CN107399737A - 一种用于高压粉煤气化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高压粉煤气化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。

Description

一种用于高压粉煤气化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高压粉煤气化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6.5MPa(G)的粉煤气化技术为例，煤气化过程一般需要一股9MPa(G)以上的超高压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，另外需要一股高压7.8MPa(G)左右的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气体增压至高压粉煤气化所需的各压力等级，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高压粉煤气化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：
一种用于高压粉煤气化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。
作为优选的实施方案，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的冷能依次由进入脱硫塔的变换原料气、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。
作为优选的实施方案，所述制备方法包括以下步骤：
(1)原料气经换热器e预冷后，送入气液分离罐c分离部分水分，气液分离罐c顶部气相送入精脱水系统继续脱水，然后送入CO2提纯塔塔底再沸器、换热器g冷却，最后送入换热器h被深冷至CO2冷凝温度以下，送入气液分离罐d，其中，换热器e和换热器g均由脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供冷量；
(2)气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳经减压后送入CO2提纯塔提纯精制，气液分离罐d顶部气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入脱碳塔底部；
(3)CO2提纯塔底部得到的提纯精制的中压液体CO2，其经低温液体泵增压后，在换热器b处与进入脱硫塔的变换原料气换热，再在甲醇热再生塔塔底输出管路上的换热器p处与再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器o与甲醇热再生塔的塔顶气相换热，产生高压气相CO2，并经调节阀送入上游的粉煤气化单元。
作为上述优选的实施方案更优选，步骤(1)中：原料气经换热器e换热预冷后，温度为0℃～25℃。
作为上述优选的实施方案更优选，步骤(1)中：精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：经精脱水系统脱水后的原料气中的含水量小于80ppmv。
作为上述优选的实施方案更优选，步骤(1)中：换热器h提供的冷量满足：气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳的温度范围为0℃～-56℃。进一步更优选的，气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳的温度范围为-10℃～-35℃。
作为上述优选的实施方案更优选，所述制备方法还包括以下步骤：
(4)CO2提纯塔的塔顶气相经压缩增压后，与气液分离罐d的顶部气相一同送入脱碳塔底部，利用脱碳塔塔顶进入的再生好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，并依次经过换热器g和换热器e换热回收冷量后送出；
(5)脱碳塔底部生成的富甲醇分为两股，其中一股减压后送入甲烷气提塔，甲烷气提塔的塔顶气相增压后送入外部甲烷化装置，塔底产生的富甲醇换热冷却减压后，送入气液分离罐e；
(6)另一股脱碳塔底部的富甲醇经换热冷却后，送入脱硫塔塔顶，作为进入脱硫塔的含硫变换气的吸收剂使用，脱硫塔塔底的富甲醇换热冷却减压后，送入气液分离罐b；
(7)气液分离罐b和气液分离罐e的底部液相一同送入后续H2S浓缩塔、CO2气提塔和甲醇热再生塔处理，再生生成贫甲醇后，与经变换原料气回收冷量后的中压液体CO2、H2S浓缩塔的塔底液相换热后送入脱碳塔循环使用，H2S浓缩塔的塔顶气相依次经过换热器g和换热器e换热回收冷量后送出；
(8)气液分离罐b和气液分离罐e的顶部气相经增压后，与含硫变换气、少量液体甲醇混合生成变换原料气，并分为两股，其中一股送入换热器b经增压后的中压液体CO2冷却，另一股送入换热器a冷却，两股气体汇合后经冷凝器c深冷送入气液分离罐a，气液分离罐a底部液相送入后续甲醇水分离塔，顶部气相送入脱硫塔；
