甲醇生产净化工段的低温甲醇洗工艺设计

1、1 绪论1.1 引言在国内天然气供应紧张和国际油价、 天然气价格连续上涨情况下， 国内许多 公司将目光转向用煤生产天然气的项目， 煤气化生产合成气， 合成气通过一氧化 碳变换和净化后，通过甲烷化反应生产天然气的工艺在技术上是成熟的， 煤气化、 一氧化碳变换和净化是常规的煤化工技术， 甲烷化是一个有相当长应用历史的反 应技术， 工艺流程短， 技术相对简单， 对于合成气通过甲烷化反应生产甲烷这一 技术和催化剂在国际上有数家公司可供选择。 对于解决国内能源供应紧张局面的 各种非常规石油和非常规天然气技术路线进行综合比较后判断， 煤气化生产合成 气、合成气进一步生产甲烷（代用天然气）项目是一种技术上完

2、全可行的项目， 在目前国际和国内天然气价格下， 这个项目在财务上具有很好的生存能力和盈利 能力。另外，作为天然气产品，依赖国内日趋完善的国家、地区天然气管网系统 进行分配销售，使得天然气产品的市场空间巨大。充分利用国内的低热值褐煤、 禁采的高硫煤或地处偏远运输成本高的煤炭资源， 就地建设煤制天然气项目， 进 行煤炭转化天然气是一个很好的煤炭利用途径。1.2 天然气的特性和用途天然气系古生物遗骸长期沉积地下， 经慢慢转化及变质裂解而产生之气态碳 氢化合物，具可燃性， 多在油田开采原油时伴随而出。 天然气蕴藏在地下约 3000 4000 米之多孔隙岩层中，主要成分为甲烷，通常占 85-95% ；其

3、次为乙烷、 丙烷、丁烷等，比重 0.65 ，比空气轻，具有无色、无味、无毒之特性，天然气 公司皆遵照政府规定添加臭剂， 以资用户嗅辨。 在石油地质学中， 通常指油田气 和气田气。 其组成以烃类为主， 并含有非烃气体。 广义的天然气是指地壳中一切 天然生成的气体，包括油田气、气田气、泥火山气、煤撑器和生物生成气等。按 天然气在地下存在的相态可分为游离态、 溶解态、 吸附态和固态水合物。 只有游 离态的天然气经聚集形成天然气藏，才可开发利用。天然气是生产氨和氢气的理想原料， 由其制成的合成气能被更有效、 更清洁、 更经济地（通过蒸汽转化） 生产和净化， 而用其他普通原料制成的合成气就逊色 得多。对

4、采用合成气制成的碳产品而言，如甲醇、羰基醇和费托法制成的烃， 这类产品有个小缺点：蒸汽转化法制成的合成气中氢气比例通常太低。天然气的世界储量依然十分丰富， 但在工业发达、 经济发展更成熟的地区天 然气资源正趋于殆尽， 只是最近这种趋势更明显。 前几年的冬天， 美国天然气价 格在需求高峰期已达到高位， 而今年冬天， 因北海天然气产量下降， 造成欧洲天 然气供应紧缺。 这些地区的天然气供应将逐渐依赖于进口， 从战略角度考虑， 这 种状况颇为不利， 甚至是危险的。 世界其他一些工业正迅速发展的地区至今却无 丰富的资源，一些地方甚至可能永远也没有天然气。1.3 中国天然气的发展现状据国土资源部统计，

5、2012 年全国天然气年探明地质储量保持高速增长姿态， 天然气勘察新增探明地质储量 9612.2 亿立方米，同比增长 33% ，居我国历史最 高水平。新增探明技术可采储量 5008.0 亿立方米，同比增长 36% 。2012 年天 然气产量为 1067.6 亿立方米， 同比增长 5.4% ，鄂尔多斯、塔里木、四川盆地仍 是中国天然气主产区。 2012 年，我国天然气进口持续较快增长，全年累计进口 天然气 2933.1 万吨（约合 407.7 亿立方米），同比增长 29.9% ，进口贸易额 161.8 亿美元，同比增长 55.3% 。2012 年国内天然气表观消费量 1445.7 亿立方米， 同

