本發(fā)明涉及到氣體凈化技術(shù)領(lǐng)域，具體指一種配套粉煤氣化的酸性氣體脫除工藝。
背景技術(shù)：
基于我國多煤少油乏氣的資源現(xiàn)狀，近年來以煤為原料的化學(xué)工業(yè)得到快速發(fā)展，煤通過高溫氣化，制得的以H2和CO為主要成分的粗合成氣，是生產(chǎn)C1化工及其衍生物產(chǎn)品的適宜原料。粉煤氣化由于其煤種適應(yīng)廣、能源利用率高及設(shè)備單位產(chǎn)氣能力高等特點(diǎn)得到了廣泛應(yīng)用。采用粉煤氣化工藝生產(chǎn)的粗合成氣中除含有H2、CO、CO2外，還有少量的H2S、COS、NH3、HCN等微量組分，其中H2是合成甲醇、合成氨等化工產(chǎn)品的原料氣，酸性氣體CO2和H2S一般是合成催化劑的毒物，所以必須在合成工序之前加以脫除，以滿足下游生產(chǎn)加工的要求。
現(xiàn)有的以甲醇為吸收溶劑的酸性氣體脫除技術(shù)中，以貧液半貧液酸性氣體脫除流程在工程中應(yīng)用較為廣泛，在貧液半貧液酸性氣體脫除流程中，一部分吸收了CO2的富甲醇通過減壓閃蒸，釋放富甲醇中溶解的部分CO2后，作為吸收溶劑返送至氣體吸收工序；另一部分吸收了CO2和H2S的富甲醇通過減壓閃蒸、氮?dú)鈿馓岷蜔嵩偕确绞綄?shí)現(xiàn)甲醇的完全再生，再生的貧甲醇賦冷后送至酸性氣體脫除吸收段作為吸收溶劑，貧液半貧液酸性氣體脫除流程能夠一定程度上降低再生貧甲醇循環(huán)量，減少熱再生系統(tǒng)負(fù)荷，但由于半貧甲醇對(duì)CO2的再吸收能力有限，為保證氣體凈化效果，不得不增加半貧甲醇循環(huán)量，導(dǎo)致系統(tǒng)內(nèi)部甲醇循環(huán)量顯著增大，造成設(shè)備投資和動(dòng)力消耗的增加，并且限制了裝置的大型化。
如申請(qǐng)?zhí)枮?01410582527.X的中國發(fā)明專利申請(qǐng)所公開的《一種低溫甲醇洗節(jié)能增產(chǎn)的方法及裝置》，此低溫甲醇洗工藝存在如下問題：
1、該工藝流程為貧液半貧液酸性氣體脫除流程，在半貧液的生成時(shí)，設(shè)置了單獨(dú)的富甲醇低壓閃蒸罐，在富甲醇熱再生前，又設(shè)置了單獨(dú)的富甲醇閃蒸罐，增加了設(shè)備投資；
2、該流程生成的半貧液中的CO2含量約為11％～12％，對(duì)CO2再吸收的能力有限，再生貧甲醇循環(huán)量及后續(xù)熱再生負(fù)荷仍有進(jìn)一步降低的空間；
3、由于半貧液對(duì)CO2再吸收的能力有限，為保證氣體凈化效果，必須增加半貧液循環(huán)量，額外增加了氣體吸收段負(fù)荷及循環(huán)動(dòng)力消耗，并限制了裝置大型化。
4、富甲醇在進(jìn)熱再生塔前，閃蒸出的高溫氣體直接返送至再吸收塔低溫段，或通過水冷后再返送至再吸收塔低溫段，造成了熱量的浪費(fèi)，并不同程度的導(dǎo)致前系統(tǒng)冷量消耗的增加。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是針對(duì)現(xiàn)有技術(shù)的現(xiàn)狀提供一種設(shè)備投資省、處理能力大且節(jié)能降耗效果好的配套粉煤氣化的酸性氣體脫除工藝。
本發(fā)明解決上述技術(shù)問題所采用的技術(shù)方案為：該配套粉煤氣化的酸性氣體脫除工藝，其特征在于包括下述步驟：
