一種低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置制造方法

一種低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置制造方法
【專利摘要】本發明公開一種低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置，其主要特征是在所述富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇進入新增富甲醇低壓閃蒸罐V09進行閃蒸。閃蒸后的液相通過半貧甲醇泵P09加壓后作為半貧液送至吸收塔C01第IV段中部。半貧液作為主吸收甲醇降價低溫甲醇洗的能量消耗。另外通過在富甲醇氨冷器、含硫甲醇氨冷器與富甲醇中壓閃蒸罐、含硫甲醇中壓閃蒸罐之間增加富甲醇透平泵和含硫甲醇透平泵；從而可以充分的回收無硫富甲醇和含硫富甲醇在減壓產生的能量，可以替代部分貧液泵和新增半貧液泵的電能，以節省裝置動力消耗。
【專利說明】一種低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置

【技術領域】
[0001]本發明涉及低溫甲醇洗凈化合成氣處理【技術領域】，特別涉及一種低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置，該低溫甲醇洗節能增產的方法及裝置是一種通過重新配置低溫甲醇洗主流程，在原流程的基礎上引入半貧液甲醇作為主洗甲醇，減少貧液甲醇用量，以達到節能增產的目標。

【背景技術】
[0002]鑒于我國是個煤多氣少的國家，目前，大多數化工企業均采用煤為原料制合成氣。鑒于低溫甲醇洗具有適用性廣泛、原料便宜易得等特點，幾乎所有的煤化工企業都配有低溫甲醇洗工段，以脫除合成氣中的h2s/co2等組分。
[0003]目前絕大多數煤化工企業配套的低溫甲醇洗裝置基本上都采用只使用貧甲醇作為吸收劑的流程，我們稱之為傳統型低溫甲醇洗流程。
[0004]參見圖1，傳統型低溫甲醇洗主要流程描述如下:來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器EOl冷卻、原料氣分離器VOl汽水分離后的氣相進入到吸收塔COl第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔COl頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、原料氣冷卻器EOl復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐V02進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇分為兩股，一股進入CO2產品塔C02的第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02的第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS;富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐V03中；從吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通過CO2/含硫甲醇換熱器E07、富甲醇換熱器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行閃蒸。含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；富甲醇中壓閃蒸罐V02閃蒸后的無硫甲醇一部分送入CO2產品塔C02第II段頂部吸收來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和C0S，另一部分送入H2S濃縮塔C03第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器E07、原料氣冷卻器EOl換熱后送出；從H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器EOl熱量回收后，可以直接排放也可以送入尾氣洗滌塔C06進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇。
[0005]從CO2產品塔C02第II段流出的的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔C03中部液相入口。從CO2產品塔C02第I段出來的液相送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口。經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔C03第II段頂部液相入口，吸收H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔C03第II段底部送出，經循環甲醇泵P03加壓后，依次進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相進入到CO2產品塔C02第II段底部氣相入口，循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，再送入CO2產品塔C02第I段底部進行閃蒸分離；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第III段頂部液相入口與來自吸收塔COl第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2,吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第II段頂部液相入口，與來自吸收塔COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ；
[0006]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離。熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離。酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置；熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供；熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔C04塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻后送至吸收塔COl第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔C04塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷卻器E17中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至送至甲醇水塔C05頂部回流入口 ；原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供；甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區；甲醇水塔C05塔頂氣相直接送至熱再生塔C04中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔C06塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫后從甲醇水塔C05下部進料口進入，在甲醇水塔C05中回收甲醇。
[0007]此傳統低溫甲醇洗流程存在如下不足:
[0008](I)上述流程中，由于吸收塔COl全部只采用貧液甲醇作為吸收劑，而經過減壓閃蒸解析后的半貧液甲醇的低溫冷量沒有得到充分的利用。因此冷量消耗大。其次，由于未使用半貧液甲醇，貧液用量增大，因此H2S濃縮塔C03氣提氮氣用量、熱再生塔再沸器E13所需蒸汽用量、熱再生塔C04塔頂的熱再生塔冷凝器E14冷卻水用量都將增大。
[0009](2)上述流程中，來自吸收塔COl的無硫富甲醇與含硫富甲醇都通過直接減壓的方式進行中壓閃蒸。由于此兩股物流的液相量較大且前后壓差也較大。若采用直接減壓的方式，那么大部分的靜壓頭都將損失。
[0010](3)上述流程中，來自吸收塔COl的無硫富甲醇與含硫富甲醇都通過直接減壓進入中壓閃蒸罐中進行閃蒸。閃蒸后出來的h2、CO和CO2等氣體將進入到循環氣壓縮機KOl中回收其中有效氣體H2和CO。由于是直接閃蒸故大量CO2都將進入到循環氣壓縮機KOl中回到低溫甲醇洗裝置吸收塔COl入口。不僅增大了循環氣壓縮機KOl的負荷，同樣也增加了吸收的負荷。
[0011](4)上述流程中，經過尾氣洗滌塔C06洗滌后直接排放大氣。經過洗滌后的尾氣溫度通常較低并且直接排放大氣，因此尾氣中的低溫冷量沒有被利用。
[0012](5)根據上述流程的實際運行效果來看，目前熱再生塔C04塔頂酸性氣H2S濃度都偏低。增加下游克勞斯硫回收的燃料消耗。
[0013](6)從眾多實際生產情況來看，目前多數采用上述流程的低溫甲醇洗裝置甲醇消耗高，尾氣中甲醇濃度高。對環境造成了一定傷害。


【發明內容】

[0014]本發明所要解決的技術問題之一在于提供一種低溫甲醇洗節能增產的方法，其主要是通過對傳統低溫甲醇洗裝置在流程和設備上進行局部的改造彌補上述流程不足之處。以達到低溫甲醇洗節能增產的目的。
[0015]本發明所要解決的技術問題之二提供上述方法所使用的裝置。
[0016]作為本發明的一種低溫甲醇洗節能增產的方法，其是來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器EOl冷卻、原料氣分離器VOl汽水分離后的氣相進入到吸收塔COl第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔COl頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、原料氣冷卻器EOl復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐V02進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇分為兩股，一股進入CO2產品塔C02的第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02的第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐V03中；從吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通過CO2/含硫甲醇換熱器E07、富甲醇換熱器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行閃蒸。含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；無硫甲醇中壓閃蒸罐V02閃蒸后的無硫甲醇一部分送入CO2產品塔C02第II段頂部吸收來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和C0S，另一部分送入H2S濃縮塔C03第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器E07、原料氣冷卻器EOl換熱后送出；從H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器EOl熱量回收后，可以直接排放也可以送入尾氣洗滌塔C06進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；
[0017]從CO2產品塔C02第II段流出的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔C03中部液相入口。從CO2產品塔C02第I段出來的液相送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口。經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔C03第II段頂部液相入口，吸收H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔C03第II段底部送出，經循環甲醇泵P03加壓后，依次進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相進入到CO2產品塔C02第II段底部氣相入口，循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，再送入CO2產品塔C02第I段底部進行閃蒸分離；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第III段頂部液相入口與來自吸收塔COl第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2,吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第II段頂部液相入口，與來自吸收塔COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ；
[0018]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離。熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離。酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置；熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供；熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔C04塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻后送至吸收塔COl第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔C04塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷卻器E17中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口 ；原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供；甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區；甲醇水塔C05塔頂氣相直接送至熱再生塔C04中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔C06塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫后從甲醇水塔C05下部進料口進入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0019]在所述富甲醇氨冷器E06與富甲醇中壓閃蒸罐V02之間增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08與含硫甲醇中壓閃蒸罐V03之間增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵KTOl進入到富甲醇中壓閃蒸罐V02來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵KT02進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行減壓閃蒸。
