CN110256188A - 一种对高含co2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法及装置，本发明采用胺液作为吸收液、半贫液与贫液组合的双循环吸收脱除CO2、H2S等杂质的方法，保证了乙烷中CO2含量从18.7％的质量百分比降低至100ppm以下，H2S含量从0.02％的质量百分比降低至1ppm以下，一次性深度脱除高含CO2的乙烷气体中的CO2、H2S等杂质，提高乙烷产品的纯度，在下游的乙烯工厂中大幅降低NaOH碱液的消耗，具有较高的经济效益和环保效益。
Description
技术领域
本发明属于天然气加工处理领域，具体涉及一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法及装置，该方法及装置可以对高含CO2的乙烷气体进行深度净化以脱除其中的绝大部分CO2、H2S等杂质，使乙烷气体满足裂解制乙烯原料的品质要求，是一种自天然气回收乙烷的工艺以及实施该工艺的辅助装置。
背景技术
乙烷是乙烯的优质原料，乙烷裂解制乙烯的生产成本是石脑油的三分之二，国际上乙烯原料C2-C4占比48％左右，而我国受到原料的制约，则以石脑油为主。从天然气中回收乙烷产品，将其作为蒸汽法热裂解制乙烯的原料，对提高乙烯产品产量，减低乙烯装置能耗，提质增效有积极意义。
由于CO2的存在将对乙烷的裂解造成不利影响，且乙烷气体在低温液化过程中易产生干冰而冻堵冷箱等设备，所以必须对乙烷产品中的CO2进行深度脱除，但由于乙烷与CO2的相对挥发度小，自天然气中回收乙烷及以上轻烃时，冷凝的CO2将全部进入乙烷产品中，其在乙烷气体中的比例有时可以达到30％以上，而在后续的乙烷裂解和乙烯深冷分离中，CO2作为炔烃加氢反应的毒物，必须采用NaOH碱液进行CO2的深度脱除，1公斤CO2将产生27.6公斤废碱液，面临巨大的环保压力，因此在回收乙烷气体产品中，乙烷气体产品质量指标要求CO2含量越低越好，一般要求乙烷气体产品中CO2的含量低于100ppm。
发明内容
本发明实施方式的目的在于提供一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法及装置，以克服上述技术缺陷。
为解决上述技术问题，本发明提供了一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，包括以下步骤：
S1.高含CO2的乙烷原料气经气气换热器升温后进入脱碳吸收塔的下部，与脱碳吸收塔内的半贫胺液和贫胺液逆向接触并进行传质脱除高含CO2的乙烷原料气内的CO2和H2S，生成处理后的乙烷气体，同时余留吸收了CO2和H2S的富胺液在脱碳吸收塔底部；
S2.自脱碳吸收塔顶部抽出乙烷气体，乙烷气体进入气气换热器，经降温后进入湿乙烷净化气分离器进行气液分离，分离出湿乙烷净化气和液相-富胺液，所述湿乙烷净化气进入下游处理装置；
S3.步骤S1中的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液分别进入闪蒸罐，经闪蒸后，闪蒸罐内气相进入下游处理装置，富胺液进入胺液再生塔；
S4.富胺液与胺液再生塔内上升的再生气逆流接触进行传质，提馏出富胺液内的CO2，自胺液再生塔顶部抽出再生尾气，再生尾气经塔顶空冷器、塔顶水冷器冷却，进入回流罐，回流罐内气相进入后续的尾气处理装置，液相经回流泵增压后进入胺液再生塔；
S5.自胺液再生塔中部抽出半贫胺液，半贫胺液分为两路，其中一路半贫胺液经循环泵增压、半贫胺液空冷器冷却后进入脱碳吸收塔作为吸收液；另一路半贫胺液经半贫胺液进料泵增压、贫富液换热器升温后进入胺液再生塔提馏段上部；
S6.进入胺液再生塔提馏段上部的半贫胺液在胺液再生塔内下降，与上升的再生气逆流接触进行传质，精馏出半贫胺液中残留的CO2和H2S；