溫度為35℃～45℃、壓力為3.04MPaG～3.18MPaG的合成氣，匯入來自閃蒸氣壓縮機(jī)的循環(huán)閃蒸氣后，再注入來自CO2吸收塔底部的第一股富CO2甲醇作為防凍甲醇，送入合成氣預(yù)冷器冷卻；合成氣經(jīng)合成氣預(yù)冷器冷卻至-20℃～-30℃，送入合成氣分離器，分離出的工藝凝液送至后續(xù)工序處理，分離出的氣相送至H2S吸收塔的預(yù)洗段；
所述合成氣與所述第一股富CO2甲醇的摩爾流量之比為200:1～2000:1；
在H2S吸收塔預(yù)洗段，合成氣中的NH3和HCN在此被來自H2S吸收塔主洗段的第一股富H2S甲醇洗滌，洗滌后的合成氣通過H2S吸收塔段間升氣孔送入H2S吸收塔的主洗段，從H2S吸收塔預(yù)洗段底部送出的預(yù)洗甲醇經(jīng)預(yù)洗甲醇換熱器回收冷量后送入預(yù)洗閃蒸罐減壓閃蒸，閃蒸出的氣相并入中壓閃蒸塔送出的循環(huán)閃蒸氣中一起匯入粗合成氣中；液相經(jīng)酸性氣換熱器回收冷量后從中部送入熱再生塔的H2S汽提段；
所述合成氣與所述第一股富H2S甲醇的摩爾流量之比為30:1～80:1；
在H2S吸收塔的主洗段，合成氣中的H2S、CO2等氣體被來自CO2吸收塔底部的第二股富CO2甲醇吸收，H2S吸收塔頂部送出的脫硫氣溫度-19℃～-25℃、壓力2.97MPaG～3.07MPaG，送入CO2吸收塔底部；
所述合成氣與所述第二股富CO2甲醇的摩爾流量比為1.5:1～2.2:1；
從H2S吸收塔的主洗段送出的吸收了H2S和CO2的第二股富H2S甲醇溫度-20℃～-26℃、壓力3.01MPaG～3.11MPaG，送至后續(xù)中壓閃蒸塔下塔減壓閃蒸；
在CO2吸收塔，脫硫氣中的CO2在上升過程中先后被準(zhǔn)貧液和第一股貧甲醇洗滌吸收，CO2吸收塔段間通過富CO2甲醇中間冷卻器I和富CO2甲醇中間冷卻器II提供冷量以維持甲醇吸收能力；
所述脫硫氣與所述準(zhǔn)貧液的摩爾流量之比為0.6:1～1.6:1；所述脫硫氣與所述第一股貧甲醇的摩爾流量比為0.8:1～1.5:1；
從CO2吸收塔頂部送出的凈化氣溫度-40℃～-50℃、壓力2.89MPaG～2.99MPaG，經(jīng)合成氣預(yù)冷器回收冷量后送出界區(qū)；
從CO2吸收塔4底部送出的富CO2甲醇溫度-20℃～-28℃、壓力2.93MPaG～3.03MPaG，分為三股；其中第一股富CO2甲醇和第二股富CO2甲醇經(jīng)H2S吸收塔進(jìn)料泵加壓至3.6MPaG～4.0MPaG后，第一股作為防凍甲醇補(bǔ)入到粗合成氣中，第二股送至H2S吸收塔頂部作為脫硫溶劑；第三股富CO2甲醇冷卻至-25℃～-33℃后送中壓閃蒸塔上塔進(jìn)行減壓閃蒸；
在中壓閃蒸塔上塔，第三股富CO2甲醇減壓閃蒸出的循環(huán)閃蒸氣送至中壓閃蒸塔下塔，上塔底部送出的富CO2甲醇冷卻至-28℃～-36℃后，送至再吸收塔的CO2閃蒸段；
在中壓閃蒸塔下塔，來自H2S吸收塔3的主洗段的第二股富H2S甲醇減壓閃蒸，閃蒸出的氣相與來自中壓閃蒸塔上塔的循環(huán)閃蒸氣一起被來自再吸收塔中塔底部的第一股富甲醇洗滌，吸收循環(huán)閃蒸氣中大部分的CO2，從中壓閃蒸塔下塔頂部送出的循環(huán)閃蒸氣與來自預(yù)洗閃蒸罐的循環(huán)閃蒸氣合并后經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)加壓至3.2MPaG～3.6MPaG后，匯入粗合成氣中；從中壓閃蒸塔底部送出的富H2S甲醇冷卻至-26℃～-36℃后從中部進(jìn)入再吸收塔的尾氣再吸收段；
所述第一股富甲醇與所述中壓閃蒸塔下塔頂部送出的循環(huán)閃蒸氣摩爾流量比為10:1～1:1；在再吸收塔的CO2閃蒸段內(nèi)，富CO2甲醇再次減壓閃蒸，閃蒸出的氣相回收冷量后作為CO2產(chǎn)品氣送出界區(qū)；
