CN108057319B - 原料气回收方法及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种原料气回收方法及装置，属于气体分离工程技术领域。一种原料气回收方法，包括以下步骤：步骤一：贫液与原料气在吸收模块中逆流接触吸收二氧化碳，所得溶液为含原料气的富液；步骤二：上述富液与置换气在回收模块中逆流接触置换出原料气；步骤三：回收原料气返回到吸收模块继续循环使用。本发明还公开了一种原料气回收装置，包括连接相通的吸收模块和回收模块。本发明通过置换气在高压条件下将富液中的原料气置换出来，回收的高压原料气可直接返回到原料气的吸收脱碳装置或进入后序工艺处理。

Description

原料气回收方法及装置
技术领域
本发明涉及一种原料气回收方法及装置，属于气体分离工程技术领域。
背景技术
在氨合成、甲醇合成、羰基合成、制氢、天然气等工业生产中需将含二氧化碳的原料气在高压下脱除二氧化碳以满足后序工艺的要求。在氨合成和制氢工业中原料气主要有益成分是氢气；甲醇合成和羰基合成工业中原料气主要有益成分是氢气和一氧化碳；在天然气工艺中原料气主要有益成分是甲烷。目前工业上回收原料气的方法主要有：吸收-解吸脱碳方法和变压吸附PSA脱碳方法，其中，吸收-解吸脱碳方法占有绝大部分的市场。吸收-解吸脱碳方法根据不同的吸收溶剂可分为MDEA法、低温甲醇洗法、聚乙二醇二甲醚等。在脱碳溶液吸收高压原料气中的二氧化碳时，也会有一定量的原料气溶解到吸收液中，为降低原料气损失，通常会回收富含二氧化碳吸收液（以下简称富液）中的原料气。在合成氨尿素行业，一般分离后的二氧化碳还将用于尿素生产，尿素装置由于防腐要求需要在二氧化碳中注入一定量的氧气，因此对二氧化碳中的原料气成分有严格的要求，如果送至尿素装置的二氧化碳中易燃易爆组分浓度过高则会发生***，从而造成生产事故。
当前回收富液中原料气的方法是将富液减压到较低压力，使氢气、一氧化碳、甲烷等原料气闪蒸出来，富含原料气的闪蒸气通过压缩机将压力提升后返回到原料气***或者通过变压吸附PSA、膜分离等方法将闪蒸气中的原料气纯度提高后作为低附加值的产品气处理。上述回收方法需采用压缩机、PSA设备或者特种膜等设备，采用多台设备，工艺***复杂，能耗高，投资高，设备使用和维护成本高。
对于匹配尿素装置的吸收-解吸***，富液需通过压差进入解吸***，因此富液的闪蒸压力往往受到后续***的限制，闪蒸后富液溶解的原料气最终与二氧化碳一起被解吸出来进入二氧化碳压缩***。由于闪蒸压力的限制，闪蒸后富液中氢气等易燃易爆组分的含量不易控制。
发明内容
针对现有技术存在的上述缺陷，本发明提出了一种新的原料气回收方法及装置。该方法通过置换气在高压条件下将富液中的原料气置换出来，回收的高压原料气可直接返回到原料气的吸收脱碳装置或进入后序工艺处理。
为了达到上述目的，本发明采用的技术方案如下：
一种原料气回收方法，包括以下步骤：
步骤一：贫液与原料气在吸收模块中逆流接触吸收二氧化碳，所得溶液为含原料气的富液；
步骤二：上述富液与置换气在回收模块中逆流接触置换出原料气；
步骤三：回收原料气返回到吸收模块继续循环使用。
作为优选，步骤三中回收原料气时，步骤二的操作压力等于或者高于步骤一中原料气的吸收压力，回收的原料气可直接返回到吸收模块中继续循环使用。
作为优选，步骤二中置换原料气时，步骤二的操作压力可低于步骤一中原料气的吸收压力，回收的原料气可通过加压设备返回吸收模或进入其他原料气处理***。
作为优选，置换气为氦气、氮气、氩气中的一种或者多种的混合气体。
作为优选，置换气为氦气、氮气或者氩气中的一种或者多种气体与二氧化碳组成的混合气体。
作为优选，置换气的用量为0.1～1000Nm3/m3富液。