S7.抽出胺液再生塔最底部塔板并送塔板上的胺液至重沸器，经导热油加热升温后，气体回流至胺液再生塔塔底气相空间，液体进入胺液再生塔塔底产品缓冲段；
S8.抽出塔底产品缓冲段的液体送至贫富液换热器冷却后，进入贫液增压泵增压、贫液水冷器冷却，再经贫液循环泵增压进入脱碳吸收塔上半部。
本发明还提供给了一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置：包括脱碳吸收塔，所述脱碳吸收塔的顶部通过管线连接气气换热器，气气换热器的入口连接输送高含CO2乙烷原料气的管线，气气换热器具有两个出口，其中一个出口连接至脱碳吸收塔，另一个出口连接至湿乙烷净化气分离器，湿乙烷净化气分离器的出口和脱碳吸收塔底部的出口分别通过管线连接至闪蒸罐，闪蒸罐的气相排出口外排闪蒸汽，闪蒸罐的液相排出口通过管线连接至胺液再生塔上半段，胺液再生塔上半段的出口通过管线连接着并联的半贫胺液进料泵和半贫胺液循环泵，所述半贫胺液循环泵通过半贫胺液空冷器连接至脱碳吸收塔，所述半贫胺液进料泵通过管线连接至贫富液换热器的入口，贫富液换热器具有两个出口，其中一个出口依次通过贫液增压泵、贫液水冷器、贫液循环泵连接至脱碳吸收塔，贫富液换热器的另一个出口通过管线连接至胺液再生塔下半段，胺液再生塔下半段通过管线与重沸器形成闭合循环管线，重沸器分别连接来导热油管线和回导热油管线；
所述胺液再生塔顶部出口通过塔顶空冷器、塔顶水冷器连接回流罐，所述回流罐具有两个出口，其中一个出口用于排出再生尾气，另一个出口通过回流泵连接至胺液再生塔上半段，所述回流罐的入口还连接着用于输送除盐水至的管线。
在对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置中，所述贫液水冷器的入口和塔顶水冷器的入口分别连接着用于输送来循环水的管线，贫液水冷器的出口和塔顶水冷器的出口分别连接着用于输送回循环水的管线。
进一步地，所述步骤S1中高含CO2的乙烷原料气的温度为9.5℃，经气气换热器升温后为30℃；所述步骤S2中乙烷气体的温度为50℃，经气气换热器降温为26℃；所述步骤S1中的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液进入闪蒸罐之前的压力为3.0MPa，经闪蒸罐闪蒸后压力降为0.6MPa。
进一步地，所述步骤S4中胺液再生塔内上升的再生气为CO2和水；自胺液再生塔顶部抽出的再生尾气温度为62.6℃，经塔顶空冷器、塔顶水冷器冷却降低至40℃。
进一步地，所述步骤S5中的其中一路半贫胺液的压力由0.06MPa.g经循环泵增压至3.0MPa.g，温度由70℃经半贫胺液空冷器冷却降低至55℃后，进入脱碳吸收塔作为吸收液；另一路半贫胺液的压力由0.06MPa.g经半贫胺液进料泵增压至0.08MPa.g，温度由70℃经贫富液换热器升温至93℃后进入胺液再生塔提馏段上部。
进一步地，所述步骤S6中的胺液再生塔内的上升的再生气是指CO2、H2S和水。
进一步地，所述步骤S7中胺液被送至重沸器时的温度为117℃，经导热油加热升温至118℃；
进一步地，所述步骤S8中抽出塔底产品缓冲段的液体，液位温度为118℃，压力为0.08MPa，送至贫富液换热器冷却降温至73℃后，进入贫液增压泵增压至0.1MPa，再经贫液水冷器冷却至50℃，然后经贫液循环泵增压至3.0MPa进入脱碳吸收塔上半部。
进一步地，所述步骤S1中高含CO2的乙烷原料气的乙烷质量含量为76.43％，CO2质量含量为18.71％，甲烷质量含量为0.48％，液化气及以上重烃质量含量为4.36％，硫化氢质量含量为0.02％；
经步骤S1、步骤S2脱碳处理后的乙烷气体的乙烷质量含量为93.58％，CO2质量含量为0.000085％，甲烷质量含量为0.59％，液化气及以上重烃质量含量为5.75％，饱和水质量含量为0.0799％，余量为硫化氢；
所述步骤S3中闪蒸罐内气相的甲烷质量含量为0.24％，乙烷质量含量为61.16％，CO2质量含量为33.20％，液化气质量含量为3.27％，饱和水含量为2.09％，硫化氢质量平均含量为0.04％；