從再吸收塔的CO2閃蒸段底部送出的溫度為-48℃～-56℃、壓力為0.05MPaG～0.12MPaG、CO2含量為11％～12％的半貧甲醇分為兩股；其中第一股半貧甲醇作為再吸收塔中塔的洗滌甲醇自流至再吸收塔的中塔尾氣再吸收段頂部，第二股半貧甲醇在重力作用下，換熱至-44℃～-52℃后，自流至再吸收塔下塔準(zhǔn)貧液氣提段頂部；
送入在再吸收塔準(zhǔn)貧液氣提段的第二股半貧甲醇，在塔內(nèi)被第二股低壓氮?dú)鈿馓?，控制氣提壓?.05MPaG～0.12MPaG。
由再吸收塔準(zhǔn)貧液氣提段頂部送出的尾氣匯入再吸收塔的尾氣再吸收段頂部送出的尾氣中，換熱后送去下游；
由再吸收塔準(zhǔn)貧液氣提段底部送出的甲醇溶液溫度-54℃～-62℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，CO2含量為6％～7％，加壓至3.6MPaG～4.0MPaG后，作為所述的準(zhǔn)貧液送至CO2吸收塔；
在再吸收塔的尾氣再吸收段內(nèi)，富H2S甲醇再次減壓閃蒸，同時(shí)被來自再吸收塔的N2氣提段的氣體氣提；控制吸收塔的N2氣提段的氣提壓力0.05MPaG～0.12MPaG，解吸出的氣相上升過程中，其中的H2S氣體被來自再吸收塔的CO2閃蒸段底部的第一股半貧液再次吸收；
從再吸收塔的尾氣再吸收段頂部送出的尾氣回收冷量后送去下游；
從再吸收塔尾氣再吸收段集液槽抽出的富甲醇，加壓至0.5MPaG～0.7MPaG并換熱至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔的N2氣提段，利用第一股低壓氮?dú)膺M(jìn)行氣提；氣提后的富甲醇抽出并加壓至1.0MPaG～2.0MPaG后，分為兩股，第一股富甲醇送至中壓閃蒸塔下塔洗滌閃蒸出的循環(huán)閃蒸氣，第二股富甲醇換熱至45℃～55℃，送至熱再生塔的常溫氣提段頂部進(jìn)行減壓閃蒸，同時(shí)被第一部分低壓氮?dú)鈿馓?，閃蒸氣提出的閃蒸氣由常溫氣提段頂部送出；；
所述第一部分低壓氮?dú)馀c所述進(jìn)入熱再生塔常溫氣提段的富甲醇摩爾流量比為1:100～1:200；
從界區(qū)送來的低壓氮?dú)鉁囟?5℃～45℃，壓力0.4MPaG～0.7MPaG，分為兩部分；其中第一部分低壓氮?dú)馑椭翢嵩偕某貧馓岫蔚撞浚诙糠值蛪旱獨(dú)饫鋮s至-5℃～-35℃后分再為兩股；
其中，第一股低壓氮?dú)庾鳛闅馓岬獨(dú)馑腿朐傥账兴腘2氣提段底部，所述第一股低壓氮?dú)馀c所述尾氣再吸收段集液槽送出的富甲醇摩爾流量比為1:10～1:25；第二股低壓氮?dú)馑腿朐傥账?zhǔn)貧液氣提段底部作為氣提氮?dú)?，所述第二股低壓氮?dú)馀c所述進(jìn)入準(zhǔn)貧液氣提段的半貧甲醇摩爾流量比為1:100～1:150；
由熱再生塔常溫氣提段頂部送出的閃蒸氣冷卻至5℃～40℃后，送回再吸收塔的N2氣提段進(jìn)行H2S的富集；
由熱再生塔的常溫氣提段送出的富甲醇換熱至87℃～92℃后，進(jìn)入熱再生塔下塔的H2S汽提段進(jìn)行熱再生；
富甲醇在熱再生塔的H2S汽提段被甲醇蒸汽汽提，實(shí)現(xiàn)甲醇再生和硫組分的分離，分離出的酸性氣從頂部排出，后續(xù)進(jìn)行冷凝分離；分離出的氣相送去下游硫回收，分離出的液相作為回流甲醇，從頂部返回至熱再生塔的H2S汽提段；
