一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺制造技术

本发明专利技术涉及到一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺，其特征在于包括下述步骤：富H

【技术实现步骤摘要】
一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺
本专利技术涉及到酸性气体脱除工艺，具体指一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺。
技术介绍
基于我国多煤少油乏气的资源现状，近年来以煤为原料的化学工业得到快速发展，煤通过高温气化，制得的以H2和CO为主要成分的粗合成气，是生产C1化工及其衍生物产品的适宜原料。采用煤气化工艺生产的粗合成气中除含有H2、CO、CO2外，还有少量的H2S、COS、NH3、HCN等微量组分，其中H2是合成甲醇、合成氨等化工产品的原料气，酸性气体CO2和H2S一般是合成催化剂的毒物，所以必须在合成工序之前加以脱除，以满足下游生产加工的要求。在以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除流程中，吸收了酸性气的溶剂的再生是通过减压闪蒸、氮气气提并最终通过热再生来实现的，现有的酸性气体脱除的热再生系统普遍存在设备投资高、能耗高、控制复杂等缺陷。如申请号为2014106887078.5的中国专利技术专利申请所公开的《一种适合低温甲醇洗过程中控制硫化氢浓度的方法》，该流程中的热再生系统具体存在如下问题：1、来自再吸收塔塔釜的富甲醇溶液经贫富甲醇直接换热至较高温度，在贫富甲醇换热器内部，升温导致溶解在富甲醇中的CO2等气体逐渐释放，特别是在换热器的末端，流体传热系数明显降低，严重影响换热器换热效率，从而不得不增大传热换热面积，造成贫富甲醇换热器投资的增加；2、富甲醇经贫富甲醇换热器换热后，送至热再生的热闪蒸段减压闪蒸，由于富甲醇温度已高于闪蒸压力下甲醇的泡点温度，使的大量甲醇气化，混入闪蒸气中，最终被带进了前系统低温段，如此不仅增加了前系统的冷量消耗，同时也变相增加了热再生系统的能耗；3、由于闪蒸气温度较高，后续对闪蒸气的冷却复杂，不仅设置了闪蒸气循环水冷却器，还设置了排放气/闪蒸气换热器，设备投资费用高；4、在闪蒸气冷却的过程中，闪蒸气中携带的大量的甲醇蒸汽冷凝液化，必须设置气液相分离及控制系统，增大了控制系统的复杂性，也增加了投资。
技术实现思路
本专利技术所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种能显著降低酸性气体脱除热再生系统能耗且同时降低设备投资的配套粉煤气化酸性气脱除的溶剂再生工艺。本专利技术解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺，其特征在于包括下述步骤：来自再吸收工序的温度为-45℃～-35℃、压力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，经第一贫富甲醇换热器回收冷量，换热至45℃～55℃后，从上部进入热再生塔的常温气提段进行减压闪蒸和气提；温度为35～45℃、压力为0.4～0.7MPaG的低压氮气从底部进入所述常温气提段，所述低压氮气与富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100～1:200；富H2S甲醇在常温气提段的塔盘上减压闪蒸，同时被送入的低压氮气气提，控制所述气提段的气提压力0.3MPaG～0.5MPaG；生成的闪蒸气从常温气提段顶部送出，在常温气提段的底部得到温度为43℃～53℃、压力0.3MPaG～0.5MPaG、CO2摩尔含量为0.4～0.8％的富甲醇；富甲醇经第二贫富甲醇换热器换热至85℃～92℃，从中部送入热再生塔的H2S汽提段进行热再生；界外送来的补充甲醇蒸汽从下部进入H2S汽提段，对富甲醇进行汽提；汽提分离出的酸性气送去下游冷凝分离，冷凝分离出的气相送下游硫回收，冷凝分离出的液相作为回流甲醇，从顶部返回H2S汽提段；在所述H2S汽提段的底部集液箱得到温度为97℃～103℃、压力为0.22MPaG～0.42MPaG的贫甲醇，经贫甲醇泵抽出并加压至3.7MPaG～4.5MPaG后分为三股；其中第一股贫甲醇送至第二贫富甲醇换热器与所述富甲醇换热至50℃～60℃后，进入第一贫富甲醇换热器换热至-35℃～-29℃，送去下游工序；第二股贫甲醇从上部进入热再生塔的水富集段；第三股贫甲醇作为冷回流送入下游；进入所述水富集段的贫甲醇，经热再生塔塔底再沸器加热，生成甲醇蒸汽作为所述H2S汽提段的汽提甲醇蒸汽，由升气帽进入所述H2S汽提段；所述补充甲醇蒸汽与所述第三股贫甲醇的摩尔流量之比为1:1～1.7:1；由热再生塔水富集段送出温度为97℃～103℃、压力为0.23MPaG～0.43MPaG的含水甲醇。优选所述第一股贫甲醇与所述上游再吸收工序来的富H2S甲醇的摩尔流量比0.9:1～1.1:1；所述第二股贫甲醇为所述贫甲醇摩尔流量的0.04～0.1倍。更好地，所述回流甲醇与所述酸性气的摩尔流量之比0.65:1～0.95:1。与现有技术相比，本专利技术具有下述优点：1、在不改变贫富甲醇换热器串联数量的前提下，将贫富甲醇换热器拆分为第一贫富甲醇换热器和第二贫富甲醇换热器，合理利用贫富甲醇换热器间的温度梯度，降低了能耗。2、来自再吸收工序的富H2S甲醇经第一贫富甲醇换热器加热至45℃～55℃，送入热再生塔上塔减压闪蒸，同时采用常温低压氮气气提，既达到了最终送至热再生塔H2S汽提段的富H2S甲醇中低CO2浓度的要求，同时大幅减少了返回至再吸收工序的闪蒸气中甲醇蒸汽含量，降低了前系统的冷量消耗。3、返回至上游再吸收塔的闪蒸气温度为43℃～53℃，取消了闪蒸气水冷器，降低了设备投资的同时也相应简化了闪蒸气后续气液分离控制系统。4、经过减压闪蒸及氮气气提，出热再生塔上塔的富H2S甲醇中的大部分CO2已被解析，再经第二贫富甲醇换热器换热至约87℃～93℃送入热再生塔H2S汽提段，在此过程中，富甲醇中的气相解析量明显降低，不仅提高了第二贫富甲醇换热器的换热效率，同时进入热再生塔H2S汽提段的富甲醇温度的升高，也降低了热再生塔塔底再沸器的负荷。附图说明图1为本专利技术实施例的工艺流程示意图。具体实施方式以下结合附图实施例对本专利技术作进一步详细描述。本专利技术中所涉及到的名词说明：富H2S甲醇：是指含有H2S和CO2的甲醇溶液闪蒸气：是指由热再生塔常温气提段顶部送出的含H2S、CO2的混合气体；酸性气：是指由热再生塔H2S汽提段顶部送出的含H2S、CO2及甲醇蒸汽的混合气体；如图1所示，本实施例中的热再生塔2分为上塔和下塔两部分，通过封头隔开。上塔称为常温气提段21，下塔通过集液箱22分隔为上、下两段，集液箱22以上部分称为H2S汽提段23，集液箱22以下部分称为水富集段24，集液箱22上设置有供水富集段24的气体上升进入H2S汽提段23的升气帽25。该配套粉煤气化的酸性气体脱除洗涤液再生工艺包括下述步骤：从上游再吸收工序来的温度-45℃～-35℃、压力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，经第一贫富甲醇换热器1回收冷量，温度升至45℃～55℃，从上部进入热再生塔2的常温气提段21进行闪蒸气提。从界区来的常温低压氮气温度35～45℃、压力0.4～0.7MPaG从底部进入热再生塔2常温气提段21，常温低压氮气与进入热再生塔2的富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100～1:200；进入热再生塔2常温气提段21的富H2S甲醇在塔盘上减压闪蒸，同时被送入的常温低压氮气气提，控制常温气提段21气提压力0.3MPaG～0.5MPaG，闪蒸气提出大量CO2和少量H2S的混合气体，称为闪蒸气；由热再生塔2常温气提段21顶部送出的闪蒸气温度为43℃～53℃，压力0.3MPaG～0.5MPaG，经闪蒸气/预洗本文档来自技高网...