所述步骤S4中再生尾气的乙烷质量含量为0.33％，CO2质量含量为97.28％，液化气质量含量为0.02％，饱和水含量为2.26％，硫化氢质量含量为0.11％。
进一步地，所述脱碳吸收塔、湿乙烷净化气分离器、闪蒸罐、胺液再生塔的上半段和下半段、回流罐均安装着液位计和液位调节阀；
所述闪蒸罐排出气相的管线和回流罐排出再生尾气的管线上均安装着压力计和压力调节阀；
所述回流罐的入口还连接着输送除盐水的管线，该管线上串接着流量计和流量调节阀，所述半贫胺液空冷器出口与脱碳吸收塔之间的连接管线上也串接着流量计和流量调节阀；
所述重沸器分别连接着来导热油管线和回导热油管线，来导热油温度为225℃，回导热油温度为185℃，来导热油管线与胺液再生塔之间的连接管线上串接着温度计和温度调节阀。
本发明的有益效果如下：本发明提供的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法及装置，可以实现把高含CO2的乙烷气体内的CO2平均质量含量从18.7％降低至85ppm，硫化氢质量含量从0.02％降低至1ppm，完全满足乙烯厂乙烷原料的要求和乙烷气体低温液化储存的要求，能耗指标达到处理1标准立方米乙烷原料气的热负荷为65.4kw国际先进水平。
为让本发明的上述内容能更明显易懂，下文特举优选实施方式，并结合附图，作详细说明如下。
附图说明
图1是对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺流程图。
附图标记说明：
1.高含CO2乙烷原料气；2.气气换热器；3.脱碳吸收塔；4.湿乙烷净化气分离器；5.湿乙烷净化气；6.闪蒸罐；7.胺液再生塔；8.贫富液换热器；9.半贫胺液进料泵；10.半贫胺液循环泵；11.贫液增压泵；12.半贫胺液空冷器；13.贫液水冷器；14.贫液循环泵；15.塔顶空冷器；16.塔顶水冷器；17.回流罐；18.回流泵；19.重沸器；20.液位调节阀；21.液位计；22.压力调节阀；23.压力计；24.流量调节阀；25.流量计；26.温度调节阀；27.温度计；28.来循环水；29.回循环水；30.再生尾气；31.除盐水；32.来导热油；33.回导热油；34.闪蒸罐内气相。
具体实施方式
以下由特定的具体实施方式说明本发明的实施方式，本领域技术人员可由本说明书所揭示的内容轻易地了解本发明的其他优点及功效。
需说明的是，在本发明中，图中的上、下、左、右即视为本说明书中所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置的上、下、左、右。
现参考附图介绍本发明的示例性实施方式，然而，本发明可以用许多不同的形式来实施，并且不局限于此处描述的实施方式，提供这些实施方式是为了详尽地且完全地公开本发明，并且向所属技术领域的技术人员充分传达本发明的范围。对于表示在附图中的示例性实施方式中的术语并不是对本发明的限定。在附图中，相同的单元/元件使用相同的附图标记。
除非另有说明，此处使用的术语(包括科技术语)对所属技术领域的技术人员具有通常的理解含义。另外，可以理解的是，以通常使用的词典限定的术语，应当被理解为与其相关领域的语境具有一致的含义，而不应该被理解为理想化的或过于正式的意义。
第一实施方式：
本发明的第一实施方式涉及一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，参照图1，包括以下步骤：
S1.高含CO2的乙烷原料气1经气气换热器2升温后进入脱碳吸收塔3的下部，与脱碳吸收塔3内的半贫胺液和贫胺液逆向接触并进行传质脱除高含CO2的乙烷原料气1内的CO2和H2S，生成处理后的乙烷气体，同时余留吸收了CO2和H2S的富胺液在脱碳吸收塔3底部；
