本發(fā)明涉及氣體凈化領(lǐng)域，尤其是涉及一種適用于富含二氧化碳的粗甲烷氣體在利用低溫甲醇洗工藝脫碳的過程中聯(lián)產(chǎn)部分高濃度液體二氧化碳的方法。
背景技術(shù)：
：二氧化碳被廣泛應(yīng)用于化工、機(jī)械、食品、農(nóng)業(yè)、醫(yī)藥、煙草、消防等行業(yè)，不僅用途廣泛，其需求量也日益增大，開發(fā)應(yīng)用前景廣闊。在我國的二氧化碳生產(chǎn)中，大都集中于機(jī)械、冶金等非化工行業(yè)，生產(chǎn)規(guī)模小，設(shè)備配套差，造成了產(chǎn)品質(zhì)量低、能量消耗大，市場能力小。生產(chǎn)液體CO2的原料氣來源主要有高溫煅燒石灰石過程中產(chǎn)生的CO2、酒精生產(chǎn)的發(fā)酵過程中產(chǎn)生的CO2及合成氨尾氣、煤制氣脫碳過程中產(chǎn)生的富CO2氣等，這些氣體中CO2濃度雖然比較高，但均存在壓力低、雜質(zhì)成分復(fù)雜等特點(diǎn)，無論是高壓法、高中低壓法、低溫低壓法生產(chǎn)液體二氧化碳，上述原料氣都要經(jīng)凈化除雜、干燥、壓縮等工序處理，而氣體壓縮過程的能耗占比又較大，造成生產(chǎn)液體CO2產(chǎn)品的裝置投資及能耗偏高。現(xiàn)代煤化工將固體的煤經(jīng)氣化爐制得合成氣，再以合成氣為原料制取甲醇、天然氣、合成油等產(chǎn)品，隨著氣化技術(shù)的不同，由氣化制得的合成氣的壓力一般為3.5MPa(G)～6.5MPa(G)。目前的煤化工裝置中大都采用脫硫脫碳裝置將合成氣中的硫化物及CO2分離，在脫硫脫碳裝置得到壓力極低的高濃度CO2，這部分氣體要么直接排放，要么還需要進(jìn)一步脫硫、凈化、加壓、降溫來生產(chǎn)液體CO2。在現(xiàn)代煤化工產(chǎn)業(yè)鏈中，存在高壓、富含二氧化碳的中間產(chǎn)品，同時(shí)現(xiàn)代煤化工裝置規(guī)模都很大，如能將這部分高壓的中間產(chǎn)品氣中的CO2氣體部分液化制得液體CO2產(chǎn)品，其產(chǎn)品規(guī)模也非常巨大，并可省去常規(guī)液體CO2生產(chǎn)過程中氣體壓縮、冷卻的能耗。如中國專利ZL201010599841.0中公開的低溫甲醇洗工藝酸性氣脫除工藝，此工藝中低溫甲醇洗吸收二氧化碳及甲醇再生時(shí)，能耗很高。因此，若能開發(fā)出一種結(jié)合低溫甲醇洗與生產(chǎn)高濃度液體二氧化碳的工藝，通過結(jié)合二者的工藝過程中的能源互補(bǔ)，勢必能大大減少兩者分開進(jìn)行的能耗。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明的目的就是為了克服上述現(xiàn)有技術(shù)存在的缺陷而提供一種利用低溫甲醇洗工藝聯(lián)產(chǎn)高濃度液體CO2的方法。本發(fā)明的目的可以通過以下技術(shù)方案來實(shí)現(xiàn)：一種利用低溫甲醇洗工序聯(lián)產(chǎn)高濃度液體CO2的方法，包括高濃度液體CO2生產(chǎn)工序和低溫甲醇洗工序，所述的高濃度液體CO2生產(chǎn)工序包括以下步驟：(A)富CO2原料氣脫水處理后，冷卻，再送入第一氣液分離罐；(B)第一氣液分離罐底部冷凝的液相物流送入CO2產(chǎn)品提純塔提純精制，CO2產(chǎn)品提純塔底部精制得到高純度液體CO2，塔頂氣相經(jīng)壓縮提壓后與第一氣液分離罐頂部輸出的氣相物流一起作為含碳?xì)怏w送入脫碳塔底部；所述的低溫甲醇洗工序包括以下步驟：(C)脫碳塔頂部的低溫貧甲醇吸收從脫碳塔底部