..1緒論1.1引言在國天然氣供給緊和國際油價、天然氣價格連續上漲情況下，國許多公司將目光轉向用煤生產天然氣的工程，煤氣化生產合成氣，合成氣通過一氧化碳變換和凈化后，通過甲烷化反響生產天然氣的工藝在技術上是成熟的，煤氣化、一氧化碳變換和凈化是常規的煤化工技術，甲烷化是一個有相當長應用歷史的反響技術，工藝流程短，技術相對簡單，對于合成氣通過甲烷化反響生產甲烷這一技術和催化劑在國際上有數家公司可供選擇。對于解決國能源供給緊局面的各種非常規石油和非常規天然氣技術路線進展綜合比擬后判斷，煤氣化生產合成氣、合成氣進一步生產甲烷〔代用天然氣〕工程是一種技術上完全可行的工程，在目前國際和國天然氣價格下，這個工程在財務上具有很好的生存能力和盈利能力。另外，作為天然氣產品，依賴國日趨完善的國家、地區天然氣管網系統進展分配銷售，使得天然氣產品的市場空間巨大。充分利用國的低熱值褐煤、禁采的高硫煤或地處偏遠運輸本錢高的煤炭資源，就地建立煤制天然氣工程，進展煤炭轉化天然氣是一個很好的煤炭利用途徑。1.2天然氣的特性和用途天然氣系古生物遺骸長期沉積地下，經慢慢轉化及變質裂解而產生之氣態碳氫化合物，具可燃性，多在油田開采原油時伴隨而出。天然氣蘊藏在地下約3000—4000米之多孔隙巖層中，主要成分為甲烷，通常占85-95%；其次為乙烷、丙烷、丁烷等，比重0.65，比空氣輕，具有無色、無味、無毒之特性，天然氣公司皆遵照政府規定添加臭劑，以資用戶嗅辨。在石油地質學中，通常指油田氣和氣田氣。其組成以烴類為主，并含有非烴氣體。廣義的天然氣是指地殼中一切天然生成的氣體，包括油田氣、氣田氣、泥火山氣、煤撐器和生物生成氣等。按天然氣在地下存在的相態可分為游離態、溶解態、吸附態和固態水合物。只有游離態的天然氣經聚集形成天然氣藏，才可開發利用。天然氣是生產氨和氫氣的理想原料，由其制成的合成氣能被更有效、更清潔、更經濟地〔通過蒸汽轉化〕生產和凈化，而用其他普通原料制成的合成氣就遜色得多。對采用合成氣制成的碳產品而言，如甲醇、羰基醇和費—托法制成的烴，這類產品有個小缺點：蒸汽轉化法制成的合成氣中氫氣比例通常太低。天然氣的世界儲量依然十分豐富，但在工業興旺、經濟開展更成熟的地區天然氣資源正趨于殆盡，只是最近這種趨勢更明顯。前幾年的冬天，美國天然氣價格在需求頂峰期已到達高位，而今年冬天，因天然氣產量下降，造成歐洲天然氣供給緊缺。這些地區的天然氣供給將逐漸依賴于進口，從戰略角度考慮，這種狀況頗為不利，甚至是危險的。世界其他一些工業正迅速開展的地區至今卻無豐富的資源，一些地方甚至可能永遠也沒有天然氣。1.3中國天然氣的開展現狀據國土資源部統計，2012年全國天然氣年探明地質儲量保持高速增長姿態，天然氣勘察新增探明地質儲量9612.2億立方米，同比增長33%，居我國歷史最高水平。新增探明技術可采儲量5008.0億立方米，同比增長36%。2012年天然氣產量為1067.6億立方米，同比增長5.4%，鄂爾多斯、塔里木、盆地仍是中國天然氣主產區。2012年，我國天然氣進口持續較快增長，全年累計進口天然氣2933.1萬噸〔約合407.7億立方米〕，同比增長29.9%，進口貿易額161.8億美元，同比增長55.3%。2012年國天然氣表觀消費量1445.7億立方米，同比增長12.8%。2013年全國天然氣產量創下歷史新高水平。