由熱再生塔的H2S汽提段底部集液箱抽出的貧甲醇加壓至3.7MPaG～4.5MPaG后分為三股；其中第一股貧甲醇換熱至-40℃～-56℃，送至CO2吸收塔頂部作為吸收甲醇；第二股貧甲醇送入熱再生塔的水富集段，生成甲醇汽提蒸汽；第三股貧甲醇作為冷回流送入下游甲醇/水分餾工序；
所述第二股貧甲醇占所述熱再生塔的H2S汽提段底部集液箱抽出的貧甲醇總摩爾流量的0.04:1～0.1:1；
送入熱再生塔水富集段的第二股貧甲醇，經(jīng)熱再生塔塔底再沸器加熱，生成甲醇蒸汽作為熱再生塔的H2S汽提段的汽提用甲醇蒸汽；
來自下游甲醇/水分餾工序的甲醇蒸汽送至熱再生塔的H2S汽提段中部，作為汽提甲醇蒸汽；
所述甲醇蒸汽與所述第三股貧甲醇的摩爾流量之比為1:1～1.7:1
由熱再生塔水富集段送出的含水甲醇溫度97℃～103℃，壓力0.23MPaG～0.43MPaG，經(jīng)甲醇/水分餾塔進(jìn)料泵加壓后送至下游甲醇/水分餾工序；
熱再生塔完成甲醇溶液分離再生所需熱量由低壓蒸汽通過熱再生塔再沸器間接提供。
優(yōu)選所述第一股半貧甲醇與第二股半貧甲醇的摩爾流量比為1:1～1:3。
更好地，所述再吸收塔尾氣再吸收段頂部送出的尾氣與所述來自再吸收塔的CO2閃蒸段底部的第一股半貧甲醇的摩爾流量比1:1.5～1:2。
所述回流甲醇與所述熱再生塔的H2S汽提段頂部送出的酸性氣的摩爾流量比為0.65:1～0.95:1。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有下述優(yōu)點(diǎn)：
1、流程中采用準(zhǔn)貧液作為貧甲醇在CO2吸收段的補(bǔ)充，由于準(zhǔn)貧液中CO2含量僅為6％～7％，單位量的準(zhǔn)貧液對(duì)CO2就具有較強(qiáng)的吸收能力，準(zhǔn)貧液的加入進(jìn)一步降低了熱再生貧甲醇循環(huán)量，同時(shí)也降低了熱再生系統(tǒng)能耗和吸收工序的冷量消耗。
2、由于準(zhǔn)貧液對(duì)CO2具有更強(qiáng)的吸收能力，在保證氣體凈化效果的前提下，系統(tǒng)內(nèi)循環(huán)甲醇量大幅降低，進(jìn)一步降低了循環(huán)甲醇的動(dòng)力消耗和設(shè)備投資。
3、準(zhǔn)貧液替代半貧液作為吸收溶劑，顯著降低了CO2吸收段的液相負(fù)荷，有利于裝置大型化。
4、在溶劑的熱再生工序，在不改變貧富甲醇換熱器串聯(lián)數(shù)量的前提下，將貧富甲醇換熱器拆分為第一貧富甲醇換熱器和第二貧富甲醇換熱器，合理利用貧富甲醇換熱器間的溫度梯度，降低了能耗。
5、來自再吸收工序的富H2S甲醇經(jīng)第一貧富甲醇換熱器加熱至45℃～55℃，送入熱再生塔上塔減壓閃蒸，同時(shí)利用常溫低壓氮?dú)鈿馓幔冗_(dá)到了送至熱再生塔H2S汽提段的富H2S甲醇中低CO2濃度的要求，同時(shí)大幅減少了返回至再吸收工序的閃蒸氣中甲醇蒸汽含量，降低了前系統(tǒng)的冷量消耗。
6、返回至上游再吸收塔的閃蒸氣溫度為43℃～53℃，則可以取消閃蒸氣水冷器，降低了設(shè)備投資的同時(shí)也相應(yīng)簡化了閃蒸氣冷卻時(shí)的氣液分離控制系統(tǒng)。
7、經(jīng)過減壓閃蒸及氮?dú)鈿馓?，出熱再生塔上塔的富H2S甲醇中的大部分CO2已被解吸解吸，再經(jīng)第二貧富甲醇換熱器換熱至約87℃～93℃送入熱再生塔H2S汽提段，在此過程中，富甲醇中的氣相解吸解吸量明顯降低，不僅提高了第二貧富甲醇換熱器的換熱效率，降低設(shè)備投資，同時(shí)進(jìn)入熱再生塔H2S汽提段的富甲醇溫度的升高，進(jìn)一步降低了熱再生塔塔底再沸器的負(fù)荷。
附圖說明
圖1為本發(fā)明實(shí)施例的工藝流程示意圖。
