本發(fā)明涉及到酸性氣體脫除工藝，具體指一種配套水煤漿氣化的酸性氣再吸收工藝。
背景技術(shù)：
基于我國多煤少油乏氣的資源現(xiàn)狀，近年來以煤為原料的化學(xué)工業(yè)得到快速發(fā)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(chǎn)C1化工及其衍生物產(chǎn)品的適宜原料。水煤漿加壓氣化技術(shù)由于具有煤種適應(yīng)范圍廣、煤漿輸送連續(xù)穩(wěn)定、碳轉(zhuǎn)化率高、加壓氣化節(jié)省下游氣體壓縮能耗及設(shè)備投資少等特點(diǎn)得到了廣泛應(yīng)用。采用水煤漿氣化工藝生產(chǎn)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(chǎn)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(chǎn)加工的要求。
在以甲醇為吸收溶劑的酸性氣體脫除工藝中，酸性氣再吸收工藝是利用減壓閃蒸和氮?dú)鈿馓岬姆绞?，將富CO2甲醇和富H2S甲醇中溶解的CO2、H2S等氣體釋放出來，并將釋放出的H2S氣體再次吸收的過程。在貧液半貧液酸性氣體脫除流程的再吸收工藝中，富CO2甲醇通過減壓閃蒸，釋放富甲醇中溶解的部分CO2后，生成半貧液，一部分半貧液直接作為吸收溶劑返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分作為H2S的再吸收溶劑送至再吸收塔；富H2S甲醇通過減壓閃蒸、氮?dú)鈿馓?，釋放溶解其中的大部分CO2和少量的H2S，并利用半貧液實(shí)現(xiàn)了對H2S的再次吸收和提濃，產(chǎn)生的富液通過后續(xù)熱再生實(shí)現(xiàn)硫組分的分離和甲醇的再生，再生的貧甲醇賦冷后送至酸性氣體脫除吸收段作為吸收溶劑。
如申請?zhí)枮?00910052424.1的中國發(fā)明專利申請所公開的《分流式低溫甲醇洗裝置》，該酸性氣體脫除工藝在再吸收工序產(chǎn)生了半貧液，雖能夠一定程度上降低酸性氣體脫除熱再生系統(tǒng)負(fù)荷，但由于半貧液對CO2氣體的再吸收能力有限，為保證吸收效果，流程中需要大量的半貧液在CO2吸收工序和再吸收工序間循環(huán)，由此造成氣體吸收段負(fù)荷顯著增大，引起塔等靜設(shè)備投資增加，限制了裝置的大型化，同時也增大了泵等動設(shè)備的功率消耗，引起裝置能耗的增大。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是針對現(xiàn)有技術(shù)的現(xiàn)狀提供一種顯著降低酸性氣體脫除裝置能耗，同時降低設(shè)備投資的配套水煤漿氣化的酸性氣再吸收工藝。
本發(fā)明解決上述技術(shù)問題所采用的技術(shù)方案為：該配套水煤漿氣化的酸性氣再吸收工藝，其特征在于包括下述步驟：
從上游送來的富CO2甲醇溫度為-24℃～-36℃、壓力為1.75MPaG～2.0MPaG、CO2摩爾含量為31％～36％，進(jìn)入再吸收塔的CO2閃蒸段減壓閃蒸，控制閃蒸壓力為0.05MPaG～0.12MPaG；
從再吸收塔的CO2閃蒸段頂部送出的CO2產(chǎn)品氣溫度-60℃～-65℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，與來自再吸收塔的準(zhǔn)貧液生成段頂部送出的CO2產(chǎn)品氣匯合，回收冷量后送出界區(qū)；
從再吸收塔的CO2閃蒸段底部送出的半貧甲醇，CO2摩爾含量為17％～23％，分為兩股；其中第一股半貧甲醇自流至再吸收塔的尾氣再吸收段頂部，第二股半貧甲醇經(jīng)半貧甲醇換熱器回收冷量換熱至-42℃～-52℃后，送至再吸收塔的準(zhǔn)貧液生成段頂部；
