CN1089263C - 低供热源的变压再生工艺 - Google Patents

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Abstract

一种低供热源的变压再生工艺，是对现有热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进，其特征在于溶液再生系统采用由加压再生塔的加压闪蒸段与加压汽提段和常压汽提塔以及亚音速喷射器和贫液闪蒸槽组成的变压再生流程，对于″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程，二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进低温贫液和下段进高温贫液的分流优化操作，具有使原工艺流程热耗大幅度降低的特点。

Description

低供热源的变压再生工艺
本发明属于气体净化领域，尤其涉及一种低供热源的变压再生工艺，是对催化热碳酸钾溶液从工业原料混合气体中脱除二氧化碳工艺流程的改进。
加入各种催化剂的碳酸钾溶液被广泛地用于合成氨和制氢工业原料气、城市煤气和天然气等混合气体中脱除二氧化碳的生产过程。其工艺流程通常为，气体混合物与催化热碳酸钾溶液在吸收塔中逆流接触，二氧化碳及其它酸性杂质气体被溶液吸收，达到工艺气允许的杂质残留量后送往下工序。吸收了二氧化碳的富液则进入再生塔顶部，由于该溶液中的二氧化碳分压高于气相二氧化碳分压而发生闪蒸，闪蒸后的溶液在再生塔中蒸汽汽提作用下进一步释放出二氧化碳达到工艺指标后泵回吸收塔循环使用，汽提蒸汽是由原料气体在变换反应后带入的热量或外供蒸汽热源在再生塔底部溶液煮沸器中加热溶液使之沸腾蒸发产生的蒸汽。由于此流程能耗高，国内外针对不同温度、压力和组成的混合气体发明了各种工艺流程来改进热钾碱脱除二氧化碳工艺，英国专利1484050、美国专利4160810、4198378、4702898报导了各种节能流程，但以上文献报导中合成原料气变换工序的压力都比较高。
而我国大多数合成氨生产流程中合成原料气变换工序的操作压力比较低(以煤为原料的变换气压力≤2.2MPa(绝)，以天然气或重油为原料的变换气压力≤1.8MPa(绝))，所以变换后气体中水蒸汽分压也比较低，约为0.4-0.55MPa(绝)，相应的蒸汽饱和温度为145-155℃。而国外典型的以天然气为原料，变换工序操作压力在3.0MPa(绝)左右的变换后气体中水蒸汽分压约为0.8-0.9MPa(绝)，相应的蒸汽饱和温度为170-176℃。由于各种流程变换工序操作温度比较接近，单位体积变换气所携带的热量多少以及品位高低主要由水蒸汽分压决定。因为变换气是热钾碱溶液再生的主要热源，也就是说我国大多数中氮厂变换操作压力较低，供脱碳溶液再生的热量不仅数量少、而且品位低；同时由于煤和重油为原料的合成氨变换气中的CO2相当于天然气为原料的合成氨变换气中CO2含量的140-180％，因此往往由于变换气热量不足，必须补充蒸汽才能满足溶液再生的需要，这样能量消耗比较大，效率也比较低。所以，对于合成原料气变换工序压力比较低的情况，如何减少外供蒸汽用量、降低能耗、提高效率，是一个迫切需要解决的实际问题。
本发明的目的就是针对变换压力较低的合成氨混合原料气的温度、压力和组成条件，给出一种低供热源变压再生工艺，对现有热钾碱脱除二氧化碳工艺进行改进，尽可能地充分利用变换气带入的热量，使溶液再生热耗显著降低，从而大幅度减少外供蒸汽用量，甚至不需要外供蒸汽。
本发明是对现有热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进，提供了一种低供热源的变压再生工艺，其特征是溶液再生系统采用由加压再生塔的加压闪蒸段与加压汽提段和常压汽提塔以及亚音速喷射器和贫液闪蒸槽组成的变压再生流程。
加压再生塔塔顶压力范围是0.14-0.18MPa(绝)，以加压再生塔塔顶出来的CO2再生气作为亚音速喷射器的动力气来抽吸常压汽提再生塔，使常压再生塔塔顶压力范围在0.095-0.105MPa(绝)，在不允许出现负压时，塔顶压力范围在0.1002-0.102MPa(绝)；
加压闪蒸段出口溶液再生度范围是1.50-1.70，分别流入两个再生塔的汽提段，根据供热源的品位高低和数量多少，入加压再生塔溶液分流比例范围是15-50％，入常压再生塔溶液分流比例范围是50-85％，加压再生塔分流的溶液量大于贫液循环量时，将从该塔中部或下部再分流部分溶液去常压再生塔，同时将热量也带到半贫液中去，保留下贫液所需要的溶液量，经煮沸再生进入贫液闪蒸槽闪蒸后形成贫液；
