專利名稱：一種采用功量交換的甲醇洗凈化系統及工藝的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及合成氣凈化技術領域，具體涉及ー種采用功量交換的甲醇洗凈化系統及エ藝。
背景技術：
合成氣是化工過程基本的中間產品，其主要成分是CO與H2，多由煤、石油、天然氣等經過部分氧化產生。合成氣的凈化對下游裝置的安全運行和高效生產均有重要影響。常見的凈化工藝有低溫甲醇洗、低溫液氮洗及銅洗等エ藝。由于凈化效果、經濟性等諸多方面的優(yōu)勢，甲醇洗越來越成為人們的首選凈化方式，并在世界范圍內有著廣泛的應用。低溫甲醇洗エ藝是國內外煤化工、天然氣化工行業(yè)普遍采用的一種凈化流程，其基本原理是利用H2與H2S、CO2等酸性氣體在低溫甲醇溶液當中溶解度的差異，實現對H2S、 CO2的脫除，而對合成氣當中的有效成分H2基本沒有影響。常見低溫甲醇洗的エ藝流程是將來自變換エ段的粗合成氣先經過合成氣冷卻器預冷至-17°C，經過分離罐除去液相后進入吸收塔，除去酸性氣體后的合成氣從塔頂離開，送往下游エ段；液相經過分離器除去氣相后進入CO2解吸塔。解析產生的CO2氣體被粗合成氣復熱后外送，液相進入提濃塔。提濃塔塔頂得到的氣體復熱后放空，液相送往甲醇再生塔。甲醇再生塔是ー個精餾塔，塔頂是H2S含量較高的氣體，送往硫回收エ段；塔底則是高純度的甲醇溶液，大部分經泵輸送至吸收塔，小部分送往甲醇-水分離塔進一歩降低水分含量。甲醇水分離塔精餾所得污水從塔底排出，其余部分返回再生塔。該エ藝的缺點如下流程中吸收塔富液的壓能沒有得到有效利用，白白消耗在減壓閥上，整個流程的能量利用效率存在較大的提升空間。

發(fā)明內容
為了克服上述現有技術的不足，本發(fā)明的目的在于提供了一種采用功量交換的甲醇洗凈化系統及エ藝，耗能較少、經濟效益明顯。為了實現上述目的，本發(fā)明采用的技術方案是一種采用功量交換的合成氣凈化系統，其中合成氣冷卻器206的出ロ與原料分離器207相連；原料分離器207的氣相出ロ連至吸收塔201，液相出ロ通過分離塔進料換熱器236及減壓閥241與甲醇-水分離塔205連接；吸收塔201的頂部氣相與下一エ段連接，底部液相通過第一正位移功量交換器高壓側209A與底部分離器211相連，下部液相通過第二正位移功量交換器高壓側214A與下部分離器215連接，吸收塔201的中部設有中間冷卻器組(222，223)；底部分離器211的氣相出口通過壓縮機220與合成氣冷卻器206的入口相連，底部分離器211液相出口的ー個支路通過第三透平式功量交換器218連接至第三正位移功量交換器高壓側219A，而后通過管路與提濃塔203連接，另ー個支路通過第二透平式功量交換器217連接至解吸塔202 ;下部分離器215的液相出口通過第一透平式功量交換器216連接至解吸塔202。解吸塔202的頂部出口與CO2換熱器208連接，而后又連接至合成氣冷卻器206，底部出ロ直接與提濃塔203連接，解吸塔202的側線出口也通過管路與提濃塔203連接；提濃塔203的頂部出ロ直接與合成氣冷卻器206連接，之后與外界大氣(ATM)相通，提濃塔203的底部出口先連接至濃縮液預壓泵228，然后經過第三正位移功量交換器的低壓側219B，再經過提濃塔塔底換熱器229、再生塔塔底冷卻器230與再生塔204的入口相連；再生塔204的頂部出口與硫回收エ段連接，再生塔204的液相出口當中的ー個先經過再生塔塔底冷卻器230與甲醇分離罐231相連，甲醇分離罐231的出口又經過甲醇預壓泵232連接至并聯的第一正位移功量交換器低壓側209B和第二正位移功量交換器低壓偵忉14B，然后經過甲醇換熱器233、濃縮塔塔底換熱器229連接至甲醇增壓泵234，最后與吸收塔201的頂部入口相連接，再生塔204的另ー個液相出ロ經過分離塔給料泵235和分離 塔進料換熱器236連接至甲醇-水分離塔205的入ロ，再生塔204的塔釜蒸汽入ロ與低壓蒸汽S3管網相連；甲醇-水分離塔205的氣相連接至再生塔204的入口，底部液相出口與污水處理エ段相連接，塔釜再沸器的入口同樣與低壓蒸汽S3管網相連。