CN112625761B - 采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺 - Google Patents

采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，包括将原料气依次经洗氨、换热降温、气液分离后气体进入洗涤塔，所述洗涤塔的脱碳段由上至下分为脱碳段Ⅰ段、脱碳段Ⅱ段和脱碳段Ⅲ段，所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后部分进入脱碳段Ⅱ段吸收CO2，其余部分进入脱硫段顶部洗涤原料气中的硫；所述脱碳段Ⅲ段的含碳富甲醇液经换热降温、减压后经CO2闪蒸塔闪蒸，塔釜液再送入富碳甲醇解吸塔中利用PSA解吸气气提；所述洗涤塔的脱硫段底部的含硫富甲醇液经换热降温、减压进入H2S闪蒸塔，塔釜液再经减压后送至H2S浓缩塔下段。本发明工艺简单、运行成本低、降低系统能耗、降低洗涤塔用贫甲醇循环量和高品位冷量。

Description

采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺
技术领域
本发明属于气体净化技术领域，具体的说是一种采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺。
背景技术
低温甲醇洗法属于物理吸收方法，该技术是利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的物理特性，使用冷甲醇作为酸性气体吸收液，分段选择性地吸收原料气中的H2S和CO2以及各种有机硫等杂质，它被广泛应用于生产合成氨、城市煤气、天然气脱硫、工业制氢、羟基合成、合成甲醇或其他一些化学品的装置中。
煤炭分级提质综合利用副产大量荒煤气，富含丰富的氢气和CO等资源，其资源化综合利用成为当前研究热点。荒煤气经转化压缩后，经过CO变换和低温甲醇洗涤后进一步处理制成产品。
荒煤气具有压力低，酸性气分压低等特性，洗涤塔脱硫段和脱碳段富甲醇酸性气含量对应较低，系统最低冷源温位不够，导致洗涤塔用贫甲醇冷量品位较高，循环量较大、脱碳段负荷过大。
由于富甲醇中酸性气含量较低，需要消耗大量氮气和蒸汽进行解吸，以保证贫甲醇中酸性气含量，导致系统负荷大、运行成本高、系统稳定性差。
发明内容
本发明的目的是为了解决上述技术问题，提供一种工艺简单、减少投资和运行成本低、降低系统能耗、降低洗涤塔用贫甲醇冷量品位采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺。
技术方案将原料气依次经洗氨塔洗氨、多流股换热器的第一换热通道换热降温后再送入原料气分离罐气液分离，气体进入洗涤塔底部向上经过下部的脱硫段和上部的脱碳段，被贫甲醇洗涤后的净化气由洗涤塔顶部排出，其中，
所述洗涤塔的脱碳段由上至下分为脱碳段Ⅰ段、脱碳段Ⅱ段和脱碳段Ⅲ段，所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后部分进入脱碳段Ⅱ段吸收CO2，其余部分进入脱硫段顶部洗涤原料气中的硫；所述脱碳段Ⅱ段的含碳甲醇液经冷却后进入脱碳段Ⅲ段吸收CO2；
所述脱碳段Ⅲ段的含碳富甲醇液经换热降温、减压后经CO2闪蒸塔闪蒸，塔釜液再送入富碳甲醇解吸塔中利用PSA解吸气气提；所述洗涤塔的脱硫段底部的含硫富甲醇液经换热降温、减压进入H2S闪蒸塔，塔釜液再经减压后送至H2S浓缩塔下段。
所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后总质量的30-40％进入脱碳段Ⅱ段，其余部分进入脱硫段。