[0020]在本發明的一個優選實施例中，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口與循環氣壓縮機KOl之間增加一 0)2再吸收塔C07 ;由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔C07中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵PlO加壓后送至CO2再吸收塔C07塔頂，對進入CO2再吸收塔C07的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ；CO2再吸收塔C07塔頂的氣相經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔C07塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
[0021]酸性氣中H2S濃度偏低的主要原因是由于進入熱再生塔C04的CO2含量較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后的含硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐VlO內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗；所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口，富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0022]經過尾氣洗滌塔C06洗滌后的尾氣溫度通常在15°C左右。然而熱再生塔C04塔頂氣相溫度較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，此尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔C04塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20換熱后再排放。這樣可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔冷凝器E14循環水用量。
[0023]在本發明的一個優選實施例中，原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐Vll內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔C05中部，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0024]在本發明的一個優選實施例中，經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔C03第II段頂部液相入口之前，先進入一富甲醇低壓閃蒸罐V09進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵P09加壓后送至吸收塔COl第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣合并。由于無硫甲醇中一部分C02氣體在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔C03塔頂閃蒸負荷，這樣可以降低尾氣中的甲醇含量。
[0025]在本發明的一個優選實施例中，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，可以減少H2S濃縮塔C03塔頂3-5塊板，增加H2S濃縮塔C03塔頂的閃蒸空間。
[0026]在本發明的一個優選實施例中，所述富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇分為三股，第一股繼續進入CO2產品塔C02的第III段進行減壓閃蒸，第二股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02的第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;第三股進入一富甲醇閃蒸罐V08進行閃蒸，所述富甲醇閃蒸罐V08閃蒸后的液相與經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇合并，富甲醇閃蒸罐V08閃蒸后的氣相與CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣合并。
[0027]在本發明的一個優選實施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改為填料。
[0028]作為本發明的一種低溫甲醇洗節能增產的方法，其是來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器EOl冷卻、原料氣分離器VOl汽水分離后的氣相進入到吸收塔COl第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔COl頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、原料氣冷卻器EOl復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐V02進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐V03中；從吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通過富甲醇換熱器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；富甲醇中壓閃蒸罐V02閃蒸后的無硫甲醇送入H2S濃縮塔C03第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器EOl熱量回收后，可以直接排放也可以送入尾氣洗滌塔C06進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；吸收陽和C0s后的含硫甲醇由H2S濃縮塔C03第II段底部送出，經循環甲醇泵P03加壓后，依次進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相送至H2S濃縮塔C03中部氣相入口 ；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，再送入送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口 ；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第III段頂部液相入口與來自吸收塔COl第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2,吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第II段頂部液相入口，與來自吸收塔COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分 CO2 ；
[0029]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離；熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置；熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供；熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔C04塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻后送至吸收塔COl第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔C04塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷卻器E17中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口 ；原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供；甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區；甲醇水塔C05塔頂氣相直接送至熱再生塔C04中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔C06塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫后從甲醇水塔C05下部進料口進入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0030]在所述富甲醇氨冷器E06與富甲醇中壓閃蒸罐V02之間增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08與含硫甲醇中壓閃蒸罐V03之間增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵KTOl進入到富甲醇中壓閃蒸罐V02來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵KT02進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行減壓閃蒸。
[0031]在本發明的一個優選實施例中，由富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇進入一富甲醇低壓閃蒸罐V09進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵P09加壓后送至吸收塔COl第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣合并。由于無硫甲醇中一部分C02氣體在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔C03塔頂閃蒸負荷，這樣可以降低尾氣中的甲醇含量。
[0032]在本發明的一個優選實施例中，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口與循環氣壓縮機KOl之間增加一 0)2再吸收塔C07 ;由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔C07中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵PlO加壓后送至CO2再吸收塔C07塔頂，對進入CO2再吸收塔C07的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ；CO2再吸收塔C07塔頂的氣相經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔C07塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
[0033]酸性氣中H2S濃度偏低的主要原因是由于進入熱再生塔C04的CO2含量較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后的含硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐VlO內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗；所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口，富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0034]經過尾氣洗滌塔C06洗滌后的尾氣溫度通常在15°C左右。然而熱再生塔C04塔頂氣相溫度較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，此尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔C04塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20換熱后再排放。這樣可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔冷凝器E14循環水用量。
[0035]在本發明的一個優選實施例中，原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐Vll內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔C05中部，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0036]在本發明的一個優選實施例中，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，可以減少H2S濃縮塔C03塔頂3-5塊板，增加H2S濃縮塔C03塔頂的閃蒸空間。
[0037]在本發明的一個優選實施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改為填料。
[0038]作為一種低溫甲醇洗節能增產的裝置，包括尾氣洗滌塔C06、原料氣分離器V01、吸收塔C01、循環氣壓縮機K01、富甲醇中壓閃蒸罐V02、含硫甲醇中壓閃蒸罐V03、循環甲醇閃蒸罐V04、閃蒸甲醇泵PO 1、CO2產品塔C02、H2S濃縮塔C03、循環甲醇泵P03、H2S濃縮塔底泵P04、熱再生回流泵P05、貧甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、熱再生塔C04、熱再生回流槽V05、酸性氣分離器V06、甲醇水塔再沸器E18、廢水換熱器E19、原料氣冷卻器EO1、循環甲醇氨冷器E02、循環甲醇換熱器E03、凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06、CO2/含硫甲醇換熱器E07、含硫甲醇氨冷器E08、貧甲醇深冷器E09、貧/富甲醇換熱器E10、貧甲醇水冷器E11、貧/富甲醇換熱器E12、熱再生塔再沸器E13、熱再生塔再沸器E14、酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16、甲醇水塔回流冷卻器E17、甲醇水塔C05、熱再生塔底泵P07、洗滌水塔P02 ;來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器EOl冷卻、原料氣分離器VOl汽水分離后的氣相進入到吸收塔COl第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔COl頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、原料氣冷卻器EOl復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐V02進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇分為兩股，一股進入CO2產品塔C02的第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02的第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐V03中；從吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通過CO2/含硫甲醇換熱器E07、富甲醇換熱器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行閃蒸。含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；富甲醇中壓閃蒸罐V02閃蒸后的無硫甲醇一部分送入CO2產品塔C02第II段頂部吸收來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS,另一部分送入H2S濃縮塔C03第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器E07、原料氣冷卻器EOl換熱后送出；從H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器EOl熱量回收后，可以直接排放也可以送入尾氣洗滌塔C06進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；