一种原料气回收装置，包括连接相通的吸收模块和回收模块；
吸收模块的上部设置有一个或者多个贫液进口，吸收模块的下部设置有原料气进口，吸收模块的顶端还设置有净化气出口；
回收模块的上部设置有富液进口，回收模块的下部设置有置换气进口，回收模块还设置有富液出口和/或回收气出口。
作为优选，吸收模块和回收模块为两个独立的传质设备，吸收模块和回收模块之间设置有回收管道。
作为优选，吸收模块和回收模块整合在同一个传质设备内，当吸收模块与回收模块操作压力相同时，吸收模块和回收模块可整合在同一传质设备，回收模块位于吸收模块下方，富液通过重力作用进入回收模块。
作为优选，传质设备为板式塔或者填料塔。
本发明的有益效果是：
（1）本发明采用置换气回收原料气，操作灵活可控，步骤二的操作压力等于或高于步骤一中原料气的吸收压力，可使回收的原料气直接返回到步骤一的原料气***中，无需气体压缩设备，降低了回收的原料气的压缩能耗，提高了经济效益。步骤二的操作压力低于步骤一中原料气的吸收压力，可使富液中原料气的回收率更高。
（2）本发明的工艺流程简单可靠，使用的设备少，可降低投资成本、动力费用、设备使用数量以及设备的维护成本。
（3）本发明中富液中原料气成分含量易控制，增加置换气用量即可降低富液中原料气的含量，从而降低解吸的二氧化碳中易燃易爆组分浓度。
附图说明
图1是本发明原料气回收装置实施例一的结构及方法流程图。
图2是本发明原料气回收装置实施例二的结构及方法流程图。
图3是本发明原料气回收装置实施例三的结构及方法流程图。
图4是对比例一中闪蒸气压缩回收工艺***的结构及工艺流程图。
图5是本发明原料气回收装置实施例四的结构及方法流程图。
图6是对比例二中闪蒸气压缩回收工艺***的结构及工艺流程图。
图7是本发明原料气回收装置实施例五的结构及方法流程图。
具体实施方式
为了使本发明目的、技术方案更加清楚明白，下面结合附图，对本发明作进一步详细说明。
实施例一：
实施例一给出了本发明的一般结构框图和方法流程图。如图1所示，一种原料气回收装置，包括吸收模块1和回收模块2，该吸收模块1为吸收塔，回收模块2为回收塔，传质设备-回收塔优选为板式塔、填料塔等其塔器，吸收模块1的上部设置有贫液进口，贫液也包括半贫液，贫液101从吸收模块1的上部进入，吸收模块1的下部设置有原料气进口，原料气102从吸收模块1的下部进入，贫液101和原料气102在吸收塔内逆流充分接触，贫液101吸收原料气102得到富液103。吸收模块1和回收模块2之间连接相通，得到的富液103从吸收模块1进入到回收模块2，富液进口位于回收模块2的上部，回收模块2的下部设置有置换气进口，置换气104从回收模块2的下部进入，富液103与置换气104逆流充分接触后置换出原料气105，本实施例中置换出的原料气105可返回原料气***或其他原料气利用***，本实施例中的贫液为二氧化碳解吸***3解吸后的贫液。这样可以充分利用资源，节约能耗。吸收模块1的上端设置有净化气出口，净化气106从该出口放出。
实施例二：
以焦炉气制合成氨为例，脱碳工段原料气处理量为37400Nm3/h（干基），年操作时间为8000h，原料气主要组分的体积浓度为：72.8%的氢气，24.8%的二氧化碳，2.0%的氮气，0.2%的甲烷，0.2%的一氧化碳；压力为：2.95MPa(A)；温度为：50℃。脱碳吸收塔操作压力为2.9MPa(A)，贫液212采用45%的MDEA，半贫液213采用5%的哌嗪水溶液，半贫液温度为69℃，进料量306t/h，贫液温度为55℃，进料量101t/h，吸收模块1底部富液量为471t/h，富液中溶解的氢气量为635Nm3/h。
