CN107998689B - 脱除中变气酸性凝液中co2和o2的热集成精馏工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明属于石油化工制氢装置技术领域，涉及一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺。本发明将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程或自闪蒸过程变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成；工艺中使用的装置包括中变气第一分凝罐、中变气第二分凝罐、中变气第三分凝罐、除氧器、除氧水加热器、除盐水预热器、热媒水发生器、热媒水预热器、循环水冷却器、燃料气预热器、汽提塔、净化水泵和汽提塔再沸器。本发明较现有常规工艺，CO2和O2脱除彻底，达到锅炉给水标准，可以不经除氧器直接同除氧水混合，降低了除氧器的负荷；低温余热回收充分，节省冷热公用工程能耗，设备投资和操作费用均低。
Description
技术领域
本发明属于石油化工制氢装置领域，涉及一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺。具体就是在中变气分水后产生的两股不同温位的酸性冷凝液，高温冷凝液为汽提塔塔底再沸器提供热源，随后同低温冷凝液分别进入汽提塔，通过蒸汽汽提或者自闪蒸脱除CO2和O2。
背景技术
氢气是主要的工业原料，也是最重要的工业气体和特种气体，一般用作合成氨、合成甲醇、合成盐酸的原料，冶金用还原剂，石油炼制中加氢脱硫剂等。氢气在石油化工、电子工业、冶金工业、食品加工、浮法玻璃、精细有机合成、航空航天等方面有着广泛的应用。工业制氢的主要方法多为水煤气制氢或者干气制氢，本专利主要针对干气制氢装置的中温变换工段。传统的中温变换工段，中变气多级冷凝产生的冷凝液进入汽提塔，用水蒸汽汽提脱除CO2和O2，随后进入除氧槽进一步脱除O2，用于产生蒸汽；也有工段不用蒸汽汽提，直接依靠冷凝液自身的热量闪蒸脱除CO2和O2。其中，蒸汽汽提的效率较低，能耗较大，而冷凝液自闪蒸脱除CO2的效果不够彻底，容易造成后续设备尤其是除氧槽的腐蚀，出现泄漏事故。此外，传统的中温变换工段使用循环水冷却器和空冷器冷却中变气，造成了较大的低温热损失，增加了冷公用工程的能耗。
发明内容
本发明针对上述实际情况，本发明提供一种低能耗高效脱除中变气酸性冷凝液CO2和O2的工艺，将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程或自闪蒸过程变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成。包括中变气一级分凝罐、中变气二级分凝罐、中变气三级分凝罐、除氧器、除氧水加热器、除盐水预热器、热媒水发生器、热媒水预热器、循环水冷却器、两个备用水冷器、燃料气预热器，酸性水汽提塔，净化水泵。中变气进入热媒水发生器，随后进入中变气一级分凝罐。经气液分离后，气相进入除氧水加热器，再进入中变气第二分凝罐。经过气液分离后，产生的液相同中变气第一分凝罐产生的液相混合，经过燃料气预热器以及汽提塔塔底再沸器后从中部进入汽提塔；产生的气相经过热媒水预热器、除盐水预热器以及循环水冷却器后进入中变气第三分凝罐，气液分离后气相进入变压吸附部分，液相从塔顶进入汽提塔。预热后的除盐水进入除氧器。经过汽提后得到净化水，CO2含量降至10ppb， O2含量达到除氧水标准，因此，净化水可以直接同除氧后的除盐水混合进入后续的蒸汽发生装置，不需要进入除氧器，从而降低了除氧器的能耗。
此外，分凝罐的主要作用是分水，同时使水中溶解的CO2尽可能少。高温分凝时，冷凝的水量少，而此时CO2在水中的溶解度也小，冷凝液中CO2含量较低；低温分凝时，冷凝的水量多，而此时CO2在水中的溶解度也大，冷凝液中CO2含量较高。第一个罐和最后一个罐对应的温度分别是由上游的流程和冷公用工程决定的，为了高效分离分凝液和CO2，需要通过权衡水的相平衡关系和CO2在水中的溶解平衡关系，确定中间分凝罐的操作温度和个数，从而制定合理的取热分离策略。具体做法是，根据该操作压力下中变气的冷凝曲线、CO2对水的溶解度曲线的变化趋势，在两条曲线的拐点对应的温度各设一个分凝罐。而在该工况下，两条曲线的拐点对应的温度接近，因此从设备费用和分离效果综合考虑，在两拐点间再设置一个分凝罐，总共三罐流程最为合理。
