一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺

摘要

本发明涉及到一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺，其特征在于包括下述步骤：合成气、循环闪蒸气和防冻甲醇混合、冷却后，脱除冷凝液，分离出的气相依次送至H₂S吸收塔和CO₂吸收塔，脱除合成气中的酸性气体，得到的净化气送界外；洗涤合成气后的富甲醇分别送至中压闪蒸塔、再吸收塔和热再生塔再生的对应工段再生，再生后的贫甲醇、准贫液、半贫液以及富H₂S甲醇和富CO₂甲醇分别送至对应的工段使用，多余的甲醇送出界外。

主权项

一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺，其特征在于包括下述步骤：温度为35℃～45℃、压力为3.04MPaG～3.18MPaG的合成气，汇入来自闪蒸气压缩机(28)的循环闪蒸气后，再注入来自CO₂吸收塔(4)底部的第一股富CO₂甲醇作为防冻甲醇，送入合成气预冷器(1)冷却；合成气经合成气预冷器(1)冷却至‑20℃～‑30℃，送入合成气分离器(2)，分离出的工艺凝液送至后续工序处理，分离出的气相送至H₂S吸收塔(3)的预洗段；所述合成气与所述第一股富CO₂甲醇的摩尔流量之比为200:1～2000:1；在H₂S吸收塔(3)预洗段(32)，合成气中的NH₃和HCN在此被来自H₂S吸收塔(3)主洗段的第一股富H₂S甲醇洗涤，洗涤后的合成气通过H₂S吸收塔(3)段间升气孔(34)送入H₂S吸收塔(3)的主洗段(31)，从H₂S吸收塔(3)预洗段(32)底部送出的预洗甲醇经预洗甲醇换热器(18)回收冷量后送入预洗闪蒸罐(25)减压闪蒸，闪蒸出的气相并入中压闪蒸塔(9)送出的循环闪蒸气中一起汇入粗合成气中；液相经酸性气换热器(26)回收冷量后从中部送入热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)；所述合成气与所述第一股富H₂S甲醇的摩尔流量之比为30:1～80:1；在H₂S吸收塔(3)的主洗段(31)，合成气中的H₂S、CO₂等气体被来自CO₂吸收塔(4)底部的第二股富CO₂甲醇吸收，H₂S吸收塔(3)顶部送出的脱硫气温度‑19℃～‑25℃、压力2.97MPaG～3.07MPaG，送入CO₂吸收塔(4)底部；所述合成气与所述第二股富CO₂甲醇的摩尔流量比为1.5:1～2.2:1；从H₂S吸收塔(3)的主洗段(31)送出的吸收了H₂S和CO₂的第二股富H₂S甲醇温度‑20℃～‑26℃、压力3.01MPaG～3.11MPaG，送至后续中压闪蒸塔(9)下塔减压闪蒸；在CO₂吸收塔(4)，脱硫气中的CO₂在上升过程中先后被准贫液和第一股贫甲醇洗涤吸收，CO₂吸收塔(4)段间通过富CO₂甲醇中间冷却器I(6)和富CO₂甲醇中间冷却器II(7)提供冷量以维持甲醇吸收能力；所述脱硫气与所述准贫液的摩尔流量之比为0.6:1～1.6:1；所述脱硫气与所述第一股贫甲醇的摩尔流量比为0.8:1～1.5:1；从CO₂吸收塔(4)顶部送出的净化气温度‑40℃～‑50℃、压力2.89MPaG～2.99MPaG，经合成气预冷器(1)回收冷量后送出界区；从CO₂吸收塔(4)底部送出的富CO₂甲醇温度‑20℃～‑28℃、压力2.93MPaG～3.03MPaG，分为三股；其中第一股富CO₂甲醇和第二股富CO₂甲醇经H₂S吸收塔进料泵(5)加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，第一股作为防冻甲醇补入到粗合成气中，第二股送至H₂S吸收塔(3)顶部作为脱硫溶剂；第三股富CO₂甲醇冷却至‑25℃～‑33℃后送中压闪蒸塔(9)上塔进行减压闪蒸；在中压闪蒸塔(9)上塔，第三股富CO₂甲醇减压闪蒸出的循环闪蒸气送至中压闪蒸塔(9)下塔，上塔底部送出的富CO₂甲醇冷却至‑28℃～‑36℃后，送至再吸收塔(12)的CO₂闪蒸段(121)；在中压闪蒸塔(9)下塔，来自H₂S吸收塔(3)的主洗段(31)的第二股富H₂S甲醇减压闪蒸，闪蒸出的气相与来自中压闪蒸塔(9)上塔的循环闪蒸气一起被来自再吸收塔(12)中塔底部的第一股富甲醇洗涤，吸收循环闪蒸气中大部分的CO₂，从中压闪蒸塔(9)下塔顶部送出的循环闪蒸气与来自预洗闪蒸罐(25)的循环闪蒸气合并后经循环气压缩机(28)加压至3.2MPaG～3.6MPaG后，汇入粗合成气中；从中压闪蒸塔(9)底部送出的富H₂S甲醇冷却至‑26℃～‑36℃后从中部进入再吸收塔(12)的尾气再吸收段(122)；所述第一股富甲醇与所述中压闪蒸塔(9)下塔顶部送出的循环闪蒸气摩尔流量比为10:1～1:1；在再吸收塔(12)的CO₂闪蒸段(121)内，富CO₂甲醇再次减压闪蒸，闪蒸出的气相回收冷量后作为CO₂产品气送出界区；从再吸收塔(12)的CO₂闪蒸段(121)底部送出的温度为‑48℃～‑56℃、压力为0.05MPaG～0.12MPaG、CO₂含量为11％～12％的半贫甲醇分为两股；其中第一股半贫甲醇作为再吸收塔(12)中塔的洗涤甲醇自流至再吸收塔(12)的中塔尾气再吸收段(122)顶部，第二股半贫甲醇在重力作用下，换热至‑44℃～‑52℃后，自流至再吸收塔(12)下塔准贫液气提段(124)顶部；送入在再吸收塔(12)准贫液气提段(124)的第二股半贫甲醇，在塔内被第二股低压氮气气提，控制气提压力0.05MPaG～0.12MPaG。