CN108025245A - 用于高co2氨纯化的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

在温度变化的多级水洗中使用温水洗从氨流中除去CO2的系统和方法。

Description

用于高CO2氨纯化的系统和方法
相关申请的交叉引用
本申请要求在2015年6月10日提交的美国临时专利申请第62/173,675号的优先权，其说明书通过引用并入本文。该申请和美国PCT专利申请系列号PCT/US15/19009、PCT/US15/19015和PCT/US5/59560共同转让给Bechtel Hydrocarbon Technology Solutions，Inc.，它们通过引用并入本文。
技术领域
本公开一般涉及用于高CO2氨纯化的系统和方法。更具体地，本公开涉及在温度变化的多级水洗中使用温水洗涤从氨流中除去CO2。
背景技术
常规技术使用H2S汽提塔和NH3汽提塔分别从酸性水中回收硫化氢(H2S)和氨(NH3)，这有时被称为双塔酸性水汽提过程。此过程产生具有小于50ppmw的NH3的酸性气体(H2S)和高纯度气态或液态NH3产品。所分离的水具有优异的质量，使其适合再利用作为焦炭鼓骤冷水、原油蒸馏装置脱盐水和加氢处理装置注射水，或者它可被送至流出物处理用于排放。如果酸性水中二氧化碳(CO2)含量高，那么在双塔酸性水汽提过程中可能会在NH3存在下形成盐。
双塔酸性水汽提过程通常包括四个主要处理阶段：1)脱气和进料制备；2)H2S汽提；3)NH3汽提；和4)NH3纯化和液化。现在参照图1A和1B，常规的双塔酸性水汽提系统的示意图示出了所述四个处理阶段。下面的压力和温度是示例性的并且仅用于说明的目的。
脱气和进料制备：
来自单个或多个源的酸性水进料102与来自NH3汽提塔106的再循环流104结合，其被冷却并通过脱气装置108，在其中溶解的氢(H2)、甲烷(CH4)和其它轻质烃被移除作为烃蒸气流105。酸性水进料102包括溶解的NH3和H2S。再循环流104包括丰富的NH3，这有助于在脱气装置108中保持溶液中的酸性气体，从而使酸性气体的释放和可能的空气污染最小化。脱气的酸性水流109被送至脱油装置103，其从脱气的酸性水流109中除去游离油以产生脱气/脱油的酸性水流107。脱气/脱油的酸性水流107被泵送至进料制备罐110，其用于减弱流速和组成的变化，同时也提供除去夹带的油和固体的机会。进料制备罐110产生处理的酸性水流111，其被泵送至进料聚结器装置112，所述进料聚结器装置过滤保留在处理的酸性水流111中的固体并进一步分离夹带的油，以产生烃液体113和脱油的酸性水流115。脱油的酸性水流115被送至进料/产物交换器114，所述进料/产物交换器作为热交换器以加热脱油的酸性水流115和冷却NH3汽提塔塔底流132，以产生加热的脱油的酸性水流116和汽提的水流134。以这种方式，包含NH3汽提塔塔底流132的组分、汽提的水流134和包含脱油的酸性水流115的组分、加热的脱油的酸性水流116分别是相同的，但可具有不同的浓度和温度。然后加热的脱油的酸性水流116被送至H2S汽提塔118。
H2S汽提