6、比增长 12.8% 。2013 年全国天然气产量创下历史新高水平。数据显示，全年天然气产量 1209 亿立方米，其中常规天然气产量 1177 亿立方米，净增 105 亿方立方米， 同比增长 9.8% ，连续 3年保持 1000 亿立方米以上；煤层气和页岩气分别超过 30 亿立方米和 2 亿立方米。2014 年 11 月 4 日，中国国家发展和改革委员会发布了关于印发国家应 对气候变化规划（ 2014 2020 年）的通知，要求到 2020 年，控制温室气体排 放行动目标要全面完成， 要求单位国内生产总值二氧化碳排放要比 2005 年下降 40 %45 %，中国天然气消费量在一次能源消费中的比重

7、将达到10 %以上，利用量将达到 3600 亿立方米。这意味着，在未来中国能源消费结构中，天然气的 黄金时代正在来临。1.4 煤气化制合成气作为合成气的原料， 煤由于呈固态不能采用蒸汽转化加以处理， 所以不能将 煤输送到蒸汽转化工艺所必需的固态催化剂中。 不过，即使能够输送， 煤所含杂 质的类型和数量会迅速使蒸汽转化用的催化剂及下游其他对毒物敏感的催化剂 失活。采用比轻石脑油重的液态烃，情况也是如此。解决办法是利用气化法，或 部分氧化， 煤与适量氧气或富含氧的空气以及蒸汽燃烧， 以便与 CO 或在不完全 燃烧中所生成的气态烃反应生成 C02和多余H2。燃烧过程为不采用催化剂、有 蒸汽参与的反应

8、提供充分热量，因而不会出现合成气反应塔内催化剂损坏的问 题。由煤和重质烃原料气化而来的合成气原料含氢、CO、C02和剩余蒸汽，还 包括气化剂不是纯氧的极少数情况下， 来自空气中的氮、 惰性气体，加上硫化氢， 羰基硫（ COS ）、煤烟和灰。气化后，首先采用传统气体净化方法脱除固体。然 后使CO与蒸汽进一步反应生成CO2和H2，以调整气体组分使之更适于甲醇或 其他产品合成， 或者在氢或氨装置中尽量增加氢气量， 无论最终采取何种办法脱 除CO,都要尽量减少残留的CO。水气变换反应需要催化剂，即使在高温变换（HTS）工艺，原料气中的硫含量对所采用的更耐用的催化剂而言都显得较高， 在采用转化法的氢和氨

9、装置中，为进一步降低气体中 CO 含量需进行低温变换（LTS）反应，那么原料气中的硫对更敏感的催化剂而言浓度就显得更高了。因 此在气体到达 HTS 催化剂之前，要将气体中的硫脱除到一定程度，但若将硫浓 度脱除到不破坏 LTS 催化剂的低浓度就不切实际了，所以，即使气化法合成气 装置含 LTS 工序，仍存在少量硫。在必需脱除所有碳氧化物的情况下， 象氨装置和制取高纯度氢气的装置， 高 温变换后用某些湿法净化工艺脱除大量 CO2，随后再采用物理吸收法如变压吸 附（PSA）、深冷分离或催化甲烷化脱除残留 CO2和CO。最后一种方法的缺点 是碳氧化物会转化回甲烷， 在氨装置中， 甲烷在合成回路中积累，

10、 增加了净化要 求。在采用清洁原料的蒸汽转化合成气装置中，脱除CO2 的大型装置一般采用再生式化学洗涤溶液如活化热钾碱（ Benfield ， Vetrocoke ， Catacarb ， Carsol 工艺）或活化 MDEA。但重质原料生成合成气时，其中的杂质易与这些化学洗 涤液发生不可逆反应，影响效率，并可能加重腐蚀。因此，气化法制合成气装置 往往普遍采用可逆的物理吸收工艺脱除大量CO2。这在高压气化装置尤为适用。几十年来，酸气脱除工艺在气化合成装置中一直占主导地位， 因为该工艺极 适合这种特殊条件。 这就是低温甲醇洗净化工艺， 由林德和鲁奇两家股份公司共 同开发。 工业化低温甲醇洗净化工