數據顯示，全年天然氣產量1209億立方米，其中常規天然氣產量1177億立方米，凈增105億方立方米，同比增長9.8%，連續3年保持1000億立方米以上；煤層氣和頁巖氣分別超過30億立方米和2億立方米。2014年11月4日，中國國家開展和改革委員會發布了關于印發"國家應對氣候變化規劃〔2014－2020年〕"的通知，要求到2020年，控制溫室氣體排放行動目標要全面完成，要求單位國生產總值二氧化碳排放要比2005年下降40％～45％，中國天然氣消費量在一次能源消費中的比重將到達10％以上，利用量將到達3600億立方米。這意味著，在未來中國能源消費構造中，天然氣的黃金時代正在降臨。1.4煤氣化制合成氣作為合成氣的原料，煤由于呈固態不能采用蒸汽轉化加以處理，所以不能將煤輸送到蒸汽轉化工藝所必需的固態催化劑中。不過，即使能夠輸送，煤所含雜質的類型和數量會迅速使蒸汽轉化用的催化劑及下游其他對毒物敏感的催化劑失活。采用比輕石腦油重的液態烴，情況也是如此。解決方法是利用氣化法，或局部氧化，煤與適量氧氣或富含氧的空氣以及蒸汽燃燒，以便與CO或在不完全燃燒中所生成的氣態烴反響生成CO2和多余H2。燃燒過程為不采用催化劑、有蒸汽參與的反響提供充分熱量，因而不會出現合成氣反響塔催化劑損壞的問題。由煤和重質烴原料氣化而來的合成氣原料含氫、CO、CO2和剩余蒸汽，還包括氣化劑不是純氧的極少數情況下，來自空氣中的氮、惰性氣體，加上硫化氫，羰基硫〔COS〕、煤煙和灰。氣化后，首先采用傳統氣體凈化方法脫除固體。然后使CO與蒸汽進一步反響生成CO2和H2，以調整氣體組分使之更適于甲醇或其他產品合成，或者在氫或氨裝置中盡量增加氫氣量，無論最終采取何種方法脫除CO，都要盡量減少殘留的CO。水氣變換反響需要催化劑，即使在高溫變換〔HTS〕工藝，原料氣中的硫含量對所采用的更耐用的催化劑而言都顯得較高，在采用轉化法的氫和氨裝置中，為進一步降低氣體中CO含量需進展低溫變換〔LTS〕反響，那么原料氣中的硫對更敏感的催化劑而言濃度就顯得更高了。因此在氣體到達HTS催化劑之前，要將氣體中的硫脫除到一定程度，但假設將硫濃度脫除到不破壞LTS催化劑的低濃度就不切實際了，所以，即使氣化法合成氣裝置含LTS工序，仍存在少量硫。在必需脫除所有碳氧化物的情況下，象氨裝置和制取高純度氫氣的裝置，高溫變換后用某些濕法凈化工藝脫除大量CO2，隨后再采用物理吸收法如變壓吸附〔PSA〕、深冷別離或催化甲烷化脫除殘留CO2和CO。最后一種方法的缺點是碳氧化物會轉化回甲烷，在氨裝置中，甲烷在合成回路中積累，增加了凈化要求。在采用清潔原料的蒸汽轉化合成氣裝置中，脫除CO2的大型裝置一般采用再生式化學洗滌溶液如活化熱鉀堿〔Benfield，Vetrocoke，Catacarb，Carsol工藝〕或活化MDEA。但重質原料生成合成氣時，其中的雜質易與這些化學洗滌液發生不可逆反響，影響效率，并可能加重腐蝕。因此，氣化法制合成氣裝置往往普遍采用可逆的物理吸收工藝脫除大量CO2。這在高壓氣化裝置尤為適用。幾十年來，酸氣脫除工藝在氣化合成裝置中一直占主導地位，因為該工藝極適合這種特殊條件。這就是低溫甲醇洗凈化工藝，由林德和魯奇兩家股份公司共同開發。工業化低溫甲醇洗凈化工藝為氨、甲醇、純CO或含氧氣體凈化氫氣和合成氣，以到達脫除酸性氣體之目的。低溫甲醇洗凈化工藝是操作溫度低于水冰點時利用甲醇〔工業類"A〞級〕作為凈化吸收劑的一種物理酸氣凈化系統。