大型煤化工項目淨化工藝方案優化

摘要:針對煤制甲醇、乙二醇裝置原料氣需求特點以及淨化工藝的設計要求，提出瞭(le)3種淨化工藝優化方案，分别從技術、經濟性方面進行瞭(le)比較，確定瞭(le)性價比最優的方案，對於(yú)同類型煤化工項目淨化工藝設計有一定的參考意義。

         某大型煤化工項目主要産品爲甲醇和乙二醇，甲醇合成採用低壓合成法，乙二醇生産採用合成氣經草酸二甲酯加氫兩步法。淨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。淨化裝置的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，然後經過低溫甲醇洗脫硫、脫碳。淨化後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。針對項目産品特點，提出瞭(le)3種工藝優化方案，並(bìng)從技術、經濟角度進行比較，最終確定瞭(le)性價比最優的方案進行設計。

淨化工藝設計要求

甲醇合成裝置對原料氣的要求

       根據甲醇合成反應特點，要求原料氣中φ(H₂－CO₂)/φ(CO+CO₂)≈2.0，原料氣主要指标見表1

1.2乙二醇裝置對原料氣的要求

       採(cǎi)用合成氣經草酸二甲酯加氫兩步法生産乙二醇，以一氧化碳和氫氣爲原料，即一氧化碳先與亞硝酸甲酯反應生成草酸二甲酯，草酸二甲酯再與氫氣反應生成粗乙二醇，並(bìng)通過精餾後得到精乙二醇産品。

       合成乙二醇産(chǎn)品所需要的主要原料爲一氧化碳、氫氣，其主要指标見(jiàn)表2、

1.3淨化工藝設計要點

1.3.1變換工藝

       變換採(cǎi)用廢鍋-配氣流程。一段變換爐出口設計一氧化碳體積分數爲6.5%(幹基)，二段變換爐出口設計一氧化碳體積分數爲1.5%(幹基)。變換氣和未變換氣的比例根據甲醇和乙二醇裝置的規模確(què)定。

1.3.2低溫甲醇洗工藝

       低溫甲醇洗採(cǎi)用雙吸收或三吸收、單(dān)再生半貧液流程。

       送至變壓吸附單元制備純氫的淨化氣技術要求爲:φ(CO₂)≤20×10^－6，φ(甲醇)≤40×10^－6，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓力3.5MPa，溫度30℃。

       送至甲醇合成裝置的淨化氣技術要求爲:φ(CO₂)=3.18%，φ(H₂－CO₂)/φ(CO+CO₂)≈2.0，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓力5.4MPa，溫度30℃。

       送至一氧化碳深冷分離單元的淨化氣技術要求爲:φ(CO₂)≤20×10^－6，φ(甲醇)≤60×10^－6，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓降≤0.2MPa。

1.3.3一氧化碳深冷分離單元

       進入一氧化碳深冷分離裝置的未變換淨化氣先通過分子篩吸附器，脫除氣體中二氧化碳、甲醇等組分，然後進入一氧化碳深冷分離冷箱，在冷箱内通過一級、二級冷卻器冷卻至－181℃進入富氫氣分離器;産生的富氫氣通過複熱之後送至甲醇合成裝置;産生的富一氧化碳液體先進入氫氣汽提塔，分離出一氧化碳液體中溶解的氫氣組分，然後一氧化碳液體進入脫甲烷塔分離出甲烷組分;脫甲烷塔塔頂的純一氧化碳氣體通過複熱之後送至下遊乙二醇裝置，塔底的甲烷液體通過節流和複熱之後，作爲燃料氣進入全廠燃料氣管網。冷箱裝置所需的冷量採用氮氣壓縮機循環制冷工藝。一氧化碳産品氣要求爲:φ(CO)≥99%，φ(H₂)≤100×10^－6，φ(CH₄)≤100×10^－6，一氧化碳回收率≥85%，壓降≤0.25MPa，體積流量33259m3/h，壓力5.4MPa，溫度30℃。

1.3.4變壓吸附制氫單元

       将深冷分離的富氫氣和變換淨化氣合並作爲變壓吸附制氫的原料氣，解吸氣經壓縮機壓縮後去甲醇合成裝置。採用12塔變壓吸附制氫流程，單系列。氫氣産品氣要求爲:φ(H₂)≥99%，φ(CO+CO₂)≤20×10^－6，φ(CH₄)≤100×10^－6，氫氣回收率≥93%，壓力3.3MPa，體積流量69146m3/h。解吸氣壓力≥0.03MPa。