H2S汽提塔118含有塔板或填料(未示出)，加热的脱油的酸性水流116流经塔板或填料和其周围以从加热的脱油的酸性水流116中分离H2S。冷却的回流水流(例如水洗)136用于除去热并抑制气态NH3在H2S汽提塔中的演变。再沸器137作为热交换器，以提供以下所需的能量：i)加热所述加热的脱油的酸性水流116和冷却的回流水流136至优选的温度；和ii)从加热的脱油的酸性水流116中汽提出H2S。所形成的H2S汽提塔塔顶流120被送至分离鼓(knock out drum)138，以基本上除去任何夹带的液滴，并产生H2S流126。H2S流126是高纯度的，且是硫回收装置(SRU)或硫酸厂的优良进料。它包含可忽略量的NH3(小于50ppmw)和非常少的烃，因为酸性水进料102已被脱气。可在约100-180psig和100-120°F下得到H2S流126。所形成的含有NH3和一些H2S的H2S汽提塔塔底流130被直接送至NH3汽提塔106。
NH3汽提：
NH3汽提塔106是蒸汽再煮沸、回流的蒸馏塔。在NH3汽提塔106中，基本上所有的NH3和任何剩余的H2S从H2S汽提塔塔底流130中除去，其作为NH3汽提塔塔底流132离开NH3汽提塔106。NH3汽提塔塔底流132被送至进料/产物交换器114，在其中热与脱油的酸性水流115交换且NH3汽提塔塔底流132被冷却以形成汽提的水流134。汽提的水流134适用于许多厂重新利用的需求或可被排放。汽提的水流134中的H2S和NH3的含量水平可被调节为个体要求，并通常为10-50ppmw NH3和1-25ppmw H2S。可在约100-200°F下得到汽提的水流134。在NH3汽提塔106中，基本上所有的NH3和任何剩余的H2S从H2S汽提塔塔底流130中除去，其作为NH3汽提塔塔顶流133离开NH3汽提塔106。NH3汽提塔塔顶流133被送至塔顶冷凝器，在其中NH3汽提塔塔顶流133被转换成NH3蒸气流和NH3液体流。分离鼓139分离NH3蒸气流140和NH3液体流150。NH3蒸气流140在约90°F至140°F下离开分离鼓139。NH3液体流150的一部分作为回流返回至NH3汽提塔106且NH3液体流150的另一部分形成再循环流104。再沸器141作为热交换器，以提供除去NH3和任何剩余的H2S所需的能量。NH3蒸气流140是富含NH3的气体，其可以多种方式被处理。
NH3纯化和液化：
现在参考图1B，NH3蒸气流140被送至冷水洗142以去除残余量的H2S和一些烃。此步骤也被称为水洗涤(scrubbing)，其产生洗涤的NH3蒸气流160。冷水洗142通常在约40°F至约60°F下运行。由于氨、水和二氧化碳(CO2)可以在这些温度下在冷水洗142中形成盐，这些盐可以在双塔酸性水汽提过程中沉积在冷水洗142中和其他下游组件中。结果，这些组件可能会被堵塞，因此效率较低或不可操作。如果NH3回收是不被期望的或不经济的，洗涤的氨蒸气流160可以被烧弃。然而，在大多数情况下，理想的是进一步纯化洗涤的NH3蒸气流160，以产生适于商业用途的无水液态NH3流170或氨水流180。为了进一步纯化洗涤的NH3蒸气流160，洗涤的NH3蒸气流160被送至碱洗144以去除残余的污染物，包括一些烃。此步骤也被称为碱洗涤，其产生双重洗涤的NH3蒸气流162，且当预期具有工艺失常、二氧化碳或复杂硫化合物(例如硫醇或二硫化物)的问题时，这可能是必要的。双重洗涤的NH3蒸气流162可被送至压缩机146或制冷装置148，以产生无水液态NH3流170，其包含可忽略量的硫化氢(小于5ppmw)。如果通过压缩液化，无水液态NH3流170可在约200psig和100°F下得到；如果通过冷却液化，无水液态NH3流170可在大气压力和约-26°F下得到。冷却水和/或制冷剂可被用来与双重洗涤的NH3蒸气流162交换热。双重洗涤的NH3蒸气流162也可被送至NH3吸收器149，其实质上是另一个水洗，以产生包含可忽略量的硫(不大于约2ppmw)的氨水流180。所述氨水流180可在约35psig和100°F下得到。
