脱碳装置（共6篇）
脱碳装置 篇1
摘要：通过采用真空变压吸附工艺 (VPSA) 回收四套湿法脱碳装置高闪气中的有效成分, 既回收了有效气体 (H2回收率达92%) , 减少了二氧化碳排放, 还带来了巨大的经济效益。
关键词：脱碳,高闪气,变压吸附,回收
1 背景
阳煤丰喜临猗分公司是山西省化肥行业的重点骨干企业之一, 经过近二十年的发展, 形成了年产氨醇750kt、尿素1 100kt的规模。现有两个分厂, 共四套尿素生产装置和一套甲醇生产装置。与之配套的脱碳装置共五套, 除一分厂2#系统为VPSA-CO2脱碳工艺, 其余四套均为湿法脱碳工艺:一分厂1#、3#系统为NHD脱碳, 二分厂1#系统为MDEA脱碳, 2#系统为低温甲醇洗脱硫脱碳。
四套湿法脱碳装置产生的高闪气总量约为7 500m3/h, 各自的气体组成、温度、流量等参数如表1所示。
由表1看出, 四种脱碳高闪气中有效气体H2的总量为1 525.6m3/h。此项目建成之前, 脱碳高闪气大部分放空, 不仅造成环境污染, 而且浪费了宝贵资源, 因此有必要对脱碳高闪气作净化处理, 回收其中的有效气体。
本项目采用VPSA (真空变压吸附) 装置, 回收四套湿法脱碳装置高闪气中的有效气体。项目总投资约580万元, 设计处理原料气量8 000m3/h, 实际原料气量5 600m3/h, 产品气量1 536m3/h。
经过三个多月的紧张施工, 于2012年8月20日试运行。项目设计由杭州普菲科空分设备有限公司承担, 并提供装置内的吸附剂、程控阀以及仪器仪表等;土建工作主要包括罗茨风机、分离器、缓冲罐、7台吸附塔等基础的施工;安装防腐由阳煤丰喜建安公司完成, 主要工作是原球罐及其管线的拆除、管线的预制、吸附塔安装、罗茨风机就位安装等。
2 设计方案
2.1 设计工艺指标
(1) 净化气
净化气体中含CO2≤10.0%
净化气中含H2S≤5.0×10-6
净化气压力0.4MPa (表)
产品气温度常温
H2回收率≥90.0%
CO收率≥90%
(2) 解吸气
解吸气CO2≥98%
解吸气压力≥0.025MPa (表)
2.2 工艺流程
脱碳高闪气经过变压吸附装置处理之后, 得到净化气和解吸气两种气体, 如图1。
脱碳高闪气 (以下称原料气) 以压力0.5MPa、温度35℃进入界区内分离缓冲罐, 经计量后入变压吸附单元。
采用7-2-3VPSA抽真空流程, 即装置由7个吸附塔组成, 其中2个吸附塔始终处于同时进料吸附状态。其工艺过程由吸附、3次均压降压、顺放、逆放、抽真空、3次均压升压和产品气最终升压等步骤组成。
以吸附塔A为例说明其工艺过程。
(1) 吸附过程
经洗涤后的原料气以压力0.5MPa, 温度34℃进入吸附塔A, 自下而上经过吸附床层, 气体中的水分、二氧化碳等杂质被塔内吸附剂吸附, 氢氮气等组分从吸附塔顶部连续排出送压缩单元。
当被吸附杂质的传质区前沿 (称为吸附前沿) 到达床层出口预留段某一位置时, 关掉A塔的原料气进料阀和产品气出口阀, 停止吸附, 转入再生过程。
(2) 均压降压过程
吸附过程结束后, 顺着吸附方向将塔内较高压力的氢氮气放入其他已完成再生的较低压力吸附塔。这一过程不仅是降过压程, 更是回收床层死空间氢气的过程, 本流程共包括了3次连续均压降压过程, 以保证氢气的充分回收。
(3) 顺放过程
均压降压过程结束后, 塔内还有一定压力, 此时顺着吸附方向将塔内的压力进一步降低, 顺放气体直接放空, 同时可提高解吸气体中二氧化碳浓度。
(4) 逆放过程
在均压结束、吸附前沿达到床层出口后, 逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压, 此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来, 低浓度的解吸气直接放空, 逆放后期的气体送CO2工段。
(5) 真空过程
逆放过程结束后, 逆着吸附方向对吸附塔抽真空, 进一步降低压力, 使被吸附的杂质完全解吸出来, 抽空CO2气外送。
(6) 均压升压过程
在真空再生过程完成后, 用来自其他吸附塔的较高压力氢氮气对该吸附塔进行升压。这一过程与均压降压过程相对应, 不仅是升压过程, 而且更是回收其他塔床层死空间氢气的过程。
(7) 产品气升压过程
在均压升压过程完成后, 为了使吸附塔平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动, 需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用排放气将吸附塔升至吸附压力, 保证产品升压过程的充分和减少吸附压力波动的影响。
经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环, 并为下一次吸附做好了准备。
这样, A塔就完成了一个完整的循环过程, 又可以进入下一次吸附循环。
7台吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作 (始终有2台吸附塔处于吸附状态, 同时有1台吸附塔处于抽空再生) , 即可实现气体的连续分离与提纯。
2.3 工艺技术特点
(1) 装置采用一段法VPSA流程, 确保一氧化碳与氢气回收率指标。
(2) 本装置的吸附剂采用密相装填技术, 可进一步减小床层死空间, 提高有效组分回收率。
(3) 采用专用吸附剂, 选择性高, 吸附剂用量少, 配比合理, 投资更省, 运行费用更低, 指标更先进。
