本發(fā)明屬于能源化工技術領域，具體涉及一種壓力能和冷能高效回收利用的低溫甲醇洗工藝。

背景技術：

低溫甲醇洗是上世紀50年代由德國林德公司和魯奇公司開發(fā)的一種氣體凈化工藝。它以低溫甲醇做吸收溶劑，脫除原料氣中的酸性組分，因而廣泛應用于合成氨、天然氣脫硫和城市煤氣凈化等行業(yè)。在合成氨工業(yè)中，來自(煤)制氣單元的粗煤氣先經(jīng)變換單元的一氧化碳變換反應最大限度的將co轉化為co2以生產(chǎn)富含h2的變換氣(其中co摩爾濃度≯0.4％)，然后變換氣進低溫甲醇洗，利用低溫甲醇對酸性組分溶解能強的特點，脫除其中的co2和h2s等酸性雜質(使co2濃度≯20ppm，h2s濃度≯0.1ppm；脫除的co2或送尿素單元生產(chǎn)尿素或被排放或回收生產(chǎn)干冰等，富含h2s的酸性氣則送制硫工段生產(chǎn)硫磺或硫酸)，然后進甲烷化或液氮洗單元，在脫除殘存的co和co2后(其碳氧化物總含量≯10ppm)去氨合成單元生產(chǎn)液氨。

低溫甲醇洗的主要設備是h2s吸收塔、co2吸收塔、co2再生塔、熱再生塔、甲醇-水分離塔和中壓閃蒸塔。其中，吸收塔為加強吸附效果采用低溫高壓操作，再生塔由于需在沸騰狀態(tài)將酸性氣體從富液中解吸出來，故采用低壓操作，因此甲醇溶劑在從貧液到富液，又從富液到貧液的循環(huán)過程中存在減壓的現(xiàn)象，如出自中壓閃蒸塔側線和底部分別富含co2和co2/h2s的甲醇就減壓進入co2再生塔，造成壓力能損失。以某45萬噸/年合成氨裝置低溫甲醇洗單元為例，中壓閃蒸塔分別從側線和底部抽出甲醇富液108t/h和206t/h，它們均從1.42mpag減壓到0.09mpag，壓差損失達1.33mpa。如能回收這兩股流體的壓力能或發(fā)電或驅動熱再生塔最貧甲醇泵等動力設備，則不但可以增收電能(或節(jié)省電耗)，還可以因此產(chǎn)生低溫冷量，或用于本單元或外輸?shù)狡渌ざ?如合成氨和空分)，以減少裝置的壓縮制冷蒸汽消耗。另外，低溫甲醇洗單元換冷流程的現(xiàn)有配置是：出自co2再生塔下部再吸收段底部富含h2s的甲醇富液二次(以上述45萬噸/年合成氨裝置低溫甲醇洗工段為例，其流量421t/h、約-25.8℃)直接跟出自熱再生塔的最貧甲醇(415t/h、約100℃)換冷，將最貧甲醇冷卻到-7.3℃送co2吸收塔，自身升溫到77.4℃進熱再生塔，這是典型的高冷低用。如果能用循環(huán)熱水或循環(huán)水或空氣預冷100℃的最貧甲醇，則可置換出等量約-13.1℃～-25.8℃的冷量約5279kw，或自用降低本裝置的制冷負荷或轉移給鄰近的冷阱。

技術實現(xiàn)要素：

針對以上現(xiàn)有技術能量損失的缺陷，本發(fā)明的目的在于提供一種壓力能和冷能高效回收利用的低溫甲醇洗工藝。

本發(fā)明目的通過以下技術方案實現(xiàn)：

一種壓力能和冷能高效回收利用的低溫甲醇洗工藝，包括如下處理步驟：

(1)將中壓閃蒸塔側線抽出甲醇富液和底部甲醇富液經(jīng)節(jié)流降壓后進co2再生塔，調(diào)整為先進新增的液力透平膨脹做功降溫降壓，再進新增的低溫循環(huán)工質換熱器回收低溫冷能，然后進co2再生塔；

