CN1403185A - 一种热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进方法 - Google Patents

一种热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进方法 Download PDF

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王祥云
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Abstract

一种热钾碱脱碳工艺，是对现有热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进，其特征在于采用“中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化”的流程，二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进低温贫液和下段进高温贫液的分流优化操作，具有使原工艺流程热耗大幅度降低的特点。

Description

一种热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进方法
所属领域
本发明属于气体净化领域，尤其涉及一种热钾碱脱除二氧化碳的工艺，是对催化热碳酸钾溶液从工业原料混合气体中脱除二氧化碳工艺流程的改进。
背景技术
加入各种催化剂的碳酸钾溶液被广泛地用于合成氨和制氢工业原料气、城市煤气和天然气等混合气体中脱除二氧化碳的生产过程。其工艺流程通常为，气体混合物与催化热碳酸钾溶液在吸收塔中逆流接触，二氧化碳及其它酸性杂质气体被溶液吸收，达到工艺气允许的杂质残留量后送往下工序。吸收了二氧化碳的富液则进入再生塔顶部，由于该溶液中的二氧化碳分压高于气相二氧化碳分压而发生闪蒸，闪蒸后的溶液在再生塔中蒸汽汽提作用下进一步释放出二氧化碳达到工艺指标后泵回吸收塔循环使用，汽提蒸汽是由原料气体在变换反应后带入的热量或外供蒸汽热源在再生塔底部溶液煮沸器中加热溶液使之沸腾蒸发产生的蒸汽。由于此流程能耗高，国内外针对不同温度、压力和组成的混合气体发明了各种工艺流程来改进热钾碱脱除二氧化碳工艺，英国专利1484050、美国专利4160810、4198378、4702898报导了各种节能流程，但以上文献报导中合成原料气变换工序的压力都比较高。
而我国大多数合成氨生产流程中合成原料气变换工序的操作压力比较低(以煤为原料的变换气压力≤2.2MPa(绝)，以天然气或重油为原料的变换气压力≤1.8MPa(绝))，所以变换后气体中水蒸汽分压也比较低，约为0.4-0.55MPa(绝)，相应的蒸汽饱和温度为145-155℃。而国外典型的以天然气为原料，变换工序操作压力在3.0MPa(绝)左右的变换后气体中水蒸汽分压约为0.8-0.9MPa(绝)，相应的蒸汽饱和温度为170-176℃。由于各种流程变换工序操作温度比较接近，单位体积变换气所携带的热量多少以及品位高低主要由水蒸汽分压决定。因为变换气是热钾碱溶液再生的主要热源，也就是说我国大多数中氮厂变换操作压力较低，供脱碳溶液再生的热量不仅数量少、而且品位低；同时由于煤和重油为原料的合成氨变换气中的CO2相当于天然气为原料的合成氨变换气中CO2含量的140-180％，因此往往由于变换气热量不足，必须补充蒸汽才能满足溶液再生的需要，这样能量消耗比较大，效率也比较低。所以，对于合成原料气变换工序压力比较低的情况，如何减少外供蒸汽用量、降低能耗、提高效率，是一个迫切需要解决的实际问题。
发明目的
本发明的目的就是提供一种热钾碱脱除二氧化碳工艺的改进方法，使溶液再生热耗显著降低。技术方案
本发明的一种热钾碱脱除二氧化碳的低供热源的工艺，采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程，其特征在于二氧化碳吸收***中二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进低温贫液，下段进高温贫液的分流优化操作法，上段低温贫液分流比例范围是15-65％，上段低温贫液的温度范围是60-85℃，下段高温贫液温度范围是100-115℃。不仅可以减少贫液冷却的热量损失，还可以降低出口脱碳净化气中CO2残留量。
其中脱碳吸收富液的组成是：碳酸钾20-35％(重量)，一种或多种催化剂总重为0.5-5.0％(重量)，缓蚀剂(V2O5)0.2-1.0％(重量)，溶液温度范围是95-120℃，溶液再生度范围是1.65-1.95。
本发明也可以在“低供热源变压再生”工艺中实施。
图面说明
图1为采用本发明的变压再生工艺流程图，图2为″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程中采用分流优化操作的流程图。
实施例与效果
以下为本发明的实施例。
实施例一
某合成氨厂是以煤为原料采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的净化流程，在增产节能改造中，要求生产能力从年产合成氨10万吨增加到12万吨，采用变压再生流程，如图1。新制作一次吸收塔1，原来较小的一次吸收塔改制成加压再生塔3，增加喷射器5，贫液闪蒸槽6，加压再生塔的变换气煮沸器7以及溶液接力泵。流程如下：
