低温甲醇洗工艺的技术优化

第16期孟令凯:低温甲醇洗工艺的技术优化●145.低温甲醇洗工艺的技术优化孟令凯(中石化宁波工程有限公司,浙江宁波315103)摘要:介绍了低温甲醇洗工艺流程设置及特点,结合项目的实际情况对低温甲醇洗工艺进行了优化调整,在确保技术可靠、操作稳定的基础上,进一步优化装置能耗、降低操作费用、缩减装置投资,并为同等规模低温甲醇洗流程设置提供参考。关键词:低温甲醉洗;能耗;投资;技术优化中图分类号:TQ116.2文献标识码:C文章编号:1008 -021X(2015)16 -0145 -031项目概况对设备和管道也不腐蚀,因此,设备与管道大部分可以用碳某煤(石油焦)制氢装置是向炼油装置供应工业氢气的钢或耐低温的低合金钢。生产装置,其核心是采用煤(石油焦)气化工艺技术生产粗合(9)甲醇溶剂价格较便宜、容易获得。成气,工程实施后建设-套12万Nm'/h的制氢装置,以调整3低温甲醇洗工艺流程简介炼厂工业氢气的原料结构。通过采用炼厂副产的低价高硫低温甲醇洗流程主要分为以下几个部分:原料气冷却、石油焦作为原料,满足炼厂成品油加氢改质的需要,同时大酸性气体脱除、中压闪蒸、低压闪蒸和H,S富集、热再生、甲幅度降低工业氢气的生产成本,提高企业的整体经济效益，醇水分离及尾气洗涤放空。流程简图如下图1。增强企业的抗风险能力。低温甲醇洗工艺用于脱除上游变3.1原料气冷却换工艺来的变换气中的CO2 HS、COS等酸性气。进人低温40C左右的变换气被喷人一小股防冻甲醇后与尾气、净甲醇洗工艺变换气的压力为5. 6MPaG。化变换气、CO2产品气三种冷气体在绕管换热器中经过换热2低温 甲醇洗工艺原理及特点冷至-6C左右,被冷却后的变换气经一个气液分离罐分液低温甲醇洗工艺脱除合成气中的CO2和HS,过程属于后送入变换气吸收塔。物理吸收,在加压和低温条件下,甲醇吸收CO2和HS,富含3.2 H2S、COS和CO2的脱除CO2和HS的富甲醇通过减压闪蒸和加热得到再生并循环吸收塔自下而上分为预洗段、脱硫段和脱碳段。预洗段使用。工艺的特点[1-2)如下:用于脱除变换气中的痕量组份NH,和HCN,脱硫段用来脱(1)可以同时脱除原料气中的多种组分(H2S、COS、除变换气中的H2S和cos,脱碳段用于脱除变换气中的.RSH、CO2、HCN、NH,、NO以及石蜡烃、芳香烃、粗汽油等),CO2 ,净化后的粗氢气自吸收塔顶部流出。净化效果好,一般情况下净化气中H,S<0.1x10-*、CO2< 3.3 中压闪蒸20 x 10~°。中压闪蒸系统设置了一个闪蒸塔,分为上塔和下塔,上(2)气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内选择性地进行，塔用于闪蒸来自吸收塔CO2吸收段的富CO2甲醇;下塔用于且H2S的溶解度比CO2的溶解度大得多,这样就可以选择性闪蒸来自吸收塔脱硫段的富H2S甲醇。闪蒸出来的有效气的在吸收塔的不同区域脱除H,S和CO2 ,最终可回收硫磺。经循环气压缩机升压后返回变换气冷却器上游的变换气中。(3)有效气体和溶剂的损失少:因为在低温下H和CO 3.4 低压闪蒸和H2S富集等在甲醇中的溶解度都较低,甲醇的蒸气压也很小。为了增加酸性气中的硫含量,也为回收富甲醇中的溶解(4)溶剂吸收能力大,吸收塔及泵的规格小,在同等净化热,在H2S富集塔中通过减压闪蒸和氮气气提的方法脱除溶程度下,本工艺更节能。(5)环境污染小，低温甲醇洗排出的含甲醇废水中甲醇解的CO2。H2S 富集部分是整个低温甲醇洗工艺温度较低的部分,为了回收冷量,从H2S富集塔中部抽出冷甲醇作为贫含量小于200x 10- ,利于废水的二次处理;排放的尾气中甲醇吸收塔抽出富CO2甲醇的冷源。H2S小于10x 10-* ,符合国家大气污染排放标准。