CN116857899A - 一种适用于脱碳lng气体制取二氧化碳的系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，本发明采用2塔变压变温吸附分子筛脱水，低压再生气能量及再生气利用；在脱硫方面，COS利用压缩机两段压缩的压缩热减少循环水消耗，同时脱除H2S和COS；本发明仅采用一台过冷器和精馏塔“直接精馏”制取LCO2，本发明脱烃装置设置在脱硫工序后，利用脱硫热源且设置脱烃塔前预热器和塔后空冷器充分利用脱硫热源，减少热源和循环水冷能消耗；本发明采用一台过冷器和精馏塔“直接精馏”制取LCO2，本发明的设备能同时捕集排放气中的碳元素制取液体二氧化碳，也可以捕集硫元素并脱除回收，本发明具有采用设备少，投资少，流程短，安装工程相对简便和保护环境，节能减排的特点。

Description

一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统
技术领域
本发明属于制取食品级液体二氧化碳技术领域，具体涉及一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统。
背景技术
液态二氧化碳常用于制冷剂，航空设备，电子元器件的低温试验，食品级别的二氧化碳在食品冷藏，饮料碳酸化方面有也有很广泛的应用，其用量较大，另外高纯度的二氧化碳还主要用于电子工业，医学研究，二氧化碳激光器，检测仪器校正气及配置其他特种混合气，目前LNG工厂脱碳工序采用MDEA湿法脱碳工艺，原料天然气中的CO2和硫在MDEA解析塔塔顶作为不凝气排放。不凝气中的二氧化碳和硫以及少量烃类物质直接高点排放既增加了大气的污染物排放量，又浪费了某些原料成分；据统计，2021年中国液化天然气年排放200余万吨CO2。CO2的排放会大气温室效应的不断加剧导致全球气候变暖，产生一系列当今科学不可预测的全球性气候问题；中国CO2排放力争于2030年前达到峰值，努力争取2060年前实现碳中和。对于LNG工厂的脱碳排放气的CO2捕集技术愈发重要。
专利CN104474871A，名称为“甲醇尾气回收利用制取LNG的方法”，此专利采用的是驰放气MDEA湿法脱碳、分子筛干燥脱水及脱烃、单一冷剂氮气节流膨胀制冷循环、冷箱液化及冷箱后端低温精馏工艺生产LNG，该专利除了采用现有技术的分子筛脱水，并且采用3塔流程等压变温吸附脱水和重烃。
专利CN114440551A，名称为“富含氮气的油田伴生气混烃回收及干气低温液化装置及方法”，此专利采用的是富含氮气的油田伴生气混烃MDEA湿法脱碳、分子筛干燥脱水及脱烃、混合冷剂节流膨胀制冷循环、冷箱液化及冷箱段间低温精馏脱除混烃和氮气工艺生产LNG。
上述两件现有技术的缺点是：因为采用3塔流程等压变温吸附脱水和重烃工，需要复热后的不凝气作为再生气，因此需要用压缩机加压，才能达到再生气循环，同时需要设置再生气冷却器和分离器，因此增加了3台设备投资，增加了压缩机能耗和循环冷却水的用量，同时因为上述设备的增加，也就增加了动力电耗和冷却介质的用量，浪费了再生热。
专利CN110801639A，名为“一种工业尾气多级液化及分级制冷回收二氧化碳方法”，该专利采用精馏塔精馏制取LCO2的技术，
缺点是：需要再生气冷却器，并且在精脱塔的塔釜外还需要设置经济器，另外还需要第二余冷回收器、一级冷凝器、二级冷凝器等3台设备，除此之外另外还需要增加5台换热器，因此在设备费用，安装施工，场地占用方面都不经济，在工艺流程方面，由于现有技术采用3.3MPa的工艺，需要的流程也较长，所以需要增加设备。
专利CN114518016A，名为“二氧化碳捕集液化回收装置及方法”，该技术采用压缩前仅脱出H2S,未考虑脱除COS或在液化工序脱除COS；在脱水工序，现有技术采用的是将LNG工厂的净化天然气采用等压变温干燥脱水，为了干燥脱水就需要设置再生气冷却器和再生气分离器；在液化精馏工序现有技术采用的是冷箱液化加精馏塔精馏二级精馏液化。具有以下几个方面的不足：
1、脱硫工序的问题：
(1)现有技术因为LNG工厂脱酸气CO2的压力低，未压缩脱硫就会导致脱硫塔操作压力低，就需要加大设备的尺寸，设备大了就需要增加占地面积、加上管道等相应设备，一次性投资就会大幅度增加。
(2)现有技术采用液化冷箱和经精馏二级脱硫，还需要增加压缩机末级冷却器和分离器两台设备。