具體實(shí)施方式
以下結(jié)合附圖實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)描述。
本發(fā)明中所涉及到的名詞說明：
富H2S甲醇：是指吸收了H2S和CO2的甲醇溶液
富CO2甲醇：是指僅吸收了CO2的甲醇溶液
富甲醇：是指在再吸收塔內(nèi)，富H2S甲醇和富CO2甲醇混合后的甲醇溶液
半貧液：是指在再吸收工序，富CO2甲醇低壓閃蒸后，生成的CO2含量在11％～12％的甲醇溶液。
準(zhǔn)貧液：是指半貧液經(jīng)低壓氮?dú)鈿馓岷?，CO2含量在6％～7％的甲醇溶液，生成于酸性氣體脫除準(zhǔn)貧液氣提工序。
如圖1所示的配套粉煤氣化的酸性氣體脫除工藝，主要設(shè)備包括H2S吸收塔3、CO2吸收塔4、中壓閃蒸塔9、再吸收塔12、熱再生塔20及相關(guān)換熱設(shè)備和泵、循環(huán)氣壓縮機(jī)等動(dòng)力設(shè)備。
本實(shí)施例中的再吸收塔12分為上塔、中塔和下塔三部分，通過封頭隔開。其中上塔為CO2閃蒸段121；中塔通過集液箱125分隔為中塔上段和中塔下段，集液箱125以上部分稱為尾氣再吸收段122，集液箱以下部分稱為N2氣提段123，集液箱125上設(shè)置有供下塔下段中的氣體上升進(jìn)入下塔上段的升氣帽126；下塔為準(zhǔn)貧液氣提段124。
本實(shí)施例中的熱再生塔20分為上塔和下塔兩部分，通過封頭隔開。上塔稱為常溫氣提段201，下塔通過集液箱分隔為上下兩段，集液箱204以上部分稱為H2S汽提段202，集液箱以下部分稱為水富集段203，集液箱204上設(shè)置有供水富集段203的氣體上升進(jìn)入H2S汽提段的升氣帽205；第一貧富甲醇換熱器19和第二貧富甲醇換熱器21。
H2S吸收塔3通過集液箱33分隔為位于下方的預(yù)洗段32和位于上方的主洗段31；集液箱33上設(shè)置有供預(yù)洗段32中的氣體上升進(jìn)入主洗段的升氣帽34。
CO2吸收塔4通過集液箱43分隔為位于下方的冷卻段42和位于上方的主洗段41；集液箱43上設(shè)置有供冷卻段42中的氣體上升進(jìn)入主洗段的升氣帽44。
從上游裝置送來的合成氣溫度35℃～45℃、壓力3.04MPaG～3.18MPaG，匯入來自閃蒸氣壓縮機(jī)28的循環(huán)閃蒸氣后，再注入來自CO2吸收塔4底部的第一股富CO2甲醇作為防凍甲醇，送入合成氣預(yù)冷器1冷卻；合成氣經(jīng)合成氣預(yù)冷器1冷卻至-20℃～-30℃，送入合成氣分離器2，分離出的液相工藝凝液送至后續(xù)工序處理，分離出的氣相送至H2S吸收塔3的預(yù)洗段。
所述合成氣與所述防凍甲醇的摩爾流量之比為200:1～2000:1。
在H2S吸收塔3預(yù)洗段32，合成氣中的NH3和HCN等痕量組份在此被來自H2S吸收塔3主洗段的富H2S甲醇洗滌，洗滌后的合成氣通過H2S吸收塔3段間升氣孔送入H2S吸收塔3主洗段31。
所述合成氣與所述來自H2S吸收塔3主洗段的富H2S甲醇的摩爾流量之比為30:1～80:1。
從H2S吸收塔3預(yù)洗段32底部送出的預(yù)洗甲醇經(jīng)預(yù)洗甲醇換熱器18回收冷量后送入預(yù)洗閃蒸罐25減壓閃蒸，閃蒸出氣相并入中壓閃蒸塔9送出的循環(huán)閃蒸氣中，并最終一起匯入粗合成氣中，液相經(jīng)酸性氣換熱器26再次回收冷量后從中部送入熱再生塔20的H2S汽提段202。
