一種新型低溫甲醇洗工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及到一種新型低溫甲醇洗工藝，其特征在于包括下述步驟：粗合成氣在入口換熱器中與凈化氣換熱冷卻至-23～-12℃后進(jìn)入吸收塔，在吸收塔內(nèi)分離出CO2和H2S，在吸收塔塔頂?shù)玫絻艋瘹?，在上塔的集液槽得到富CO2甲醇，在塔釜得到富H2S甲醇；所述富CO2甲醇和富H2S甲醇經(jīng)一系列處理后變成貧甲醇返回吸收塔。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明采用的新的工藝流程將裝置90%以上的CO2氣體回收變成高濃度CO2成品氣，且CO2體積濃度高于99%，H2S含量小于2.5ppmv。
【專利說(shuō)明】一種新型低溫甲醇洗工藝
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001 ] 本發(fā)明涉及化工工藝，具體指一種新型低溫甲醇洗工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]常規(guī)的低溫甲醇洗流程主要包括原料氣冷卻、酸性氣洗滌脫除(吸收部分)、中壓閃蒸回收有效氣、低壓閃蒸回收CO2氣體、氮?dú)鈿馓?H2S富集)、甲醇熱再生及尾氣洗滌幾個(gè)部分，此流程雖然配置簡(jiǎn)潔，但也存在諸多弊端。例如:在低溫區(qū)需設(shè)置專門(mén)的H2S富集塔(或氮?dú)鈿馓崴?，靠消耗大量的氮?dú)鈱⒏患状贾械拇蟛糠諧O2氣提出來(lái)；無(wú)法得到大量的高濃度CO2氣體，裝置的CO2氣體回收率不到50% ;大部分的CO2氣體變成了尾氣，無(wú)法進(jìn)一步直接利用，同時(shí)產(chǎn)生了大量的放空氣體。
[0003]隨著全世界環(huán)境保護(hù)意識(shí)的提高及對(duì)溫室氣體排放的限制，捕集CO2氣體進(jìn)行綜合利用從而減少CO2排放已成為石化行業(yè)必須解決的問(wèn)題。傳統(tǒng)的低溫甲醇洗工藝只能回收部分CO2氣體，大部分的CO2氣體以尾氣的形式放空，國(guó)內(nèi)不少工廠為了盡可能的將尾氣中的CO2氣體回收回來(lái)，設(shè)置了專門(mén)的尾氣CO2捕集裝置，這不僅增加了流程長(zhǎng)度，也增加了裝置的投資與操作費(fèi)用。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0004]本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是針對(duì)現(xiàn)有技術(shù)的現(xiàn)狀提供一種能夠有效回收富甲醇中CO2的新型低溫甲醇洗工藝。
[0005]本發(fā)明解決上述技術(shù)問(wèn)題所采用的技術(shù)方案為:該新型低溫甲醇洗工藝，其特征在于包括下述步驟:
[0006]粗合成氣在入口換 熱器(I)中與凈化氣換熱冷卻至6~10°C，分離出冷凝水，與來(lái)自甲醇儲(chǔ)存罐的防凍甲醇以及來(lái)自中壓閃蒸塔的冷卻至40°C的閃蒸氣混合后一起送至多股流進(jìn)料冷卻器中，與來(lái)自吸收塔的凈化氣、來(lái)自2#C02閃蒸塔的低壓CO2成品氣和來(lái)自1#C02閃蒸塔的中低壓CO2成品氣換熱冷卻至-23~_12°C，從吸收塔的塔釜進(jìn)入吸收塔；
[0007]所述防凍甲醇的配入量為3.5~5.5kg/1000Nm3粗合成氣；
[0008]所述吸收塔分為上部的脫碳段和下部的脫硫段；粗合成氣在吸收塔內(nèi)被來(lái)自熱再生系統(tǒng)的冷卻至-45~-65°C的貧甲醇洗滌，粗合成氣中的全部H2S和CO2被貧甲醇溶液在吸收塔內(nèi)分步分段溶解吸收后，在吸收塔的塔頂?shù)玫絻艋瘹?，在所述上塔的集液槽得到富CO2甲醇，在所述塔釜得到富H2S甲醇；
[0009]所述吸收塔脫碳段中部的甲醇被抽出，依次進(jìn)入冷卻器和循環(huán)甲醇換熱器中，分別被-40°C的冷凍劑和來(lái)自1#C02閃蒸罐的低溫甲醇換熱冷卻至-34~-38°C再送回脫碳段；
[0010]所述凈化氣經(jīng)多次換熱后做為成品氣送出；
[0011]吸收塔脫碳段集液槽得到的富CO2甲醇送至換熱器中與來(lái)自吸收塔塔頂?shù)膬艋瘹鈸Q熱冷卻后；再進(jìn)入第一冷卻器中冷卻至-30~-36°c，然后送往中壓閃蒸塔的上塔；[0012]吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷卻器冷卻至-30~_36°C后，送往中壓閃蒸塔的下塔進(jìn)行閃蒸，閃蒸壓力為11~2Ibarg ；