凈化合成氣總硫〔H2S與COS〕低于0.1×10-6〔體積分數〕，根據應用要求，可將CO2物質的量濃度調整到百分之幾，或百萬分之幾〔體積分數〕。氣體去最終合成工藝〔氨、甲醇、羰基合成醇、費—托法合成烴類等〕之前，無需采取上游COS水解工藝或使氣體通過另外的硫防護層。與其他工藝相比，除了合成氣硫濃度極低外，該工藝的主要優點是采用廉價易制取的甲醇作為溶劑，工藝配置極靈活，動力消耗很低。此外，原料氣中的硫化合物與CO2在別離、精餾工序中被脫除，在克勞斯硫回收裝置中進一步處理，分別作為純CO2產品。表1介紹低溫甲醇洗凈化工藝生產出的主要產品規格。表1-1低溫甲醇洗凈化工藝生產出的主要產品規格被凈化的合成氣CO2產品〔生產尿素〕H2S組分〔去克勞斯裝置〕煙氣〔放空〕CO2小于5×10-6〔體積分數〕物質的量濃度大于或等于98.5%H2S+COS小于0.1×10-6〔體積分數〕2～10mg/m3(標準狀況)適宜〔大于25%〕5×10-6～25×10-6〔體積分數〕H2O小于1×10-6〔體積分數〕小于1×10-6〔體積分數〕小于1×10-6〔體積分數〕小于1×10-6〔體積分數〕甲醇15×10-6～30×10-6〔體積分數〕250×10-6～300×10-6〔體積分數〕100×10-6～200×10-6〔體積分數〕壓力壓降約0.2MPa0.17～0.33MPa0.15～0.30MPa0.105MPa1.5煤氣凈化的分類N-2甲基吡咯烷酮(NMP)N-2甲基吡咯烷酮(NMP)吸收法物理吸收法化學吸收法物化吸收法低溫甲醇洗〔Rectisol〕聚乙二醇二甲醚法(NHD)乙醇胺法(MEA)熱鉀堿法(如Benfield)常溫甲醇洗法(Amisol)N-甲基二乙醇胺法(MDEA)2低溫甲醇洗工藝原理2.1低溫甲醇洗技術的概念和特點所謂低溫甲醇洗方法〔RectisolProcess〕是指利用低溫狀態下的甲醇進展氣體除酸工作的吸收方法。它以甲醇為主要原材料，分階段或同步的對煤氣中的酸性氣體，例如二氧化碳、硫化氫等進展凈化除酸，無論是在石油化工還是在城市煤氣排污方面都發揮著重要的作用。首先，低溫甲醇洗法對酸性物質的吸收能力較強。由于在低溫狀態下酸性物質氣體分壓較大，導致其溶解度提高，非常有利于進展酸性溶解。其次，低溫甲醇洗技術的溶劑具有較好的穩定性，既不容易起泡又不容易降解，能夠較好的保障凈化效果。再次，低溫甲醇洗技術具有良好的選擇吸收性。通過將碳物質或硫物質進展分開處理，可以將碳物質轉化為肥料、將硫物質轉化為硫磺，這樣實現低溫甲醇技術的經濟實用性。最后，低溫甲醇洗技術的原材料來源較為廣泛，可以有效的降低技術本錢，更好地促進技術的進一步推廣。2.2根本原理以拉烏爾定律和亨利定律為根底，是一個物理吸收和解吸的過程，吸收過程中的控制因素是溫度、壓力和濃度，工藝操作條件為低溫、高壓。凈化裝置的目的是去除變換氣中的酸性氣體成分。該過程是一種物理過程,用低溫甲醇作為洗液(吸收劑)。在設計溫度(-50℃)時,甲醇對于CO2,H2S和COS具有較高的可溶性。在物理吸收過程中，含有任何成分的液體負載均與成分的分壓成比例。吸收中的控制因素是溫度、壓力和濃度。富甲醇通過用再沸器中產生的蒸氣進展閃蒸和汽提再生。富甲醇的閃蒸為該過程提供額外的冷卻。閃蒸氣通過循環壓縮,然后再循環到吸收塔，其損耗量最低。甲醇水別離塔保持甲醇循環中的水平衡。