(2)將熱再生塔最貧甲醇與經(jīng)甲醇循環(huán)冷卻器換熱后的co2再生塔底甲醇富液直接通過富/貧甲醇換熱器換冷，調(diào)整為最貧甲醇先進新增的預冷器降溫，經(jīng)甲醇循環(huán)冷卻器換熱后的co2再生塔底甲醇富液先進新增的低溫循環(huán)工質換熱器回收低溫冷能，然后最貧甲醇與甲醇富液再通過富/貧甲醇換熱器換冷。

進一步地，步驟(1)中新增液力透平和低溫循環(huán)工質換熱器不影響甲醇富液進入co2再生塔的溫度、壓力等參數(shù)。

進一步地，步驟(2)中新增的預冷器與低溫循環(huán)工質換熱器的熱負荷相等，以保證調(diào)整后甲醇富液進入熱再生塔，最貧甲醇進入co2吸收塔的溫度不改變。

進一步地，步驟(1)和步驟(2)中所述新增的低溫循環(huán)工質換熱器是指4～10℃涼水換熱器。

進一步地，步驟(2)中所述新增的預冷器是指循環(huán)水預冷器。

上述調(diào)整中，被低溫循環(huán)工質(如10～4℃涼水)置換出來的低溫冷能可外送到合成氨或空分單元(或其他鄰近冷阱)，以減少它們的制冷能耗。而回收的壓力能可以考慮孤島發(fā)電方式上網(wǎng)(其中側線液力透平可考慮取代電機做熱再生塔最貧甲醇泵的動力，因為有效透平出力與泵的軸功基本相當)。

本發(fā)明基于以下原理：

(1)節(jié)流是恒焓亦等熵降壓過程，流體的壓力能消耗在高度不可逆過程中，改用透平則不但回收了壓力能，而且大大降低了流體的溫度，要將它恢復到原節(jié)流出口狀態(tài)，則取補熱升溫，這就為外輸冷能創(chuàng)造了機會。所以液力透平代節(jié)流閥是一舉兩得，不但回收了高能流體的壓力能，還創(chuàng)造了冷能。

(2)現(xiàn)有流程中，低溫甲醇富液二次(約-25.8℃)直接跟最貧甲醇一次(約100℃)換冷是熱力學第二定律所謂的高有效能損失過程，高不可逆度使得甲醇富液的冷能嚴重降級使用，即使它最后將最貧甲醇冷卻到-7.3℃，低溫端換熱溫差仍高達18.5℃。調(diào)整為最貧甲醇先被循環(huán)水預冷再跟甲醇富液換冷，亦是用等量低質能耗置換高質冷能(約-13.1℃～-25.8℃)。故上述調(diào)整是遵循熱力學第二定律之“高能高用、低能低用”能量逐級利用原理提出的。

相對于現(xiàn)有技術，本發(fā)明具有如下優(yōu)點及有益效果：

(1)通過液力透平回收了目前經(jīng)節(jié)流閥損失的中壓閃蒸塔側線及塔底餾出物的壓力能和初段高溫熱能，并創(chuàng)造了與輸出功數(shù)值相等的高質冷能，對合成氨這類需要采用大量蒸汽或電制冷的工藝來說，是十分有益的。

(2)用循環(huán)水預冷最貧甲醇一次消耗的只是低成本循環(huán)水，而換取的卻是高價值的低溫冷能輸出(如4～10℃涼水或其他更低溫度的循環(huán)工質)，相比最貧甲醇一次約100℃，用循環(huán)熱水或除鹽水預冷，本發(fā)明不但不耗循環(huán)水，反而多了另一項收益，因此本發(fā)明具有高收益。

(3)本發(fā)明只在管路上新增液力透平和換熱器，配合旁路調(diào)整等措施可保證進入相關流體進入下游單元的參數(shù)嚴格不變，因此不會對co2吸收塔、co2再生塔、熱再生塔的操作構成影響，自然不會影響低溫甲醇洗單元產(chǎn)品凈化氣的收率和純度。

(4)本發(fā)明的三股物流(亦中壓閃蒸塔側線和底部餾出甲醇富液以及co2再生塔底餾出甲醇富液)的冷量輸出是通過中間循環(huán)介質(如4～10涼水)實現(xiàn)的，故它們的路由不改變，運行是安全可靠的。