(6)酸性气H2S浓度高,经过低温甲醇洗装置的吸收浓3.5热再生缩后,副产的酸性气浓度可以达到体积分数30%以上,可满自H2S富集塔来的富甲醇经换热升温后进人热再生塔,以热再生塔再沸器加热甲醇溶液产生的甲醇蒸汽作为汽提足硫回收装置的处理要求。(7)低温甲醉洗通过臧压闪蒸可以产生高浓度CO2气蒸汽,完成从富甲醇中脱除H2S和CO2的目的。自热再生塔塔顶离开的酸性气经换热、分液后作为克劳斯气送出界区至体可经压缩机加压后作为产品气送出界区。(8)甲醇的热稳定性和化学稳定性都较好:甲醇不会被硫回收单元;热再生塔底部抽出的贫甲醇经- - 系列换热冷却有机硫、氰化物等组分所降解,在操作中甲醇不起泡、纯甲醇后进入吸收塔顶部作为精洗甲醇。收稿日期:2015 -06-11作者简介:孟令凯(1982- -) ,工程师,大学本科,2005年毕业于江苏工业学院油气储运专业,现在中石化宁波工程有限公司工艺系统工作。山东化工SHANDONG CHEMICAL INDUSTRY2015年第44卷7粗氢气贫甲醇，半贫甲醇尾气0,产品气(CO.,脱除塞C0.甲醇| 低压闪燕尾气洗涤↓克劳斯气H,S脱除.宽HS甲醇热再生甲醇水分席HS浓缩换气(变换气冷却“预洗犀氡洙资富原料气冷却酸性气体脱除中压闪蒸低压闪蒸和H_$富集图1流程简困3.6甲醇/水分离hl')多选用半贫液流程,一些中小规模的低温甲醇洗装置,甲醇水分离塔再沸器利用中低压蒸汽加热。甲醇水分为了节能降耗,也逐渐考虑采用半贫液流程。离塔塔顶甲醇蒸汽送往热再生塔作为汽提蒸汽,塔底废水经全贫液吸收流程仅采用贫甲醇作为吸收塔脱碳段的吸废水冷却器冷却后分为两部分,-部分废水送至尾气洗涤塔收溶剂;而半贫液吸收流程吸收塔脱碳段则采用贫甲醇作为回用,另一部分废水直接排出界区。精洗甲醇和低压闪蒸后的半贫甲醇作为主洗甲醇两种吸收3.7 尾气洗涤溶剂。两种流程主要区别在于半贫液吸收流程的吸收塔脱在尾气洗涤塔中,来自界区的脱盐水与尾气在塔内逆流碳段比全贫液流程多出一股经过低压闪蒸的半贫甲醇作为接触,尾气中的甲醇被洗涤下来,塔顶满足要求的尾气送出吸收溶剂,多了- -套半贫甲醇吸收、闪蒸循环系统,同时增加装置高架放空,为了减少脱盐水的流量,甲醇水分离塔塔底了两台半贫液泵。全贫液流程因为全贫液循环量大,导致后续热再生系统、甲醇水分离系统负荷加大，热再生塔及甲醇废水一部分被送往尾气洗涤塔的中部回用。4优化方案水分离塔的设备尺寸较大,后续系统公用工程消耗增加。半贫液吸收流程换热网络更复杂- - 些,能够减少冷量消耗,装4.1采用半贫液技术置规模越大优势则越明显。4.1.1工艺流程 .根据用于吸收塔脱碳段的吸收溶剂的不同,低温甲醇洗4.1.2两种流程操作 费用对比工艺分为全贫液吸收流程和半贫液吸收流程。目前,新建规两种流程操作费用对比见表1。模较大的低温甲醇洗装置(有效气H +CO大于15万Nm'/表1两种流程操作费用对比半贫液流程全贫液流程称单价小时量费用/元.费用/元低压蒸汽Vt元/t60.197614080.5MPa(g)低压蒸汽/t703514681. 0MPa(g)元/kWh 0.551726949.384- 40吣冷量/kW2817kW; .3260kW;18052071转换为高压蒸汽折高压蒸汽消耗:9.5↑折高压蒸汽消耗:10.9t第16期.盂令凯:低温甲醇洗工艺的技术优化●147●表1(续)半贫液流程全贫液流程名称单价小时量费用/元脱盐水/t元/t 10440循环水/t元/t0.510204541216. 4低压氮气Nm'元/Nm3 0.45940042308900甲醇损失0.033787合计元8851.39354.4年操作费用亿元0. 70810. 7483由上表可以看出采用半贫液流程比全贫液流程年操作的工艺流程图增设了两台液力透平。费用少约400万元。液体介质从高压减至低压会损失部分能量,可通过液力4.1.3投资对比透平来回收这部分能量,用来驱动泵或其它转动设备,从而半贫液流程比全贫液流程多了一套半贫甲醇吸收、闪蒸达到节能的目的(4]。