[0013]所述中壓閃蒸塔被隔離成上塔和下塔；其中上塔為填料塔；下塔的上部設(shè)置塔盤(pán)，下塔的下部設(shè)置填料；所述上塔和下塔氣相連通、液相隔離；
[0014]中壓閃蒸塔得到的閃蒸氣經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)加壓、再經(jīng)循環(huán)水冷卻器冷卻至40°C后匯入粗合成氣中；
[0015]富H2S甲醇在中壓閃蒸塔中閃蒸出溶解的有效氣H2和CO后送往1#C02閃蒸塔的中段下部繼續(xù)閃蒸；1#C02閃蒸塔的閃蒸壓力為2~5barg ；
[0016]富CO2甲醇在中壓閃蒸塔中閃蒸出溶解的有效氣H2和CO后分為兩股，分別送往1#C02閃蒸塔的上段和中段的頂部進(jìn)行閃蒸，這兩股的分配比例為3~4:1 ;
[0017]1#C02閃蒸塔有上段、中段和下段三段，各段之間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段為CO2閃蒸段；中段從上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒以使氣相彼此連通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w經(jīng)過(guò)此段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液；
[0018]在1#C02閃蒸塔中，閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自1#C02閃蒸塔中段頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;從1#C02閃蒸塔頂部送出的CO2氣體經(jīng)換熱器及換熱器分別與來(lái)自閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)的抽負(fù)壓閃蒸氣和來(lái)自閃蒸罐經(jīng)循環(huán)水冷卻器冷卻后的熱閃蒸氣換熱升溫后作為中低壓CO2成品氣送至界外；
[0019]1#0)2閃蒸塔上段閃蒸出部分CO2后的富CO2甲醇被分為二股，其中第一股送至2#C02閃蒸塔上段頂部進(jìn)一步閃蒸，閃蒸壓力為0.3~lbarg，第二股送往尾氣脫硫塔用于脫除尾氣中的H2S,所述第一股和第二股的流量比為1:10~20 ;
[0020]從1#C02閃蒸塔的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C02閃蒸塔的上段下部進(jìn)行閃蒸，同時(shí)閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自頂部的不含H2S的富CO2甲醇洗滌完全脫除H2S ；
[0021]所述2#0)2閃蒸塔被分為上段和下段兩段，兩段間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段自上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒使氣相彼此相通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w進(jìn)入上段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液；
[0022]在2#C02閃蒸塔頂部得到的CO2氣體在進(jìn)料冷卻器中與粗合成氣換熱升溫至2~4°C后作為低壓CO2成品氣送至界外；
[0023]從2#C02閃蒸塔上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C02閃蒸罐進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸壓力為-0.4~-0.05barg,閃蒸出的氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走；閃蒸后的液相溫度為-55~-68°C，經(jīng)泵加壓后作為冷源依次送至換熱器和換熱器中，分別與貧甲醇及從吸收塔脫碳段中部抽出的富CO2甲醇換熱升溫至-27~-38°C后，送入2#C02閃蒸罐，在2~5barg壓力下閃蒸，得到的氣相送往1#C02閃蒸塔，得到的液相經(jīng)泵加壓后在換熱器中與貧甲醇換熱至-20~-30°C后送至1#C02閃蒸塔下段閃蒸，之后又送往2#C02閃蒸塔下段閃蒸；