(3)现有技术采用的是冷箱液化加精馏塔精馏二级精馏液化，因此需要冷箱系统的设备投资，因此而造成二氧化压缩机能耗并增加设备投资；
现有技术的二氧化碳原料气压缩机采用三段压缩，由于液化采用冷箱加精馏塔二级精馏液化，相比会增加能耗20％，设备增加50％。
专利CN106315545A，名为“一种合成氨脱碳解析液态二氧化碳的加工工艺”，该技术在脱硫工序的COS水解温度为60℃，设置有脱硫加热器和脱硫冷却器，脱烃工序设置在一级低温冷凝提纯和二级低温精馏之间，设置有1台脱硫冷却器和冷却循环水；在液化工序采用低温预冷、一级低温提纯、二级低温精馏液化工艺，冷能采用液氨蒸发制冷。
该专利的缺点是：
由于现有技术的COS水解温度为60℃，所以需要脱硫加热器和脱硫冷却器，因此需要增设压缩机末级冷却器、分离器、脱硫加热器、脱硫冷却器等4台设备，因此增加了设备的投资。
脱烃设置在一级低温冷凝提纯和二级低温精馏之间，需要增设1台脱硫冷却器和冷却循环水，还增加了冷能消耗；
液化工序采用低温预冷、一级低温提纯、二级低温精馏液化工艺，冷能采用液氨蒸发制冷，因此需要增加低温预冷器和一级提纯塔两台设备，因此投资较大。
专利CN107062798A，名为“气体二氧化碳液化系统及方法”，现有技术采用3塔变压变温吸附脱水工艺，仅有脱水和液化工序。
现有技术的缺点：采用3塔变压变温吸附脱水工艺，需要多设置吸附塔1台，附带需要开关阀数量多9台，因此增加了设备、管线阀门和占地等一次性投资，直接将220℃以上的气体排放到大气，导致周边大气的环境温度升高，还可能增加高温烫伤职业病危害。
现有专利技术二氧化碳原料气压缩机采用多段压缩(出口压力5～7MPa)，导致二级精馏液化会增加能耗20％，设备会增加50％。
综上所述，现有技术实现制取二氧化碳的同时，归纳有四种主要的问题：一是需要设备多，投资大，占土多；二是因为设备多，带来的安装工艺复杂，生产工艺流程长，三是不能充分利用资源，造成能源浪费的问题；四是在排放方面还存在对环境的不良结果，以及对人员和设备造成伤害的隐患，这就是本发明要解决的技术问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题在于，解决现有技术需要设备多，占用土地多、造成投资增大、安装工艺复杂，生产工艺流程长、不能充分利用资源，造成能源浪费和对环境的不良结果的问题。
为了实现上述目的，本发明采用的技术方案是：
一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，包括原料气压缩段装置、催化氧化脱烃段装置、干燥脱水段和精馏段装置；
在原料气压缩段的装置依次连接原料气压缩一段、精脱硫塔和原料气压
缩二段，在精脱硫塔的进口与出口两端分别连接的原料气压缩一段和原料气压缩二段，在压缩机一段和精馏塔之间设置有冷却器和分离器，压缩机二段不设置冷却和分离器；
在原料气压缩二段后端连接一级和二级精脱硫塔；在精脱硫塔之后连接催化氧化脱烃段，所述催化氧化脱烃段依次连接有进出塔换热器、脱烃加热器、脱烃反应塔、脱烃气空冷器，在催化氧化脱烃段后面连接净化气节能器；
经过净化气节能器之后，连接干燥脱水装置，干燥脱水装置包括分子筛干燥脱水、再生器加热器、两座干燥塔、后置过滤器和前置过滤器，然后连接精馏段；
精馏段包括精馏塔，在精馏塔内顶部的入口端设置有塔顶冷凝器，在塔底出口端设置有再沸器。
所述干燥脱水端的后置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的后端，前置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的入口前。
所述精馏塔的最末端分别设置有过冷器E107和闪蒸分离器、丙烷循环压缩机X101设置在精馏塔的外面，通过管道和阀门实施循环，在过冷器后端依次连接二氧化碳储罐和二氧化碳泵。
所述闪蒸分离器出口设置在精馏塔外，用于采出再生气，所述精馏塔与过冷器分别相互连通丙烷循环压缩机。
所述的连接均有管件和阀件连接，连接管件与阀门的口径根据设计生产规模与流量确定。
所述泄压阀和升压阀分别设置在干燥塔A和干燥塔B顶部出口端的管路上，用于减少低压再生气加压系统的设置和能耗，泄压阀和升压阀通过管路连接相应系统设备。
