CN109432952A - 新型酸性气体吸收方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了新型酸性气体吸收方法，通过在吸收塔内加入内置式换热器，并将再生物理溶剂和富液循环使用，在塔内进行酸性气体的吸收和热交换。本发明减少可物理溶剂的用量及冷量的需要量、提高了闪蒸回收的冷量、减少了再生所需的蒸汽用量、同时因溶剂流量减少，设备尺寸也相应减少，从而减少投资。

Description

新型酸性气体吸收方法
技术领域
本发明涉及化工除杂领域，具体涉及一种新型酸性气体吸收方法。
背景技术
在很多化工装置中,需要对原料气进行净化以脱除原料气中的酸性气体(CO2、H2S等)，保护合成催化剂，避免使催化剂因为硫化物的存在而“中毒”；满足副产回收的需要，即回收CO2，硫磺等副产物。一般净化要求为：CO2浓度＜5—10ppm；H2S浓度＜0.1ppm。
一般待净化气体中含有大量的酸性气体，多采用吸收法脱除。脱除原理是利用气体组分在特定溶液中溶解度的不同来实现净化效果，其中包括化学吸收和物理吸收，由于物理吸收具有以下优点：能脱除气体中的多种杂质、且能分布再生、特别是能将水基本除净，另外除油和脱有机硫效果亦佳的特点，故多选择物理吸收法，可有效降低原料气中的酸性气体含量，减少对下游装置及催化剂的危害。在气体吸收过程中对吸附剂的要求：对待脱对象吸收能力大，其余的物质尽量不吸收，且选择系数要大；吸附剂的饱和蒸汽压要小、沸点不宜过高、热容量不宜太小、粘度要小、化学稳定性和热稳定性要高；无毒、价廉、不腐蚀、不起泡。定性地说，由酸性气体的溶解度同温度及压力的理论关系可知，高压力或低温有利于酸性气体的净化，即在加压条件下，温度越低，吸收能力越强；压力愈高，随着温度的降低，溶解度会大幅度的上升。
而传统除杂其中再生过的溶剂在预冷到-35℃左右进入脱酸性气体吸收塔的上段，在物理溶剂吸收酸性气体(CO2等)过程中，溶剂因CO2溶解热而温度上升，在接近吸收饱和时，吸收不能再继续，必须使升温的物理溶剂冷却降温，使溶剂不再饱和而可继续吸收。影响物理溶剂的脱酸功能，同时提高了物理溶剂的使用量和冷量的需求，投入成本高。
发明内容
为了解决上述问题，本发明提出了一种减少物理溶剂的用量及冷量的需要量、提高闪蒸回收的冷量、减少再生所需的蒸汽用量的新型酸性气体吸收方法，
为了实现上述目的，本发明是通过以下技术方案来实现的：
一种新型酸性气体吸收方法，其特征在于：包括以下步骤：
(1).吸收塔上端设有闪蒸罐I和闪蒸罐II，吸收塔下方设有闪蒸罐III,吸收塔内设有上段内置式换热器、中段内置式换热器和下段内置式换热器；将40℃待净化原料气体从吸收塔的下端进入吸收塔，待净化原料气体在吸收塔内自下而上运行；物理溶剂经过换热器I并通过吸收塔塔顶的进口1进入吸收塔塔顶进行喷淋；
(2).喷淋的物理溶剂与气体在上段内置式换热器的管程中进行充分吸收并成为初混合液；
(3)外来富液通过上段内置式换热器的进口2进入上段内置式换热器的壳程中，与初混合液进行换热，由于初混合液温度高，换热使外来富液升温；升温后的外来富液从上段内置式换热器的壳程出口2流出至闪蒸罐II中，在闪蒸罐II中进行气液分离，分离出CO2及吸附液体，吸附液体进入中段内置式换热器的壳程中，与自上而下吸收气体的初混合液进行换热，吸附液体从中段内置式换热器的壳程出口1进入闪蒸罐I进行气液分离，得到H2S气体和再生物理溶剂；
(4).步骤(3)中分离后再生物理溶剂重复步骤(2)和(3)，进行再生利用；而初混合液则进入中段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进行充分接触并吸收，成为中混合液；
(5).而吸收塔内的中混合液继续自上而下流动进入下段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进一步充分接触吸收，吸收完成后为高混合液并从吸收塔下端出口4流出，并通过冷源降温，降温后的高混合液一部分通过进口5再回流至吸收塔底进行再次吸收，而另一部分则通过闪蒸罐III分离出H2S气体和再生物理溶剂；
(6).步骤(5)中下段内置式换热器的壳程的进口4输入外加冷源，在下段内置式换热器中对高混合液进行冷却换热，换热后的外加冷源则通过下段内置式换热器壳程的出口3流出。
上述所述上段内置式换热器和中段内置式换热器之间、中段内置式换热器之间和下段内置式换热器之间、下段内置式换热器下方均设有栅板。
上述所述下段内置式换热器和其下方的栅板之间设有气体溢出口。
上述所述出口4设置在气体溢出口上方，所述进口5设置在所述气体溢出口下方。
上述所述内置式换热器为降膜式热交换器或盘管式热交换器。
上述所述内置式换热器为波纹管。