[0024]2#C02閃蒸塔下段底部的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐,在-0.4~-0.05barg下進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸出的CO2氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走，液相經(jīng)泵加壓后分為兩股，其中第一股送往中壓閃蒸塔下塔頂部作為洗滌甲醇，第二股送至在換熱器中與貧甲醇換熱至15~30°C后進(jìn)入常溫氣提塔；所述第一股和第二股的流量比為1:8~15 ;[0025]常溫氣提塔的操作壓力為0.8~1.5barg，操作溫度為10~25°C，該塔底部通入少量氮?dú)猓髁繛?00~1500Nm3/h，通過(guò)氮?dú)鈿馓釋⒏籋2S甲醇中的CO2氣體趕出；常溫氣提塔塔釜的富H2S甲醇經(jīng)泵加壓后在換熱器中與貧甲醇換熱至75~85°C后進(jìn)入4#C02閃蒸罐繼續(xù)閃蒸；
[0026]常溫氣提塔頂部氣體與來(lái)自尾氣洗滌塔頂部的尾氣換熱冷卻至-15-20°C后送往尾氣洗滌塔；尾氣洗滌塔底部的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐進(jìn)一步閃蒸，塔頂尾氣經(jīng)換熱升溫至10~20°C后送出裝置；
[0027]4#C02閃蒸罐的閃蒸壓力為3~5barg，閃蒸出的氣相在循環(huán)水冷卻器冷卻至40°C，得到熱閃蒸汽，熱閃蒸汽進(jìn)入換熱器中與中低壓CO2氣體換熱降溫至_20°C以下后送往2#C02閃蒸塔，液相送至熱再生系統(tǒng)進(jìn)行再生；
[0028]富甲醇最終由熱再生系統(tǒng)徹底脫除H2S、H20及剩余CO2后變成干凈的貧甲醇，貧甲醇經(jīng)過(guò)通過(guò)逐級(jí)冷卻后送往吸收塔作為吸收甲醇；
[0029]所述熱再生系統(tǒng)中，熱再生塔塔釜的貧甲醇分為三部分:
[0030]其中第一部分貧甲醇經(jīng)換熱冷卻后送往甲醇儲(chǔ)存罐，再經(jīng)貧甲醇泵加壓后分為兩股，一股作為防凍甲醇混入粗合成氣中，另一股經(jīng)一系列富甲醇逐級(jí)換熱冷卻后送往吸收塔作為吸收甲醇；
[0031]第二部分貧甲醇被送往甲醇/水分離塔，以除去甲醇中的少量水；第二部分貧甲醇的流量為3~10t/h ；
[0032]第三部分貧甲醇經(jīng)塔釜再沸器加熱汽化后送回?zé)嵩偕?，成為熱再生塔的汽提?
[0033]熱再生塔塔頂送出的氣體經(jīng)循環(huán)水冷卻器冷卻至40°C后進(jìn)入回流罐，得到的液相經(jīng)泵加壓后打回?zé)嵩偕敳孔鳛榛亓饕?，氣相在換熱器中與冷酸性氣換熱冷卻后送往第三冷卻器被冷卻至_36°C后，進(jìn)入酸性氣分離罐；分離出的液相送往2#C02閃蒸塔下段底部，分離出的氣相在換熱器中加熱至20~35°C后送出界區(qū)；
[0034]熱再生塔、循環(huán)水冷卻器、回流罐、泵、換熱器、第三冷卻器以及酸性氣分離罐構(gòu)成所述的熱再生系統(tǒng)；
[0035]上述熱再生系統(tǒng)中在熱再生塔頂部設(shè)置有專門(mén)的酸性氣體深冷器即循環(huán)水冷卻器、換熱器和第三冷卻器以及循環(huán)回流泵，使得部分酸性氣循環(huán)至CO2氣體脫硫系統(tǒng)，進(jìn)而靠系統(tǒng)自身的循環(huán)提濃使得富H2S酸性氣中H2S體積濃度大于15% ；
[0036]被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走的閃蒸氣先進(jìn)入抽負(fù)壓入口分離器匯集，后進(jìn)入閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)升壓至0.4~Ibarg得到抽負(fù)壓閃蒸氣；抽負(fù)壓閃蒸氣進(jìn)入換熱器中與來(lái)自1#C02閃蒸塔頂部的中低壓CO2成品氣換熱冷卻后，送往2#C02閃蒸塔進(jìn)行脫硫。
[0037]較好的，為了保證冷卻效果，所述第一冷卻器、第二冷卻器和第三冷卻器所使用的冷凍劑可以為氨或丙烯。
