一种高压脱除硫化物和二氧化碳的方法 技术领域：
本发明属于气体分离工程领域，具体涉及脱除工艺气中硫化物和二氧化碳的高效节能物理吸收法。
背景技术：
脱硫脱碳过程是合成氨厂的一个重要环节，近年来，工业上气体净化趋向于采用更高压力操作。物理吸收法更能满足其工艺条件。已经成熟的NHD净化法的投资和操作费用较低，不必采用蒸汽再生，不用安置大量的换热设备和大规模的冷却系统。当原料气组成和其它工艺条件波动时，NHD吸收装置有较大的适应性和操作弹性。NHD法的脱碳指标完全能达到小于0.1％，与甲烷化相配，能耗仅为热法的1/6左右。
与本发明相关的技术主要有：
1、Kohl，A.L.，and Riesenfield，F.C.，“Gas Purification”，Third Edition，Gulf PublishingCompany，1979，748-756，773-779，该书报导了的德国鲁奇(Lurgi)公司的Rectisol工艺(冷甲醇法)。二氧化碳、硫化物等气体在低温甲醇中有很大的溶解度，一旦降压，这些溶解气体又易从甲醇溶液中逸出。书中还报导了美国费洛尔(Fluor)公司开发的费洛尔溶剂技术。它以碳酸丙烯酯为物理吸收溶剂脱除天然气中大量二氧化碳。后来进一步在以天然气为原料的合成氨厂中，用碳酸丙烯酯脱除变换气中二氧化碳。
2、US 3,737,392，1973，从气体混合物中脱除酸性气体所用的溶剂组成。该专利由美国阿利德公司(Allied Chemical Corporation)申报。所申报的塞勒克梭(Selexol)工艺，以聚乙二醇二甲醚[CH3O(C2H4O)XCH3]为溶剂，式中：X＝3～9，同系物大致组成X＝3，4～9％；X＝4，22～24％；X＝5，24～28％；X＝6，20～22％；X＝7，13～15％；X＝8，6～8％；X＝9，2～4％。该法用于脱除气体混合物(如天然气)中所含地硫化氢、二氧化碳等酸性气体。
3、CN 85,103,897A，1985，文章推出了从含酸性气体的混合气中脱除硫化物和二氧化碳的高效物理法，采用组成为CH3O(C2H4O)XCH3聚醇醚作吸收剂，其中X＝2，2～5％；X＝3，18～19％；X＝4，28～30％；X＝5，23～26％；X＝6，18～20％。该法与其它物理法相比，具有能耗低，净化度高，选择性好，流程简单，溶剂无毒，无腐蚀，稳定等特点，可用于合成氨和制氢原料气、城市煤气、天然气等的净化，以取得较好的节能效果。该发明用于20公斤/厘米2的低压吸收。
4、CN 13561584A，2002，该发明是关于脱除工艺气中硫化氢和二氧化碳的高效节能的物理吸收法。主体溶剂是聚乙二醇二甲醚，组成要求X＝2和X＝3，≤13％；X＝4，X＝5和X＝6，≥73％；X＝7和X＝8，≤12％，活化剂是一种杂环类化合物，使用时，容许溶液含有小于10％(wt)的水量。
发明内容：
本发明的溶剂主体是聚乙二醇二甲醚，组成要求X＝2和X＝3，≤13％；X＝4，X＝5和X＝6，≥73％；X＝7和X＝8，≤12％，不含添加剂，使用时，允许溶液含有小于10％(wt)的水量。
本发明与冷甲醇法和费洛尔法相比，溶剂不同。与US 3,737,392相比，处理对象、溶液的组成、各组分在吸收中所起作用的看法及流程不一样。与CN 85,103,897A的使用压力(20公斤/厘米2低压吸收)相比，本发明使用压力明显提高。这种高压操作，更有利于聚醇醚对二氧化碳、硫化氢等酸性气体的吸收，提高其吸收能力。
