摘要:針對煤制甲醇、乙二醇裝置原料氣需求特點以及凈化工藝的設計要求，提出了3種凈化工藝優化方案，分別從技術、經濟性方面進行了比較，確定了性價比最優的方案，對于同類型煤化工項目凈化工藝設計有一定的參考意義。

         某大型煤化工項目主要產品為甲醇和乙二醇，甲醇合成采用低壓合成法，乙二醇生產采用合成氣經草酸二甲酯加氫兩步法。凈化裝置主要包括變換單元、低溫甲醇洗單元、一氧化碳深冷分離單元、變壓吸附制氫單元。凈化裝置的主要作用是對來自氣化裝置的粗水煤氣進行一氧化碳部分耐硫變換，回收熱量及冷凝液，然后經過低溫甲醇洗脫硫、脫碳。凈化后的合成氣一部分去往甲醇合成裝置，一部分進入一氧化碳深冷分離單元和變壓吸附單元，制取乙二醇裝置所需要的一氧化碳和氫氣。針對項目產品特點，提出了3種工藝優化方案，并從技術、經濟角度進行比較，最終確定了性價比最優的方案進行設計。

凈化工藝設計要求

甲醇合成裝置對原料氣的要求

       根據甲醇合成反應特點，要求原料氣中φ(H₂－CO₂)/φ(CO+CO₂)≈2.0，原料氣主要指標見表1

1.2乙二醇裝置對原料氣的要求

       采用合成氣經草酸二甲酯加氫兩步法生產乙二醇，以一氧化碳和氫氣為原料，即一氧化碳先與亞硝酸甲酯反應生成草酸二甲酯，草酸二甲酯再與氫氣反應生成粗乙二醇，并通過精餾后得到精乙二醇產品。

       合成乙二醇產品所需要的主要原料為一氧化碳、氫氣，其主要指標見表2、

1.3凈化工藝設計要點

1.3.1變換工藝

       變換采用廢鍋-配氣流程。一段變換爐出口設計一氧化碳體積分數為6.5%(干基)，二段變換爐出口設計一氧化碳體積分數為1.5%(干基)。變換氣和未變換氣的比例根據甲醇和乙二醇裝置的規模確定。

1.3.2低溫甲醇洗工藝

       低溫甲醇洗采用雙吸收或三吸收、單再生半貧液流程。

       送至變壓吸附單元制備純氫的凈化氣技術要求為:φ(CO₂)≤20×10^－6，φ(甲醇)≤40×10^－6，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓力3.5MPa，溫度30℃。

       送至甲醇合成裝置的凈化氣技術要求為:φ(CO₂)=3.18%，φ(H₂－CO₂)/φ(CO+CO₂)≈2.0，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓力5.4MPa，溫度30℃。

       送至一氧化碳深冷分離單元的凈化氣技術要求為:φ(CO₂)≤20×10^－6，φ(甲醇)≤60×10^－6，φ(H₂S+COS)≤0.1×10^－6，壓降≤0.2MPa。

1.3.3一氧化碳深冷分離單元

       進入一氧化碳深冷分離裝置的未變換凈化氣先通過分子篩吸附器，脫除氣體中二氧化碳、甲醇等組分，然后進入一氧化碳深冷分離冷箱，在冷箱內通過一級、二級冷卻器冷卻至－181℃進入富氫氣分離器;產生的富氫氣通過復熱之后送至甲醇合成裝置;產生的富一氧化碳液體先進入氫氣汽提塔，分離出一氧化碳液體中溶解的氫氣組分，然后一氧化碳液體進入脫甲烷塔分離出甲烷組分;脫甲烷塔塔頂的純一氧化碳氣體通過復熱之后送至下游乙二醇裝置，塔底的甲烷液體通過節流和復熱之后，作為燃料氣進入全廠燃料氣管網。冷箱裝置所需的冷量采用氮氣壓縮機循環制冷工藝。一氧化碳產品氣要求為:φ(CO)≥99%，φ(H₂)≤100×10^－6，φ(CH₄)≤100×10^－6，一氧化碳回收率≥85%，壓降≤0.25MPa，體積流量33259m3/h，壓力5.4MPa，溫度30℃。

1.3.4變壓吸附制氫單元

       將深冷分離的富氫氣和變換凈化氣合并作為變壓吸附制氫的原料氣，解吸氣經壓縮機壓縮后去甲醇合成裝置。采用12塔變壓吸附制氫流程，單系列。氫氣產品氣要求為:φ(H₂)≥99%，φ(CO+CO₂)≤20×10^－6，φ(CH₄)≤100×10^－6，氫氣回收率≥93%，壓力3.3MPa，體積流量69146m3/h。解吸氣壓力≥0.03MPa。

1.3.5富氫透平

       低溫甲醇洗的變換凈化氣及深冷分離后的富氫氣壓力為5.4MPa，乙二醇要求的氫氣壓力為3.3MPa，該部分氣體壓差采用氣體透平的方式回收能量，配套發電機。

2.凈化工藝方案

2.1方案一

       方案一采用一段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝采用一段變換，軸徑向變換爐，直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m3，進變換的有效合成氣體積流量為217893m3/h，變換爐出口一氧化碳體積分數為6.5%。