[0038]與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)在于新低溫甲醇洗工藝技術(shù)以全回收粗合成氣中的CO2為出發(fā)點(diǎn)，采用的新的工藝流程將富甲醇中大部分CO2回收回來(lái)，可將裝置90%以上的CO2氣體回收變成高濃度CO2成品氣；裝置在低溫區(qū)不設(shè)置氮?dú)鈿馓嵯到y(tǒng)及H2S富集塔，只設(shè)置一個(gè)常溫氮?dú)鈿馓崴?，氮?dú)庀牧繛槌Ｒ?guī)低溫甲醇洗裝置的5%，產(chǎn)生的放空氣體(尾氣)為常規(guī)低溫甲醇洗裝置的5~10% ;裝置副產(chǎn)的富H2S酸性氣中H2S體積含量大于30%(V);通過(guò)此工藝得到的凈化氣中硫化物含量小于0.1ppm(V)、CO2含量可根據(jù)需求調(diào)整，最低可小于20ppm(v);可將裝置90%以上的CO2氣體回收變成高濃度CO2成品氣，且CO2體積濃度高于99%，H2S含量小于2.5ppmv。
【專利附圖】

【附圖說(shuō)明】
[0039]圖1為本發(fā)明實(shí)施例的工藝流程圖。
【具體實(shí)施方式】 [0040]以下結(jié)合附圖實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)描述。
[0041]如圖1所示，該新型低溫甲醇洗工藝包括下述步驟:
[0042]粗合成氣在入口換熱器I中與凈化氣換熱冷卻至6~10°C，分離出冷凝水，與來(lái)自甲醇儲(chǔ)存罐30的防凍甲醇以及來(lái)自中壓閃蒸塔7的冷卻至40°C的閃蒸氣混合后一起送至多股流進(jìn)料冷卻器3中，與來(lái)自吸收塔4的凈化氣、來(lái)自2#C02閃蒸塔12的低壓CO2成品氣和來(lái)自1#C02閃蒸塔9的中低壓CO2成品氣換熱冷卻至-23~-12°C，從吸收塔的塔釜進(jìn)入吸收塔4 ；
[0043]所述防凍甲醇的配入量為3.5~5.5kg/1000Nm3粗合成氣；
[0044]所述吸收塔4分為上部的脫碳段和下部的脫硫段；粗合成氣在吸收塔4內(nèi)被來(lái)自熱再生系統(tǒng)的冷卻至-45~_65°C的貧甲醇洗滌，粗合成氣中的全部H2S和CO2被貧甲醇溶液在吸收塔內(nèi)分步分段溶解吸收后，在吸收塔的塔頂?shù)玫絻艋瘹?，在所述上塔的集液槽得到富CO2甲醇，在所述塔釜得到富H2S甲醇；
[0045]所述吸收塔脫碳段中部的甲醇被抽出，依次進(jìn)入冷卻器43和循環(huán)甲醇換熱器16中，分別被-40°C的冷凍劑和來(lái)自1#C02閃蒸罐13的低溫甲醇換熱冷卻至-34~_38°C再送回脫碳段；
[0046]所述凈化氣經(jīng)多次換熱后做為成品氣送出；
[0047]吸收塔脫碳段集液槽得到的富CO2甲醇送至換熱器5中與來(lái)自吸收塔塔頂?shù)膬艋瘹鈸Q熱冷卻后；再進(jìn)入第一冷卻器6中冷卻至-30~-36°C，然后送往中壓閃蒸塔7的上塔；
[0048]吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷卻器8冷卻至-30~_36°C后，送往中壓閃蒸塔7的下塔進(jìn)行閃蒸，閃蒸壓力為11~2Ibarg ；
[0049]所述中壓閃蒸塔7被隔離成上塔和下塔；其中上塔為填料塔；下塔的上部設(shè)置塔盤(pán)，下塔的下部設(shè)置填料；所述上塔和下塔氣相連通、液相隔離；
[0050]中壓閃蒸塔7得到的閃蒸氣經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)41加壓、再經(jīng)循環(huán)水冷卻器42冷卻至40°C后匯入粗合成氣中；
[0051]富H2S甲醇在中壓閃蒸塔7中閃蒸出溶解的有效氣H2和CO后送往1#C02閃蒸塔的中段下部繼續(xù)閃蒸；1#C02閃蒸塔的閃蒸壓力為2~5barg ；
[0052]富CO2甲醇在中壓閃蒸塔7中閃蒸出溶解的有效氣H2和CO后分為兩股，分別送往1#C02閃蒸塔9的上段和中段的頂部進(jìn)行閃蒸，這兩股的分配比例為3~4:1 ;
[0053]1#C02閃蒸塔9有上段、中段和下段三段，各段之間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段為CO2閃蒸段；中段從上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒以使氣相彼此連通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w經(jīng)過(guò)此段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液；