(4) 装置配置了性能可靠、功能齐备的PLC控制系统, 实现对装置的自动控制和调节;自控系统可实现对温度、压力、流量以及程控阀阀位等主要操作参数的数据采集、过程监视, 并能对装置运行工况进行自动跟踪监测, 对故障进行自动诊断。
(5) 采用多塔运行, 若与某一吸附塔有关的程控阀 (或控制部件) 出现故障, PSA专家诊断切换系统可以进行自适应无扰动切换, 以保证装置长期稳定运行和便于维修。
(6) 本装置配备切塔软件系统, 当某台吸附塔出现故障时可切除故障塔运行, 保证装置连续稳定运行。
(7) 本装置采用先进、可靠的气动系统作为程控阀的驱动源, 具有运行稳定、长周期、程控阀动作快、使用寿命长等优点。
2.4 主要设备 (表2)
3 试运行数据及效益分析
本装置运行状况良好, 基本达到了设计要求。试运行数据见表3。
取6天运行数据的平均值计算, H2回收率为1 536×70%/ (5 607×20.7%) =92.6%
由于本套装置投运前, 一分厂3#脱碳产生的高闪气回到压缩工段循环使用, 因此不考虑此部分H2回收产生的效益。此部分高闪气经过变压吸附装置处理后回收的H2量为:
根据运行数据表可知, 回收的H2年可产尿素:
尿素售价按1993元/t计算, 年增加销售收入:
4 结语
截止目前, 本套脱碳高闪气回收装置已投运一年零三个月, 期间原料气处理量约6 000m3/h (H2含量21%) , 产品净化气约1 620m3/h (H2含量69.5%, CO2含量9.5%) , H2回收率为约92.5%。脱碳高闪气经本套装置处理之后, 回收了大量有效气体H2, 降低了合成氨消耗, 减少了生产成本。
脱碳装置 篇2
安徽昊源化工集团有限公司是由原安徽阜阳化工总厂改制而成的大型化工企业。主要产品有总氨1 000kt/a (甲醇400kt/a) 、尿素1 000kt/a、碳酸氢铵400kt/a等。
据公司发展需要, 2007年新上一套200 000m3/h的变压吸附脱碳装置, 分两期实施 (每期各100 000m3/h) , 于2008年底全部完成并投入生产。本装置共投资8 000万元, 操作采用DCS控制系统, 自动化程度高、运行平稳、无污染, 达到了节能、降耗、减排的目的。现将该装置的设计、运行及改造情况总结如下。
1 工作原理
本装置采用变压吸附脱碳技术, 从合成氨变换气中脱除二氧化碳。利用吸附剂对气体中各组分的吸附容量随压力变化而呈现差异的特性及吸附剂的选择性, 实现加压时吸附杂质 (二氧化碳) 产出净化气体 (含氢气、氮气、一氧化碳、甲烷等) ;减压时释放杂质 (二氧化碳) , 同时吸附剂完成再生。
2 设计参数
2.1 变换气 (其组分见表1)
流量200 000m3/h
压力约2.7MPa (G)
温度≤40℃
%
2.2 净化气 (其组分见表2)
流量140 938m3/h
压力约2.6MPa (G)
温度35~40℃
%
3 工艺流程 (图1) 简介
原料气 (变换气) 在压力2.6~2.7MPa、温度≤40℃下进入系统, 先进入水分离器除去游离水后, 经流量计计量进入由20台吸附器组成的PSA-1系统 (一段变压吸附) , 该系统在任何时刻总有5台吸附器处于吸附状态, 出口端获得CO2含量为8%~12%的半成品气。半成品气经半成品气缓冲罐缓冲后, 以稳定的流量、压力输出, 直接进入PSA-2系统 (二段变压吸附) , 该系统在任何时刻总有4台吸附器处于吸附状态, 出口端获得CO2含量≤0.5%的净化气。
4 主要设备 (表3、表4)
5 运行情况
5.1 原料气 (其组分见表5)
流量195 600m3/h
压力约2.65MPa (G)
温度23℃
%
5.2 产品气 (其组分见表6)
流量约137 800m3/h
压力约2.6MPa (G)
温度23℃
%
6 优化改造措施
由于该装置设计时为国内压力级别最高、单套生产能力最大 (年产总氨400kt以上) , 国内无成功运行装置可以借鉴, 因此在设计、安装、试车及生产中暴露出一些问题。我公司通过设备改造、工艺优化、强化管理等取得了良好的经济和社会效益, 具体改造内容如下。
(1) 随着二期工程的投运, 整套装置达到了设计要求的满负荷运行, 共有吸附塔38台同时运行, 考虑到程控阀使用周期, 为避免程控阀同时坏两台而影响生产, 我们与设计院沟通后在程序上做了调整, 增加了系统故障自动检索恢复功能 (即便是操作出现错误, 计算机会自动检索到正确的程序并运行) , 大大提高了系统的安全性。
(2) 本装置投运初期, 程控阀内部密封垫片时有密封不严现象, 造成大量有效气体流失。经多次论证, 我们集中更换一批程控阀密封垫片, 并把材质更换为增强四氟。更换后, 程控阀运行平稳, 使用周期明显增长。
(3) 该装置开车期间为冬季, 气温在-5~-8℃。由于我公司的仪表空气为集中供气, 且距离该装置较远, 致使仪表空气送达本装置后因温降而带水严重, 程控阀处有积水结冰现象, 导致程控阀动作失灵, 且程控阀执行机构损坏严重。针对这一问题, 我们采取定期更换仪表空气干燥剂, 并在仪表空气进入该装置前, 设置空气缓冲罐及二级空气干燥器系统一套, 进一步提高空气品质, 方案实施后效果较好。
(4) 本装置共有真空泵9台, 其填料密封水设计为采用一次软水, 回水直接外排, 这不仅造成大量浪费, 而且也带来很大的环保压力。我们集中就地回水, 并设置密封水供给泵1台, 循环使用密封水, 收到良好的效果。
(5) 加强管理, 保证安全运行。由于该系统设备、管线大部分处于交变负荷作用下, 为避免设备故障而影响生产, 除操作、维修人员的正常巡检外, 我们每个月对所有设备、管线焊缝、密封垫等进行专项检查一次, 并做好记录, 及时发现隐患及时处理。
采取上述措施后, 系统技术经济分析如表7。