发明内容
本公开通过提供用于在温度变化的多级水洗中使用温水洗从氨流中除去CO2的系统和方法克服了现有技术中的一个或多个缺点。
在一个实施方案中，本公开包括用于分离二氧化碳和氨的系统，其包括：i)与上游单元流体连通的氨蒸气流，其中所述氨蒸气流包含氨和二氧化碳；ii)与所述氨蒸气流流体连通的水洗，其中所述水洗的操作温度在所述氨蒸气流的温度的约±25°F内；和iii)与水洗流体连通的二氧化碳被洗涤的氨蒸气流，所述二氧化碳被洗涤的氨蒸气流包含氨和痕量的二氧化碳。
在另一个实施方案中，本公开包括用于分离二氧化碳和氨的方法，其包括：i)将氨蒸气流引入水洗，其中所述氨蒸气流包含氨和二氧化碳；ii)将水和来自所述水洗底部的受污染液体流中的至少一种在所述氨蒸气流温度的约±25℉内的温度下引入所述水洗中；和iii)使用水和受污染液体流中的至少一种来分离氨蒸气流中的二氧化碳和氨，形成二氧化碳被洗涤的氨蒸气流和受污染液体流。
通过以下对各种实施方案和相关附图的描述，本公开的附加方面、优点和实施方案对于本领域技术人员将变得显而易见。
附图说明
下面参考附图描述本公开，其中相同的元件用相同的数字标记，且其中：
图1A-1B是说明常规双塔酸性水汽提系统的示意图。
图2是说明根据本公开的在图1B中的NH3纯化和液化阶段的示意图。
具体实施方式
本公开的主题用具体性描述，然而，描述本身并不旨在限制本公开的范围。-因此，本发明的主题也可以其他方式呈现，以包括类似于本文描述的那些的与其他技术结合的不同步骤和步骤组合。此外，尽管术语“步骤”可在本文中用于描述采用的方法的不同元素，该术语不应被解释为意味着本文所公开的各步骤之间的任何特定顺序，除非描述清楚地限定为特定顺序。虽然下面的描述涉及石油和天然气工业，本公开的系统和方法并不限定于此，且也可以在其他工业例如气化工业中应用来实现相似的结果。
现在参考图2，图1B中NH3纯化和液化阶段示意图，说明了在温度变化的多级水洗中使用温水洗以增强从氨流中除去CO2。温水洗202位于图2所示的冷水洗142的上游和图1A所示的分离鼓139的下游。优选地，温水洗202与上游单元(例如分离鼓139)之间的距离小于温水洗202与冷水洗142之间的距离。另外，温水洗202与上游单元之间的距离优选不大于约十英尺。温水洗202在与进入的NH3蒸气流140基本相同的温度下操作，然而，可以在约±25°F之间变化。NH3蒸气流140因此被送至温水洗202，以主要除去CO2和一些残余量的H2S。温水洗202产生CO2洗涤的NH3蒸气流204，该CO2洗涤的NH3蒸气流204被送到冷水洗142，在那里其以与参照图1B所述相同的方式被处理。用于温水洗202和冷水洗142的水进料优选为淡水，但是也可以包括循环水。如果存在的话，来自温水洗202和冷水洗142的底部的受污染液体流优选返回到NH3汽提塔106，然而，也可以返回到温水洗202上游的任何部件和/或温水洗202。温水洗202的水进料和/或来自水洗202底部的受污染液体流维持温水洗202的操作温度。
由于温水洗202的位置及其操作温度，CO2洗涤的NH3蒸气流204中的CO2气相浓度与NH3蒸气流140中的CO2气相浓度相比降低了至少5％。CO2洗涤的NH3蒸气流204中的CO2水平降低同样将减少任何下游单元(例如冷水洗142)中盐的形成和沉积。任何传统的双塔酸性水汽提工艺可以容易地用温水洗进行改造。