由再吸收塔(12)准贫液气提段(124)顶部送出的尾气汇入再吸收塔(12)的尾气再吸收段(122)顶部送出的尾气中，换热后送去下游；由再吸收塔(12)准贫液气提段(124)底部送出的甲醇溶液温度‑54℃～‑62℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，CO₂含量为6％～7％，加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，作为所述的准贫液送至CO₂吸收塔(4)；在再吸收塔(12)的尾气再吸收段(122)内，富H₂S甲醇再次减压闪蒸，同时被来自再吸收塔(12)的N₂气提段(123)的气体气提；控制吸收塔(12)的N₂气提段(123)的气提压力0.05MPaG～0.12MPaG，解吸出的气相上升过程中，其中的H₂S气体被来自再吸收塔(12)的CO₂闪蒸段(121)底部的第一股半贫液再次吸收；从再吸收塔12的尾气再吸收段顶部送出的尾气回收冷量后送去下游；从再吸收塔(12)尾气再吸收段集液槽(125)抽出的富甲醇，加压至0.5MPaG～0.7MPaG并换热至‑35℃～‑45℃后，送至再吸收塔(12)的N₂气提段(123)，利用第一股低压氮气进行气提；气提后的富甲醇抽出并加压至1.0MPaG～2.0MPaG后，分为两股，第一股富甲醇送至中压闪蒸塔(9)下塔洗涤闪蒸出的循环闪蒸气，第二股富甲醇换热至45℃～55℃，送至热再生塔(20)的常温气提段(201)顶部进行减压闪蒸，同时被第一部分低压氮气气提，闪蒸气提出的闪蒸气由常温气提段(201)顶部送出；；所述第一部分低压氮气与所述进入热再生塔(20)常温气提段(201)的富甲醇摩尔流量比为1:100～1:200；从界区送来的低压氮气温度35℃～45℃，压力0.4MPaG～0.7MPaG，分为两部分；其中第一部分低压氮气送至热再生塔(20)的常温气提段(201)底部，第二部分低压氮气冷却至‑5℃～‑35℃后分再为两股；其中，第一股低压氮气作为气提氮气送入再吸收塔(12)中塔的N₂气提段(123)底部，所述第一股低压氮气与所述尾气再吸收段集液槽(125)送出的富甲醇摩尔流量比为1:10～1:25；第二股低压氮气送入再吸收塔(12)准贫液气提段(124)底部作为气提氮气，所述第二股低压氮气与所述进入准贫液气提段(124)的半贫甲醇摩尔流量比为1:100～1:150；由热再生塔(20)常温气提段(201)顶部送出的闪蒸气冷却至5℃～40℃后，送回再吸收塔(12)的N₂气提段(123)进行H₂S的富集；由热再生塔(20)的常温气提段(201)送出的富甲醇换热至87℃～92℃后，进入热再生塔(20)下塔的H₂S汽提段(202)进行热再生；富甲醇在热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)被甲醇蒸汽汽提，实现甲醇再生和硫组分的分离，分离出的酸性气从顶部排出，后续进行冷凝分离；分离出的气相送去下游硫回收，分离出的液相作为回流甲醇，从顶部返回至热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)；由热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)底部集液箱(204)抽出的贫甲醇加压至3.7MPaG～4.5MPaG后分为三股；其中第一股贫甲醇换热至‑40℃～‑56℃，送至CO₂吸收塔(4)顶部作为吸收甲醇；第二股贫甲醇送入热再生塔(20)的水富集段(203)，生成甲醇汽提蒸汽；第三股贫甲醇作为冷回流送入下游甲醇/水分馏工序；所述第二股贫甲醇占所述热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)底部集液箱(204)抽出的贫甲醇总摩尔流量的0.04:1～0.1:1；送入热再生塔(20)水富集段(203)的第二股贫甲醇，经热再生塔塔底再沸器(24)加热，生成甲醇蒸汽作为热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)的汽提用甲醇蒸汽；来自下游甲醇/水分馏工序的甲醇蒸汽送至热再生塔(20)的H₂S汽提段(202)中部，作为汽提甲醇蒸汽；所述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(20)水富集段(203)送出的含水甲醇温度97℃～103℃，压力0.23MPaG～0.43MPaG，经甲醇/水分馏塔进料泵(23)加压后送至下游甲醇/水分馏工序；热再生塔(20)完成甲醇溶液分离再生所需热量由低压蒸汽通过热再生塔再沸器(24)间接提供。