[0039]從CO2產品塔C02第II段流出的吸收H2S和COS的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔C03中部液相入口。從CO2產品塔C02第I段出來的液相送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口。經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔C03第II段頂部液相入口，吸收H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔C03第II段底部送出，經循環甲醇泵P03加壓后，依次進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相進入到CO2產品塔C02第II段底部氣相入口，循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，再送入CO2產品塔C02第I段底部進行閃蒸分離；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第III段頂部液相入口與來自吸收塔COl第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2，吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第II段頂部液相入口，與來自吸收塔COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ；
[0040]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離。熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離。酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置；熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供；熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔C04塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻后送至吸收塔COl第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔C04塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷卻器E17中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口 ；原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供；甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區；甲醇水塔C05塔頂氣相直接送至熱再生塔C04中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔C06塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫后從甲醇水塔C05下部進料口進入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0041]在所述富甲醇氨冷器E06與富甲醇中壓閃蒸罐V02之間增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08與含硫甲醇中壓閃蒸罐V03之間增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵KTOl進入到富甲醇中壓閃蒸罐V02來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵KT02進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行減壓閃蒸。
[0042]在本發明的一個優選實施例中，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口與循環氣壓縮機KOl之間增加一 0)2再吸收塔C07 ;由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔C07中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵PlO加壓后送至CO2再吸收塔C07塔頂，對進入CO2再吸收塔C07的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ；CO2再吸收塔C07塔頂的氣相經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔C07塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
[0043]酸性氣中H2S濃度偏低的主要原因是由于進入熱再生塔C04的CO2含量較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后的含硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐VlO內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗；所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口，富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0044]經過尾氣洗滌塔C06洗滌后的尾氣溫度通常在15°C左右。然而熱再生塔C04塔頂氣相溫度較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，此尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔C04塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20換熱后再排放。這樣可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔冷凝器E14循環水用量。
[0045]在本發明的一個優選實施例中，原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐Vll內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔C05中部，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0046]在本發明的一個優選實施例中，經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔C03第II段頂部液相入口之前，先進入一富甲醇低壓閃蒸罐V09進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵P09加壓后送至吸收塔COl第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣合并。由于無硫甲醇中一部分C02氣體在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔C03塔頂閃蒸負荷，這樣可以降低尾氣中的甲醇含量。
[0047]在本發明的一個優選實施例中，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，可以減少H2S濃縮塔C03塔頂3-5塊板，增加H2S濃縮塔C03塔頂的閃蒸空間。
[0048]在本發明的一個優選實施例中，所述富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇分為三股，第一股繼續進入CO2產品塔C02的第III段進行減壓閃蒸，第二股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02的第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS;第三股進入一富甲醇閃蒸罐V08進行閃蒸，所述富甲醇閃蒸罐V08閃蒸后的液相與經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇合并，富甲醇閃蒸罐V08閃蒸后的氣相與CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣合并。
[0049]在本發明的一個優選實施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改為填料。
[0050]作為一種低溫甲醇洗節能增產的裝置，包括尾氣洗滌塔C06、原料氣分離器V01、吸收塔C01、循環氣壓縮機K01、富甲醇中壓閃蒸罐V02、含硫甲醇中壓閃蒸罐V03、循環甲醇閃蒸罐V04、閃蒸甲醇泵P01、H2S濃縮塔C03、循環甲醇泵P03、H2S濃縮塔底泵P04、熱再生回流泵P05、貧甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、熱再生塔C04、熱再生回流槽V05、酸性氣分離器V06、甲醇水塔再沸器E18、廢水換熱器E19、原料氣冷卻器E01、循環甲醇氨冷器E02、循環甲醇換熱器E03、凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06、C02/含硫甲醇換熱器E07、含硫甲醇氨冷器E08、貧甲醇深冷器E09、貧/富甲醇換熱器E1、貧甲醇水冷器E11、貧/富甲醇換熱器E12、熱再生塔再沸器E13、熱再生塔再沸器E14、酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16、甲醇水塔回流冷卻器E17、甲醇水塔C05、熱再生塔底泵P07、洗滌水塔P02 ;來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器EOl冷卻、原料氣分離器VOl汽水分離后的氣相進入到吸收塔COl第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔COl頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、原料氣冷卻器EOl復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐V02進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐V03中；從吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通過富甲醇換熱器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；富甲醇中壓閃蒸罐V02閃蒸后的無硫甲醇送入H2S濃縮塔C03第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器EOl熱量回收后，可以直接排放也可以送入尾氣洗滌塔C06進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔C03第II段底部送出，經循環甲醇泵P03加壓后，依次進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相送至H2S濃縮塔C03中部氣相入口 ；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，再送入送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口 ；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第III段頂部液相入口與來自吸收塔COl第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分C02，吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔COl第II段頂部液相入口，與來自吸收塔COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ；
[0051]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離；熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置；熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供；熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔C04塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻后送至吸收塔COl第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔C04塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷卻器E17中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口 ；原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供；甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區；甲醇水塔C05塔頂氣相直接送至熱再生塔C04中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔C06塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫后從甲醇水塔C05下部進料口進入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0052]在所述富甲醇氨冷器E06與富甲醇中壓閃蒸罐V02之間增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08與含硫甲醇中壓閃蒸罐V03之間增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵KTOl進入到富甲醇中壓閃蒸罐V02來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵KT02進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐V03進行減壓閃蒸。
