学位论文-奎屯锦疆煤化工制氢工艺脱碳工序核算及二氧化碳吸收塔的设计(编辑修改稿)

学位论文-奎屯锦疆煤化工制氢工艺脱碳工序核算及二氧化碳吸收塔的设计(编辑修改稿)内容摘要：

好溶剂。 但具有腐蚀性，能耗较高。 低温甲醇洗法：称 Rectisol法，为冷甲醇工艺，由林德和鲁奇 (Lindeamp。 Lurgi) 50年代联合开发的， 1954年于南非工业化。 利用低温下甲醇的优良特性脱除二氧化碳、硫化物以及氰化物、轻烃物质 ， 1964年林德公司又设计了低温甲醇洗串液氮洗的联合装置，用以脱除变换气中的二氧化碳和 H2S及微量的 CO， CH4，以制取合成氨所需的高纯度氢气，净化气中 CO210 ppm，几乎不含硫化物。 70年代以煤碳和渣油为原料的大型氨厂，大部分采用此方法。 目前运行或在建的 Rectisol装置超过 70套。 由于原料气操作压力不同，对分离产品的需要也不同，因而低温甲醇洗有各种不同的流程。 低温甲醉洗串液氮洗的净化流程具有很大的优越性，但对设备管道低温材质要求高、流程复杂、投资费用大及有毒性，给操作和维修带来困难。 Selexol是一种聚乙醇二甲醚的同系化合物的混合物， Selexol工艺被认为是目前能耗最低的脱碳工艺，由 Alied Chemical公司开发，现归属 Norton公司。 这种溶液具有稳定性好、无毒、无腐蚀、不降解、不挥发等优点。 该工艺尤其适用于处理气化和转化装置来的合成气。 其吸收率为 97%，回收率为 80%左右。 Selexol工艺流程描述如下 :吸收塔底的富液经水力透平回收能量后进入循环闪蒸罐，释放出具有较小溶解度的气体 H N CO CH4这些气体经压缩后返回吸收塔底部 .来自循环闪蒸罐的溶液经过常压闪蒸罐释放出约 70%的二氧化碳溶液进入空气汽提塔前需进行真空闪蒸，以排出缓后可回收的少量二氧化碳，同时也释放出杂质气体。 脱除并回收二氧化碳后在汽提塔中溶液与塔底进入的空气逆流接触进行汽提再生，空气与汽提出的 CO2一起排入大气，汽提塔底部的再生溶液冷却后返回吸收塔顶部循环使用 [2]。 膜吸收法 包括气体分离膜技术和气体吸收膜技术。 气体分离膜技术是基于气体在膜中溶解和扩散而实现的，分离过程的动力是两侧气体分压的差别，但效果不佳，耗能 过大。 气体吸收膜技术是综合了膜分离技术 (设备紧凑 )和胺液吸收技术 (高选择技术 )的膜分离技 术。 混合气体沿膜的一侧流入，待分离组分 (如二氧化碳 )通过充满在膜的微孔中的气体向另一侧扩散时，被吸收液吸收，效果较好，但成本较高。 空气分离 /排气循环法 又称 O2/CO2燃烧法：美国 ANL开发的一种从锅炉排气中回收二氧化碳的新方法，该法用空气分离获得的 O2和一部分锅炉排气循环气构成的混合天然气体代替空气作燃料燃烧时的氧化剂，以提高燃料排气时二氧化碳浓度。 此法节约能耗，新疆大学 20xx 届本科毕业论文 7 但效果一般 [2]。 化学吸收法 化学吸收法是利用二氧化碳和吸收液之间的化学反应将二氧化碳从排气中分离出来的方法。 最初，一些 学者在用氨水、热钾碱溶液吸收二氧化碳方面作了许多工作，对于纯氨水吸收二氧化碳的速度、低碳化度热碱和有机胺催化热碱吸收二氧化碳的速度的近似解和胺类活化热钾碱脱碳溶液气一液平衡都作了深入研究。 在上述研究的基础上，大家发现利用有机胺作二氧化碳的吸收剂，是较好的方法。 