大型煤化工項(xiàng)目?jī)艋に嚪桨竷?yōu)化

摘要:針對(duì)煤制甲醇、乙二醇裝置原料氣需求特點(diǎn)以及凈化工藝的設(shè)計(jì)要求，提出了3種凈化工藝優(yōu)化方案，分別從技術(shù)、經(jīng)濟(jì)性方面進(jìn)行了比較，確定了性?xún)r(jià)比最優(yōu)的方案，對(duì)于同類(lèi)型煤化工項(xiàng)目?jī)艋に囋O(shè)計(jì)有一定的參考意義。

       某大型煤化工項(xiàng)目主要產(chǎn)品為甲醇和乙二醇，甲醇合成采用低壓合成法，乙二醇生產(chǎn)采用合成氣經(jīng)草酸二甲酯加氫兩步法。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。凈化裝置的主要作用是對(duì)來(lái)自氣化裝置的粗水煤氣進(jìn)行一氧化碳部分耐硫變換，回收熱量及冷凝液，然后經(jīng)過(guò)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(jìn)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(duì)項(xiàng)目產(chǎn)品特點(diǎn)，提出了3種工藝優(yōu)化方案，并從技術(shù)、經(jīng)濟(jì)角度進(jìn)行比較，最終確定了性?xún)r(jià)比最優(yōu)的方案進(jìn)行設(shè)計(jì)。

1  凈化工藝設(shè)計(jì)要求

1.1  甲醇合成裝置對(duì)原料氣的要求

       根據(jù)甲醇合成反應(yīng)特點(diǎn)，要求原料氣中φ(H₂－CO₂)/φ(CO+CO₂)≈2.0，原料氣主要指標(biāo)見(jiàn)表1

1.2乙二醇裝置對(duì)原料氣的要求

       采用合成氣經(jīng)草酸二甲酯加氫兩步法生產(chǎn)乙二醇，以一氧化碳和氫氣為原料，即一氧化碳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(guò)精餾后得到精乙二醇產(chǎn)品。

       合成乙二醇產(chǎn)品所需要的主要原料為一氧化碳、氫氣，其主要指標(biāo)見(jiàn)表2、表3

1.3凈化工藝設(shè)計(jì)要點(diǎn)

1.3.1變換工藝

       變換采用廢鍋-配氣流程。一段變換爐出口設(shè)計(jì)一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為6.5%(干基)，二段變換爐出口設(shè)計(jì)一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為1.5%(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

       低溫甲醇洗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)要求為: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凈化氣技術(shù)要求為: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凈化氣技術(shù)要求為: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(jìn)入一氧化碳深冷分離裝置的未變換凈化氣先通過(guò)分子篩吸附器，脫除氣體中二氧化碳、甲醇等組分，然后進(jìn)入一氧化碳深冷分離冷箱，在冷箱內(nèi)通過(guò)一級(jí)、二級(jí)冷卻器冷卻至－181℃進(jìn)入富氫氣分離器;產(chǎn)生的富氫氣通過(guò)復(fù)熱之后送至甲醇合成裝置;產(chǎn)生的富一氧化碳液體先進(jìn)入氫氣汽提塔，分離出一氧化碳液體中溶解的氫氣組分，然后一氧化碳液體進(jìn)入脫甲烷塔分離出甲烷組分;脫甲烷塔塔頂?shù)募円谎趸細(xì)怏w通過(guò)復(fù)熱之后送至下游乙二醇裝置，塔底的甲烷液體通過(guò)節(jié)流和復(fù)熱之后，作為燃料氣進(jìn)入全廠燃料氣管網(wǎng)。冷箱裝置所需的冷量采用氮?dú)鈮嚎s機(jī)循環(huán)制冷工藝。一氧化碳產(chǎn)品氣要求為: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

       將深冷分離的富氫氣和變換凈化氣合并作為變壓吸附制氫的原料氣，解吸氣經(jīng)壓縮機(jī)壓縮后去甲醇合成裝置。采用12塔變壓吸附制氫流程，單系列。氫氣產(chǎn)品氣要求為: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

       低溫甲醇洗的變換凈化氣及深冷分離后的富氫氣壓力為5.4MPa，乙二醇要求的氫氣壓力為3.3MPa，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(jī)。

2.凈化工藝方案

2.1方案一

       方案一采用一段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝采用一段變換，軸徑向變換爐，直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m3，進(jìn)變換的有效合成氣體積流量為217893m3/h，變換爐出口一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為6.5%。