从饱和热水塔出来压力2.1MPa，温度146℃的中变气经管线进入加压再生塔变换气煮沸器7，干气量为2795Kmol/h，其中CO2含量29.8％(体积)，水蒸汽处于饱和，分压0.436MPa(绝)，煮沸贫液后出来经管线，进入常压再生塔变换气煮沸器8加热半贫液后经管线去变换气脱硫(变脱)。从变脱回来经管线、换热器加热后经管线进分离器再经管线进一次吸收塔1，在塔内填料段与塔顶部、中部进塔的催化热钾碱溶液逆流接触吸收CO2，出口气中CO2含量降到1％，经管线去低温变换炉，从低变炉回来的工艺气从管线进入加压再生塔变换气煮沸器煮沸贫液，出来经管线进入常压再生塔变换气煮沸器加热半贫液，再经管线进入低变气冷却器和分离器，经管线进入二次吸收塔2，在塔内填料段和塔顶低温贫液和中部高温贫液逆流接触吸收CO2，出塔的净化气中CO2含量为0.1％左右，经管线去甲烷化炉。二次吸收塔2底出来的吸收富液经管线由接力泵泵入一次吸收塔1的顶部或第二段填料入口，一次吸收塔底出来的吸收富液经管线进入加压再生塔3顶部的闪蒸段，闪蒸后的溶液分两部分，其中大部分经管线进入常压再生塔4汽提段和塔底煮沸器8进一步解吸再生形成半贫液；少部分则从集液盘降液管流入加压再生塔中部的汽提段及塔底煮沸器7煮沸形成贫液。压力0.16MPa(绝)，温度115℃的贫液出塔经管线进入贫液闪蒸槽6，闪蒸出来的约5000Kg/h蒸汽经管线进入常压再生塔底部供半贫液汽提再生，闪蒸后贫液温度降低到105℃后经管线、贫液泵，一部分由管线直接进入二次吸收塔中部，另一部分经贫液冷却器降温后进入塔顶部入口；从常压再生塔底出来温度99℃的半贫液经管线、半贫液泵进入一次吸收塔顶。加压再生塔3顶出来的压力为0.15MPa(绝)的再生气作为动力气进入亚音速喷射器5去抽吸常压再生塔顶部出来再生气使常压再生塔顶压力维持在0.1002-0.102MPa(绝)微正压，喷射出来的全部再生气经冷却器、分离器由管线送到尿素工段。
在本流程中虽然作为溶液主要供热源的中温变换气温度只有146℃，其中水蒸汽含量仅20.7％，与国外典型流程供热条件相差很大，由于采用了本发明的技术使两个再生塔产生压差和温差，不仅工艺气热量得到充分利用，而且贫液闪蒸槽6每小时可提供5吨蒸汽给半贫液再生，同时贫液温度降低了，使贫液冷却器减少了热损失。喷射器的抽吸作用增大了常压再生塔的解吸推动力，也减少了汽提蒸汽的需要量。采用本发明之后，该厂脱碳溶液再生热耗从1050Kcal/nm3CO2降到750Kcal/nm3CO2，外供蒸汽量大幅度减少。
实施例二、
某合成氨厂是以煤为原料，采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的净化流程。原设计规模是年产合成氨6万吨，经过改造达到10万吨/年的生产能力。其中脱碳***在原有设备条件下，通过改变热钾碱溶液催化剂组成，并进行全流程模拟计算优化得以实现。除溶液组成、循环量、操作条件优化之外，对进入二次吸收塔的贫液分配及温度控制进行优化，以减少出塔净化气中CO2残留量和降低再生***热耗为目标做模拟计算，最后根据塔设备及现有装置条件选定优化操作方案，如图2。从管线来的贫液温度108℃流量250m3/h，经贫液泵后，其中43.3％经冷却器冷却到80℃进入二次吸收塔2顶部入口，余下56.7％的108℃贫液经管线直接进入二次吸收塔第二段填料上部新增加的溶液分部器9上。分流优化操作与原来全部的贫液冷却到85℃相比，不仅可减少贫液冷却造成的热损失，约合每小时节约蒸汽4250Kg；而且出塔净化气中CO2残余量也从原来0.3％降低到0.2％左右。综合其它参数的优化效果，不但实现了在原有设备条件下脱碳***能力满足合成氨从6万吨/年增加到10万吨/年的需要，而且溶液再生热耗也从1250Kcal/nm3CO2降低到1050Kcal/nm3CO2，同时净化气中CO2残余量也减少了。
                  表1
实施例一  实施例二
节能改造前的再生热耗Kcal/nm3CO2 1050  1250
节能改造后的再生热耗Kcal/nm3CO2(不用蒸汽压缩机条件下) 750  1050

Claims (2)

1、一种热钾碱脱除二氧化碳的工艺，采用″中温变换、一次脱碳、低温变换、二次脱碳、甲烷化″的流程，其特征在于二氧化碳吸收***中二次脱碳吸收塔采取上、下两段，上段进低温贫液，下段进高温贫液的分流优化操作法，上段低温贫液分流比例范围是15-65％，上段低温贫液的温度范围是60-85℃，下段高温贫液温度范围是100-115℃。
2、如权利要求1所述的工艺，其特征在于：其中脱碳吸收富液的组成是：碳酸钾20-35％(重量)，一种或多种催化剂总重为0.5-5.0％(重量)，缓蚀剂(V2O5)0.2-1.0％(重量)，溶液温度范围是95-120℃，溶液再生度范围是1.65-1.95。
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
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CN108136321A (zh) * 2015-09-08 2018-06-08 卡普索-Eop股份公司 用于co2捕集的方法和设备

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