[0054]在1#C02閃蒸塔9中，閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自1#C02閃蒸塔中段頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;從1#C02閃蒸塔頂部送出的CO2氣體經(jīng)換熱器10及換熱器11分別與來(lái)自閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)40的抽負(fù)壓閃蒸氣和來(lái)自閃蒸罐6經(jīng)循環(huán)水冷卻器28冷卻后的熱閃蒸氣換熱升溫后作為中低壓CO2成品氣送至界外；
[0055]1#C02閃蒸塔9上段閃蒸出部分CO2后的富CO2甲醇被分為二股，其中第一股送至2#C02閃蒸塔12上段頂部進(jìn)一步閃蒸，閃蒸壓力為0.3~lbarg，第二股送往尾氣脫硫塔24用于脫除尾氣中的H2S;所述第一股和第二股的流量比為1:10~20，本實(shí)施例中為1:15。
[0056]從1#C02閃蒸塔9的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C02閃蒸塔12的上段下部進(jìn)行閃蒸，同時(shí)閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自頂部的不含H2S的富CO2甲醇洗滌完全脫除 H2S ；
[0057]所述2#C02閃蒸塔12被分為上段和下段兩段，兩段間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段自上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒使氣相彼此相通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w進(jìn)入上段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液；
[0058]在2#C02閃蒸塔12頂部得到的CO2氣體在進(jìn)料冷卻器3中與粗合成氣換熱升溫至2~4°C后作為低壓CO2成品氣送至界外；
[0059]從2#C02閃蒸塔12上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C02閃蒸罐13進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸壓力為-0.4~-0.05barg,閃蒸出的氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走；閃蒸后的液相溫度為-55~-68°C，經(jīng)泵(14)加壓后作為冷源依次送至換熱器15和換熱器16中，分別與貧甲醇及從吸收塔脫碳段中部抽出的富CO2甲醇換熱升溫至-27~_38°C后，送入2#C02閃蒸罐17，在2~5barg壓力下閃蒸，得到的氣相送往1#C02閃蒸塔9，得到的液相經(jīng)泵18加壓后在換熱器19中與貧甲醇換熱至-20~-30°C后送至1#C02閃蒸塔9下段閃蒸，之后又送往2#C02閃蒸塔12下段閃蒸；
[0060]2#C02閃蒸塔12下段底部的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐20，在-0.4~-0.05barg下進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸出的CO2氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走，液相經(jīng)泵21加壓后分為兩股，其中第一股送往中壓閃蒸塔7下塔頂部作為洗滌甲醇，第二股送至在換熱器22中與貧甲醇換熱至15~30°C后進(jìn)入常溫氣提塔23 ;所述第一股和第二股的流量比為1:8~15。
[0061]常溫氣提塔23的操作壓力為0.8~1.5barg，操作溫度為10~25°C，該塔底部通入少量氮?dú)猓髁繛?00~1500Nm3/h，通過(guò)氮?dú)鈿馓釋⒏籋2S甲醇中的CO2氣體趕出；塔頂部氣體與來(lái)自尾氣洗滌塔24頂部的尾氣在換熱器41中換熱冷卻至-15-20°C后送往尾氣洗滌塔24底部；塔釜的富H2S甲醇經(jīng)泵加壓后在換熱器26中與貧甲醇換熱至75~85°C后進(jìn)入4#C02閃蒸罐27繼續(xù)閃蒸；
[0062]在尾氣洗滌塔24中來(lái)自常溫氣提塔23的尾氣被富CO2甲醇洗滌完全脫除H2S，塔頂尾氣在換熱器41中換熱升溫至10~20°C后送出裝置；塔釜的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐20進(jìn)一步閃蒸；