附圖說明

圖1為本發(fā)明對比例的現(xiàn)有低溫甲醇洗工藝流程圖；

圖2為本發(fā)明實施例的壓力能和冷能高效回收利用的低溫甲醇洗工藝流程圖；

圖中編號說明如下：1-原料/合成氣換熱器；2-原料氣氨冷器；3-變換氣分液罐；4-原料/合成氣換熱器；5-h2s吸收塔；6-co2吸收塔；7-co2吸收塔中間換熱器；8-甲醇循環(huán)冷卻器；9-h2s吸收塔進料泵；10-中壓閃蒸塔；11-h2s吸收塔進料冷卻器；12-循環(huán)壓縮機進出口換熱器；13-循環(huán)壓縮機進料分液罐；14-循環(huán)壓縮機；15-循環(huán)壓縮機出口水冷器；16-氨冷器；17-節(jié)流閥；18-節(jié)流閥；19-co2再生塔；20-co2吸收塔進料冷卻器；21-熱再生塔給料泵；22-富/貧甲醇換熱器；23-熱再生塔；24-預洗甲醇加熱器；25-熱再生塔頂水冷器；26-熱再生塔再沸器；27-甲醇/水分餾塔；28-甲醇/水分餾塔再沸器；29-水/甲醇分餾塔底污水冷卻器；30-液力透平；31-低溫循環(huán)工質換熱器；32-液力透平；33-低溫循環(huán)工質換熱器；34-低溫循環(huán)工質換熱器；35-循環(huán)水預冷器。