11、艺为氨、 甲醇、 纯 CO 或含氧气体净化氢气和 合成气，以达到脱除酸性气体之目的。低温甲醇洗净化工艺是操作温度低于水冰点时利用甲醇（工业类“ A ”级）作 为净化吸收剂的一种物理酸气净化系统。净化合成气总硫（H2S与COS ）低于0.1 X10-6 （体积分数），根据应用要求，可将CO2物质的量浓度调整到百分之几， 或百万分之几（体积分数） 。气体去最终合成工艺（氨、甲醇、羰基合成醇、费 托法合成烃类等）之前，无需采取上游 COS 水解工艺或使气体通过另外的硫 防护层。与其他工艺相比， 除了合成气硫浓度极低外， 该工艺的主要优点是采用便宜 易制取的甲醇作为溶剂，工艺配置极灵活，动力消耗很低。

12、此外，原料气中的硫 化合物与CO2在分离、精馏工序中被脱除，在克劳斯硫回收装置中进一步处理， 分别作为纯CO2产品。表1介绍低温甲醇洗净化工艺生产出的主要产品规格。表1-1低温甲醇洗净化工艺生产出的主要产品规格被净化的合成气CO2产品（生产尿素）H2S组分（去克劳斯装置）烟气（放空）C02小于5 X10"6 （体积分数）物质的量浓度大于或等于 98.5%H2S+COS小于0.1 X10-6 （体积分数）2 10mg/m 3（标准状况）适宜（大于25% ）5 X10-625 X10-6（体积分数）H2O小于1 X10"6 （体积分数）小于1 X10-6 （体积分数）小于1 X

13、10-6 （体积分数）小于1 X10"6（体积分数）甲醇15 X10-630 X0-6（体积分数）250 X10-6300 X10-6（体积分数）100 X10-6 200 X10-6 （体积分数）压力压降约0.2 MPa0.17 0.33 MPa0.15 0.30 MPa0.105 MPa1.5煤气净化的分类厂物理吸收法吸收法-；化学吸收法物化吸收法常温甲醇洗法N-甲基二乙醇胺法低温甲醇洗 聚乙二醇二甲醚法l N-2甲基吡咯烷酮（NMP）r乙醇胺法（MEA）< 热钾碱法（如Benfield）2低温甲醇洗工艺原理2.1低温甲醇洗技术的概念和特点所谓低温甲醇洗方法（Rectiso

14、l Process ）是指利用低温状态下的甲醇进行 气体除酸工作的吸收方法。它以甲醇为主要原材料，分阶段或同步的对煤气中的 酸性气体，例如二氧化碳、硫化氢等进行净化除酸，无论是在石油化工还是在城 市煤气排污方面都发挥着重要的作用。首先，低温甲醇洗法对酸性物质的吸收能力较强。 由于在低温状态下酸性物 质气体分压较大，导致其溶解度提高，非常有利于进行酸性溶解。其次，低温甲 醇洗技术的溶剂具有较好的稳定性，既不容易起泡又不容易降解，能够较好的保 障净化效果。再次，低温甲醇洗技术具有良好的选择吸收性。 通过将碳物质或硫 物质进行分开处理，可以将碳物质转化为肥料、将硫物质转化为硫磺，这样实现 低温甲醇技

15、术的经济实用性。最后，低温甲醇洗技术的原材料来源较为广泛，可以有效的降低技术成本，更好地促进技术的进一步推广。2.2基本原理以拉乌尔定律和亨利定律为基础，是一个物理吸收和解吸的过程，吸收过程 中的控制因素是温度、压力和浓度，工艺操作条件为低温、高压。净化装置的目的是去除变换气中的酸性气体成分。该过程是一种物理过程，用低温甲醇作为洗液（吸收剂）。在设计温度（-50 C）时，甲醇对于CO2 ,H2S和 COS具有较高的可溶性。在物理吸收过程中，含有任何成分的液体负载均与成 分的分压成比例。吸收中的控制因素是温度、压力和浓度。富甲醇通过用再沸器 中产生的蒸气进行闪蒸和汽提再生。 富甲醇的闪蒸为该过程