所述催化氧化脱烃段依次连接的脱烃加热器设置在塔前，所述脱烃气空冷器设置在塔后。
在所述干燥脱水装置的干燥塔设置升压和泄压阀，所述泄压阀和升压阀分别设置在干燥塔A和干燥塔B顶部出口端外面的管路上，用于减少低压再生气加压系统的设置和能耗，泄压阀和升压阀通过管路连接相应系统设备。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
1、本发明设置的E101塔前预热器，充分利用烃类催化氧化反应热，升温脱烃原料气，在E101内来自R101的脱烃气温度为430℃，与120℃脱硫气换热后降低到250℃，回收了脱烃反应热，脱硫气由120℃升温至250℃，减少E102电加热器的能耗46.43％。
2、采用精馏自身排放的塔顶不凝汽变压变温吸附脱水，能有效利用冷能，同时减少与原有LNG工厂的联动保证本专利装置稳定，E103采用空冷器设计，来自E101的250℃的脱烃气经空冷器E103降温到50℃，充分利用了大气环境冷能，不需要循环水冷却，因此减少循环水用量100％。由于充分利用催化氧化燃烧热，还减少了46.43％传统的加热能源，对节能减排具有非常重要的作用。
3、在脱水再生气部分，设置的升压和减压阀，减少了低压再生气加压系
统设置和能耗，减少了现有技术必须要的低压再生气压缩机设备，因此减少了建设投资；本发明再生气利用了精馏液化塔顶不凝气和不凝气的冷量，与传统工艺利用原料气为再生气工艺相比，原料气减少15％，还可以减少对循环冷却水的消耗，节能降耗。
4、本发明除了精馏塔外只采用塔外一台产品过冷器和精馏塔，精馏塔的塔底再沸器和塔顶冷凝器统一设置在塔内，干燥后的原料气和再生气直接进入塔底再沸器换热器提供热能；本专利塔顶不凝气与干燥原料气一次换热；另外本专利精馏压力2.2MPa，具有流程短，投资少，冷能利用合理的技术优点。
5、本发明的液化精馏部分采用丙烷蒸发制冷，直接精馏，减少了冷箱系统的设备投资和冷箱系统的阻力损失，减少二氧化压缩机能耗和设备投资，二氧化碳原料气压缩机采用二段压缩，出口压力2.5MPa，大幅度减少了二级精馏液化的能耗，还减少了50％的设备。
6、本发明在脱烃塔前设置了脱烃塔前换热器，进塔原料气和出塔脱烃器换热，提高了入塔气的温度，降低了出塔气的温度，既回收利用了脱烃的反应热减少了外加热源能耗消耗，又减少了脱烃气冷却介质的消耗。本项目脱烃气末端设置了空冷器，充分利用环境冷能减少循环水冷却介质的消耗。
7、在本发明的液化段，减少低温预冷器和一级提纯塔两台设备，设备少了流程就短，占地小，管线和仪表阀门都会减少，这样既减少了投资又从本质安全上减少了跑冒漏滴，减少了控制回路，减少了自控故障风险。
8、本发明采用2塔变温变压吸附，从工艺设计方面利用了泄压阀和升压阀的控制，与原有专利技术相比开关阀数量减少9台，因此减少了设备、管线阀门和占地等一次性投资。将再生气热能在精馏液化工序充分回收，同时降温后经过节流降温至50℃后排入大气，既回收了热能有减少大气周边的环境温度升高，本质上减少高温烫伤职业病危害。
附图说明
图1为本发明的设备流程图
图2为本发明的工艺流程图
附图序号及名称：C101：原料气压缩机；E101：进出塔换热器；E102:脱烃加热器；E103:脱烃气空冷器；E104:净化气节能器；E105:再生气加热器；E107:过冷器；F101A:前置过滤器；F101B:后置过滤器；T101：精脱硫塔；T102：一级精脱硫塔；T103：二级精脱硫塔；T105:精馏塔；T104B：干燥塔B；T104A:干燥塔A；P101A:二氧化碳泵A；P101B:二氧化碳泵B；S101:闪蒸分离器；R101:脱烃反应塔；X101:丙烷循环冰机。
具体实施方式
下面将结合附图以及具体实施例来详细说明本发明，在此本发明的示意性实施例以及说明来解释本发明，但并不作为对本发明的限定。
在本发明的描述中，需要理解的是，术语“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。
实施例1
如图1-2所示，本发明所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，包括原料气压缩装置、催化氧化脱烃装置、干燥脱水和精馏装置；
在原料气压缩段的装置依次连接原料气压缩一段、精脱硫塔和原料气压