如图2所示，一种原料气回收装置，包括吸收模块1和回收模块2，该吸收模块1为吸收塔，该回收模块2为回收塔。吸收塔和回收塔之间以管道相连，该管道上设置有富液泵21，贫液212和半贫液213从吸收塔的上部进入，原料气210从吸收塔的下部进入，贫液212、半贫液213以及原料气210在吸收塔内逆流接触，得到富液214和净化气211，净化气211从吸收塔的塔顶放出，富液214经富液泵21送至回收塔的塔顶，回收塔的操作压力为3MPa(A)，富液泵21的功率为20kW，本实施例中，回收塔的塔釜内通入的置换气217为氮气。置换气217与富液214在回收塔中逆流接触，置换气217将富液中的原料气置换出来得到回收气215，本实施例中吸收模块1与回收模块2之间还设置有回收管道，回收气215又返回到上一步骤，即返回步骤一中作为原料气继续参与吸收脱碳，本实施例的回收气为氢气，回收塔的塔顶回收的氢气量为610Nm3/h，富液带走的氢气量为25Nm3/h，原料气回收率为96.1%。
实施例二：
以焦炉气制合成氨为例，脱碳工段原料气处理量为37400Nm3/h（干基），年操作时间为8000h，原料气主要组分的体积浓度为：72.8%的氢气，24.8%的二氧化碳，2.0%的氮气，0.2%的甲烷，0.2%的一氧化碳；压力为：2.95MPa(A)；温度为：50℃。脱碳吸收塔操作压力为2.9MPa(A)，贫液212采用45%的MDEA，半贫液213采用5%的哌嗪水溶液，半贫液温度为69℃，进料量306t/h，贫液温度为55℃，进料量101t/h，吸收模块1底部富液量为471t/h，富液中溶解的氢气量为635Nm3/h。
如图3所示，一种原料气回收装置，包括吸收模块1和回收模块2，该吸收模块1为吸收塔上段和中段的脱碳段，该回收模块2为吸收塔的下段，从吸收模块1的上部通入贫液312和半贫液313，从吸收模块1的下部通入原料气310，得到富液，回收模块2的下部通入置换气315，由贫液312和半贫液313以及原料气310得到的富液在重力作用下落入回收模块2与置换气315逆流接触，本实施例中的置换气315为氮气和二氧化碳混合气体，其中氮气浓度为55.6 v%，二氧化碳浓度为44.4 v%；回收气314为氢气，回收的氢气量为605 Nm3/h，富液带走的氢气量为30 Nm3/h，原料气回收率为95.3%。
对比例一：
对比例一是与实施例二和实施例三进行的对比例，图4是采用常规的闪蒸压缩回收原料气工艺。如图4所示，贫液412和半贫液413从吸收塔41的上部进入，原料气410从吸收塔41的下部进入，贫液412和半贫液413以及原料气410在吸收塔41内接触后得到净化气411和富液414，吸收塔41出来的富液414减压后进入闪蒸罐42，闪蒸罐42的操作压力为0.62MPa(G)，闪蒸气流量为668 Nm3/h（干基），其中氢气浓度为77.2v%，回收氢气量为515Nm3/h，得到的富液417带走的氢气量为120Nm3/h。闪蒸气415通过压缩机43升压至3.0 MPa(A)后冷却至50℃返回吸收塔41回收其中氢气，压缩机43的功率为49kW。原料气回收率为81.1%。
由上述对比可知，本发明与常规闪蒸气回收工艺相比，不需压缩机，工艺简单，投资成本低，在实际应用中，采用本发明的方法每年可节省电能23.2~39.2×104 kwh，具有更好的经济效益。其中实施例二中的还采用了富液泵，使得回收模块的设置方式及位置更为灵活，可适用于现有装置改造。实施例三与吸收塔整合在一起，占地小，投资小。
实施四：
以50万吨/年合成氨装置为例，年操作时间为8000h，脱碳工段原料气处理量为245000Nm3/h，原料气主要组分体积浓度为氢气为54.2%，一氧化碳为1.0%，二氧化碳为43.7%，氮气为0.3%，二氧化硫为0.5%，压力为5.87 MPa(A)，进吸收模块的温度为-13℃，吸收模块的压力为5.72MPa(A)；贫液为低温甲醇，温度为-62℃，流量为315m3/h，脱碳段和脱硫段富液流量分别是267 m3/h和258 m3/h，其中溶解氢气为2152 Nm3/h。