本发明的技术方案：
一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程或自闪蒸过程变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成；
工艺中使用的装置包括中变气第一分凝罐1、中变气第二分凝罐2、中变气第三分凝罐3、热媒水发生器4、除氧水加热器5、热媒水预热器6、除盐水预热器7、循环水冷却器8、燃料气预热器9、汽提塔10、除氧器11、净化水泵 12和汽提塔再沸器13；中变气进料管道与热媒水发生器4管程入口相连，热媒水发生器4管程出口与中变气第一分凝罐1入口相连；中变气第一分离罐1气相出口与除氧水加热器5管程入口相连，液相出口与燃料气预热器9管程入口相连；除氧水加热器5管程出口与中变气第二冷凝罐2相连；中变气第二冷凝罐2气相出口与热媒水预热器6管程入口相连，液相出口与燃料气预热器9管程入口相连；除盐水预热器7管程出口与循环水冷却器8管程入口相连，循环水冷却器8管程出口与中变气第三分凝罐3相连；中变气第三分凝罐3气相出口与变压吸附工段相连，液相出口与汽提塔10顶部进料口相连；燃料气预热器 9管程出口与汽提塔再沸器13壳程进口相连，汽提塔再沸器13壳程出口与汽提塔10中部进料口相连；汽提塔10塔顶采出与大气相连，塔底采出与净化水泵 12入口相连，净化水泵12出口与除氧器11出口管道相连；除盐水预热器7壳程出口与除氧器11入口相连，除氧器11出口同后续蒸汽发生装置相连；
具体工艺过程如下：
中变气经过热媒水发生器4取热后，进入中变气第一分凝罐1，产生的气相经过除氧水加热器5后，进入中变气第二分凝罐2；中变气第一分凝罐1和中变气第二分凝罐2产生的液相汇集后，经过燃料气预热器9和汽提塔再沸器13取热后，从中部进入汽提塔10；中变气第二分凝罐2产生的气相，依次经过热媒水预热器6、除盐水预热器7以及循环水冷却器8冷却至35℃，随后进入中变气第三分凝罐3，气相直接进入后续的变压吸附工段，液相从顶部进入汽提塔10；除盐水预热后进入除氧器11，产生除氧水；净化水由汽提塔10塔底采出，经净化水泵12同除氧水混合后进入蒸汽发生工段；
所述的热媒水发生器工艺参数：热媒水出水温度为100℃，热媒水增发量作为自由端，通过调节热媒水量控制换热器热负荷，从而控制出口中变气温度为 155℃-160℃。
所述的中变气第一分凝罐1工艺参数：进料温度为155℃-160℃；操作压力为2.32-2.30MPag。
所述的中变气第二分凝罐2工艺参数：进料温度为145℃-150℃；操作压力为2.30-2.27MPag。
所述的中变气第三分凝罐3工艺参数：进料温度为35℃-40℃；操作压力为 2.27-2.25MPag。
所述的汽提塔10工艺参数：中变气第三分凝罐3的液相从汽提塔10塔顶进入，中变气第一分凝罐1和中变气第二分凝罐2混合冷凝液经取热后从汽提塔10第2～3块理论板进入，操作压力为微正压，塔顶温度45～55℃，塔底温度 100～110℃，理论塔板数为4～6块；汽提塔再沸器13负荷由中变气第一分凝罐1和中变气第二分凝罐2混合冷凝液提供；汽提后净化水CO2含量为10ppb， O2含量低于15ppb，达到锅炉给水标准。
所述的中变气中氢气的体积分数为40％～50％；二氧化碳的体积分数为 10％～15％；水蒸汽的体积分数为40％～45％；甲烷的体积分数为2％～4％；一氧化碳的体积分数为1％～2％；剩余气体的体积分数小于1％。
本发明的有益效果：本发明采用低能耗高效脱除中变气酸性冷凝液CO2和 O2的工艺，将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程或自闪蒸过程变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成。较现有常规工艺，CO2和O2脱除彻底，达到锅炉给水标准，可以不经除氧器直接同除氧水混合，降低了除氧器的负荷；低温余热回收充分，节省冷热公用工程能耗。此外，传统工艺通过技术改造为该工艺，设备投资和操作费用均低。
附图说明
图1为中变气工段的工艺示意图。
图中：1中变气第一分凝罐；2中变气第二分凝罐；3中变气第三分凝罐； 4热媒水发生器；5除氧水加热器；6热媒水预热器；7除盐水预热器； 8循环水冷却器；9燃料气预热器；10汽提塔；11除氧器；12净化水泵； 13汽提塔再沸器。
