方法进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域的技术人员是显而易见的，它们都会被视为包含在本发明精神、范围和内容中。

Claims (4)

1.一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，利用低温甲醇洗工艺产生的冷能预冷原料气，再深冷分离制备中压液体CO2，所得中压液体CO2通过低温液体泵增压后，经所述原料气与低温甲醇洗工艺回收中压液体CO2的冷能，使其气化生成高压气相CO2，并送至上游粉煤气化单元；
实施所述低温甲醇洗工艺的装置包括通过管路连接的脱碳塔、甲烷气提塔、H2S浓缩塔、甲醇热再生塔、脱硫塔和CO2气提塔，其中，预冷原料气的冷能由中压液体CO2，以及脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供，中压液体CO2的冷能依次由原料气、甲醇热再生塔塔底的再生好的贫甲醇、以及甲醇热再生塔的塔顶气相回收；
所述的制备方法包括以下步骤：
(1)、原料气脱水后分为两股，其中一股送入换热器f冷却，另一股经CO2提纯塔塔底再沸器、换热器e冷却，两股冷却后的原料气汇合后在换热器g深冷至CO2露点温度以下，送至气液分离罐，其中，换热器f由脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供冷量，换热器e由CO2提纯塔塔底输出的中压液体CO2提供冷量；
(2)、经气液分离罐气液分离后，所得液相减压后送入CO2提纯塔提纯精制，所得气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入低温甲醇洗工艺中的脱碳塔底部；
(3)、CO2提纯塔底部得到提纯精制的中压液体CO2，其经低温液体泵增压后，在换热器e处与原料气换热，再在甲醇热再生塔塔底输出管路上的换热器o处与再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器n处与甲醇热再生塔塔顶气相换热，产生高压气相CO2，并送至粉煤气化单元；
(4)、步骤(2)中所得气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入低温甲醇洗工艺中的脱碳塔底部后，利用从脱碳塔塔顶进入的低温贫甲醇吸收二氧化碳，脱碳后的气体从脱碳塔塔顶排出，并由原料气回收冷量后送出；
(5)、脱碳塔塔底富甲醇分为两股，其中一股减压后送入甲烷气提塔，另一股经换热冷却后送入脱硫塔塔顶；
(6)、甲烷气提塔和脱硫塔的底部液相分别气液分离，其所产生的气相汇合增压后与含硫变换气、少量液体甲醇混合冷却后生成变换原料气，并返回脱硫塔底部，所产生的液相分别送入后续的H2S浓缩塔、CO2气提塔及甲醇热再生塔，再生生成贫甲醇，然后和包括与原料气换热后的中压液体CO2的物流股换热后生成低温贫甲醇，并经进一步冷却后送入脱碳塔循环使用；
(7)、脱硫塔的塔顶气相一部分送入甲烷气提塔底部，另一部分与所述变换原料气换热后送出；
所述的原料气为来自甲烷化装置的富含CO2的粗甲烷原料气；
步骤(1)中的原料气经换热器g冷却后的温度为0℃～-56℃；
CO2提纯塔的塔顶压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为-20℃～-56℃，CO2提纯塔的塔底压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为0℃～-50℃。
2.根据权利要求1所述的一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述的原料气的脱水方式为直接进入脱水系统脱水，
或原料气经脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相预冷，再气液分离除去部分水分后，进入脱水系统脱水。
3.根据权利要求2所述的一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，脱水系统的脱水方式包括冷却脱水法、溶剂吸收法、固体吸附法和膜分离技术，其脱水程度满足：经脱水系统脱水后的原料气中的含水量小于80ppmv。
4.根据权利要求1所述的一种用于粉煤气化单元的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，步骤(1)中的原料气经换热器g冷却后的温度为-20℃～-35℃。
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