上述对比，列表如下： 冷甲醇法 费洛尔法 US3737392 CN85103897A CN13561584A 本发明 处理 对象 天然气 合成气 天然气 混合气 工艺气 工艺气 溶剂 甲醇 碳酸丙烯酯 聚乙二醇二甲醚 具体组分I 聚乙二醇二甲醚 具体组分II 聚乙二醇二甲醚 具体组分III 聚乙二醇二甲醚 具体组分VI 重要 组分 X＝3、4 X＝4、5、6 及活化剂 X＝4、5、6 流程 二段吸收正压 气提 二段吸收 正压气提 一段吸收 正压气提 一段吸收 真空闪蒸 负压气提 操作 压力 20公斤/厘米2 1.4～6.0MPa 5.0～8.0MPa 操作 温度 5℃～13℃ -5℃～40℃ -5℃～40℃
本发明技术指标详见下表。 气液比 吸收能力 Nm3气/m3液 电耗 KWH/tNH3 蒸汽耗 t/tNH3 能耗 kJ/tNH3 溶剂消耗 kg/tNH3脱硫 220 0.5 20 0.6 1350000 0.20脱碳 130 50 50 0 550000 0.15
本发明是这样实现的：
原料气以5.0～8.0Mpa压力，从吸收塔下部进塔，自下而上通过吸收塔与由塔顶喷淋而下的溶剂(-5℃～40℃)，在填料层中逆流接触。原料气中的酸性气体被脱除，净化气由塔顶排出，富液在吸收塔底部排出。经过一级或几级减压闪蒸，降压到0.4Mpa～0.7Mpa的闪蒸液由静压头自动压到再生塔顶部的常解段，解吸出大部分二氧化碳后(纯度99％)，由溢流管导入再生塔中上部的真空解吸段，在一定的真空度下，溶液继续闪蒸，得到高纯度CO2(99.9％)，并减轻了气提段的负荷。真空闪蒸后的溶液，最后进入再生塔的气提段。在鼓风机的抽引下，气提段呈现一定的负压，气提用惰性气体被吸入塔内。这样提高了气提效果，避免了鼓风机机械热带入系统，减少了系统的冷量要求，减少了电耗。这些工艺流程上的创新，是以前有关专利技术所没有涉及的。高压吸收、负压气提的结果，扩大了使用范围，降低了能耗，适应当代气化装置大型化、高压化的发展趋势。再生气由塔顶排出系统。再生后的贫液由塔底流出，通过溶液泵打入吸收塔顶部，循环使用。
脱除硫化物时，采用0.35Mpa～1.0Mpa的蒸汽，加热再生溶液。热再生后的贫液冷却到-5℃～40℃后，打回吸收塔，重新吸收硫化物。
本发明的主要技术经济指标：经溶剂净化后，工艺气含二氧化碳小于0.1％，总硫指标在1ppm左右，供尿素(或其它)用二氧化碳纯度大于98.5％，溶剂消耗小于0.3Kg/TNH3，电耗可小于80KWH/TNH3。净化度高，能耗低，效益显著。
附图说明：
附图1是本发明实施例1脱除二氧化碳流程示意图；附图2为本发明实施例2先选择性脱除硫化氢，然后，再脱除二氧化碳的流程示意图。
附图1中，1-压缩机；2-气体换热器；3-进塔气分离器；4-脱碳塔；5-氨冷器；6-高压闪蒸槽；7-贫液泵；8-气提塔；9，10-鼓风机；11-换热器。
附图2中，1-脱硫塔；2，14-水冷器；3-闪蒸气压缩机；4，18，22-透平；5，8，13，20-泵；6-脱硫高闪槽；7，10，12，15，26-换热器；9-脱硫低闪槽；11-脱硫再生塔；16-分离器；17-脱碳塔；19-氨冷器；21-脱碳高闪槽；23-真空泵；24-鼓风机；25-脱碳气提塔。
具体实施方式：
实例1、(参阅附图1所示工艺流程图)
本实例是脱除二氧化碳的过程。
变脱气(气量9600Nm3/h，压力6.0MPa、温度40℃、含CO228％)与高闪气混合，进入气体换热器2，被低压闪蒸气和脱碳气冷却，并在进塔气分离器3分离掉冷凝水后，进入脱碳塔4。在塔内，气流中的二氧化碳被吸收，从塔顶离开脱碳塔，此时，脱碳气含二氧化碳小于0.1％，通过气体换热器2，以冷却进塔气，然后去后续工序。
贫液温度为-2℃，进入脱碳塔顶，吸收升温20℃，富液从脱碳塔底流出，在高压闪蒸槽6中降压闪蒸，高闪气与变脱气混合，并经氮氢气压缩机1压缩，重返系统。