常压汽提塔底出口半贫液温度范围是98-101℃，再生度范围是1.30-1.50，加压汽提段出口贫液温度范围是114-118℃，再生度范围是1.10-1.30，经贫液闪蒸槽闪蒸后的贫液温度范围是103-106℃，闪蒸出来的蒸汽供常压汽提塔使用。
加压闪蒸段入口的脱碳吸收富液组成是：碳酸钾20-35％(重量)，一种或多种催化剂总重为0.5-5.0％(重量)，缓蚀剂(V2O5)0.2-1.0％(重量)，溶液温度范围是95-120℃，溶液再生度范围是1.65-1.95。
在变压再生流程中加压闪蒸段、加压汽提段和常压汽提段可以分别是填料塔、板式塔或者是其它增强汽液传质的塔结构形式，而喷射器则必须采用可调式亚音速喷射器，并且尽可能与变换气热源条件相匹配，本发明中的流程和操作参数就是依据造成加压再生塔和常压再生塔压力差别的可调式亚音速喷射器的设计要求来确定的。
由于常压再生塔被抽吸，其塔底温度比加压再生塔塔底温度低15℃左右，为了充分利用变换气的热量，本发明流程中均采用两个变换气煮沸器，变换气在加压再生塔底变换气煮沸器中煮沸贫液之后再进入常压再生塔变换气煮沸器加热半贫液。
在本发明中，对于″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程，二次吸收塔第二段填料上部新增加溶液分部器，二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进低温贫液，下段进高温贫液的分流优化操作法，上段低温贫液分流比例范围是15-65％，上段低温贫液的温度范围是60-85℃，下段高温贫液温度范围是100-115℃，不仅可以减少贫液冷却的热量损失，还可以降低出口脱碳净化气中CO2残留量。
实施本发明的效果有：
1、再生系统各点的操作温度、压力有显著的改变，加压再生塔塔顶温度为93-96℃，压力为0.14-0.18MPa(绝)，常压再生塔塔顶温度为89-91℃，压力为0.095-0.105MPa(绝)，加压再生塔塔底温度114-118℃，常压再生塔塔底半贫液温度98-101℃，贫液闪蒸后温度103-106℃。
2、变换气的热量在再生系统得以充分利用，变换气在加压再生塔底煮沸后温度降到120℃左右，仍可以去常压再生塔底煮沸加热100℃左右的半贫液，使低品位热量也能用于溶液再生。
3、通过贫液闪蒸槽，将带压的、高温的贫液从变换气煮沸器获取的热量闪蒸出来，给常压再生塔中半贫液汽提使用，由于热量的二次利用使半贫液再生需要外供的热量减少。
4、通过可调式亚音速喷射器根据生产负荷，选择最佳的操作条件，充分利用吸收了变换气中CO2富液的闪蒸气保留的压力位能去引射常压再生塔，抽吸CO2，降低气相CO2分压，增大溶液解吸推动力，从而减少半贫液汽提蒸汽的需要量。
5、由于上述效果，本发明使溶液再生热耗从1050-1250Kcal/nm3CO2降低到700-800Kcal/nm3CO2，节能效果显著(参见表1)。
图1、图2为变压再生流程图，图3为″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程中采用分流优化操作的流程图。
以下为本发明的实施例。
实施例一
某合成氨厂是以煤为原料采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的净化流程，在增产节能改造中，要求生产能力从年产合成氨10万吨增加到12万吨，采用变压再生流程，如图1。新制作一次吸收塔1，原来较小的一次吸收塔改制成加压再生塔3，增加喷射器5，贫液闪蒸槽6，加压再生塔的变换气煮沸器7以及溶液接力泵。流程如下：
从饱和热水塔出来压力2.1MPa，温度146℃的中变气经管线进入加压再生塔变换气煮沸器7，干气量为2795Kmol/h，其中CO2含量29.8％(体积)，水蒸汽处于饱和，分压0.436MPa(绝)，煮沸贫液后出来经管线，进入常压再生塔变换气煮沸器8加热半贫液后经管线去变换气脱硫(变脱)。从变脱回来经管线、换热器加热后经管线进分离器再经管线进一次吸收塔1，在塔内填料段与塔顶部、中部进塔的催化热钾碱溶液逆流接触吸收CO2，出口气中CO2含量降到1％，经管线去低温变换炉，从低变炉回来的工艺气从管线进入加压再生塔变换气煮沸器煮沸贫液，出来经管线进入常压再生塔变换气煮沸器加热半贫液，再经管线进入低变气冷却器和分离器，经管线进入二次吸收塔2，在塔内填料段和塔顶低温贫液和中部高温贫液逆流接触吸收CO2，出塔的净化气中CO2含量为0.1％左右，经管线去甲烷化炉。