在煤制氢酸性气体脱除单元中有4个循环系统,同时增加了两台半贫液泵;而全贫液流程因为全部位需节流减压,根据投资和回报的效益分析,选择两处能贫液循环量大,导致后续热再生系统负荷加大以及设备尺寸量损失较高的部位增设液力透平,位置详见工艺流程图。变大。总体而言,全贫液流程可节省投资约1500万。4.2增设液力透平为了进-步实现酸性气体脱除装置的节能降耗,优化后CO,脱除富CO,甲醇富C0,甲醇;中压闪蒸5. 54MPaG1. 8MPaG没-日--日-被驱动泵1电动机 离合器液力透平1H$脱除富H2S甲醇富H[S甲醇5. 58MPaG被驱动泵2电动机离合器液力透平2图2优化后的工艺流程 图两处分别可回收205kW和110kW功率,回收功率约占常规低温甲醇洗装置吸收塔的直径上下相同,由于变换整个酸性气体脱除单元电耗的18%。两台液力透平、进出口气量在吸收塔的精洗段气量很小 塔内空塔气速较小,塔盘管线阀门材料及施工费用约460万元,节电:315 x 8000 x0.开孔率较低,存在设备投资的浪费。因此本项目考虑在吸收55 = 138.6万元/年。塔的精洗段进行变径优化，优化前后参数如下表2。4.3吸收塔的设计优化表2优化前后参数气体的脱硫和脱碳可在同- -个吸收塔内选择性地进行，吸收塔总塔精洗段精洗段精洗段壁且H2S的溶解度比CO2的溶解度大得多,这样就可以选择性高/m高度/m塔径/m厚/mm的在吸收塔的不同区域脱除H2S和CO2。本项目吸收塔自变径前)0203.37下而上分为预洗段脱硫段、脱碳段精洗段。变换气先进入变径后902.456吸收塔2C001下部的预洗段,痕量组份如NH,和HCN被脱变径后吸收塔投筒体资减少168万元,吸收塔内件投资除;在脱硫段HS和cos被来自脱碳段的富CO2甲醇液洗减少 40万元，共计208万元。涤吸收;在脱碳段,大部分变换气中的二氧化碳被脱除,最终(下转第149页)进人精洗段变换气的气量明显减少。.第16期王明智，等:粉煤输送载气的切换方法●1492.2切换前应具备的条件处互换完成的时间,经过估算初步定为2. 5h。气化系统运行稳定,负荷大于60%,低温甲醇洗运行正3载气切换 CO2的注意事项常,CO2分析合格,H2S+COS含量低于5x10-6,压缩机出口(1)在切换过程中要密切监视两台压缩机的运行参数。温度能达到120C。N2 压缩机K - 3052运行正常,三段出口如果N2压缩机跳车,要迅速关闭Nz压缩机的出口两位阀压力30PIC0305控制在5. 0MPag,四段出口压力30PIC030630XV0306/0307 ,继续向管网供应CO2 ,必要时可手动调节放控制在7.5MPag。CO2 压缩机K - 3051已备用,三段四段出空阀的的开度以维持管网压力,前提是不影响CO2压缩机的口两位阀30XV0306/0307以及后面的现场手阀处于关闭状稳定运行,同时关闭N2压缩机出口的现场手阀,全开放空阀态。30PV0305/0306。如果CO2压缩机跳车,迅速关闭CO2压缩机出口的两位阀30XV0304/0305 ,恢复N2供应,必要时手动2.3 载气切换过程全开CO2压缩机三四段放空阀30PV0303/0304,启动K干预放空阀动作以维持管网压力,同时关闭CO2压缩机出口-3051,提转速至正常转速。将三四段压力控制器的现场手阀,全开放空阀30PV0303/0304。(2)在切换过程中密切关注N2/CO2管网的压力以及煤30PIC0303/0304切到自动状态,设定值分别设为5. 1MPag、粉管线的稳定性,避免因压力波动造成煤气化连锁跳车。如7.6MPag,确保比N2压力设定值高0. 1MPag。当30P10303/果在切换过程中或切换完成后气化系统跳车,若空分在继续0304压力稳定以后,全开30XV0304/0305后面的现场手阀,运行,应迅速启动N2压缩机已完成气化炉的吹扫。然后打开30XV0304/0305 ,并入CO2。