尾氣洗滌塔使隨尾氣的甲醇損耗降低到最大限度。變換氣冷卻段的氨洗滌塔使變換氣中的氨液位保持在甲醇放氣量最小的液位。酸性氣體通到克勞斯氣體裝置進展進一步凈化。2.3低溫甲醇洗工藝流程低溫甲醇洗工藝一般具有三個任務:①凈化原料氣②回收副產品③進展環保。裝置中低溫甲醇在主洗塔中(5.4MPa)脫硫脫碳,之后富液進入中壓閃蒸塔(1.6MPa)閃蒸,閃蒸氣通過壓縮,然后再循環到主洗塔。閃蒸后的富液進入再吸收塔,在常壓下閃蒸、氣提,實現局部再生。然后甲醇富液進入熱再生塔利用再沸器中產生的蒸汽進展熱再生,完全再生后的貧甲醇經主循環流量泵加壓后進入主洗塔。在以煤為原料，氣化工藝采用冷激流程時，同時脫除變換器中的二氧化碳、硫化物和氫氰酸等雜質。一步法：在以煤為原料，氣化工藝采用冷激流程時，同時脫除變換器中的二氧化碳、硫化物和氫氰酸等雜質。一步法：工藝流程工藝流程原料氣氣化工藝采用廢鍋流程時，先在CO變換前用了吸收二氧化碳的低溫甲醇脫除原料氣中的硫化物氫氰酸等雜質，然后在變化后用低溫甲醇貧液脫除變換器中的CO原料氣氣化工藝采用廢鍋流程時，先在CO變換前用了吸收二氧化碳的低溫甲醇脫除原料氣中的硫化物氫氰酸等雜質，然后在變化后用低溫甲醇貧液脫除變換器中的CO2。兩步法：兩步法：圖2-1一步法低溫甲醇洗裝置配置圖2-2兩步法低溫甲醇洗裝置配置V1-原料氣氣液別離器C1-甲醇洗滌塔C2-CO2解析塔C3-H2S濃縮塔C4-甲醇熱再生塔C5-甲醇/水別離塔V2-氣液別離塔圖2-3低溫甲醇洗凈化工藝流程示意圖2.4操作要點2.4.1循環甲醇溫度溫度越低,溶解度越大,所以較低的貧甲醇溫度是操作的目標(貧甲醇溫度為-50℃)。系統配有一套丙烯制冷系統提供冷量補充,用尾氣的閃蒸(氣提)帶來的冷量到達所需要的操作溫度。影響循環甲醇溫度的主要因素有:a丙烯冷凍系統冷量補充b氣提氮氣流量c循環甲醇的流量與變換氣流量比例2.4.2甲醇循環量控制出工段的氣體成分指標(ΣS≤0.1ppm),甲醇循環量是最主要的調節手段。系統配有比例調節系統,使循環量與氣量成比例,得到合格的精制氣。2.4.3壓力(主洗塔的操作壓力)由亨利定律知壓力越高,吸收效果愈好。凈化主洗塔的壓力取決于氣化來的變換氣壓力,系統氣化采用德士古氣化爐造氣,進系統的變換氣壓力為5.4MPa,由于壓力較高,吸收效果有很大提高。2.4.4濃度(水含量、甲醇的再生度)貧甲醇中的水含量是正常生產中的重要控制指標,系統控制水含量≤1%，較高的水含量不但會影響甲醇的吸收效果,還會增大對設備的腐蝕。為了實現甲醇的循環利用,到達良好的吸收效果，必須很好的實現甲醇的再生，系統利用甲醇再生的方法有閃蒸、氣提、熱再生。利用甲醇水別離塔控制溶液系統中的水平衡。3低溫甲醇洗工藝設計對90噸甲醇生產凈化工段選擇低溫甲醇洗工藝進展設計低溫甲醇洗的主要產品流為：1、變換氣：CO2濃度32.1%，CO濃度19.02%，H2S濃度0.23%，H2濃度46.02%。2、甲醇合成氣：CO2濃度≤1.8～3.0%〔mol〕，總硫＜0.1ppm(mol)。3、放空尾氣：幾乎無硫，主要為CO2和N2。4、酸性氣體：主要由CO2和H2S組成。