第二股半貧甲醇回收冷量后在準(zhǔn)貧液生成段內(nèi)再次閃蒸，控制準(zhǔn)貧液生成段的閃蒸壓力為0.05MPaG～0.12MPaG；閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-63℃，壓力0.05MPaG～0.12MPaG，與CO2閃蒸段送出的CO2產(chǎn)品氣匯合；
在準(zhǔn)貧液生成段的底部得到CO2含量為11％～15％的準(zhǔn)貧液，準(zhǔn)貧液經(jīng)準(zhǔn)貧液泵加壓后，作為吸收甲醇送去氣體吸收工序；
上游送來的富H2S甲醇溫度-20℃～-25℃、壓力1.7MPaG～2.0MPaG，從中部進(jìn)入再吸收塔的尾氣再吸收段減壓閃蒸，同時被來自再吸收塔的N2氣提段的氣體氣提，控制氣再吸收段的氣提壓力為0.07MPaG～0.20MPaG，富H2S甲醇中的CO2及部分H2S不斷解析，富甲醇溫度降低；解析出的H2S氣體在上升過程中，被第一股半貧甲醇再次吸收；
所述從上游中壓閃蒸工序來的富H2S甲醇與所述從上游中壓閃蒸工序送來的富CO2甲醇的摩爾流量比為1:1.2～1:3。
溫度為-60℃～-65℃、壓力為0.07MPaG～0.20MPaG的尾氣從尾氣再吸收段頂部送出；
為保證所述尾氣中硫含量達(dá)到排放標(biāo)準(zhǔn)，控制所述尾氣與所述第一股半貧甲醇的摩爾流量比1:1.5～1:2；
從尾氣再吸收段集液槽抽出的富甲醇，經(jīng)再吸收塔循環(huán)泵加壓至0.5MPaG～0.7MPaG后送入富甲醇換熱器回收冷量，換熱至-35℃～-45℃送至再吸收塔的N2氣提段；溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.4MPaG～0.7MPaG的低壓氮?dú)鈴牡撞窟M(jìn)入N2氣提段，對富甲醇進(jìn)行氣提，控制N2氣提段的氣提壓力為0.12MPaG～0.25MPaG，氣提后的富甲醇經(jīng)熱再生塔進(jìn)料泵加壓后，送至后續(xù)熱再生工序；主要組成為CO2、N2及少量H2S的氣相從升氣帽進(jìn)入尾氣再吸收段，被第一股半貧甲醇洗滌。
優(yōu)選所述低壓氮?dú)馀c所述再吸收段集液槽抽出的富甲醇的摩爾流量比為1:10～1:25。
優(yōu)選所述第一股半貧甲醇與所述第二股半貧甲醇的摩爾流量比為1:1～1:3。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有下述優(yōu)點(diǎn)：
1、低壓閃蒸后的富CO2甲醇回收冷量后再次閃蒸，極大的釋放了半貧液中溶解的CO2氣體，生成準(zhǔn)貧液。
2、相對于半貧液，準(zhǔn)貧液中CO2含量更低，單位量的準(zhǔn)貧液對CO2就具有更強(qiáng)的再吸收能力，吸收能力的增大降低了再生貧甲醇循環(huán)量，同時也降低了熱再生系統(tǒng)能耗和吸收工序的冷量消耗。
3、由于準(zhǔn)貧液對CO2就具有更強(qiáng)的吸收能力，在保證氣提凈化效果的前提下，循環(huán)甲醇量大幅降低，降低了動力消耗和設(shè)備投資。
4、準(zhǔn)貧液替代半貧液作為吸收溶劑，顯著降低了氣體吸收段負(fù)荷，利于裝置大型化。
附圖說明
圖1為本發(fā)明實(shí)施例的工藝流程示意圖。
具體實(shí)施方式
以下結(jié)合附圖實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)描述。
本發(fā)明中所涉及到的名詞說明：
富H2S甲醇：是指吸收了H2S和CO2的甲醇溶液
富CO2甲醇：是指僅吸收了CO2的甲醇溶液
半貧液：是指富CO2甲醇經(jīng)中壓、低壓閃蒸后，產(chǎn)生的CO2含量在17％～23％的甲醇溶液
準(zhǔn)貧液：是指半貧液回收冷量后，再次閃蒸，產(chǎn)生的CO2含量在11％～15％的甲醇溶液