       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二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量為212460m³/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為372500m³/h。1#洗滌塔凈化氣(167169m³/h)分為2路，1路進(jìn)入一氧化碳深冷分離單元，1路進(jìn)入甲醇合成裝置。2^#洗滌塔中抽引出脫碳?xì)夤┘状己铣?，洗滌塔頂出?52335m³/h、5.4MPa)經(jīng)富氫透平回收勢(shì)能后進(jìn)入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的產(chǎn)品氣體積流量為33259m³/h，壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34971m³/h、壓力為5.4MPa，經(jīng)富氫透平回收勢(shì)能降壓至3.3MPa，進(jìn)入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量為87306m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來(lái)，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為18160m³/h，經(jīng)壓縮機(jī)(功率為3480kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案一的工藝流程見(jiàn)圖1。

2.2方案二

       方案二采用二段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m³，變換氣全通過(guò)二段變換爐，二段變換爐直徑為3500mm，催化劑裝填量為70m³，進(jìn)耐硫變換的有效合成氣體積流量為183482m³/h，變換爐出口一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為1.5%。

       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二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量為256019m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為329043m³/h。1^#洗滌塔凈化氣(201443m³/h)分為2路，1路進(jìn)入一氧化碳深冷分離單元，1路進(jìn)入甲醇合成裝置。2^#洗滌塔中抽引出脫碳?xì)夤┘状己铣桑礈焖敵鰵?47997m³/h、5.4MPa)經(jīng)富氫透平回收勢(shì)能后進(jìn)入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率為85%。一氧化碳產(chǎn)品氣體積流量為33259m³/h，壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34845m³/h、壓力為5.4MPa，經(jīng)富氫透平回收勢(shì)能降壓至3.3MPa，進(jìn)入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量為82842m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來(lái)，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為13696m³/h，經(jīng)壓縮機(jī)(功率為2626kW)升壓后送至甲醇合成裝置

方案二的工藝流程見(jiàn)圖2。

2.3方案三

       方案三采用二段變換+低溫甲醇洗三塔吸收方案。變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m³，變換氣部分通過(guò)二段變換爐，二段變換爐直徑為2000mm，催化劑裝填量為35m³，進(jìn)耐硫變換的有效合成氣體積流量為183482m³/h，一段變換爐出口一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為6.5%，二段變換爐出口一氧化碳體積分?jǐn)?shù)為1.5%。

       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二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收甲醇合成變換氣中二氧化碳和硫化氫，3#洗滌塔用于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)處理氣體積流量為87312m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為411489m³/h，3^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為85672m³/h。1^#洗滌塔凈化氣進(jìn)入一氧化碳深冷分離單元，2^#洗滌塔凈化氣供甲醇合成，3^#洗滌塔凈化氣進(jìn)入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率為85%。一氧化碳產(chǎn)品氣體積流量為33259m³/h、壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為35019m³/h、壓力為5.4MPa，經(jīng)富氫透平回收勢(shì)能降壓至3.3MPa，進(jìn)入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量82888m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來(lái)，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣體積流量為13742m³/h，經(jīng)壓縮機(jī)(功率為2635kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案三的工藝流程見(jiàn)圖3。

3方案比選

       從技術(shù)上來(lái)看，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(jìn)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(jī)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;方案三采用三塔吸收流程，甲醇凈化氣與乙二醇凈化氣分開(kāi)處理，操作上較為簡(jiǎn)單。因此，方案二、方案三在技術(shù)上更加合理。

       從經(jīng)濟(jì)性分析，方案一采用一段變換，變換單元初投資小，但變壓吸附投資增加，解吸氣壓縮機(jī)耗電量大，總體運(yùn)行成本高;方案二較方案一投資增加約1000萬(wàn)元，但運(yùn)行成本減少340萬(wàn)元/a;方案三低溫甲醇洗采用三塔吸收，投資增加約5000萬(wàn)元，初投資較大。

       綜上所述，方案二技術(shù)上較為合理，運(yùn)行成本低，性?xún)r(jià)比最高，因此本項(xiàng)目?jī)艋に嚪桨复_定為方案二。

4結(jié)語(yǔ)

        本項(xiàng)目?jī)艋に嚥捎梅桨付M(jìn)行設(shè)計(jì)是合理的，滿足了甲醇和乙二醇對(duì)原料氣的不同要求，同時(shí)做到了運(yùn)行成本最優(yōu)。變換采用二段深度變換;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(shì)能發(fā)電，能耗降低約20%;采用一氧化碳深冷分離冷箱實(shí)現(xiàn)一氧化碳、氫氣、甲烷低溫分離，氮?dú)庋h(huán)壓縮制冷，運(yùn)行穩(wěn)定可靠;采用變壓吸附制氫，氫氣回收率≥93%，解吸氣全部回收作為甲醇裝置原料氣。整個(gè)工藝設(shè)計(jì)充分體現(xiàn)了高效、節(jié)能、環(huán)保的設(shè)計(jì)理念，對(duì)于大型煤化工凈化工藝設(shè)計(jì)有一定的借鑒意義。

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