5、甲醇水別離塔排放廢水組成：甲醇含量≤0.5%〔wt〕3.1工藝流程的設計圖3-1五塔流程圖3.2物料衡算3.2.1氣液別離器：相平衡yi=kixi(i=1，2，···，c)組分物料平衡Fzi=Vyi+Lxi(i=1，2，···，c-1)整體物料平衡方程F=V+L熱量平衡HFF=HVV+HLL摩爾分數的約束方程Σzi=1，Σxi=1,Σyi=1圖3-2氣液別離器簡圖表3-1變換器組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OAr含量%46.0219.0232.100.230.010.090.941.440.15表3-2進氣液別離器原料氣組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2H2OArCH3OH含量%46.0518.8531.830.2210.0090.080.911.380.130.54表3-3氣液別離器塔頂產物組分表組分H2COCO2H2SCOSCH4N2Ar含量%46.9519.2232.450.230.0090.080.9280.133表3-4氣液別離器塔底產物組分表組分H2OCH3OH含量%71.8828.12混合氣體〔A+B〕混合氣體〔A+B〕吸收尾氣吸收劑

YXV,Y2L,X2mn圖3-3逆流吸收塔的物料衡算

圖3-2逆流操作的吸收塔的示意圖

對整個單元過程進展物料衡算：∑F=∑FEED=18066.05Kmol/h∑D=∑LIQUID+∑VAPOR=346.87+17719.18=18066.05kmol/h3.2.2酸性氣體吸收塔對單位時間進出吸收塔的A物質量作衡算，可寫出下式：VY1+LX2=VY2+LX1為計算方便，把COS并入H2S中考慮；并把混合氣中所含的非主要組分〔如微量的Ar、N2、CH4、CO等〕并入H2中一道考慮。表3-5綜合考慮后組分成分表組分H2CO2H2S含量%67.31132.450.239G〔Kmol/h〕11926.295749.8742.35表3-6綜合考慮C1塔進出物料平衡表工程H2H2SCO2CH3OH總量進塔物料塔底進料G含量%67.3110.23932.450100流量Kmol/h11926.2942.355749.87017719.18塔頂進料L含量%100100流量Kmol/h7936.617936.61出塔物料塔頂出料G2含量%97.150.0041.980.966100流量Kmol/h11927.070.49243.08118.6012276.96上塔底出料L1含量%1.58-46.0352.39100流量Kmol/h97.23-2832.703224.106154.04塔底出料LN含量%1.2370.58432.4165.769100流量Kmol/h75.7435.761984.444026.986122.923.2.3二氧化碳解析塔

C2V

202

C2V

202V

201201富CO2貧液進料富H2S貧液進料來自C3C3塔表3-7二氧化碳解析塔的進出口物流數據流股201202203204205206207溫度K233.15256.72259.25233.15233.15236.34258.13壓力MPa0.120.150.140.120.120.240.23總流量kmol/h6285.014792.733793.816689.022220.901350.744610.89摩爾分率%CH3OH52.3965.79973.6760.095754.07850.34582