所述富碳甲醇解吸塔的底部塔釜液一部分加压后进入洗涤塔的脱碳段Ⅰ段，其余部分经减压后送入H2S浓缩塔的上段。
所述富碳甲醇解吸塔底部的塔釜液总质量的70-80％加压后进入洗涤塔的脱碳段Ⅰ段，其余部分经减压后送入H2S浓缩塔的上段。
所述H2S浓缩塔底部的塔釜液送入氮气气提塔进行气提，氮气气提塔顶部气体回送H2S浓缩塔，底部塔釜液部分经加压冷却后送入洗涤塔的脱硫段中部，其余部分外排。
所述氮气气提塔的底部塔釜液总质量的50-60％经加压冷却后送入洗涤塔的脱硫段中部，其余部分外排。
所述CO2闪蒸塔和H2S闪蒸塔顶部的闪蒸气加压后与洗氨后的原料气混合送入多流股换热器的第一换热通道。
所述H2S浓缩塔顶部的CO2尾气先与出洗涤塔脱硫段的含硫富甲醇液换热，再经所述多流股换热器的第二换热通道与原料气进一步换热，最后送入水洗塔洗涤后排出。
所述富碳甲醇解吸塔顶部的尾气与PSA解吸气换热后经所述多流股换热器的第三换热通道与原料气进一步换热后去焚烧。
所述洗涤塔顶部的净化气与出脱碳段Ⅲ段的含碳富甲醇液换热后再经所述多流股换热器的第四换热通道与原料气进一步换热后排出。
所述原料气为荒煤气经转化压缩、CO变换后得到的低压原料气。
针对背景技术中存在的问题，发明人进行了如下改进：
1)针对原料气压力低，酸性气分压低等特性，申请人研究发现氮气气提塔的底部塔釜液为低CO2含量的富甲醇，其吸收CO2能力强，将部分富甲醇冷却加压后回送吸收塔脱硫段中段，用于高效洗涤吸收原料气中的CO2。优选的，控制氮气气提塔的底部塔釜液总质量的50-60％经加压冷却后送入洗涤塔的脱硫段中部，过多会增加泵和换热器等设备能耗，过少会增加脱碳段洗涤负荷，最终导致所述洗涤塔贫甲醇用量增加。
2)将部分富甲醇引入脱硫段中段后，为保证洗涤塔脱硫段的脱硫效果，将洗涤塔的脱碳段分为三段，脱碳段Ⅰ段引出的含碳富甲醇液CO2含量最低，吸收H2S能力最好，将冷却后借助重力部分流至脱硫段，以提高脱硫段脱碳能力，降低脱碳段洗涤负荷及设备投资。而塔脱硫段底部含硫富甲醇液中CO2含量的提高，有利于获得温位更低的最低冷源，进而降低贫甲醇温位，减少贫甲醇用量。优选的，所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后总质量的30-40％进入脱碳段Ⅱ段，其余部分进入脱硫段，过多会降低脱碳段Ⅱ段和Ⅲ洗涤负荷，最终导致所述洗涤塔贫甲醇用量增加，过少会降低脱硫段脱硫负荷，可能引起含碳富甲醇液中硫含量增加，最终导致尾气送焚烧硫含量超标。
3)将PSA解吸气引入富碳甲醇解吸塔中，PSA解吸气富含大量氮气，用于气提来自CO2闪蒸塔的富碳甲醇，能有效降低系统氮气消耗量；而富碳甲醇解吸塔底部塔釜液为解吸后的半贫甲醇，其CO2含量较低，将其部分加压循环至洗涤塔上段，可以减少贫甲醇用量，进而减少系统外冷源和热源的消耗。优选，所述富碳甲醇解吸塔底部的塔釜液总质量的70-80％加压后进入洗涤塔的脱碳段Ⅰ段，过多会引起C4塔顶CO2尾气硫含量增加，最终导致C6塔顶CO2尾气硫含量超标，过少会增加所述洗涤塔贫甲醇用量。
4)将系统中的排出尾气、CO2尾气、净化气回收冷量后再经多流股换热器与原料气换热后排出，有效回收了系统能量，节能降耗。
5)本发明具有工艺简单、减少投资和运行成本低、降低系统能耗的优点。
附图说明
图1为本发明工艺流程图。
其中，C1为洗涤塔、A1为脱硫段、B1为脱碳段Ⅰ、B2为脱碳段Ⅱ段、B3为脱碳段Ⅲ段、C2为CO2闪蒸塔、C3为H2S闪蒸塔、C4为H2S浓缩塔、C6为水洗塔、C7为N2气提塔、C8为洗氨塔、C9为富碳甲醇解吸塔、C10为原料气分离罐；E1为多流股换热器、E3、E4、E5、E6为冷却器、E2、E7、E8、E9、E10和E11为换热器；L1、L2、L3、L4为液位调节阀；K1为循环气压缩机；P1、P2为泵；S1为含硫富甲醇液、S2和S4为含碳富甲醇液、S3为含硫贫碳甲醇液、S5为贫碳甲醇液。