热钾碱法：此法包括一个在加压下的吸收阶段和一个常压下再生阶段，吸收温度等于或接近再生温度。 采用冷的支路，特别具有支路的两段再生流程可以得到高的再生效率，从而使净化尾气中二氧化碳的分压很低。 本菲尔法 :是在热钾碱法的基础上发展起来的，用此法可以有效地把 二氧化碳脱除到 1%2%。 “改良本菲尔法 ”是在碳酸钾溶液中加入活化剂，以提高二氧化碳的吸收速率并降低溶液表面二氧化碳平衡能力。 胺吸收法：以胺类化合物吸收二氧化碳方法，与其它方法相比具有吸收量大、吸收效果好、成本低、洗涤剂可循环再使用并能回收到高纯产品的特点而得到广泛应用 [2]。 奎屯锦疆煤化工制气工艺介绍 煤气化 煤的气流床气化即煤（通常为粉煤或水煤浆）与空气、富氧或纯氧（视不同情况加或不加蒸汽）进行部分氧化反应，制备以 CO、 H2 为主要成份的气态产物。 一氧化碳变换 工艺气离开 燃烧室进入激冷室，穿过激冷水层洗去气体中绝大部分炭黑。 并经洗涤水和工艺冷凝液洗涤去夹带的炭黑送入一氧化碳变换炉。 一氧化碳在高温及催化剂的作用下与水蒸气反应转化成二氧化碳和氢气 (CO+H2O CO2+H2)。 在适宜的温度和催化剂的条件下使变换炉出口气体中 CO≤% 低温甲醇洗工艺流程概述 整个流程有 6 座塔、 20 个换热器、 13 台泵和 1 台压缩机。 来自一氧化碳变换装置的变换气，在 40℃ 、 MPa 的状态下进入低温甲醇洗装置，流量为 223655 Nm3/h（ 222211 Kg/h），与来自循环气压缩机 C1601经 E1602 冷却后的循环气进行混合。 由于低温甲醇洗装置是在 62℃ 的低温条件新疆大学 20xx 届本科毕业论文 8 下操作的，为了防止变换气中的饱和水份在冷却过程中结冰，在混合气体进入原料气冷却器 E1601 之前，向其中喷入 1047 Kg/h 贫甲醇，然后再进入 E1601 与本装置及来自液氮洗装置的三种低温成品物料 气提尾气、 CO2 产品气和合成气进行换热而被冷却至 ℃。 冷凝下来的水与甲醇形成混合物，冰点降低，从而不会出现冻结现象。 甲醇水混合物与气体一起进入甲醇水混合 物分离器 V1601 进行气液分离，气体进入甲醇洗涤塔 T1601 底部，而分离下来的甲醇水混合物送往甲醇 /水 分 离塔 T1605 进行甲醇水分离。 在 E1601 处 CO2 产品气进出口之间均设有旁路，通过调整旁路阀的开度，可以根据需要控制进入 T1601 的气体的温度。 甲醇洗涤塔 T1601 分为上塔和下塔两部分，共四段，上塔三段，下塔一段。 下塔主要是用来脱除 H2S 和 COS 等硫化物的，来自 V1601 的原料气首先进入T1601 的下塔，被自上而下的甲醇溶液进行洗涤， H2S 和 COS 等硫化物被吸收降低至 ppm以下，然后气体进入上 塔进一步脱除 CO2。 由于 H2S 和 COS 等硫化物在甲醇中的溶解度比 CO2 高，而且在原料气中 H2S 和 COS 等硫化物的含量比 CO2 低得多，为了使出下塔的甲醇溶液由于吸收热而造成的温升减小至最低，仅用出上塔底部吸收了 CO2 的甲醇溶液总量的 50%来作为吸收剂，此部分甲醇溶液（ 228244 Kg/h）吸收了硫化物后从塔底排出，依次经过 CO2/富甲醇换热器 E161洗涤塔底富甲醇换热器 E160含硫甲醇氨冷器 E1603，分别与来自 CO2 解吸塔 T1602 的 CO2 产品气、来自闪蒸甲醇槽 V1607 经 2甲醇富液泵P1602A/B 送出的甲醇、液氨进行换热，温度由出塔底的 ℃ 依次降低至℃ 、 ℃ 、 ℃ ，然后经 LV16004 减压至 进入含硫甲醇闪蒸罐 V1602 进行闪蒸分离。 