(3)由于CO2在节流膨胀时相对于N2具有更明显的低CO2并人以后,注意观察放空阀开度,如果CO2放空阀温效果,所以在煤粉锁斗初始充压以及泄压时易因温度过低关小,N2放空阀开大,表明CO2已经进人管网，否则需要提而致使煤粉中的水份结露,因此要监视好U1200 的温度以及高CO2压力,同时注意观察稳定管网N2/CO2压力30P10002对下煤的影响,如果可能,当煤粉锁斗泄压时现场测量容器以及超高压N2/CO2管网压力30P10001。每半小时手动分析外壳的温度。为避免因水份结露而造成的煤粉结块,要保证- -次混合气体中CO2含量。煤粉锁斗和泄压管线的伴热以及CO2压缩机出口温度,并定在放空阀的开度稳定以后,观察K - 3051以及管网压力期对高压N2/CO2缓冲罐排液,防止CO2带液进入系统。是否稳定,根据现场情况考虑停K - 3052切出N2 ,关闭三四(4)在CO2替代N2过程中,虽然CO2参与反应,但气化段出口两位阀30XV0306/0307 ,全开放空阀30PV0305/0306,炉的放热基本不会改变,所以在切换过程中要保证小室蒸汽产量的稳定。在0/C不变的情况下,由于CO2密度比N2使K- 3052处于备用状态。高,在初始切换到CO2时,实际煤量会降低,造成真实的0/C2.4粉煤密度计算公式的修 改由于N2和CO2的密度不同，粉煤输送在切换载气后会增加,气化炉温度上升,小室蒸汽产量增加。为保证蒸汽产量不变,防止气化炉温度过高,通过下调0/C控制回路中的影响密度计测量的准确性,从而造成粉煤实际流量与计算流修正参数以降低总0/C,增加粉煤管线煤量,同时煤粉密度量出现偏差,进而影响气化炉工况。因此在载气切换过程公式要做出及时切换。中,粉煤密度计算公式要及时作出修改。(5)切换至CO2后,粗合成气中的CO2含量会大幅升粉煤密度计算公式为:高,要及时与低温甲醇洗工段进行联络,确保后续系统稳定。13DI0101 -Dx 13P0101 x10+14结语13110101 +27313DY0101 = 1400 x当用粉煤输送载气由N2切换到CO2后,粗合成气中N21400- Dx 13P10101 x10+113T10101 +273含量明显降低,有效气组分增加,减少了后续工段弛放气的当载气为N2时,D值为341.25,当载气为CO2时,D值放空,提高合成效率,增加甲醇产量。除此之外,采用CO2代为536. 25替N2不但可以减少N2消耗,而且使低温甲醇洗产生的CO2从N2切换到CO2,当开始打开30XV0304/0305后面的得到有效利用,减少因CO,放空而造成的环境污染。手阀时,点击控制面板的切换按钮,密度计算公式中的D值(本文文献格式:王明智，宗学伟.粉煤输送载气的切换方法将从341. 25经过“RAMP"时间变化到536. 25。其中[J].山东化工,2015 ,4(16):148-149.)“RAMP"的时间取决于切换载气时N2/CO2之间在粉煤管线(上接第147页)社,2010.983 -987.5小结[2]汪家铭.低温甲醇洗净化工艺技术进展及应用概况采用半贫液流程比全贫液流程投资增加1500万元,年[J].泸天化科技,2007(2):120 - 124.操作费用节省400万元,约3.7年收回增加投资成本;通过[3]齐胜远.全贫液半贫液低温甲醇洗工艺技术对比[J].设置液力透平设施，投资增加460万元,年操作费用节省化肥工业,40(4) :56 -64.138.6万元/年,约3.2年收回增加投资成本;吸收塔精洗段[4]于良俭,陈允中.液力能量回收透平在石化行业中的应缩径后塔设备投资可节省208万元。由此可见,通过对低温用[J].石油化工设备技术,1996 ,17(4):27 -31. .甲醇洗工艺的优化,项目实施后经济效益显著。参考文献(本文文献格式:孟令凯低温甲醇洗工艺的技术优化[J].山[1]贺永德现代煤化工技术手册[ M].北京:化学工业出版东化工,2015 ,44(16):145 - 147,149.)