高闪液由静压头自动压到气提塔8顶部的常解段，解吸出大部分二氧化碳后(常解气含二氧化碳99％以上)，由溢流管导入气提塔中上部的真空解吸段，在一定的真空度下，溶液继续闪蒸，得到高纯度(99.9％)CO2，并减轻了气提段的负荷。真空闪蒸后的溶液，最后进入气提塔的气提段。在鼓风机10的抽引下，气提段呈现一定的负压，气提用惰性气体被吸入塔内，与自上而下的溶液，在填料段中逆流接触。气提气由塔上部排出。再生后的贫液由塔底流出，冷却后，通过溶液泵7打入吸收塔顶部，循环使用。
主要设备如下：
吸收塔：Φ3200，H～50000，16MnR，内装50散装填料，共五层，每层六米。
气提塔：Φ3600，H～55000，16MnR，上部常解段，中部真解段，下部装50散装填料，共四层，每层六米。
本装置电耗为50KWH/tNH3，溶剂消耗0.15Kg/tNH3，不耗蒸汽。
实例2、(参阅附图2所示工艺流程图)
本实例是先选择性脱除硫化氢，然后，再脱除二氧化碳的过程。
变换气(气量96000Nm3/h，压力8.0MPa、温度38℃、含H2S1～3g/Nm3、COS1.6ppm、CO244％)与闪蒸气一起，进入脱硫塔1底部与塔顶流下的贫液逆流接触，吸收全部的H2S、COS及部分CO2，出脱硫塔顶的脱硫气，含H2S＜1ppm，送脱碳系统。
脱硫塔底排出的富液，经水力透平4回收能量，减压到3MPa(a)，进入脱硫高压闪蒸槽6，高闪气(与脱碳高闪气一起)经闪蒸气压缩机3加压，返回脱硫塔，以回收氢气。高闪液与热再生后的贫液在贫富液换热器7中换热，进入脱硫低压闪蒸槽9，低闪槽的压力控制在0.7MPa(a)左右，低闪气(与再生气一起)经再生冷凝冷却器14，送往硫回收车间。低闪液与热再生后的贫液，在贫富液换热器10中换热，进入再生塔11上部。再生塔底溶液由变换气煮沸器12，用变换气加热蒸煮，将溶液中的残量硫化氢赶出，得到贫度较高的再生贫液。贫液经过贫富液换热器10，贫液泵8，贫富液换热器7，由脱硫高压泵5增压，并由冷却水在贫液冷却器2中冷却，最终贫液以38℃进脱硫塔顶部，完成了溶液循环。脱硫液循环量为400m3/h。再生塔填料段的再生气经过塔上部的旋流板，用塔顶回流的冷凝液洗涤冷却，出再生塔，进入再生气冷凝冷却器14，最后送往硫回收车间。分离下来的冷凝液用回流液泵13，打入再生塔顶的洗涤段。
脱硫气进入气体换热器15，被脱碳低压闪蒸气和脱碳气冷却，并在进塔气分离器16中分离掉冷凝水和夹带的溶剂雾沫，进入脱碳塔17。在塔内，气流中的二氧化碳被吸收，从塔顶离开脱碳塔。此时，脱碳气含二氧化碳～0.1％，通过换热器15，冷却进塔气后，去甲烷化装置。
富液从脱碳塔底流出，经过水力透平18，回收部分能量，然后在高压闪蒸槽21中闪蒸(高闪压力3Mpa)。脱碳高闪气与脱硫高闪气混合，经闪蒸气压缩机3加压，返回脱硫塔，以回收氢气。
闪蒸液由静压头自动压到气提塔25顶部的常解段，解吸出大部分二氧化碳(常解气含二氧化碳99％以上)，由溢流管导入气提塔中上部的真空解吸段，在一定的真空度下，溶液继续闪蒸，得到高纯度(99.9％)CO2，并减轻了气提段的负荷。真空闪蒸后的溶液，最后进入气提塔的气提段。在鼓风机24的抽引下，气提段呈现一定的负压，气提用惰性气体被吸入塔内，与自上而下的溶液，在填料段中逆流接触。气提气由塔上部排出。再生后的贫液由塔底流出，冷却后，通过溶液泵20打入吸收塔顶部，循环使用。脱碳溶液循环量为600m3/h。
主要设备如下：
脱硫塔Φ2000，H～45000，16MnR，内装Φ38散装填料，四层，每层六米。
再生塔Φ2000，H～40000，16MnR，内装Φ38散装填料，三层，每层六米。
脱碳塔Φ2800，H～50000，16MnR，内装Φ50散装填料，五层，每层六米。
气提塔Φ3200，H～55000，16MnR，内装Φ50散装填料，四层，每层六米。
本装置电耗为60KWH/tNH3，(脱硫17KWH/tNH3，脱碳43KWH/tNH3)，蒸汽耗0.6t/tNH3，溶剂消耗0.3Kg/tNH3，(脱硫0.17Kg/tNH3，脱碳0.13Kg/tNH3)。