上塔主要是用来脱除原料气中的 CO2 的。 经下塔脱除硫化物后的原料气通过升气管进入 T1601 上塔。 由于 CO2 在甲醇中的溶解度比 H2S 和 COS 等硫化物小，且原料气中的 CO2 含量很高，所以上塔的洗涤甲醇流量比下塔的洗涤甲醇流量大。 吸收 CO2 后放出的溶解热会导致甲醇溶液的温度上升，为了充分利用甲醇溶液的吸收能力，减少吸收 甲醇流量，在设计上采取了分段取出冷却的方法。 甲醇吸收 CO2 所产生的溶解热一部分转化为下游甲醇溶液的温升，另一部分在洗涤塔段间冷却器 E1606 中与来自硫化氢浓缩塔 T1603 的低温甲醇溶液换热和在洗涤塔段间氨冷器 E1605 中利用 ℃ 的液氨蒸发制冷而移出。 来自热再生部分的贫甲醇经冷却后在 ℃ 下进入 T1601 的顶部，其流量为 254071Kg/h（甲醇含量为 %,水含量 ≤%），进上塔顶段的甲醇溶液吸收 CO2 后温度由℃ 上升至 ℃ ，经过 E1606 被冷却至 ℃ 后进入 上塔中段继续吸收CO2；出中段的甲醇溶液温度上升至 ℃ ，依次经过 E1605 和 E1606 被冷却至新疆大学 20xx 届本科毕业论文 9 ℃ 后进入上塔的第三段进一步吸收 CO2，温度上升至 ℃ 后出上塔；出上塔的甲醇溶液总量的 50%进入下塔作为洗涤剂，剩余部分（ 228244 Kg/h）依次经过合成气 /富甲醇换热器 E161洗涤塔底富甲醇换热器 E160无硫甲醇氨冷器 E1604，分别与来自液氮洗 冷 的合成气、来自闪蒸甲醇槽 V1607 经 2甲醇富液泵 P1602A/B 送出的甲醇、液氨进行换热，温度由出塔底的 ℃ 依次降低至 ℃ 、 ℃ 、 ℃ ，然后经 LV16006 减压至 MPa 进入无硫甲醇闪蒸罐 V1603 进行闪蒸分离。 出洗涤塔顶的净化气流量为 Nm3/h（ 15590 Kg/h），在温度为℃ 、压力为 MPa 的状态下送往液氮洗装置作进一步精制处理。 低温甲醇洗的特点 (1) 采取多项措施保证系统甲醇中更低水含量 ，使得近吸收塔之前的甲醇水分离罐温度更合理，减少原料气带入主系统水量。 分 离罐的几何尺寸，同 样减少原料气带入主系统水量。 分 离塔的设备参数，如塔板数、塔径、再沸器传热面积，换热器传热面积等，保证甲醇和水的分离效果。 分 离塔的工艺条件，特别是塔顶甲醇的加入量。 ，减少甲醇水分离罐带入甲醇水分离塔的气体量，减轻塔的操作负荷。 ，使得装置在不停车和不损失甲醇的情况下逐步降低水含量。 (2) 对系统的换热网络进行合理匹配 系统的能耗更加合理，系统补冷更加合理，冷耗更少。 (3) 选择合适的工艺操作条件，减少 气提氮用量 (4) 减少换热器结垢，提高换热器的传热效果 采用多种类型换热设备相结合的方法，同时选择适宜的部位设置不同规格和型式的过滤器，减少换热器结垢，提高换热器的传热效果。 同时结垢 在 各塔塔板上 也减少了，提高了传质效果。 (5) 选材合理，减少投资 在装置不同设备用材选择上结合国内外市场及工程进度要求情况，选择更为合理，减少装置总投资。 (6) 运行经济性好 低温甲醇洗装置与液氮洗装置联合使用，不仅可以回收利用液氮洗装置的冷量，还可以作为液氮洗装置的预冷阶段，显得更为经济合理。 新疆大学 20xx 届本科毕业论文 10 影响水煤浆气化反应的 因素 煤质 煤的性质对气化过程有很大影响。 如煤的热稳定性和粘结性。 但影响较大的还是煤的变质程度和煤灰粘温特性。 煤的变质程度影响着煤的反应活性，变质程度低的反应活性较高，变质程度高的反应活性较低。 在水煤浆气化这种气流床的流动方式中，煤与气体的接触时间很短。 所以要求煤有较高的反应性能。 当然，如果某种煤的反应性较差，可以由粒度来弥补，粒度越小，反应速度越快，但过细的粒度会影响煤浆的浓度。 煤浆的粘温特性是指熔融态的煤灰，在不同温度下的流动特性，一般用熔融态煤灰的粘度来表示。 在水煤浆加压气化中 ，为了保证煤灰以液态形式排出，煤灰的粘温特性是确定气化操作温度的主要依据，为使煤灰从气化炉中顺利排出，熔融态煤灰粘度以不超过 250 厘泊尔为宜。 助熔剂 水煤浆气化工艺的一个特点是高于煤灰熔点之上进行气化，煤灰熔点高，气化炉操作温度就要提高，气化温度提高，对耐火材料的要求就更加严格。 而对于现有的耐火材料来说，气化温度过高，炉内介质对耐火材料的腐蚀就会加剧。 从而使耐火材料的寿命大大缩短。 所以为使气化炉在一个合适的温度下进行气化，就要想办法降低煤的灰熔点。 现有的方法就是添加助熔剂。 在水煤浆中加入石灰石能改善灰渣的粘温特性，使液态灰渣粘度降低。 但是当石灰石的添加量超过一定量时，熔渣顺利流动的范围反而缩小，熔渣粘度将随添加量的增加而增加，所以，石灰石的添加量也不宜过多，应根据不同煤种经实验后确定其添加量。 氧碳比的影响 随着氧碳比的增加，将有较多的煤与氧发生燃烧反应，放出较多的热量，气化炉温度随着升高，所以气化温度随氧碳比的加而增加，同时，碳转化率也随着氧碳比的增加而增加，直至达到最大值（接近 100％）。 而随着氧碳比的增加，气化效率先是增加到一定数值，然后却开始降低，这是由于过量的氧气进入气 化炉，导致 CO2 含量的增加，使有效气体成份下降，从而使得气化效率降低。 煤浆浓度的影响 对于给定的氧碳比，气化炉温度随着煤浆浓度的降低而降低。 煤浆浓度过高时，粘度急剧增加，流动性变差，不利输送和雾化，同时由于煤浆为粗分散的悬浮体系，存在着分散固体重力作用，而引起沉降的问题，因此水煤浆浓度过高时，易发生分层现象。 故煤浆浓度也不能太高，原则是保证不沉降，流动性能好，粘新疆大学 20xx 届本科毕业论文 11 度小的条件下尽可能提高水煤浆浓度。 反应温度影响 提高气化炉的温度，有利于反应的进行，降低 CH4 的含量，改善出口气中有 效气体的组成，提高碳转化率。 但会导致 CO2 含量升高。 另外，气化温度过高，将对耐火材料腐蚀加剧，影响或缩短了耐火材料的寿命，甚至烧坏耐火衬里。 气化温度的选择原则是在保证液态排渣的前提下，尽可能维持较低的操作温度。 由于煤种不同，操作温度也不同，工业生产中，一般为 1300～ 1500℃。 气化压力的影响 气化反应是体积增大的反应，提高压力对化学平衡不利，但生产中普遍采用加压操作，这是因为： 气化加压增加了反应物的浓度，加快了反应的速度，提高了气化效率； 加压气化有利于提高水。