一氧化碳變換冷凝液汽提系統流程模擬及對比分析

桑 潔

(惠生工程(中國)有限公司,上海 201210)

一氧化碳變換是煤化工的重要組成部分。在變換催化劑的作用下，粗煤氣中的CO和水蒸氣在一定溫度下發生反應，生成CO2和H2。為了促使反應向正方向進行，提高CO的轉化率，同時避免反應爐超溫，在反應過程中要求水蒸氣過量，從而導致在后續熱回收的過程中，有大量的工藝冷凝液產生。在高溫冷凝液中，各類氣體的溶解度較低，該部分冷凝液可直接回收后送煤氣化裝置循環使用。而低溫冷凝液中則溶解了大量以NH3、CO2、H2S為主的酸性氣體，若不脫除，這些酸性組分會在煤氣化和變換裝置中不斷積累，對設備和管道造成腐蝕或結晶阻塞，嚴重影響裝置的正常穩定運行[1，2]。

為減少低溫冷凝液中酸性組分的含量，通常采用蒸汽汽提的方法將這些雜質降低至一定濃度后，再送往上游煤氣化裝置回用?，F階段，一氧化碳變換配套的冷凝液汽提工藝主要有3種：單塔汽提工藝、雙塔汽提工藝、單塔汽提側線抽氨工藝。

1 工藝流程

1.1 單塔汽提工藝

單塔汽提工藝是將低溫冷凝液與汽提塔頂部出口氣相換熱至一定溫度后送入汽提塔上部，塔底采用低壓蒸汽供熱，使冷凝液中的酸性組分按一定比例擴散到氣相中，從而將冷凝液中的酸性組分分離出來。汽提塔頂產生的含NH3、CO2、H2S的酸性氣被冷卻至70 ℃左右，分離冷凝液后送硫回收裝置或酸性氣火炬。單塔汽提工藝流程見圖1。

圖1 單塔汽提工藝流程

1.2 雙塔汽提工藝

雙塔汽提工藝是在單塔汽提的基礎上，利用CO2和H2S較NH3易揮發的特性，通過新增一個脫硫塔，將酸性氣中的H2S、CO2分離出來。在凈化冷凝液的同時，分別回收高濃度的H2S、CO2和NH3。

在脫硫塔內，上升氣流中的NH3被塔頂冷進料洗滌后進入液相，從而在塔頂得到高濃度的,含H2S和CO2的酸性氣，送硫回收裝置處理。塔內液相則在塔底低壓蒸汽作用下，液相中的NH3和H2S被汽提出來，在脫硫塔底得到一次處理的中間污水。該中間污水繼續進入脫氨塔，經低壓蒸汽二次汽提，在脫氨塔底部得到合格的凈化水，塔頂粗氨氣送硫回收裝置處理。雙塔汽提工藝流程見圖2。

圖2 雙塔汽提工藝流程

1.3 單塔汽提側線抽氨工藝

單塔汽提側線抽氨工藝(以下簡稱單塔抽氨工藝)，實質上是將雙塔汽提工藝中的脫硫塔和脫氨塔合并在一個塔內，整個汽提塔自上而下可以分為3個區域：氨吸收段、硫化氫汽提段和氨汽提段。

在氨吸收段含NH3的酸性氣體被塔頂冷進料洗滌后，得到高濃度的酸性氣。含氨冷凝液則向塔下段移動，與熱進料混合后，在塔中部被來自塔底的汽提氣吸收液相中的NH3。側線抽出氨氣后，降低了氣相氨分壓，塔中部氨的汽液相平衡被打破，液相中的氨迅速向氣相轉移，使汽提塔中部形成氨富集區，保證了在側線抽出點能夠得到氨濃度較高的混合氣體。單塔抽氨工藝流程見圖3。

圖3 單塔抽氨工藝流程

2 模擬計算

2.1 基礎數據

依托某140萬t/a煤制甲醇項目變換冷凝液參數，用Aspen Plus軟件對冷凝液汽提系統進行模擬計算[3-5]。變換低溫冷凝液溫度為93.6 ℃，壓力為4.8MPa，流量為156 899kg/h。低溫冷凝液的摩爾組成見表1。

表1 低溫冷凝液的組成

2.2 計算結果

2.2.1 單塔汽提工藝

單塔汽提工藝的主要操作參數見表2。

表2 單塔汽提工藝的主要操作參數

由表2可以看出，經單塔汽提后，塔底凈化水中的氨含量得到了有效控制，降至63 mg/L。但塔頂酸性氣仍為含NH3、H2S和CO2的混合氣體，在冷卻后送往硫回收裝置的過程中，H2S、CO2易與NH3生成銨鹽結晶，進而堵塞管道，一般需對管道采用蒸汽夾套伴熱。塔頂酸性氣冷卻后分離出的冷凝液為含氨約1.7%的稀氨水，若外排至污水處理廠，會加重污水處理廠的負擔，增大投資，一般考慮回流至汽提塔頂部使用，但同時會造成塔內酸性組分的累積，減少設備的使用壽命。