[0053]在本發明的一個優選實施例中，由富甲醇中壓閃蒸罐V02出來的液相無硫甲醇進入一富甲醇低壓閃蒸罐V09進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵P09加壓后送至吸收塔COl第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐V09閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔C03塔頂出來的尾氣合并。由于無硫甲醇中一部分C02氣體在富甲醇低壓閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔C03塔頂閃蒸負荷，這樣可以降低尾氣中的甲醇含量。
[0054]在本發明的一個優選實施例中，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口與循環氣壓縮機KOl之間增加一 0)2再吸收塔C07 ;由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔C07中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后送至熱再生塔C04中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵PlO加壓后送至CO2再吸收塔C07塔頂，對進入CO2再吸收塔C07的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ；CO2再吸收塔C07塔頂的氣相經過循環氣壓縮機K01、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔C07塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
[0055]酸性氣中H2S濃度偏低的主要原因是由于進入熱再生塔C04的CO2含量較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器E10、貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后的含硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐VlO內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗；所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口，富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0056]經過尾氣洗滌塔C06洗滌后的尾氣溫度通常在15°C左右。然而熱再生塔C04塔頂氣相溫度較高。因此，在本發明的一個優選實施例中，此尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔C04塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20換熱后再排放。這樣可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔冷凝器E14循環水用量。
[0057]在本發明的一個優選實施例中，原料氣分離罐VOl的液相經過甲醇水塔回流冷卻器E17復熱后進入到甲醇水塔C05中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐Vll內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔C05中部，原料氣冷凝液閃蒸罐Vll閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔第I段底部氣相入口。
[0058]在本發明的一個優選實施例中，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，可以減少H2S濃縮塔C03塔頂3-5塊板，增加H2S濃縮塔C03塔頂的閃蒸空間。
[0059]在本發明的一個優選實施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改為填料。本發明主要是通過對傳統低溫甲醇洗流程進行改造，主要改造內容為:
[0060]首先，通過將熱再生塔C04出來的經過減壓閃蒸后的半貧液甲醇加壓后直接送至現有吸收塔上部，作為主吸收劑。用貧液甲醇和半貧液甲醇共同脫除酸性氣的方式，已經由本 申請人:獲得相關發明專利。專利號:ZL200910052424.1。并且本 申請人:已經在國內多套新建低溫甲醇洗裝置實施過此方法。
[0061]其次，來自吸收塔COl的無硫富甲醇與含硫富甲醇都通過增加水利透平KT01、KT02來進行減壓閃蒸。
[0062]再次，在原流程中含硫甲醇中壓閃蒸罐V03氣相出口增加一 CO2再吸收塔C07，并且從H2S濃縮塔C03塔底引入一股富硫甲醇進入新增CO2再吸收塔C07塔頂，吸收多余的閃蒸氣中多余的C02。
[0063]酸性氣中H2S濃度偏低的主要原因是由于進入熱再生塔C04的CO2含量較高。因此，來自H2S濃縮塔C03塔底富甲醇溶液經過換熱升溫后，在進入熱再生塔C04之前進入新增的富甲醇低壓閃蒸罐V08，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗。
[0064]經過尾氣洗滌塔洗滌后的尾氣溫度通常在15°C左右。然而熱再生塔C04塔頂氣相溫度較高。因此，此尾氣在排放大氣之前，先于熱再生塔C04塔頂氣相換熱。這樣可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔C04塔頂冷凝器E14循環水用量。
[0065]最后，無硫富甲醇在進入H2S濃縮塔C03塔頂之前，先進入新增富硫甲醇閃蒸罐V09中進行汽液閃蒸。一部分CO2氣體都將在富硫甲醇閃蒸罐V09半貧液閃蒸罐中釋放。液相作為供半貧液送至吸收塔COl。由于一部分C02氣體在富硫甲醇閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔塔頂閃蒸負荷。這樣可以降低尾氣中的甲醇含量。為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，可以減少H2S濃縮塔塔頂3-5塊板，增加塔頂的閃蒸空間。
[0066]本發明的技術特征:
[0067]1.設置富硫甲醇閃蒸罐V09和半貧液泵P09。將來自CO2產品無硫富甲醇加壓后進入新增富硫甲醇閃蒸罐V09進行閃蒸，液相作為半貧液甲醇通過新增半貧液泵P09加壓后直接送至原吸收塔COl上部，作為主吸收劑，從而減少貧液甲醇的使用。不僅能增大原有吸收塔的處理能力，而且還能夠減小單位處理量下的冷量、蒸汽、循環冷卻水和氣提氮氣的消耗。不僅可以達到節能的目的，同時也可以在原流程的基礎上實現增產擴能的目的；
[0068]2.將吸收塔COl主吸收段塔板改為填料，盡管貧液量減小但是半貧液量增加，可以在原吸收塔塔徑不變的前提下增大處理量。
[0069]3.設置無硫富甲醇水利透平泵KTOl和含有富甲醇水利透平泵KT02。可以充分的回收無硫富甲醇和含硫富甲醇在減壓產生的能量。從而可以替代部分貧液泵和新增半貧液泵的電能，以節省裝置動力消耗。
[0070]4.設置CO2再吸收塔。并且從H2S濃縮塔C03底引入一股富硫甲醇進入新增CO2再吸收塔C07塔頂，吸收多余的閃蒸氣中多余的C02。從而可以減少進入循環氣壓縮機KOl的閃蒸氣氣量。節省循環氣壓縮功的動力消耗，和減少吸收塔的吸收負荷。
[0071]5.設置富甲醇閃蒸罐V10。來自H2S濃縮塔C03塔底富甲醇溶液經過換熱升溫后，在進入熱再生塔C04之前，先進入新增富甲醇閃蒸罐V10。并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來。這樣可以大大提高酸性氣中H2S的濃度，以減少下游克勞斯硫回收的燃料氣消耗。
[0072]6.無硫富甲醇在進入H2S濃縮塔C03塔頂之前，先進入新增富硫甲醇閃蒸罐V09中進行汽液閃蒸。一部分C02氣體都將在富硫甲醇閃蒸罐V09中釋放。液相作為半貧液送至吸收塔C01。由于一部分C02氣體在富硫甲醇閃蒸罐V09中釋放，減少了 H2S濃縮塔C03塔頂閃蒸負荷。可以降低尾氣中的甲醇含量。
[0073]7.增設尾氣/甲醇酸性氣換熱器E20，來自尾氣洗滌塔C06洗滌后的尾氣在排放大氣之前，先進入尾氣/甲醇酸性氣換熱器E20進行低溫冷量回收。可以使尾氣的低溫冷量被充分利用，從而減少原熱再生塔塔頂冷凝器循環水用量。
[0074]8.撤銷原H2S濃縮塔塔頂3-5塊塔板，增加塔頂的閃蒸空間，可以降低尾氣中的甲醇含量；
[0075]本發明專利針對傳統低溫甲醇洗裝置進行節能增產改造。將半貧液甲醇作為主吸收劑送入吸收塔中，減少15?30%貧液甲醇用量，從而減少15?30%熱再生塔再沸器蒸汽、熱再生塔塔頂冷凝器循環水、貧甲醇水冷器循環水和H2S濃縮塔氣提氮氣用量。同時還可以減少7-15%的冷量消耗；利用水利透平提高能量利用率，可以減少貧甲醇泵35?50%左右的電機功率消耗；利用富硫甲醇再次吸收來自中壓閃蒸的循環氣，減少15?30%左右循環氣壓縮機功率；熱再生塔富甲醇進料之前進一步釋放CO2，增加酸性氣中H2S濃度至?60%左右，減少下游克勞斯硫回收的燃料消耗；增加尾氣酸性氣換熱器，可以降低30?40%熱再生塔冷凝器循環水用量；增加半貧液閃蒸罐后，減低了原H2S濃縮塔的氣相負荷，故可以大大減少由于H2S濃縮塔塔頂汽液閃蒸空間不夠，所造成的汽液夾帶量過大導致的甲醇消耗。以達到低溫甲醇洗節能增產的效果，同時也達到環境保護的效果。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0076]圖1為傳統低溫甲醇洗裝置的流程示意圖。
[0077]圖2為本發明實施例1的低溫甲醇洗裝置的流程示意圖。
[0078]圖3為本發明實施例2的低溫甲醇洗裝置的流程示意圖。

【具體實施方式】
[0079]實施例1
[0080]實施例1采用如附圖2所示的流程。(帶CO2產品塔)
[0081]圖中給出的低溫甲醇洗裝置包括尾氣洗滌塔C06、原料氣分離器V01、吸收塔C01、循環氣壓縮機K01、富甲醇中壓閃蒸罐V02、含硫甲醇中壓閃蒸罐V03、循環甲醇閃蒸罐V04、閃蒸甲醇泵P01、CO2產品塔C02、H2S濃縮塔C03、循環甲醇泵P03、H2S濃縮塔底泵P04、熱再生回流泵P05、貧甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、熱再生塔C04、熱再生回流槽V05、酸性氣分離器V06、甲醇水塔再沸器E18、廢水換熱器E19、原料氣冷卻器E01、循環甲醇氨冷器E02、循環甲醇換熱器E03、凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06、C02/含硫甲醇換熱器、含硫甲醇氨冷器E08、貧甲醇深冷器E09、貧/富甲醇換熱器E10、貧甲醇水冷器E11、貧/富甲醇換熱器E12、熱再生塔再沸器E13、熱再生塔再沸器E14、酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16、甲醇水塔回流冷卻器E17、甲醇水塔C05、熱再生塔底泵P07、洗滌水塔 P02。
[0082]來自上游變換裝置的原料氣與來自貧甲醇水冷器Ell—股甲醇和來自循環氣壓縮機KOl的循環氣混合后，經過原料氣冷卻器EOl冷卻至-11?-27.50C。冷卻后的原料氣進入原料氣分離罐VOl進行閃蒸分離。
[0083]吸收塔COl分為4段，從下往上序號逐步遞增。底部為第I段，頂部為第IV段。吸收塔COl第I段為脫硫段，吸收塔COl第II段至第IV段為脫碳段。經過原料氣分離罐VOl分離后的氣相進入吸收塔COl第I段底部。吸收塔COl第I段頂部用來自吸收塔COl第II段部分無硫富甲醇溶液作為吸收劑，脫除來自吸收塔COl第I段底部上升氣相總的H2S和COS。經過吸收塔COl第I段脫完硫的原料氣，從吸收塔COl煙囪板的氣相通道上升至吸收塔COl第II段至第IV段，與來自吸收塔COl塔頂的甲醇接觸進行脫碳。
[0084]來自貧甲醇深冷器E09，溫度在-50?-65 °C的貧液甲醇和來自半貧甲醇泵P09，溫度在-52?-69°C的半貧液甲醇分別從吸收塔COl第IV段的頂部和中部進入吸收塔C01。從吸收塔COl第IV段塔頂和中部進入的貧液甲醇和半貧液甲醇與從來自吸收塔COl第III段的氣相相互汽液接觸后，脫除氣相中的CO2，達到下游工段對CO2要求后的氣相稱為凈化氣。凈化氣經過凈化氣/富甲醇換熱器E04和原料氣冷卻器EOl復熱后送至下游工段。由于甲醇吸收CO2的過程為放熱過程，吸收了 CO2后的甲醇溶液溫度升高。吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部煙囪板抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻。冷卻后的無硫富甲醇作為吸收劑再進入到COl第III段頂部液相入口，與來自COl第II段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分co2。
[0085]吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后的無硫富甲醇作為吸收劑再進入到COl第II段頂部液相入口，與來自COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分C02。吸收C02后的無硫富甲醇一部分作為脫硫吸收劑進入到COl第I段頂部液相入口，另外一部分無硫富甲醇進入本裝置下游工序。
[0086]來自COl第II段底部無硫富甲醇一部分返回至COl第I段底部作脫硫用，另一部分無硫富甲醇經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05和富甲醇氨冷器E06共同冷卻。冷卻至-33?-38°C，然后進入富甲醇透平泵KTOl進行減壓閃蒸并且回收能量。富甲醇透平泵KTOl與半貧甲醇泵P09通過超離合變速器連接在一起。富甲醇透平泵KTOl直接為半貧甲醇泵P09提供動力。不足部分通過電力補充。經過富甲醇透平KTOl減壓閃蒸后的無硫富甲醇進入到富甲醇閃蒸罐V02進行汽液閃蒸。閃蒸后的氣相進入到含硫甲醇閃蒸罐V03中。
[0087]來自COl第I段底部含硫富甲醇經過CO2/含硫甲醇換熱器E07和富甲醇換熱器E04共同冷卻，冷卻至-33?-38°C，然后進入含硫甲醇透平泵KT02進行減壓閃蒸并且回收能量。含硫甲醇透平泵KT02與貧甲醇泵P06通過超離合變速器連接在一起。含硫甲醇透平KT02直接為貧甲醇泵P06提供動力。不足部分通過電力補充。經過含硫甲醇透平泵KT02減壓閃蒸后的含硫甲醇進入到含硫甲醇閃蒸罐V03進行汽液閃蒸。閃蒸后的氣相與來自富甲醇閃蒸罐V02分離后的氣相混合。混合后的閃蒸氣進入到CO2再吸收塔C07底部氣相入口。來自富硫甲醇泵PlO的含硫甲醇作為再吸收劑從CO2再吸收塔C07頂部液相入口進入。被脫除部分CO2后的閃蒸氣進入到循環氣壓縮機KOl入口，經循環氣壓縮機KOl壓縮后與原料氣混合。
[0088]C02產品塔C02分為3段，從下往上序號逐步遞增。底部為第I段，頂部為第III段。H2S濃縮塔C03分為2段，從下往上序號逐步遞增。底部為第I段，頂部為第II段。經富甲醇閃蒸罐V02進行氣液分離后的液相無硫甲醇分為三股:一股進入CO2產品塔C02第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔C02第II段頂部脫除來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;另外一股減壓至2?4bar后進入富甲醇閃蒸罐V08進行汽液分離。富甲醇閃蒸罐V08分離后的氣相與來自CO2產品塔C02塔頂氣相混合，液相與CO2產品塔C02第III段減壓閃蒸后的液相混合；經過CO2產品塔C02第III段閃蒸后的無硫甲醇與富甲醇閃蒸罐V08閃蒸后的無硫甲醇混合后的無硫甲醇進一步減壓進入富甲醇低壓閃蒸罐V09中進行閃蒸分離。富甲醇低壓閃蒸罐V09分離后的氣相與來自H2S濃縮塔C03第II段塔頂氣相混合，液相無硫甲醇作為半貧液甲醇進入到半貧甲醇泵P09加壓，半貧甲醇泵P09加壓后的半貧液甲醇分為兩股:一股送至吸收塔COl第IV段中部液相入口 ；另外一股減壓進入H2S濃縮塔C03第II段塔頂液相入口，吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS。
[0089]進入CO2產品塔C02第II段頂部液相入口的無硫甲醇吸收來自CO2產品塔C02第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS。吸收H2S和COS后的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔C03中部液相入口。
