大型煤化工項目凈化工藝優(yōu)化

任慶偉 徐廣才 王東勝 陳 麗 內(nèi)蒙古榮信化工有限公司 達拉特旗 014300

某大型煤化工項目主要產(chǎn)品為甲醇和乙二醇，甲醇合成采用低壓合成法技術(shù)，乙二醇采用合成氣經(jīng)草酸二甲酯加氫“兩步法”制乙二醇工藝。凈化裝置主要包括變換單元、低溫甲醇洗單元、一氧化碳深冷分離單元、變壓吸附制氫單元。該裝置主要作用是對來自氣化裝置的粗水煤氣進行一氧化碳部分耐硫變換，回收熱量及冷凝液，然后經(jīng)低溫甲醇洗脫硫、脫碳；凈化后的合成氣一部分去往甲醇合成裝置，一部分進入一氧化碳深冷分離單元和變壓吸附單元，制取乙二醇裝置所需要的一氧化碳和氫氣。針對本項目產(chǎn)品特點，本文提出三種工藝方案，并從技術(shù)、經(jīng)濟角度進行比較，最終選擇性價比最優(yōu)的方案進行設(shè)計。

1 凈化工藝設(shè)計要求

1.1 甲醇合成裝置對原料氣的要求

根據(jù)甲醇合成反應(yīng)特點，要求原料氣中(H2-CO2)/(CO+CO2)≈2.0，原料氣主要指標見表1。

表1 甲醇合成原料氣主要指標

1.2 乙二醇裝置對原料氣的要求

本項目乙二醇裝置采用合成氣經(jīng)草酸二甲酯加氫“兩步法”生產(chǎn)乙二醇，以CO和H2為原料，即CO先與亞硝酸甲酯反應(yīng)生成草酸二甲酯，草酸二甲酯再與氫氣反應(yīng)生成粗乙二醇，并通過精餾后得到精乙二醇產(chǎn)品。

乙二醇產(chǎn)品所需要的主要原料為一氧化碳、氫氣，其主要指標見表2、表3。

表2 一氧化碳主要指標

表3 氫氣主要指標

1.3 凈化工藝設(shè)計要點

1.3.1 變換工藝

采用“廢鍋-配氣流程”。一段變換爐出口變換氣設(shè)計一氧化碳濃度6.5%(mol干基)，二段變換爐出口變換氣設(shè)計一氧化碳濃度1.5 %(mol干基)。變換氣和未變換氣的比例根據(jù)甲醇和乙二醇裝置的規(guī)模確定。

1.3.2 低溫甲醇洗工藝

采用雙吸收或三吸收、單再生半貧液流程。

送至變壓吸附單元制備純氫的凈化氣技術(shù)要求：CO2≤20 ppm(v)，甲醇≤40 ppm(v)，H2S+COS≤0.1 ppm(v)，壓力3.5 MPa(G),溫度30℃。

送至甲醇合成裝置的凈化氣技術(shù)要求：CO2=3.18%(mol)，(H2-CO2)/(CO+CO2)≈2.0，H2S+COS≤0.1 ppm(v)，壓力5.4 MPa(G),溫度30℃。

送至CO深冷分離單元的凈化氣技術(shù)要求：CO2≤20 ppm(v)，甲醇≤60 ppm(v)，H2S+COS≤0.1 ppm(v)，壓降≤0.2 MPa。

1.3.3 一氧化碳深冷分離單元

進入CO深冷分離裝置的未變換凈化氣首先通過分子篩吸附器，脫除氣體中CO2、CH3OH等組分，然后進入CO深冷分離冷箱，在冷箱內(nèi)通過一級、二級冷卻器冷卻至-181℃進入富氫氣分離器，產(chǎn)生的富氫氣通過復熱之后送至富氫透平；產(chǎn)生的富CO液體首先進入H2汽提塔，分離出CO液體中溶解的H2組分；然后CO液體進入脫甲烷塔分離出CH4組分，塔頂?shù)募僀O氣體通過復熱之后送至下游乙二醇裝置；塔底的CH4液體通過節(jié)流和復熱之后，作為燃料氣進入全廠燃料氣管網(wǎng)。冷箱裝置所需的冷量采用氮氣壓縮機循環(huán)制冷。CO產(chǎn)品氣要求：CO≥99%(mol)，H2≤100 ppm(v)，CH4≤100 ppm(v)，CO回收率≥85%，壓降≤0.25 MPa，CO產(chǎn)品氣量33259 Nm3/h，壓力5.4 MPa(G),溫度30℃。

