低温甲醇洗工艺系统分析及改进

温 溯

（赛鼎工程有限公司，山西太原 030000）

1 低温甲醇洗简介

我国富煤而石油与天然气相对匮乏，煤炭在中国一次能源中的比例占70%。特别是传统的煤炭开采及加工利用方法已经对经济发展与生态环境产生了严重影响，当今发展洁净能源及循环经济已经成为经济和社会可持续发展的重要保障，提高煤炭利用率减少温室气体排放和环境污染是现实的选择。低温甲醇洗工艺是一种高选择性、高净化度、低能耗的气体净化方法，以其独特的净化优势，在以煤、油渣为原料的大型化工装置中广泛应用，成为大型煤化工项目的首选净化工艺。

本文阐述了赛鼎工程有限公司自主研发的低温甲醇洗工艺在项目中的应用及改进情况。低温甲醇洗是基于物理吸收的气体净化方法。该方法是用甲醇同时脱除H2S、CO2和各种有机硫，HCN、C2H2、C3及C4以上的气态烃、水蒸气等，可以达到很高的净化度。气体中的总硫可脱至＜0.1×10-6（φ），二氧化碳可脱至（10～20）×10-6（φ）。

2 低温甲醇洗工艺配置改进

低温甲醇洗工艺有几种不同的流程配置，主要有赛鼎、鲁奇、林德和大连理工。林德和大连理工的流程适用于气流床气化方法，二者的流程配置有很多相似的地方；赛鼎和鲁奇流程是为固定床气化所配置的，因气化的气体成分比较复杂，故流程也较复杂。几年来，我公司通过对多套引进装置的消化吸收，建立了相关的数据库，依据多年的设计经验，拥有了自己独立的设计技术。

某煤制天然气项目A 和B 采用的低温甲醇洗工艺技术均为我公司自主知识产权。本文对这两个项目低温甲醇洗工艺进行分析并在工艺上进行完善和改进。方案一：煤制天然气项目A 为原设计流程方案二：煤制天然气项目B 为改进流程

2.1 煤气冷却系统改进

两个流程对比：A 项目粗煤气冷却系统是以一个缠绕式换热器为主，配置一个常规换热器及两个氨冷器，另有两个粗煤气分离器。冷却系统采用一个缠绕式换热器，是用净化气、来自CO2闪蒸塔Ⅰ段和H2S 浓缩塔Ⅰ段的闪蒸气和粗煤气进行换热，把粗煤气从8℃冷却到-15℃。

B 项目经过改进调整为两个缠绕式换热器、一个氨冷器和一个粗煤气分离器。并且是把粗煤气分成两股，分别用净化气、来自CO2闪蒸塔Ⅱ段的CO2气、H2S 浓缩塔Ⅰ段的闪蒸气和H2S 浓缩塔Ⅱ段的CO2气进行换热，把粗煤气从40℃冷却到-16℃。

换热情况一览表如表1所示。常规立式换热器为净化气与粗煤气换热，把粗煤气从40℃冷却到23℃。

从表1可以看出，冷源变为四股，原来CO2闪蒸塔Ⅰ段的闪蒸气不再进入缠绕式换热器进行换热，这股气其实是由CO2闪蒸塔Ⅰ段先进入4塔Ⅰ段，通过洗涤进一步脱除CO2后进入缠绕式换热器。这股气除了含有少量CO2外，还含有CH4、CO、H2等有效成分，其在提供冷量后进入燃料气压缩机，可以将有效气体成分回收，以降低项目生产成本。另外增加了从CO2闪蒸塔Ⅱ段来的CO2，和H2S 浓缩塔Ⅱ段来的CO2气这两股气的冷量可对粗煤气进行冷却，从而减少一个氨冷器和一个分离器，利用系统内部冷量的合理利用以达到粗煤气冷却的目的，减少了额外冷量消耗。

改进后优点：减少了一个氨冷器节约冷量约7.074×106kJ/h和一个分离器的布置，给两个缠绕式换热器的布置提供有利空间，换热器规格同时变小，利于设备的布置和管道布置。将CO2闪蒸塔Ⅰ段闪蒸气先进入H2S 浓缩塔Ⅰ段，通过洗涤进一步脱除CO2，可对燃料气进行进一步的净化，使去往燃料气管网的气体中有效成分的含量更高。重新调配了气气换热器系统，采用绕管换热器，缩小了换热温差，有效节约能耗，更多回收了冷量且使排放气温度以较高的温度排放，避免现场出现排放气管线结霜现象。

2.2 CO2吸收系统改进

两个项目对比：A 项目设计的CO2吸收塔是在塔顶精洗段喷入-42℃的甲醇贫液，无硫甲醇半贫液在主洗段顶部喷入，同时与来自精洗段的甲醇汇合。汇合后的甲醇与煤气逆向流动，吸收CO2、H2S 和COS，由于CO2溶解热的作用使得甲醇温度上升。为了提高甲醇的吸收能力，从第11#塔盘将甲醇引出，用-40℃级氨蒸发将甲醇冷却到-34℃，再经换热器用CO2闪蒸塔Ⅱ段闪蒸液继续冷却到-40℃，冷却后的甲醇返回到CO2吸收塔下段（第10#塔盘上）作为吸收液。

再说烟酒。烟酒伤身，早已是科学共识，但嗜烟酗酒的人在年轻时，总是以为烟酒的危害离自己很远，总是觉得那是危言耸听，总是侥幸地认为自己不会被厄运砸到。当有一天，躺在了医院里、病床上，甚至车轮下，医生说就是吸烟太多喝酒太狠了，你追悔莫及，悔不当初。可世界上没有后悔药，没有回头路，都是单程单行票。居安的时候不信有危，有危的时候没有了返回安的路。