[0090]進入H2S濃縮塔C03第II段頂部的無硫甲醇吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS。
[0091 ] 吸收H2S和COS后的含硫甲醇經循環甲醇泵P03加壓，加壓后的含硫甲醇進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量。經過貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03復熱回收冷量復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中，將復熱后的含硫甲醇產生的不凝氣進行分離。循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相進入到CO2產品塔C02第II段底部氣相入口。循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后的含硫甲醇進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，然后再送入CO2產品塔C02第I段底部進行閃蒸分離。
[0092]進入到CO2產品塔C02第II段底部氣相入口的氣相通過煙囪板氣相通道上升至CO2產品C02第II段和第III段。
[0093]CO2產品塔部分C02分離后的液相送至H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口。界區外來低壓氮氣從H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口進入，氣提來自H2S濃縮塔C03第I段頂部含硫甲醇。由于CO2分壓的降低含硫甲醇中的CO2被釋放。被氣提出來的C02、H2S、N2等氣體通過H2S濃縮塔C03第I段頂部煙?板氣相通道上升至第II段。
[0094]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分為兩股:一股經富硫甲醇泵PlO加壓送至CO2再吸收塔C07 ;另一股進入貧/富甲醇換熱器ElO和貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后進入富甲醇閃蒸罐V10，富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸出來的CO2送回至H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口。富甲醇閃蒸罐VlO閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口。
[0095]含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從熱再生塔C04塔頂氣相餾出，經過尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20和熱再生塔冷凝器E14冷凝。冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離。
[0096]熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中，熱再生塔回流罐V05分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15和酸性氣氨冷器E16冷卻，冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離。酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔第I段底部，酸性氣分離器V06分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置。熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E13間接提供。
[0097]熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股:一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后再分成兩股，一股冷卻后的貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻至-50?_65°C送至吸收塔COl第IV段頂部，另外一股冷卻后的貧甲醇直接與原料氣混合。另外一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓，加壓后的貧甲醇進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相進行在甲醇水塔回流冷卻器E17中換熱冷卻。冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口。
[0098]來自原料氣分離罐VOl的液相含硫甲醇進入甲醇水塔回流冷卻器E17冷側與來自熱再生塔底泵P07加壓后的貧甲醇換熱升溫，升溫后的含硫甲醇進入到原料氣冷凝液閃蒸罐Vll中進行汽液閃蒸分離。原料氣冷凝液閃蒸罐Vll分離后的氣相與來自富硫甲醇閃蒸罐VlO的氣相混合一同進入到H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口。原料氣冷凝液閃蒸罐Vll分離后的液相再進入到甲醇水塔C05中部。甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供。甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區。甲醇水塔C05塔頂氣相主要為甲醇蒸汽，直接送至熱再生塔C04中部氣相入口。
[0099]CO2產品塔C02產生的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器E07和原料氣冷卻器EOl復熱回收冷量后送出界區。
[0100]H2S濃縮塔C03第II段頂部尾氣與富甲醇低壓閃蒸罐V09的氣相混合作為尾氣送至尾氣洗滌塔C06塔底氣相入口。脫鹽水從尾氣洗滌塔C06塔頂液相入口進入。脫鹽水與尾氣在尾氣洗滌塔C06逆流接觸，吸收尾氣中甲醇后的液相從尾氣洗滌塔C06塔釜流出。尾氣洗滌塔C06塔釜廢水與甲醇水塔C05塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫。升溫后尾氣洗滌塔C06塔釜廢水從甲醇水塔C05下部進料口進入。在甲醇水塔C05回收甲醇。
[0101]實施例2
[0102]實施例2采用如附圖3所示的流程。(不帶C02產品塔)
[0103]圖中給出的低溫甲醇洗裝置包括尾氣洗滌塔C06、原料氣分離器V01、吸收塔C01、循環氣壓縮機K01、富甲醇中壓閃蒸罐V02、含硫甲醇中壓閃蒸罐V03、循環甲醇閃蒸罐V04、閃蒸甲醇泵P01、H2S濃縮塔C03、循環甲醇泵P03、H2S濃縮塔底泵P04、熱再生回流泵P05、貧甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、熱再生塔C04、熱再生回流槽V05、酸性氣分離器V06、甲醇水塔再沸器E18、廢水換熱器E19、原料氣冷卻器E01、循環甲醇氨冷器E02、循環甲醇換熱器E03、凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05、富甲醇氨冷器E06、C02/含硫甲醇換熱器、含硫甲醇氨冷器E08、貧甲醇深冷器E09、貧/富甲醇換熱器E10、貧甲醇水冷器E11、貧/富甲醇換熱器E12、熱再生塔再沸器E13、熱再生塔再沸器E14、酸性氣冷卻器E15、酸性氣氨冷器E16、甲醇水塔回流冷卻器E17、甲醇水塔C05、熱再生塔底泵P07、洗滌水塔P02。
[0104]來自上游變換裝置的原料氣與來自貧甲醇水冷器Ell的一股甲醇和來自循環氣壓縮機KOl的循環氣混合后，經過原料氣冷卻器EOl冷卻至-11?-27.50C。冷卻后的原料氣進入原料氣分離罐VOl進行閃蒸分離。
[0105]吸收塔COl分為4段，從下往上序號逐步遞增。底部為第I段，頂部為第IV段。吸收塔COl第I段為脫硫段，吸收塔COl第II段至第IV段為脫碳段。經過原料氣分離罐VOl分離后的氣相進入吸收塔COl第I段底部。吸收塔COl第I段頂部用來自吸收塔COl第II段部分無硫富甲醇溶液作為吸收劑，脫除來自吸收塔COl第I段底部上升氣相總的H2S和COS。經過吸收塔COl第I段脫完硫的原料氣，從吸收塔COl煙囪板的氣相通道上升至吸收塔COl第II段至第IV段，與來自吸收塔COl塔頂的甲醇接觸進行脫碳。
[0106]來自貧甲醇深冷器E09、溫度在-50?-65 °C的貧液甲醇和來自半貧甲醇泵P09，溫度在-52?-69°C的半貧液甲醇分別從吸收塔COl第IV段的頂部和中部進入吸收塔C01。從吸收塔COl第IV段塔頂和中部進入的貧液甲醇和半貧液甲醇與從來自吸收塔COl第III段的氣相相互汽液接觸后，脫除氣相中的CO2，達到下游工段對CO2要求后的氣相稱為凈化氣。凈化氣經過凈化氣/富甲醇換熱器E04和原料氣冷卻器EOl復熱后送至下游工段。由于甲醇吸收CO2的過程為放熱過程，吸收了 CO2后的甲醇溶液溫度升高，吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔COl第IV段底部煙囪板抽出，經過循環甲醇冷卻器E03冷卻后作為吸收劑再進入到COl第III段頂部液相入口，與來自COl第II段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分C02。吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器E02和循環甲醇冷卻器E03共同冷卻后作為吸收劑再進入到COl第II段頂部液相入口，與來自COl第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分co2。吸收CO2后的無硫富甲醇一部分作為脫硫吸收劑進入到COl第I段頂部液相入口，另外一部分無硫富甲醇進入本裝置下游工序。
[0107]來自COl第II段底部無硫富甲醇一部分返回至COl第II段底部作脫硫用，另一部分無硫富甲醇經過凈化氣/富甲醇換熱器E04、富甲醇換熱器E05和富甲醇氨冷器E06共同冷卻至-33?-38°C，然后進入富甲醇透平泵KTOl進行減壓閃蒸并且回收能量。富甲醇透平泵KTOl與半貧甲醇泵P09通過超離合變速器連接在一起。富甲醇透平KTOl直接為半貧甲醇泵P09提供動力。不足部分通過電力補充。經過富甲醇透平泵KTOl減壓閃蒸后的無硫富甲醇進入到富甲醇閃蒸罐V02進行汽液閃蒸。富甲醇閃蒸罐V02閃蒸后的氣相進入到含硫甲醇閃蒸罐V03中。
[0108]來自COl第I段底部含硫富甲醇經過富甲醇換熱器E05、C02/含硫甲醇換熱器E08共同冷卻至-33?_38°C，然后進入含硫甲醇透平泵KT02進行減壓閃蒸并且回收能量。含硫甲醇透平KT02與貧甲醇泵P06通過超離合變速器連接在一起。含硫甲醇透平KT02直接為貧甲醇泵P06提供動力。不足部分通過電力補充。經過含硫甲醇透平KT02減壓閃蒸后的含硫甲醇進入到含硫甲醇閃蒸罐V03進行汽液閃蒸。含硫甲醇閃蒸罐V03閃蒸后的氣相與來自富甲醇閃蒸罐V02分離后的氣相混合，混合后的閃蒸氣進入到CO2再吸收塔C07底部氣相入口。來自富硫甲醇泵PlO的含硫甲醇作為再吸收劑從C02再吸收塔C07頂部液相入口進入。被脫除部分C02后的閃蒸氣進入到循環氣壓縮機KOl入口，經循環氣壓縮機KOl壓縮后與原料氣混合。
[0109]H2S濃縮塔C03分為2段，從下往上序號逐步遞增。底部為第I段，頂部為第II段。經富甲醇閃蒸罐V02進行氣液分離后的液相無硫甲醇減壓至1.5?2bar后進入富甲醇低壓閃蒸罐V08中進行閃蒸分離，富甲醇低壓閃蒸罐V08分離的氣相與來自H2S濃縮塔C03第II段塔頂氣相混合，富甲醇低壓閃蒸罐V08分離的液相無硫甲醇作為半貧液甲醇進入到半貧甲醇泵P09加壓后分為兩股:一股送至吸收塔COl第IV段中部液相入口 ；另外一股減壓進入H2S濃縮塔C03第II段塔頂液相入口，吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS。
[0110]進入H2S濃縮塔C03第II段頂部的無硫甲醇吸收來自H2S濃縮塔C03第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS。吸收H2S和COS后的含硫甲醇經循環甲醇泵P03加壓后進入貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03冷側回收冷量。經過貧甲醇深冷器E09和循環甲醇換熱器E03復熱回收冷量復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐V04中，將復熱后的含硫甲醇產生的不凝氣進行分離。循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相進入到H2S濃縮塔C03第II段中部氣相入口。循環甲醇閃蒸罐V04分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵POl加壓后進入富甲醇換熱器E05冷側回收冷量，然后再送入H2S濃縮塔C03第I段頂部液相入口。界區外來低壓氮氣從H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口進入，氣提來自H2S濃縮塔C03第I段頂部無硫甲醇。由于CO2分壓的降低無硫甲醇中的CO2被釋放。被氣提出來的CO2, H2S, N2等氣體通過H2S濃縮塔C03第I段頂部煙囪板氣相通道上升至第II段。
[0111]經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵P04加壓后分為兩股:一股經富硫甲醇泵PlO加壓送至CO2再吸收塔C07 ;另一股進入貧/富甲醇換熱器ElO和貧/富甲醇換熱器E12換熱回收冷量后進入富甲醇閃蒸罐V09，富甲醇閃蒸罐V09閃蒸出來的CO2送回至H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口。富甲醇閃蒸罐V09閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔C04中部進料口。
[0112]含硫甲醇在熱再生塔C04進行分離，輕組分從塔頂氣相餾出，經過尾氣/甲醇蒸汽換熱器E20和熱再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐V05中進行汽液分離，熱再生塔回流罐V05分離后的液相經熱再生塔回流泵P05全部回流至熱再生塔C04中。熱再生塔回流罐V05分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15和酸性氣氨冷器E16冷卻后進入酸性氣分離器V06中進行汽液閃蒸分離。酸性氣分離器V06分離后的液相全部送至H2S濃縮塔C03第I段底部，酸性氣分離器V06分離后的氣相經過酸性氣冷卻器E15復熱后送至下游裝置。熱再生塔C04分離所需要的熱量由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過熱再生塔再沸器E12間接提供。
[0113]熱再生塔C04塔釜貧甲醇分為兩股:一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器E12冷卻后進入甲醇收集槽V07，然后再通過貧甲醇泵P06加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器Ell冷卻后再分成兩股，一股冷卻后的貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器ElO和貧甲醇深冷器E09共同冷卻至-50?_65°C送至吸收塔COl第IV段頂部，另外一股冷卻后的貧甲醇直接與原料氣混合。另外一股貧甲醇經熱再生塔底泵P07加壓，加壓后的貧甲醇進入甲醇水塔回流冷卻器E17熱側與來自原料氣分離罐VOl的液相進行在甲醇水塔回流冷卻器E17中換熱冷卻。冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔C05塔頂回流送至甲醇水塔C05頂部回流入口。