.531CO246.0332.4124.5698.48845.24449.39216.455H21.581.2371.0890.57510.53210.00120.4125H2S-0.5840.675-0.14570.36180.6023.3能量衡算熱量恒算遵循以下公式：Q+W=∑Hin-∑Hout3.3.1氣液別離器表3-8氣液別離器熱量衡算表FEEDLIQUIDVAPORTemperatureC-12.7-12.7-12.7PressureMPa5.65.65.6VaporFrac0.979801LiquidFrac0.020210Enthalpycal/sec-179003887-77012281-1019916073.3.2酸性氣體吸收塔表3-9吸收塔熱量衡算流股塔底進料塔頂進料塔頂出料下塔凈流出塔底出料TemperatureC-20-48-27.6-12-13.9PressureMPa5.65.65.75.65.6VaporFrac10100Enthalpycal/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熱量衡算表CO2LIINH2SLIINLIQOUTFANGKONGFENH2STemperatureC-23.000003-31.500003-37.49753-46.53433-31.5PressureMPa0.090.208000020.2080.080.208VaporFrac0.323939870.27987598010.1504255LiquidFrac0.676060130.72021402100.8495745Enthalpycal/sec-179760319-163527852-2.15E+0.8-31709400-1179255513.4吸收塔的設計計算1、塔板的設計：塔板數、塔徑、溢流裝置、塔板分布、浮法數目與排列。2、塔板流體力學計算：氣相通過浮、閥塔板塔的壓降、掩塔、液沫夾帶。3、塔附件設計：接收、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔。表3-11吸收塔設備計算結果簡表CO2吸收段H2S吸收段CO2吸收段H2S吸收段理論塔板數621截面積HF0.3020.302實際塔板數1553寬度WD0.2990.299空塔氣速U0.3760.363停留時間θ6.9312.06塔徑D2.62.6底隙高度0.080.05板間距HT0.60.6堰高hW0.03660.0500塔截面積AT5.305.30浮閥數目m11721183實際空塔氣速u0.3630.349鼓泡區面積Aa1.581.58板上清液層高h10.080.08開孔率%23.2724.07堰長lw1.561.56壓降ΔPp667.28674.423.5酸性氣體吸收塔的模擬圖3-5酸性氣體吸收塔流程模擬圖圖3-6酸性氣體吸收塔模擬結果3.6二氧化碳解析塔流程模擬圖圖3-7二氧化碳解析塔流程模擬圖3.7硫化氫濃縮塔流程模擬圖圖3-8硫化氫濃縮塔流程模擬圖3.8甲醇再生塔的模擬流程圖圖3-9甲醇再生塔的模擬流程圖3.9甲醇水別離塔的模擬流程圖圖3-10甲醇水別離塔的模擬流程圖3.10全流程工藝流程模擬圖圖3-11全流程工藝流程模擬圖3.11帶控制點的低溫甲醇洗工藝流程圖圖3-11帶控制點的低溫甲醇洗工藝流程圖4低溫甲醇洗在煤氣凈化中的現狀及開展4.1低溫甲醇洗工藝技術的研究現狀國對低溫甲醇洗工藝的研究始于20世紀70年代，集團、南化集團研究院、大學、化工研究院、理工大學、化工大學等單位在根底理論研究、化工工藝模擬計算、熱力學和根底數據測定、氣液平衡計算數學模型方面做了大量工作并取得一定進展。