一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝的製作方法
2023-07-15 18:57:31 1
專利名稱：：一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝的製作方法
技術領域：
：本發明涉及氣體吸收裝置的溶劑再生領域，尤其是涉及一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝。
背景技術：
：低溫甲醇洗工藝已被廣泛應用於合成氨、合成甲醇和其它羰基合成、制氫、城市煤氣和天然氣脫硫等氣體淨化裝置中。相關專利有CN1491882(2005)，CN1451602(2005)，CN1386699(2004)，CN1107382(1997)，CN1113824(1997)，CN1063086(1994)，CN88100529(1988)，US4609384(1986)，CN85107195(1986)，US4430316(1984)，US4324567(1982)。低溫甲醇洗工藝過程為採用甲醇吸收混合氣中的酸性氣，再經過減壓解吸、氣提、加熱使甲醇與酸性氣分離，達到淨化混合氣並回收甲醇的目的。低溫甲醇洗工藝的原料氣中含有少量水蒸汽，為了防止原料氣冷卻後，其中的水蒸汽結冰，影響設備正常運行，需要往原料氣中噴入少量甲醇，降低凝液的凝固溫度。噴過甲醇的原料氣進入一臺或多臺換熱器冷卻，冷卻後的原料氣進入氣液分離罐，分離出的噴淋甲醇及水凝液需要通過精餾再生。目前，典型的噴淋甲醇回收流程是將高壓噴淋甲醇及水凝液送入回流冷卻器中，與甲醇水分離塔的貧甲醇回流液換熱，然後送入甲醇水分離塔進行分離，最終在甲醇再生塔中回收利用。單塔吸收流程如圖1所示，雙塔吸收流程如圖2所示。上述低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝存在以下不足A.能量損耗大。由於噴淋甲醇及水凝液的溫度較低，直接與甲醇水分離塔的回流液進行換熱，實際上相當於低溫噴淋甲醇及水凝液直接進入甲醇水分離塔，不但噴淋甲醇及水凝液的冷量沒有回收利用，而且增加了甲醇水分離塔的熱負荷，即增加了其再沸器的蒸汽用量。B.換熱器設備投資大。噴淋甲醇及水凝液的壓力很高，直接與甲醇水分離塔的回流液進行換熱，換熱器的設計壓力高，單臺換熱器造價高。尤其對於變換氣、未變換分別淨化的雙塔吸收低溫甲醇洗流程，需要兩臺獨立的回流冷卻器，增加了換熱器的數量。所以，典型流程的換熱器設備投資大。C.酸性氣體濃度低。由於噴淋甲醇及水凝液中溶解有(A氣體，直接進入精餾再生系統後，這部分(A進入酸性氣體中，降低了酸性氣中H^的濃度，也就增加了酸性氣體處理過程的物耗和能耗。
發明內容本發明的目的就是為了克服上述現有技術存在的缺陷而提供一種能耗低，換熱設備投資小，酸性氣體中H2S濃度高的回收低溫甲醇洗噴淋甲醇的工藝。本發明的目的可以通過以下技術方案來實現—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，該工藝包括以下步驟原料氣的噴淋甲醇及水凝液經過閃蒸罐閃蒸，凝液閃蒸氣送入H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，減壓後的甲醇及水凝液與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，復熱後的甲醇及水凝液送入甲醇水分離塔進行分離，甲醇水分離塔頂部甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。所述的閃蒸罐的操作壓力為0.53.OMPa。所述的閃蒸罐的操作壓力優選0.61.OMPa。所述的原料氣的噴淋甲醇及水凝液為一股或多股，壓力為3.08.OMPa，溫度為243273K。所述的凝液閃蒸氣溫度為233273K。所述的H2S濃縮塔為一臺或多臺，操作溫度為203313K。所述的減壓後的甲醇及水凝液與H^餾分換熱器出口H^氣體換熱，甲醇及水凝液溫度為233273K，H2S氣體溫度為293323K。所述的復熱後的甲醇及水凝液溫度為293323K。所述的甲醇水分離塔頂部甲醇氣體進入甲醇再生塔實現精餾再生，該甲醇氣體溫度為368378K。