具体实施方式
以下结合技术方案和附图，详细叙述本发明的具体实施方式。
中变气首先进入热媒水发生器4中，取热后进入中变气第一分凝罐1中，产生的气相经过除氧水加热器5后，进入中变气第二分凝罐2。两罐产生的液相汇集后，经过燃料气预热器9和汽提塔塔底再沸器13取热后，从中部进入汽提塔10。中变气第二分凝罐2产生的气相，经过热媒水预热器6、除盐水预热器7 以及循环水冷却器8冷却至35℃，随后进入中变气第三分凝罐3，气相直接进入后续的变压吸附工段，液相从顶部进入汽提塔10。除盐水预热后进入除氧器 11，产生除氧水。净化水由汽提塔塔底采出，经净化水泵12同除氧水混合后进入蒸汽发生工段。
实施例：
针对某石化公司25000Nm3/h制氢装置，中变气中氢气的体积分数为44.6％；二氧化碳的体积分数为10.9％；水蒸汽的体积分数为40.3％；甲烷的体积分数为2.6％；一氧化碳的体积分数为1.1％；剩余气体的体积分数为0.7％。经本发明所提装置及方法分离后，净化水中CO2含量为10ppb，O2含量低于15ppb，达到锅炉给水标准。
热媒水发生器工艺参数：热媒水出水温度为100℃，热媒水增发量作为自由端，通过调节热媒水量控制换热器热负荷，从而控制出口中变气温度为156℃。
中变气第一分凝罐工艺参数：进料温度为156℃；操作压力为2.30MPag。
中变气第二分凝罐工艺参数：进料温度为147.4℃；操作压力为2.28MPag。
中变气第三分凝罐工艺参数：进料温度为35℃；操作压力为2.25MPag。
汽提塔工艺参数：中变气第三分凝罐的液相从汽提塔塔顶进入，中变气第一、第二分凝罐混合冷凝液温度为154.4℃，经取热后温度为115℃，从汽提塔第3块实际板进入，操作压力为微正压，塔顶温度49.2℃，塔底温度105℃，实际塔板数为6块；塔底再沸器负荷为423kW，由中变气第一、第二分凝罐混合冷凝液提供。汽提后净化水CO2含量为10ppb，O2含量低于15ppb，达到锅炉给水标准，所以净化水不需要进入除氧器，可直接同除氧器出口的除氧水混合，降低了除氧器的能耗。
本发明提供了一种低能耗高效脱除中变气酸性冷凝液CO2和O2的工艺，将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程和自闪蒸过程转变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成。较现有常规工艺，CO2和O2脱除彻底，达到锅炉给水标准，可以不经除氧器直接同除氧水混合，降低了除氧器的负荷；低温余热回收充分，节省冷热公用工程能耗。此外，传统工艺通过技术改造为该工艺，设备投资和操作费用均低。
Claims (8)
1.一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，将中变气凝液脱除CO2和O2的过程由蒸汽汽提过程或自闪蒸过程变为精馏过程，并对热流股进料和精馏塔再沸器进行热集成；
工艺中使用的装置包括中变气第一分凝罐(1)、中变气第二分凝罐(2)、中变气第三分凝罐(3)、热媒水发生器(4)、除氧水加热器(5)、热媒水预热器(6)、除盐水预热器(7)、循环水冷却器(8)、燃料气预热器(9)、汽提塔(10)、除氧器(11)、净化水泵(12)和汽提塔再沸器(13)；中变气进料管道与热媒水发生器(4)管程入口相连，热媒水发生器(4)管程一出口与中变气第一分凝罐(1)入口相连，热媒水发生器(4)管程另一出口与除盐水预热器(6)管程入口相连；中变气第一分离罐(1)气相出口与除氧水加热器(5)管程入口相连，液相出口与燃料气预热器(9)管程入口相连；除氧水加热器(5)管程出口与中变气第二冷凝罐(2)相连；中变气第二冷凝罐(2)气相出口与热媒水预热器(6)管程入口相连，液相出口与燃料气预热器(9)管程入口相连；除盐水预热器(7)管程出口与循环水冷却器(8)管程入口相连，循环水冷却器(8)管程出口与中变气第三分凝罐(3)相连；中变气第三分凝罐(3)气相出口与变压吸附工段相连，液相出口与汽提塔(10)顶部进料口相连；燃料气预热器(9)管程出口与汽提塔再沸器(13)壳程进口相连，汽提塔再沸器(13)壳程出口与汽提塔(10)中部进料口相连；汽提塔(10)塔顶采出与大气相连，塔底采出与净化水泵(12)入口相连，净化水泵(12)出口与除氧器(11)出口管道相连；除盐水预热器(7)壳程出口与除氧器(11)入口相连，除氧器(11)出口同后续蒸汽发生装置相连；