       低溫甲醇洗采用雙吸收單再生流程，1^#洗滌塔用于吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量為212460m³/h，2#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為372500m³/h。1#洗滌塔凈化氣(167169m³/h)分為2路，1路進入一氧化碳深冷分離單元，1路進入甲醇合成裝置。2^#洗滌塔中抽引出脫碳氣供甲醇合成，洗滌塔頂出氣(52335m³/h、5.4MPa)經富氫透平回收勢能后進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的產品氣體積流量為33259m³/h，壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34971m³/h、壓力為5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量為87306m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為18160m³/h，經壓縮機(功率為3480kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案一的工藝流程見圖1。

2.2方案二

       方案二采用二段變換+低溫甲醇洗雙塔吸收方案。變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m³，變換氣全通過二段變換爐，二段變換爐直徑為3500mm，催化劑裝填量為70m³，進耐硫變換的有效合成氣體積流量為183482m³/h，變換爐出口一氧化碳體積分數為1.5%。

       低溫甲醇洗采用雙吸收單再生流程，1#洗滌塔用于吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收變換氣中二氧化碳和硫化氫。1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量為256019m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為329043m³/h。1^#洗滌塔凈化氣(201443m³/h)分為2路，1路進入一氧化碳深冷分離單元，1路進入甲醇合成裝置。2^#洗滌塔中抽引出脫碳氣供甲醇合成，洗滌塔頂出氣(47997m³/h、5.4MPa)經富氫透平回收勢能后進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率為85%。一氧化碳產品氣體積流量為33259m³/h，壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為34845m³/h、壓力為5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量為82842m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率為93%。解吸氣體積流量為13696m³/h，經壓縮機(功率為2626kW)升壓后送至甲醇合成裝置

方案二的工藝流程見圖2。

2.3方案三

       方案三采用二段變換+低溫甲醇洗三塔吸收方案。變換工藝采用二段變換，軸徑向變換爐，一段變換爐直徑為3800mm，催化劑裝填量為95m³，變換氣部分通過二段變換爐，二段變換爐直徑為2000mm，催化劑裝填量為35m³，進耐硫變換的有效合成氣體積流量為183482m³/h，一段變換爐出口一氧化碳體積分數為6.5%，二段變換爐出口一氧化碳體積分數為1.5%。

       低溫甲醇洗采用三吸收單再生流程，1#洗滌塔用于吸收未變換氣中二氧化碳和硫化氫，2^#洗滌塔用于吸收甲醇合成變換氣中二氧化碳和硫化氫，3#洗滌塔用于吸收變壓吸附制氫變換氣中的二氧化碳和硫化氫。其中，1^#洗滌塔(未變換氣)處理氣體積流量為87312m³/h，2^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為411489m³/h，3^#洗滌塔(變換氣)處理氣體積流量為85672m³/h。1^#洗滌塔凈化氣進入一氧化碳深冷分離單元，2^#洗滌塔凈化氣供甲醇合成，3^#洗滌塔凈化氣進入變壓吸附制氫。

       一氧化碳深冷分離單元分離后的一氧化碳純度在99%以上，一氧化碳回收率為85%。一氧化碳產品氣體積流量為33259m³/h、壓力為0.7MPa，送至乙二醇裝置。富氫氣體積流量為35019m³/h、壓力為5.4MPa，經富氫透平回收勢能降壓至3.3MPa，進入變壓吸附制氫。

       變壓吸附采用12塔變壓吸附制氫流程，處理氣體積流量82888m³/h，將一氧化碳、二氧化碳等雜質吸附下來，氫氣純度在99.9%以上，氫氣回收率93%。解吸氣體積流量為13742m³/h，經壓縮機(功率為2635kW)升壓后送至甲醇合成裝置。

方案三的工藝流程見圖3。

3方案比選

       從技術上來看，方案一采用一段變換，變換氣一氧化碳含量較高，變壓吸附進氣量較方案二增加5%，解吸氣量較方案二增加25%，解吸氣壓縮機功耗增加854kW;方案二、方案三的變換氣一氧化碳含量低，變壓吸附解吸氣量小;方案三采用三塔吸收流程，甲醇凈化氣與乙二醇凈化氣分開處理，操作上較為簡單。因此，方案二、方案三在技術上更加合理。

       從經濟性分析，方案一采用一段變換，變換單元初投資小，但變壓吸附投資增加，解吸氣壓縮機耗電量大，總體運行成本高;方案二較方案一投資增加約1000萬元，但運行成本減少340萬元/a;方案三低溫甲醇洗采用三塔吸收，投資增加約5000萬元，初投資較大。

       綜上所述，方案二技術上較為合理，運行成本低，性價比最高，因此本項目凈化工藝方案確定為方案二。

4結語

       本項目凈化工藝采用方案二進行設計是合理的，滿足了甲醇和乙二醇對原料氣的不同要求，同時做到了運行成本最優。變換采用二段深度變換;低溫甲醇洗采用雙吸收單再生半貧液流程，富氫透平回收勢能發電，能耗降低約20%;采用一氧化碳深冷分離冷箱實現一氧化碳、氫氣、甲烷低溫分離，氮氣循環壓縮制冷，運行穩定可靠;采用變壓吸附制氫，氫氣回收率≥93%，解吸氣全部回收作為甲醇裝置原料氣。整個工藝設計充分體現了高效、節能、環保的設計理念，對于大型煤化工凈化工藝設計有一定的借鑒意義。

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