與現有技術相比，本發明在回收噴淋甲醇的過程中，充分利用了噴淋甲醇及水凝液的冷量，包括凝液閃蒸解析C02時產生的冷量，利用低溫的噴淋甲醇及水凝液與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，減少了H2S氣體冷卻需要的冷量，即減少了下遊H2S餾分急冷器的負荷；另一方面，噴淋甲醇及水凝液回收H^氣體的熱量，其溫度升高，從而減少了甲醇水分離塔再沸蒸汽的用量；由於噴淋甲醇及水凝液經過減壓閃蒸後送入換熱器，降低了換熱器設備的操作和設計壓力，減少了設備投資；噴淋甲醇及水凝液閃蒸出來的(A，送入H2S濃縮塔，最終進入尾氣中，從而增加了酸性氣體中H2S的濃度，降低了H2S氣體處理的物耗和能耗。圖1為典型低溫甲醇洗單塔吸收噴淋甲醇再生流程圖；圖2為典型低溫甲醇洗雙塔吸收噴淋甲醇再生流程圖；圖3為本發明低溫甲醇洗單塔吸收噴淋甲醇再生流程圖；圖4為本發明低溫甲醇洗雙塔吸收噴淋甲醇再生流程圖。圖中1為原料氣冷卻器、1A為原料氣冷卻器、1B為原料氣冷卻器、2為噴淋甲醇及水凝液分離罐、2A為噴淋甲醇及水凝液分離罐、2B為噴淋甲醇及水凝液分離罐、3為回流冷卻器、3A為回流冷卻器、3B為回流冷卻器、4為甲醇水分離塔、5為甲醇再生塔、6為H2S餾分冷卻器、7為H2S餾分一次分離罐、8為再生塔回流泵、9為H2S餾分換熱器、10為H2S餾分急冷器、11為H2S餾分二次分離罐、12為H2S濃縮塔、13為富甲醇泵、14為甲醇換熱器A、15為甲醇換熱器B、16為甲醇再生塔再沸器、17為甲醇水分離塔再沸器、18為閃蒸罐、19為甲醇及水凝液/H2S氣體換熱器、21為原料氣、21A為原料氣、21B為原料氣、22為甲醇、22A為甲醇、22B為甲醇、23為噴淋甲醇及水凝液、23A為噴淋甲醇及水凝液、23B為噴淋甲醇及水凝液、24為分離後的原料氣、24A為分離後的原料氣、24B為分離後的原料氣、25為復熱後的甲醇及水凝液、26為甲醇氣體、27為廢液、28為酸性氣、29為富甲醇、30為低壓氮氣、31為尾氣、32為貧甲醇、33為H2S氣體、34為閃蒸後凝液、35為閃蒸氣、36為復熱後凝液。具體實施例方式下面結合附圖和具體實施例對本發明進行詳細說明，以下實施例只是描述性的，不是限定性的，不能以此限定本發明的保護範圍。對比例1典型低溫甲醇洗單塔吸收噴淋甲醇再生流程如圖1所示，原料氣21中噴入甲醇22後進入原料氣冷卻器l，原料氣經過冷卻後送入噴淋甲醇及水凝液分離罐2，分離後的原料氣24送吸收塔，噴淋甲醇及水凝液23引入回流冷卻器3，得到的復熱後的甲醇及水凝液25引入甲醇水分離塔4，甲醇水分離塔4塔釜設置甲醇水分離塔再沸器17，塔釜分離出廢液27，塔頂分離出的甲醇氣體26輸入甲醇再生塔5中部，再沸器16加熱甲醇，使其氣化，向甲醇再生塔5提供熱量，一部分再生後貧甲醇作為甲醇水分離塔4的回流液，另一部分經過甲醇換熱器B15冷卻後的貧甲醇32作為吸收溶劑，從甲醇再生塔5頂部出來的氣體經過H2S餾分冷卻器6冷卻，進入H2S餾分一次分離罐7中進行氣液分離，液體經再生塔回流泵8加壓後返回到塔5頂部，未凝氣體進入H2S餾分換熱器9，H2S餾分急冷器10進一步冷卻，隨後進入H2S餾分二次分離罐11進行氣液分離，未凝氣體經H2S餾分換熱器9復熱，復熱後酸性氣28送硫回收處理，從H2S餾分二次分離罐11分離的甲醇進入H2S濃縮塔12塔底進行再生，在H2S濃縮塔12中一股或多股富甲醇29經過低壓氮氣30氣提濃縮，濃縮後甲醇先後經富甲醇泵13，甲醇換熱器A14，甲醇換熱器B15後進入甲醇再生塔5再生，塔12頂部尾氣31放空。對比例2典型低溫甲醇洗雙塔吸收噴淋甲醇再生流程如圖2所示，原料氣21A及21B中噴入甲醇22A及22B後進入原料氣冷卻器1A及1B，原料氣經過冷卻後送入噴淋甲醇及水凝液分離罐2A及2B，分離後的原料氣24A及24B送吸收塔，噴淋甲醇及水凝液23A及23B引入回流冷卻器3A及3B，得到的復熱後的甲醇及水凝液25引入甲醇水分離塔4，甲醇水分離塔4塔釜設置甲醇水分離塔再沸器17，塔釜分離出廢液27，塔頂分離出的甲醇氣體26輸入甲醇再生塔5中部，再沸器16加熱甲醇，使其氣化，向甲醇再生塔5提供熱量，一部分再生後貧甲醇作為甲醇水分離塔4的回流液，另一部分經過甲醇換熱器B15冷卻後的貧甲醇32作為吸收溶劑，從甲醇再生塔5頂部出來的氣體經過H2S餾分冷卻器6冷卻，進入H2S餾分一次分離罐7中進行氣液分離，液體經再生塔回流泵8加壓後返回到塔5頂部，未凝氣體進入H2S餾分換熱器9，H2S餾分急冷器10進一步冷卻，隨後進入H2S餾分二次分離罐11進行氣液分離，未凝氣體經H2S餾分換熱器9復熱，復熱後酸性氣28送硫回收處理，從H2S餾分二次分離罐11分離的甲醇進入H2S濃縮塔12塔底進行再生，在H2S濃縮塔12中一股或多股富甲醇29經過低壓氮氣30氣提濃縮，濃縮後甲醇先後經富甲醇泵13，甲醇換熱器A14，甲醇換熱器B15後進入甲醇再生塔5再生，塔12頂部尾氣31放空。