具体工艺过程如下：
中变气经过热媒水发生器(4)取热后，进入中变气第一分凝罐(1)，产生的气相经过除氧水加热器(5)后，进入中变气第二分凝罐(2)；中变气第一分凝罐(1)和中变气第二分凝罐(2)产生的液相汇集后，经过燃料气预热器(9)和汽提塔再沸器(13)取热后，从中部进入汽提塔(10)；中变气第二分凝罐(2)产生的气相，依次经过热媒水预热器(6)、除盐水预热器(7)以及循环水冷却器(8)冷却至35℃，随后进入中变气第三分凝罐(3)，气相直接进入后续的变压吸附工段，液相从顶部进入汽提塔(10)；除盐水预热后进入除氧器(11)，产生除氧水；净化水由汽提塔(10)塔底采出，经净化水泵(12)同除氧水混合后进入蒸汽发生工段。
2.根据权利要求1所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的热媒水发生器(4)工艺参数：热媒水出水温度为100℃，热媒水增发量作为自由端，通过调节热媒水量控制换热器热负荷，从而控制出口中变气温度为155℃-160℃。
3.根据权利要求1或2所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的中变气第一分凝罐(1)工艺参数：进料温度为155℃-160℃；操作压力为2.32-2.30MPag；
所述的中变气第二分凝罐(2)工艺参数：进料温度为145℃-150℃；操作压力为2.30-2.27MPag；
所述的中变气第三分凝罐(3)工艺参数：进料温度为35℃-40℃；操作压力为2.27-2.25MPag。
4.根据权利要求1或2所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的汽提塔(10)工艺参数：中变气第三分凝罐(3)的液相从汽提塔(10)塔顶进入，中变气第一分凝罐(1)和中变气第二分凝罐(2)混合冷凝液经取热后从汽提塔(10)第2～3块理论板进入，操作压力为微正压，塔顶温度45～55℃，塔底温度100～110℃，理论塔板数为4～6块；所述的汽提塔再沸器(13)负荷由中变气第一分凝罐(1)和中变气第二分凝罐(2)混合冷凝液提供；汽提后净化水CO2含量为10ppb，O2含量低于15ppb，达到锅炉给水标准。
5.根据权利要求3所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的汽提塔(10)工艺参数：中变气第三分凝罐(3)的液相从汽提塔(10)塔顶进入，中变气第一分凝罐(1)和中变气第二分凝罐(2)混合冷凝液经取热后从汽提塔(10)第2～3块理论板进入，操作压力为微正压，塔顶温度45～55℃，塔底温度100～110℃，理论塔板数为4～6块；所述的汽提塔再沸器(13)负荷由中变气第一分凝罐(1)和中变气第二分凝罐(2)混合冷凝液提供；汽提后净化水CO2含量为10ppb，O2含量低于15ppb，达到锅炉给水标准。
6.根据权利要求1、2或5所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的中变气中氢气的体积分数为40％～50％；二氧化碳的体积分数为10％～15％；水蒸汽的体积分数为40％～45％；甲烷的体积分数为2％～4％；一氧化碳的体积分数为1％～2％；剩余气体的体积分数小于1％。
7.根据权利要求3所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的中变气中氢气的体积分数为40％～50％；二氧化碳的体积分数为10％～15％；水蒸汽的体积分数为40％～45％；甲烷的体积分数为2％～4％；一氧化碳的体积分数为1％～2％；剩余气体的体积分数小于1％。
8.根据权利要求4所述的一种脱除中变气酸性凝液中CO2和O2的热集成精馏工艺，其特征在于，所述的中变气中氢气的体积分数为40％～50％；二氧化碳的体积分数为10％～15％；水蒸汽的体积分数为40％～45％；甲烷的体积分数为2％～4％；一氧化碳的体积分数为1％～2％；剩余气体的体积分数小于1％。
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