[0063]4#C02閃蒸罐27的閃蒸壓力為3~5barg，閃蒸出的氣相在循環(huán)水冷卻器28冷卻至40°C，得到熱閃蒸汽，熱閃蒸汽進(jìn)入換熱器11中與中低壓CO2氣體換熱降溫至_20°C以下后送往2#C02閃蒸塔，液相送至熱再生系統(tǒng)進(jìn)行再生；
[0064]富甲醇最終由熱再生系統(tǒng)徹底脫除H2S、H20及剩余CO2后變成干凈的貧甲醇，貧甲醇經(jīng)過(guò)通過(guò)逐級(jí)冷卻后送往吸收塔作為吸收甲醇；
[0065]所述熱再生系統(tǒng)中，熱再生塔29塔釜的貧甲醇分為三部分:
[0066]其中第一部分貧甲醇經(jīng)換熱冷卻后送往甲醇儲(chǔ)存罐30，再經(jīng)貧甲醇泵31加壓后分為兩股，一股作為防凍甲醇混入粗合成氣中，另一股經(jīng)一系列富甲醇逐級(jí)換熱冷卻后送往吸收塔4作為吸收甲醇；
[0067]第二部分貧甲醇被送往甲醇/水分離塔(32)，以除去甲醇中的少量水；第二部分貧甲醇的流量為3~10t/h ；
[0068]第三部分貧甲醇經(jīng)塔釜再沸器加熱汽化后送回?zé)嵩偕?，成為熱再生?29)的汽提氣；
[0069]熱再生塔29塔頂送出的氣體經(jīng)循環(huán)水冷卻器33冷卻至40°C后進(jìn)入回流罐34，得到的液相經(jīng)泵35加壓后打回?zé)嵩偕?9頂部作為回流液，氣相在換熱器36中與冷酸性氣換熱冷卻后送往第三冷卻器37被冷卻至-36°C后，進(jìn)入酸性氣分離罐38 ;分離出的液相送往2#C02閃蒸塔12下段底部，分離出的氣相在換熱器36中加熱至20~35°C后送出界區(qū)；
[0070]熱再生塔29、循環(huán)水冷卻器33、回流罐34、泵35、換熱器36、第三冷卻器37以及酸性氣分離罐38構(gòu)成所述的熱再生系統(tǒng)；
[0071]被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走的閃蒸氣先進(jìn)入抽負(fù)壓入口分離器39匯集，后進(jìn)入閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)40升壓至0.4~Ibarg得到抽負(fù)壓閃蒸氣；抽負(fù)壓閃蒸氣進(jìn)入換熱器10中與來(lái)自1#C02閃蒸塔9頂部的中低壓CO2成品氣換熱冷卻后，送往2#C02閃蒸塔12進(jìn)行脫硫。
[0072]上述所述第一冷卻 器、第二冷卻器和第三冷卻器所使用的冷凍劑為氨或丙烯。
[0073]該工藝可將裝置90%以上的CO2氣體回收變成高濃度CO2成品氣；裝置在低溫區(qū)不設(shè)置氮?dú)鈿馓嵯到y(tǒng)及H2S富集塔，只設(shè)置一個(gè)常溫氮?dú)鈿馓崴?，氮?dú)庀牧繛槌Ｒ?guī)低溫甲醇洗裝置的5%，產(chǎn)生的放空氣體(尾氣)為常規(guī)低溫甲醇洗裝置的5~10% ;裝置副產(chǎn)的富H2S酸性氣中H2S體積含量大于30% (V);通過(guò)此工藝得到的凈化氣中硫化物含量小于
0.1ppm(V) ,CO2含量可根據(jù)需求調(diào)整，最低可小于20ppm(v);可將裝置90%以上的CO2氣體回收變成高濃度CO2成品氣，且CO2體積濃度高于99%，H2S含量小于2.5ppmv。
【權(quán)利要求】
1.一種新型低溫甲醇洗工藝，其特征在于包括下述步驟: 粗合成氣在入口換熱器(I)中與凈化氣換熱冷卻至6~10°C，分離出冷凝水，與來(lái)自甲醇儲(chǔ)存罐(30)的防凍甲醇以及來(lái)自中壓閃蒸塔(7)的冷卻至40°C的閃蒸氣混合后一起送至多股流進(jìn)料冷卻器(3)中，與來(lái)自吸收塔(4)的凈化氣、來(lái)自2#C02閃蒸塔(12)的低壓CO2成品氣和來(lái)自1#C02閃蒸塔(9)的中低壓CO2成品氣換熱冷卻至-23~-12°C，從吸收塔的塔釜進(jìn)入吸收塔(4)； 所述防凍甲醇的配入量為3.5~5.5kg/1OOONm3粗合成氣； 所述吸收塔(4)分為上部的脫碳段和下部的脫硫段；粗合成氣在吸收塔(4)內(nèi)被來(lái)自熱再生系統(tǒng)的冷卻至-45~_65°C的貧甲醇洗滌，粗合成氣中的全部H2S和CO2被貧甲醇溶液在吸收塔內(nèi)分步分段溶解吸收后，在吸收塔的塔頂?shù)玫絻艋瘹?