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15万吨低温甲醇洗脱碳可行性研究报告

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15万吨/年低温甲醇洗脱碳装置建议书 一、 低温甲醇洗工作原理 低温甲醇洗(Rectisol)是20世纪50年代初德国林德(Linde)公司和鲁奇(Lurgi)公司联合开发的一种气体净化工艺。第一个低温甲醇洗装置由鲁奇公司于1954年建在南非Sasol的合成燃料工厂，目前世界上有一百多套工业化装置，其中中国引进了十多套。该工艺为典型物理吸收法，是以低温甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的特性，脱除原料气中的酸性气体。由于甲醇的蒸汽压较高，所以低温甲醇洗工艺在低温(～－60℃)下操作，在低温下CO2

与H2S的溶解度随温度下降而显著地上升，因而所需的溶剂量较少，

装置的设备也较小。在－30℃下，H2S在甲醇中的溶解度为CO2的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。该工艺气体净化度高，可将变换气中CO2脱至小于20ppm，H2S小于0.1ppm，气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内分段、选择性地进行，而CO2、H2S再生可在不同的塔中进行，分别得到合格的二氧化碳含量为99%的纯碱原料气和硫回收原料气。 二、低温甲醇洗对各气体的吸附比较

三、设计的物料平衡和H2、N2损失 AA公司原壳牌制气低温甲醇洗脱碳装置设计变换气流量106310Nm3/h，压力3MPa，温度40℃，成分为H2 52.1％，N2 6.2%，CO 0.3％，CO2 40.4%，H2S＋COS 0.12%，Ar 0.2%，H2O 0.25%（饱和），以吨氨耗4200Nm3变换气计，设计生产能力为合成氨25.3t/h。 根据带物料点的流程图进行物料衡算，可知总物料平衡如下图。 进料 流量(Nm3/h) H2 N2 CO2 CO 硫化物 Ar+CH4 水

变换气 106310 55388 6591 42949 319 149 478 266 百分数 100% 52.1 6.2 40.4 0.3 0.14 0.45 0.25 气提氮气 2400 2400 百分数 100％ 100 水洗塔用水 1.3t/h 1.3t/h

百分数 100％ 100 出料 净化气 62879 55334 6477 1.3 302 0.006 468 百分数 100% 88 10.3 20ppm 0.48 0.1ppm 0.74

CO2产品气 30191 54 188 29949 百分数 100% 0.18 0.62 99.2 放空气 542 59.62 368.6 113.82 百分数 100% 11 68 21 尾气 15091 2264 12601 7.5 百分数 100% 15 83.5 0.05 废水 1.5t/h 含微量甲醇、甲基硫等 99.8 H2回收率＝62879×0.88÷106310÷0.521＝99.9% N2回收率＝62879×0.103÷106310÷0.062＝98.3% 四、15万吨/年固定床造气低温甲醇洗脱碳物料平衡 通过计算，可得15万吨/年固定床造气低温甲醇洗脱碳物料平衡如下图（设计生产能力为合成氨20吨/小时，吨氨耗变换气4295Nm3，由于硫化物含量不变，假定气提氮气量、放空气量和尾气量和原装置相比按比例缩小）。 进料 流量(Nm3/h) H2 N2 CO2 CO 硫化物 Ar+CH4 水

变换气 85900 44000 14666 25490 270 120 1139 215 百分数 100% 51.2 17.1 29.7 0.31 0.14 1.32 0.25 气提氮气 1934 1934 百分数 100％ 100 水洗塔用水 1.05t/h 1.05t/h 百分数 100％ 100 出料 净化气 60088 43956 14546 260 1326 百分数 100% 73.2 24.2 20ppm 0.43 0.1ppm 2.2