摘要：介绍变压吸附脱碳的基本原理、设计参数、工艺流程及主要设备, 系统的运行情况及优化改造措施。
脱碳装置 篇3
酸性气体的净化方法有多种, 笔者曾于1994年对一些新型的常见的净化方法做过技术和经济分析[1], 涉及化学吸收法、化学-物理综合吸收法和物理吸收法等几种湿法净化工艺。一般情况下以煤或其他重质原料生成合成气时, 其中的杂质易与化学吸收法溶液发生不可逆反应, 影响效率, 加重系统腐蚀。因此大中型煤制合成气装置大都采用可逆的物理吸收工艺脱除CO2, 这在高压气化装置尤为适用。内蒙古某煤化工企业煤基18/30装置 (180kt/a合成氨、300kt/a尿素) 以褐煤制气, 变换、脱硫脱碳压力为3.5MPa, 故选择物理吸收工艺是适宜的。可供选择的方法主要有PC法 (碳酸丙烯酯法、Flour法) 、N-甲基吡咯烷酮法 (Purisol法) 、聚乙二醇二甲醚法 (NHD法) 和低温甲醇洗法等。
变压吸附工艺, 简称PSA, 是利用变压吸附的原理对气体进行选择性吸附的工艺。早在上世纪70年代, 国外一些著名的合成氨生产商如美国空气产品和化学品公司、英国ICI公司、荷兰KTI公司、日本东洋工程公司等已经在其开发的节能合成氨新工艺中采用PSA脱碳技术。我国由于起步较晚, 当时PSA技术的产品收率 、程控阀门、吸附剂吸附分离性能等一系列问题尚在研究和探讨中, 直至90年代才将其用于中小型合成氨装置。今天, 国内变压吸附技术已经成熟, 且正以它独有的优势迅速进入气体净化、提纯等领域。本文拟以内蒙古某煤化工企业18/30装置为例, 就变换气脱硫脱碳工艺的选择和分析论证过程记述如下, 供同行参考。
1 论证过程中的初步筛选与组合
该企业在项目实施前, 组织有关专家、设计单位和专有技术厂商对变换气脱硫脱碳方法的选择进行了经济技术分析、筛选和论证。
1.1 PC法和Purisol法的屏弃
PC法即碳酸丙烯酯法。碳酸丙烯酯吸收CO2是典型的物理吸收过程, 开始用于脱除天然气中的二氧化碳。对于变换气脱碳, 由于其溶剂沸点低溶剂损耗大、稀液回收系统腐蚀比较严重、溶剂中析硫引起系统堵塞, 操作不稳定、气体净化度较低等原因, 一般只适用于气体净化度要求不是很高的流程, 国内在用的PC法厂家有的已经改为其它方法。该溶剂也可用于脱硫, 但对H2S、CO2选择性吸收能力较差, 产品CO2中硫含量较高。所以该企业在论证过程中首先屏弃了PC法。
N-甲基吡咯烷酮法 (Purisol法) 是上世纪60年代初由鲁奇公司 (Lurgi Gmblf) 开发的常温物理吸收方法, 其对H2S、CO2的选择性好于聚乙二醇二甲醚和碳酸丙烯酯溶剂, 挥发性依次为Selexol
1.2 PSA与TV法的组合
PSA可同时实现多种气体的分离, 对水、硫化物、氨、烃类等杂质有较强的承受能力, 无需复杂的预处理工序;PSA装置本身运行不会造成新的环境污染, 环境效益好, 几乎无“三废”产生。但鉴于变换气有害组分 (硫化物) 的存在, 必将在解吸过程中释放出来而污染环境, 无论从环保要求和工业卫生角度考虑, 还是尿素生产对CO2纯度的要求, 增加吸附前的脱硫都是必须的。
为满足上述要求, 该企业确定暂以TV法作为前置脱硫工艺参予煤基尿素脱硫脱碳装置的技术经济对比, 即TV+PSA组合法。理由有三: (1) 选择化学吸收法与PSA配伍, 流程简单, 没有物理吸收法的脱水浓缩和闪蒸汽压缩回收装置; (2) TV法可与目前流行的多种化学湿式脱硫方法 (如金属酞菁类化合物脱硫法) 兼容[2], 流程和设备无须改动, 可实现直接过度; (3) TV法脱硫与PSA法脱碳可以在同一温度下完成, 无须换热和升降温过程, 免除与其他方法组合产生的冷热病。
1.3 初定三种工艺择优取一
经上述分析比较, 该企业初步筛选确定了以下三种工艺即NHD脱硫脱碳工艺、低温甲醇洗净化工艺与TV+PSA脱硫脱碳工艺作为侯选工艺, 拟在对三种工艺主要技术优势、运转费用、投资估算等进行技术经济对比后, 择优取一。
2 三种工艺的主要技术特点和技术经济分析
2.1 低温甲醇洗净化工艺
低温甲醇洗 (Rectisol) 净化工艺早期由国外林德公司和鲁齐公司开发, 目前国内也有了相关技术。该工艺是在操作温度低于水冰点时利用甲醇 (21业类“A”级) 作为净化吸收剂的一种物理酸气净化系统。净化合成气总硫 (H2S与COS) 低于0.1×10-6 (体积分数) , 根据应用要求, 可将CO2物质的量浓度调整到百分之几, 或百万分之几 (体积分数) 。气体去最终合成工艺 (氨、甲醇、羰基合成醇、费-托法合成烃类等) 之前, 无需采取上游COS水解工艺或使气体通过另外的硫防护层, 脱硫和脱碳可在一个塔内分段完成。
与其他工艺相比, 除了合成气硫浓度极低外, 该工艺的主要优点是采用价廉易得的甲醇作为溶剂, 工艺配置极灵活, 动力消耗低。但由于其操作温度低, 冷量消耗和设备 (须采用低温钢) 投资较高。
2.2 NHD脱硫脱碳工艺
NHD法以聚乙二醇二甲醚为溶剂, 是我国自主开发的、类似国外Selexol法的一种湿式酸性气体净化工艺。
2.2.1 主要优点
①NHD溶剂具有优良的物化性质和热稳定性, 吸收能力强, 减压再生能耗较低。凝固点低, 可在冬季条件下安全运行;②溶剂蒸汽压低, 挥发损失小。纯溶剂对设备无腐蚀, 但实际操作中, 由于溶剂含有4～6%的水, 吸收酸性气体后对设备会有轻微腐蚀;③溶剂本身可被生物降解, 对人、生物无毒。
2.2.2 主要缺点和局限性