如圖1所示，本實(shí)施例中的再吸收塔1自上至下分為三段，段間通過封頭隔開。其中上段為CO2閃蒸段11；中段由集液箱16分隔為兩部分，集液箱16以上部分稱為尾氣再吸收段12，集液箱以下部分稱為N2氣提段13，集液箱上設(shè)置有供N2氣提段中的氣體上升進(jìn)入尾氣再吸收段的升氣帽17；下段為準(zhǔn)貧液生成段14。
從上游中壓閃蒸工序送來的富CO2甲醇溫度-24℃～-36℃、壓力1.75MPaG～2.0MPaG，富CO2甲醇中CO2摩爾含量為31％～36％，進(jìn)入再吸收塔1的CO2閃蒸段11減壓閃蒸，閃蒸壓力0.05MPaG～0.12MPaG。
從再吸收塔1的CO2閃蒸段11頂部送出的CO2產(chǎn)品氣溫度-60℃～-65℃，與來自再吸收塔1準(zhǔn)貧液生成段14頂部送出的CO2產(chǎn)品氣匯合后，送至后續(xù)工序回收冷量后送出界區(qū)。
從再吸收塔1的CO2閃蒸段11底部送出的半貧甲醇，CO2摩爾含量為17％～23％，分為兩股，第一股半貧甲醇與第二股半貧甲醇的摩爾流量比為1:2；第一股半貧甲醇a自流至再吸收塔1的尾氣再吸收段頂部，第二股經(jīng)半貧甲醇b換熱器2回收冷量至-42℃～-52℃后，送至再吸收塔1的準(zhǔn)貧液生成段頂部。
送入再吸收塔1的準(zhǔn)貧液生成段14的半貧甲醇在塔內(nèi)再次閃蒸，閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-63℃，壓力0.05MPaG～0.12MPaG，與再吸收塔1CO2閃蒸段11頂部送出的CO2產(chǎn)品氣匯合后送下游工序。
由再吸收塔1準(zhǔn)貧液生成段14底部送出的甲醇溶液中CO2含量約為11％～15％，稱為準(zhǔn)貧液。經(jīng)準(zhǔn)貧液泵6加壓后，送至吸收工序作為吸收甲醇。
從上游中壓閃蒸工序來的富H2S甲醇溫度-20℃～-25℃、壓力1.7MPaG～2.0MPaG，從中部進(jìn)入再吸收塔1尾氣再吸收段12減壓閃蒸，同時被來自再吸收塔1的N2氣提段13的氣體氣提，在再吸收塔1尾氣再吸收段12，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不斷解析，富甲醇溫度不斷降低，解析出的H2S氣體在上升過程中，被來自再吸收塔1的CO2閃蒸段11底部的第一股半貧液再次吸收。
從上游中壓閃蒸工序來的富H2S甲醇與從上游中壓閃蒸工序送來的富CO2甲醇的摩爾流量比為1:1.2～1:3。
從再吸收塔1的尾氣再吸收段頂部送出的尾氣溫度-60℃～-65℃、壓力0.07MPaG～0.20MPaG，送至下游工序處理。為保證排放尾氣中硫含量達(dá)到排放標(biāo)準(zhǔn)，控制尾氣與來自再吸收塔1的CO2閃蒸段底部第一股半貧液的摩爾流量比1:1.5～1:2。
從再吸收塔1的尾氣再吸收段集液槽16抽出的富甲醇，經(jīng)再吸收塔循環(huán)泵3加壓并經(jīng)富甲醇換熱器4回收冷量后，送至再吸收塔1的N2氣提段13，利用溫度-5℃～-35℃、壓力0.4MPaG～0.7MPaG的低壓氮?dú)鈿馓?，氣提后的富甲醇?jīng)熱再生塔進(jìn)料泵5加壓后，送至后續(xù)熱再生工序；氣相經(jīng)由升氣帽17進(jìn)入再吸收塔1的尾氣再吸收段12。
低壓氮?dú)馀c再吸收段集液槽16抽出的富甲醇的摩爾流量比為1:10～1:25。
對比例
以采用水煤漿氣化造氣的制氫裝置為例，進(jìn)入酸性氣體脫除裝置的有效氣(H2+CO)約為210000Nm3/h，在此基準(zhǔn)下對貧液半貧液流程和水煤漿氣化酸性氣體脫除再吸收工藝主要參數(shù)進(jìn)行對比見表1。
表1
由表1可以看出，對于基于水煤漿氣化造氣的制氫裝置，本實(shí)施例所提供的酸性氣再吸收工藝，貧甲醇循環(huán)量僅為貧液半貧液流程中貧甲醇循環(huán)量的88％，后續(xù)降低熱再生負(fù)荷750KW/h，降低外部冷量消耗300KW/h，實(shí)施例中準(zhǔn)貧液循環(huán)量僅為貧液半貧液流程中半貧甲醇循環(huán)量的86％，累計動力消耗降低308KW/h。