上述所述内置式换热器中填充有提高气液接触的拉西环。
本发明新型酸性气体吸收方法，其有益效果在于：
(1)在吸收塔内部设置内置式换热器，利用富液与吸收溶剂之间的热差进行换热，提高物理溶剂的溶解度，减少物理溶剂的用量，同时减少冷量的输入，进而节省能耗和成本。
(2)物理溶剂的减少，可提高闪蒸回收的冷量、减少再生所需的蒸汽用量；
(3)物理溶剂减少，设备尺寸也相应减少，进而减少设备投资。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是传统酸性气体净化流程示意图；
图2是本发明的流程示意图；
具体实施方式
下面结合具体实施例及附图来进一步详细说明本发明。
实施例1
物理溶剂：浓度为45％MEDA(甲基二乙醇胺)+5％PZ
CO2有效比压：0.5MPa
原料气量(Kmol/h)：10000
原料气中CO2含量：18％
吸收塔操作压力：3.2MPa。
一种新型酸性气体吸收方法，如图2所示，包括以下步骤：
(1).吸收塔上端设有闪蒸罐I和闪蒸罐II，吸收塔下方设有闪蒸罐III,吸收塔内设有上段内置式换热器、中段内置式换热器和下段内置式换热器；上段内置式换热器和中段内置式换热器之间、中段内置式换热器之间和下段内置式换热器之间、下段内置式换热器下方均设有栅板；下段内置式换热器和其下方的栅板之间设有气体溢出口；将40℃待净化原料气体从吸收塔的下端进入吸收塔，待净化原料气体在吸收塔内自下而上运行；物理溶剂经过换热器I并通过吸收塔塔顶的进口1进入吸收塔塔顶进行喷淋；
(2).喷淋的物理溶剂与气体在上段内置式换热器的管程中进行充分吸收并成为初混合液；
(3)外来富液通过上段内置式换热器的进口2进入上段内置式换热器的壳程中，与初混合液进行换热，由于初混合液温度高，换热使外来富液升温；升温后的外来富液从上段内置式换热器的壳程出口2流出至闪蒸罐II中，在闪蒸罐II中进行气液分离，分离出CO2及吸附液体，吸附液体进入中段内置式换热器的壳程中，与自上而下吸收气体的初混合液进行换热，吸附液体从中段内置式换热器的壳程出口1进入闪蒸罐I进行气液分离，得到H2S气体和再生物理溶剂；
(4).步骤(3)中分离后再生物理溶剂重复步骤(2)和(3)，进行再生利用；而初混合液则进入中段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进行充分接触并吸收，成为中混合液；
(5).而吸收塔内的中混合液继续自上而下流动进入下段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进一步充分接触吸收，吸收完成后为高混合液并从吸收塔下端出口4流出，并通过冷源降温，降温后的高混合液一部分通过进口5再回流至吸收塔底进行再次吸收，而另一部分则通过闪蒸罐III分离出H2S气体和再生物理溶剂；出口4设置在气体溢出口上方，进口5设置在所述气体溢出口下方。
(6).步骤(5)中下段内置式换热器的壳程的进口4输入外加冷源，在下段内置式换热器中对高混合液进行冷却换热，换热后的外加冷源则通过下段内置式换热器壳程的出口3流出。
内置式换热器为降膜式热交换器，物理溶剂和在换热器换热管内的待净化气逆向接触，在冷却中同时吸收酸性气体，冷却介质在换热器的壳程。内置式换热器也可以为盘管式热交换器，气液在壳程将接触，冷却介质由管内提供，盘管也可装置与吸收塔内塔盘山。为了提高气液相接触，可使用波纹管，或在换热管中装填可提高气液接触的特殊材料，如拉西环等。
换热器置于吸收塔内部，作为吸收塔的一部分，同时在壳程输入富液，在吸收塔中物理溶剂温度得以控制而不再上升，从而提高了对酸性气体的吸收量。
整个系统需要的冷量来自于“富液”的闪蒸过程，直接用于吸收塔内的热交换器中。通过控制“富液”闪蒸的压力满足其各热交换器所要求的温度。
本发明工艺技术也可使用于其他物理溶剂工艺中，如NHD，在吸收塔中换热器可提高吸收能力和减少物理溶剂和减少冷量的需要。
实施例2
物理溶剂：浓度为45％MEDA(甲基二乙醇胺)+5％PZ
CO2有效比压：0.5MPa
原料气量(Kmol/h)：10000
原料气中CO2含量：18％
吸收塔操作压力：3.2MPa。
为传统酸性气体净化工艺，如图1所示，步骤为：
(1)40℃左右的待净化原料气自酸气吸收塔下段进入，所采用的物理溶剂(-35℃，已再生过的)通过换热器Ⅰ自吸收塔上段进口1进入吸收塔，
(2)该物理溶剂与“富液”(吸收酸性气体后物理溶剂，-55℃)换热后进入合成气吸收塔，低温物理溶剂自上而下淋入吸收塔；
(3)原料气自下而上，物理溶剂经栅板汇集在气体出口处，气体出口为一有中心通气管的环状间隙汇集，从出口1处出，再次与富液换热，升温后的物理溶剂(物理溶剂吸收酸性气体的过程为放热过程，物理溶剂吸收酸性气体而升温)被富液降温至-50℃左右，再次从进口2进入吸收塔，再次完成吸收酸性气体后，自出口2出吸收塔，在塔外完成降温冷却至-40℃左右再次自进口3进入吸收塔，继续完成吸收过程；