CO2产品气 15100 42.3 108.7 14949 百分数 100% 0.28 0.72 99 放空气 438 52.6 297.8 87.6 百分数 100% 12 68 20 尾气 12194 1890 10243 6 百分数 100% 15.5 84 0.05 废水 1.2t/h 百分数 100% 含微量甲醇、甲基硫等 99.8 H2回收率＝43956/44000＝99.9% N2回收率＝14546÷14666＝99.2％ 后工序H2损失：甲烷化反应剩余的CO消耗H2：13×3＝39Nm3，加上微量CO2消耗的H2，合计损失H2 40Nm3/吨氨，因甲烷化反应增加的甲烷，导致合成放空增加H2损耗60Nm3/吨氨，合计H2总损失102Nm3/吨氨。 五、甲醇洗涤塔塔径计算 现AA公司低温甲醇洗日产合成氨688吨/天，其中壳牌制气提供531吨/天合成氨气量，固定床造气提供157吨/天合成氨气量，甲醇 洗涤塔已实现满负荷，壳牌制气吨氨需变换气4200Nm3，固定床造气吨氨需变换气4295Nm3，下段吸收温度为-30℃，上段吸收温度－45℃，吸收压力为3MPa，上段压力2.9MPa，甲醇循环量261吨/小时，洗涤塔塔径为DN2500×30×54185。 洗涤塔下段空速＝（4295×157/24＋4200×531/24）÷30×243.15÷273.15×4÷3.14÷2.44÷2.44÷3600＝0.2046m/s 洗涤塔上段空速＝（3004×157/24＋2484×531/24）÷29×228.15÷273.15×4÷3.14÷2.44÷2.44÷3600＝0.1277m/s 新装置甲醇洗涤塔下段空速取0.2m/s，上段空速取0.13m/s，通过计算可知，新洗涤塔下段内径需达到2.08m，上段内径需达到2.17m，建议新装置甲醇洗涤塔规格为DN2300×30。其中一、四段塔板数及塔板间距保持不变，二、三段各减少两块塔板。塔板间距不变。 六、甲醇循环量计算 AA公司现甲醇洗涤塔共脱除CO2 4200×531/24×0.404＋1274.5×157/24＝45879Nm3/h＝90.12t/h 吨甲醇吸收CO2量为：45879/261＝175.8Nm3＝345kg 由于变换气中CO2浓度降低，新装置吨甲醇吸收CO2量会有所降低，以吨甲醇吸收160Nm3 CO2计，得新装置甲醇循环量＝1274.5×20÷160＝159.3吨/小时＝201.4m3/h 新装置甲醇泵的输送能力以250m3/h选型。 七、现装置设计CO2回收率和需达到的CO2回收率 现装置设计CO2回收率＝30191×0.992÷106310÷0.404＝69.7% AA公司公司现日产合成氨688吨，日产纯碱1950吨，吨碱耗合成氨353kg，耗CO2 350Nm3，如采用固定床制合成氨，CO2回收率需达到1/0.353×350÷1274.5＝77.8％ 通过物料平衡表可知，如只使用CO2产品气，理论CO2回收率＝15100×0.99÷1274.5÷20＝58.6％，远远不能满足纯碱生产需要，所以需要把尾气中的二氧化碳加以利用，和产品CO2气混合作为纯碱 碳化塔下段气来源。由于尾气中理论H2S含量为0.05×10×34/22.4＝0.76g/m3，需设置尾气脱硫及二氧化碳精脱硫装置。（AA公司公司现尾气的分析数据为硫化物含量3ppm，但总硫不平衡，硫化物有可能在废水中富集，如此数据为真，只需设二氧化碳精脱硫装置） 八、气提氮气需求量 原软件包气提N2需求量为2400Nm3/h，此时变换气气量为106310Nm3/h。AA公司公司现气提N2使用量为1960Nm3/h，进口变换气量121021.5Nm3/h。由于气提氮气主要用于气提甲醇富液中的H2S，可以认为气提氮气使用量和进口变换气量成正比，如采用软件包数据，需N2量4295×20÷106310×2400＝1939Nm3/h，如采用生产数据，需N2量4295×20÷121021.5×1960＝1391Nm3/h，本装置气提氮气输送能力以2000Nm3/h设计，氮气由AA公司公司空分装置富余的氮气提供。 九、冰机冷冻量计算及冰机选型 原软件包冰机主要用于循环甲醇深冷器、富甲醇深冷器1、贫甲醇深冷器、酸气深冷器。设计冷冻量为－40℃ 液氨 3480kW。即300万大卡/小时。 根据软件包的流程图和物料数据，冷冻量主要消耗在E-05（甲醇深冷器），E-04（富甲醇深冷器）E-13（贫甲醇深冷器）、E-17（酸气深冷器），各换热器需要的冷冻量分别计算如下： E-05 Q1=2.48×203×14×1000+36×0.653×14×1000=7.38×106KJ E-04 Q2=2.48×112×3×1000+45×0.653×3×1000=0.92×106KJ E-13 Q3=203×1000×2.48×5=2.517×106KJ E-17 Q4=132×1167+132×2.48×63+63×542/22.4×44×0.653=0.218×106KJ 总换热量Q=Q1+Q2+Q3+Q4=11.033×106KJ 总换热效率=11.033×106÷3600÷3480=88% 换热器E-05、E-04、E-13、E-17的冷冻需求量主要来自甲醇降温或冷凝，可认为冰机负荷及各换热器换热面积和甲醇循环量成正比，现有

