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節(jié)能型酸性氣再吸收工藝。
背景技術：
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C1化工及其衍生物產品的適宜原料。水煤漿加壓氣化技術由于具有煤種適應范圍廣、煤漿輸送連續(xù)穩(wěn)定、碳轉化率高、加壓氣化節(jié)省下游氣體壓縮能耗及設備投資少等特點，是當前最被廣泛應用的新一代先進煤氣化技術之一。采用水煤漿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工藝中，貧液半貧液酸性氣體脫除技術在工業(yè)上應用更為廣泛。在貧液半貧液酸性氣體脫除流程的再吸收工序中，一部分吸收了CO2的富甲醇通過減壓閃蒸，釋放富甲醇中溶解的部分CO2后，生成半貧液，直接作為貧甲醇的補充吸收溶劑返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分吸收了CO2和H2S的富甲醇通過減壓閃蒸、氮氣氣提和熱再生實現(xiàn)甲醇溶劑的再生，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。貧液半貧液酸性氣體脫除流程在一定程度上降低了熱再生系統(tǒng)負荷和外部冷量消耗，但是由于半貧液對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荷顯著增大，引起設備投資增加，造成動力消耗的增大，并限制了裝置的大型化，于此同時貧液半貧液酸性氣體脫除工藝中的熱再生系統(tǒng)能耗和外部冷量消耗仍有進一步降低的空間。
技術實現(xiàn)要素：
本發(fā)明所要解決的技術問題是針對現(xiàn)有技術的現(xiàn)狀提供一種顯著降低酸性氣體脫除裝置能耗，同時降低設備投資的配套水煤漿氣化的節(jié)能型酸性氣再吸收工藝。
本發(fā)明解決上述技術問題所采用的技術方案為：該配套水煤漿氣化的節(jié)能型酸性氣再吸收工藝，其特征在于包括下述步驟：
從上游閃蒸工序送來的溫度-24℃～-36℃、壓力1.75MPaG～2.0MPaG、CO2摩爾含量為31％～36％的富CO2甲醇，從上部送入再吸收塔的富CO2甲醇氣提段內進行減壓閃蒸，同時第一股氮氣從底部進入富CO2甲醇氣提段，氣提富CO2甲醇，控制富CO2甲醇氣提段的氣提壓力為0.5MPaG～0.8MPaG；
所述第一股氮氣溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.6MPaG～1.0MPaG，與所述富CO2甲醇的摩爾比為1:50～1:100；
富CO2甲醇氣提段頂部送出的尾氣溫度-42℃～-50℃，壓力0.5MPaG～0.8MPaG，作為工作氣體送至氣體噴射器；
富CO2甲醇氣提段底部生成的半貧甲醇溫度-50℃～-58℃、CO2摩爾含量19％～25％，分為兩股；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；其中第一股半貧甲醇作為洗滌甲醇從頂部自流至再吸收塔的尾氣再吸收段內；第二股半貧甲醇經半貧甲醇換熱器回收冷量換熱至-37℃～-45℃后，從頂部送至再吸收塔的準貧液生成段內；
通過所述氣體噴射器抽吸，維持所述準貧液生成段內的操作壓力為0.07MPaA～0.1MPaA的微負壓狀態(tài)；第二股半貧甲醇在準貧液生成段內再次減壓閃蒸，閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-67℃，被氣體噴射器抽吸，與來自富CO2甲醇氣提段頂部的尾氣混合為第一尾氣，送至下游工序；
在準貧液生成段的底部生成CO2含量為9％～12％的準貧液；經準貧液泵加壓后送出；
從上游閃蒸工序送來的富H2S甲醇溫度為-20℃～-25℃、壓力1.7MPaG～2.0MPaG，從中部進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，控制尾氣再吸收段的氣提壓力為0.07MPaG～0.20MPaG，在再吸收塔尾氣再吸收段，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不斷解析，富甲醇溫度不斷降低，解析出氣相中的H2S氣體在上升過程中，被第一股半貧甲醇再次吸收；
上游閃蒸工序送來的富H2S甲醇與上游閃蒸工序送來富CO2甲醇的摩爾流量比1:1.2～1:3；
從尾氣再吸收段頂部送出的第二尾氣，溫度-60℃～-65℃、壓力0.07MPaG～0.20MPaG；
為保證第二尾氣中硫含量達到排放標準，控制尾氣再吸收段生成的第二尾氣與來自再吸收塔的CO2氣提段底部的第一股半貧甲醇的摩爾流量比1:1.5～1:2；
生成的液相從集液槽抽出，經由再吸收塔循環(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氣提段內；第二股氮氣從底部進入N2氣提段內，對N2氣提段內的物料進行氣提，控制N2氣提段的氣提壓力為0.12MPaG～0.25MPaG；
所述第二股氮氣溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.4MPaG～0.7MPaG，第二股氮氣與所述集液槽抽出的富甲醇的摩爾流量比為1:10～1:25；
在N2氣提段底部生成的富甲醇經熱再生塔進料泵加壓后，送至后續(xù)熱再生工序；氣相從升氣帽進入尾氣再吸收段，被第一股半貧甲醇洗滌。
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)有技術相比，本發(fā)明具有下述優(yōu)點：
