一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝制造技術

本發明專利技術涉及到一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝，其特征在于包括下述步驟：富H

【技術實現步驟摘要】
一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝
本專利技術涉及到酸性氣體脫除工藝，具體指一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝。
技術介紹
基于我國多煤少油乏氣的資源現狀，近年來以煤為原料的化學工業得到快速發展，煤通過高溫氣化，制得的以H2和CO為主要成分的粗合成氣，是生產C1化工及其衍生物產品的適宜原料。采用煤氣化工藝生產的粗合成氣中除含有H2、CO、CO2外，還有少量的H2S、COS、NH3、HCN等微量組分，其中H2是合成甲醇、合成氨等化工產品的原料氣，酸性氣體CO2和H2S一般是合成催化劑的毒物，所以必須在合成工序之前加以脫除，以滿足下游生產加工的要求。在以甲醇為吸收溶劑的酸性氣體脫除流程中，吸收了酸性氣的溶劑的再生是通過減壓閃蒸、氮氣氣提并最終通過熱再生來實現的，現有的酸性氣體脫除的熱再生系統普遍存在設備投資高、能耗高、控制復雜等缺陷。如申請號為2014106887078.5的中國專利技術專利申請所公開的《一種適合低溫甲醇洗過程中控制硫化氫濃度的方法》，該流程中的熱再生系統具體存在如下問題：1、來自再吸收塔塔釜的富甲醇溶液經貧富甲醇直接換熱至較高溫度，在貧富甲醇換熱器內部，升溫導致溶解在富甲醇中的CO2等氣體逐漸釋放，特別是在換熱器的末端，流體傳熱系數明顯降低，嚴重影響換熱器換熱效率，從而不得不增大傳熱換熱面積，造成貧富甲醇換熱器投資的增加；2、富甲醇經貧富甲醇換熱器換熱后，送至熱再生的熱閃蒸段減壓閃蒸，由于富甲醇溫度已高于閃蒸壓力下甲醇的泡點溫度，使的大量甲醇氣化，混入閃蒸氣中，最終被帶進了前系統低溫段，如此不僅增加了前系統的冷量消耗，同時也變相增加了熱再生系統的能耗；3、由于閃蒸氣溫度較高，后續對閃蒸氣的冷卻復雜，不僅設置了閃蒸氣循環水冷卻器，還設置了排放氣/閃蒸氣換熱器，設備投資費用高；4、在閃蒸氣冷卻的過程中，閃蒸氣中攜帶的大量的甲醇蒸汽冷凝液化，必須設置氣液相分離及控制系統，增大了控制系統的復雜性，也增加了投資。
技術實現思路
本專利技術所要解決的技術問題是針對現有技術的現狀提供一種能顯著降低酸性氣體脫除熱再生系統能耗且同時降低設備投資的配套粉煤氣化酸性氣脫除的溶劑再生工藝。本專利技術解決上述技術問題所采用的技術方案為：該配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝，其特征在于包括下述步驟：來自再吸收工序的溫度為-45℃～-35℃、壓力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，經第一貧富甲醇換熱器回收冷量，換熱至45℃～55℃后，從上部進入熱再生塔的常溫氣提段進行減壓閃蒸和氣提；溫度為35～45℃、壓力為0.4～0.7MPaG的低壓氮氣從底部進入所述常溫氣提段，所述低壓氮氣與富H2S甲醇的摩爾流量比為1:100～1:200；富H2S甲醇在常溫氣提段的塔盤上減壓閃蒸，同時被送入的低壓氮氣氣提，控制所述氣提段的氣提壓力0.3MPaG～0.5MPaG；生成的閃蒸氣從常溫氣提段頂部送出，在常溫氣提段的底部得到溫度為43℃～53℃、壓力0.3MPaG～0.5MPaG、CO2摩爾含量為0.4～0.8％的富甲醇；富甲醇經第二貧富甲醇換熱器換熱至85℃～92℃，從中部送入熱再生塔的H2S汽提段進行熱再生；界外送來的補充甲醇蒸汽從下部進入H2S汽提段，對富甲醇進行汽提；汽提分離出的酸性氣送去下游冷凝分離，冷凝分離出的氣相送下游硫回收，冷凝分離出的液相作為回流甲醇，從頂部返回H2S汽提段；在所述H2S汽提段的底部集液箱得到溫度為97℃～103℃、壓力為0.22MPaG～0.42MPaG的貧甲醇，經貧甲醇泵抽出并加壓至3.7MPaG～4.5MPaG后分為三股；其中第一股貧甲醇送至第二貧富甲醇換熱器與所述富甲醇換熱至50℃～60℃后，進入第一貧富甲醇換熱器換熱至-35℃～-29℃，送去下游工序；第二股貧甲醇從上部進入熱再生塔的水富集段；第三股貧甲醇作為冷回流送入下游；進入所述水富集段的貧甲醇，經熱再生塔塔底再沸器加熱，生成甲醇蒸汽作為所述H2S汽提段的汽提甲醇蒸汽，由升氣帽進入所述H2S汽提段；所述補充甲醇蒸汽與所述第三股貧甲醇的摩爾流量之比為1:1～1.7:1；由熱再生塔水富集段送出溫度為97℃～103℃、壓力為0.23MPaG～0.43MPaG的含水甲醇。優選所述第一股貧甲醇與所述上游再吸收工序來的富H2S甲醇的摩爾流量比0.9:1～1.1:1；所述第二股貧甲醇為所述貧甲醇摩爾流量的0.04～0.1倍。更好地，所述回流甲醇與所述酸性氣的摩爾流量之比0.65:1～0.95:1。與現有技術相比，本專利技術具有下述優點：1、在不改變貧富甲醇換熱器串聯數量的前提下，將貧富甲醇換熱器拆分為第一貧富甲醇換熱器和第二貧富甲醇換熱器，合理利用貧富甲醇換熱器間的溫度梯度，降低了能耗。2、來自再吸收工序的富H2S甲醇經第一貧富甲醇換熱器加熱至45℃～55℃，送入熱再生塔上塔減壓閃蒸，同時采用常溫低壓氮氣氣提，既達到了最終送至熱再生塔H2S汽提段的富H2S甲醇中低CO2濃度的要求，同時大幅減少了返回至再吸收工序的閃蒸氣中甲醇蒸汽含量，降低了前系統的冷量消耗。3、返回至上游再吸收塔的閃蒸氣溫度為43℃～53℃，取消了閃蒸氣水冷器，降低了設備投資的同時也相應簡化了閃蒸氣后續氣液分離控制系統。4、經過減壓閃蒸及氮氣氣提，出熱再生塔上塔的富H2S甲醇中的大部分CO2已被解析，再經第二貧富甲醇換熱器換熱至約87℃～93℃送入熱再生塔H2S汽提段，在此過程中，富甲醇中的氣相解析量明顯降低，不僅提高了第二貧富甲醇換熱器的換熱效率，同時進入熱再生塔H2S汽提段的富甲醇溫度的升高，也降低了熱再生塔塔底再沸器的負荷。附圖說明圖1為本專利技術實施例的工藝流程示意圖。具體實施方式以下結合附圖實施例對本專利技術作進一步詳細描述。本專利技術中所涉及到的名詞說明：富H2S甲醇：是指含有H2S和CO2的甲醇溶液閃蒸氣：是指由熱再生塔常溫氣提段頂部送出的含H2S、CO2的混合氣體；酸性氣：是指由熱再生塔H2S汽提段頂部送出的含H2S、CO2及甲醇蒸汽的混合氣體；如圖1所示，本實施例中的熱再生塔2分為上塔和下塔兩部分，通過封頭隔開。上塔稱為常溫氣提段21，下塔通過集液箱22分隔為上、下兩段，集液箱22以上部分稱為H2S汽提段23，集液箱22以下部分稱為水富集段24，集液箱22上設置有供水富集段24的氣體上升進入H2S汽提段23的升氣帽25。該配套粉煤氣化的酸性氣體脫除洗滌液再生工藝包括下述步驟：從上游再吸收工序來的溫度-45℃～-35℃、壓力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，經第一貧富甲醇換熱器1回收冷量，溫度升至45℃～55℃，從上部進入熱再生塔2的常溫氣提段21進行閃蒸氣提。從界區來的常溫低壓氮氣溫度35～45℃、壓力0.4～0.7MPaG從底部進入熱再生塔2常溫氣提段21，常溫低壓氮氣與進入熱再生塔2的富H2S甲醇的摩爾流量比為1:100～1:200；進入熱再生塔2常溫氣提段21的富H2S甲醇在塔盤上減壓閃蒸，同時被送入的常溫低壓氮氣氣提，控制常溫氣提段21氣提壓力0.3MPaG～0.5MPaG，閃蒸氣提出大量CO2和少量H2S的混合氣體，稱為閃蒸氣；由熱再生塔2常溫氣提段21頂部送出的閃蒸氣溫度為43℃～53℃，壓力0.3MPaG～0.5MPaG，經閃蒸氣/預洗本文檔來自技高網...