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甲醇生产净化工段的低温甲醇洗工艺设计

甲醇生产净化工段的低温甲醇洗工艺设计

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供给紧缺。这些地区的天然气供给将逐渐依赖于进口，从战略角度考虑，这种状 况颇为不利，甚至是危险的。世界其他一些工业正迅速开展的地区至今却无丰富 的资源，一些地方甚至可能永远也没有天然气。
1.3 中国天然气的开展现状
据国土资源部统计，2012 年全国天然气年探明地质储量保持高速增长姿态， 天然气勘察新增探明地质储量 9612.2 亿立方米，同比增长 33%，居我国历史最 高水平。新增探明技术可采储量 5008.0 亿立方米，同比增长 36%。2012 年天然 气产量为 1067.6 亿立方米，同比增长 5.4%，鄂尔多斯、塔里木、盆地仍是中国 天然气主产区。2012 年，我国天然气进口持续较快增长，全年累计进口天然气 2933.1 万吨〔约合 407.7 亿立方米〕，同比增长 29.9%，进口贸易额 161.8 亿美 元，同比增长 55.3%。2012 年国天然气表观消费量 1445.7 亿立方米，同比增长 12.8%。
1.2 天然气的特性和用途
天然气系古生物遗骸长期沉积地下，经慢慢转化及变质裂解而产生之气态碳 氢化合物，具可燃性，多在油田开采原油时伴随而出。天然气蕴藏在地下约 3000—4000 米之多孔隙岩层中，主要成分为甲烷，通常占 85-95%；其次为乙烷、 丙烷、丁烷等，比重 0.65，比空气轻，具有无色、无味、无毒之特性，天然气 公司皆遵照政府规定添加臭剂，以资用户嗅辨。在石油地质学中，通常指油田气 和气田气。其组成以烃类为主，并含有非烃气体。广义的天然气是指地壳中一切 天然生成的气体，包括油田气、气田气、泥火山气、煤撑器和生物生成气等。按 天然气在地下存在的相态可分为游离态、溶解态、吸附态和固态水合物。只有游 离态的天然气经聚集形成天然气藏，才可开发利用。
2.3 低温甲醇洗工艺流程
低温甲醇洗工艺

低温甲醇洗工艺

目录
• 设计说明书
• 第1章 综述
• 1.1 合成氨中酸性气体脱除的地位和方案选择
• 1.1.1 低温甲醇洗工艺及其特点
• 1.1.2 低温甲醇洗工艺与NHD工艺特点比较
• 1.1.3 低温甲醇洗工艺技术的现状和未来发展
• 1.2 低温甲醇洗工艺流程简介
• 1.3 本设计的特点和ห้องสมุดไป่ตู้则
• 1.3.1 流程配置的基本原则
1.2 低温甲醇洗工艺流程简介
• 根据原料气的不同情况及各种不同的净化要求，低温甲醇洗有各种各样的流 程，本设计采用的是五塔流程。
• 整个流程分为原料气的净化和溶剂的再生两个阶段。原料气的洗涤过程比较 简单。由于要分别回收高纯度的二氧化碳和富硫化氢、二氧化硫气体，又要 防止环境污染，因此，溶液再生部分就显得很复杂。同时由于是在低温下操 作，为了保冷和减少冷量损失，因此所需要的换热器也较多。整个流程有5个 塔、19个换热器、11个容器、16台泵和1台压缩机。
• ⑷ 针对生产中存在问题,采取相应改进措施 • 林德公司和鲁奇公司及时跟踪各装置的生产操作情况,对装置暴露的问
题采取相应的措施加以解决,并将这些信息反馈到新装置的设计中。这 些措施包括增大原料气分离器的容积、降低原料气进入系统的温度;设 置预洗段以除去原料气中的NH3 、HCN 等杂质;定期排放含NH3 、 HCN 高的富甲醇;在贫甲醇管线上增设过滤器;甲醇再生塔增设水提浓 段以增强系统除水能力;在半贫液中注入原料气以抑制FeS、NiS 的生 成;通过提压等措施使FeS 和NiS 在特定部位生成并除去等等。 设备 方面的改进：林德公司在设备方面的主要改进包括: ①采用浮阀或筛 板塔代替原齿形泡罩和扁平泡罩。②改进绕管式换热器结构以增强其 防堵性能和便于检查、维修和清洗等。鲁奇公司最突出的改进是改用 新型设计的塔板包括采用Thormann、Tunnel和Kettel 型塔板,新型塔 盘使塔的操作弹性大大提高。此外,低温甲醇洗工艺还在减少环境污染、 装置大型化、生产安全、自动化控制等方面取得了显著的进步。
低温甲醇洗工艺影响因素分析与探讨

低温甲醇洗工艺影响因素分析与探讨

低温甲醇洗工艺影响因素分析与探讨发表时间：2019-10-18T10:54:23.627Z 来源：《基层建设》2019年第14期作者：王顺[导读] 摘要：低温甲醇洗工艺自引入国内应用于化工生产中以来，目前已成功应用于合成氨、合成甲醇、煤气净化等大型装置中。