缩二段，在精脱硫塔的进口与出口两端分别连接的原料气压缩一段和原料气压缩二段，在压缩机一段和精馏塔之间设置有冷却器和分离器，压缩机二段不设置冷却和分离器；
原料气(工厂的LNG脱碳排放气)来自界区压力为0.01～0.03MPa(G)、温度45℃的CO2原料气体，进入二氧化碳原料气压缩机C101入口的一级缓冲罐，经CO2压缩机一级压缩升压至0.8～0.9MPaG后，依次经过一段冷却器(空冷器或循环水冷却器，具体根据所在地气象资料决定)、一段分离器冷却降温分离后温度为40℃，来自原料气压缩机C101一段分离器出口压缩气体进入精脱硫塔T101,经过精脱硫塔T101的活性炭精脱硫剂脱除无机硫H2S，精脱硫塔T101出口脱硫气中H2S浓度≤0.1PPm，脱除H2S的原料气继续返回原料气压缩机C101继续压缩。精脱硫塔T101出口气体进入原料气压缩机C101二段压缩机入口，经过原料气压缩机C101二段压缩机增压至2.5MPaG后，原料气压缩机C101二段压缩机出口气体120～140℃进入二级水解精脱硫系统脱硫。
在原料气压缩二段的装置后端连接一级和二级精脱硫塔；在精脱硫塔之后连接催化氧化脱烃段，所述催化氧化脱烃段依次连接有脱烃加热器、进出塔换热器、脱烃反应塔、脱烃气空冷器，在催化氧化脱烃段后面连接净化气节能器；
来自原料气压缩机C101二段出口气体首先进入一级精脱硫塔T102进行一级水解脱硫，一级精脱硫塔T102上部设置水解精脱硫剂，下部设置氧化锌精脱硫剂，一级精脱硫塔T102底部出口气体自二级精脱硫塔T103顶部进入二级精脱硫塔T103进行二级水解精脱硫，二级精脱硫塔T103上部设置水解精脱硫剂，中部设置氧化锌精脱硫剂，底部设置高效精脱硫剂，经过二级精脱硫塔T103二级水解精脱硫后的气体中的总硫含量为0.1PPm。
来自二级精脱硫塔T103的脱硫气110℃～130℃，压力2.4MPaG，进入进出塔换热器E101与脱烃反应塔R101出口气体(430℃，2.3MPaG)换热升温后，进入脱烃加热器E102电加热器加热达到400℃，然后进入脱烃反应塔R101，原料气中的C1～C4烷烃在贵金属催化剂作用下，进行催化氧化反应，生成CO2和H2O。经过反应后，原料气中的C1～C4烷烃含量小于1ppm。脱氢气体经过进出塔换热器E101后进入脱烃气空冷器E103利用环境空气冷能降温到50～60℃后，去下游脱水干燥工序。
经过净化气节能器之后，连接干燥脱水装置，干燥脱水装置包括分子筛干燥脱水器、再生器加热器、两座干燥塔、后置过滤器和前置过滤器，然后连接精馏段；
自脱烃气空冷器E103出口的脱烃转化气进入净化节能器E104中与来自精馏塔T105的塔顶不凝气换热降温至40℃进入干燥脱水工序的前置过滤器F101A,脱除冷凝水分后，进干燥塔(T104A/B)进行脱水干燥。出脱水塔的干燥器气经过后置过滤器F101B后，净化气体中水分≤5PPm,后置过滤器F101B出口气体进入精馏液化工序。
来自精馏塔T105的塔顶不凝气(2.15MPaG,-27.95℃经过净化气节能器E104升温到38℃后，进入再生气加热器E105加热至220℃作为再生气，对干燥塔(T104A/B)吸附剂进行再生，干燥塔(T104A/B)出口的湿基再生气体220℃，不设置再生气冷却器和分离器，直接进入液化精馏工序精馏塔T105再沸器回收热能。
精馏段包括精馏塔，在精馏塔内顶部的入口端设置有塔顶冷凝器，在塔底出口端设置有再沸器。
经干燥后的CO2气体进入提纯液化系统，系统冷量由丙烷制冷机组提供。来自后置过滤器F101B的干燥后的CO2首先进入精馏塔T105内置塔底再沸器1段预冷降温至-12℃，出再沸器后进入精馏塔T105进行低温精馏。来自精馏塔T105内置塔顶冷凝器的塔顶不凝气-27.95℃去净化气节能器E104与脱烃气空冷器E103出口脱烃净化气降温。精馏塔塔顶气经节流后为精馏塔T105内置塔顶冷凝器提供一部分冷量，塔顶的另外一部分冷量由丙烷提供。在精馏塔中，CO2液体被加热后蒸发出其中的轻组分(氮、甲烷)，从而得到满足要求的CO2液体产品。精馏塔T105塔底液相产品经过冷器E107深冷后减压至2.0MPa.G去CO2贮槽做为产品存储。来自干燥塔T104A/B的湿基再生气220℃进入精馏塔T105再沸器2段回收热量后降温到120℃，降温后的湿基再生气在闪蒸分离器S101闪蒸分离器，闪蒸分离出水后降温到50℃高点排放。