進(jìn)入的含碳?xì)怏w中的二氧化碳，作為富甲醇從脫碳塔底部輸出，其中，一部分進(jìn)入甲烷氣提塔頂部，另一部分進(jìn)入脫硫塔頂部，脫碳塔塔頂氣相換熱后排出；(D)進(jìn)入脫硫塔頂部的富甲醇作為吸收劑，處理從脫硫塔底部進(jìn)入的預(yù)處理后的含硫混合氣，其中，脫硫塔塔底液相富甲醇進(jìn)入H2S濃縮塔，脫硫塔塔頂氣相一部分換熱后排出，另一部分進(jìn)入甲烷氣提塔塔底；(E)脫碳塔底部的部分富甲醇經(jīng)減壓后進(jìn)入甲烷氣提塔頂部，再經(jīng)甲烷氣提塔底處的來自脫硫塔的部分塔頂氣相氣提，在甲烷氣提塔塔頂產(chǎn)生富甲烷氣相送入甲烷化裝置，甲烷氣提塔塔底液相處理后進(jìn)入H2S濃縮塔；(F)從脫硫塔和甲烷氣提塔排出的塔底液相進(jìn)入H2S濃縮塔中減壓閃蒸，并用氮?dú)鈿馓幔斏傻奈矚夥趴?，塔底富含H2S的液相進(jìn)入甲醇熱再生塔，經(jīng)熱再生后，甲醇熱再生塔塔頂析出酸性氣體送出界區(qū)，塔底再生后的吸收劑貧甲醇送至脫碳塔循環(huán)利用。高濃度液體CO2生產(chǎn)工序中：所述的富CO2原料氣脫水后的冷卻分為預(yù)冷卻與深度冷凝兩步，預(yù)冷卻中，富CO2原料氣一部分與CO2產(chǎn)品提純塔底部輸出的高純度液體CO2換熱預(yù)冷，另一部分與從脫碳塔和H2S濃縮塔排出的塔頂氣相換熱預(yù)冷，然后兩部分富CO2原料氣一起進(jìn)行深度冷凝。CO2產(chǎn)品提純塔塔底輸出的高純度液體CO2分為三部分，其中，一部分與富CO2原料氣換熱后返回CO2產(chǎn)品提純塔塔釜，一部分與富CO2原料氣換熱后放空，剩余一部分作為高濃度液體CO2產(chǎn)品輸出。步驟(D)中：含硫混合氣的預(yù)處理為：第三氣液分離罐頂部氣相和第四氣液分離罐頂部氣相經(jīng)混合壓縮后，與含硫變換氣、液體甲醇混合，然后與從脫硫塔頂部排出的部分塔頂氣相換熱后，進(jìn)入第二氣液分離罐，分離出的頂部含硫混合氣進(jìn)入脫硫塔處理，底部液相送入后續(xù)的甲醇水分離塔；脫硫塔塔底液相進(jìn)入H2S濃縮塔之前還進(jìn)行預(yù)處理，具體為：脫硫塔塔底液相經(jīng)過換熱冷卻、減壓，進(jìn)入第三氣液分離罐，分離出頂部氣相經(jīng)壓縮后返回脫硫塔處理，底部液相進(jìn)入H2S濃縮塔。步驟(E)甲烷氣提塔中：塔頂氣相先換熱預(yù)冷卻從甲醇熱再生塔排出的塔頂氣相，再送至甲烷化裝置；塔底液相先換熱冷卻、減壓，再送入第四氣液分離罐，分離出頂部氣相經(jīng)壓縮后返回脫硫塔處理，底部液相進(jìn)入H2S濃縮塔。步驟(F)H2S濃縮塔中：側(cè)部輸出部分H2S濃縮物料，分別與從脫碳塔和甲醇熱再生塔排出的塔底液相換熱后，再返回H2S濃縮塔中處理；塔底H2S濃縮液相物料與甲醇熱再生塔塔底液相換熱后進(jìn)入甲醇熱再生塔。步驟(F)甲醇熱再生塔中：塔頂氣相經(jīng)冷凝后進(jìn)入第五氣液分離罐，分離出頂部氣相送出界區(qū)，底部液相返回甲醇熱再生塔。富CO2原料氣脫水處理后的含水量小于100ppm(v/v％)。富CO2原料氣脫水處理的方法，包括但不限于采用分子篩、活性氧化鋁、硅膠、甘醇溶液及離子液體吸收等，其脫水系統(tǒng)可以采用一系列或多系列布置。富CO2原料氣冷凝后進(jìn)入第一氣液分離罐時(shí)的物流溫度為0℃～-56℃，優(yōu)選為-5℃～-40℃。CO2產(chǎn)品提純塔的塔頂壓力為0.5MPa(G)～6MPa(G)，溫度為-15℃～-56℃，塔底壓力為0.5MPa(G)～6MPa(G)，溫度為25℃～-50℃。