具體實施方式

下面結合實施例及附圖對本發(fā)明作進一步詳細的描述，但本發(fā)明的實施方式不限于此。

對比例

本對比例為現(xiàn)有低溫甲醇洗工藝，其工藝流程圖如圖1所示，具體處理步驟如下：

來自變換單元的原料氣(3.0mpa，40℃)進原料/合成氣換熱器1和原料氣氨冷器2冷卻后，再進入變換氣分液罐3，分離出的工藝冷凝液送至變換工段工藝冷凝液汽提塔，氣體與循環(huán)壓縮機進料分液罐13來氣混合，在噴入一小股甲醇后進入原料/合成氣換熱器4，接著進入h2s吸收塔5的預洗段，氣體中的微量成分如nh3和hcn被來自h2s吸收塔進料冷卻器11的少量冷甲醇洗滌吸收，塔底的預洗甲醇經(jīng)預洗甲醇加熱器24換熱后，送至熱再生塔23進行再生，熱再生塔設置熱再生塔再沸器26；氣體經(jīng)升氣塔盤進入h2s吸收塔5的主吸收段，氣體中的h2s和co2被來自co2吸收塔6的富co2甲醇洗滌吸收干凈，然后富含h2s/co2甲醇送往中壓閃蒸塔10進行中壓閃蒸。塔頂脫硫氣進入co2吸收塔6的下部吸收段，與塔頂引入的來自熱再生塔23，經(jīng)富/貧甲醇換熱器22殼側和co2吸收塔進料冷卻器20管側被冷卻到-51.7℃的冷貧甲醇進行逆流吸收，吸收塔中部設置co2吸收塔中間換熱器7，塔頂凈化氣與原料/合成氣換熱器4、原料/合成氣換熱器1換熱后送達去甲烷化或液氮洗單元；co2吸收塔6底部2.8mpa，-22℃的富co2甲醇部分經(jīng)h2s吸收塔供料泵9送至h2s吸收塔5頂部作為吸收劑，其余的甲醇流往中壓閃蒸塔10的上部閃蒸段。在中壓閃蒸塔10的下部閃蒸段的填料中，富h2s/co2甲醇中有價值的h2和少部分的co2閃蒸出來，為了減少循環(huán)壓縮氣體的總量，兩股閃蒸氣混合后向上流動，在中壓閃蒸塔10下部閃蒸段的塔盤上與來自h2s吸收塔底進料泵的甲醇逆流接觸，吸收其中的大部分co2，閃蒸氣引出后依次經(jīng)循環(huán)壓縮機14、循環(huán)壓縮機出口水冷器15進入循環(huán)壓縮機進出口換熱器12管側，冷卻循環(huán)壓縮機出口氣體后進入循環(huán)壓縮機進料分液罐13；中壓閃蒸塔10側線抽出甲醇富液在氨冷器16中被冷卻，經(jīng)節(jié)流閥18減壓后被分為兩股，較大的一股送至co2再生塔19頂部的低壓閃蒸段，co2再生塔19上塔的操作壓力為0.12mpa左右，因此，大部分純凈的co2產(chǎn)品閃蒸釋放出來；另一股富co2甲醇進入co2再生塔19的再生段上部塔盤上，釋放出另一股純凈的co2，然后甲醇用作再吸收介質向下流動，吸收上升的co2氣體中所含的硫化物。來自中壓閃蒸塔10底部的富h2s/co2甲醇經(jīng)節(jié)流閥17減壓后也分為兩股，較大的一股進入co2再生塔19的co2再生段下部填料上，co2和少量同時閃蒸出的h2s和cos在此釋放出來，閃蒸氣向上流動，在co2再生段上部塔盤上被含co2甲醇再吸收其中的硫化物，co2氣體繼續(xù)向上流動，經(jīng)升氣塔盤進入co2再生塔19低壓閃蒸段，與低壓閃蒸段的co2產(chǎn)品混合，從塔頂流出后與原料換熱后成為產(chǎn)品送至尿素裝置。來自co2再生塔19的co2再生段的富含h2s/co2甲醇進入co2再生塔19主要再吸收段上，與此同時，來自中壓閃蒸塔10底部的另一股甲醇經(jīng)節(jié)流閥18減壓后也進入co2再生塔19主要再吸收段的上。co2再生塔19下部再吸收段底部的富h2s甲醇由熱再生塔給料泵21加壓，在甲醇循環(huán)冷卻器8殼側和富/貧甲醇換熱器22中與最貧甲醇一次換熱后，進入熱再生塔23。自co2再生塔給料泵21的富h2s甲醇和自h2s吸收塔5預洗段的富h2s甲醇分別進入熱再生塔23熱再生段，富h2s甲醇經(jīng)甲醇蒸汽氣提而完全再生，甲醇蒸汽部分來自熱再生塔23下部的水提濃段，其余的來自甲醇/水分餾塔27的塔頂氣，甲醇/水分餾塔設置甲醇/水分餾塔再沸器28，塔底設置水/甲醇分餾塔底污水冷卻器29至污水處理。熱再生塔23熱再生段頂部的甲醇蒸汽/氣體混合物經(jīng)過一系列冷卻過程，將甲醇冷凝下來。首先，經(jīng)過預洗甲醇加熱器24殼側，加熱來自h2s吸收塔5的冷預洗富h2s甲醇，然后經(jīng)熱再生塔頂水冷器25殼側水冷后，大部分甲醇冷凝下來，進入熱再生塔23底部的回流段，剩下的不凝酸性氣從回流段上部引出，經(jīng)冷卻后送至硫酸裝置；分離出的冷凝液流回熱再生塔23底部回流段。

實施例

本實施例相比對比例流程進行了如下改進：

(1)中壓閃蒸塔10底部的富h2s/co2甲醇(206t/h，1.42mpag，-38.4℃)經(jīng)節(jié)流閥18節(jié)流后(206t/h，0.09mpag，-61.4℃)進入co2再生塔19，調(diào)整為中壓閃蒸塔10底部的富h2s/co2甲醇(206t/h，1.42mpag，-38.4℃)先進新增液力透平32，膨脹做功后(206t/h，0.09mpag，-64.7℃)再進新增的低溫循環(huán)工質(如4～10℃涼水)換熱器33，在釋放冷量、受熱升溫到與調(diào)整前一致后(206t/h，0.09mpag，-61.4℃)進co2再生塔19。為了保證co2再生塔19的操作不因該調(diào)整而受到影響，新增液力透平32和低溫循環(huán)工質冷卻器33均設置相應的調(diào)節(jié)措施(如旁路等)。