如图5所示，一种原料气回收装置，包括吸收模块1和回收模块2，吸收模块1为吸收塔，该吸收塔包括脱碳段52和脱硫段51，本实施例回收模块2在脱碳塔52和脱硫塔51之间，具体为，分别在脱碳段52和脱硫段51的下端设置回收模块2。脱碳塔52上设置有贫液512的进口，脱硫段51上设置有原料气510的进口，原料气510与无硫富液514逆流接触得到含硫富液，脱硫后的原料气516和贫液512逆流接触得到富液，部分无硫富液514通入到脱硫段用于原料气脱硫；脱碳段其他无硫富液则进入脱碳段回收模块，与置换气518逆流接触，置换出的原料气进入脱碳段循环利用，并得到原料气含量少的无硫富液513；脱硫段的含硫富液与进入到脱硫段的置换气517逆流接触置换出的原料气进入脱段吸收模块内循环利用，并得到含硫富液515。本实施例中的置换气体为氮气，原料气回收后无硫富液513和含硫富液515溶解的氢气分别为205和198 Nm3/h，原料气回收率为81.3%。
对比例二：
对比例二是实施例四的对比例，图6是常规低温甲醇洗富液闪蒸压缩回收原料气工艺图。图中61为吸收塔，其上段为脱碳段，下段为脱硫段，62为无硫富甲醇冷却器，63为含硫富甲醇冷却器，64为原料气冷却器，65为富甲醇液闪蒸槽，66为含硫富甲醇闪蒸槽，67为闪蒸气压缩机，68为压缩后闪蒸冷却器，69为吸收塔脱碳段中间冷却器；610为原料气，611为脱除硫化物和二氧化碳后的净化气，612为低温贫甲醇，613为无硫富甲醇，614为用于脱硫的富甲醇，615为含硫富甲醇，616为富甲醇闪蒸气，617为闪蒸后无硫富甲醇，618为含硫富甲醇闪蒸气，619为闪蒸后含硫富甲醇，620为压缩后闪蒸气。
继续参见图6，脱碳段的无硫富液613和脱硫段含硫富液615经冷却至-33℃后减压至1.75MPa分别在闪蒸罐65和闪蒸罐66内闪蒸，回收闪蒸气中的氢气1746 Nm3/h，闪蒸后富液中氢气量为406Nm3/h；回收闪蒸气用压缩机67升压至5.82MPa(A)，经冷却器器68冷却后返回原料气***，进入吸收塔吸收，压缩机轴功率为230kW，原料气回收率为81.1%。
由上述对比例二和实施例三的对比可知，本发明与常规闪蒸气回收工艺相比，不需压缩机，工艺简单，投资成本低，在实际应用中每年节省电能184×104kwh，具有更好的经济效益。
实施例五：
如图7所示，一种原料气回收装置，包括吸收模块1和回收模块2，该吸收模块1为吸收塔，该吸收塔包括上段的脱碳段、中段以及下段的脱硫段，脱碳段的上部设置有贫液进口和半贫液进口，贫液712和半贫液713分别从贫液进口和半贫液进口进入脱碳段；脱碳段上设置有中段冷却器75和脱硫段进料冷却器74；脱硫段的下部设置有原料气进口，原料气710从该原料气进口进入到脱硫段内；进入到吸收模块1的贫液712和半贫液713与原料气710逆流充分接触后分别得到无硫富液716和含硫富液718。回收模块2为回收塔，该回收塔包括上下设置的无硫富甲醇原料气回收塔73和含硫富甲醇原料气回收塔72；无硫富甲醇原料气回收塔73和含硫富甲醇原料气回收塔72分别设置有置换气进口和富液出口，置换气722和置换气721分别从置换气进口进入到无硫富甲醇原料气回收塔73和含硫富甲醇原料气回收塔72内；无硫富甲醇原料气回收塔73的上端设置有原料气出口，该原料气出口与脱碳段相通，置换出的原料气714可回到吸收模块1中循环利用。无硫富甲醇原料气回收塔73的上部设置有含硫富液进口，该含硫富液进口与脱碳段相通，脱碳段得到的富液716可直接通入回收模块使用，置换气722从置换气进口进入无硫富甲醇原料气回收塔73内与富液716逆流接触置换出原料气；含硫富甲醇原料气回收塔72的上部设置有富液进口，该富液进口与脱硫段相通，脱硫段得到的富液718可直接通入回收模块使用，置换气721从置换气进口进入含硫富甲醇原料气回收塔72内与富液718逆流接触置换出原料气717，置换的原料气717可回到吸收塔内循环利用。