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有以下優(yōu)點(diǎn)：(1)通過結(jié)合低溫甲醇洗工序和高濃度液體二氧化碳生產(chǎn)工序中不同物料之間的溫度、原料等的差異，使得在整個(gè)系統(tǒng)中，不同塔之間可以實(shí)現(xiàn)排放物與原料的相互轉(zhuǎn)換，各股物流之間也可以實(shí)現(xiàn)熱量或冷量的交換，相比于兩個(gè)工序相互獨(dú)立運(yùn)行的情況，能耗和物料損耗大大降低，節(jié)能環(huán)保性大大增強(qiáng)。(2)聯(lián)產(chǎn)高濃度液體CO2的濃度可達(dá)到99.9％以上的食品級，產(chǎn)品規(guī)模很大，特別適合于應(yīng)用到現(xiàn)代煤化工裝置中，極好的彌補(bǔ)了脫硫脫碳裝置等的硫化物和低壓力高濃度CO2直接排放而造成環(huán)境污染和物料浪費(fèi)的缺陷。附圖說明圖1為本發(fā)明的結(jié)構(gòu)示意圖。具體實(shí)施方式下面結(jié)合附圖和具體實(shí)施例對本發(fā)明進(jìn)行詳細(xì)說明。實(shí)施例1如圖1所示，利用低溫甲醇洗工藝凈化兩種不同的原料氣，這兩種原料氣分別為來自上游變換裝置的含硫變換氣1與來自甲烷化裝置的富含CO2、不含硫的粗甲烷原料氣10，在利用低溫甲醇洗工藝脫硫脫碳過程中通過本發(fā)明聯(lián)產(chǎn)部分高濃度液體二氧化碳產(chǎn)品。本實(shí)施例中原料氣10的溫度為40℃，壓力5.5MPa(G)，流量為180kNm3/h，原料氣10中各組分的濃度分別為CO2：66.7％，CH4：32.7％，H2：0.16％，N2：0.24％，Ar：0.2％，本發(fā)明通過如下步驟實(shí)現(xiàn)：(1).原料氣10經(jīng)脫水系統(tǒng)11干燥后，原料氣10中含水量小于20ppm；(2).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣一13(由調(diào)節(jié)閥七12控制)，經(jīng)換熱器a14(得到物流15)、換熱器b16冷卻到-15℃送入氣液分離罐a18；(3).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣二29(由調(diào)節(jié)閥八28控制)，經(jīng)換熱器c30、換熱器d31冷卻(得到物流32)，經(jīng)調(diào)節(jié)閥一33送入換熱器b16，冷卻到-15℃的物流17，送入氣液分離罐a18；此時(shí)，還有脫水后的由調(diào)節(jié)閥六35控制的另外部分原料氣三直接與換熱器e36換熱后，送入氣液分離罐a18中；(4).氣液分離罐a18頂部的氣相物流19送入脫碳塔42底部，氣液分離罐a18底部冷凝的液體二氧化碳物料20，經(jīng)減壓閥a21進(jìn)一步減壓后送入CO2產(chǎn)品提純塔22提純精制，在CO2產(chǎn)品提純塔22底部得到提純精制的液體二氧化碳產(chǎn)品95.2t/h，壓力3.0MPa(G)，液體CO2濃度大于99.9％，經(jīng)調(diào)節(jié)閥二38送出產(chǎn)品39；(5).CO2產(chǎn)品提純塔22塔頂氣相25經(jīng)壓縮機(jī)a26增壓后，與氣相物流19一同送入脫碳塔42底部，利用脫碳塔42頂部的低溫貧甲醇25進(jìn)一步吸收混合氣體27中的二氧化碳，脫碳后的氣體43經(jīng)換熱器a14回收冷量后送出；(6).