【技術保護點】
一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝，其特征在于包括下述步驟：溫度為?45℃～?35℃、壓力1.2MPaG～2.0MPaG的富H

【技術特征摘要】
1.一種配套粉煤氣化酸性氣體脫除的溶劑再生工藝，其特征在于包括下述步驟：溫度為-45℃～-35℃、壓力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，經第一貧富甲醇換熱器(1)回收冷量，換熱至45℃～55℃后，從上部進入熱再生塔(2)的常溫氣提段(21)進行減壓閃蒸和氣提；溫度為35～45℃、壓力為0.4～0.7MPaG的低壓氮氣從底部進入所述常溫氣提段(21)，所述低壓氮氣與富H2S甲醇的摩爾流量比為1:100～1:200；富H2S甲醇在常溫氣提段(21)的塔盤上減壓閃蒸，同時被送入的低壓氮氣氣提，控制所述氣提段(21)的氣提壓力0.3MPaG～0.5MPaG；生成的閃蒸氣從常溫氣提段(21)頂部送出，在常溫氣提段(21)的底部得到溫度為43℃～53℃、壓力0.3MPaG～0.5MPaG、CO2摩爾含量為0.4～0.8％的富甲醇；富甲醇經第二貧富甲醇換熱器(4)換熱至85℃～92℃，從中部送入熱再生塔(2)的H2S汽提段(23)進行熱再生；界外送來的補充甲醇蒸汽從下部進入H2S汽提段(23)，對富甲醇進行汽提；氣提出的酸性氣送去下游冷凝分離，冷凝分離出的氣相送下游硫回收，冷凝分離出的液相作為回流甲醇，從頂部返回H2S汽提段(23)；在所述H2S汽提段(23)的底部集液箱(22)得到溫度為97℃～...

【專利技術屬性】
技術研發人員：施程亮，許仁春，亢萬忠，
申請(專利權)人：中石化寧波工程有限公司，中石化寧波技術研究院有限公司，中石化煉化工程集團股份有限公司，
類型：發明
國別省市：浙江,33