16、提供额外的冷却。 闪 蒸气通过循环压缩，然后再循环到吸收塔，其损耗量最低。甲醇水分离塔保持甲 醇循环中的水平衡。尾气洗涤塔使随尾气的甲醇损耗降低到最大限度。变换气冷却段的氨洗涤塔使变换气中的氨液位保持在甲醇放气量最小的液位。酸性气体通到克劳斯气体装置进行进一步净化。2.3低温甲醇洗工艺流程低温甲醇洗工艺一般具有三个任务：净化原料气 回收副产品 进 行环保。装置中低温甲醇在主洗塔中（5.4MPa）脱硫脱碳,之后富液进入中压闪蒸塔（1. 6MPa）闪蒸，闪蒸气通过压缩，然后再循环到主洗塔。闪蒸后的富液进入再吸收塔, 在常压下闪蒸、气提，实现部分再生。然后甲醇富液进入热再生塔利用再沸器中 产生的蒸汽

17、进行热再生，完全再生后的贫甲醇经主循环流量泵加压后进入主洗 塔。步法:工艺 流 程两步法:在以煤为原料，气化工艺采用冷激流程时，同时脱除 变换器中的二氧化碳、硫化物和氢氰酸等杂质。原料气气化工艺采用废锅流程时，先在CO变换前用了吸收二氧化碳的低温甲醇脱除原料气中的硫 化物氢氰酸等杂质，然后在变化后用低温甲醇贫液 脱除变换器中的CC2。CO汁CO- 克劳斯磴回枚 尾气-985 COi+H：S.煤禅化气（Hj *空分"图2-1 一步法低温甲醇洗装置配置克劳斯暁回收z埜汽CO2C5忙讣CO:+H；&98,5%*J5>8.5%净化气（H：） *图2-2两步法低温甲醇洗装置配置T

18、.114A3木个不j不V1-原料气气液分离器C1-甲醇洗涤塔C2-C0 2解析塔C3-H 2S浓缩塔 C4-甲醇热再生塔C5-甲醇/水分离塔 V2-气液分离塔图 2-3 低温甲醇洗净化工艺流程示意图2.4 操作要点2.4.1 循环甲醇温度温度越低 ,溶解度越大 , 所以较低的贫甲醇温度是操作的目标（ 贫甲醇温度为-50 C ）。系统配有一套丙烯制冷系统提供冷量补充，用尾气的闪蒸（气提）带来的冷 量达到所需要的操作温度。影响循环甲醇温度的主要因素有 : a 丙烯冷冻系统冷量补充 b 气提氮气流量c 循环甲醇的流量与变换气流量比例2.4.2 甲醇循环量控制出工段的气体成分指标（2S切.1ppm），

19、甲醇循环量是最主要的调节手 段。系统配有比例调节系统 ,使循环量与气量成比例 ,得到合格的精制气。2.4.3 压力（主洗塔的操作压力 ）由亨利定律知压力越高 ,吸收效果愈好。净化主洗塔的压力取决于气化来的 变换气压力 ,系统气化采用德士古气化炉造气 ,进系统的变换气压力为 5.4MPa , 由于压力较高 , 吸收效果有很大提高。2.4.4 浓度（水含量、甲醇的再生度 ）贫甲醇中的水含量是正常生产中的重要控制指标，系统控制水含量w1%，较高的水含量不但会影响甲醇的吸收效果 ,还会增大对设备的腐蚀。为了实现甲醇 的循环利用 ,达到良好的吸收效果，必须很好的实现甲醇的再生，系统利用甲醇 再生的方法有