具体实施方式
下面结合附图对本发明工艺作进一步解释说明：
本实施例中的原料气以荒煤气为原料，经过压缩、转化和绝热变换，送低温甲醇洗。从CO变换工序来的原料气221611Nm3/h，温度40℃，压力2.35Mpa(a)。原料气具体组成如下表：
气体 H<sub>2</sub> CO CO<sub>2</sub> H<sub>2</sub>S+COS CH<sub>4</sub> H<sub>2</sub>O N<sub>2</sub> Ar
摩尔分数％ 33.17 1.55 25.88 0.02 0.16 0.39 38.81 0.02
参见图1，上述连原料气，经过经洗氨塔C8洗氨、再经多流股换热器的第一换热通道换热降温至-34℃，再原料气分离罐C10气液分离后进入洗涤塔C1，气体进入洗涤塔底部向上经过下部的脱硫段A1和上部的脱碳段，被贫甲醇(-57℃)洗涤后的净化气由洗涤塔顶部排出，排出的净化气(指标合格CO2≤0.4％、H2S+COS≤0.1ppm)经换热器E2和多流股换热器E1的第三通道回收冷量复温至30℃后送出界区。
所述洗涤塔C1的脱碳段由上至下分为脱碳段Ⅰ段B1、脱碳段Ⅱ段B2和脱碳段Ⅲ段B3，所述脱碳段Ⅰ段B1的含碳富甲醇液S4(CO2含量为6.8mol％)经冷却器E6冷却后总质量的30-40％进入脱碳段Ⅱ段吸收CO2，其余部分进入脱硫段A1顶部洗涤原料气中的硫；所述脱碳段Ⅱ段B2的含碳甲醇液经冷却器E5冷却后进入脱碳段Ⅲ段B3吸收CO2；
所述脱碳段Ⅲ段B3流出的含碳富甲醇液S2(CO2含量为7.6mol％)经换热器E2与净化气换热降温、再经冷却器E3进一步降温至-40℃，减压后送入CO2闪蒸塔C2闪蒸，塔釜液送入富碳甲醇解吸塔C9中利用PSA解吸气气提含碳富甲醇液；所述富碳甲醇解吸塔C9顶部的尾气经换热器E11与PSA解吸气换热后经所述多流股换热器E1的第三换热通道与原料气进一步换热后去焚烧；所述富碳甲醇解吸塔C9底部的塔釜液为贫碳甲醇液S5，其总质量的70-80％经泵P2加压后替代部分贫甲醇进入洗涤塔C1的脱碳段Ⅰ段B1洗涤原料气，其余部分经减压后送入H2S浓缩塔C4的上段。
所述洗涤塔C1的脱硫段A1底部的含硫富甲醇液S1(CO2含量为11.3mol％，H2S含量为0.023mol％)经换热器E8、和冷却器E4换热降温-40℃、减压进入H2S闪蒸塔C3以回收CO和H2等有效组分，塔釜液再经减压后送至H2S浓缩塔C4下段；所述H2S浓缩塔C4底部的塔釜液送入氮气气提塔C7进行气提，氮气气提塔C7顶部气体回送H2S浓缩塔C4，底部塔釜液为含硫贫碳甲醇液S3(CO2含量为0.53mol％，H2S含量为0.02mol％)，其总质量的50-60％经泵P1加压、换热器E10冷却后送入洗涤塔C1的脱硫段A1中部以提高脱硫段A1的CO2吸收率，其余部分外排。
所述CO2闪蒸塔C2和H2S闪蒸塔C3顶部的闪蒸气经循环气压缩机K1加压后与洗氨后的原料气混合送入多流股换热器E1的第一换热通道。
所述H2S浓缩塔C4顶部排出的CO2尾气先经换热器E8与出洗涤塔脱硫段A1的含硫富甲醇液S1换热回收冷量，再经所述多流股换热器E1的第二换热通道与原料气进一步换热复温，最后送入水洗塔C6洗涤后排出。
所述贫甲醇由脱硫段Ⅰ段B1喷入，PSA解析气由富碳甲醇解吸塔C9底部通入，H2经减压后分别通入所述CO2闪蒸塔C2和H2S闪蒸塔C3顶的下段。
采用本实施例方法后洗涤塔C1脱硫段A1脱碳负荷从36.7％提高到65.6％，降低脱碳段负荷，节省洗涤塔设备投资，贫甲醇循环量较传统半贫液流程节省7％、系统冷量和热量消耗均对应降低。综合利用PSA解吸气进行气提，也减少系统氮气消耗，实现了减少投资和运行成本低、降低系统能耗、降低洗涤塔用贫甲醇冷量品位的发明目的。