(9)脱硫塔顶部气相一部分送入甲烷气提塔，另一部分经换热器a换热后送出。
作为上述优选的实施方案更优选，CO2提纯塔的塔顶压力1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为-20℃～-56℃，塔底压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为0℃～-50℃。
作为优选的实施方案，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)及以上的高压粉煤气化，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2。
本实施例中原料气21的温度为40℃，压力5.3MPa(G)，流量为410kNm3/h，原料气21中各组分的浓度分别为：0.28％H2,31.67％CH4,66.94％CO2,0.27％H2O,0.84％N2+Ar，本发明通过如下步骤实现：
(1).原料气21经换热器e 22预冷，送入气液分离罐c 23分离部分水分，气液分离罐c 23顶部的气相物流24送入精脱水系统25；
(2).经步骤(1)脱水后的脱水原料气26送入CO2提纯塔33塔底的换热器f 27(即再沸器)、换热器g 28冷却，冷却后送入换热器h 29进一步被冷却到CO2冷凝温度以下，然后送入气液分离罐d 30；
(3).气液分离罐d 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37，送入低温液体泵38；
(4)经低温液体泵38增压后的液体二氧化碳39送入换热器b 7与一股变换原料气5换热以回收冷量，经换热器b 7回收部分冷量后送入换热器p 101与甲醇热再生塔91塔底输出的再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器o 93与甲醇热再生塔91的塔顶气相92换热，经调节阀41将高压、气相的二氧化碳42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、再由压缩机36增压后，与气液分离罐d 30顶部气相物流43一同送入脱碳塔44底部，利用脱碳塔44顶部送入的再生好的低温贫甲醇103进一步吸收气体中的二氧化碳，脱碳气体45经换热器g 28、换热器e 22回收冷量后送出；
(6).脱碳塔44底部的其中一股富甲醇53经减压阀54减压后，送入甲烷气提塔55，甲烷气提塔顶气相56经压缩机57增压，增压后的气体58送入甲烷化装置。甲烷气提塔55塔底富甲醇59经换热器k 60冷却、减压阀61减压后，送入气液分离罐e 62；
(7).脱碳塔44底部的另一股富甲醇48，通过泵49送入换热器i 50及换热器j 51冷却后，送入脱硫塔12的塔顶，作为含硫变换气11的吸收剂使用。脱硫塔12的塔底富甲醇17经换热器d 18冷却、减压阀19减压后送入气液分离罐b 20；
(8).气液分离罐b 20底部液相69与气液分离罐e 62底部液相67(经减压阀68减压后)送入后续的H2S浓缩塔71、CO2气提塔85及甲醇热再生塔91，再生好的贫甲醇97循环使用，H2S浓缩塔71塔顶气相72送入换热器g 28和预冷换热器e 22回收冷量；
(9).气液分离罐b 20和气液分离罐e 62的塔顶气相63、64经压缩机65增压后，与喷入少量液体甲醇108的含硫变换气1混合，进一步分为两股，其中一股变换气5经调节阀6送入换热器b 7冷却，另一股变换气2经调节阀3送入换热器a 4冷却，两股变换气汇合后经换热器c 8进一步冷却后送入气液分离罐a 9，气液分离罐a 9底部液相10送入后续的甲醇水分离塔，气液分离罐a 9顶部气相11送入脱硫塔12的底部；
(10).脱硫塔顶气相15经换热器a 4换热后送出，脱硫塔顶气相13经减压阀14送入甲烷气提塔55的底部。
上述工艺过程中，H2S浓缩塔71的塔底液相81经泵82输送至换热器m 83处与在换热器p 101处回收冷量后的甲醇热再生塔91塔底产生的贫甲醇继续换热，然后经减压阀84减压后进入CO2气提塔85；H2S浓缩塔71中，采用氮气109作为气提气，侧部出料75通过泵76输送，一部分物料在换热器j 51处换热，另一部分在换热器l 78处换热，再集合成侧部混合料80返回H2S浓缩塔71。
CO2气提塔85采用氮气110作为气提气，其塔顶气相86返回H2S浓缩塔71重新处理，塔底液相87经泵88输送，在换热器n 89处冷却甲醇热再生塔91塔底液相后，经调节阀90送入甲醇热再生塔91。
甲醇热再生塔91的塔顶气相92在换热器o 93处回收中压液体CO2的冷量冷却后，进入气液分离罐f 94，气液分离罐f 94的底部液相返回甲醇热再生塔91，顶部气相95输出。甲醇热再生塔91的塔底液相一部分经换热器r 104(即其塔釜再沸器)加热后返回塔内，一部分物料105经泵106输送作为贫甲醇产品107输出，另一部分物料97在换热器n 89处换热后进入缓冲罐98内，再作为再生贫甲醇料99经泵100送至换热器p 101处回收中压液体CO2的冷量，之后再依次在换热器m 83、换热器q 102、换热器l 78处换热后作为再生好的低温贫甲醇103送入脱碳塔44循环使用。