尽管在传统的双塔酸性水汽提工艺中加入温水洗具有相关的成本，但比传统方法更经济有效，所述传统方法例如：i)平行使用两次冷水洗，这样使得一个可以在操作中，而另一个被清洗除去盐；ii)增加冷冻水的流量，这不利于盐形成的热力学；iii)消除冷水洗以仅依靠下游碱洗，这显著增加了以苛性碱消耗形式的操作成本；iv)由盐分阻塞造成的扰动期间，骤燃(flaring)NH3蒸气流，导致氨销售收入损失；和v)关闭NH3净化和液化阶段进行清洁。事实上，在某些条件下甚至可以消除冷水洗。
常规的双塔酸性水汽提系统约在20世纪60年代已经出现。由于担心氨-水-二氧化碳盐的形成，这种系统的应用受限于较低浓度的二氧化碳，例如炼厂酸性水。然而，在气化酸性水中经常发现较高浓度的二氧化碳，并且该二氧化碳可能在双塔酸性水汽提系统中可用于改善H2S汽提。这就解释了为什么自二十世纪六十年代以来，在双塔酸性水汽提系统中对二氧化碳和氨的强化分离的需求一直没有得到解决。

Claims (15)

1.一种分离二氧化碳和氨的系统，其包括：
与上游单元流体连通的氨蒸气流，其中所述氨蒸气流包含氨和二氧化碳；
与所述氨蒸气流流体连通的水洗，其中所述水洗中的操作温度在所述氨蒸气流温度的约±25°F内；和
与水洗流体连通的二氧化碳被洗涤的氨蒸气流，所述二氧化碳被洗涤的氨蒸气流包含氨和痕量的二氧化碳。
2.根据权利要求1所述的系统，其中所述水洗中的操作温度在所述氨蒸气流温度的约±5°F内。
3.根据权利要求1所述的系统，还包括连接到所述水洗的水进料和来自所述水洗底部的受污染液体流中的至少一种，用于维持所述水洗中的操作温度。
4.根据权利要求1所述的系统，其中所述二氧化碳被洗涤的氨蒸气流包含比所述氨蒸气流少至少5％的二氧化碳。
5.根据权利要求2所述的系统，其中所述水洗中的操作温度与所述氨蒸气流的温度基本上相同。
6.根据权利要求1所述的系统，其中所述氨蒸气流的温度为约90°F至约140°F。
7.根据权利要求1所述的系统，还包括与二氧化碳被洗涤的氨蒸气流流体连通的另一个水洗，所述水洗与上游单元之间的距离小于所述水洗与所述另一个水洗之间的距离。
8.根据权利要求7所述的系统，其中所述水洗与所述上游单元之间的距离不大于十英尺。
9.根据权利要求7所述的系统，其中所述另一个水洗中的操作温度比所述水洗中的操作温度低至少5°F。
10.根据权利要求9所述的系统，其中所述另一个水洗中的操作温度为约40°F至约60°F。
11.一种分离二氧化碳和氨的方法，其包括：
将氨蒸气流引入水洗中，其中所述氨蒸气流包含氨和二氧化碳；
将水和来自所述水洗底部的受污染液体流中的至少一种在氨蒸气流温度的±25°F内的温度下引入到水洗中；和
使用水和受污染液体流中的至少一种来分离氨蒸气流中的二氧化碳和氨，形成二氧化碳被洗涤的氨蒸气流和受污染液体流。
12.根据权利要求11所述的方法，其中所述水和所述受污染液体流中的至少一种的温度在所述氨蒸气流温度的约±5°F内。
13.根据权利要求12所述的方法，其中所述水和所述受污染液体流中的至少一种的温度与所述氨蒸气流的温度基本上相同。
14.根据权利要求11所述的方法，其中所述二氧化碳被洗涤的氨蒸气流包含比所述氨蒸气流少至少5％的二氧化碳。
15.根据权利要求11所述的方法，其中所述氨蒸气流的温度为约90°F至约140°F。
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