1、流程中引入氣體噴射器，利用的富CO2甲醇中低壓下氣提閃蒸產生的尾氣作為氣體噴射器工作氣體，半貧甲醇回收冷量后，在氣體噴射器抽吸的負壓狀態(tài)下再次閃蒸，極大的釋放了半貧液中的CO2氣體，生成準貧液。
2、相對半貧液，準貧液中CO2含量更低，單位量的準貧液對CO2就具有更強的吸收能力，吸收能力的增大降低再生貧甲醇用量，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、由于準貧液對CO2就具有更強的吸收能力，在保證氣提凈化效果的前提下，循環(huán)甲醇量大幅降低，降低了循環(huán)甲醇的動力消耗和設備投資。
4、準貧液替代半貧液作為吸收溶劑，顯著降低了氣體吸收段負荷，利于裝置大型化。
附圖說明
圖1為本發(fā)明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發(fā)明作進一步詳細描述。
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甲醇經氣提閃蒸后，產生的CO2含量在19％～25％的甲醇溶液
準貧液：是指半貧液回收冷量后，在負壓狀態(tài)下再次閃蒸，產生的CO2含量在9％～12％的甲醇溶液
如圖1所示，本實施例中的再吸收塔1分為I、II、III三段，段間通過封頭隔開。其中I段為富CO2甲醇氣提段11；II段由集液箱16分隔為兩部分，集液箱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16上設置有供N2氣提段13中的氣體上升進入尾氣再吸收段12的升氣帽17；III段為準貧液生成段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～2.00MPaG，甲醇中CO2摩爾含量約為31％～36％，送入再吸收塔1頂部富CO2甲醇氣提段11。
送入再吸收塔1富CO2甲醇氣提段11的富CO2甲醇在塔內減壓閃蒸，同時被第一股氮氣氣提，第一股氮氣溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.6MPaG～1.0MPaG，第一股氮氣與送入再吸收塔1富CO2甲醇氣提段的富CO2甲醇摩爾比為1:70～80。
從再吸收塔1富CO2甲醇氣提段11頂部送出的尾氣溫度-42℃～-50℃，壓力0.5MPaG～0.8MPaG，作為工作氣體送至氣體噴射器7。
從再吸收塔1富CO2甲醇氣提段11底部送出的半貧甲醇溫度-50℃～-58℃，CO2摩爾含量約為19％～25％，分為兩股，第一股半貧甲醇a與第二股半貧甲醇b的摩爾流量比為1:2；第一股半貧甲醇自流至再吸收塔1尾氣再吸收段12頂部作為洗滌甲醇，第二股半貧甲醇經半貧甲醇換熱器2回收冷量至-37℃～-45℃后，送至再吸收塔1準貧液生成段14頂部。
在氣體噴射器7的抽吸作用下，維持再吸收塔1準貧液生成段14操作壓力在0.07MPaA～0.1MPaA的微負壓狀態(tài)，送入再吸收塔1準貧液生成段14的半貧甲醇在塔內再次減壓閃蒸，閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-67℃，經氣體噴射器7的抽吸，與再吸收塔1富CO2甲醇氣提段11產生的尾氣混合為第一尾氣，送出氣體噴射器7，并送至下游工序。
由再吸收塔1準貧液生成段14底部送出的甲醇溶液中CO2含量約為9％～12％，稱為準貧液。經準貧液泵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，進入再吸收塔1尾氣再吸收段12中部減壓閃蒸，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，被來自再吸收塔富CO2氣提段11底部的第一股半貧甲醇再次吸收。
控制上游閃蒸工序送來的富H2S甲醇與上游閃蒸工序送來富CO2甲醇的摩爾流量比1:1.2～1:3；
從再吸收塔1尾氣再吸收段12頂部送出的第二尾氣溫度-60℃～-65℃、壓力0.07MPaG～0.20MPaG，送至后序工序處理。
為保證第二尾氣中硫含量達到排放標準，優(yōu)選控制尾氣再吸收段12生成的第二尾氣與來自再吸收塔1的CO2氣提段11底部的第一股半貧甲醇a的摩爾流量比1:1.5～1:2。
從再吸收塔1尾氣再吸收段集液槽16送出的富甲醇，經再吸收塔循環(huán)泵3加壓并經富甲醇換熱器4回收冷量后，送至再吸收塔1N2氣提段13，利用第二股溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.4MPaG～0.6MPaG的低壓氮氣提，第二股氮氣與所述集液槽抽出的富甲醇的摩爾流量比為1:10～1:25，氣提后的富液經熱再生塔進料泵5加壓后，送至后續(xù)熱再生工序。
對比例
以采用水煤漿氣化造氣的制氫裝置為例，進入酸性氣體脫除裝置的有效氣(H2+CO)約為210000Nm3/h，在此基準下對貧液半貧液流程和配套水煤漿氣化的節(jié)能型酸性氣再吸收工藝主要參數(shù)進行對比見表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，本實施例所提供的節(jié)能型酸性氣再吸收工藝，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85％，后續(xù)降低熱再生負荷900KW/h，降低外部冷量消耗340KW/h，實施例中準貧液循環(huán)量僅為貧液半貧液流程中半貧甲醇循環(huán)量的83％，累計動力消耗降低384KW/h。