20、闪蒸、气提、热再生。利用甲醇水分离塔控制溶液系统中的水平 衡。3 低温甲醇洗工艺设计对 90 吨甲醇生产净化工段选择低温甲醇洗工艺进行设计低温甲醇洗的主要 产品流为：1、变换气：C02浓度 32.1% , CO 浓度 19.02% , H2S 浓度 0.23% , H2浓 度 46.02% 。印弦1也匸C1-甲醇洗涤塔，C2-二氧化碳解析塔，C3僦化氢浓缩塔，甲醇再生塔i C5-甲醇水分离塔iE系列-换热靄P系列-泵，V系列-容器，S系列-过滤器五塔流程图2、甲醇合成气：C02浓度1.8 3.0% (mol)，总硫v 0.1ppm(mol)。3、放空尾气：几乎无硫，主要为 C02和N2。4、酸

21、性气体：主要由CO2和H2S组成。5、甲醇水分离塔排放废水组成：甲醇含量 0.5% (wt)3.1工艺流程的设计图3-1五塔流程图3.2物料衡算 3.2.1气液分离器:相平衡组分物料平衡yi=kixi(i=1 , 2, , c)Fzi=Vyi+Lxi(i=1 , 2, , c-1)整体物料平衡方程热量平衡摩尔分数的约束方程F=V+LHfF=HvV+HlL羽=1 , 2xi=1 ,纫=1F,TP+* W图3-2气液分离器简图表3-1变换器组分表组分H2COCO 2H2SCOSCH 4N2H2OAr含量%46.0219.0232.100.230.010.090.941.440.15表3-2进气液分

22、离器原料气组分表组分H2COCO 2H2SCOSCH 4N2H2OArCH 3OH含量%46.0518.8531.830.2210.0090.080.911.380.130.54表3-3气液分离器塔顶产物组分表组分H2含量%46.95CO19.22吸收剂CO2H2S0.23cos"ftN2laxI120.0090.080.9280.133混合气体(A+B组分含量%Y表3-4气液分离器塔底产物组分表XH2O71.8828.12CH 3OH图3-2逆流操作的吸收塔的示意图图3-3逆流吸收塔的物料衡算对整个单元过程进行物料衡算：刀 F=刀 FEED=18066.05 Kmol/h刀 D=刀

23、 LIQUID+ 刀 VAPOR=346.87+17719.18=18066.05 kmol/h322酸性气体吸收塔对单位时间内进出吸收塔的A物质量作衡算，可写出下式：VY1 +LX2 =VY2+LX1为计算方便，把COS并入H2S中考虑；并把混合气中所含的非主要组分（如 微量的Ar、N2、CH4、CO等）并入H2中一道考虑。表3-5综合考虑后组分成分表组分H2CO 2H2S含量%67.31132.450.239G （ Kmol/h）11926.295749.8742.35表3-6综合考虑C1塔进出物料平衡表项目H2H2SCO2CH3OH总量进塔底进料G含量%67.3110.23932.450

24、100塔流量Kmol/h11926.2942.355749.87017719.18物塔顶进料L含量%-100100料流量Kmol/h-7936.617936.61出塔顶出料含量%97.150.0041.980.966100塔G2流量Kmol/h11927.070.49243.08118.6012276.96物上塔底出料含量%1.58-46.0352.39100料Li流量Kmol/h97.23-2832.703224.106154.04塔底出料含量%1.2370.58432.4165.769100Ln流量Kmol/h75.7435.761984.444026.986122.92323二氧化碳解析

25、塔图3-4二氧化碳解析塔流程图表3-7二氧化碳解析塔的进出口物流数据流股201202203204205206207温度K233.15256.72259.25233.15233.15236.34258.13压力MPa0.120.150.140.120.120.240.23总流量6285.04792.733793.816689.022220.901350.744610.89kmol/h1摩尔分率%CH3OH52.3965.79973.6760.095754.07850.34582.531C0246.0332.4124.5698.48845.24449.39216.455H21.581.2371.0

26、890.57510.53210.00120.4125H2S-0.5840.675-0.14570.36180.6023.3能量衡算热量恒算遵循以下公式：Q+W= EHin- EHout3.3.1气液分离器表3-8气液分离器热量衡算表FEEDLIQUIDVAPORTemperature C-12.7-12.7-12.7Pressure MPa5.65.65.6Vapor Frac0.979801Liquid Frac0.020210En thalpy cal/sec-179003887-77012281-101991607332酸性气体吸收塔表3-9吸收塔热量衡算流股塔底进料塔顶进料塔顶出料下塔