S2.自脱碳吸收塔3顶部抽出乙烷气体，乙烷气体进入气气换热器2，经降温后进入湿乙烷净化气分离器4进行气液分离，分离出湿乙烷净化气5和液相-富胺液，所述湿乙烷净化气5进入下游处理装置；
S3.步骤S1中的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液分别进入闪蒸罐6，经闪蒸后，闪蒸罐内气相34进入下游处理装置，富胺液进入胺液再生塔7；
S4.富胺液与胺液再生塔7内上升的再生气逆流接触进行传质，提馏出富胺液内的CO2，自胺液再生塔7顶部抽出再生尾气30，再生尾气30经塔顶空冷器15、塔顶水冷器16冷却，进入回流罐17，回流罐17内气相进入后续的尾气处理装置，液相经回流泵18增压后进入胺液再生塔7；
S5.自胺液再生塔7中部抽出半贫胺液，半贫胺液分为两路，其中一路半贫胺液经循环泵10增压、半贫胺液空冷器12冷却后进入脱碳吸收塔3作为吸收液；另一路半贫胺液经半贫胺液进料泵9增压、贫富液换热器8升温后进入胺液再生塔7提馏段上部；
S6.进入胺液再生塔7提馏段上部的半贫胺液在胺液再生塔7内下降，与上升的再生气逆流接触进行传质，精馏出半贫胺液中残留的CO2和H2S；
S7.抽出胺液再生塔7最底部塔板并送塔板上的胺液至重沸器19，经导热油加热升温后，气体回流至胺液再生塔7塔底气相空间，液体进入胺液再生塔7塔底产品缓冲段；
S8.抽出塔底产品缓冲段的液体送至贫富液换热器8冷却后，进入贫液增压泵11增压、贫液水冷器13冷却，再经贫液循环泵14增压进入脱碳吸收塔3上半部。
需要特别说明的是，高含CO2的乙烷气体是指乙烷气体内含有的CO2的质量分数是10％以内，气气换热器2、脱碳吸收塔3、湿乙烷净化气分离器4、闪蒸罐6、胺液再生塔7、贫富液换热器8、半贫胺液进料泵9、半贫胺液循环泵10、贫液增压泵11、半贫胺液空冷器12、贫液水冷器13、贫液循环泵14、塔顶空冷器15、塔顶水冷器16、回流罐17、回流泵18、重沸器19、液位调节阀20、液位计21、压力调节阀22、压力计23、流量调节阀24、流量计25、温度调节阀26、温度计27均是现有结构，可以市购，其具体的结构不作为本发明的保护点，在此不作详细的说明。
本发明采用了活化的MDEA溶液(胺液)作为吸收液，半贫液与贫液组合的双循环吸收脱除CO2、H2S等杂质的方法，保证了乙烷中CO2含量从18.7％的质量百分比降低至100ppm以下，H2S含量从0.02％的质量百分比降低至1ppm以下，能耗指标达到国际先进水平。该方法为我国在高含CO2乙烷气体中深度脱除CO2、H2S等杂质这一领域的首次应用。
第二实施方式：
本实施方式是根据保护的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法做出的实际实施，具体的，高含CO2的乙烷原料气处理量为76×104m3/d，来气压力3.0MPa，温度9.5℃，设置相同规模的“对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置”共4套，具体步骤如下：
S1.高含CO2的乙烷原料气1经气气换热器2升温，温度由9.5℃升高至30℃，然后进入脱碳吸收塔3的下部，乙烷原料气上升，与脱碳吸收塔3内下降的半贫胺液和贫胺液逆向接触并进行传质脱除乙烷原料气1内的CO2和H2S等杂质，生成处理后的乙烷气体，同时余留吸收了CO2和H2S的富胺液在脱碳吸收塔3底部；
S2.自脱碳吸收塔3顶部抽出乙烷气体，乙烷气体进入气气换热器2，经降温，温度由50℃降低至26℃，然后进入湿乙烷净化气分离器4进行气液分离，分离出湿乙烷净化气5和液相-富胺液，所述湿乙烷净化气5进入下游处理装置；
S3.将步骤S1中吸收了CO2和H2S等杂质的富胺液自脱碳吸收塔3底部抽出，抽出的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液分别经液位调节阀20进入闪蒸罐6，压力由3.0MPa降低至0.6MPa，经闪蒸后，闪蒸罐内气相34进入下游处理装置，富胺液进入胺液再生塔7；