在H2S吸收塔3的主洗段，合成氣中的H2S、CO2等氣體被來自CO2吸收塔4底部的第二股富CO2甲醇吸收，H2S吸收塔3頂部送出的脫硫氣溫度-19℃～-25℃、壓力2.97MPaG～3.07MPaG，送入CO2吸收塔4底部。
所述合成氣與所述第二股富CO2甲醇的摩爾流量之比為1.5:1～2.2:1。
從H2S吸收塔3的主洗段32送出的吸收了H2S和CO2的富H2S甲醇溫度-20℃～-26℃、壓力3.01MPaG～3.11MPaG，送至后續(xù)中壓閃蒸塔9下塔減壓閃蒸。
在CO2吸收塔4，脫硫氣中的CO2在上升過程中先后被準(zhǔn)貧液和貧甲醇洗滌吸收，CO2吸收塔4段間通過富CO2甲醇中間冷卻器I 6、富CO2甲醇中間冷卻器II 7提供冷量以維持甲醇吸收能力。
所述脫硫氣與所述準(zhǔn)貧液的摩爾流量之比為0.6:1～1.6:1；所述脫硫氣與所述貧甲醇的摩爾流量之比為0.8:1～1.5:1。
從CO2吸收塔4頂部送出的凈化氣溫度-40℃～-50℃、壓力2.89MPaG～2.99MPaG，經(jīng)合成氣預(yù)冷器1回收冷量后送出界區(qū)。
從CO2吸收塔4底部送出的富CO2甲醇溫度-20℃～-28℃、壓力2.93MPaG～3.03MPaG，分為三股，其中第一股和第二股經(jīng)H2S吸收塔進(jìn)料泵5加壓至3.6MPaG～4.0MPaG后，第一股作為防凍甲醇補(bǔ)入到粗合成氣中，第二股送至H2S吸收塔3頂部作為脫硫溶劑；第三股經(jīng)閃蒸甲醇前冷卻器8冷卻至-25℃～-33℃后送中壓閃蒸塔9上塔進(jìn)行減壓閃蒸。
在中壓閃蒸塔9上塔，富CO2甲醇減壓閃蒸，塔頂送出的循環(huán)閃蒸氣送至中壓閃蒸塔9下塔，上塔底部送出的富CO2甲醇經(jīng)閃蒸甲醇后冷卻器11冷卻至-28℃～-36℃后，送至再吸收塔12的CO2閃蒸段121。
在中壓閃蒸塔9下塔，來自H2S吸收塔3的主洗段的富H2S甲醇減壓閃蒸，閃蒸出的氣相與來自中壓閃蒸塔9上塔的循環(huán)閃蒸氣一起被一股來自再吸收塔12的N2氣提段123的富甲醇洗滌，吸收循環(huán)閃蒸氣中大部分的CO2；從中壓閃蒸塔9下塔頂部送出的循環(huán)閃蒸氣與來自預(yù)洗閃蒸罐25的循環(huán)閃蒸氣合并后經(jīng)循環(huán)氣壓縮機(jī)28加壓至3.2MPaG～3.6MPaG后，匯入粗合成氣中；從中壓閃蒸塔9底部送出的富H2S甲醇經(jīng)富H2S甲醇冷卻器10冷卻至-26℃～-36℃后從中部進(jìn)入再吸收塔12尾氣再吸收段122。
在再吸收塔12上塔CO2閃蒸段121，富CO2甲醇再次減壓閃蒸，閃蒸出的氣相溫度-49℃～-57℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，經(jīng)合成氣預(yù)冷器1回收冷量后，作為CO2產(chǎn)品氣送出界區(qū)。
從再吸收塔12的CO2閃蒸段121底部送出的半貧甲醇溫度-48℃～-56℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，甲醇中CO2含量約為11％～12％，分為兩股。其中第一股半貧甲醇作為再吸收塔12尾氣再吸收段122的洗滌甲醇，自流至再吸收塔12尾氣再吸收段122頂部，第二股半貧甲醇在重力作用下，經(jīng)半貧甲醇換熱器11換熱至-44℃～-52℃后，自流至再吸收塔12下塔準(zhǔn)貧液氣提段124頂部。
優(yōu)選所述第一股半貧甲醇與第二股半貧甲醇的摩爾流量比為1:1～1:3。
送入在再吸收塔12準(zhǔn)貧液氣提段124的第二股半貧甲醇，在塔內(nèi)被一股低壓氮?dú)鈿馓?，控制氣提壓?.05MPaG～0.12MPaG。