，在所述上塔的集液槽得到富CO2甲醇，在所述塔釜得到富H2S甲醇； 所述吸收塔脫碳段中部的甲醇被抽出，依次進(jìn)入冷卻器(43)和循環(huán)甲醇換熱器(16)中，分別被-40°C的冷凍劑和來(lái)自1#C02閃蒸罐(13)的低溫甲醇換熱冷卻至-34~-38°C再送回脫碳段； 所述凈化氣經(jīng)多次換熱后做為成品氣送出； 吸收塔脫碳段集液槽得到的富CO2甲醇送至換熱器(5)中與來(lái)自吸收塔塔頂?shù)膬艋瘹鈸Q熱冷卻后；再進(jìn)入第一冷卻器出)中冷卻至-30~-36°C，然后送往中壓閃蒸塔(7)的上塔； 吸收塔塔釜得到的富H2S甲醇被送至第二冷卻器(8)冷卻至-30~_36°C后，送往中壓閃蒸塔⑵的下塔進(jìn)行閃蒸，閃蒸壓力為11~2Ibarg ； 所述中壓閃蒸塔(7)被隔離成 上塔和下塔；其中上塔為填料塔；下塔的上部設(shè)置塔盤(pán)，下塔的下部設(shè)置填料；所述上塔和下塔氣相連通、液相隔離； 中壓閃蒸塔(7)得到的閃蒸氣經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)(41)加壓、再經(jīng)循環(huán)水冷卻器(42)冷卻至40°C后匯入粗合成氣中； 富H2S甲醇在中壓閃蒸塔(7)中閃蒸出溶解的有效氣仏和⑶后送往1#0)2閃蒸塔的中段下部繼續(xù)閃蒸；1#C02閃蒸塔的閃蒸壓力為2~5barg ； 富CO2甲醇在中壓閃蒸塔(7)中閃蒸出溶解的有效氣4和0)后分為兩股，分別送往1#C02閃蒸塔(9)的上段和中段的頂部進(jìn)行閃蒸，這兩股的分配比例為3~4:1 ; 1#C02閃蒸塔(9)有上段、中段和下段三段，各段之間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段為CO2閃蒸段；中段從上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒以使氣相彼此連通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w經(jīng)過(guò)此段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液； 在1#C02閃蒸塔(9)中，閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自1#C02閃蒸塔(9)中段頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S;從1#C02閃蒸(9)塔頂部送出的CO2氣體經(jīng)換熱器(10)及換熱器(11)分別與來(lái)自閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)(40)的抽負(fù)壓閃蒸氣和來(lái)自閃蒸罐(6)經(jīng)循環(huán)水冷卻器(28)冷卻后的熱閃蒸氣換熱升溫后作為中低壓CO2成品氣送至界外； 1#C02閃蒸塔(9)上段閃蒸出部分CO2后的富C02甲醇被分為二股，其中第一股送至2#C02閃蒸塔(12)上段頂部進(jìn)一步閃蒸，閃蒸壓力為0.3~lbarg，第二股送往尾氣脫硫塔(24)用于脫除尾氣中的H2S ;所述第一股和第二股的流量比為1:10~20 ;從1#C02閃蒸塔(9)的中段底部送出的含H2S甲醇被送往2#C02閃蒸塔(12)的上段下部進(jìn)行閃蒸，同時(shí)閃蒸出來(lái)的含硫CO2氣體被來(lái)自頂部的不含H2S的富CO2甲醇洗滌完全脫除 H2S ； 所述2#C02閃蒸塔(12)被分為上段和下段兩段，兩段間液相物料彼此隔離，而氣相彼此相通；其中上段自上而下依次設(shè)置有塔盤(pán)、填料和集液槽，集液槽上設(shè)置有升氣筒使氣相彼此相通，含H2S的二氧化碳?xì)怏w進(jìn)入上段時(shí)會(huì)被來(lái)自頂部的不含硫富甲醇洗滌，完全脫除H2S ;下段用于CO2閃蒸及閃蒸氣的收集分液； 在2#C02閃蒸塔(12)頂部得到的CO2氣體在進(jìn)料冷卻器(3)中與粗合成氣換熱升溫至2~4°C后作為低壓CO2成品氣送至界外； 從2#C02閃蒸塔(12)上段底部送出的富H2S甲醇送往1#C02閃蒸罐(13)進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸壓力為-0.4~-0.05barg,閃蒸出的氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走；閃蒸后的液相溫度為-55~-68°C，經(jīng)泵(14)加壓后作為冷源依次送至換熱器(15)和換熱器(16)中，分別與貧甲醇及從吸收塔脫碳段中部抽出的富CO2甲醇換熱升溫至-27~-38°C后，送入2#C02閃蒸罐(17)，在2~5barg壓力下閃蒸，得到的氣相送往1#C02閃蒸塔(9)，得到的液相經(jīng)泵(18)加壓后在換熱器(19)中與貧甲醇換熱至-20~-30°C后送至1#C02閃蒸塔(9)下段閃蒸，之后又送往2#C02閃蒸塔(12)下段閃蒸； 