①吸收温度低, 需采用冷冻降温, 吸收温度一般在-10～+10℃范围;②需设置闪蒸气压缩机以将吸收的有效气体返回系统, 减少有效气体的损失;③对溶剂含水量要求严格, 需设置溶剂脱水系统;④溶剂昂贵, 一次性投料费用高;⑤脱硫和脱碳须设置独立的吸收和再生系统;⑥对有机硫吸收能力较差, 须设置有机硫水解和精脱硫装置。几项带来的负面结果是流程复杂, 设备投资和电耗增加, 维护和操作费用增加。
2.3 TV+PSA组合工艺
2.3.1 变压吸附技术脱碳的特点
①低能耗。PSA在常温下操作, 与NHD法和低温甲醇洗法相比, 可以省去制冷的能耗;不耗蒸汽, 减少了NHD、低温甲醇洗工艺的冷热病以及流程设置上的不合理部分。
②投资少, 操作费用低。PSA为干法净化, 脱碳工艺流程简单, 无液态溶剂的再生、脱水系统;吸附剂使用周期长, 一般可以使用十年以上。操作中不带液体, 无溶剂损失;无设备腐蚀问题。
③装置操作由计算机控制, 吸附塔自动切换, 故障自动诊断, 操作方便, 开停车较其他方法简单迅速;维护简单, 检修时间少, 开工率高;对原料气中杂质含量和压力等条件改变有很强的适应能力, 装置调节能力强, 操作弹性大, 调节范围宽;当装置出现故障或需要调整装置处理气量时, 装置可根据需要切换成不同的运行程序, 避免因出现小故障时装置全线停车对生产造成较大的影响。
④装置可靠性高。变压吸附装置通常只有程序控制阀是运动部件, 而目前国内外的程序控制阀均属专利产品, 寿命长, 故障率低。
⑤变压吸附装置的占地面积小, 扩建容易, 只需增加吸附塔和程控阀, 就可对PSA装置进行扩建。
2.3.2 TV法脱硫
TV法即栲胶-偏钒酸钠法, 简称栲胶法, 是我国自行开发的一种化学吸收方法。该法以纯碱、栲胶和五氧化二钒的水溶液作为吸收剂, 用于变换气脱硫, 物料消耗很低, 综合山西、河北几个类似厂家应用结果, 吨氨平均消耗纯碱0.17kg, 栲胶0.02kg, 五氧化二钒0.002 5kg, 吨氨化学品费用0.51元;吨氨耗电～35kWh。
2.3.3 TV+PSA组合工艺的主要缺点
①如1.2条款所述, 不能依赖PSA法同时完成脱硫脱碳过程, 否则会在解吸过程释放硫化物对环境造成污染, 须辅以TV法设置变换气前置脱硫工序。
②原料气中的杂质会与TV法溶液发生一些不可逆的反应, 影响效率, 加重自身系统腐蚀。
三种气体净化方法的工艺参数比较列于表1[3,4], 运转费用比较列于表2, 吨氨经济比较汇总列于表3。
注①含有机硫水解和精脱硫装置。②TV法脱硫溶液损失量按前述2.3.2款化学品消耗和费用计入。
2.3.4 关于表2、表3的说明
①年操作时间7200h, NH3产量25t/h。
②冷量价格为折成电耗后相当的价格。折算系数:a.冷量 (压缩制冷) -14℃, 0.89×106kJ/106kJ;-33℃, 2.21×106kJ/106kJ。b.电能耗1.18×104kJ/kWh。
③NHD每吨价格目前为22 000元, 180kt/a合成氨一次充装量～320m3, 密度1 027kg/m3, 一次充装费用22 000×320×1.027=7 230 080元。甲醇按2 200元/t计, 一次充装量350m3, 密度791.5kg/m3, 低温甲醇洗溶剂一次充装费用只需2 200×350×0.7915=609 445元。
④表3中低温甲醇洗计入专利费350万元, NHD计入软件费18万元。PSA专利 (或软件) 费用、专用吸附剂费用已包括在投资投资估算中。
⑤经济技术分析未计入氮气消耗。文献报道[4], 180kt/a合成氨低温甲醇洗法、NHD法均有7 000m3 (标) /h氮气消耗。该公司了解到对于PSA脱碳, 若在均压过程结束后, 利用部分氮气做冲洗再生气, 逆着吸附方向进行冲洗, 使被吸附的CO2减压解吸出来也是非常好的选择, 可以降低真空解吸时约50%或更高的电耗。因此在对三种工艺做技术经济分析时依据厂商的核算为PSA装置提供了5 000m3 (标) /h氮气做冲洗气。
3 结论或建议
1) 由上述比较可以看出, ①从能耗上看, 虽然TV法耗电高达875kWh, 但总的能耗比较, 还是TV+PSA法
2) 该公司确认:TV+PSA法投资少, 运转费用低是目前所有脱碳方法所不能比拟的, 有明显的优势, TV脱硫装置自身的腐蚀问题可以通过系统较好的钒化和缓蚀剂得到缓解。所以, TV+PSA法应是变换气脱硫脱碳的最佳选择。这里要说明的是, 它是基于18/30装置得出的结论。TV+PSA组合法用于变换气脱硫脱碳国内外尚未见大型化的报道, 国外PSA脱碳规模一般在500～600t/d合成氨, TV法则是国内开发和常用的脱硫方法。故此对于大型 (300kt/a合成氨以上) 装置, 还是应在Rectisol 法和Selexol法 (NHD法) 中择优选用, Rectisol 法与液氮洗配合则是变换气净化方法的最佳选择, 这一点可以认为是国内外化学工程公司的共识。
3) 脱硫脱碳工艺的选择取决于许多因素, 既要考虑方法本身的特点, 也需从整个流程、原料路线、加工方法、副产CO2的用途、公用工程费用等多方面考虑, 没有一种方法适用于所有不同的条件。也就是说究竟采用何种方法要从整套生产装置的总体优化来权衡, 通过工艺流程的合理配伍, 力求使之技术上先进可靠, 经济上合理。另一方面, 经济技术分析时不同数据源的选取也可能会得出不同的结论。本文记述内容仅供参考。
摘要：记述了煤基18/30装置变换气脱硫脱碳工艺技术的选择论证过程, 对低温甲醇洗法、NHD法和TV+PSA组合法进行了经济技术分析和比较, 认为TV+PSA组合法是该装置规模下的脱硫脱碳工艺的最佳选择。
关键词：变换气,脱硫脱碳,经济技术分析,选择
参考文献
[1]葛志颖.几种脱除酸性气体方法的对比[J].中氮肥, 1994, (3) :27-32.