實施例1—種低溫甲醇洗噴淋甲醇再生工藝，採用單塔吸收，如圖3所示，物流數據均為90萬噸/年煤氣化制甲醇規模的裝置流程模擬計算結果。原料氣21(390000Nm3/h，313.0K，5.60MPaA，氣體組成H2:46.00%，CO:21.55%，C02:31.56%，H2S:0.24%，H20:0.23%，其它0.42%)中噴入甲醇22(1770Kg/h，313.OK)後進入原料氣冷卻器l，原料氣經過冷卻後送入噴淋甲醇及水凝液分離罐2，分離後的原料氣24(261.0K，5.56MPaA)送吸收塔，噴淋甲醇及水凝液23(2630Kg/h，261.0K，5.56MPaA)引入閃蒸罐18，閃蒸氣35(113Nm3/h，252.3K，0.8MPaA)送入H2S濃縮塔12，閃蒸後凝液34(2421kg，252.3K，0.8MPaA)在甲醇及水凝液/H2S氣體換熱器19中與H^餾分換熱器9出口H2S氣體33(0.3MPaA，2633NmVh，304.1K)換熱，復熱後凝液36(301.1K)進入甲醇水分離塔4，凝液中的水從塔4底部輸出，作為廢液27(12779kg)處理，塔4頂部甲醇氣體26(8272NmVh，370.3K)輸入甲醇再生塔5中部，再沸器16加熱甲醇，使其氣化，向甲醇再生塔5提供熱量，一部分再生後貧甲醇作為甲醇水分離塔4的回流液，另一部分經過甲醇換熱器B15冷卻後的貧甲醇32作為吸收溶劑，從甲醇再生塔5頂部出來的氣體經過H2S餾分冷卻器6冷卻，進入H2S餾分一次分離罐7中進行氣液分離，液體經再生塔回流泵8加壓後返回到塔5頂部，未凝氣體先後經過H2S餾分換熱器9，甲醇及水凝液/H2S氣體換熱器19，H2S餾分急冷器10進一步冷卻至238.0K，隨後進入H2S餾分二次分離罐11進行氣液分離，未凝氣體經H2S餾分換熱器9復熱，復熱後酸性氣28(2267NmVh，304.1K，H2S濃度43.26%)送硫回收處理，從H2S餾分二次分離罐11分離的甲醇進入H2S濃縮塔12塔底進行再生，在H^濃縮塔12中一股或多股富甲醇29經過低壓氮氣30氣提濃縮，濃縮後甲醇先後經富甲醇泵13，甲醇換熱器A14，甲醇換熱器B15後進入甲醇再生塔5再生，塔12頂部尾氣31(130140Nm3/h)放空。與典型低溫甲醇洗噴淋甲醇再生流程相比本發明可達到如下效果(數據均為90萬噸/年煤氣化制甲醇規模的裝置流程模擬計算結果)1.能耗低。典型流程將噴淋甲醇及水凝液與甲醇水分離塔的回流液換熱後，送入甲醇水分離塔；本發明充分利用了噴淋甲醇及水凝液的冷量，包括凝液閃蒸解析(A時產生的冷量，將低溫凝液與H2S氣體換熱後送入甲醇水分離塔，計算結果表明，H2S餾分急冷器10的能耗減少了53.46%，甲醇水分離塔4再沸器17的蒸汽用量也減少了2.72%。模擬計算數據如下甲醇及水凝液/4S氣體換熱器19H2S餾分急冷器10塔4再沸器17典型流程負荷KW\2174116本發明負荷KW1031014004節能％\53.462.722.噴淋甲醇再生的換熱器操作壓力低，設備投資省。典型流程高壓噴淋甲醇及水凝液直接進入換熱器加熱，該換熱器的管程或殼程操作和設計壓力高；本發明將噴淋甲醇及水凝液減壓閃蒸後再送入換熱器復熱，換熱器的管程或殼程操作和設計壓力都明顯降低，尤其對於雙塔吸收的低溫甲醇流程，不僅可以減小換熱器設計壓力，還可以減少換熱器的數量，從而降低了噴淋甲醇再生工藝的設備投資。tableseeoriginaldocumentpage73.酸性氣體中H2S濃度高。典型流程中含有C02氣體的噴淋甲醇及水凝液，直接進入精餾再生系統，這部分(A進入酸性氣體中，降低了酸性氣中H^的濃度；本發明先將噴淋甲醇及水凝液進行閃蒸，大部分溶解在凝液中的C02閃蒸出來送入H2S濃縮塔，從而增加了酸性氣體中H2S的濃度，可以在一定程度上減少H2S氣體後續處理過程的物耗和能耗。