脫碳塔42底部的富甲醇47經(jīng)減壓閥b87減壓后，送入甲烷氣提塔48，甲烷氣提塔頂氣相經(jīng)換熱器m52回收冷量后，送入壓縮機(jī)b50，增壓后的氣體51送出。甲烷氣提塔48的塔底富甲醇經(jīng)換熱器h53冷卻、減壓閥c91減壓后，送入氣液分離罐d54；(7).脫碳塔42底部的富甲醇44，通過泵一45送入換熱器f46及換熱器g49冷卻后，送入脫硫塔6的塔頂，作為含硫混合氣5的吸收劑使用。脫硫塔6的塔底富甲醇10經(jīng)換熱器i56冷卻、減壓閥d92減壓后送入氣液分離罐c55；(8).氣液分離罐d54底部液相81與氣液分離罐c55底部液相82送入后續(xù)的H2S濃縮塔58；H2S濃縮塔58中，采用氮?dú)?5提氣，側(cè)部出料73經(jīng)泵四59輸送，一部分物料75在換熱器g49處提供冷量，另一部分物料74在換熱器o60處提供冷量，再集成側(cè)部混合料72返回H2S濃縮塔58；頂部出料49在換熱器a14提供冷量后作為尾氣86排空；底部出料80經(jīng)泵二61送入換熱器k62中換熱后得到冷卻物料78，再經(jīng)過減壓閥g90減壓后，進(jìn)入甲醇熱再生塔63；甲醇熱再生塔63中，頂部氣相71依次經(jīng)換熱器m52、換熱器n66冷卻，送入氣液分離罐e67中，分離的頂部氣相69放空，底部液相68返回甲醇熱再生塔63；甲醇熱再生塔63底部設(shè)有再沸回路，在再沸回路上設(shè)有換熱器l64。再生的貧甲醇79通過泵三65，一部分貧甲醇70輸出備用，另一部分貧甲醇76依次經(jīng)換熱器k62(得到物流77)、換熱器o60(得到物流25)冷卻后，輸入脫碳塔42；(9).氣液分離罐d54和氣液分離罐c55的氣相83經(jīng)壓縮機(jī)c57增壓后與含硫變換氣1混合，同時(shí)噴入少量的液體甲醇84，進(jìn)一步經(jīng)換熱器j2冷卻后送入氣液分離罐b3，氣液分離罐b3底部液相4送入后續(xù)的甲醇水分離塔，氣液分離罐b3頂?shù)臍庀嗨腿朊摿蛩?；(10).脫硫塔頂氣相一8經(jīng)換熱器j2換熱后作為產(chǎn)物9送出，脫硫塔頂氣相二7經(jīng)減壓閥e88送入甲烷氣提塔48的底部。本實(shí)施例中，所述步驟(1)中采用活性氧化鋁吸收原料氣中的水分，脫水后的原料氣含水量小于20ppm(v/v％)。本實(shí)施例，所述步驟(2)、步驟(3)中換熱器b16設(shè)置一臺，換熱器b16的冷量由丙烯制冷劑提供，通過調(diào)整冷劑的流量控制物流17的溫度為-15℃。本實(shí)施例，所述步驟(4)、步驟(5)中的CO2產(chǎn)品提純塔22的塔頂壓力0.5～3MPa(G)，溫度為-15～-40℃。本實(shí)施例，所述步驟(4)中的CO2產(chǎn)品提純塔22的塔底壓力0.5～3MPa(G)，溫度為-1～-10℃。本實(shí)施例中，采用本發(fā)明的方法與裝置聯(lián)產(chǎn)了135t/h的液體二氧化碳產(chǎn)品，減少了低溫甲醇洗吸收二氧化碳及甲醇再生的相應(yīng)能耗，同時(shí)如果采用常規(guī)工藝生產(chǎn)135t/h、壓力3.0MPa(G)的液體二氧化碳產(chǎn)品，至少需要將0.3MPa(G)的氣相二氧化碳增壓至3.0MPa(G)，同時(shí)利用循環(huán)冷卻水將原料氣冷卻到40℃，再利用制冷劑提供冷量使氣相二氧化碳冷凝，而這個(gè)過程需要消耗的能量如下：壓縮機(jī)功率，kw循環(huán)冷卻水，t/h制冷負(fù)荷，kw能量消耗542052011337實(shí)施例2如圖1所示，利用低溫甲醇洗工藝凈化兩種不同的原料氣，這兩種原料氣分別為來自上游變換裝置的含硫變換氣1與來自甲烷化裝置的富含CO2、不含硫的粗甲烷氣10，在利用低溫甲醇洗工藝脫硫脫碳過程中通過本發(fā)明聯(lián)產(chǎn)部分高濃度液體二氧化碳產(chǎn)品。