(4)上部分的“富液”与物理溶剂2次换热后进入闪蒸罐Ⅰ进行闪蒸，将已吸收的CO2闪蒸做后续处理，加以回收利用；
(5)从出口3出的物理溶剂降温后，进闪蒸罐Ⅱ，闪蒸后的H2S做后续处理，脱除了CO2，H2S后的物理溶剂去后续汽提塔工段。
将以上气体进行处理后，与传统酸性气体净化工艺相比较，得到的数据如表1所示。
序号 工艺技术指标 实施例2 实施例1
吸收塔出出口温度(℃) 86 65
吸收塔出口CO2浓度(m/m) 0.52 0.78
溶液循环量(t/h) 825 543
再生热需要量(kcal/kmol_CO2) 20000 11500
表1
从表1可以看出，本发明工艺中所得到的吸收后的物理溶剂出口温度低，出口的CO2浓度高，即物理溶剂吸收CO2的量大，物理溶剂循环量少，且需要的热量大大降低。与现有技术相比，是就有突出的实质性特点和显著的进步的。
以上对本发明实施例所提供的技术方案进行了详细介绍，本文中应用了具体个例对本发明实施例的原理以及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只适用于帮助理解本发明实施例的原理；同时，对于本领域的一般技术人员，依据本发明实施例，在具体实施方式以及应用范围上均会有改变之处，综上所述，本说明书内容不应理解为对本发明的限制。

Claims (7)

1.一种新型酸性气体吸收方法，其特征在于：包括以下步骤：
(1).吸收塔上端设有闪蒸罐I和闪蒸罐II，吸收塔下方设有闪蒸罐III,吸收塔内设有上段内置式换热器、中段内置式换热器和下段内置式换热器；将40℃待净化原料气体从吸收塔的下端进入吸收塔，待净化原料气体在吸收塔内自下而上运行；物理溶剂经过换热器I并通过吸收塔塔顶的进口1进入吸收塔塔顶进行喷淋；
(2).喷淋的物理溶剂与气体在上段内置式换热器的管程中进行充分吸收并成为初混合液；
(3)外来富液通过上段内置式换热器的进口2进入上段内置式换热器的壳程中，与初混合液进行换热，由于初混合液温度高，换热使外来富液升温；升温后的外来富液从上段内置式换热器的壳程出口2流出至闪蒸罐II中，在闪蒸罐II中进行气液分离，分离出CO2及吸附液体，吸附液体进入中段内置式换热器的壳程中，与自上而下吸收气体的初混合液进行换热，吸附液体从中段内置式换热器的壳程出口1进入闪蒸罐I进行气液分离，得到H2S气体和再生物理溶剂；
(4).步骤(3)中分离后再生物理溶剂重复步骤(2)和(3)，进行再生利用；而初混合液则进入中段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进行充分接触并吸收，成为中混合液；
(5).而吸收塔内的中混合液继续自上而下流动进入下段内置式换热器的管程中，并与自下而上的气体进一步充分接触吸收，吸收完成后为高混合液并从吸收塔下端出口4流出，并通过冷源降温，降温后的高混合液一部分通过进口5再回流至吸收塔底进行再次吸收，而另一部分则通过闪蒸罐III分离出H2S气体和再生物理溶剂；
(6).步骤(5)中下段内置式换热器的壳程的进口4输入外加冷源，在下段内置式换热器中对高混合液进行冷却换热，换热后的外加冷源则通过下段内置式换热器壳程的出口3流出。
2.根据权利要求1所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述上段内置式换热器和中段内置式换热器之间、中段内置式换热器之间和下段内置式换热器之间、下段内置式换热器下方均设有栅板。
3.根据权利要求2所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述下段内置式换热器和其下方的栅板之间设有气体溢出口。
4.根据权利要求3所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述出口4设置在气体溢出口上方，所述进口5设置在所述气体溢出口下方。
5.根据权利要求1所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述内置式换热器为降膜式热交换器或盘管式热交换器。
6.根据权利要求1所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述内置式换热器为波纹管。
7.根据权利要求1所述新型酸性气体吸收方法，其特征在于：所述内置式换热器中填充有提高气液接触的拉西环。
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