1.3.4 變壓吸附制氫單元

深冷分離的富氫氣和變換凈化氣匯合后進入變壓吸附裝置，凈化氣中的CO、CO2、CH3OH等組分被吸附，氫氣則進入乙二醇裝置作為原料氣，解吸氣經(jīng)壓縮機壓縮后去甲醇合成裝置。采用12塔PSA制氫流程，單系列。氫氣產(chǎn)品氣要求：H2≥99%(mol)，CO+CO2≤20 ppm(v)，CH4≤100 ppm(v),氫氣回收率≥93%，壓力3.3 MPa，產(chǎn)品氣量69146 Nm3/h。解吸氣壓力≥0.03 MPa。

1.3.5 富氫氣透平

低溫甲醇洗送出的變換凈化氣及深冷分離后的富氫氣壓力為5.4 MPa，乙二醇要求的氫氣壓力為3.3 MPa，該部分氣體壓差采用氣體透平的方式回收能量，配套發(fā)電機。

2 凈化工藝方案比選

2.1 方案一：一段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收

本方案變換工藝采用一段變換，軸徑向變換爐，直徑Ф3800 mm，催化劑裝填量95 m3，進變換的有效合成氣量為217893 Nm3/h，變換爐出口變換氣一氧化碳含量為6.5%(mol)。

低溫甲醇洗采用雙吸收單再生流程，1#洗滌塔用于吸收未變換氣中CO2和H2S，2#洗滌塔用于吸收變換氣中CO2和H2S。1#洗滌塔(未變換氣)處理氣量為212460 Nm3/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣量為372500 Nm3/h。1#洗滌塔167169 Nm3/h凈化氣分為兩路，一路進入CO深冷分離單元，一路進入甲醇合成裝置。2#洗滌塔中抽引出脫碳氣供甲醇合成，洗滌塔頂出氣52335 Nm3/h、壓力5.4 MPa經(jīng)富氫透平回收勢能后進入變壓吸附制氫。

一氧化碳深冷分離單元：CO產(chǎn)品氣量為33259 Nm3/h，壓力0.7 MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣34971 Nm3/h、壓力5.4 MPa經(jīng)富氫透平回收勢能后降壓至3.3 MPa，進入變壓吸附制氫。

變壓吸附采用12塔PSA制氫流程，處理氣量87306 Nm3/h，將CO、CO2等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣18160 Nm3/h經(jīng)功率3480 kW的壓縮機升壓后送至甲醇合成裝置。工藝流程見圖1。

圖1 方案一工藝流程

2.2 方案二：二段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收

本方案變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑Ф3800 mm，催化劑裝填量95 m3，變換氣全通過二段變換爐，直徑Ф3500 mm，催化劑裝填量70 m3，進耐硫變換的有效合成氣量為183482 Nm3/h，變換爐出口變換氣CO含量為1.5%(mol)。

低溫甲醇洗采用雙吸收單再生流程，1#洗滌塔用于吸收未變換氣中CO2和H2S，2#洗滌塔用于吸收變換氣中CO2和H2S。1#洗滌塔(未變換氣)處理氣量為256019 Nm3/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣量為329043 Nm3/h。1#洗滌塔201443 Nm3/h凈化氣分為兩路，一路進入CO深冷分離單元，一路進入甲醇合成裝置。2#洗滌塔中抽引出脫碳氣供甲醇合成，洗滌塔頂出氣(47997 Nm3/h、壓力5.4 MPa)經(jīng)富氫透平回收勢能后進入變壓吸附制氫。

一氧化碳深冷分離單元：分離后的CO純度在99%以上，CO回收率85%。CO產(chǎn)品氣量為33259 Nm3/h，壓力0.7 MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣34845 Nm3/h、壓力5.4 MPa經(jīng)富氫透平回收勢能后降壓至3.3 MPa，進入變壓吸附制氫。