2#C02閃蒸塔(12)下段底部的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐(20)，在-0.4~-0.05barg下進(jìn)行負(fù)壓閃蒸，閃蒸出的CO2氣體被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走，液相經(jīng)泵(21)加壓后分為兩股，其中第一股送往中壓閃蒸塔(7)下塔頂部作為洗滌甲醇，第二股送至在換熱器(22)中與貧甲醇換熱至15~30°C后進(jìn)入常溫氣提塔(23);所述第一股和第二股的流量比為1:8~15。 常溫氣提塔(23)的操作壓力為0.8~1.5barg，操作溫度為10~25°C，該塔底部通入少量氮?dú)猓髁繛?00~1500Nm3/h，通過(guò)氮?dú)鈿馓釋⒏籋2S甲醇中的CO2氣體趕出；塔頂部氣體與來(lái)自尾氣洗滌塔(24).頂部的尾氣在換熱器(41)中換熱冷卻至-15-20°C后送往尾氣洗滌塔(24)底部；塔釜的富H2S甲醇經(jīng)泵加壓后在換熱器(26)中與貧甲醇換熱至75~85°C后進(jìn)入4#C02閃蒸罐(27)繼續(xù)閃蒸； 在尾氣洗滌塔(24)中來(lái)自常溫氣提塔(23)的尾氣被富CO2甲醇洗滌完全脫除H2S，塔頂尾氣在換熱器(41)中換熱升溫至10~20°C后送出裝置；塔釜的富H2S甲醇送往3#C02閃蒸罐(20)進(jìn)一步閃蒸； 4#C02閃蒸罐(27)的閃蒸壓力為3~5barg，閃蒸出的氣相在循環(huán)水冷卻器(28)冷卻至40°C，得到熱閃蒸汽，熱閃蒸汽進(jìn)入換熱器(11)中與中低壓0)2氣體換熱降溫至-20°C以下后送往2#C02閃蒸塔，液相送至熱再生系統(tǒng)進(jìn)行再生； 富甲醇最終由熱再生系統(tǒng)徹底脫除H2S、H20及剩余CO2后變成干凈的貧甲醇，貧甲醇經(jīng)過(guò)通過(guò)逐級(jí)冷卻后送往吸收塔作為吸收甲醇； 所述熱再生系統(tǒng)中，熱再生塔(29)塔釜的貧甲醇分為三部分: 其中第一部分貧甲醇經(jīng)換熱冷卻后送往甲醇儲(chǔ)存罐(30)，再經(jīng)貧甲醇泵(31)加壓后分為兩股，一股作為防凍甲醇混入粗合成氣中，另一股經(jīng)一系列富甲醇逐級(jí)換熱冷卻后送往吸收塔(4)作為吸收甲醇； 第二部分貧甲醇被送往甲醇/水分離塔(32)，以除去甲醇中的少量水；第二部分貧甲醇的流量為3~10t/h ；第三部分貧甲醇經(jīng)塔釜再沸器加熱汽化后送回?zé)嵩偕?，成為熱再生?29)的汽提氣; 熱再生塔(29)塔頂送出的氣體經(jīng)循環(huán)水冷卻器(33)冷卻至40°C后進(jìn)入回流罐(34)，得到的液相經(jīng)泵(35)加壓后打回?zé)嵩偕?29)頂部作為回流液，氣相在換熱器(36)中與冷酸性氣換熱冷卻后送往第三冷卻器(37)被冷卻至_36°C后，進(jìn)入酸性氣分離罐(38);分離出的液相送往2#C02閃蒸塔(12)下段底部，分離出的氣相在換熱器(36)中加熱至20~35°C后送出界區(qū)； 熱再生塔(29)、循環(huán)水冷卻器(33)、回流罐(34)、泵(35)、換熱器(36)、第三冷卻器(37)以及酸性氣分離罐(38)構(gòu)成所述的熱再生系統(tǒng)； 被抽負(fù)壓系統(tǒng)吸走的閃蒸氣先進(jìn)入抽負(fù)壓入口分離器(39)匯集，后進(jìn)入閃蒸氣抽負(fù)壓壓縮機(jī)(40)升壓至0.4~Ibarg得到抽負(fù)壓閃蒸氣；抽負(fù)壓閃蒸氣進(jìn)入換熱器(10)中與來(lái)自1#C02閃蒸塔(9)頂部的中低壓CO2成品氣換熱冷卻后，送往2#C02閃蒸塔(12)進(jìn)行脫硫。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的新型低溫甲醇洗工藝，其特征在于所述第一冷卻器、第二冷卻器和第三冷卻器所使用的冷凍 劑為氨或丙烯。
【文檔編號(hào)】C10K1/16GK103468328SQ201310428655
【公開(kāi)日】2013年12月25日 申請(qǐng)日期:2013年9月18日 優(yōu)先權(quán)日:2013年9月18日
【發(fā)明者】王顯炎, 趙國(guó)忠, 邢濤, 張駿馳, 陳庚, 龐睿, 施程亮 申請(qǐng)人:中石化寧波工程有限公司, 中石化寧波技術(shù)研究院有限公司, 中石化煉化工程（集團(tuán)）股份有限公司