用于处理包含 CO2 的工艺气流的方法 【技术领域】
本发明涉及用于处理包含 CO2 的工艺气流的方法， 所述包含 CO2 的工艺气流是在由 如下粗气生产纯净的合成气的过程中获得的， 所述粗气是重油、 石油焦或废料的部分氧化 的粗气， 或者在煤的气化过程中， 或者在处理天然气或石油伴生气时获得的， 其中通过物理 吸收或化学吸收从所述包含 CO2 的工艺气流中除去 CO2， 将负载有 CO2 的溶剂减压至较低压 力， 从而解吸 CO2。 背景技术
以 名 称和 热 钾 碱 洗 涤 公知的工艺用于由如下粗气， 该粗气是重油、 石油焦或废料的部分氧化的粗气， 或者由煤的气化， 或者由处理天然气或石油伴生气来生产纯净的合成气。
在工艺中， 将来自重油、 石油焦或废料的部分氧化， 或者来自煤的气化所述粗气还包含不需要的产物组分 的粗气用作原料。除了需要的产物组分 H2 和 CO 之外， CO2、 H2O、 H2S、 CS2、 COS、 HCN、 NH3、 有机硫化合物、 金属羰基化合物以及烃， 这些不需要的产物 组分必须被分离， 为此使用冷甲醇作为物理溶剂。然后， 将所吸收的产物组分通过对溶剂 进行减压和沸腾除去而重新解吸， 并在后续设备中进行处理。由于所述不需要的产物组分 在冷甲醇中的溶解度差异很大， 可以选择性地分离所述产物组分， 例如选择性地分离 H2S 和 CO2。 将冷却的粗气供应给 H2S 吸收器， 所述 H2S 吸收器采用 30 至 60 巴的绝对压力以及用负 载 CO2 的冷甲醇进行操作， 在所述 H2S 吸收器的预洗涤阶段中， 首先除去例如 HCN 和 NH3 的 杂质。在所述 H2S 吸收器的第二阶段中， H2S 和其它的硫化合物被吸收， 从而残余的硫含量 为＜ 0.1ppm。将离开所述 H2S 吸收器的经负载的甲醇膨胀至中等压力， 并将由此解吸的气 体 H2 和 CO 再循环到所述粗气中。然后， 将甲醇加热至沸点并 “沸腾除去” ； 在该过程中， 释 放出所有吸收的气体， 并将富含 H2S 的气体进料到用于回收硫的 CLAUS 设备。 将不含硫的合 成气中所包含的 CO 的一部分转化为 CO2， 使得 CO2 浓度通常升高至约 33％。然后将冷却的 气体供给到二级 CO2 吸收器。将从所述 CO2 吸收器排出的经负载的甲醇膨胀至较低的压力 并由此冷却。由此释放的 CO2 不含硫并且可以要么排放至大气中， 要么例如用于制备尿素。 将在所述 CO2 吸收器中获得的、 CO2 含量为约 3％的合成气引入到甲醇合成中。在 方法中使用 N- 甲基 -2- 吡咯烷酮 (NMP) 代替甲醇作为物理溶剂。将来自粗气的 CO2 以做 功的方式膨胀到燃气轮机中。
在方法中， 将待处理的粗气在具有结构化的或堆放的填料床的吸收塔的底部引入， 在所述吸收塔中使用在该吸收塔顶部供应的甲基二乙醇胺 (MDEA) 的冷却的 水性溶液以逆流洗涤所述粗气， 其包含用于提高 CO2 收率的活化剂 (a)。在所述吸收塔顶部 排出净化的气体。从吸收塔底部排出的、 负载有 CO2 和 H2S 的 aMDEA 溶液可以要么直接加 热， 要么在膨胀至较低压之后加热。将来自所述再生塔的热的再生的 MDEA 溶液用作热源。 在所述再生塔中， 通过再次加热使经负载的 aMDEA 溶液再生完全， 并在冷却后将其再循环 至所述吸收塔顶部。在所述再生塔的顶部排出包含 CO2 和 H2S 的气体流。将分离的富含 H2S的气体要么供应到 CLAUS 设备， 要么供应到后燃烧过程。胺对于 H2S 和 CO2 不同的反应速度 形成了选择性吸收 H2S 和分离 CO2 的基础。
为了除去包含在如下粗气中的不需要的组分 CO、 H2O、 H2S、 COS、 HCN、 NH3、 有机硫化 合物、 金属羰基化合物以及烃， 所述粗气是来自重油、 石油焦和废料的部分氧化、 来自煤的 气化以及来自处理天然气和石油伴生气的粗气， 上述通过物理吸收和化学吸收进行的吸收 方法的缺点在于 ： 产生的 CO2 仍包含 0.1 至 20 体积％， 特别是 0.5 至 2.5 体积％的一种或 多种组分 N2、 CO、 H2 和 CH4， 并且因此不适用于许多应用。 发明内容 本发明的目的是发展如上所述的方法， 使得借助于物理吸收或化学吸收的方式工 作的吸收方法从粗气中获得的 CO2 具有尽可能高的纯度并可直接作为有价值产物使用 ； 特 别是所述 CO2 应该符合用于在石油矿床中挤压以改进油回收并且同时将 CO2 最终储存在所 述石油矿床中所提出的质量要求。