本實(shí)施例中原料氣10的溫度為40℃，壓力3.1MPa(G)，流量為162kNm3/h，原料氣10中各組分的濃度分別為CO2：68％，CH4：31.33％，H2：0.18％，N2：0.35％，Ar：0.14％，本發(fā)明通過如下步驟實(shí)現(xiàn)：(1).原料氣10經(jīng)脫水系統(tǒng)11干燥后，原料氣10中含水量小于20ppm；(2).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣一13，經(jīng)換熱器a14、換熱器b16冷卻到-30℃送入氣液分離罐a18；(3).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣二29，經(jīng)換熱器c30、換熱器d31冷卻，經(jīng)調(diào)節(jié)閥一33送入換熱器b16，冷卻到-30℃的物流17，送入氣液分離罐a18；(4).氣液分離罐a18頂部的氣相物流19送入脫碳塔42底部，氣液分離罐a18底部冷凝的液體二氧化碳20，經(jīng)減壓閥a21進(jìn)一步減壓后送入CO2產(chǎn)品提純塔22提純精制，在CO2產(chǎn)品提純塔22底部得到提純精制的液體CO2產(chǎn)品126t/h，壓力1.5MPa(G)，液體CO2濃度大于99.9％，經(jīng)調(diào)節(jié)閥二38送出。本實(shí)施例，所述步驟(4)中的CO2產(chǎn)品提純塔22的塔頂壓力1.5～2.5MPa(G)，溫度為-15～-45℃，塔底壓力1.5～2.5MPa(G)，溫度為-1～-20℃。本實(shí)施例中，采用本發(fā)明的方法與裝置聯(lián)產(chǎn)了126t/h的液體二氧化碳產(chǎn)品，減少了低溫甲醇洗吸收二氧化碳及甲醇溶液再生的相應(yīng)能耗，同時(shí)如果采用常規(guī)工藝生產(chǎn)126t/h、壓力1.5MPa(G)的液體二氧化碳產(chǎn)品，至少需要將0.3MPa(G)的氣相二氧化碳增壓至1.5MPa(G)，利用循環(huán)冷卻水將原料氣冷卻到40℃，再利用制冷劑提供冷量使氣相二氧化碳冷凝，而這個(gè)過程需要消耗的能量如下：壓縮機(jī)功率，kw循環(huán)冷卻水，t/h制冷負(fù)荷，kw能量消耗327031512662實(shí)施例3如圖1所示，利用低溫甲醇洗工藝凈化兩種不同的原料氣，這兩種原料氣分別為來自上游變換裝置的含硫變換氣1與來自甲烷化裝置的富含CO2、不含硫的粗甲烷氣10，通過本發(fā)明的方法與裝置，可靈活調(diào)節(jié)液體二氧化碳產(chǎn)品的產(chǎn)量。本實(shí)施例中原料氣10的溫度為40℃，壓力5.5MPa(G)，流量為180kNm3/h，原料氣10中各組分的濃度分別為CO2：66.7％，CH4：32.7％，H2：0.16％，N2：0.24％，Ar：0.2％，本發(fā)明通過如下步驟實(shí)現(xiàn)聯(lián)產(chǎn)液體二氧化碳產(chǎn)品：(1).原料氣10經(jīng)脫水系統(tǒng)11干燥后，原料氣10中含水量小于20ppm；(2).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣一13，經(jīng)換熱器a14、換熱器b16冷卻到-15℃送入氣液分離罐a18；(3).