S4.富胺液进入胺液再生塔7的精馏段上半部，富胺液在重力作用下流经填料下降，与胺液再生塔7内上升的CO2和水等再生气逆流接触进行传质，提馏出富胺液内的CO2等杂质，自胺液再生塔7顶部抽出再生尾气30，再生尾气30经塔顶空冷器15、塔顶水冷器16冷却，温度由62.6℃降低至40℃，进入回流罐17，回流罐17内气相进入后续的尾气处理装置，液相经回流泵18增压后进入胺液再生塔7；
S5.自胺液再生塔7中部抽出半贫胺液，半贫胺液分为两路，其中一路半贫胺液(占半贫胺液总质量的63％)经循环泵10增压、半贫胺液空冷器12冷却后进入脱碳吸收塔3作为吸收液，压力由0.06MPa.g增压至3.0MPa.g，温度由70℃降低至55℃进入脱碳吸收塔3中部作为吸收液；另一路半贫胺液(占半贫胺液总质量的37％)经半贫胺液进料泵9增压、贫富液换热器8升温，压力由0.06MPa.g增压至0.08MPa.g，温度由70℃上升至93℃进入胺液再生塔7提馏段上部；
S6.进入胺液再生塔7提馏段上部的半贫胺液在重力作用下流经填料下降，与上升的CO2、H2S和水等再生气逆流接触进行传质，精馏出半贫胺液中残留的CO2和H2S等杂质；
S7.抽出胺液再生塔7最底部塔板并送塔板上的胺液至釜式重沸器19，经导热油加热升温后，温度由117℃加热至118℃，产生8.5％的气化气体(主要是水蒸汽、CO2和H2S气体)回流至胺液再生塔7塔底气相空间，液体进入胺液再生塔7塔底产品缓冲段；
S8.抽出塔底产品缓冲段合格的118℃的高温贫胺液，送至贫富液换热器8冷却，温度由118℃降低至73℃，进入贫液增压泵11增压，压力由0.08MPa增压至0.1MPa，经过贫液水冷器13冷却至50℃，再经贫液循环泵14增压，压力由0.1MPa增压至3.0MPa，经过液位调节阀20进入脱碳吸收塔3上半部。
特别地，所述步骤S1中高含CO2的乙烷原料气1的乙烷质量含量为76.43％，CO2质量含量为18.71％，甲烷质量含量为0.48％，液化气及以上重烃质量含量为4.36％，硫化氢质量含量为0.02％；经步骤S1、步骤S2脱碳处理后的乙烷气体的乙烷质量含量为93.58％，CO2质量含量为0.000085％，甲烷质量含量为0.59％，液化气及以上重烃质量含量为5.75％，饱和水质量含量为0.0799％，硫化氢含量低于1ppm；所述步骤S3中闪蒸罐内气相34的甲烷质量含量为0.24％，乙烷质量含量为61.16％，CO2质量含量为33.20％，液化气质量含量为3.27％，饱和水含量为2.09％，硫化氢质量平均含量为0.04％；所述步骤S4中再生尾气30的乙烷质量含量为0.33％，CO2质量含量为97.28％，液化气质量含量为0.02％，饱和水含量为2.26％，硫化氢质量含量为0.11％。
所述脱碳吸收塔3、湿乙烷净化气分离器4、闪蒸罐6、胺液再生塔7的上半段和下半段、回流罐17均安装着液位计21和液位调节阀20；所述闪蒸罐6排出气相的管线和回流罐17排出再生尾气30的管线上均安装着压力计23和压力调节阀22；所述回流罐17的入口还连接着输送除盐水的管线，该管线上串接着流量计25和流量调节阀24，所述半贫胺液空冷器12出口与脱碳吸收塔3之间的连接管线上也串接着流量计25和流量调节阀24；所述重沸器19分别连接着来导热油32管线和回导热油33管线，来导热油32温度为225℃，回导热油33温度为185℃，来导热油32管线与胺液再生塔7之间的连接管线上串接着温度计27和温度调节阀26。上述工艺方法中，液位调节阀20、液位计21、压力调节阀22、压力计23、流量调节阀24、流量计25、温度调节阀26和温度计27的安装位置参照图1，具体地，在本工艺方法中，共有2个流量计25、6个液位计21、1个温度计27、2个压力计23、2个流量调节阀24、2个压力调节阀22、1个温度调节阀26和6个液位调节阀20。