所述干燥脱水端的后置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的后端，前置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的入口前。
所述精馏塔的最末端设置有闪蒸分离器、丙烷循环压缩机X101设置在精馏塔的外面，通过管道和阀门实施循环，过冷器E107连接在丙烷循环压缩机与精馏塔的循环管路上，在过冷器后端依次连接二氧化碳储罐和二氧化碳泵。
所述闪蒸分离器出口设置在精馏塔外，用于采出再生气，所述精馏塔与过冷器分别相互连通丙烷循环压缩机。
所述的连接均有管件和阀件连接。
所述泄压阀和升压阀分别设置在干燥塔T104A和干燥塔T104B顶部出口端外部的管路上，用于减少低压再生气加压系统的设置和能耗。泄压阀和升压阀通过管路连接相应系统设备；
所述催化氧化脱烃段依次连接的脱烃加热器设置在塔前，所述脱烃气空冷器设置在塔后。
经过本发明上述四个过程的装置，克服了现有技术需要设备多，占用土地多、投资增大的问题；由于减少了设备，安装工艺相对也就变得简单，生产工艺流程也大幅度缩短，还能充分利用资源，减少资源源浪费，节能减排方面对环境更友好，对人员和设备免除了造成伤害的隐患。
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。

Claims (7)

1.一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，包括原料气压缩装置、催化氧化脱烃装置、干燥脱水装置和精馏装置，其特征在于：
(1)所述原料气压缩装置依次连接原料气压缩一段、精脱硫塔和原料气压缩二段，在精脱硫塔的进口与出口两端分别连接有原料气压缩一段和原料气压缩二段，在原料气压缩一段和精馏塔之间设置有冷却器和分离器，原料气压缩二段不设置冷却和分离器；
(2)在原料气压缩二段装置的后端连接一级和二级精脱硫塔，在精脱硫塔之后连接催化氧化脱烃段，所述催化氧化脱烃段依次连接有进出塔换热器、脱烃加热器、脱烃反应塔、脱烃气空冷器，在催化氧化脱烃段后面连接净化气节能器；
(3)在经过所述净化气节能器之后，连接所述干燥脱水装置，干燥脱水装置包括分子筛干燥脱水、再生器加热器、两座干燥塔、后置过滤器和前置过滤器，然后连接精馏段；
(4)所述精馏装置包括精馏塔，在精馏塔内顶部的入口端设置有塔顶冷凝器，在塔底出口端设置有再沸器。
2.根据权利要求1所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述干燥脱水端的后置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的后端，前置过滤器设置在干燥器T104A与T104B的入口前。
3.根据权利要求2所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述精馏塔的最末端分别设置有过冷器E107和闪蒸分离器、丙烷循环压缩机X101设置在精馏塔的外面，通过管道和阀门实现循环，在过冷器后端依次连接二氧化碳储罐和二氧化碳泵。
4.根据权利要求3所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述闪蒸分离器出口设置在精馏塔外，用于采出再生气，所述精馏塔与过冷器分别相互连通丙烷循环压缩机。
5.根据权利要求4所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述的连接均由管件和阀件连接。
6.根据权利要求5所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述干燥脱水装置的干燥塔设置升压和泄压阀，所述泄压阀和升压阀分别设置在干燥塔A和干燥塔B顶部出口端外面的管路上，用于减少低压再生气加压系统的设置和能耗，泄压阀和升压阀通过管路连接相应系统设备。
7.根据权利要求6所述的一种适用于脱碳LNG气体制取二氧化碳的系统，其特征在于：所述催化氧化脱烃装置依次连接的进出塔换热器、脱烃加热器设置在塔前，所述脱烃气空冷器设置在精馏塔后。
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