二次吸收塔2底出来的吸收富液经管线由接力泵泵入一次吸收塔1的顶部或第二段填料入口，一次吸收塔底出来的吸收富液经管线进入加压再生塔3顶部的闪蒸段，闪蒸后的溶液分两部分，其中大部分经管线进入常压再生塔4汽提段和塔底煮沸器8进一步解吸再生形成半贫液；少部分则从集液盘降液管流入加压再生塔中部的汽提段及塔底煮沸器7煮沸形成贫液。压力0.16MPa(绝)，温度115℃的贫液出塔经管线进入贫液闪蒸槽6，闪蒸出来的约5000Kg/h蒸汽经管线进入常压再生塔底部供半贫液汽提再生，闪蒸后贫液温度降低到105℃后经管线、贫液泵，一部分由管线直接进入二次吸收塔中部，另一部分经贫液冷却器降温后进入塔顶部入口；从常压再生塔底出来温度99℃的半贫液经管线、半贫液泵进入一次吸收塔顶。加压再生塔3顶出来的压力为0.15MPa(绝)的再生气作为动力气进入亚音速喷射器5去抽吸常压再生塔顶部出来再生气使常压再生塔顶压力维持在0.1002-0.102MPa(绝)微正压，喷射出来的全部再生气经冷却器、分离器由管线送到尿素工段。
在本流程中虽然作为溶液主要供热源的中温变换气温度只有146℃，其中水蒸汽含量仅20.7％，与国外典型流程供热条件相差很大，由于采用了本发明的技术使两个再生塔产生压差和温差，不仅工艺气热量得到充分利用，而且贫液闪蒸槽6每小时可提供5吨蒸汽给半贫液再生，同时贫液温度降低了，使贫液冷却器减少了热损失。喷射器的抽吸作用增大了常压再生塔的解吸推动力，也减少了汽提蒸汽的需要量。采用本发明之后，该厂脱碳溶液再生热耗从1050Kcal/nm3CO2降到750Kcal/nm3CO2，外供蒸汽量大幅度减少。
实施例二、
某合成氨厂原来设计是以焦炉气为原料采用″中温变换串低温变换、脱碳、甲烷化″的净化流程，年产合成氨5万吨。增产节能改造中增加了部分煤为原料的半水煤气，要求合成氨生产能力达到8万吨/年。脱碳系统采用变压再生流程，如图2。新制作一次吸收塔1，原来较小的一次吸收塔改制成加压再生塔3，增加喷射器5，贫液闪蒸槽6，加压再生塔变换气煮沸器7。流程如下：
从低变炉出来的工艺气压力1.65MPa(绝)，温度200℃，干气量2000Kmol/h，其中CO2含量22.9％，水蒸汽分压0.5MPa(绝)，水蒸汽饱和温度151℃，经管线进入加压再生塔变换气煮沸器7煮沸贫液，出来经管线进入常压再生塔变换气煮沸器8加热半贫液，出来经气水分离器分离冷凝水后由管线进入吸收塔1底部，在塔内填料段与贫液、半贫液逆流接触吸收CO2，出塔净化气CO2含量为0.2％左右经管线送甲烷化炉。吸收塔底出来的吸收富液经管线进入加压再生塔3顶部闪蒸段，闪蒸后的富液分成两部分，其中大部分经管线进入常压再生塔4，在塔内汽提再生，并经塔底煮沸器加热形成半贫液；另一小部分富液从集液盘降液管流下去在加压再生塔汽提段再生并经变换气煮沸器煮沸形成贫液，压力0.16MPa(绝)，温度116℃的贫液经管线出塔进入贫液闪蒸槽6，闪蒸出来的约3500Kg/h蒸汽经管线进入常压再生塔底部供半贫液汽提再生。蒸汽煮沸器仅在开车时由管线提供低压蒸汽(0.4MPa，142℃)预热溶液，运行正常之后即可关闭蒸汽，仅用工艺气热源。闪蒸后贫液温度降低到105℃经管线入贫液泵，贫液总量的60％由管线直接进入吸收塔上部第二段填料入口；另一部分40％的贫液则经过冷却器，经管线进入吸收塔顶部入口。从常压再生塔底部出来的半贫液由半贫液泵进入吸收塔中部半贫液入口。加压再生塔顶出来的0.15MPa(绝)再生气作为动力气进入亚音速喷射器5去抽吸常压再生塔，使该塔顶压力维持在0.1002-0.102MPa(绝)，喷射混合气经冷却器和分离器之后由管线送尿素工段。
对于该工厂变换气压力仅1.65MPa(绝)，与国外典型以天然气为原料的工艺相比变换气所带热量数量少、品位低，且CO2含量高，由于采用了本发明变压再生技术，仅用变换气热量就可满足溶液再生需要，不必外供蒸汽，单位体积CO2再生的热耗从1150Kcal/nm3CO2降低到800Kcal/nm3CO2。
实施例三、