本發(fā)明同時提供了利用所述凈化系統進行合成氣凈化的エ藝，包括如下步驟經合成氣冷卻器206預冷后的粗合成氣與甲醇溶液在吸收塔201內逆向接觸進行吸收除雜；吸收所得富液從吸收塔201底部、下部兩處排出，底部液相通過第一正位移功量交換器209與一股甲醇溶液進行功量交換，下部液相通過第二正位移功量交換器214與另一股甲醇溶液進行功量交換，實現甲醇溶液的增壓與富液的降壓，降壓后富液分別進入底部分離器211和下部分離器215 ；降壓后的富液分別在底部分離器211和下部分離器215中進行分離，所得氣相與其他富氫氣體混合后進入壓縮機220，升壓后與粗合成氣匯合；底部分離器211所得部分液相經過第一透平式功量交換器218釋放功量后將回收的功量送往發(fā)電機，以電能對外輸出，然后進入第三正位移功量交換器高壓側219A與提濃塔203的液相進行功量交換，壓カ降至0. IMPa (G)后進入提濃塔203 ;另一部分液相經過第二透平式功量交換器217釋放壓能后進入CO2解吸塔202 ;下部分離器215所得液相通過第三透平式功量交換器216釋放壓能后進入CO2解吸塔202 ；在CO2解吸塔202中，富液中溶解的CO2解析出來，被合成氣復熱后送至下ーエ段或放空，塔底液相進入提濃塔203 ；提濃塔203所得氣相被合成氣復熱后放空，所得液相回收功量升壓后進入甲醇再生塔204 ；進料在再生塔204中經過精餾之后，塔頂所得H2S氣體復熱后送往硫回收エ段；塔底所得甲醇溶液，大部分經過預壓、回收功量后送往吸收塔循環(huán)使用，剰余部分送往甲醇-水分離塔205進ー步除去其中的水分；甲醇-水分離塔205中進行的是ー個精餾過程，精餾所得氣相返回再生塔204，所得液相送往污水處理。本發(fā)明エ藝中所有高壓功源流股分為兩條支路，其中一條支路經過功量交換器降壓，另一條采用旁路閥降壓，作為備用降壓支路，正常情況下通過單臺或串聯的功量交換器實現降壓，非正常エ況下通過旁路閥實現降壓；所有低壓功阱流股同樣通過兩個支路實現增壓，一個是功量交換器，另ー個是電機驅動的泵設備做為備用升壓支路，正常情況下通過功量交換支路實現，非正常情況下通過電機驅動泵設備直接加壓。與現有技術相比，本發(fā)明的優(yōu)點是I.能量回收效益明顯。2.系統運行平穩(wěn)，CO2解吸及甲醇相變對系統的影響小。3.采用功量交換方案代替節(jié)流方案對原有節(jié)流方案的降溫效果沒有影響。

4.功量交換過程對換熱網絡的影響較小，傳熱引起的流股的溫度變化不超過10°C，通過對原有流程的微調即可實現正常運行。