(2)中壓閃蒸塔10側線抽出甲醇富液經(jīng)氨冷器16降溫后(108t/h，1.42mpag-38.4℃)進節(jié)流閥17節(jié)流，然后(108t/h，0.09mpag，-57.05℃)進co2再生塔19，調(diào)整為甲醇富液從氨冷器16出來后(108t/h，1.42mpag-38.4℃)，先進新增的液力透平30，膨脹做功后(108t/h，0.09mpag，-64.7℃)再進新增的低溫循環(huán)工質(如4～10℃涼水)換熱器31回收冷能，受熱升溫到與調(diào)整前一致后(108t/h，1.42mpag-57.05℃)進co2再生塔19。為了保證co2再生塔19的操作不受影響，新增液力透平30和低溫循環(huán)工質換熱器31均設置調(diào)節(jié)措施。

另外，也可停氨冷器16，讓出自中壓閃蒸塔10的側線抽出甲醇富液直接進新增的液力透平30，不但可以因為流體溫度較高而多做功，還可以省去(或減少)下游低溫循環(huán)工質冷卻器31的冷量輸出，讓通過透平獲取的冷量在裝置自用(如果低溫循環(huán)工質冷卻器31的冷負荷大于氨冷器16，氨冷器16可停；如果低溫循環(huán)工質冷卻器31的冷負荷小于氨冷器16，氨冷器16則設置旁路)。

(3)出自co2再生塔19底部的甲醇富液二次(421t/h、～-25.8℃)直接跟出自熱再生塔23的最貧甲醇(415t/h、～100℃)換冷，將其冷卻到-7.3℃送co2吸收塔進料冷卻器20，自身升溫到77.4℃進熱再生塔23。調(diào)整為甲醇富液二次(421t/h、～-25.8℃)先進新增的低溫循環(huán)工質(如4～10涼水)換熱器34，在釋放冷量升溫到-13.1℃后，走原流程經(jīng)富/貧甲醇換熱器22升溫到77.4℃進熱再生塔23；而最貧甲醇(415t/h、～100℃)則先進新增的循環(huán)水預冷器35冷卻到88.7℃后，再走原流程經(jīng)富/貧甲醇換熱器22降溫到-7.3℃送co2吸收塔進料冷卻器20。該調(diào)整中，富/貧甲醇換熱器22的冷端傳熱溫差由18.5℃降低到5.8℃，同時熱負荷減少，等值轉移給了循環(huán)水預冷器35和低溫循環(huán)工質換熱器34，故co2吸收塔6和熱再生塔23的操作不受影響。

與對比例相比，本實施例新增了兩臺液力透平30和32，三臺低溫循環(huán)工質換熱器31、33和34，一臺循環(huán)水預冷器35。它們布置在相應的管路上，配合旁路等調(diào)節(jié)措施，不對塔的操作產(chǎn)生影響。

以某45萬噸/年合成氨裝置低溫甲醇洗為例，實施例能效收益如表1～3所示。

表1透平做功收益*

*基于透平等熵膨脹效率75％計算。

表2透平集成冷能收益

表3甲醇富液二次冷量輸出

由以上結果可見：

(1)中壓閃蒸塔10塔底餾出物經(jīng)液力透平從1.42mpag降壓至0.09mpag，按等熵膨脹效率75％計算做功396kw，中壓閃蒸塔10測線餾出物經(jīng)液力透平從1.42mpag降壓至0.09mpag，按等熵膨脹效率75％計算做功186kw，合計582kw。

(2)配合透平膨脹降溫，中壓閃蒸塔10塔底和側線餾出物分別收獲約-60℃的冷能396kw和186kw，合計582kw；同時甲醇富液二次回收平均-19℃的冷能5279kw。三項措施總計回收冷能5861kw。

本實施例與對比例的主要換熱設備調(diào)整前后的參數(shù)如表4所示。

表4主要換熱設備調(diào)整前后的參數(shù)

上述實施例為本發(fā)明較佳的實施方式，但本發(fā)明的實施方式并不受上述實施例的限制，其它的任何未背離本發(fā)明的精神實質與原理下所作的改變、修飾、替代、組合、簡化，均應為等效的置換方式，都包含在本發(fā)明的保護范圍之內(nèi)。