【技术保护点】
一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺，其特征在于包括下述步骤：温度为‑45℃～‑35℃、压力1.2MPaG～2.0MPaG的富H

【技术特征摘要】
1.一种配套粉煤气化酸性气体脱除的溶剂再生工艺，其特征在于包括下述步骤：温度为-45℃～-35℃、压力1.2MPaG～2.0MPaG的富H2S甲醇，经第一贫富甲醇换热器(1)回收冷量，换热至45℃～55℃后，从上部进入热再生塔(2)的常温气提段(21)进行减压闪蒸和气提；温度为35～45℃、压力为0.4～0.7MPaG的低压氮气从底部进入所述常温气提段(21)，所述低压氮气与富H2S甲醇的摩尔流量比为1:100～1:200；富H2S甲醇在常温气提段(21)的塔盘上减压闪蒸，同时被送入的低压氮气气提，控制所述气提段(21)的气提压力0.3MPaG～0.5MPaG；生成的闪蒸气从常温气提段(21)顶部送出，在常温气提段(21)的底部得到温度为43℃～53℃、压力0.3MPaG～0.5MPaG、CO2摩尔含量为0.4～0.8％的富甲醇；富甲醇经第二贫富甲醇换热器(4)换热至85℃～92℃，从中部送入热再生塔(2)的H2S汽提段(23)进行热再生；界外送来的补充甲醇蒸汽从下部进入H2S汽提段(23)，对富甲醇进行汽提；气提出的酸性气送去下游冷凝分离，冷凝分离出的气相送下游硫回收，冷凝分离出的液相作为回流甲醇，从顶部返回H2S汽提段(23)；在所述H2S汽提段(23)的底部集液箱(22)得到温度为97℃～...

【专利技术属性】
技术研发人员：施程亮，许仁春，亢万忠，
申请(专利权)人：中石化宁波工程有限公司，中石化宁波技术研究院有限公司，中石化炼化工程集团股份有限公司，
类型：发明
国别省市：浙江,33