[2]葛志颖.中型氨厂脱硫技术的过渡与选择[J].氮肥设计, 1994, (1) :48-51.
[3]王建国.合成氨净化方法的选择剖析与经济比较[J].煤化工, 2000, (3) :3-5.
脱碳装置 篇4
本工作以实际运行的13.6万t/a MDEA脱碳工业装置为研究对象, 考察了相关工艺操作参数对MDEA水溶液吸收CO2性能的影响, 研究结果对同类化工装置的高效运行具有重要的指导意义。
1 实验部分 (1)
1.1 工业MDEA脱碳装置工艺流程
图1示出了工业MDEA脱碳装置的工艺流程。粗合成气从吸收塔底部进入, 在吸收塔内与从吸收塔上部进来的贫胺液 (MDEA溶液, 以下简称贫液) 进行逆流接触, 气体中的H2S, CO2被溶液吸收并从塔底流出, 净化后的合成气 (以下简称净化气) 送至后续单元。吸收塔底部的富胺液经调节阀减压后进入贫富液换热器, 与来自再生塔底部的贫液进行热交换, 富胺液被加热后进入再生塔上部的塔盘中, 在再生塔再沸器加热作用下, 富液中吸收的酸性气被解析出来。被解析出的酸性气和水蒸气进入再生塔冷凝器中, 大部分蒸汽被凝结成液体, 进入再生塔回流槽, 经再生塔回流泵升压后将液体返回再生塔顶部, 未冷凝的酸性气和少量水蒸气从再生塔回流槽顶部进入后冷却器中, 在此气相被冷却至40℃后进入后冷却分离器, 酸性气从后冷却分离器顶部经调节阀控制压力后进入酸性气管网中, 少量酸性水从后冷却分离器底部流出至废水槽中。再生塔底部的贫液经过贫富液换热器冷却至74℃后, 进入贫液冷却器进一步被冷却至35℃, 然后经贫液循环泵升压至3.8 MPa, 最后经贫液过滤器过滤杂质后返回吸收塔循环使用。
1—吸收塔;2—贫液过滤器;3—贫液循环泵;4—贫液冷却器;5—贫富液换热器;6—再生塔;7—再生塔冷凝器;8—再生塔回流罐;9—后冷却器;10—后冷却分离器;11—再生塔回流泵;12—再生塔再沸器
1.2 关键设备结构与性能参数
表1和表2分别列出了吸收塔、再生塔的主要结构及性能参数。
1.3 粗合成气组分组成
表3列出了粗合成气的组分组成情况。
%
1.4 实验方法
利用图1所示的工业装置, 在粗合成气中CO2组分摩尔分数为10.22%, 吸收塔温度为45℃的条件下, 分别改变贫液MDEA浓度、吸收塔液/气比 (贫液与合成气的质量比, 下同) 、吸收塔压力、再生塔蒸汽用量与贫液循环量比 (质量比, 以下简称再生塔汽/液比) 等参数, 进行变工况运行。在每种工况达到稳定时, 从MDEA吸收塔的顶部取样, 通过气相色谱分析法测定净化气中CO2组分的含量 (摩尔分数, 下同) 。
2 结果与讨论
2.1 贫液MDEA浓度对净化气中CO2含量的影响
在吸收塔压力为3.1 MPa, 贫液循环量为70 t/h, 粗合成气进料量为17 t/h的条件下, 通过向再生塔内补加脱盐水的方法来逐渐降低贫液MDEA浓度, 考察净化气中CO2含量的变化, 结果见图2。
由图2可见, 当贫液中MDEA质量分数大于30%时, 净化气中CO2的摩尔分数降低至0.32%, CO2脱除率 (以下简称脱碳率) 高达96.8%;随着贫液中MDEA质量分数的减小, 净化气中CO2摩尔分数逐渐升高, 脱碳率明显降低;当贫液中MDEA质量分数降低至15%时, 净化气中CO2摩尔分数上升至3.05%, 脱碳率为70.2%。这表明当贫液中MDEA质量分数高于30%时, 其对合成气中CO2的吸收效果较好, 脱碳率大于96.0%。
2.2 吸收塔液/气比对净化气中CO2含量的影响
在吸收塔压力为3.1 MPa, 贫液中MDEA质量分数为30%, 粗合成气进料量为17 t/h的条件下, 通过逐渐增加贫液流量的方式, 考察净化气中CO2含量的变化, 结果见图3。
由图3可见, 随着吸收塔塔顶加入的贫液流量由29 t/h增加至76 t/h, 即吸收塔内的液/气比由1.71上升至4.47, 净化气中CO2含量由4.89%下降到0.28%, 脱碳率则由52.1%上升至97.2%, 提高了45.1个百分点。这表明在保持进入吸收塔贫液中MDEA浓度不变的情况下, 增加贫液循环量可显著降低净化气中的CO2含量。若要使脱碳率大于97.00%, 液/气比不应低于4.50。
2.3 吸收塔压力对净化气中CO2含量的影响
在贫液中MDEA质量分数为30%, 粗合成气进料量为17 t/h, 贫液循环量为75 t/h (即吸收塔内的液/气比为4.41) 的条件下, 改变吸收塔的操作压力, 考察净化气中CO2含量的变化, 结果见图4。
由图4可见, 随着吸收塔压力的升高, 净化气中CO2的含量先迅速下降, 当该值大于2.6 MPa时, 净化气中CO2的含量下降减缓;吸收塔压力为1.6 MPa时, 运行稳定后净化气中CO2含量为1.32%, 脱碳率为87.0%;吸收塔压力为2.6 MPa时, 运行稳定后净化气中CO2含量为0.35%, 脱碳率为96.6%。
2.4 再生塔汽/液比对净化气中CO2含量的影响