本实施例，步骤(1)中原料气21经换热器e 22预冷至25℃，然后送入气液分离罐c23分离部分水分，气液分离罐c 23顶部的气相物流24再送入精脱水系统25脱水。本实施例采用分子筛脱水，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h 29设置一台，换热器h 29的冷量由丙烯制冷剂提供，通过调整冷剂的流量控制液体二氧化碳的冷凝量，液体二氧化碳31的温度为-20℃。
本实施例，步骤(3)、步骤(5)中的CO2提纯塔33的塔顶压力为3.48MPa(G)，温度为-29℃，CO2提纯塔33塔底压力为3.5MPa(G)，温度为-2.1℃。
本实施例，步骤(3)制得的中压液体二氧化碳37经低温液体泵38增压至粉煤气化所需压力，依次经换热器b 7、换热器p 101、换热器o 93分别与变换原料气5、贫甲醇料99、甲醇热再生塔顶气相92换热回收液体CO2的冷能，经调节阀41将气相二氧化碳42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3.5MPa(G)、流量为291.5t/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，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148.5kNm3/h的高压气体CO2输送至粉煤气化，而常规工艺中将0.2MPa(G)、148.5kNm3/h的气相二氧化碳增压至3.5MPa(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 20506 1600
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50％的气体CO2与甲烷等气体分离开，剩余50％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，流程参见图2。
本实施例中原料气21的温度为40℃，压力5.3MPa(G)，流量为400kNm3/h，原料气21中各组分的浓度分别为：0.28％H2,31.67％CH4,66.94％CO2,0.27％H2O,0.84％N2+Ar，本发明通过如下步骤实现：
(1).原料气21经换热器e 22预冷，送入气液分离罐c 23分离部分水分，气液分离罐c 23顶部的气相物流24送入精脱水系统25；
(2).经步骤(1)脱水后的脱水原料气26送入CO2提纯塔33塔底的换热器f 27
(即再沸器)、换热器g 28冷却，冷却后送入换热器h 29进一步被冷却到CO2冷凝温度以下，然后送入气液分离罐d 30；
(3).气液分离罐d 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37，送入低温液体泵38；
(4)经低温液体泵38增压后的液体二氧化碳39送入换热器b 7与一股变换原料气5换热以回收冷量，经换热器b 7回收部分冷量后送入换热器p 101与甲醇热再生塔91塔底输出的再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器o 93与甲醇热再生塔91的塔顶气相92换热，经调节阀41将高压、气相的二氧化碳42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、再由压缩机36增压后，与气液分离罐d 30顶部气相物流43一同送入脱碳塔44底部，利用脱碳塔44顶部送入的再生好的低温贫甲醇103进一步吸收气体中的二氧化碳，脱碳气体45经换热器g 28、换热器e 22回收冷量后送出；
(6).脱碳塔44底部的其中一股富甲醇53经减压阀54减压后，送入甲烷气提塔55，甲烷气提塔顶气相56经压缩机57增压，增压后的气体58送入甲烷化装置。甲烷气提塔55塔底富甲醇59经换热器k 60冷却、减压阀61减压后，送入气液分离罐e 62；
(7).脱碳塔44底部的另一股富甲醇48，通过泵49送入换热器i 50及换热器j 51冷却后，送入脱硫塔12的塔顶，作为含硫变换气11的吸收剂使用。脱硫塔12的塔底富甲醇17经换热器d 18冷却、减压阀19减压后送入气液分离罐b 20；
(8).气液分离罐b 20底部液相69与气液分离罐e 62底部液相67(经减压阀68减压后)送入后续的H2S浓缩塔71、CO2气提塔85及甲醇热再生塔91，再生好的贫甲醇97循环使用，H2S浓缩塔71塔顶气相72送入换热器g 28和预冷换热器e 22回收冷量；
(9).气液分离罐b 20和气液分离罐e 62的塔顶气相63、64经压缩机65增压后，与喷入少量液体甲醇108的含硫变换气1混合，进一步分为两股，其中一股变换气5经调节阀6送入换热器b 7冷却，另一股变换气2经调节阀3送入换热器a 4冷却，两股变换气汇合后经换热器c 8进一步冷却后送入气液分离罐a 9，气液分离罐a 9底部液相10送入后续的甲醇水分离塔，气液分离罐a 9顶部气相11送入脱硫塔12的底部；