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣二29，經(jīng)換熱器c30、換熱器d31冷卻，經(jīng)調(diào)節(jié)閥一33送入換熱器b16，冷卻到-5℃的物流17，送入氣液分離罐a18；(4).氣液分離罐a18頂部的氣相物流19送入脫碳塔42底部，氣液分離罐a18底部冷凝的液體二氧化碳20，經(jīng)減壓閥a21進(jìn)一步減壓后送入CO2產(chǎn)品提純塔22提純精制，在CO2產(chǎn)品提純塔22底部得到提純精制的液體二氧化碳產(chǎn)品41t/h，液體CO2濃度大于99.9％，經(jīng)調(diào)節(jié)閥38送出；本實(shí)施例，所述步驟(4)中的CO2產(chǎn)品提純塔22的塔頂壓力1.5～3MPa(G)，溫度為-15～-40℃，塔底壓力1.5～3MPa(G)，溫度為-1～-10℃。本實(shí)施例中，采用本發(fā)明的方法與裝置聯(lián)產(chǎn)了41t/h的液體二氧化碳產(chǎn)品，減少了低溫甲醇洗吸收二氧化碳及甲醇溶液再生的相應(yīng)能耗，同時(shí)如果采用常規(guī)工藝生產(chǎn)41t/h、壓力3.0MPa(G)的液體二氧化碳產(chǎn)品，至少需要將0.3MPa(G)的氣相二氧化碳增壓至3.0MPa(G)，利用循環(huán)冷卻水將原料氣冷卻到40℃，再利用制冷劑提供冷量使氣相二氧化碳冷凝，而這個(gè)過程需要消耗的能量如下：壓縮機(jī)功率，kw循環(huán)冷卻水，t/h制冷負(fù)荷，kw能量消耗16261573402采用本發(fā)明，當(dāng)不需要聯(lián)產(chǎn)液體二氧化碳產(chǎn)品時(shí)，通過如下步驟實(shí)現(xiàn)：(1).原料氣10經(jīng)脫水系統(tǒng)11干燥后，原料氣10中含水量小于20ppm；(2).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣一13，經(jīng)換熱器a14、換熱器b16冷卻到-15℃送入氣液分離罐a18；(3).經(jīng)步驟(1)脫水后的部分原料氣二29，經(jīng)換熱器c30、換熱器d31冷卻，經(jīng)調(diào)節(jié)閥二34送入氣液分離罐a18；(4).氣液分離罐a18頂部的氣相物流19送入脫碳塔42底部，氣液分離罐a18底部冷凝的液體二氧化碳20，經(jīng)減壓閥a21進(jìn)一步減壓后送入CO2產(chǎn)品提純塔22提純精制，在CO2產(chǎn)品提純塔22底部得到提純精制的液體二氧化碳產(chǎn)品；(5).減小或關(guān)閉調(diào)節(jié)閥三38的開度，減少液體二氧化碳產(chǎn)品的產(chǎn)量，同時(shí)增大調(diào)節(jié)閥四37和調(diào)節(jié)閥五40的開度，并依次通過換熱器d31和換熱器e36回收液體二氧化碳?xì)饣^程中放出的冷量，氣體二氧化碳41在安全位置放空。上述的對實(shí)施例的描述是為便于該
技術(shù)領(lǐng)域：
的普通技術(shù)人員能理解和使用發(fā)明。熟悉本領(lǐng)域技術(shù)的人員顯然可以容易地對這些實(shí)施例做出各種修改，并把在此說明的一般原理應(yīng)用到其他實(shí)施例中而不必經(jīng)過創(chuàng)造性的勞動。因此，本發(fā)明不限于上述實(shí)施例，本領(lǐng)域技術(shù)人員根據(jù)本發(fā)明的揭示，不脫離本發(fā)明范疇所做出的改進(jìn)和修改都應(yīng)該在本發(fā)明的保護(hù)范圍之內(nèi)。當(dāng)前第1頁1 2 3