辽宁大唐国际阜新煤制天然气有限责任公司辽宁阜新 123000摘要：低温甲醇洗工艺自引入国内应用于化工生产中以来，目前已成功应用于合成氨、合成甲醇、煤气净化等大型装置中。

克旗煤制天然气公司是国内首个煤制天然气示范项目，同时也是低温甲醇洗工艺首次应用于煤制天然气粗煤气净化，经过6a的长周期运行，低温甲醇洗装置各项工艺指标实现最优化控制。

关键词：低温甲醇洗工艺；影响因素；措施1低温甲醇洗工艺简介一年产60万t的煤制甲醇装置，脱硫脱碳工段采用大连理工大学的低温甲醇洗技术，工艺流程为：来自变换的变换气进入低温甲醇洗，经过进料气冷却器、分离器进入CO2吸收塔脱硫脱碳段，依次脱除H2S、COS和CO2后经一级原料气冷却器，二级原料气冷却器复热后去甲醇合成压缩工段。

来自热再生塔经多次冷却的贫甲醇进人CO2吸收塔顶作为洗涤液。

中间二次引出甲醇液用氨冷器冷却以降低由于溶解热产生的温升。

在吸收塔下段，引出的甲醇液大部分进入闪蒸罐；另一部分溶液经氨冷器冷却后回流进入脱硫段以吸收变换气中的H2S和COS，自塔底出来的含硫富液进入含硫甲醇闪蒸罐。

从闪蒸罐底部分别产生的无硫甲醇富液和含硫甲醇富液进入H2S浓缩塔汽提。

塔底加入的氮气将CO2汽提出塔顶，然后经尾气冷却器回收冷量后高点放空。

富H2S甲醇液自H2S浓缩塔底出来后进热再生塔给料泵加压，甲醇贫液冷却器换热升温后进入热再生塔顶部。

甲醇中残存的CO2以及溶解的H2S由再沸器提供的热量进行热再生，混合气出塔顶经多级冷却分离，甲醇一级冷凝液回流，二级冷凝液经换热进入H2S浓缩塔底部。

分离出的酸性气体去硫回收单元。

从原料气分离器和甲醇再生塔底出来的甲醇水溶液经泵加压后进入甲醇水分离塔，分离甲醇和水。

低温甲醇洗

低温甲醇洗


气体的分压越大，其溶液中溶解度也就越大，
所以，增加气体的压力有利于气体的吸收， 降低气体的压力有利于气体的解析。通过实 验表明当溶质和溶剂一定时，在一定温度下， 甲醇溶液的溶解度随温度的下降而显著增加， 故吸收过程要求在尽可能低的温度下进行。

甲醇溶液吸收有三个特性：
（1）温度愈低，溶解度系数愈大； （2）由于吸收系统存在氢组份，CO2的溶解度系 数要有所下降；甲醇吸收了水份以后，H2S、COS、 CO2在其中的溶解度会下降。 （3）甲醇吸收CO2后，再吸收H2S、COS其吸收 能力会降低。 本工艺根据上述性质，利用液氨和降压闪蒸后气体、 液体，来提供生产中所需的冷量，完成变换气中酸 性气等杂质气体的连续脱除。
4 主要设备的作用
（1）甲醇、合成氨主洗塔（H甲醇~63500
，
H合成氨~65000 ） （2）中压闪蒸槽 （3）CO2解析塔（H~57000） （4）H2S浓缩塔（H~48900） （5）热再生塔（H~29310） （6）甲醇水分离塔（H~29635） （7）尾气洗涤塔（H~12300）

（2）NHD脱硫脱碳 NHD法是中国南化公司研究院等单位开发成
功的新技术，属于物理吸收净化技术，该工 艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽 压低，溶剂损失小，再生热耗低，设备材质 大部分为碳钢，取材范围广，但NHD价格较 高，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大， 能耗高，另外，NHD溶剂对有机硫的吸收能 力差，对高硫煤要增加有机硫水解设备。该 工艺的主要优点是投资少，但能耗低于除低 温甲醇洗以外的其它净化方法。




从H2S浓缩塔中部塔板上，抽出温度较低的甲醇液 作为冷却剂，经过3＃贫甲醇冷却器和1号循环甲醇 冷却器，换热升温后进入低压甲醇闪蒸罐。 低压甲醇闪蒸罐闪蒸出来的闪蒸气进入CO2解吸塔 的底部，与来自上部的甲醇逆流接触，进一步吸收 闪蒸出来的CO2。 溶液经CO2解吸塔给料泵加压后，送入循环甲醇换 热器作为冷却剂，经换热后溶液进入CO2解吸塔底 部。（溶液经多次加热后，有利于CO2的解析） 从H2S浓缩塔底部出来的富含H2S的甲醇溶液，经 过滤器过滤后，进入再生塔给料泵，再经2＃贫富液 换热器、1＃贫富液换热器，加热至67℃送入再生塔。