附圖為本發(fā)明系統及エ藝流程圖。201-吸收塔、202-解吸塔、203-提濃塔、204-再生塔、205-甲醇-水分離塔、206-合成氣冷卻器、207-原料分離器、208-C02換熱器、209-第一正位移功量交換器、209A-第一正位移功量交換器高壓側、209B-第一正位移功量交換器的低壓側、210-底部冷卻器、211-底部分離器、212-合成氣換熱器、213-下部冷卻器、214-第二正位移功量交換器、214A-第二正位移功量交換器的高壓側、214B-第二正位移功量交換器的低壓側、215-下部分離器、216-第一透平式功量交換器、217-第二透平式功量交換器、218-第三透平式功量交換器、219A-第三正位移功量交換器的高壓側、219B-第三正位移功量交換器的低壓側、220-壓縮機、221-壓縮機出口冷卻器、222,223-中間冷卻器組、224-中間分離器、225-濃縮液換熱器、226-解吸塔給料泵、227-濃縮液泵、228-濃縮液預壓泵、229-濃縮塔塔底換熱器、230-再生塔塔底冷卻器、231-甲醇分離罐、232-甲醇預壓泵、233-甲醇換熱器、234-甲醇增壓泵、235-分離塔給料泵、236-分離塔進料換熱器、237-塔頂冷凝器、238-再生塔頂分離器、239-塔頂第二冷凝器、240-再生塔頂ニ級分離器、241-減壓閥。
具體實施例方式下面結合附圖和實例對本發(fā)明做進ー步詳細說明。本發(fā)明實施方案的エ藝包括如下流程I)合成氣預冷來自變換エ段的粗合成氣進入合成氣冷卻器，被解吸塔頂氣相、提濃塔頂氣相等流股冷卻至-17で。2)酸性氣體的脫除預冷后的合成氣與甲醇溶液逆向接觸，CO2, H2S等酸性氣體被吸收，合成氣得到凈化。3)富液壓能傳遞上述吸收所得富液通過正位移功量交換器分別與兩股甲醇溶液進行功量交換，實現甲醇溶液的增壓與富液的降壓。4)閃蒸分離降壓后的富液在分離器中進行分離，所得氣相中含有較多的氫氣，與其他富氫氣體混合后進入壓縮機，壓カ升高后與粗合成氣匯合。5)閃蒸液相壓能釋放底部分離器所得部分液相及下部分離器的的全部液相分別經過透平式功量交換器釋放壓能后進入CO2解吸塔，利用透平式功量交換器將回收的功量送往發(fā)電機，以電能對外輸出；下部分離器的另一部分液相先經過透平式功量交換器回收功量，通過發(fā)電機以電能對外輸出，壓カ降至I. OMPa (G)后利用正位移功量交換器進行功量交換，降壓后進行提濃塔。6) CO2 解吸 在解吸塔中，富液中溶解的CO2被解析出來，被合成氣復熱后送至下一エ段或放空；所得液相則進入提濃環(huán)節(jié)。7) H2S 提濃提濃塔所得氣相被合成氣復熱后放空，所得液相回收功量后進入甲醇再生環(huán)節(jié)。8)甲醇再生將進料在再生塔中進行精餾，塔頂得到較高濃度的H2S氣體，復熱后送往硫回收エ段；塔底得到高純度的甲醇溶液，其中大部分經過預壓、回收功量后送往吸收塔循環(huán)使用，剰余部分送往甲醇-水分離塔進一歩除去其中的水分。9)甲醇-水分離甲醇-水分離塔中進行的是ー個精餾過程，精餾所得氣相返回再生塔，所得液相送往污水處理。參見附圖本發(fā)明合成氣凈化系統，包括吸收塔201，解吸塔202，提濃塔203，再生塔204，甲醇-水分離塔205，三個正位移功量交換器，三個透平式功量交換器，以及增壓泵、換熱器與分離器若干。本方案當中的正位移式功量交換器的選型參考海水淡化領域普遍應用的正位移式功量交換器(如DWEER類設備)；透平式功量交換器參考海水淡化領域中的透平式功量交換器(如Pelton類設備)，也可以選用液力透平類的設備。