由再吸收塔12準(zhǔn)貧液氣提段124頂部送出的氣體溫度-49℃～-57℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，匯入再吸收塔12中塔尾氣再吸收段頂部送出的尾氣中。
由再吸收塔12準(zhǔn)貧液氣提段124底部送出的甲醇溶液溫度-54℃～-62℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，CO2含量約為6％～7％，為準(zhǔn)貧液。經(jīng)準(zhǔn)貧液泵16加壓至3.6MPaG～4.0MPaG后，送至CO2吸收塔4作為吸收甲醇。
在再吸收塔12的尾氣再吸收段122中部，富H2S甲醇再次減壓閃蒸，同時(shí)被來自再吸收塔12的N2氣提段123的氣體氣提，控制吸收塔12的N2氣提段123的氣提壓力0.05MPaG～0.12MPaG，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不斷解吸，富甲醇溫度不斷降低，解吸出的H2S氣體在氣相上升過程中，被來自再吸收塔12的CO2閃蒸段121底部的第一股半貧液再次吸收。
從再吸收塔12尾氣再吸收段122頂部送出的尾氣溫度-52℃～-62℃、壓力0.05MPaG～0.12MPaG，并入來自再吸收塔12準(zhǔn)貧液氣提段送出的尾氣，再依次通過尾氣/低壓氮?dú)鈸Q熱器17、合成氣預(yù)冷器1回收冷量后，送至后序工序處理。
為保證尾氣再吸收段122頂部送出的尾氣中硫含量達(dá)到排放標(biāo)準(zhǔn)，控制所述尾氣再吸收段122頂部送出的尾氣與所述來自再吸收塔的CO2閃蒸段121底部的第一股半貧甲醇的摩爾流量比1:1.5～1:2。
從再吸收塔12尾氣再吸收段集液槽125送出的富甲醇，經(jīng)再吸收塔循環(huán)泵13加壓至0.5MPaG～0.7MPaG，并經(jīng)貧甲醇深冷器14換熱回收冷量換熱至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔12的N2氣提段123，利用低壓氮?dú)鈿馓幔瑲馓岷蟮母患状冀?jīng)熱再生塔進(jìn)料泵15加壓至1.0MPaG～2.0MPaG后，分為兩股，第一股送至中壓閃蒸塔9下塔洗滌閃蒸出的循環(huán)閃蒸氣，第二股富甲醇依次通過富H2S甲醇冷卻器10、富CO2甲醇中間冷卻器I 6及第一貧富甲醇換熱器19回收冷量后，溫度升至45℃～55℃，送至熱再生塔20的常溫氣提段201頂部。
從界區(qū)送來的低壓氮?dú)鉁囟?5℃～45℃，壓力0.4MPaG～0.7MPaG，分為兩部分，第一部分常溫低壓氮?dú)馑椭翢嵩偕?0的常溫氣提段201底部，第二部分低壓氮?dú)饨?jīng)尾氣/低壓氮?dú)鈸Q熱器17冷卻后分再為兩股，一股低壓氮?dú)馑腿朐傥账?2準(zhǔn)貧液氣提段124底部作為氣提氮?dú)猓瑲馓岬獨(dú)馀c所述進(jìn)入準(zhǔn)貧液氣提段124的半貧甲醇摩爾流量比為1:100～1:150；另一股作為氣提氮?dú)馑腿朐傥账?2中塔N2氣提段123底部，氣提氮?dú)馀c所述尾氣再吸收段集液槽125送出的富甲醇摩爾流量比為1:10～1:25。
第二股富甲醇從上部進(jìn)入熱再生塔20的常溫氣提段201進(jìn)行減壓閃蒸，同時(shí)被送入的常溫低壓氮?dú)鈿馓幔W蒸氣提出大量CO2和少量H2S混合氣體，稱為閃蒸氣；
所述常溫低壓氮?dú)馀c所述進(jìn)入熱再生塔20常溫氣提段201的富甲醇摩爾流量比為1:100～1:200；
