任慶偉,徐廣才,王東勝,陳 麗

(內(nèi)蒙古榮信化工有限公司, 內(nèi)蒙古達(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，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)過低溫甲醇洗脫硫、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φ(H2-CO2)/φ(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

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

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3.5 MPa,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5.4 MPa,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≤0.2 MPa[1-2]。

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通過復(fù)熱之后送至下游乙二醇裝置,塔底的甲烷液體通過節(jié)流和復(fù)熱之后，作為燃料氣進(jìn)入全廠燃料氣管網(wǎng)[3-4]。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≤0.25 MPa，體積流量33 259 m3/h，壓力5.4 MPa,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3.3 MPa，體積流量69 146 m3/h。解吸氣壓力≥0.03 MPa。

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5.4 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

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3 800 mm，催化劑裝填量為95 m3，進(jìn)變換的有效合成氣體積流量為217 893 m3/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212 460 m3/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為372 500 m3/h。1#洗滌塔凈化氣(167 169 m3/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?52 335 m3/h、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產(chǎn)品氣體積流量為33 259 m3/h，壓力為0.7 MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34 971 m3/h、壓力為5.4 MPa，經(jīng)富氫透平回收勢能降壓至3.3 MPa，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87 306 m3/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為18 160 m3/h，經(jīng)壓縮機(jī)(功率為3 480 kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案一的工藝流程見圖1。

圖1 方案一工藝流程

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3 800 mm，催化劑裝填量為95 m3，變換氣全通過二段變換爐，二段變換爐直徑為3 500 mm，催化劑裝填量為70 m3，進(jìn)耐硫變換的有效合成氣體積流量為183 482 m3/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256 019 m3/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為329 043 m3/h。1#洗滌塔凈化氣(201 443 m3/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?47 997 m3/h、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33 259 m3/h，壓力為0.7 MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34 845 m3/h、壓力為5.4 MPa，經(jīng)富氫透平回收勢能降壓至3.3 MPa，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82 842 m3/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為13 696 m3/h，經(jīng)壓縮機(jī)(功率為2 626 kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案二的工藝流程見圖2。

圖2 方案二工藝流程

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3 800 mm，催化劑裝填量為95 m3，變換氣部分通過二段變換爐，二段變換爐直徑為2 000 mm，催化劑裝填量為35 m3，進(jìn)耐硫變換的有效合成氣體積流量為183 482 m3/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87 312 m3/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為411 489 m3/h，3#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為85 672 m3/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33 259 m3/h、壓力為0.7 MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為35 019 m3/h、壓力為5.4 MPa，經(jīng)富氫透平回收勢能降壓至3.3 MPa，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82 888 m3/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質(zhì)吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣體積流量為13 742 m3/h,經(jīng)壓縮機(jī)(功率為2 635 kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案三的工藝流程見圖3。

圖3 方案三工藝流程

3 方案比選

從技術(shù)上來看，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854 kW；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?。环桨溉捎萌樟鞒蹋状純艋瘹馀c乙二醇凈化氣分開處理，操作上較為簡單。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1 000萬元，但運(yùn)行成本減少340萬元/a；方案三低溫甲醇洗采用三塔吸收，投資增加約5 000萬元，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)目凈化工藝方案確定為方案二。

4 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)。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，對于大型煤化工凈化工藝設(shè)計(jì)有一定的借鑒意義。