下面結合附圖對實現上述エ藝的合成氣凈化系統進行詳細描述合成氣冷卻器206的入口與變換エ段連接，出ロ通過管路與原料分離器207相連；原料分離器207的氣相出ロ連至吸收塔201，液相出ロ通過分離塔進料換熱器236和減壓閥241與甲醇-水分離塔205連接；吸收塔201的頂部氣相與下一エ段連接，底部液相經過CO2換熱器208、底部冷卻器210冷卻后，通過第一正位移功量交換器高壓側209A與底部分離器211相連，下部液相通過合成氣換熱器212、下部冷卻器213后，再通過第二正位移功量交換器高壓側214A與下部分離器215連接；吸收塔201的中部還設有兩個中間冷卻器構成的中間冷卻器組222，223 ;底部分離器211的氣相出ロ通過壓縮機220、壓縮機出ロ冷卻器221與合成氣冷卻器206的入口相連，其液相出口的ー個支路通過第三透平式功量交換器218連接至第三正位移功量交換器的高壓側219A，而后通過管路與提濃塔203連接，另ー個支路通過第二透平式功量交換器217連接至解吸塔202 ;下部分離器215的氣相連接至底部分離器211，液相出口通過第一透平式功量交換器216與解吸塔202的入口相連；解吸塔202的頂部出口與CO2換熱器208連接，而后又連接至合成氣冷卻器206，底部出ロ直接與提濃塔203連接，解吸塔202的側線出ロ也通過管路與提濃塔203連接；提濃塔203的頂部出ロ直接與合成氣冷卻器206連接，之后與外界大氣(ATM)相通，提濃塔203的底部出ロ先連接至濃縮液預壓泵228，然后經過第三正位移功量交換器的低壓側219B，再經過濃縮塔塔底換熱器229、再生塔塔底冷卻器230與再生塔204的入口相連，提濃塔的側線出ロ經過濃縮液泵227連接至濃縮液換熱器225與中間換熱器222，再經過中間分離器224、解吸塔給料泵226及底部冷卻器210后返回解吸塔202 ;再生塔204的頂部出ロ經過由塔頂冷凝器237、再生塔塔頂分離器238、塔頂第二冷凝器239、再生塔頂ニ級分離器240構成的分離和換熱系統后，最終與硫回收エ段連接，其底部的ー個出口先經過再生塔塔底冷卻器230與甲醇分離罐231相連，甲醇分離罐231出ロ又經過甲醇預壓泵232連接至并聯的第一、第二正位移功量交換器的低壓側209B和214B，接著經過甲醇換熱器233、濃縮塔塔底換熱器229連接至甲醇增壓泵234，最后與吸收塔201的頂部入口相連接，再生塔204底部的另ー個出ロ經過分離塔給料泵235和分離塔進料換熱器236連接至甲醇-水分離塔205的入ロ，再生塔204的塔釜蒸汽入ロ與低壓蒸汽S3管網相連；甲醇-水分離塔205的氣相連接至再生塔204的入ロ，底部液相出ロ與污水處理工段相連接，塔釜再沸器的入ロ同樣與低 壓蒸汽S3管網相連。在本發(fā)明的實施方案中，壓カ較高的功源流股通過兩個支路與下一個設備相連，一個支路是單個或串聯的功量交換器，另一條支路是通過旁路閥與低壓裝置連接。壓カ較低的功阱流股也是通過兩條支路實現增壓的，正常情況下通過功量交換支路實現，非正常情況下通過電機驅動泵設備直接加壓。以下對上述本發(fā)明的甲醇洗凈化系統的工作過程進行詳細介紹來自變換エ段的粗合成氣被冷卻器206預冷至_17°C后進入原料分離器207，除去其中所含液相后從下部進入吸收塔201。在吸收塔201當中，酸性氣體被吸收劑甲醇吸收，剰余合成氣從塔頂處離開，送往下ーエ段。吸收所得富液從底部、下部兩個出口排除。底部富液經過第一正位移功量交換器高壓側209A，與來自甲醇再生塔204的低壓甲醇溶液中的一部分進行功量交換，壓カ降低后進入底部分離器211 ;同樣，下部出口的富液通過第二正位移功量交換器高壓側214A與另一部分甲醇溶液進行功量交換，釋放壓能后進入下部分離器215。底部分離器211的頂部氣相與其他富氫氣體混合后，經過壓縮機220、壓縮機出ロ冷卻器221后返回合成氣冷卻器206，底部分離器211的一部分液相經第三透平式功量交換器218釋放功量后壓カ降至I. OMPa(G)，回收的功量通過發(fā)電機以電能對外輸出，然后進入第三正位移功量交換器的高壓側219A與提濃塔203的液相進行功量交換，壓カ降至0. IMPa(G)后進入提濃塔203 ;另一部分液相經過第二透平式功量交換器217回收功量降壓后進入解吸塔202。