Claims (10)

1.一种采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，包括将原料气依次经洗氨塔洗氨、多流股换热器的第一换热通道换热降温后再送入原料气分离罐气液分离，气体进入洗涤塔底部向上经过下部的脱硫段和上部的脱碳段，被贫甲醇洗涤后的净化气由洗涤塔顶部排出，其特征在于，
所述洗涤塔的脱碳段由上至下分为脱碳段Ⅰ段、脱碳段Ⅱ段和脱碳段Ⅲ段，所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后部分进入脱碳段Ⅱ段吸收CO2，其余部分进入脱硫段顶部洗涤原料气中的硫；所述脱碳段Ⅱ段的含碳甲醇液经冷却后进入脱碳段Ⅲ段吸收CO2；
所述脱碳段Ⅲ段的含碳富甲醇液经换热降温、减压后经CO2闪蒸塔闪蒸，塔釜液再送入富碳甲醇解吸塔中利用PSA解吸气气提；所述洗涤塔的脱硫段底部的含硫富甲醇液经换热降温、减压进入H2S闪蒸塔，塔釜液再经减压后送至H2S浓缩塔下段；
所述H2S浓缩塔底部的塔釜液送入氮气气提塔进行气提，氮气气提塔顶部气体回送H2S浓缩塔，底部塔釜液部分经加压冷却后送入洗涤塔的脱硫段中部洗涤原料气中的碳，其余部分外排。
2.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述脱碳段Ⅰ段的含碳富甲醇液经冷却后总质量的30-40％进入脱碳段Ⅱ段，其余部分进入脱硫段。
3.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述富碳甲醇解吸塔的底部塔釜液一部分加压后进入洗涤塔的脱碳段Ⅰ段，其余部分经减压后送入H2S浓缩塔的上段。
4.如权利要求3所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述富碳甲醇解吸塔底部的塔釜液总质量的70-80％加压后进入洗涤塔的脱碳段Ⅰ段，其余部分经减压后送入H2S浓缩塔的上段。
5.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述氮气气提塔的底部塔釜液总质量的50-60％经加压冷却后送入洗涤塔的脱硫段中部，其余部分外排。
6.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述CO2闪蒸塔和H2S闪蒸塔顶部的闪蒸气加压后与洗氨后的原料气混合送入多流股换热器的第一换热通道。
7.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述H2S浓缩塔顶部的CO2尾气先与出洗涤塔脱硫段的含硫富甲醇液换热，再经所述多流股换热器的第二换热通道与原料气进一步换热，最后送入水洗塔洗涤后排出。
8.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述富碳甲醇解吸塔顶部的尾气与PSA解吸气换热后经所述多流股换热器的第三换热通道与原料气进一步换热后去焚烧。
9.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述洗涤塔顶部的净化气与出脱碳段Ⅲ段的含碳富甲醇液换热后再经所述多流股换热器的第四换热通道与原料气进一步换热后排出。
10.如权利要求1所述的采用低温甲醇脱除低压原料气中低分压酸性气的工艺，其特征在于，所述原料气为荒煤气经转化压缩、CO变换后得到的低压原料气。
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