由熱再生塔20常溫氣提段201頂部送出的閃蒸氣溫度為43℃～53℃，壓力0.35MPaG～0.45MPaG，經(jīng)預(yù)洗甲醇換熱器18換熱冷卻后，返送至再吸收塔12的氮?dú)鈿馓岫?23進(jìn)行H2S的富集；
由熱再生塔20常溫氣提段201底部送出的富甲醇溫度為43℃～53℃，壓力0.35MPaG～0.45MPaG，自流至第二貧富甲醇換熱器21換熱至87℃～92℃后，送入熱再生塔20的H2S汽提段202進(jìn)行熱再生；
富甲醇在熱再生塔20的H2S汽提段202被甲醇蒸汽汽提，實(shí)現(xiàn)甲醇再生和硫組分的分離，分離出的CO2和H2S氣體及部分甲醇蒸汽，稱為酸性氣；
由熱再生塔20的H2S汽提段202頂部送出的酸性氣溫度81℃～91℃，壓力0.18MPaG～0.28MPaG，送至下游進(jìn)行冷凝分離，分離出氣相送至下游硫回收裝置，液相作為回流甲醇，返回至熱再生塔20的H2S汽提段頂部；
所述回流甲醇與所述熱再生塔20的H2S汽提段202頂部送出的酸性氣的摩爾流量之比0.65:1～0.95:1。
由熱再生塔20的H2S汽提段202底部集液箱204抽出的經(jīng)完全再生的貧甲醇溫度97℃～103℃，壓力0.22MPaG～0.42MPaG，經(jīng)貧甲醇泵22加壓后分為三股，第一股貧甲醇依次經(jīng)第二貧富甲醇換熱器21、第一貧富甲醇換熱器19及貧甲醇深冷器14回收熱量，換熱至-40℃～-56℃后，送至CO2吸收塔4頂部作為吸收甲醇；第二股貧甲醇送入熱再生塔20的水富集段203，生成甲醇汽提蒸汽；第三股貧甲醇作為冷回流送入下游甲醇/水分餾工序；
所述第一股貧甲醇與所述H2S吸收塔3頂部送出的脫硫氣的摩爾流量之比0.67:1～1.25:1；所述第二股貧甲醇與所述熱再生塔20的H2S汽提段202底部集液箱204抽出的經(jīng)完全再生的貧甲醇的摩爾流量之比0.04:1～0.1:1。
送入熱再生塔20水富集段203的貧甲醇，經(jīng)熱再生塔塔底再沸器24加熱，生成甲醇蒸汽作為熱再生塔20的H2S汽提段202汽提甲醇蒸汽；
來自下游甲醇/水分餾工序的甲醇蒸汽送至熱再生塔熱再生塔20的H2S汽提段202中部，作為汽提甲醇蒸汽；
所述來自下游甲醇/水分餾工序的甲醇蒸汽與所述第三股貧甲醇的摩爾流量之比為1:1～1.7:1
由熱再生塔20水富集段203送出的含水甲醇溫度97℃～103℃，壓力0.23MPaG～0.43MPaG，經(jīng)甲醇/水分餾塔進(jìn)料泵23加壓后送至下游甲醇/水分餾工序；
熱再生塔20完成甲醇溶液分離再生所需熱量由低壓蒸汽通過熱再生塔再沸器24間接提供。
對(duì)比例
對(duì)于采用粉煤氣化造氣生產(chǎn)甲醇的甲醇合成裝置，進(jìn)入酸性氣體脫除裝置的有效氣(H2+CO)約為250000Nm3/h，在此基準(zhǔn)下對(duì)貧液半貧液流程和配套粉煤氣化的酸性氣體脫除工藝主要參數(shù)進(jìn)行對(duì)比見表1。
表1
由表1可以看出，基于粉煤氣化造氣生產(chǎn)甲醇的甲醇合成裝置，本實(shí)施例所提供的酸性氣體脫除工藝，貧甲醇循環(huán)量僅為貧液半貧液流程中貧甲醇循環(huán)量的88％，準(zhǔn)貧液循環(huán)量僅為貧液半貧液流程中半貧甲醇循環(huán)量的82％，累計(jì)動(dòng)力消耗降低390KW/h，在熱再生段，熱閃蒸溫度僅為50℃，大幅減少了閃蒸氣帶入前系統(tǒng)的熱量，累計(jì)降低熱再生負(fù)荷1424KW/h，降低外部冷量消耗400KW/h；取消閃蒸汽水冷器，降低能耗2000KW/h，節(jié)省設(shè)備投資及后續(xù)控制系統(tǒng)投資約300萬元。