需要说明的是，本实施方式中的重沸器19的加热功率为5005Kw，导热油来油温度225℃，回油温度185℃。
第三实施方式：
本实施方式提供了一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置：包括脱碳吸收塔3，所述脱碳吸收塔3的顶部通过管线连接气气换热器2，气气换热器2的入口连接输送高含CO2乙烷原料气1的管线，气气换热器2具有两个出口，其中一个出口连接至脱碳吸收塔3，另一个出口连接至湿乙烷净化气分离器4，湿乙烷净化气分离器4的出口和脱碳吸收塔3底部的出口分别通过管线连接至闪蒸罐6，闪蒸罐6的气相排出口外排闪蒸汽，闪蒸罐6的液相排出口通过管线连接至胺液再生塔7上半段，胺液再生塔7上半段的出口通过管线连接着并联的半贫胺液进料泵9和半贫胺液循环泵10，所述半贫胺液循环泵10通过半贫胺液空冷器12连接至脱碳吸收塔3，所述半贫胺液进料泵9通过管线连接至贫富液换热器8的入口，贫富液换热器8具有两个出口，其中一个出口依次通过贫液增压泵11、贫液水冷器13、贫液循环泵14连接至脱碳吸收塔3，贫富液换热器8的另一个出口通过管线连接至胺液再生塔7下半段，胺液再生塔7下半段通过管线与重沸器19形成闭合循环管线，重沸器19分别连接来导热油32管线和回导热油33管线；
所述胺液再生塔7顶部出口通过塔顶空冷器15、塔顶水冷器16连接回流罐17，所述回流罐17具有两个出口，其中一个出口用于排出再生尾气30，另一个出口通过回流泵18连接至胺液再生塔7上半段，所述回流罐17的入口还连接着用于输送除盐水31至的管线。
进一步地，所述贫液水冷器13的入口和塔顶水冷器16的入口分别连接着用于输送来循环水28的管线，贫液水冷器13的出口和塔顶水冷器16的出口分别连接着用于输送回循环水29的管线。
值得一提的是，在以上实施方式中，胺液是一种性能优良的选择性脱硫、脱碳新型溶剂，可以用来吸收干气或液态烃中的硫化氢，或酸气中的二氧化碳。吸收原料气杂质后的胺液又叫富胺液，加热再生(即脱除硫化氢或二氧化碳)后的胺液又叫贫胺液，没有完全脱除硫化氢或二氧化碳的胺液称为半贫胺液。
传质是由于物质浓度不均匀质量转移，化学工业领域，材料领域，应用气-液系统，发生质量转移过程。具体地说，传质是体系中由于物质浓度不均匀而发生的质量转移过程。体系中由于熵自动向最大值移动，即趋向均匀，如果各部分温度不均匀，会趋向一个平均温度，如果浓度不均匀，也会趋向一个平均浓度，但浓度的传递必须发生在流体中间，可以是两种流体之间，也可以是一种流体和固体之间传质(如萃取)，但不可能在两种固体之间发生传质过程(虽然可以发生传热过程)。在化学工业中，一般应用的是气-液系统；液-液系统和固-液系统之间的传质过程。
综上所述，本发明采用了活化的MDEA溶液(胺液)作为吸收液、半贫液与贫液组合的双循环吸收脱除CO2、H2S等杂质的方法，保证了乙烷中CO2含量从18.7％的质量百分比降低至100ppm以下，H2S含量从0.02％的质量百分比降低至1ppm以下，能耗指标达到国际先进水平。该方法为我国在高含CO2乙烷气体中深度脱除CO2、H2S等杂质这一领域的首次应用。
本领域的普通技术人员可以理解，上述各实施方式是实现本发明的具体实施方式，而在实际应用中，可以在形式上和细节上对其作各种改变，而不偏离本发明的精神和范围。
Claims (10)
1.一种对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1.高含CO2的乙烷原料气(1)经气气换热器(2)升温后进入脱碳吸收塔(3)的下部，与脱碳吸收塔(3)内的半贫胺液和贫胺液逆向接触并进行传质脱除高含CO2的乙烷原料气(1)内的CO2和H2S，生成处理后的乙烷气体，同时余留吸收了CO2和H2S的富胺液在脱碳吸收塔(3)底部；
S2.自脱碳吸收塔(3)顶部抽出乙烷气体，乙烷气体进入气气换热器(2)，经降温后进入湿乙烷净化气分离器(4)进行气液分离，分离出湿乙烷净化气(5)和液相-富胺液，所述湿乙烷净化气(5)进入下游处理装置；
