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)能型酸性氣再吸收技術(shù)。

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，是當前最被廣泛應用的新一代先進煤氣化技術(shù)之一。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，貧液半貧液酸性氣體脫除工藝得到了較為廣泛的應用。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(shè)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(shù)實現(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節(jié)能型酸性氣再吸收技術(shù)。

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節(jié)能型酸性氣再吸收技術(shù)，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～2.00MPaG、CO₂摩爾含量為31％～36％的富CO₂甲醇，從上部進入再吸收塔的富CO₂甲醇氣提段內(nèi)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；

分離出的溫度-42℃～-50℃，壓力0.5MPaG～0.8MPaG的尾氣作為工作氣體從富CO₂甲醇氣提段頂部送至氣體噴射器；

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；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(nèi)；第二股半貧甲醇經(jīng)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上段內(nèi)；

通過所述氣體噴射器抽吸，維持所述準貧液生成段上段內(nèi)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上段內(nèi)再次減壓閃蒸，閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-67℃，與準貧液生成段下段閃蒸分離出的氣相一同被氣體噴射器抽出，作為第一尾氣送至下游工序；在準貧液生成段上段的底部生成CO₂含量為9％～12％的甲醇溶液；

從第二集液槽抽出的所述甲醇溶液進入閃蒸甲醇換熱器換熱升溫至-49℃～-57℃后，從頂部進入再吸收塔的準貧液生成段下段內(nèi)，再次閃蒸；閃蒸出的氣相經(jīng)第二升氣帽進入準貧液生成段上段內(nèi)，在準貧液生成段的底部得到CO₂含量為7％～9％、溫度為-56℃～-65℃的準貧液，經(jīng)準貧液泵加壓后送去氣體吸收工序；

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內(nèi)減壓閃蒸，同時被來自再吸收塔再吸收塔的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1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，解析出的氣相中的H₂S氣體在上升過程中，被第一股半貧甲醇再次吸收；

所述上游閃蒸工序送來的富H₂S甲醇與所述上游閃蒸工序送來富CO₂甲醇的摩爾流量比1:1.2～1:3；

尾氣再吸收段生成的第二尾氣從頂部送出，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，優(yōu)選控制所述第二尾氣與所述來自再吸收塔的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(jīng)由再吸收塔循環(huán)泵加壓至0.5MPaG～0.7MPaG后，進入富甲醇換熱器回收冷量，換熱至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔的N₂氣提段內(nèi)；第二股氮氣從底部進入N₂氣提段內(nèi)，對N₂氣提段內(nèi)的物料進行氣提，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(jīng)熱再生塔進料泵加壓后送去下游；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(shù)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甲醇在中低壓氣提閃蒸產(chǎn)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微負壓狀態(tài)下連續(xù)閃蒸，并段間回收冷量，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(shè)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(jié)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(jīng)氣提閃蒸后，產(chǎn)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，在微負壓狀態(tài)下再次閃蒸，產(chǎn)生的CO₂含量在7％～9％的甲醇溶液。

如圖1所示，本實施例中的再吸收塔1分為三段，段間通過封頭隔開。其中上段為富CO₂甲醇氣提段11；中段段由第一集液箱16分隔為兩部分，第一集液箱以上部分稱為尾氣再吸收段12，第一集液箱16以下部分稱為N₂氣提段13，第一集液箱16上設(shè)置有供N₂氣提段13中的氣相上升進入尾氣再吸收段12內(nèi)的第一升氣帽17；下段為準貧液生成段，通過第二集液箱18分隔為兩部分，第二集液箱18以上部分為準貧液生成段上段14，第二集液箱18以下部分為準貧液生成段下段15；第二集液箱18上設(shè)有供準貧液生成段下段15內(nèi)的氣相上升進入準貧液生成段上段14內(nèi)的第二升氣帽19。

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(nèi)減壓閃蒸，同時被第一股氮氣c氣提，第一股氮氣溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.6MPaG～1.0MPaG，第一股氮氣與富CO₂甲醇的摩爾比為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8。

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與所述第二股半貧甲醇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，第二股半貧甲醇經(jīng)半貧甲醇換熱器2回收冷量至-37℃～-45℃后，送至再吸收塔1準貧液生成段上段14頂部。

在氣體噴射器8的作用下，維持再吸收塔1準貧液生成段14操作壓力在0.07Mpa(A)～0.1Mpa(A)的微負壓狀態(tài)。

送入再吸收塔1準貧液生成段上段14的半貧液在塔內(nèi)再次減壓閃蒸，閃蒸分離出的氣相溫度-59℃～-67℃，與再吸收塔1準貧液生成段下段15閃蒸分離出的氣相一同被來自再吸收塔1富CO₂甲醇氣提段11產(chǎn)生的尾氣抽吸混合后，作為第一尾氣送出氣體噴射器8，并送至下游工序。

由再吸收塔1準貧液生成段上段14底部送出的甲醇溶液中CO₂含量約為9％～12％，經(jīng)閃蒸甲醇換熱器7換熱升溫至-49℃～-57℃后，返回至再吸收塔1準貧液生成段下段15再次閃蒸，閃蒸出氣相經(jīng)再吸收塔1準貧液生成段段間升氣孔19送至準貧液生成段上段，由準貧液生成段下段15底部分離出液相甲醇溶液中CO₂含量約為7％～9％，溫度-56℃～-65℃，稱為準貧液。經(jīng)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氣提段底部的第一股半貧甲醇再次吸收。

上游閃蒸工序送來的富H₂S甲醇與所述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，控制第二尾氣與所述來自再吸收塔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；

生成的液相從集液槽16抽出，經(jīng)由再吸收塔循環(huán)泵3加壓至0.5MPaG～0.7MPaG后，進入富甲醇換熱器4回收冷量，換熱至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔1的N₂氣提段13內(nèi)；第二股氮氣d從底部進入N₂氣提段13內(nèi)，對N₂氣提段13內(nèi)的物料進行氣提，N₂氣提段13的氣提壓力為0.12MPaG～0.25MPaG；

第二股氮氣d溫度為-5℃～-35℃、壓力為0.4MPaG～0.7MPaG，第二股氮氣d與集液槽16抽出的富甲醇的摩爾流量比為1:10～1:25；

在N₂氣提段13底部生成的富甲醇經(jīng)熱再生塔進料泵5加壓后送去下游；氣相從升氣帽17進入尾氣再吸收段12，被第一股半貧甲醇a洗滌。

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)能型酸性氣再吸收技術(shù)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)能型酸性氣再吸收技術(shù)，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81％，后續(xù)降低熱再生負荷1140KW/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79％，累計動力消耗降低487KW/h。