该任务通过如下方式得以解决， 将被总共 0.1 至 20 体积％， 优选 0.5 至 10 体积％， 特别是 0.5 至 2.5 体积％的一种或多种组分 N2、 CO、 H2 和 CH4 污染的 CO2 在室温下压缩到至 少 60 巴的绝对压力， 或者在 CO2 的临界温度 31℃以下压缩到至少 70 巴的绝对压力， 并将由
此获得的主要具有液体状态的包含 CO2 的气态杂质通过使用用作汽提气的气态 CO2 进行汽 提除去， 从而获得作为液体的 CO2。在汽提过程中， 通过逆着所述液体 CO2 的流向穿过所述 汽提气而将杂质从所述液体 CO2 中除去， 并且所述杂质被转移至所述汽提气中， 这是因为待 从所述液体 CO2 中除去的杂质的蒸气压高于在所述汽提气中的蒸气压， 并且因此实现了从 所述液体 CO2 进入到所述汽提气中的转移。
根据所述方法的这个方面， 将 CO2 压缩至 10 至 30 巴的绝对压力， 并冷却至 -40 至 -5℃的温度。
为了产生所述汽提气， 连续蒸发相应量的位于所述塔底部的液体 CO2。
在所述汽提塔顶部放出包含所述杂质的汽提气， 并且根据本发明的另一特征将其 再次进行冷却， 以从所述汽提气中冷凝出至少一部分 CO2 并将其再循环到所述汽提塔的底 部。
本发明的一个方面在于， 将经负载的汽提气导入到所述方法的吸收阶段中。 具体实施方式
下文通过与附图中所示基本流程图相结合的具体实施方案对根据本发明的方法 进行详细阐释。
通过方法， 典型地通过使用甲醇， 从通过部分氧化重油获得的粗气中吸 方法从不需要的组分和杂收不需要的组分 CO2、 H2O、 H2S、 COS、 HCN、 NH3、 有机硫化合物、 金属羰基化合物、 CnHm 以及其它 杂质， 例如树脂形成物和硫醇。通过添加水蒸汽， 通过 质中尽可能纯化的合成气中的大部分 CO 被催化转化为 CO2 以及 H2。
从经纯化的合成气中分离仍含有总共 2.0 体积％的作为杂质的 N2、 CO、 H2 和 CH4 的 CO2， 并且通过管路 (1) 将该 CO2 进料到压缩器 (2)， 在该压缩器 (2) 中， CO2 被压缩至 25 巴的 绝对压力， 和然后通过管路 (3) 供应到冷却设备 (4)， 在冷却设备 (4) 中， CO2 被冷却至 -25℃的温度。在这些条件下， CO2 几乎全部转化为液体状态， 而污染了该 CO2 的组分几乎完全保 持气态。通过管路 (5) 将所述液态 CO2 供应到汽提塔 (6) 的顶部并且以相对于用作汽提气 的气态 CO2 逆流的方式穿过汽提塔 (6)， 在汽提塔 (6) 的底部， 借助合适的热源 (7) 通过蒸 发少量液体 CO2 来产生所述汽提气。借助于所述汽提气， 将杂质从所述液体 CO2 中除去并转 移到所述气态 CO2 中。在汽提塔 (6) 的底部， 通过管路 (8) 排出纯净的液体 CO2。在汽提塔 (6) 顶部排出的包含所述杂质的汽提气可以通过的管路 (9) 供给到冷却设备 (10)， 在冷却 设备 (10) 中， 一部分 CO2 被冷凝。 通过管路 (11) 将负载有所述杂质的剩余汽提气供应到粗 合成气中。 如果剩余量的汽提气的 CO2 含量过高并且因此再循环所述粗合成气是不经济的， 可以将所述汽提气再循环到所述方法中， 例如再循环到所述 方法中， 以生产纯净 的合成气， 并且可以通过在合适的吸收塔中吸收以及膨胀待再循环的工艺气流， 而完全去 除 CO2。也可以使用根据该工艺所用的冷却设备作为用于液化 CO2 的冷却设备。此外， 也存 在与所述方法的相应料流进行冷交换的可能性。
在下表中通过参照附图所示的基本流程图给出通过本发明的实际实施方式测定 的关于物质流的温度、 压强以及组成的数据 ：
利用本发明所实现的优点特别在于， 实践中， 所有的 CO2 以纯净形式获得， 并且有 价值气体 CO、 H2 和 CH4 的损失降低至趋近零。