模擬計算數據如下tableseeoriginaldocumentpage7實施例2—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，採用雙塔吸收，如圖4所示，該方法包括以下步驟原料氣21A及21B中噴入甲醇22A及22B，然後進入原料氣冷卻器IA及IB中，原料氣經過冷卻後送入噴淋甲醇及水凝液分離罐2A及2B，分離後的原料氣24A及24B送吸收塔，噴淋甲醇及水凝液23A及23B引入閃蒸罐18，閃蒸氣35送入H2S濃縮塔12，閃蒸後凝液34在甲醇及水凝液/H2S氣體換熱器19中與H2S餾分換熱器9出口的H2S氣體33換熱，復熱後凝液36進入甲醇水分離塔4，凝液中的水從塔4底部輸出，作為廢液27處理，塔4頂部甲醇氣體26輸入甲醇再生塔5中部，再沸器16加熱甲醇，使其氣化，向甲醇再生塔5提供熱量，一部分再生後貧甲醇作為甲醇水分離塔4的回流液，另一部分經過甲醇換熱器B15冷卻後的貧甲醇32作為吸收溶劑，從甲醇再生塔5頂部出來的氣體經過H2S餾分冷卻器6冷卻，進入H2S餾分一次分離罐7中進行氣液分離，液體經再生塔回流泵8加壓後返回到塔5頂部，未凝氣體進入H2S餾分換熱器9，甲醇及水凝液/H2S氣體換熱器19，H2S餾分急冷器10進一步冷卻，隨後進入H2S餾分二次分離罐11進行氣液分離，未凝氣體經H2S餾分換熱器9復熱，復熱後酸性氣28送硫回收處理，從H2S餾分二次分離罐11分離的甲醇進入H2S濃縮塔12塔底進行再生，在H2S濃縮塔12中一股或多股富甲醇29經過低壓氮氣30氣提濃縮，濃縮後甲醇先後經富甲醇泵13，甲醇換熱器A14，甲醇換熱器B15後進入甲醇再生塔5再生，塔12頂部尾氣31放空。實施例3—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，過程包括原料氣噴淋甲醇、原料氣冷卻、原料氣氣液分離、甲醇及水凝液閃蒸、甲醇及水凝液復熱、甲醇精餾再生，該工藝具體步驟如下一股原料氣的噴淋甲醇及水凝液，壓力為3.0MPa，溫度為243K，經過閃蒸罐閃蒸，閃蒸罐的操作壓力控制為0.6MPa，得到凝液閃蒸氣溫度為233K，將凝液閃蒸氣送入一臺H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，H^濃縮塔的操作溫度控制為203238K，減壓後的甲醇及水凝液溫度為233K，與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，H2S氣體溫度為293K，復熱後的甲醇及水凝液溫度為293K，將其送入甲醇水分離塔進行分離，塔頂部368K的甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。實施例4—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，過程包括原料氣噴淋甲醇、原料氣冷卻、原料氣氣液分離、甲醇及水凝液閃蒸、甲醇及水凝液復熱、甲醇精餾再生，該工藝具體步驟如下兩股原料氣的噴淋甲醇及水凝液，壓力為8.OMPa，溫度為273K，經過閃蒸罐閃蒸，閃蒸罐的操作壓力控制為1.0MPa，得到凝液閃蒸氣溫度為263K，將凝液閃蒸氣送入兩臺H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，H^濃縮塔的操作溫度控制為203313K，減壓後的甲醇及水凝液溫度為263K，與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，H2S氣體溫度為323K，復熱後的甲醇及水凝液溫度為323K，將其送入甲醇水分離塔進行分離，塔頂部378K的甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。實施例5—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，過程包括原料氣噴淋甲醇、原料氣冷卻、原料氣氣液分離、甲醇及水凝液閃蒸、甲醇及水凝液復熱、甲醇精餾再生，該工藝具體步驟如下兩股原料氣的噴淋甲醇及水凝液，壓力為5.OMPa，溫度為260K，經過閃蒸罐閃蒸，閃蒸罐的操作壓力控制為3.OMPa，得到凝液閃蒸氣溫度為255K，將凝液閃蒸氣送入兩臺H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，H^濃縮塔的操作溫度控制為203313K，減壓後的甲醇及水凝液溫度為255K，與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，H2S氣體溫度為300K，復熱後的甲醇及水凝液溫度為300K，將其送入甲醇水分離塔進行分離，塔頂部370K的甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。