27、净流出塔底出料TemperatureC-20-48-27.6-12-13.9PressureMPa5.65.65.75.65.6Vapor Frac10100En thalpy cal/sec-649.650-463.150-174.400-498.010-448.9613.3.3二氧化碳解析塔表3-10二氧化碳解析塔热量衡算表CO2LIINH2SLIINLIQOUTFANGKONGFENH 2STemperature C-23.000003-31.500003-37.49753-46.53433-31.5Pressure MPa0.090.208000020.2080.080.208Vapo

28、r Frac0.323939870.27987598010.1504255Liquid Frac0.676060130.72021402100.8495745En thalpy-179760319-163527852-2.15E+0.8-31709400-117925551cal/sec3.4吸收塔的设计计算1、塔板的设计：塔板数、塔径、溢流装置、塔板分布、浮法数目与排列。2、塔板流体力学计算：气相通过浮、阀塔板塔的压降、掩塔、液沫夹带。3、 塔附件设计：接管、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔。表3-11吸收塔设备计算结果简表CO2吸收段H2S吸收段CO 2吸收段H2S吸收段理论塔板数62

29、1截面积Hf0.3020.302实际塔板数1553宽度Wd0.2990.299空塔气速U0.3760.363停留时间B6.9312.06塔径D2.62.6底隙高度0.080.05板间距Ht0.60.6堰咼hw0.03660.0500塔截面积At5.305.30浮阀数目m11721183实际空塔气0.3630.349鼓泡区面积1.581.58速uAa板上清液层0.080.08开孔率%23.2724.07咼h1堰长lw1.561.56压降 Pp667.28674.423.5酸性气体吸收塔的模拟103C101104C102116106112B11113114B12110C103115117118图3

30、-5酸性气体吸收塔流程模拟图CO6CT7> 19 go6791.452500D1-498.8510.957OOaCi6 nirS bco zVCOO4i <niQ与c*r>O13.236ooCSJcn9og， COi JOi csi «-LO c_C?SiEJOVoco co CT>LO吕CMbrmc=：CM =1 L£?a * O'CXI<V>!V gtLfCO OJ F CMirL£3iC.!'coCZ5tr <jOCZ>vqj* CMLTJCXIc=>LTDcoroCTTJIB:匸i g

31、t吕LlZi oo c*n> b'=UiCM Wlt5tr CMCOtrCOC-JOJi9cz!OJUT5Jzn GDI-znc=>-IILCD' g LCDLCD9 ECXIroo nm bcn LOOJ'f 1LCD COLCD g rcoill6:匸i LOhCOLOCXI coLO CMCZJcz>t E；ro:qOJ gCXI5CTaQ-<T">coCT-J1UDi91 J=>a tr um 8 L£6匚7ECO> z1X3r1PLT?=y*coCO §C3i9CM1*CM<-JOp

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34、I1oo «OJIIjRoJCTlFco iyLT56ur5gS66LOCMOi iLOCO訂q产aEM盲X d 喘 q 耆1OgOJH2sOJ£H§s图3-6酸性气体吸收塔模拟结果3.6二氧化碳解析塔流程模拟图A51C2055Qi3CTa”1001<>A 51oiD2CHC02/10102图3-7二氧化碳解析塔流程模拟图3.7硫化氢浓缩塔流程模拟图图3-8硫化氢浓缩塔流程模拟图3.8 甲醇再生塔的模拟流程图图3-9甲醇再生塔的模拟流程图3.9甲醇水分离塔的模拟流程图513图3-10甲醇水分离塔的模拟流程图3.10 全流程工艺流程模拟图80Q1QMDf

35、rmrL4CXDN1伞¥$AMO19t61:4411?图3-11全流程工艺流程模拟图3.11带控制点的低温甲醇洗工艺流程图图3-11带控制点的低温甲醇洗工艺流程图4 低温甲醇洗在煤气净化中的现状及发展4.1 低温甲醇洗工艺技术的研究现状国内对低温甲醇洗工艺的研究始于 20 世纪 70 年代，中国石化集团兰州设 计院、南化集团研究院、浙江大学、上海化工研究院、大连理工大学、北京化工 大学等单位在基础理论研究、 化工工艺模拟计算、 热力学和基础数据测定、 气液 平衡计算数学模型方面做了大量工作并取得一定进展。 目前国内已有多套大型酸 性气体净化装置采用了低温甲醇洗工艺，有的装置已运行近