1.3.5富氫透平

       低溫甲醇洗的變換淨化氣及深冷分離後的富氫氣壓力爲5.4MPa，乙二醇要求的氫氣壓力爲3.3MPa，該部分氣體壓差採用氣體透平的方式回收能量，配套發電機。

2.淨化工藝方案

2.1方案一

       方案一採用一段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝採用一段變換，軸徑向變換爐，直徑爲3800mm，催化劑裝填量爲95m3，進變換的有效合成氣體積流量爲217893m3/h，變換爐出口一氧化碳體積分數爲6.5%。

       低溫甲醇洗採用雙吸收單再生流程，1^#洗滌塔用於吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用於吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量爲212460m³/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量爲372500m³/h。1#洗滌塔淨化氣(167169m³/h)分爲2路，1路進入一氧化碳深冷分離單元，1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(52335m³/h、5.4MPa)經富氫透平回收勢能後進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離後的産品氣體積流量爲33259m³/h，壓力爲0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量爲34971m³/h、壓力爲5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附採用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量爲87306m³/h，将一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率爲93%。解吸氣體積流量爲18160m³/h，經壓縮機(功率爲3480kW)升壓後送至甲醇合成裝置。

方案一的工藝流程見圖1。

2.2方案二

       方案二採用二段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝採用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑爲3800mm，催化劑裝填量爲95m³，變換氣全通過二段變換爐，二段變換爐直徑爲3500mm，催化劑裝填量爲70m³，進耐硫變換的有效合成氣體積流量爲183482m³/h，變換爐出口一氧化碳體積分數爲1.5%。

       低溫甲醇洗採用雙吸收單再生流程，1#洗滌塔用於吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用於吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量爲256019m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量爲329043m³/h。1^#洗滌塔淨化氣(201443m³/h)分爲2路，1路進入一氧化碳深冷分離單元，1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(47997m³/h、5.4MPa)經富氫透平回收勢能後進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離後的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率爲85%。一氧化碳産品氣體積流量爲33259m³/h，壓力爲0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量爲34845m³/h、壓力爲5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附採用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量爲82842m³/h，将一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率爲93%。解吸氣體積流量爲13696m³/h，經壓縮機(功率爲2626kW)升壓後送至甲醇合成裝置

方案二的工藝流程見圖2。

2.3方案三

       方案三採用二段變換+低溫甲醇洗三塔吸收方案。變換工藝採用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑爲3800mm，催化劑裝填量爲95m³，變換氣部分通過二段變換爐，二段變換爐直徑爲2000mm，催化劑裝填量爲35m³，進耐硫變換的有效合成氣體積流量爲183482m³/h，一段變換爐出口一氧化碳體積分數爲6.5%，二段變換爐出口一氧化碳體積分數爲1.5%。

       低溫甲醇洗採用三吸收單再生流程，1#洗滌塔用於吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用於吸收甲醇合成變換氣中二氧化碳和硫化氫，3#洗滌塔用於吸收變壓吸附制氫變換氣中的二氧化碳和硫化氫。其中，1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量爲87312m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量爲411489m³/h，3^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量爲85672m³/h。1^#洗滌塔淨化氣進入一氧化碳深冷分離單元，2^#洗滌塔淨化氣供甲醇合成，3^#洗滌塔淨化氣進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離後的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率爲85%。一氧化碳産品氣體積流量爲33259m³/h、壓力爲0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量爲35019m³/h、壓力爲5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附採用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量82888m³/h，将一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣體積流量爲13742m³/h，經壓縮機(功率爲2635kW)升壓後送至甲醇合成裝置。

方案三的工藝流程見圖3。

3方案比選

       從技術上來看，方案一採用一段變換，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854kW;方案二、方案三的變換氣一氧化碳含量低，變壓吸附解吸氣量小;方案三採用三塔吸收流程，甲醇淨化氣與乙二醇淨化氣分開處理，操作上較爲簡單。因此，方案二、方案三在技術上更加合理。

       從經濟性分析，方案一採用一段變換，變換單元初投資小，但變壓吸附投資增加，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/a;方案三低溫甲醇洗採用三塔吸收，投資增加約5000萬元，初投資較大。

       綜上所述，方案二技術上較爲合理，運行成本低，性價比最高，因此本項目淨化工藝方案確定爲方案二。

4結語

       本項目淨化工藝採用方案二進行設計是合理的，滿足瞭甲醇和乙二醇對原料氣的不同要求，同時做到瞭運行成本最優。變換採用二段深度變換;低溫甲醇洗採用雙吸收單再生半貧液流程，富氫透平回收勢能發電，能耗降低約20%;採用一氧化碳深冷分離冷箱實現一氧化碳、氫氣、甲烷低溫分離，氮氣循環壓縮制冷，運行穩定可靠;採用變壓吸附制氫，氫氣回收率≥93%，解吸氣全部回收作爲甲醇裝置原料氣。整個工藝設計充分體現瞭高效、節能、環保的設計理念，對於大型煤化工淨化工藝設計有一定的借鑒意義。

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