目前國已有多套大型酸性氣體凈化裝置采用了低溫甲醇洗工藝，有的裝置已運行近20年，在設計、施工、安裝、操作等方面都積累了豐富的經歷。隨著研究工作的進展和對生產操作中暴露出的問題的處理，使引進的低溫甲醇洗工藝不斷得到改良和完善。國已經有幾個單位采用模擬技術完成了低溫甲醇洗工藝包的改造，相應的工程設計也應該能夠順利完成。在完成現有裝置的擴能改造后，能夠有針對性地獨立設計新流程，因此可以認為低溫甲醇洗技術在國已經成熟。近年來，在低溫甲醇洗設備制造方面，國也取得了可喜的進展。冰山集團XX重型機器為焦化引進的林德公司低溫甲醇洗裝置制造了特大型成套設備，包括塔器、換熱器和罐類等共23臺23個種類，其中有硫化氫濃縮塔、變換氣吸收塔、煤氣甲醇吸收塔等關鍵設備，這些設備不僅使用了國目前難以掌握的3.5Ni低溫鋼材料的加工工藝技術，而且體積龐大，單臺設備最大直徑為2．3m，長55m，質量近百噸。此外，空分集團制造的低溫甲醇洗關鍵設備高壓繞管式換熱器，工作壓力為16.5MPa，可成功地替代Linde公司的進口設備。東海石化重型裝備制造的－101℃級低溫甲醇洗裝置的核心非標設備H2S/CO2吸收塔，已在鄂爾多斯金誠泰化工公司的煤制甲醇裝置上開車運行成功，標志著我國低溫甲醇洗工藝全面實現了國產化，并為國家標準"承壓設備用低溫合金鋼板"的修訂提供了實物依據和根底數據。該設備作為低溫甲醇洗主要過程核心裝備之一，其設計壓力較高、操作溫度低，對原材料、設計技術要求高，制造加工難度大。上世紀80年代以來，國此類設備的制造加工均引進國外技術和鋼板材。東海石化重型裝備公司經過自主創新，采用國產08Ni3DR鋼板材研制出國首臺低溫甲醇洗H2S/CO2吸收塔，實現了08Ni3DR鋼材在低溫壓力容器制造上的應用。4.2低溫甲醇洗工藝技術的開展前景當今社會，低溫甲醇洗技術在煤化工中的作用越來越明顯，隨著科學技術的不斷開展，低溫甲醇洗技術的應用前景也越來越廣闊。首先是在合成氨中的應用。目前國市場對煤制合成氨的需求越來越多，低溫甲醇洗技術憑借其獨特的優越性，在合成氨過程中發揮著重要的作用。在技術施工過程過采用低溫甲醇洗技術，有效的降低工程施工費用，保證排放氣體達標，實現工藝流程的順利完成。運用低溫甲醇洗技術，增強氣體的凈化程度，降低溶劑能耗、提高溶液的循環使用量，保證煤制合成氨工藝的順利完工；其次，在煤制甲醇的過程中，利用低溫甲醇洗技術，保證施工過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，保障甲醇的相關含量符合國家標準，提上下溫甲醇洗技術的優勢性地位。運用低溫甲醇洗技術，有效的祛除煤制甲醇中碳和硫元素的含量，實現流程的可行性和環保性，對煤制甲醇工作意義重大。最后，隨著我國民眾對天然氣的廣泛需求，加之天然氣的有限性，導致煤制天然氣行業興起，在人們的生活中發揮著重要的作用。在煤制天然氣中，低溫甲醇洗技術也發揮著重要的作用，通過對碳硫化合物進展必要的凈化活動，保障煤制天然氣的平安性。