在吸收塔压力为3.1 MPa, 贫液中MDEA的质量分数为30%, 贫液循环量为75 t/h, 粗合成气进料量为17 t/h的条件下, 改变再生塔再沸器的蒸汽用量, 考察净化气中CO2含量的变化。结果 (见图5) 表明, 随着再生塔汽/液比的增大, 净化气中CO2的含量迅速下降;当该值约为0.10时, 净化气中CO2的含量下降减缓。可见, 为了减少蒸汽用量及MDEA的降解速度, 适宜的再生塔汽/液比应控制在0.08~0.10。
2.5 优化条件下的脱碳效果
在吸收塔压力为3.1 MPa, 贫液中MDEA的质量分数为30%, 贫液循环量为75 t/h, 粗合成气的进料量为17 t/h, 再生塔汽/液比为0.08的优化条件下操作, 运行稳定后分析了净化气的组分组成, 结果见表4。
%
由表4可见, 净化气中CO2摩尔分数为0.01%, 脱碳率达到99.9%。
3 结论
a.基于MDEA脱碳工业装置, 在粗合成气中CO2组分摩尔分数为10.22%的条件下, 考察了贫液MDEA浓度、吸收塔液/气比、吸收塔压力、再生塔汽/液比等工艺条件对净化气中CO2含量的影响。结果表明, 在试验范围内, 随着上述各工艺参数的增大, 净化气中CO2的含量均呈先快后慢的降低趋势, MDEA溶液对CO2的吸收性能明显增强。
b.在吸收塔压力为3.1 MPa, 温度为45℃, 贫液中MDEA的质量分数为30%, 贫液循环量为75 t/h, 粗合成气的进料量为17 t/h, 再生塔汽/液比为0.08的优化条件下操作, 净化气中CO2摩尔分数可降至0.01%, 脱碳率大于99.5%。
摘要：基于N-甲基二乙醇胺 (MDEA) 脱碳工业装置, 考察了贫胺液MDEA浓度、吸收塔贫胺液与合成气的质量比、吸收塔压力、再生塔蒸汽用量与贫胺液循环量的质量比等工艺条件对CO2脱除效果的影响。结果表明, 随着上述各工艺参数的增大, 净化气中CO2的含量均呈先快后慢的降低趋势, MDEA溶液对CO2的吸收性能明显增强。在吸收塔压力为3.1 MPa, 温度为45℃, 贫胺液中MDEA的质量分数为30%, 贫胺液循环量为75 t/h, 合成气的进料量为17 t/h, 再生塔蒸汽用量与贫胺液循环量的质量比为0.08的优化条件下, 合成气中CO2组分的摩尔分数由10.22%可降至0.01%, 脱碳率大于99.5%。
关键词：合成气,N-甲基二乙醇胺 (MDEA) ,脱碳装置,吸收塔,CO2脱除率,工艺参数优化
参考文献
RH真空脱碳工艺研究 篇5
关键词：IF钢,真空脱碳,脱碳速度
随着科学技术和经济的发展, 用户对汽车板质量的要求越来越严格, IF钢作为无间隙原子钢要求不断降低钢中碳含量, 以提高冷轧钢板的深冲性能。这就要求实际的生产中, 在生产允许的时间内把碳降至极低范围。RH真空脱碳能力对后续能否生产出合格的优质深冲钢产品至关重要, 因而必须研究RH碳氧反应, 系统分析和研究IF钢生产的工艺制度, 分析各种因素对RH碳氧反应的影响, 寻求最优化的生产工艺参数, 强化脱碳反应, 同时满足IF钢对质量的要求。
1 RH真空脱碳原理分析
1.1 热力学原理
在真空状态下, 碳脱氧是最重要的脱氧反应
真空下碳氧热力学平衡关系只在气-液交界面上才有效。在气-液相界面上, 脱碳产物CO能从液面上去除到气相中, 此时反应的平衡受气相中CO分压力影响。在实际操作中, 由于向钢液吹入惰性气体或在器壁的粗糙的耐火材料表面上形成气泡核, 减小了表面张力的附加压力, 有利于真空脱碳反应的进行。向钢液吹入惰性气体后形成很多小气泡, 这些小气泡内的CO含量很少, 钢液中的碳和氧能在气泡表面结合成CO而进入气泡内。直到气泡中的CO分压达到与钢液中的、相平衡的数值为止。这就是吹氩脱气和脱碳的理论根据。
1.2 动力学原理
根据前面的分析, 碳氧反应只能在现成的钢液-气相界面上进行。在实际的炼钢条件下, 这种现成的液-气相界面可以由与钢液接触的不光滑的耐火材料或吹入钢液的气体来提供。可以认为在炼钢过程中, 总是存在着现成的液-气界面。因此, 可以认为碳氧反应的步骤是:
1) 溶解在钢液中的碳和氧通过扩散边界层迁移到钢液和气相的相界面;2) 在钢液-气相界面上进行化学反应生产CO气体;3) 反应产物 (CO) 脱离相界面进入气相;4) CO气泡的长大和上浮, 并通过钢液排出。步骤2) 、3) 、4) 进行的都很快, 控制碳氧反应速率的是步骤1) 。碳在钢液中的扩散系数比氧大 (DC=2.0×10-8m2/s, DO=2.6×10-8m2/s) , 一般碳含量又比氧含量高, 因此氧的传质是真空下碳氧反应速度的限制环节。
在高温条件下, 气-液界面上化学反应速率很快。同时, CO气体通过气泡内气体边界层的传质速率也比较快。所以可以认为, 气泡内CO气体与气-液界面上钢中碳和氧的活度处于化学平衡。这样, 碳脱氧的速率就由钢液相边界层内碳和氧的扩散速率所控制。碳在钢液中的扩散系数比氧大, 钢中碳的浓度一般又比氧的浓度高出一到二个数量级, 因此氧在钢液侧界面层的传质是脱碳速率的控制环节。
2 RH脱碳反应速度
2.1 RH处理脱碳速度
RH处理脱碳速度公式为:
式中:v:RH真空室内钢液体积, m3;ak:脱碳反应速度系数, m3/min;Cv:真空室内初始碳含量;Ce:与CO分压平衡的钢液碳含量, %;t:脱碳时间, min。
2.2 提高脱碳速度
增加ak——增强混合, 加快[C]向反应界面的传递速度;
减少Ce——提高真空度, 降低Pco。
3 合理脱碳工艺研究
1) 初始氧含量对脱碳的影响。当初始碳含量为0.03%时, 在不吹氧的情况下, 初始氧含量越高, 脱碳速率越大, 脱碳终点碳含量越低, 但当初始氧含量大于500PPm时, 对终点碳影响不大。由此可见, 不同的初始碳含量有一个与之匹配的临界初始氧含量, 使脱碳速率达到最大, 当钢中氧含量低于该临界氧含量时, 将造成脱碳速率降低, RH终点碳升高, 这时需吹氧强制脱碳;当氧含量高于临界氧含量时, 氧含量对脱碳速率影响较小, 因而相同处理时间终点碳含量变化也不大。因此, 只要确定合理的初始碳含量和初始氧含量, 就能保持最大的脱碳速度。我厂RH进站碳含量一般控制在0.025~0.04%之间, 氧含量控制在400~600PPm, 能较好的保证脱碳速度。2) 真空度对脱碳的影响。对于真空处理工序来说, 必须尽快达到真空精炼所需真空度, 预抽真空能增大脱碳速率, 从而减少脱碳时间;真空度越低, 碳氧反应产生的CO的分压越低, 有利于反应向生成CO方向进行。3) 脱碳时间对脱碳的影响。当真空室压力降级到一定程度时, 钢液开始循环, 其脱碳速度迅速增加, 在2min左右, 钢液最大脱碳速度为90ppm/min, 然后逐渐降低, 14min后其脱碳速度小于1.5ppm/min, 钢液中碳含量在0.002%以下, 能满足超深冲系列钢对碳的特殊要求。因此, RH处理时需延长脱碳时间, 一般控制脱碳时间在15min左右为宜。4) 吹氩流量对脱碳的影响。适当增加提升气体流量可增加环流量。而环流量增大, 钢液混合时间缩短, 脱碳速率越快, 同时脱碳后期增大吹氩流量也有利于降低终点碳含量, 但过度增加吹氩流量会引起钢液喷溅现象。5) 浸渍管直径对脱碳的影响。随着浸渍管内径的增大, 脱碳速率增加, 脱碳终点碳含量降低, 我厂标准容量为300吨的钢包对应浸渍管内径为750mm, 使用过程中随着管内侵蚀还会有一定程度的增加, 在现有内径下, 脱碳15分钟, 钢水中碳含量可达10ppm左右, 效果还是很好的。
4 结语
影响RH脱碳效果的因素很多, 应该综合考虑、协调处理。在现有RH设备条件下, 通过采取各种技术措施, RH处理IF钢的合理工艺参数为:初始碳含量为0.03%, 初始氧含量为600ppm, 吹氩流量为2300Nm3/min。如果初始条件相同的情况下, 要求脱碳结束时碳含量达到10ppm左右, 则需要延长脱碳时间到15分钟以上。
参考文献
[1]高泽平, 贺道中.炉外精炼.冶金工业出版, 2007.
[2]岳封, 崔衡等.北京科技大学学报, 第31卷, 2009.
醇胺法脱硫脱碳技术论述 篇6
通常用于天然气脱除酸性组分的方法有化学溶剂法、物理溶剂法、物理化学溶剂法、热钾碱法、直接转化法、膜分离法及低温分离法等。本文仅讨论基于烷醇胺 (以下简称醇胺) 的脱硫脱碳方法的研究进展。
1 醇胺法脱硫脱碳工艺的发展概况
醇胺法脱硫脱碳工艺技术在1930年由R.R.Bottoms发明并申请专利, 经过80余年的发展, 迄今, 此工艺仍是天然气和炼厂气脱硫脱碳中应用最广泛的工艺, 在合成氨工业及通过合成气制备下游产品的工业中也有应用。其主要依靠酸碱反应来吸收酸气, 升温时吐出酸气, 具有净化度高、适应性宽、应用广泛、经验丰富的优点。近年来, 由于大气污染的防治问题、能源节约问题及气田气质的高硫化发展, 都给脱硫脱碳的技术提出了新的挑战。研究者们在胺液选用、醇胺溶液纯度维持及再生、工艺设计和操作的改进方面做了大量的工作。国内外在对复合醇胺法 (配方型溶剂) 的研究上, 都取得了一定的进展, 较之之前应用的单一醇胺法有了脱酸更深、可脱除有机硫等优点。配方型溶剂按其不同的功能大致可分为3类:加强选吸型、、脱硫脱碳型、脱有机硫型, 需根据原料气组成、净化要求等来选择配方。
2 醇胺法的工艺流程
醇胺法脱硫脱碳的典型工艺流程主要由吸收、闪蒸、换热和汽提四部分组成。其中, 吸收部分是将原料气在吸收塔与经醇胺溶液接触, 将原料气中的酸气脱除至所需指标或要求;闪蒸部分是通过闪蒸将吸收了酸性组分后的醇胺溶液在吸收酸性组分时所吸收的一部分烃类除去;换热是回收离开再生塔的贫液热量;再生是经加热将富液 (富含酸气的醇胺溶液) 中吸收的酸性组分解吸出来转为贫液循环使用。
经过解吸后的酸性气体, 进而输入硫磺回收装置进行硫磺生产, 经硫磺成型设施生产出硫磺工业品, 其多余尾气经处理燃烧后排放至大气, 从而达到了经济效益与社会效益的最大化, 取得了良好的效果。
3 醇胺溶液
3.1 单一醇胺溶液
常用于脱硫脱碳的醇胺主要有单乙醇胺 (MEA) 、二乙醇胺 (DEA) , 其次是二甘醇胺 (DGA) 、二异丙醇胺 (DIPA) 、甲基二乙醇胺 (MDEA) 等。它们对酸性气体的吸收活性依次为:MEA>DEA>DIPA>MEDA。主要通过酸碱反应以吸收酸气, 升温发生逆反应放出酸气, 吸收介质则可以充分利用。下面分别介绍几种单一醇胺法脱硫脱碳的技术特点。