變壓吸附采用12塔PSA制氫流程，處理氣量82842 Nm3/h，將CO、CO2等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣13696 Nm3/h經(jīng)功率2626 kW的壓縮機升壓后送至甲醇合成裝置。工藝流程見圖2。

圖2 方案二工藝流程

2.3 方案三：二段變換+低溫甲醇洗三塔吸收

本方案變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑Ф3800 mm，催化劑裝填量95 m3，變換氣部分通過二段變換爐，直徑Ф2000 mm，催化劑裝填量35 m3，進耐硫變換的有效合成氣量為183482 Nm3/h，一段變換爐出口CO含量為6.5%(mol)，二段變換爐出口CO含量為1.5%(mol)。

低溫甲醇洗采用三吸收單再生流程，1#洗滌塔用于吸收未變換氣中CO2和H2S，2#洗滌塔用于吸收甲醇合成變換氣中CO2和H2S，3#洗滌塔用于吸收PSA制氫變換氣中的CO2和H2S。其中，1#洗滌塔(未變換氣)處理氣量為87312Nm3/h，2#洗滌塔處理氣量為411489Nm3/h，3#洗滌塔處理氣量為85672Nm3/h。1#洗滌塔凈化氣進入CO深冷分離單元。2#洗滌塔凈化氣供甲醇合成，3#洗滌塔凈化氣供變壓吸附制氫。

一氧化碳深冷分離單元：分離后的CO純度在99%以上，CO回收率85%。CO產(chǎn)品氣量為33259Nm3/h，壓力0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣35019Nm3/h、壓力5.4MPa經(jīng)富氫透平回收勢能后降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

變壓吸附采用12塔PSA制氫流程，處理氣量82888 Nm3/h，將CO、CO2等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣13742Nm3/h經(jīng)功率2635kW的壓縮機升壓后送至甲醇合成裝置。

工藝流程見圖3。

圖3 方案三工藝流程

2.4 方案比選

方案一、方案二、方案三對比見表4。

表4 三種方案對比

通過方案對比，結(jié)論如下：

從技術(shù)方面分析，方案一采用一段變換，變換氣一氧化碳含量較高，變壓吸附進氣量較方案二增加5%，解吸氣量較方案二增加25%，解吸氣壓縮機功耗增加854 kW；方案二、方案三變換氣一氧化碳含量低，變壓吸附解吸氣量小，方案三采用三塔吸收流程，甲醇凈化氣與乙二醇凈化氣分開處理，操作上較為簡單。總之，方案二、方案三技術(shù)上更為合理。

從經(jīng)濟性方面分析，方案一采用一段變換，變換單元初投資小，但變壓吸附投資大，解吸氣壓縮機耗電量大，總體運行成本高；方案二較方案一投資增加約1000萬元，但運行成本減少340萬元/年，三年可收回投資；方案三低溫甲醇洗采用三塔吸收，投資增加約5000萬元，初投資較大。

綜上所述，方案二技術(shù)上較為合理，運行成本低，性價比最高，因此本項目凈化工藝方案選擇方案二。

3 結(jié)語

本項目凈化工藝采用方案二進行設(shè)計是合理的，滿足了甲醇和乙二醇對原料氣的不同要求，同時做到了運行成本最優(yōu)。

(1)變換采用二段深度變換。

(2)低溫甲醇洗采用雙吸收單再生半貧液流程，富氫透平回收勢能發(fā)電，能耗降低約20%。

(3)采用一氧化碳冷箱實現(xiàn)一氧化碳、氫氣、甲烷低溫分離，氮氣循環(huán)壓縮制冷，運行穩(wěn)定可靠。

(4)采用PSA變壓吸附制氫，氫氣回收率≥93%，解吸氣全部回收作為甲醇裝置原料氣。

整個工藝設(shè)計充分體現(xiàn)了高效、節(jié)能、環(huán)保的設(shè)計理念，對大型煤化工凈化工藝設(shè)計有一定的借鑒意義。