因此，研究人員必須穩固低溫甲醇洗解析塔和吸收塔之間的關系，逐步擴大對酸性氣體的凈化程度，保證低溫甲醇洗技術在天然氣凈化活動中作用的充分發揮，促進煤制天然氣的廣泛適用和推廣。當前，我國合成氨、甲醇與碳一化工正處于大規?？焖匍_展時期，裝置規模越來越大，原料氣的高效率、低消耗凈化顯得非常重要。低溫甲醇洗正是這樣一種優良的凈化工藝技術。4.3低溫甲醇洗工藝技術的開展和改良目前低溫甲醇洗的專利技術已達60多項。低溫甲醇洗被廣泛應用于合成氨、合成甲醇和其它羰基合成、制氫、城市煤氣和天然氣脫硫等的氣體凈化裝置中。隨著研究工作的進展和生產操作中暴露的問題,低溫甲醇洗工藝不斷改良和完善。4.3.1流程不斷優化,能量利用更加合理與70年代引進的甲醇洗裝置相比,新的低溫甲醇洗在能量利用和換熱流程的安排上根據各工程的情況各具特色。例如,林德公司對原料氣的冷卻有一步法和兩步法之分;采用局部H2S餾分循環以提高H2S餾分濃度;甲醇水別離塔的塔頂氣不再經冷卻而直接注入甲醇熱再生塔中部作為汽提熱源等等。魯奇公司根據不同部位溫差要求采用多種等級的制冷劑;優化半貧液五級閃蒸的排布次序;采用大量廉價氮氣氣提富甲醇以減少熱再生的蒸汽耗量等等,所有這些措施有效地降低設備投資和裝置能耗。4.3.2提高操作靈活性,降低裝置投資通過對流程的優化和合理設計,新裝置的開工率和操作靈活性大大提高。首先是通過對裝置各局部生產能力的平衡和生產中暴露問題的研究,消除了瓶頸或采取相應措施包括加大設備、增設備用等等,提高了裝置的運轉率。其次,通過采用新技術,單臺設備的操作彈性有了很大的提高,使整個裝置的負荷圍加大,適應H2S和CO2氣量波動的能力增強。通過對流程的模擬優化,尋找裝置投資和操作費用的最正確點。在滿足工藝要求的前提下,裝置投資得以降低。一方面,努力簡化流程。例如林德新設計的低溫甲醇洗裝置甲醇水別離局部的流程都已大大簡化,至少可省去3臺設備。魯奇公司將相關設備組合為一體,依靠液位和重力輸送液體,以減少機泵和節約管道。另一方面,通過合理設計和選材,減少設備、材料費用。例如,林德公司原設計的貧甲醇換熱器(E9)采用整體不銹鋼的繞管式換熱器,面積約2000m2,繞管長,易堵塞。在林德新設計中,這一換熱器被分為兩局部,0℃以上采用普通的TEMA不銹鋼換熱器,耐腐蝕,易于清洗;0℃以下因腐蝕小,采用碳鋼材質的繞管換熱器即可滿足溫差要求。這樣可使投資費用大大下降。4.3.3針對生產中存在問題,采取相應改良措施林德公司和魯奇公司及時跟蹤各裝置的生產操作情況,對裝置暴露的問題采取相應的措施加以解決,并將這些信息反響到新裝置的設計中。這些措施包括增大原料氣別離器的容積、降低原料氣進入系統的溫度;設置預洗段以除去原料氣中的NH3、H等雜質;定期排放含NH3、H高的富甲醇;在貧甲醇管線上增設過濾器;甲醇再生塔增設水提濃段以增強系統除水能力;在半貧液中注入原料氣以抑制FeS、NiS的生成;通過提壓等措施使FeS和NiS在特定部位生成并除去等等。5結論低溫甲醇洗是一種節能型成熟可靠的酸性氣體凈化工藝,具有吸收能力大、選擇性好、凈化度高、操作費用低等特點,該工藝在國具有良好的開展勢頭和廣闊的應用前景。目前，國亟待加強對該工藝的研究開發,在生產實踐中不斷完善已實現國產化的低溫甲醇洗裝置。我公司正在籌建的年產60萬t甲醇工程也是采用該低溫甲醇洗工藝，學者們對該工藝在實際生產中存在問題的