下部分離器215的富液通過第一透平式功量交換器216釋放壓能后，壓カ降至0. 25MPa (G)，然后送往解吸塔202。在解吸塔202中，富液中的CO2因壓カ降低發(fā)生解吸，所得CO2進入合成氣冷卻器206，與合成氣換熱后外送；解吸過程產生的液相送往提濃塔203。提濃塔203是ー個氣提塔，液相中的氣體雜質在氣提N2的作用下進ー步解析出來，被合成氣復熱后直接放空；所得液相中甲醇和H2S的濃度較高，送往再生塔204進行回收。再生塔204是ー個精餾塔，H2S與甲醇在此實現較好的分離。精餾所得的液相為純度接近100%的甲醇溶液，所得氣相為H2S含量較高的氣體。甲醇溶液首先經過甲醇預壓泵232，壓カ升至I. 9MPa (G)后分兩股進入功量交換器低壓側209B與214B，獲得富液的功量后壓カ升至5. 05MPa (G)，最后經過甲醇增壓泵234后壓カ到達6. 4MPa (G)，送往吸收塔201頂部使用。塔頂氣相經過進一歩的回流、冷卻、分離之后，得到較高濃度的H2S氣體，經過復熱后送往硫回收エ段處理。再生塔204液相中有一小部分送至甲醇-水分離塔205，精餾之后，液相送往污水處理，氣相返回甲醇再生塔204。進行功量交換的兩股流體之間存在一定的溫度差，從而不可避免存在熱量傳遞。計算結果顯示，因傳熱導致的溫度差不超過10° C，可以通過調整實現正常運行，因而溫度變化因素不予考慮。 綜上所述，與原有流程相比，本流程的能量回收效率較高，整個流程的能量消耗較少，同時還可以實現平穩(wěn)運行。
權利要求
1.一種采用功量交換的甲醇洗凈化系統，其特征在干 合成氣冷卻器(206)的出口與原料分離器(207)相連； 原料分離器(207)的氣相出口連至吸收塔(201)，液相出口通過分離塔進料換熱器(236 )及減壓閥(241)與甲醇-水分離塔(205 )連接； 吸收塔(201)的頂部氣相與下一エ段連接，底部液相通過第一正位移功量交換器高壓側(209A)與底部分離器(211)相連，下部液相通過第二正位移功量交換器高壓側(214A)與下部分離器(215)連接，吸收塔(201)的中部設有中間冷卻器組(222，223)； 底部分離器(211)的氣相出ロ通過壓縮機(220)與合成氣冷卻器(206)的入口相連，底部分離器(211)液相出口的ー個支路通過第三透平式功量交換器(218)連接至第三正位移功量交換器高壓側(219A)，而后通過管路與提濃塔(203)連接，另ー個支路通過第二透平式功量交換器(217)連接至解吸塔(202);下部分離器(215)的液相出口通過第一透平式功量交換器216連接至解吸塔202。
解吸塔(202)的頂部出ロ與CO2換熱器(208)連接，而后又連接至合成氣冷卻器(206)，底部出ロ直接與提濃塔(203)連接，解吸塔(202)的側線出ロ也通過管路與提濃塔(203)連接； 提濃塔(203)的頂部出口直接與合成氣冷卻器(206)連接，之后與外界大氣(ATM)相通，提濃塔(203)的底部出口先連接至濃縮液預壓泵(228)，然后經過第三正位移功量交換器的低壓側(219B)，再經過提濃塔塔底換熱器(229)、再生塔塔底冷卻器(230)與再生塔(204)的入口相連； 