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

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(jìn)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(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。針對本項(xiàng)目產(chǎn)品特點(diǎn)，本文提出三種工藝方案，并從技術(shù)、經(jīng)濟(jì)角度進(jìn)行比較，最終選擇性價(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(H2-CO2)/(CO+CO2)≈2.0，原料氣主要指標(biāo)見表1。

表1 甲醇合成原料氣主要指標(biāo)

1.2 乙二醇裝置對原料氣的要求

本項(xiàng)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(biāo)見表2、表3。

表2 一氧化碳主要指標(biāo)

表3 氫氣主要指標(biāo)

1.3 凈化工藝設(shè)計(jì)要點(diǎn)

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(jì)一氧化碳濃度6.5%(mol干基)，二段變換爐出口變換氣設(shè)計(jì)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(jìn)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(jìn)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(jìn)入富氫氣分離器，產(chǎn)生的富氫氣通過復(fù)熱之后送至富氫透平；產(chǎn)生的富CO液體首先進(jìn)入H2汽提塔，分離出CO液體中溶解的H2組分；然后CO液體進(jìn)入脫甲烷塔分離出CH4組分，塔頂?shù)募僀O氣體通過復(fù)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(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。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(jìn)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(jìn)入乙二醇裝置作為原料氣，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(jī)。

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(jìn)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(jìn)入CO深冷分離單元，一路進(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?2335 Nm3/h、壓力5.4 MPa經(jīng)富氫透平回收勢能后進(jìn)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(jìn)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(jī)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(jìn)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(jìn)入CO深冷分離單元，一路進(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?47997 Nm3/h、壓力5.4 MPa)經(jīng)富氫透平回收勢能后進(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(jìn)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(jī)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(jìn)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(jìn)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(jìn)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(jī)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(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(jì)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(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1000萬元，但運(yùn)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(yùn)行成本低，性價(jià)比最高，因此本項(xiàng)目凈化工藝方案選擇方案二。

3 結(jié)語

本項(xiàng)目凈化工藝采用方案二進(jìn)行設(shè)計(jì)是合理的，滿足了甲醇和乙二醇對原料氣的不同要求，同時(shí)做到了運(yùn)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(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。

(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(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，對大型煤化工凈化工藝設(shè)計(jì)有一定的借鑒意義。