(10).脱硫塔顶气相15经换热器a 4换热后送出，脱硫塔顶气相13经减压阀14送入甲烷气提塔55的底部。
上述工艺过程中，H2S浓缩塔71的塔底液相81经泵82输送至换热器m 83处与在换热器p 101处回收冷量后的甲醇热再生塔91塔底产生的贫甲醇继续换热，然后经减压阀84减压后进入CO2气提塔85；H2S浓缩塔71中，采用氮气109作为气提气，侧部出料75通过泵76输送，一部分物料在换热器j 51处换热，另一部分在换热器l 78处换热，再集合成侧部混合料80返回H2S浓缩塔71。
CO2气提塔85采用氮气110作为气提气，其塔顶气相86返回H2S浓缩塔71重新处理，塔底液相87经泵88输送，在换热器n 89处冷却甲醇热再生塔91塔底液相后，经调节阀90送入甲醇热再生塔91。
甲醇热再生塔91的塔顶气相92在换热器o 93处回收中压液体CO2的冷量冷却后，进入气液分离罐f 94，气液分离罐f 94的底部液相返回甲醇热再生塔91，顶部气相95输出。甲醇热再生塔91的塔底液相一部分经换热器r 104(即其塔釜再沸器)加热后返回塔内，一部分物料105经泵106输送作为贫甲醇产品107输出，另一部分物料97在换热器n 89处换热后进入缓冲罐98内，再作为再生贫甲醇料99经泵100送至换热器p 101处回收中压液体CO2的冷量，之后再依次在换热器m 83、换热器q 102、换热器l 78处换热后作为再生好的低温贫甲醇103送入脱碳塔44循环使用。
本实施例，所述步骤(1)中原料气21经换热器e 22预冷至25℃，然后送入气液分离罐d 23分离部分水分，气液分离罐d 23顶部的气相物流24再送入精脱水系统25脱水。本实施例采用分子筛脱水，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h 29设置一台，换热器h 29的冷量由丙烯制冷剂提供，通过调整冷剂的流量控制液体二氧化碳的冷凝量，液体二氧化碳31的温度为-15℃。
本实施例，步骤(3)、步骤(5)中的CO2提纯塔33的塔顶压力为1.1MPa(G)，温度为-50℃，CO2提纯塔33塔底压力为1.12MPa(G)，温度为-37.5℃。
本实施例，步骤(3)制得的中压液体二氧化碳37经低温液体泵38增压至粉煤气化所需压力，依次经换热器b 7、换热器p 101、换热器o 93分别与变换原料气5、贫甲醇料99、甲醇热再生塔顶气相92换热回收液体CO2的冷能，经调节阀41将气相二氧化碳42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1.12MPa(G)、流量为201t/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，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102.5kNm3/h的高压气体CO2输送至粉煤气化，而常规工艺中将0.2MPa(G)、102.5kNm3/h的气相二氧化碳增压至1.12MPa(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 8222 700
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37％的气体CO2与甲烷等气体分离开，剩余63％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3
与实施例1相比，除了原料气21经换热器e 22预冷至0℃，液体二氧化碳31的温度为-10℃，CO2提纯塔33的塔顶压力为1.0MPa(G)，温度为-56℃，CO2提纯塔33塔底压力为1.0MPa(G)，温度为-50℃外，其余均一样。
实施例4
与实施例1相比，除了原料气21经换热器e 22预冷至25℃，液体二氧化碳31的温度为-35℃，CO2提纯塔33的塔顶压力为3.5MPa(G)，温度为-20℃，CO2提纯塔33塔底压力为3.0MPa(G)，温度为0℃外，其余均一样。
实施例5
与实施例1相比，除了原料气21经换热器e 22预冷至15℃，液体二氧化碳31的温度为-56℃，CO2提纯塔33的塔顶压力为1.1MPa(G)，温度为-50℃，CO2提纯塔33塔底压力为1.12MPa(G)，温度为-37.5℃外，其余均一样。
实施例6
与实施例1相比，除了原料气21经换热器e 22预冷至20℃，液体二氧化碳31的温度为0℃，CO2提纯塔33的塔顶压力为3.5MPa(G)，温度为-25℃，CO2提纯塔33塔底压力为3.5MPa(G)，温度为0℃外，其余均一样。
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 (10)

1.一种用于高压粉煤气化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。