3.1.1 一乙醇胺 (MEA)
早期的装置都以MEA为溶剂。MEA为伯醇胺, 摩尔质量最小, 碱性最强, 化学反应活性好, 酸气负荷高, 对原料气中的H2S和CO2几乎没有选择性, 可获得较高的净化度, 脱除酸气所需的循环液量较少。其主要缺点是蒸气压高、挥发性强、溶剂的蒸发损失量大, 易于发泡及降解变质, 且与原料气中的CO2会发生不可逆副反应生成难以再生的降解产物, 导致溶剂降低或丧失脱硫能力。同时, MEA再生塔底温度一般在121℃以上, 高温造成再生系统腐蚀严重。由这些缺陷, MEA正逐渐被其它方法所取代。
3.1.2 二乙醇胺 (DEA)
1950年后, 针对法国、加拿大净化高酸气天然气的要求而开发。DEA为仲醇胺, 碱性比MEA弱, 对原料气中的H2S与CO2基本无选择性, 同时也吸收COS、CS2, 且与COS、CS2生成的化合物可再生, 但反应速率较低。与有机硫化合物发生副反应时溶剂损失相对较少, 因此适用于原料气中有机硫化合物含量较高的原料气。
3.1.3 二异丙醇按 (DIPA)
20世纪50年代后期, DIPA开始应用于天然气和炼厂气的净化。其溶液具有一定的选择性, 可脱除全部的H2S和部分的CO2。其水溶液的浓度一般选择30%-40% (w) 。DIPA化学稳定性优于MEA和DEA, 所以溶剂的降解变质情况有所改善。溶液的腐蚀较小, 易于再生, 所需的回流比显著低于MEA和DEA。
3.1.4 甲基二醇胺 (MDEA)
1980年后, MEDA广泛应用于气体净化。MDEA为叔醇胺, 整个分子中无活泼H原子, 其化学稳定性好, 溶剂不易降解变质;相比MEA和DEA, 溶液的腐蚀性和发泡倾向较小。在原料气中CO2/H2S比很高的条件下, 选择性地脱除H2S, 节能效果明显。
MDEA溶剂的一系列优越性使得其在近期发展势头迅猛。目前我国的天然气和炼厂气净化装置大多采用此方式, 或采用以MDEA为主要组分的复配溶剂 (配方型溶剂) 。据估计。目前在天然气的净化工艺中MDEA的用量占醇胺总量的50%左右。
3.2 复合醇胺溶液
1981年, 美国鉴于单一的醇胺溶剂不能解决复杂的气质问题, 而首先提出了配方型溶剂的概念。其实质是在MDEA的基础上, 按不同的工艺要求加入添加剂以改善溶剂的脱硫脱碳性能。总体而言, 复合醇胺溶剂的主要技术特点可归纳为:
3.2.1 更高的选择性;
3.2.2 脱除CO2的量可调节;
3.2.3 脱除有机硫化合物;
3.2.4 腐蚀性、发泡倾向的减小。
3.2.5 混合胺溶液
针对MDEA与CO2反应速率低的问题, 在MDEA中加入一定量的MEA或DEA组成混合胺溶液可以解决。其将伯胺或仲胺的高吸收CO2性能和叔胺的低腐蚀、低降解、低吸收反应热、高溶剂浓度、高酸气负荷等优势结合起来。这样的混合胺溶剂能够提高原有装置的处理能力、降低能耗, 且能够在吸收塔操作压力较低 (气体分压低) 的情况下, 提高H2S和CO2的吸收能力。
3.3 活化MDEA溶剂 (αMDEA配方溶液)
αMDEA溶剂由德国BASF公司开发, 在20世纪70年代开始被广泛应用。此溶剂适用于CO2分压极高的场合, 在流程上, 采用多级降压闪蒸, 最大限度地释放溶解于其中的CO2, 达到高度节能的目的。
3.4 脱有机硫配方溶液
通常, 酸性天然气中还含有一定量的有机硫化物, 炼厂气中则更高。各国的对天然气气质的要求不仅有H2S、CO2的含量要求, 还有对总硫含量的要求, 所以对有机硫化物也要进行处理。常见的有机硫化物有硫醇、COS和C2S, 其酸性极弱, 难以与醇胺生成可再生化合物, 所以需要新的配方型溶液来解决这些问题。
从原理上讲, 此类溶剂大都由MDEA、有机溶剂和水三者组成, 具体配比与净化要求相关。增加MDEA的量可提高对H2S的脱除, 降低配方中物理溶剂的量可减少对重烃的溶解及降低有机硫脱除率。
4 结语
随着人们对环境保护的日益重视, 天然气的使用吸引了大众的视线, 对天然气的净化及对对杂质气体的处理就有了更高的要求, 这些都促使原有工艺的改进和新技术的出现。脱硫脱碳的方法由最初的单一醇胺法发展为多种醇胺复配的混合醇胺法。对于多种工艺方法, 应根据原料气的性质、净化要求等选择, 针对不同的工况并与适当的工艺流程相匹配, 最大限度地提高硫脱除率。另外, 随着有机合成技术的发展, 合成具有配方溶液性能的功能性分子, 替代现有的配方溶液也是目前的一个研究方向。
摘要：我国天然气酸性较高, 需要将酸性组分脱除。本文主要介绍醇胺法脱硫脱碳技术, 从发展历程、工艺流程与前景方向方面论述。着重介绍了几种复合醇胺的机理、优缺点及应用场合。
关键词：天然气脱酸,醇胺法,原理,复合醇胺法
参考文献
[1]陈赓良.醇胺法脱硫脱碳工艺的回顾与展望[J].石油学与天然气化工, 2003, 32 (3) :134142.
[2]韩淑仪, 王科, 黄勇等.醇胺法脱硫脱碳技术研究进展[J].天然气与石油, 2014, 32 (3) :1922.