[0114]來自原料氣分離罐VOl的液相含硫甲醇進入甲醇水塔回流冷卻器E17冷側與來自熱再生塔底泵P07加壓后的貧甲醇換熱升溫。升溫后的含硫甲醇進入到原料氣冷凝液閃蒸罐VlO中進行汽液閃蒸分離。原料氣冷凝液閃蒸罐VlO分離后的氣相與來自富硫甲醇閃蒸罐V09的氣相混合一同進入到H2S濃縮塔C03第I段底部氣相入口。原料氣冷凝液閃蒸罐VlO分離后的液相再進入到甲醇水塔C05中部。甲醇水塔C05分離所需要的熱量是由低壓蒸汽提供，低壓蒸汽的熱量通過甲醇水塔再沸器E18間接提供。甲醇水塔C05塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器E19回收熱量后送出界區。甲醇水塔C05塔頂氣相主要為甲醇蒸汽，直接送至熱再生塔C04中部氣相入口。
[0115]H2S濃縮塔C03第II段頂部尾氣與富甲醇低壓閃蒸罐V08的氣相混合作為尾氣送至尾氣洗滌塔C06塔底氣相入口。脫鹽水從尾氣洗滌塔C06塔頂液相入口進入。脫鹽水與尾氣在尾氣洗滌塔C06逆流接觸，吸收尾氣中甲醇后的液相從尾氣洗滌塔C06塔釜流出。尾氣洗滌塔C06塔釜廢水與甲醇水塔C05塔釜廢水在廢水換熱器E19中進行換熱升溫。升溫后尾氣洗滌塔C06塔釜廢水從甲醇水塔C05下部進料口進入。在甲醇水塔C05回收甲醇。
【權利要求】
1.一種低溫甲醇洗節能增產的方法，其是來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器(EOl)冷卻、原料氣分離器(VOl)汽水分離后的氣相進入到吸收塔(COl)第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔(COl)頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、原料氣冷卻器(EOl)復熱后送出；由吸收塔(COl)第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔(COl)第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐(V02)進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇分為兩股:一股進入CO2產品塔(C02)的第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔(C02)的第II段頂部脫除來自CO2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)中；從吸收塔(COl)第I段底部流出的含硫富甲醇通過CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、富甲醇換熱器(E05)、含硫甲醇氨冷器(E08)共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機(K01)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇一部分送入CO2產品塔(C02)第II段頂部吸收來自CO2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和C0S，另一部分送入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、原料氣冷卻器(EOl)換熱后送出；從H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器(EOl)熱量回收后，直接排放或者送入尾氣洗滌塔(C06)進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇； 從CO2產品塔(C02)第II段流出的吸收H2S和COS的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔(C03)中部液相入口 ；從CO2產品塔(C02)第I段出來的液相送至H2S濃縮塔(C03)第I段頂部液相入口 ；經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部液相入口，吸收H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔(C03)第II段底部送出，經循環甲醇泵(P03)加壓后，依次進入貧甲醇深冷器(E09)和循環甲醇換熱器(E03)冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐(V04)中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的氣相進入至IJ CO2產品塔(C02)第II段底部氣相入口，循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵(POl)加壓后進入富甲醇換熱器(E05)冷側回收冷量，再送入CO2產品塔(C02)第I段底部進行閃蒸分離；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔(COl)第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器(E03)冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第III段頂部液相入口與來自吸收塔(COl)第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2，吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器(E02)和循環甲醇冷卻器(E03)共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第II段頂部液相入口，與來自吸收塔(COl)第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ； 經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔(C04)進行分離，輕組分從熱再生塔(C04)塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器(E14)冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐(V05)中進行汽液分離；熱再生塔回流罐(V05)分離后的液相經熱再生塔回流泵(P05)全部回流至熱再生塔(C04)中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)冷卻后進入酸性氣分離器(V06)中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器(V06)分離后的液相全部送至H2S濃縮塔(C03)第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)復熱后送至下游裝置；熱再生塔(C04)塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔(C04)塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器(E12)冷卻后進入甲醇收集槽(V07)，然后再通過貧甲醇泵(P06)加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器(Ell)冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器(ElO)和貧甲醇深冷器(E09)共同冷卻后送至吸收塔(COl)第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔(C04)塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵(P07)加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器(El7)熱側與來自原料氣分離罐(VOl)的液相在甲醇水塔回流冷卻器(E17)中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔(C05)塔頂回流送至甲醇水塔(C05)頂部回流入口 ；原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部；甲醇水塔(C05)塔釜廢水經過廢水換熱器(E19)回收熱量后送出界區；甲醇水塔(C05)塔頂氣相直接送至熱再生塔(C04)中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔(C06)塔釜廢水在廢水換熱器(E19)中進行換熱升溫后從甲醇水塔(C05)下部進料口進入，在甲醇水塔(C05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(E06)與富甲醇中壓閃蒸罐(V02)之間增加一富甲醇透平泵(KTOl)，在所述含硫甲醇氨冷器(E08)與含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)之間增加一含硫甲醇透平泵(KT02);所述富甲醇氨冷器(E06)冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵(KTOl)進入到富甲醇中壓閃蒸罐(V02)來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器(E08)冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵(KT02)進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行減壓閃蒸。
2.如權利要求1所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口與循環氣壓縮機(KOl)之間增加一 CO2再吸收塔(C07);由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔(C07)中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵(PlO)加壓后送至CO2再吸收塔(C07)塔頂，對進入CO2再吸收塔(C07)的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ;0)2再吸收塔(C07)塔頂的氣相經過循環氣壓縮機(KOl)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔(C07)塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
3.如權利要求2所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后的無硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐(VlO)內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來；所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔(C04)中部進料口，富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
4.如權利要求3所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔(C04)塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器(E20)換熱后再排放。
5.如權利要求4所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔(C05)中部，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
6.如權利要求5所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部液相入口之前，先進入一富甲醇低壓閃蒸罐(V09)進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐(V09)中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵(P09)加壓后送至吸收塔(COl)第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣合并。
7.如權利要求6所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，通過減少H2S濃縮塔(C03)塔頂3-5塊板，來增加H2S濃縮塔(C03)塔頂的閃蒸空間。
8.如權利要求6所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇分為三股:第一股繼續進入CO2產品塔(C02)的第III段進行減壓閃蒸，第二股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔(C02)的第II段頂部脫除來自0)2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;第三股進入一富甲醇閃蒸罐(V08)進行閃蒸，所述富甲醇閃蒸罐(V08)閃蒸后的液相與經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇合并，富甲醇閃蒸罐(V08)閃蒸后的氣相與CO2產品塔(C02)塔頂出來的CO2產品氣I=I TT O
9.如權利要求6所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述吸收塔(COl)主吸收段塔板改為填料。