以165万吨/年甲醇装置为例，年操作时间为8000h，净化工段原料气处理量为765243Nm3/h，原料气主要组分的浓度分别为：氢气为46.1%、一氧化碳20.2%、二氧化碳为32.8%、氮气0.4%、二氧化硫0.3%，操作压力为：3.14MPa(A)，原料气710换热冷却后进吸收塔，温度为-21℃，吸收塔的吸收压力为3.0MPa(A)；贫液712为低温甲醇，半贫液713为低温半贫甲醇，低温贫甲醇温度为-53℃，流量为1129 m3/h，低温半贫液温度为-55℃，流量为1055 m3/h。富液716为脱碳段无硫富液，富液718为脱硫段含硫富液，富液716和富液718的流量分别是1961 m3/h和717 m3/h，其中，溶解一氧化碳为5686Nm3/h，氢气为4292Nm3/h。含硫富甲醇原料气回收塔72和无硫富甲醇原料气回收塔73塔顶压力为3.05MPa(A)，稍高于吸收塔中的原料气吸收压力3.0MPa(A)，塔顶压力高于吸收压力可以使回收的原料气直接返回到吸收塔内，无需气体压缩设备。置换气体采用-33℃的氮气，回收后的原料气714返回吸收塔脱碳段的底部，回收后的原料气717返回吸收塔脱硫段底部，共回收一氧化碳3834Nm3/h、氢气4256Nm3/h。
以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明范围内。本发明要求保护范围由所附的权利要求书及其等同物界定。

Claims (8)

1.一种原料气回收方法，其特征在于，包括以下步骤：
步骤一：贫液与原料气在吸收模块中逆流接触吸收二氧化碳，所得溶液为含原料气的富液；
步骤二：上述富液与置换气在回收模块中逆流接触置换出原料气，增加置换气用量即可降低富液中原料气的含量，从而降低解吸的二氧化碳中易燃易爆组分浓度；
步骤三：回收原料气返回到吸收模块继续循环使用；所述步骤三中回收原料气时，所述步骤二的操作压力等于或者高于所述步骤一中原料气的吸收压力，回收的原料气可直接返回到吸收模块中继续循环使用。
2.根据权利要求1所述的原料气回收方法，其特征在于，所述置换气为氦气、氮气、氩气中的一种或者多种的混合气体。
3.根据权利要求1所述的原料气回收方法，其特征在于，所述置换气为氦气、氮气或者氩气中的一种或者多种气体与二氧化碳组成的混合气体。
4.根据权利要求1所述的原料气回收方法，其特征在于，所述置换气的用量为0.1～1000Nm3/m3富液。
5.一种实现权利要求1至4的原料气回收方法的回收装置，其特征在于，包括连接相通的吸收模块和回收模块；
所述吸收模块的上部设置有一个或者多个贫液进口，所述吸收模块的下部设置有原料气进口，所述吸收模块的顶端还设置有净化气出口；
所述回收模块的上部设置有富液进口，所述回收模块的下部设置有置换气进口，所述回收模块还设置有富液出口和/或回收气出口。
6.根据权利要求5所述的原料气回收装置，其特征在于，所述吸收模块和所述回收模块为两个独立的传质设备，所述吸收模块和所述回收模块之间设置有回收管道。
7.根据权利要求5所述的原料气回收装置，其特征在于，所述吸收模块和所述回收模块整合在同一个传质设备内。
8.根据权利要求6或7所述的原料气回收装置，其特征在于，所述传质设备为板式塔或者填料塔。
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