2.根据权利要求1所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，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的冷能依次由进入脱硫塔的变换原料气、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。
3.根据权利要求1或2所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述制备方法包括以下步骤：
(1)原料气经换热器e预冷后，送入气液分离罐c分离部分水分，气液分离罐c顶部气相送入精脱水系统继续脱水，然后送入CO2提纯塔塔底再沸器、换热器g冷却，最后送入换热器h被深冷至CO2冷凝温度以下，送入气液分离罐d，其中，换热器e和换热器g均由脱碳塔和H2S浓缩塔输出的塔顶气相提供冷量；
(2)气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳经减压后送入CO2提纯塔提纯精制，气液分离罐d顶部气相与CO2提纯塔塔顶气相一起送入脱碳塔底部；
(3)CO2提纯塔底部得到的提纯精制的中压液体CO2，其经低温液体泵增压后，在换热器b处与进入脱硫塔的变换原料气换热，再在甲醇热再生塔塔底输出管路上的换热器p处与再生后的贫甲醇换热，之后送入换热器o与甲醇热再生塔的塔顶气相换热，产生高压气相CO2，并经调节阀送入上游的粉煤气化单元。
4.根据权利要求3所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，步骤(1)中：原料气经换热器e换热预冷后，温度为0℃～25℃。
5.根据权利要求3所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，步骤(1)中：精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：经精脱水系统脱水后的原料气中的含水量小于80ppmv。
6.根据权利要求3所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，步骤(1)中：换热器h提供的冷量满足：气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳的温度范围为0℃～-56℃。
7.根据权利要求6所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，气液分离罐d底部冷凝的液体二氧化碳的温度范围为-10℃～-35℃。
8.根据权利要求3所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述制备方法还包括以下步骤：
(4)CO2提纯塔的塔顶气相经压缩增压后，与气液分离罐d的顶部气相一同送入脱碳塔底部，利用脱碳塔塔顶进入的再生好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，并依次经过换热器g和换热器e换热回收冷量后送出；
(5)脱碳塔底部生成的富甲醇分为两股，其中一股减压后送入甲烷气提塔，甲烷气提塔的塔顶气相增压后送入外部甲烷化装置，塔底产生的富甲醇换热冷却减压后，送入气液分离罐e；
(6)另一股脱碳塔底部的富甲醇经换热冷却后，送入脱硫塔塔顶，作为进入脱硫塔的含硫变换气的吸收剂使用，脱硫塔塔底的富甲醇换热冷却减压后，送入气液分离罐b；
(7)气液分离罐b和气液分离罐e的底部液相一同送入后续H2S浓缩塔、CO2气提塔和甲醇热再生塔处理，再生生成贫甲醇后，与经变换原料气回收冷量后的中压液体CO2、H2S浓缩塔的塔底液相换热后送入脱碳塔循环使用，H2S浓缩塔的塔顶气相依次经过换热器g和换热器e换热回收冷量后送出；
(8)气液分离罐b和气液分离罐e的顶部气相经增压后，与含硫变换气、少量液体甲醇混合生成变换原料气，并分为两股，其中一股送入换热器b经增压后的中压液体CO2冷却，另一股送入换热器a冷却，两股气体汇合后经冷凝器c深冷送入气液分离罐a，气液分离罐a底部液相送入后续甲醇水分离塔，顶部气相送入脱硫塔；
(9)脱硫塔顶部气相一部分送入甲烷气提塔，另一部分经换热器a换热后送出。
9.根据权利要求3或8所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，CO2提纯塔的塔顶压力1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为-20℃～-56℃，塔底压力为1.0MPa(G)～3.5MPa(G)，温度为0℃～-50℃。
10.根据权利要求1所述的一种用于高压粉煤气化的高压气相二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述的原料气为来自甲烷化装置的富含CO2的粗甲烷原料气。
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