B 项目的设计取消了来自CO2闪蒸塔的无硫甲醇半贫液进入CO2吸收塔主洗段的这股洗涤液，而是用热再生塔底部热再生后的贫甲醇从塔顶进行逐级洗涤，虽然再生甲醇的用量增大但总体上洗涤甲醇循环量减少，同时给开车状态下系统运行的稳定性带来了保证。从A 项目现场反馈的问题，在开车初期甲醇液循环波动大或操作人员经验不足的情况下脱硫效果不佳，使净化气中H2S 含量超标。

另外A 项目流程要从CO2吸收塔底部11#塔板抽出一股吸收液经过冷却提高吸收效率，再通过甲醇循环泵返回10#塔板。而B项目的设计是从塔顶开始用贫甲醇从高到低逐级洗涤，段间经过换热器冷却，减少了一台甲醇循环泵，降低了装置的运行成本，节约了泵房的布置空间。

改进后优点：将原来无硫甲醇半贫液和贫甲醇吸收系统改进为全部贫甲醇吸收系统，使净化气质量指标更加容易保证，在开车阶段和操作不熟练情况下有明显优势，总的循环甲醇用量减少，降低CO2闪蒸塔运行负荷，缩减了塔径。分两段向脱碳塔内补充冷量，其中一段采用系统内的换热来完成，充分利用了系统内的冷量，从而节约了制冷剂的消耗约4.186×106kJ/h。减少一个甲醇循环泵，降低了装置的运行成本。

2.3 H2S浓缩系统换热系统配置改进

两个项目对比：A 项目的H2S 浓缩塔为三段，B 项目在满足工艺要求的前提下设计成两段，简化了设备结构。A 项目的热再生塔的H2S 富气返回硫化氢浓缩塔3段的过程中是利用三个串联的热交换器（一台水冷器串联两台气气换热器）将冷却温度从56℃降低到-28℃；B 项目的H2S 热闪蒸气进入H2S浓缩塔经过两个串联的换热器（一台水冷器串联一台气气换热器）将温度从70.5℃降低到-35℃，二者体积流量接近，减少一个换热器，同时可以缩小换热器的换热器温差，更加有利于能量的回收。

在液相方面，A 项目硫化氢浓缩塔的H2S 浓缩液经过一台缠绕式换热器和5台卧式贫富甲醇换热器换热后进入热再生塔，且该换热器体积庞大，不易布置。B 项目将该换热系统配置进行修改，通过两台换热器和一台水冷器满足换热要求，并且在换热过程中间增加了一台中间闪蒸槽，使含硫甲醇富液在升温过程中闪蒸出的气体返回H2S 浓缩塔进行再吸收，减少两相流的出现，有利于泵的选型及管道系统稳定运行，从而保障了热再生系统运行的稳定性。

改进后优点：通过对进出H2S 浓缩塔气相和液相的换热情况对比，在满足工艺要求的情况下优化了该系统的换热系统配置，减少了换热器配置数量的同时达到换热要求，同时增加了甲醇溶液的中压闪蒸槽，使浓缩液体中溶解的气体析出能返回到H2S 浓缩塔底部进行再吸收，使系统中两相流管道（含硫甲醇溶液）在传送过程中气体不易解吸出，减少含硫甲醇富液管道解吸产生管道振动的情况，从源头对两相流管道振动的情况进行改进，保证装置的稳定运行。

2.4 全装置公用工程消耗对比

表2 公用工程消耗对比表

3 方案比较总结

B 项目冷量消耗比A 项目减少30%。主要体现在下面两个方面。

1）方案二采用绕管式换热器分别回收CO2闪蒸塔Ⅱ段和H2S 浓缩塔Ⅱ段的CO2气体的冷量，缩短了冷端温差，保证能够比较充分地利用系统的冷量。在贫液冷却部分，采用循环水来对贫液的高温段进行降温，从而降低了系统冷量的消耗。

2）采用的氮气气提方式增大了氮气的消耗，减小了CO2析出分压。获得更低温度的甲醇液，便于利用该液体对系统进行换热冷却，也是该装置冷量消耗减少的重要原因。

在溶液再生方面，两个方案的含碳液和脱硫液再生方式基本相同。方案二由于将贫甲醇洗涤液改进为再生甲醇洗涤，增加了甲醇溶液再生系统液体总量。低压蒸汽用量有所增加，但没有提高整体运行费用。

在设备选型和换热系统配置方面，方案一和方案二均在煤气冷却系统选用了绕管式换热器，而两个方案缠绕式换热器的方案换热网络不同。由于利用了缠绕式换热器特点，所以精简了煤气冷却系统换热器布置方案，实现布置简洁，配管方便。虽然设备投资会因此增加，但是在原料气比较洁净的工程中比较实用。

方案二中对原设计中设备和换热器规格进行了改进，减少了2台氨冷器、1台分离器、3台换热器及1台泵，不仅是对塔进行了重新计算，改变塔内结构形式，将浮阀塔板改为填料塔，使CO2闪蒸塔和尾气洗涤塔的直径大幅缩减。萃取系统的改造为设备运输制造提供有利条件，也使萃取有更好的效果，石脑油质量提高。

通过改进，B 项目低温甲醇洗的工艺流程更加合理，换热系统配置更加完善，总体上优于A 项目。

4 结束语

通过对于低温甲醇洗工艺的优化和改进，以及两种方案的对比，优化系统方案的换热装置，利用余热答到后期加热的目的，通过改进使B 项目低温甲醇洗的工艺流程更加合理，换热系统配置更加完善，总体上优于A 项目。胡在萃取过程中使用B 项目，能够让整个方案有更好的效果，提高石油质量。