實施例6—種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，過程包括原料氣噴淋甲醇、原料氣冷卻、原料氣氣液分離、甲醇及水凝液閃蒸、甲醇及水凝液復熱、甲醇精餾再生，該工藝具體步驟如下一股原料氣的噴淋甲醇及水凝液，壓力為6.OMPa，溫度為253K，經過閃蒸罐閃蒸，閃蒸罐的操作壓力控制為0.6MPa，得到凝液閃蒸氣溫度為243K，將凝液閃蒸氣送入一臺H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，H^濃縮塔的操作溫度控制為203238K，減壓後的甲醇及水凝液溫度為243K，與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，H2S氣體溫度為313K，復熱後的甲醇及水凝液溫度為303K，將其送入甲醇水分離塔進行分離，塔頂部372K的甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。權利要求一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，該工藝包括以下步驟原料氣的噴淋甲醇及水凝液經過閃蒸罐閃蒸，凝液閃蒸氣送入H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，減壓後的甲醇及水凝液與H2S餾分換熱器出口的H2S氣體換熱，復熱後的甲醇及水凝液送入甲醇水分離塔進行分離，甲醇水分離塔頂部甲醇氣體進入甲醇再生塔，完成精餾再生。2.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的閃蒸罐的操作壓力為0.53.OMPa。3.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的閃蒸罐的操作壓力優選0.61.OMPa。4.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的原料氣的噴淋甲醇及水凝液為一股或多股，壓力為3.08.OMPa，溫度為243273K。5.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的凝液閃蒸氣溫度為233273K。6.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的H2S濃縮塔為一臺或多臺，操作溫度為203313K。7.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的減壓後的甲醇及水凝液與H2S餾分換熱器出口H2S氣體換熱，甲醇及水凝液溫度為233273K，H2S氣體溫度為293323K。8.根據權利要求1所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的復熱後的甲醇及水凝液溫度為293323K。9.根據權利要求l所述的一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，其特徵在於，所述的甲醇水分離塔頂部甲醇氣體進入甲醇再生塔實現精餾再生，該甲醇氣體溫度為368378K。全文摘要本發明涉及一種低溫甲醇洗噴淋甲醇的再生工藝，包括原料氣噴淋甲醇、原料氣冷卻、原料氣氣液分離、甲醇及水凝液閃蒸、甲醇及水凝液復熱、甲醇精餾再生，原料氣的噴淋甲醇及水凝液經過閃蒸罐閃蒸，凝液閃蒸氣送入H2S濃縮塔，並最終進入尾氣中，減壓後的甲醇及水凝液與H2S餾分換熱器出口H2S氣體換熱，復熱後的甲醇及水凝液送入甲醇水分離塔進行分離，甲醇水分離塔頂部甲醇氣體進入甲醇再生塔，進行精餾再生。與現有技術相比，本發明具有能耗低，換熱器操作壓力低，酸性氣中H2S濃度高等優點。文檔編號C07C29/00GK101735010SQ200910198479公開日2010年6月16日申請日期2009年11月9日優先權日2009年11月9日發明者葉鑫,呂建寧,宮萬福,張栓存,李延生,辛呈欽申請人:惠生工程(中國)有限公司