一种合成气制乙二醇系统及方法与流程

本发明涉及一种制纯系统及方法，特别涉及一种合成气制乙二醇系统及方法。

背景技术：

乙二醇，英文名称ethyleneglycol，又名“甘醇”、“1,2-亚乙基二醇”，简称eg，是一种重要的有机化工原料，乙二醇主要用于制聚酯涤纶，聚酯树脂、吸湿剂，增塑剂，表面活性剂,合成纤维、化妆品和炸药，并用作染料、油墨等的溶剂、配制发动机的抗冻剂，气体脱水剂，制造树脂、也可用于玻璃纸、纤维、皮革、粘合剂的湿润剂。可生产合成树脂pet，纤维级pet即涤纶纤维，瓶片级pet用于制作矿泉水瓶等。还可生产醇酸树脂、乙二醛等，也用作防冻剂。

我国从本世纪起，开始了乙二醇生产h2/co深冷分离技术的国产化攻关。近几年，国产h2/co深冷分离装置首次被应用在乙二醇生产项目中，一举打破h2/co深冷分离装置长期被外资垄断的格局。尽管如此，h2/co深冷分离装置的国产化研究起步较晚，仍停留在引进技术改良的研发层面，内资企业普遍缺少自主创新能力，因此无论是在单系列产能大型化方面，还是在净化效率及能耗控制方面，国产技术与境外技术相比仍存在较大的差距。无论选择怎样的终端产品路线，都需要经过造气、分离、合成三个关键环节，原料合成气中的组分主要为h2、co、n2、ar、ch4等，杂质n2、ar、ch4等不利于乙二醇合成的杂质分离出来，这些杂质因不参与合成反应，会在整个系统中积累造成合成效率下降、能耗增加。因此，需提供一种采用合成气制乙二醇的高效工艺来解决目前的现状。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种合成气制乙二醇系统及工艺，该系统具有突出的高效、节能、环保特征，特别适用于大型高端原料合成气制乙二醇化工项目。

本发明的上述技术目的是通过以下技术方案得以实现的：

本发明首先提供了一种合成气制乙二醇系统，包括原料气净化系统、co提存冷箱系统，其特征在于：所述原料气净化系统包括分子筛吸附器、再生气加热器、粉尘精密过滤器、再生冷却器、低温甲醇洗单元，所述分子筛吸附器设有原料气进、出口和再生气进、出口，分子筛吸附器的再生气出口连接再生冷却器，原料气出口连接粉尘精密过滤器，分子筛吸附器的再生气进口连接再生气加热器，所述再生冷却器与低温甲醇洗单元相连，所述粉尘精密过滤器与co提存冷箱系统相连；所述co提存冷箱系统包括冷箱主换热器、富氢气闪蒸罐、甲醇合成装置、汽提塔、脱氮塔、低压变换装置、脱甲烷塔、燃料气网管、dmo装置，粉尘精密过滤器的原料气出口管路顺次经冷箱主换热器、脱甲烷塔的塔底、冷箱主换热器进行冷却后连接至富氢气闪蒸罐，

富氢气闪蒸罐罐顶出口管路经冷箱主换热器后连接甲醇合成装置；富氢气闪蒸罐罐底的液体出料分为两部分，一部分节流后直接进入汽提塔顶部，另一部分节流后经冷箱主换热器复热并连接至汽提塔中部；

汽提塔塔底设有经冷箱主换热器后返回汽提塔塔底的加热管路；汽提塔顶部出料经冷箱主换热器后连接低压变换装置；

汽提塔塔底通过管路连接脱氮塔，脱氮塔塔顶冷凝器出来的含少量甲烷的co气体物料进入脱甲烷塔；

脱甲烷塔底部出料经节流后和冷箱主换热器复温后送至燃料气管网；脱甲烷塔顶部出料经冷箱主换热器复热后连接至下游的dmo装置。

本发明还提供了一种所述系统的合成气制乙二醇方法，其包括如下步骤：

1)原料气自上而下通过分子筛吸附器进行吸附，所述分子筛吸附器采用低压氮气再生，低压氮气在再生气加热器中被加热至需要的温度，加热后的气体作为再生气通过分子筛吸附器，再生气将被吸附的甲醇、co2和水带出脱除，而后经过再生冷却器冷却到≤40℃后，返回低温甲醇洗单元作为汽提气；