36、20 年，在设计、施 工、安装、操作等方面都积累了丰富的经验。随着研究工作的进展和对生产操作中暴露出的问题的处理， 使引进的低温甲 醇洗工艺不断得到改进和完善。 国内已经有几个单位采用模拟技术完成了低温甲 醇洗工艺包的改造， 相应的工程设计也应该能够顺利完成。 在完成现有装置的扩 能改造后， 能够有针对性地独立设计新流程， 因此可以认为低温甲醇洗技术在国 内已经成熟。 近年来， 在低温甲醇洗设备制造方面， 国内也取得了可喜的进展。 大连冰山集团金州重型机器有限公司为上海焦化有限公司引进的林德公司低温 甲醇洗装置制造了特大型成套设备，包括塔器、换热器和罐类等共 23 台 23 个 种类，其中有硫

37、化氢浓缩塔、变换气吸收塔、煤气甲醇吸收塔等关键设备，这些 设备不仅使用了国内目前难以掌握的 3.5Ni 低温钢材料的加工工艺技术， 而且体 积庞大，单台设备最大直径为 2. 3m，长55m，质量近百吨。此外，河南开封 空分集团有限公司制造的低温甲醇洗关键设备高压绕管式换热器，工作压力为 16.5MPa ，可成功地替代 Linde 公司的进口设备。武汉东海石化重型装备有限公司制造的-101 r级低温甲醇洗装置的核心 非标设备 H2S/CO 2吸收塔，已在内蒙古鄂尔多斯金诚泰化工公司的煤制甲醇装 置上开车运行成功， 标志着我国低温甲醇洗工艺全面实现了国产化， 并为国家标 准承压设备用低温合金钢板

38、的修订提供了实物依据和基础数据。 该设备作为 低温甲醇洗主要过程核心装备之一，其设计压力较高、操作温度低，对原材料、 设计技术要求高，制造加工难度大。上世纪 80 年代以来，国内此类设备的制造 加工均引进国外技术和钢板材。 武汉东海石化重型装备公司经过自主创新， 采用 国产 08Ni3DR 钢板材研制出国内首台低温甲醇洗 H2S/CO 2吸收塔，实现了 08Ni3DR 钢材在低温压力容器制造上的应用。4.2 低温甲醇洗工艺技术的发展前景当今社会，低温甲醇洗技术在煤化工中的作用越来越明显， 随着科学技术的 不断发展，低温甲醇洗技术的应用前景也越来越广阔。首先是在合成氨中的应用。 目前国内市场对煤

39、制合成氨的需求越来越多， 低 温甲醇洗技术凭借其独特的优越性， 在合成氨过程中发挥着重要的作用。 在技术 施工过程中通过采用低温甲醇洗技术， 有效的降低工程施工费用， 保证排放气体 达标，实现工艺流程的顺利完成。运用低温甲醇洗技术，增强气体的净化程度， 降低溶剂能耗、 提高溶液的循环使用量， 保证煤制合成氨工艺的顺利完工； 其次， 在煤制甲醇的过程中， 利用低温甲醇洗技术， 保证施工过程中硫的排放量不得大 于 0.1mg/L ，碳的排放量小于百分之三，保障甲醇的相关含量符合国家标准，提 高低温甲醇洗技术的优势性地位。 运用低温甲醇洗技术， 有效的祛除煤制甲醇中 碳和硫元素的含量， 实现流程的可