2.2.2 雙塔汽提工藝

雙塔汽提工藝的主要操作參數見表3。

表3 雙塔汽提工藝主要操作參數

由表3可以看出，雙塔汽提工藝在脫硫塔內用冷卻后的低溫凝液洗滌酸性氣，將H2S、CO2同NH3分離開來，在脫硫塔頂得到僅含微量氨的38 ℃酸性氣，可直接送往硫回收裝置。在脫氨塔頂部得到的粗氨氣經冷卻后,也可送往硫回收裝置。該工藝將H2S、CO2和NH3分離后輸送，有限地避免了銨鹽結晶阻塞管道。在脫氨塔底部得到的含氨63mg/L的凈化水，經泵加壓后送往煤氣化裝置循環使用。脫氨塔頂粗氨氣冷卻分離出的含氨冷凝液可返回塔內使用。

2.2.3 單塔汽提側線抽氨工藝

單塔抽氨工藝的主要操作參數見表4。

由表4可以看出，經單塔抽氨工藝處理后，低溫冷凝液中幾乎所有的氨都隨側線氣被抽出。含氨1.9%的側線氣經三級分凝后可得到濃度約90%的富氨氣，可送往氨精制單元制備濃度為20%的氨水溶液,供其他裝置使用或外售。塔頂和塔底產出的合格酸性氣和凈化水則分別送往硫回收裝置和煤氣化裝置。同雙塔汽提工藝相比，單塔抽氨工藝進一步降低了塔頂酸性氣和塔底冷凝液中的氨含量，對硫回收和煤氣化裝置的操作有積極的作用[6]。

3 對比分析

3.1 公用工程消耗

3種冷凝液汽提流程的公用工程消耗見表5。相對于單塔汽提工藝而言，雙塔汽提和單塔抽氨工藝在塔上段均使用冷卻后的凝液對汽提氣進行洗滌，以提高塔頂酸性氣中硫化氫的含量，為了在汽提塔內建立起相應的溫度和濃度梯度，雙塔汽提和單塔抽氨工藝需消耗更多的蒸汽，分別為31.75t/h和29.2t/h。

表5 3種冷凝液汽提工藝公用工程消耗

單塔汽提塔頂酸性氣經循環水冷卻至70 ℃后送往硫回收裝置。雙塔汽提和單塔抽氨工藝在塔上段均采用冷卻后的冷凝液洗滌，塔頂產出酸性氣為38 ℃左右、無需冷卻，可直接送往硫回收裝置。故雙塔汽提和單塔抽氨工藝循環水消耗量較單塔汽提工藝少，分別為880t/h和865t/h。

雙塔汽提和單塔抽氨工藝為了得到純度較高的酸性氣，塔頂需控制適宜的溫度和壓力，一般為40 ℃左右、0.5～0.7MPa，操作壓力高于單塔汽提，故這兩種工藝塔底凈化水在加壓送往煤氣化裝置時，所選泵揚程較單塔汽提工藝小，電耗較低，分別為110 kW·h和90 kW·h。

3.2 設備投資

單塔抽氨工藝流程最為復雜，設備投資最高，為312萬元，若考慮后續氨水精制單元相關設備，設備投資會進一步提升。雙塔汽提工藝流程次之，設備投資為227萬元。單塔汽提工藝流程較為簡單，設備投資為140萬元。

3.3 技術經濟對比

3種冷凝液汽提流程的技術經濟對比見表6。雙塔汽提工藝由于蒸汽消耗量大，故運行成本最高。單塔抽氨工藝因副產20%氨水，適當地抵消了系統的運行成本，與單塔汽提工藝基本持平。但單塔抽氨工藝設備投資遠高于單塔汽提工藝，在變換冷凝液中氨含量較低時，副產的氨水量較少[7]。該方案不一定經濟合理，應根據進料的實際情況進行分析。

表6 3種冷凝液汽提工藝技術經濟對比

4 結語

(1)同單塔汽提工藝相比，雙塔汽提和單塔抽氨工藝降低了酸性氣中的氨含量，能有效避免酸性氣輸送過程中的銨鹽結晶，對硫回收裝置的操作帶來積極的影響。

(2)雙塔汽提和單塔抽氨工藝較單塔汽提工藝流程復雜，在實際運行中易受操作條件波動的影響，控制難度相對較高。

(3)單塔抽氨工藝一般需配套氨精制單元，裝置投資較高，一般適用于氨含量較高的冷凝液處理。對于氨含量較低或流量較少的冷凝液來說，可回收制得的氨水相對較少，要根據進料的實際情況進行分析，選擇合適的汽提工藝。