S3.步骤S1中的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液分别进入闪蒸罐(6)，经闪蒸后，闪蒸罐内气相(34)进入下游处理装置，富胺液进入胺液再生塔(7)；
S4.富胺液与胺液再生塔(7)内上升的再生气逆流接触进行传质，提馏出富胺液内的CO2，自胺液再生塔(7)顶部抽出再生尾气(30)，再生尾气(30)经塔顶空冷器(15)、塔顶水冷器(16)冷却，进入回流罐(17)，回流罐(17)内气相进入后续的尾气处理装置，液相经回流泵(18)增压后进入胺液再生塔(7)；
S5.自胺液再生塔(7)中部抽出半贫胺液，半贫胺液分为两路，其中一路半贫胺液经循环泵(10)增压、半贫胺液空冷器(12)冷却后进入脱碳吸收塔(3)作为吸收液；另一路半贫胺液经半贫胺液进料泵(9)增压、贫富液换热器(8)升温后进入胺液再生塔(7)提馏段上部；
S6.进入胺液再生塔(7)提馏段上部的半贫胺液在胺液再生塔(7)内下降，与上升的再生气逆流接触进行传质，精馏出半贫胺液中残留的CO2和H2S；
S7.抽出胺液再生塔(7)最底部塔板并送塔板上的胺液至重沸器(19)，经导热油加热升温后，气体回流至胺液再生塔(7)塔底气相空间，液体进入胺液再生塔(7)塔底产品缓冲段；
S8.抽出塔底产品缓冲段的液体送至贫富液换热器(8)冷却后，进入贫液增压泵(11)增压、贫液水冷器(13)冷却，再经贫液循环泵(14)增压进入脱碳吸收塔(3)上半部。
2.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S1中高含CO2的乙烷原料气(1)的温度为9.5℃，经气气换热器(2)升温后为30℃；所述步骤S2中乙烷气体的温度为50℃，经气气换热器(2)降温为26℃；所述步骤S1中的富胺液与步骤S2中的液相-富胺液进入闪蒸罐(6)之前的压力为3.0MPa，经闪蒸罐(6)闪蒸后压力降为0.6MPa。
3.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S4中胺液再生塔(7)内上升的再生气为CO2和水；自胺液再生塔(7)顶部抽出的再生尾气(30)温度为62.6℃，经塔顶空冷器(15)、塔顶水冷器(16)冷却降低至40℃。
4.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S5中的其中一路半贫胺液的压力由0.06MPa.g经循环泵(10)增压至3.0MPa.g，温度由70℃经半贫胺液空冷器(12)冷却降低至55℃后，进入脱碳吸收塔(3)作为吸收液；另一路半贫胺液的压力由0.06MPa.g经半贫胺液进料泵(9)增压至0.08MPa.g，温度由70℃经贫富液换热器(8)升温至93℃后进入胺液再生塔(7)提馏段上部。
5.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S6中的胺液再生塔(7)内的上升的再生气是指CO2、H2S和水。
6.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S7中胺液被送至重沸器(19)时的温度为117℃，经导热油加热升温至118℃；
所述步骤S8中抽出塔底产品缓冲段的液体，液位温度为118℃，压力为0.08MPa，送至贫富液换热器(8)冷却降温至73℃后，进入贫液增压泵(11)增压至0.1MPa，再经贫液水冷器(13)冷却至50℃，然后经贫液循环泵(14)增压至3.0MPa进入脱碳吸收塔(3)上半部。
7.如权利要求1所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述步骤S1中高含CO2的乙烷原料气(1)的乙烷质量含量为76.43％，CO2质量含量为18.71％，甲烷质量含量为0.48％，液化气及以上重烃质量含量为4.36％，硫化氢质量含量为0.02％；
