[发明专利]一种基于低温吸收-热泵精馏的醇胺法节能酸气脱硫工艺

说明书

本发明公开了一种基于低温吸收‑热泵精馏的醇胺法节能酸气脱硫工艺，在现有的醇胺法脱硫工艺基础上，闪蒸罐底部的富液泵入到贫富液换热系统预前还包括通过分流系统分出另一部分闪蒸罐底部的富液进入热量回收换热器，与高温气相物流热交换后进入精馏塔系统进行分离；高温气相物流是经过精馏塔塔顶采出的气相被压缩机压缩后形成；所述的常温吸收剂液相物流进入吸收塔前还包括通过吸收塔顶部采出的低温气体在冷量回收换热器冷却和冷冻水冷却器冷却。本发明工艺将吸收后低温净化气的冷量充分回收，并将塔顶气相热量回收利用，在达到相同产品纯度和分离要求的情况下，相比现有的醇胺法脱硫降低运行成本14～28％，综合能耗降低25～33％。

技术领域

本发明涉及脱硫工艺，特别是涉及一种基于低温吸收-热泵精馏的醇胺法节能酸气脱硫工艺，该技术应用于天然气净化、石油化工、金属冶炼以及燃煤电厂发电等酸气脱硫工艺环节。

背景技术

在天然气净化、石油化工、金属冶炼以及燃煤电厂发电等领域，含硫气体直接作为化工原料或者燃料使用，会造成环境污染，燃烧热值低，管道设备腐蚀等问题。所以必须进行酸气脱硫处理。现有的醇胺法脱硫工艺能耗比较高。为此，降低脱硫工艺能源消耗，进而降低二氧化碳排放是有着非常重要的社会效益和环保效益。

现有的酸性气体醇胺法脱硫工艺(张浩，利用Aspen Hysys模拟酸性水汽提，干气、液化烃脱硫和溶剂再生工艺过程，能源化工，2016年第37卷第3期)是基于以下基本原理，在加压和常温的条件下吸收剂吸收酸性气体中的H₂S等酸性组分，然后在减压和升温的条件下富液中的酸性组分再分离出来，从而吸收剂得以再生，循环利用。具体而言，现有的醇胺法脱硫工艺如图1所示：原料气体S1(温度：40℃～45℃，压力：1000kPa～1400kPa，流量：11000N m³/h～12000N m³/h)从吸收塔B1的底部进入吸收塔B1中，气相物流从下而上，常温吸收剂液相物流(温度：35℃～40℃，压力：2000kPa～2200kPa，流量：20t/h～40t/h)S14(贫液)从吸收塔B1顶部进入，从上而下。气相物流和吸收剂液相物流逆流接触，H₂S等酸性组分在这个过程中被吸收剂所吸收，在塔底形成富液S2，净化达标的S15气体进入下一道工序。

富液S2从吸收塔B1底采出后经减压阀B4降压(压降：760kPa)处理形成物流S3进入闪蒸罐B3(温度：52℃～55℃，压力：240kPa)，富液S2中溶解以及夹带的烃类等轻组分S4闪蒸出来，然后收集起来进入下一道工序。闪蒸罐B3底部的富液S5泵入到贫富液换热系统B5，预热后(温度:95℃～98℃)形成物流S7再进入精馏塔B2中进行分离，酸性气体从精馏塔B2塔顶引出并进入冷凝冷却器中，最后到回流罐，经过回流泵，高浓度的H₂S等酸性物质作为产品S9采出用于下一道工序。精馏塔底的贫液S8进入贫富液换热系统B5中冷却形成物流S6(温度：68℃～72℃)，物流S6进入到贫液补加系统B8中，与补加水S10和MDEA溶剂S11进行混合形成物流S12(通过补加水和MDEA，使S12中的MDEA的质量浓度维持在30％～35％之间)，物流S12通过供料泵B6泵送形成物流S13，物流S13输送经过循环水冷却器B7形成物流S14，最后再进入吸收塔顶部循环利用。其中精馏塔塔底再沸器为整个工艺流程提供了热量的来源。

现有的酸性气体醇胺法脱硫工艺还面临着如下几方面问题和挑战：

1)在如何提高吸收效率，强化吸收方面需要深入研究：现有的醇胺法脱硫工艺均采用的是常温吸收，吸收剂(贫液)的进塔温度都控制在25℃以上，存在着吸收剂(贫液)循环使用量大，塔底富液浓度低，吸收过程传质效率低的问题。

2)在溶剂再生过程中，仍然采用简单的精馏汽提的方式，塔顶气相物流直接采用循环水冷却，在浪费系统内部热量的同时，也消耗了大量的循环水。精馏汽提操作占整个脱硫工艺中能耗的60％-70％，如何改进工艺，降低系统能耗也是需要亟待解决的问题。