40、行性和环保性， 对煤制甲醇工作意义重大。 最 后，随着我国民众对天然气的广泛需求， 加之天然气的有限性， 导致煤制天然气 行业兴起， 在人们的生活中发挥着重要的作用。 在煤制天然气中， 低温甲醇洗技 术也发挥着重要的作用， 通过对碳硫化合物进行必要的净化活动， 保障煤制天然 气的安全性。因此，研究人员必须稳固低温甲醇洗解析塔和吸收塔之间的关系， 逐步扩大对酸性气体的净化程度， 保证低温甲醇洗技术在天然气净化活动中作用 的充分发挥，促进煤制天然气的广泛适用和推广。当前，我国合成氨、 甲醇与碳一化工正处于大规模快速发展时期， 装置规模 越来越大， 原料气的高效率、 低消耗净化显得非常重要。 低温甲

41、醇洗正是这样一 种优良的净化工艺技术。4.3 低温甲醇洗工艺技术的发展和改进目前低温甲醇洗的专利技术已达 60 多项。低温甲醇洗被广泛应用于合成氨、 合成甲醇和其它羰基合成、制氢、城市煤气和天然气脱硫等的气体净化装置中。 随着研究工作的进展和生产操作中暴露的问题 ,低温甲醇洗工艺不断改进和完 善。4.3.1 流程不断优化 ,能量利用更加合理与 70 年代引进的甲醇洗装置相比 , 新的低温甲醇洗在能量利用和换热流程 的安排上根据各工程的情况各具特色。例如 ,林德公司对原料气的冷却有一步法 和两步法之分;采用部分H2S馏分循环以提高H2S馏分浓度；甲醇水分离塔的塔顶 气不再经冷却而直接注入甲醇热再

42、生塔中部作为汽提热源等等。 鲁奇公司根据不 同部位温差要求采用多种等级的制冷剂 ；优化半贫液五级闪蒸的排布次序 ；采用大 量廉价氮气气提富甲醇以减少热再生的蒸汽耗量等等 ,所有这些措施有效地降低 设备投资和装置能耗。4.3.2 提高操作灵活性 ,降低装置投资通过对流程的优化和合理设计 ,新装置的开工率和操作灵活性大大提高。首 先是通过对装置各部分生产能力的平衡和生产中暴露问题的研究,消除了瓶颈或采取相应措施包括加大设备、增设备用等等 ,提高了装置的运转率。其次 ,通过采 用新技术 ,单台设备的操作弹性有了很大的提高 ,使整个装置的负荷范围加大 ,适 应 H2S 和 CO2 气量波动的能力增强。

43、通过对流程的模拟优化 ,寻找装置投资和操作费用的最佳点。在满足工艺要 求的前提下 ,装置投资得以降低。一方面 ,努力简化流程。例如林德新设计的低温 甲醇洗装置甲醇水分离部分的流程都已大大简化 ,至少可省去 3 台设备。鲁奇公 司将相关设备组合为一体 ,依靠液位和重力输送液体 ,以减少机泵和节约管道。另 一方面 ,通过合理设计和选材 ,减少设备、材料费用。例如 ,林德公司原设计的贫甲 醇换热器（E9）采用整体不锈钢的绕管式换热器,面积约2000m 2 ,绕管长,易堵塞。 在林德新设计中，这一换热器被分为两部分,0C以上采用普通的TEMA不锈钢换 热器,耐腐蚀，易于清洗；0C以下因腐蚀小，采用碳钢

44、材质的绕管换热器即可满足 温差要求。这样可使投资费用大大下降。4.3.3 针对生产中存在问题 ,采取相应改进措施林德公司和鲁奇公司及时跟踪各装置的生产操作情况 ,对装置暴露的问题采 取相应的措施加以解决 ,并将这些信息反馈到新装置的设计中。这些措施包括增 大原料气分离器的容积、降低原料气进入系统的温度 ;设置预洗段以除去原料气 中的NH3、HCN等杂质;定期排放含NH3、HCN高的富甲醇；在贫甲醇管线上增 设过滤器 ;甲醇再生塔增设水提浓段以增强系统除水能力 ;在半贫液中注入原料气 以抑制FeS、NiS的生成;通过提压等措施使FeS和NiS在特定部位生成并除去 等等。5 结论低温甲醇洗是一种节能型成熟可靠的酸性气体净化工艺,具有吸收能力大、选择性好、净