2)经分子筛吸附器吸附后的原料气通过粉尘精密过滤器过滤，过滤后的原料气送至下游co提存冷箱系统的冷箱主换热器；

3)在冷箱主换热器中原料气降温到设定温度后抽出，作为热源送入脱甲烷塔的塔底，在脱甲烷塔塔底冷却后再返回冷箱主换热器中进一步冷却，然后进入富氢气闪蒸罐中闪蒸；

4)闪蒸后，富氢气闪蒸罐罐顶的富氢气返回冷箱主换热器复温后送至下游甲醇合成装置；而富氢气闪蒸罐罐底的液体分为两部分，一部分节流后直接进入汽提塔顶部，另一部分节流后返回冷箱主换热器复热后进入汽提塔中部；

5)从汽提塔塔底抽出部分液体，经过冷箱主换热器复温后回到汽提塔塔底作为汽提气，经过汽提塔汽提后，顶部的闪蒸汽返回冷箱主换热器复温后送至低压变换装置；

6)汽提塔塔底的剩余液体节流后直接进入脱氮塔中，脱氮塔塔底液体节流后去往塔顶提供部分冷量，脱氮塔塔顶分离器出来的富氮气返回冷箱主换热器复温后送至燃料气管网；脱氮塔塔顶冷凝器出来的含少量甲烷的co气体进入脱甲烷塔；

7)脱甲烷塔底部得到富甲烷液体，节流后返回冷箱主换热器复温后送至燃料气管网；在脱甲烷塔顶部得到co产品气体，该气体返回冷箱主换热器复热后送至下游的dmo装置。

综上所述，本发明具有以下有益效果：本工艺采用先脱氮再脱甲烷的工艺路线，脱除氮的富液体co，节流后为脱氮塔冷凝器提供部分冷量或全部冷量，这样与常规氮循环相比，大幅度减少了循环氮气。与传统的工艺相比，显著降低了循环氮气压缩机的能量消耗。通过合成气制乙二醇工艺技术的突破，打破了国外企业对制取乙二醇的垄断状态，提升了国内乙二醇制备的整体技术水平，也将提升国内煤化工相关企业生产效能，降低生产成本，为乙二醇行业提供质优价廉的产品，更好地满足煤化工等生产需求，支持煤化工行业发展，同时改善了现有工艺能耗大、污染大的状况。

附图说明

图1是实施例一的合成气制乙二醇系统示意图；

图2是原料气净化工艺示意图；

图3是co提存冷箱系统工艺示意图；

附图标记：1、原料气净化系统；10、再生气加热器；11、分子筛吸附器；12、粉尘精密过滤器；13、再生冷却器；14、低温甲醇洗单元；2、co提存冷箱系统；20、冷箱主换热器；21、甲醇合成装置；22、脱甲烷塔；23、富氢气闪蒸罐；24、汽提塔；25、低压变换装置；26、脱氮塔；261、分离器；262、冷凝器；27、燃料气管网；28、dmo装置。

具体实施方式

以下结合附图对本发明作进一步详细说明。

如图1-3所示，合成气制乙二醇系统包括，原料气净化系统1、co提存冷箱系统2，

所述原料气净化系统1包括分子筛吸附器11、再生气加热器10、粉尘精密过滤器12、再生冷却器13、低温甲醇洗单元14，所述分子筛吸附器11设有原料气进、出口和再生气进、出口，分子筛吸附器11的再生气出口连接再生冷却器13，原料气出口连接粉尘精密过滤器12，分子筛吸附器11的再生气进口连接再生气加热器10，所述再生冷却器13与低温甲醇洗单元14相连，所述粉尘精密过滤器12与co提存冷箱系统2相连；

所述co提存冷箱系统2包括冷箱主换热器20、富氢气闪蒸罐23、甲醇合成装置21、汽提塔24、脱氮塔26、低压变换装置25、脱甲烷塔22、燃料气网管27、dmo装置28，粉尘精密过滤器12的原料气出口管路顺次经冷箱主换热器20、脱甲烷塔22的塔底、冷箱主换热器20进行冷却后连接至富氢气闪蒸罐23，

富氢气闪蒸罐23罐顶出口管路经冷箱主换热器20后连接甲醇合成装置21；富氢气闪蒸罐23罐底的液体出料分为两部分，一部分节流后直接进入汽提塔24顶部，另一部分节流后经冷箱主换热器20复热并连接至汽提塔24中部；