再生塔(204)的頂部出口與硫回收エ段連接，再生塔(204)的液相出口當中的ー個先經過再生塔塔底冷卻器(230)與甲醇分離罐(231)相連，甲醇分離罐(231)的出口又經過甲醇預壓泵(232)連接至并聯的第一正位移功量交換器低壓側(209B)和第二正位移功量交換器低壓側(214B)，然后經過甲醇換熱器(233)、濃縮塔塔底換熱器(229)連接至甲醇增壓泵(234)，最后與吸收塔(201)的頂部入口相連接，再生塔(204)的另ー個液相出口經過分離塔給料泵(235 )和分離塔進料換熱器(236 )連接至甲醇-水分離塔(205 )的入口，再生塔(204)的塔釜蒸汽入口與低壓蒸汽(S3)管網相連； 甲醇-水分離塔(205)的氣相連接至再生塔(204)的入口，底部液相出口與污水處理工段相連接，塔釜再沸器的入口同樣與低壓蒸汽(S3)管網相連。
2.利用權利要求I所述凈化系統進行合成氣凈化的エ藝，其特征在于，包括如下步驟 經合成氣冷卻器(206)預冷后的粗合成氣與甲醇溶液在吸收塔(201)內逆向接觸進行吸收除雜； 吸收所得富液從吸收塔(201)底部、下部兩處排出，底部液相通過第一正位移功量交換器(209)與一股甲醇溶液進行功量交換，下部液相通過第二正位移功量交換器(214)與另一股甲醇溶液進行功量交換，實現甲醇溶液的增壓與富液的降壓，降壓后富液分別進入底部分離器(211)和下部分離器(215)； 降壓后的富液分別在底部分離器(211)和下部分離器(215)中進行分離，所得氣相與其他富氫氣體混合后進入壓縮機(220)，升壓后與粗合成氣匯合；底部分離器(211)所得部分液相經過第一透平式功量交換器(218)釋放功量后將回收的功量送往發(fā)電機，以電能對外輸出，然后進入第三正位移功量交換器高壓側(219A)與提濃塔(203)的液相進行功量交換，壓カ降至0. IMPa (G)后進入提濃塔(203);另一部分液相經過第二透平式功量交換器(217)釋放壓能后進入CO2解吸塔(202);下部分離器(215)所得液相通過第三透平式功量交換器(216)釋放壓能后進入CO2解吸塔(202)， 在CO2解吸塔(202)中，富液中溶解的CO2解析出來，被合成氣復熱后送至下一エ段或放空，塔底液相進入提濃塔(203)； 提濃塔(203)所得氣相被合成氣復熱后放空，所得液相回收功量升壓后進入甲醇再生塔(204)； 進料在再生塔(204)中經過 精餾之后，塔頂所得H2S氣體復熱后送往硫回收エ段；塔底所得甲醇溶液，大部分經過預壓、回收功量后送往吸收塔循環(huán)使用，剰余部分送往甲醇-水分離塔(205)進ー步除去其中的水分； 甲醇-水分離塔(205)中進行的是ー個精餾過程，精餾所得氣相返回再生塔(204)，所得液相送往污水處理。
全文摘要
一種采用功量交換的甲醇洗凈化系統及工藝，粗合成氣在吸收塔中除雜后送往下一工段，所得富液向甲醇溶液轉移功量后進入分離器；分離器的液相釋放功量后進入解吸塔；解吸產生的CO2復熱后外送，液相送往提濃塔；提濃所得氣體放空，液相回收功量后送往甲醇再生塔；再生塔的塔頂氣相送往硫回收，甲醇溶液回收功量后送往吸收塔或甲醇-水分離塔；甲醇-水分離塔的塔頂氣相流股返回再生塔，液相送往污水處理，吸收塔富液通過正位移方式與甲醇溶液進行功量交換，分離器液相的一個流股通過透平式和正位移式組合方式對外輸出功量，其余兩個流股所含壓能通過透平式以電能的方式對外輸出，本發(fā)明能量回收效率高，能耗低，運行平穩(wěn)。
文檔編號B01D53/52GK102764576SQ201210224780
公開日2012年11月7日 申請日期2012年7月2日 優(yōu)先權日2012年7月2日
發(fā)明者馮霄, 張早校, 張棟博, 張艷麗, 鄧建強 申請人:西安交通大學