经步骤S1、步骤S2脱碳处理后的乙烷气体的乙烷质量含量为93.58％，CO2质量含量为0.000085％，甲烷质量含量为0.59％，液化气及以上重烃质量含量为5.75％，饱和水质量含量为0.0799％，余量为硫化氢；
所述步骤S3中闪蒸罐内气相(34)的甲烷质量含量为0.24％，乙烷质量含量为61.16％，CO2质量含量为33.20％，液化气质量含量为3.27％，饱和水含量为2.09％，硫化氢质量平均含量为0.04％；
所述步骤S4中再生尾气(30)的乙烷质量含量为0.33％，CO2质量含量为97.28％，液化气质量含量为0.02％，饱和水含量为2.26％，硫化氢质量含量为0.11％。
8.如权利要求1～7中任一权利要求所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的工艺方法，其特征在于：所述脱碳吸收塔(3)、湿乙烷净化气分离器(4)、闪蒸罐(6)、胺液再生塔(7)的上半段和下半段、回流罐(17)均安装着液位计(21)和液位调节阀(20)；
所述闪蒸罐(6)排出气相的管线和回流罐(17)排出再生尾气(30)的管线上均安装着压力计(23)和压力调节阀(22)；
所述回流罐(17)的入口还连接着输送除盐水的管线，该管线上串接着流量计(25)和流量调节阀(24)，所述半贫胺液空冷器(12)出口与脱碳吸收塔(3)之间的连接管线上也串接着流量计(25)和流量调节阀(24)；
所述重沸器(19)分别连接着来导热油(32)管线和回导热油(33)管线，来导热油(32)温度为225℃，回导热油(33)温度为185℃，来导热油(32)管线与胺液再生塔(7)之间的连接管线上串接着温度计(27)和温度调节阀(26)。
9.一种如1～7中任一权利要求所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置，其特征在于：包括脱碳吸收塔(3)，所述脱碳吸收塔(3)的顶部通过管线连接气气换热器(2)，气气换热器(2)的入口连接输送高含CO2乙烷原料气(1)的管线，气气换热器(2)具有两个出口，其中一个出口连接至脱碳吸收塔(3)，另一个出口连接至湿乙烷净化气分离器(4)，湿乙烷净化气分离器(4)的出口和脱碳吸收塔(3)底部的出口分别通过管线连接至闪蒸罐(6)，闪蒸罐(6)的气相排出口外排闪蒸汽，闪蒸罐(6)的液相排出口通过管线连接至胺液再生塔(7)上半段，胺液再生塔(7)上半段的出口通过管线连接着并联的半贫胺液进料泵(9)和半贫胺液循环泵(10)，所述半贫胺液循环泵(10)通过半贫胺液空冷器(12)连接至脱碳吸收塔(3)，所述半贫胺液进料泵(9)通过管线连接至贫富液换热器(8)的入口，贫富液换热器(8)具有两个出口，其中一个出口依次通过贫液增压泵(11)、贫液水冷器(13)、贫液循环泵(14)连接至脱碳吸收塔(3)，贫富液换热器(8)的另一个出口通过管线连接至胺液再生塔(7)下半段，胺液再生塔(7)下半段通过管线与重沸器(19)形成闭合循环管线，重沸器(19)分别连接来导热油(32)管线和回导热油(33)管线；
所述胺液再生塔(7)顶部出口通过塔顶空冷器(15)、塔顶水冷器(16)连接回流罐(17)，所述回流罐(17)具有两个出口，其中一个出口用于排出再生尾气(30)，另一个出口通过回流泵(18)连接至胺液再生塔(7)上半段，所述回流罐(17)的入口还连接着用于输送除盐水(31)至的管线。
10.如权利要求9所述的对高含CO2的乙烷气体进行深度净化的装置，其特征在于：所述贫液水冷器(13)的入口和塔顶水冷器(16)的入口分别连接着用于输送来循环水(28)的管线，贫液水冷器(13)的出口和塔顶水冷器(16)的出口分别连接着用于输送回循环水(29)的管线。
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