汽提塔24塔底设有经冷箱主换热器20后返回汽提塔24塔底的加热管路；汽提塔24顶部出料经冷箱主换热器20后连接低压变换装置25；

汽提塔24塔底通过管路连接脱氮塔26，脱氮塔26塔顶冷凝器262出来的含少量甲烷的co气体物料进入脱甲烷塔22；

脱甲烷塔22底部出料经节流后和冷箱主换热器20复温后送至燃料气管网27；脱甲烷塔22顶部出料经冷箱主换热器20复热后连接至下游的dmo装置28。

在本发明的一个具体实施例中，脱氮塔26设有顶部和底部，底部至顶部单向导通，其中顶部还设有分离器261和冷凝器262，所述分离器261依次与冷箱主换热器20、燃料气管网27相连，所述冷凝器262依次与脱甲烷塔22塔底、冷箱主换热器20、燃料气管网27相连。

在本发明的一个具体实施例中，所述脱甲烷塔22塔底上游连接冷箱主换热器20而后下游又分别依次连接冷箱主换热器20和富氢气闪蒸罐23，脱甲烷塔22塔底上游还连接脱氮塔26顶部的冷凝器262，而后下游又依次连接冷箱主换热器20、燃料气管网27，所述脱甲烷塔22塔顶下游依次连接冷箱主换热器20、dmo装置28。

在本发明的一个具体实施例中，低温甲醇洗单元14还与汽提塔24相连。

如图1-3所示，在本发明的一个具体实施例中，合成气制乙二醇工艺如下：

1)原料气首先自上而下通过分子筛吸附器11，分子筛再生采用0.42mpa低压氮气再生，低压氮气在再生气加热器10中被中压蒸汽加热至需要的温度，加热后的气体通过分子筛吸附器11，用这股再生气将被吸附的微量甲醇、co2和水带出脱除，以免在co提纯冷箱系统2中冻结引起低温设备和管道的堵塞，而后经过再生冷却器13冷却到≤40℃后，返回低温甲醇洗单元14作为汽提气。

2)为避免带入吸附剂材料粉尘或其他颗粒进入冷箱主换热器20，在1)之后的原料气(甲醇含量＜0.1ppm,co2含量＜0.1ppm,h2s/cos＜0.1ppm)通过粉尘精密过滤器12过滤，过滤后的原料气送至下游co提存冷箱系统2。

3)在经2)后的原料气送至下游co提纯冷箱系统2的冷箱主换热器20，在冷箱主换热器20中逐渐降温到一定温度后抽出，作为热源送入脱甲烷塔22塔底，在脱甲烷塔22塔底冷却后再返回冷箱主换热器20中进一步冷却，然后进入富氢气闪蒸罐23中闪蒸。

4)闪蒸后，富氢气闪蒸罐23罐顶的富氢气返回冷箱主换热器20复温后(≥5.3mpag≥30℃)送至下游甲醇合成装置21。而罐底的液体分为两部分，一部分节流后直接进入汽提塔24顶部，另一部分节流后返回冷箱主换热器20适当复热后进入汽提塔24中部。

5)经4)后，从汽提塔24塔底抽出一部分液体，经过冷箱主换热器20复温后回到汽提塔24塔底作为汽提气，经过汽提塔24汽提后，顶部的闪蒸汽返回冷箱主换热器20复温(常温，≥1.5mpag)送至低压变换装置25。

6)汽提塔24塔底的剩余液体节流后直接进入脱氮塔26中，脱氮塔26塔底液体节流后去往塔顶为其提供部分冷量，脱氮塔26塔顶分离器261出来的富氮气返回冷箱主换热器20复温后送至燃料气管网27；脱氮塔26塔顶冷凝器262出来的含少量甲烷的co气体进入脱甲烷塔22。

7)经6)后，在脱甲烷塔22底部得到富甲烷液体，节流后返回冷箱主换热器20复温后送至燃料气管网27；在脱甲烷塔22顶部得到co产品气体，该气体返回冷箱主换热器20复热后送至下游的dmo装置28。

在本申请中，现有原料气主要为氢气、一氧化碳、少量氮气、氩气和甲烷。由于氢气相较于一氧化碳、氮气和甲烷难液化，通过将原料气在冷箱主换热器20中逐渐降温，使大部分一氧化碳、氮气和甲烷液化，并通过闪蒸的工艺将绝大部分氢气分离，通过汽提塔24进一步脱氢，有利于脱氮塔26的稳定运行。

具体实施例仅仅是对本发明的解释，其并不是对本发明的限制，本领域技术人员在阅读完本说明书后可以根据需要对本实施例做出没有创造性贡献的修改，但只要在本发明的权利要求范围内都受到专利法的保护。