某合成氨厂是以煤为原料，采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的净化流程。原设计规模是年产合成氨6万吨，经过改造达到10万吨/年的生产能力。其中脱碳系统在原有设备条件下，通过改变热钾碱溶液催化剂组成，并进行全流程模拟计算优化得以实现。除溶液组成、循环量、操作条件优化之外，对进入二次吸收塔的贫液分配及温度控制进行优化，以减少出塔净化气中CO2残留量和降低再生系统热耗为目标做模拟计算，最后根据塔设备及现有装置条件选定优化操作方案，如图3。从管线来的贫液温度108℃流量250m3/h，经贫液泵后，其中43.3％经冷却器冷却到80℃进入二次吸收塔2顶部入口，余下56.7％的108℃贫液经管线直接进入二次吸收塔第二段填料上部新增加的溶液分部器9上。分流优化操作与原来全部的贫液冷却到85℃相比，不仅可减少贫液冷却造成的热损失，约合每小时节约蒸汽4250Kg；而且出塔净化气中CO2残余量也从原来0.3％降低到0.2％左右。综合其它参数的优化效果，不但实现了在原有设备条件下脱碳系统能力满足合成氨从6万吨/年增加到10万吨/年的需要，而且溶液再生热耗也从1250Kcal/nm3CO2降低到1050Kcal/nm3CO2，同时净化气中CO2残余量也减少了。
                                表1
Benfield或GV工艺 实施例一 实施例二
进脱碳系统变换气温度(℃) 194-235  146  200
进脱碳系统变换气压力MPa(绝) 2.8-3.0  2.10  1.65
变换气水蒸汽分压MPa(绝) 0.80-0.90  0.436  0.50
变换气CO2含量％(体积) 17-19  29.8  22.9
节能改造前的再生热耗Kcal/nm3CO2 1050-1250  1050  1150
节能改造后的再生热耗Kcal/nm3CO2(不用蒸汽压缩机条件下) 700-900不需要外供蒸汽  750外供少量蒸汽  800不需要外供蒸汽

Claims (2)

1、一种热钾碱脱除二氧化碳的低供热源的变压再生工艺，由二氧化碳吸收系统和溶液再生系统两部分组成，其特征在于：
(1)、在采用“中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化”的流
     程时，二氧化碳吸收系统中二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进
     低温贫液，下段进高温贫液的分流优化操作法，上段低温贫液分流比
     例范围是15-65％，上段低温贫液的温度范围是60-85℃，下段高
     温贫液温度范围是100-115℃；
(2)、溶液再生系统采用由加压再生塔的加压闪蒸段与加压汽提段和常压汽
     提塔以及可调式亚音速喷射器和贫液闪蒸槽组成的变压再生流程，其
     中：
         加压再生塔塔顶压力范围是0.14-0.18MPa(绝)，以加压再生塔
     塔顶出来的CO2再生气作为亚音速喷射器的动力气来抽吸常压汽提再
     生塔，使常压再生塔塔顶压力范围在0.095-0.105MPa(绝)，在不允
     许出现负压时，塔顶压力范围在0.1002-0.102MPa(绝)；
     加压闪蒸段出口溶液再生度范围是1.50-1.70，分别流入两个
     再生塔的汽提段，根据供热源的品位高低和数量多少，入加压再生塔
     溶液分流比例范围是15-50％，入常压再生塔溶液分流比例范围是50
     -85％，加压再生塔分流的溶液量大于贫液循环量时，将从该塔中部
     或下部再分流部分溶液去常压再生塔，同时将热量也带到半贫液中去，
     保留下贫液所需要的溶液量，经煮沸再生进入贫液闪蒸槽闪蒸后形成
     贫液；
         常压汽提塔底出口半贫液温度范围是98-101℃，再生度范围是
     1.30-1.50，加压气提段出口贫液温度范围是114-118℃，再生度范
     围是1.10-1.30，经贫液闪蒸槽闪蒸后的贫液温度范围是103-106℃，
     闪蒸出来的蒸汽供常压汽提塔使用；
     加压闪蒸段入口的脱碳吸收富液组成是：碳酸钾20-35％(重
     量)，一种或多种催化剂总重为0.5-5.0％(重量)，缓蚀剂(V2O5)0.2
     -1.0％(重量)，溶液温度范围是95-120℃，溶液再生度范围是1.65
     -1.95。
2、如权利要求1所述的变压再生工艺，其特征在于在变压再生流程中采用两个变换气煮沸器，变换气在加压再生塔底变换气煮沸器中煮沸贫液之后再进入常压再生塔变换气煮沸器加热半贫液。
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