10.一種低溫甲醇洗節能增產的方法，其是來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器(EOl)冷卻、原料氣分離器(VOl)汽水分離后的氣相進入到吸收塔(COl)第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔(COl)頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、原料氣冷卻器(EOl)復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔(COl)第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐(V02)進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)中；從吸收塔(COl)第I段底部流出的含硫富甲醇通過富甲醇換熱器(E05)、含硫甲醇氨冷器(E08)共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機(K01)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇送入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS;從H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器(EOl)熱量回收后，直接排放或者送入尾氣洗滌塔(C06)進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔(C03)第II段底部送出，經循環甲醇泵(P03)加壓后，依次進入貧甲醇深冷器(E09)和循環甲醇換熱器(E03)冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐(V04)中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相送至H2S濃縮塔(C03)中部氣相入口 ；循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵(POl)加壓后進入富甲醇換熱器(E05)冷側回收冷量，再送入送至H2S濃縮塔(C03)第I段頂部液相入口 ；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔(COl)第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器(E03)冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第III段頂部液相入口與來自吸收塔(COl)第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2,吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器(E02)和循環甲醇冷卻器(E03)共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第II段頂部液相入口，與來自吸收塔(COl)第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2; 經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔(C04)進行分離，輕組分從熱再生塔(C04)塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器(E14)冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐(V05)中進行汽液分離；熱再生塔回流罐(V05)分離后的液相經熱再生塔回流泵(P05)全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)冷卻后進入酸性氣分離器(V06)中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器(V06)分離后的液相全部送至H2S濃縮塔(C03)第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)復熱后送至下游裝置；熱再生塔(C04)塔釜貧甲醇分為兩股:熱再生塔(C04)塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器(E12)冷卻后進入甲醇收集槽(V07)，然后再通過貧甲醇泵(P06)加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器(Ell)冷卻后又分成兩股:一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器(ElO)和貧甲醇深冷器(E09)共同冷卻后送至吸收塔(COl)第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔(C04)塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵(P07)加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器(E17)熱側與來自原料氣分離罐(VOl)的液相在甲醇水塔回流冷卻器(E17)中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔(C05)塔頂回流送至甲醇水塔(C05)頂部回流入口 ；原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部；甲醇水塔(C05)塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器(E19)回收熱量后送出界區；甲醇水塔(C05)塔頂氣相直接送至熱再生塔(C04)中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔(C06)塔釜廢水在廢水換熱器(E19)中進行換熱升溫后從甲醇水塔(C05)下部進料口進入，在甲醇水塔(C05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(E06)與富甲醇中壓閃蒸罐(V02)之間增加一富甲醇透平泵(KTOl)，在所述含硫甲醇氨冷器(E08)與含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)之間增加一含硫甲醇透平泵(KT02);所述富甲醇氨冷器(E06)冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵(KTOl)進入到富甲醇中壓閃蒸罐(V02)來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器(E08)冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵(KT02)進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行減壓閃蒸。
11.如權利要求10所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，由富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇進入一富甲醇低壓閃蒸罐(V09)進行汽液閃蒸；富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵(P09)加壓后送至吸收塔(COl)第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣合并。
12.如權利要求11所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口與循環氣壓縮機(KOl)之間增加一 CO2再吸收塔(C07);由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔(C07)中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后分出兩股:一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵(PlO)加壓后送至CO2再吸收塔(C07)塔頂，對進入CO2再吸收塔(C07)的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ;0)2再吸收塔(C07)塔頂的氣相經過循環氣壓縮機(KOl)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔(C07)塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇混合。
13.如權利要求12所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后的無硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐(VlO)內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來；所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔(C04)中部進料口，富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
14.如權利要求13所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔(C04)塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器(E20)換熱后再排放。
15.如權利要求14所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔(C05)中部，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
16.如權利要求15所述的低溫甲醇洗節能增產的方法，其特征在于，所述吸收塔(COl)主吸收段塔板改為填料。
17.—種低溫甲醇洗節能增產的裝置，包括尾氣洗滌塔(C06)、原料氣分離器(VOl)、吸收塔(COl)、循環氣壓縮機(K01)、富甲醇中壓閃蒸罐(V02)、含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)、循環甲醇閃蒸罐(V04)、閃蒸甲醇泵(POl)、CO2產品塔(C02)、H2S濃縮塔(C03)、循環甲醇泵(P03)、H2S濃縮塔底泵(P04)、熱再生回流泵(P05)、貧甲醇泵(P06)、甲醇收集槽(V07)、熱再生塔(C04)、熱再生回流槽(V05)、酸性氣分離器(V06)、廢水換熱器(E19)、原料氣冷卻器(EOl)、循環甲醇氨冷器(E02)、循環甲醇換熱器(E03)、凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)、CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、含硫甲醇氨冷器(E08)、貧甲醇深冷器(E09)、貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧甲醇水冷器(Ell)、貧/富甲醇換熱器(E12)、酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)、甲醇水塔回流冷卻器(E17)、甲醇水塔(C05)、熱再生塔底泵(P07)、洗滌水塔(P02);來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器(EOl)冷卻、原料氣分離器(VOl)汽水分離后的氣相進入到吸收塔(COl)第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔(COl)頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、原料氣冷卻器(EOl)復熱后送出；由吸收塔(COl)第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔(COl)第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐(V02)進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇分為兩股:一股進入CO2產品塔(C02)的第III段進行減壓閃蒸，一股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔(C02)的第II段頂部脫除來自CO2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)中；從吸收塔(COl)第I段底部流出的含硫富甲醇通過CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、富甲醇換熱器(E05)、含硫甲醇氨冷器(E08)共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機(K01)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇一部分送入CO2產品塔(C02)第II段頂部吸收來自CO2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和C0S，另一部分送入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;從CO2產品塔C02塔頂出來的CO2產品氣經過CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、原料氣冷卻器(EOl)換熱后送出；從H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器(EOl)熱量回收后，直接排放或者送入尾氣洗滌塔(C06)進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇； 從CO2產品塔(C02)第II段流出的吸收H2S和COS的含硫甲醇再送至H2S濃縮塔(C03)中部液相入口 ；從CO2產品塔(C02)第I段出來的液相送至H2S濃縮塔(C03)第I段頂部液相入口 ；經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部液相入口，吸收H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔(C03)第II段底部送出，經循環甲醇泵(P03)加壓后，依次進入貧甲醇深冷器(E09)和循環甲醇換熱器(E03)冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐(V04)中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的氣相進入至IJ CO2產品塔(C02)第II段底部氣相入口，循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵(POl)加壓后進入富甲醇換熱器(E05)冷側回收冷量，再送入CO2產品塔(C02)第I段底部進行閃蒸分離；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔(COl)第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器(E03)冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第III段頂部液相入口與來自吸收塔(COl)第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2，吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器(E02)和循環甲醇冷卻器(E03)共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第II段頂部液相入口，與來自吸收塔(COl)第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ； 經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔(C04)進行分離，輕組分從熱再生塔(C04)塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器(E14)冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐(V05)中進行汽液分離；熱再生塔回流罐(V05)分離后的液相經熱再生塔回流泵(P05)全部回流至熱再生塔(C04)中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)冷卻后進入酸性氣分離器(V06)中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器(V06)分離后的液相全部送至H2S濃縮塔(C03)第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)復熱后送至下游裝置；熱再生塔(C04)塔釜貧甲醇分為兩股，熱再生塔(C04)塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器(E12)冷卻后進入甲醇收集槽(V07)，然后再通過貧甲醇泵(P06)加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器(Ell)冷卻后又分成兩股，一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器(ElO)和貧甲醇深冷器(E09)共同冷卻后送至吸收塔(COl)第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔(C04)塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵(P07)加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器(El7)熱側與來自原料氣分離罐(VOl)的液相在甲醇水塔回流冷卻器(E17)中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔(C05)塔頂回流送至甲醇水塔(C05)頂部回流入口 ；原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部；甲醇水塔(C05)塔釜廢水經過廢水換熱器(E19)回收熱量后送出界區；甲醇水塔(C05)塔頂氣相直接送至熱再生塔(C04)中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔(C06)塔釜廢水在廢水換熱器(E19)中進行換熱升溫后從甲醇水塔(C05)下部進料口進入，在甲醇水塔(C05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(E06)與富甲醇中壓閃蒸罐(V02)之間增加一富甲醇透平泵(KTOl)，在所述含硫甲醇氨冷器(E08)與含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)之間增加一含硫甲醇透平泵(KT02);所述富甲醇氨冷器(E06)冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵(KTOl)進入到富甲醇中壓閃蒸罐(V02)來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器(E08)冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵(KT02)進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行減壓閃蒸。
18.如權利要求17所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口與循環氣壓縮機(KOl)之間增加一 CO2再吸收塔(C07);由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔(C07)中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后分出兩股，一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵(PlO)加壓后送至CO2再吸收塔(C07)塔頂，對進入CO2再吸收塔(C07)的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ;0)2再吸收塔(C07)塔頂的氣相經過循環氣壓縮機(KOl)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔(C07)塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐V03閃蒸后的含硫甲醇混合。
19.如權利要求18所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后的無硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐(VlO)內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來；所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔(C04)中部進料口，富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
20.如權利要求17所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于所述尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔(C04)塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器(E20)換熱后再排放。
21.如權利要求20所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔(C05)中部，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
22.如權利要求21所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇進入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部液相入口之前，先進入一富甲醇低壓閃蒸罐(V09)進行汽液閃蒸；無硫甲醇中一部分C02氣體都將在富甲醇低壓閃蒸罐(V09)中釋放；富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵(P09)加壓后送至吸收塔(COl)第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣合并。
23.如權利要求22所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，為了進一步降低尾氣中的甲醇消耗，通過減少H2S濃縮塔(C03)塔頂3-5塊板，來增加H2S濃縮塔(C03)塔頂的閃蒸空間。
24.如權利要求21所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇分為三股:第一股繼續進入CO2產品塔(C02)的第III段進行減壓閃蒸，第二股作為脫硫吸收劑進入CO2產品塔(C02)的第II段頂部脫除來自CO2產品塔(C02)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;第三股進入一富甲醇閃蒸罐(V08)進行閃蒸，所述富甲醇閃蒸罐(V08)閃蒸后的液相與經過CO2產品塔(C02)第III段閃蒸后的無硫甲醇合并，富甲醇閃蒸罐(V08)閃蒸后的氣相與CO2產品塔(C02)塔頂出來的0)2產品氣合并。
25.如權利要求21所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述吸收塔(COl)主吸收段塔板改為填料。
26.一種低溫甲醇洗節能增產的裝置，包括尾氣洗滌塔(C06)、原料氣分離器(VOl)、吸收塔(COl)、循環氣壓縮機(K01)、富甲醇中壓閃蒸罐(V02)、含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)、循環甲醇閃蒸罐(V04)、閃蒸甲醇泵(POl)、H2S濃縮塔(C03)、循環甲醇泵(P03)、H2S濃縮塔底泵(P04)、熱再生回流泵(P05)、貧甲醇泵(P06)、甲醇收集槽(V07)、熱再生塔(C04)、熱再生回流槽(V05)、酸性氣分離器(V06)、廢水換熱器(E19)、原料氣冷卻器(EOl)、循環甲醇氨冷器(E02)、循環甲醇換熱器(E03)、凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)、CO2/含硫甲醇換熱器(E07)、含硫甲醇氨冷器(E08)、貧甲醇深冷器(E09)、貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧甲醇水冷器(Ell)、貧/富甲醇換熱器(E12)、酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)、甲醇水塔回流冷卻器(E17)、甲醇水塔(C05)、熱再生塔底泵(P07)、洗滌水塔(P02)； 來自變換裝置的原料氣經過原料氣冷卻器(EOl)冷卻、原料氣分離器(VOl)汽水分離后的氣相進入到吸收塔(COl)第I段底部，進行脫硫、脫碳，凈化氣經吸收塔(COl)頂部流出，經過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、原料氣冷卻器(EOl)復熱后送出；由吸收塔COl第II段底部出來的無硫富甲醇一部分返回至吸收塔(COl)第I段脫硫使用，另一部分通過凈化氣/富甲醇換熱器(E04)、富甲醇換熱器(E05)、富甲醇氨冷器(E06)共同冷卻后送入富甲醇中壓閃蒸罐(V02)進行閃蒸，富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相送至含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)中；從吸收塔(COl)第I段底部流出的含硫富甲醇通過富甲醇換熱器(E05)、含硫甲醇氨冷器(E08)共同冷卻后送入含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行閃蒸；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的氣相與來自富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的氣相混合，混合后的閃蒸氣經過循環氣壓縮機(K01)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇送入H2S濃縮塔(C03)第II段頂部吸收來自H2S濃縮塔(C03)第I段和第II段上升氣相中的H2S和COS ;WH2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣經過原料氣冷卻器(EOl)熱量回收后，直接排放或者送入尾氣洗滌塔(C06)進行洗滌，脫除尾氣中的甲醇；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S濃縮塔(C03)第II段底部送出，經循環甲醇泵(P03)加壓后，依次進入貧甲醇深冷器(E09)和循環甲醇換熱器(E03)冷側回收冷量進行復熱，復熱后的含硫甲醇進入循環甲醇閃蒸罐(V04)中進行不凝氣分離；循環甲醇閃蒸罐V04分離后的氣相送至H2S濃縮塔(C03)中部氣相入口 ；循環甲醇閃蒸罐(V04)分離后的液相含硫甲醇經閃蒸甲醇泵(POl)加壓后進入富甲醇換熱器(E05)冷側回收冷量，再送入送至H2S濃縮塔(C03)第I段頂部液相入口 ；吸收了 CO2后的無硫富甲醇從吸收塔(COl)第IV段底部抽出，經過循環甲醇冷卻器(E03)冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第III段頂部液相入口與來自吸收塔(COl)第II段氣相進行氣液接觸，脫除氣相中的部分CO2，吸收CO2并且溫度升高后的無硫富甲醇再經過循環甲醇氨冷器(E02)和循環甲醇冷卻器(E03)共同冷卻后作為吸收劑再進入到吸收塔(COl)第II段頂部液相入口，與來自吸收塔(COl)第I段氣相進行汽液接觸，脫除氣相中的部分CO2 ； 經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；含硫甲醇在熱再生塔(C04)進行分離，輕組分從熱再生塔(C04)塔頂氣相餾出，經過熱再生塔冷凝器(E14)冷凝，冷凝后的汽液兩相物流進入熱再生塔回流罐(V05)中進行汽液分離；熱再生塔回流罐(V05)分離后的液相經熱再生塔回流泵(P05)全部回流至熱再生塔C04中，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)、酸性氣氨冷器(E16)冷卻后進入酸性氣分離器(V06)中進行汽液閃蒸分離；酸性氣分離器(V06)分離后的液相全部送至H2S濃縮塔(C03)第I段底部，分離后的氣相經過酸性氣冷卻器(E15)復熱后送至下游裝置；熱再生塔(C04)塔釜貧甲醇分為兩股:熱再生塔(C04)塔釜出來的一股貧甲醇經過與貧/富甲醇換熱器(E12)冷卻后進入甲醇收集槽(V07)，然后再通過貧甲醇泵(P06)加壓，加壓后的貧甲醇經過貧甲醇水冷器(Ell)冷卻后又分成兩股:一股貧甲醇經過貧/富甲醇換熱器(ElO)和貧甲醇深冷器(E09)共同冷卻后送至吸收塔(COl)第IV段頂部，另一股直接與原料氣混合；熱再生塔(C04)塔釜出來的另一股貧甲醇經熱再生塔底泵(P07)加壓后進入甲醇水塔回流冷卻器(E17)熱側與來自原料氣分離罐(VOl)的液相在甲醇水塔回流冷卻器(E17)中進行換熱冷卻，冷卻后的貧甲醇作為甲醇水塔(C05)塔頂回流送至甲醇水塔(C05)頂部回流入口 ；原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部；甲醇水塔(C05)塔釜廢水在達到國家環保要求后經過廢水換熱器(E19)回收熱量后送出界區；甲醇水塔(C05)塔頂氣相直接送至熱再生塔(C04)中部氣相入口 ；尾氣洗滌塔(C06)塔釜廢水在廢水換熱器(E19)中進行換熱升溫后從甲醇水塔(C05)下部進料口進入，在甲醇水塔(C05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(E06)與富甲醇中壓閃蒸罐(V02)之間增加一富甲醇透平泵(KTOl)，在所述含硫甲醇氨冷器(E08)與含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)之間增加一含硫甲醇透平泵(KT02);所述富甲醇氨冷器(E06)冷卻后的無硫富甲醇通過富甲醇透平泵(KTOl)進入到富甲醇中壓閃蒸罐(V02)來進行減壓閃蒸；所述含硫甲醇氨冷器(E08)冷卻后的含硫富甲醇通過含硫甲醇透平泵(KT02)進入到含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)進行減壓閃蒸。
27.如權利要求26所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，由富甲醇中壓閃蒸罐(V02)出來的液相無硫甲醇進入一富甲醇低壓閃蒸罐(V09)進行汽液閃蒸；富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的液相經過半貧甲醇泵(P09)加壓后送至吸收塔(COl)第IV段中部，富甲醇低壓閃蒸罐(V09)閃蒸后的氣相與所述H2S濃縮塔(C03)塔頂出來的尾氣合并。
28.如權利要求27所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，在所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口與循環氣壓縮機(KOl)之間增加一 CO2再吸收塔(C07);由所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)的氣相出口出來的混合閃蒸氣進入到所述CO2再吸收塔(C07)中，經過氣提后的含硫甲醇經過H2S濃縮塔底泵(P04)加壓后分出兩股:一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后送至熱再生塔(C04)中部進料口 ；另一股經富硫甲醇泵(PlO)加壓后送至CO2再吸收塔(C07)塔頂，對進入CO2再吸收塔(C07)的閃蒸氣進行洗滌，吸收閃蒸氣中多余的C02 ;0)2再吸收塔(C07)塔頂的氣相經過循環氣壓縮機(KOl)、冷凝器壓縮冷凝后形成循環氣與原料氣混合；所述CO2再吸收塔(C07)塔底出來的液相與所述含硫甲醇中壓閃蒸罐(V03)閃蒸后的無硫甲醇混合。
29.如權利要求28所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述一股繼續進入貧/富甲醇換熱器(ElO)、貧/富甲醇換熱器(E12)換熱回收冷量后的無硫甲醇進入富甲醇閃蒸罐(VlO)內進行閃蒸，并且再采用一股常溫氮氣進一步氣提，將富甲醇中的CO2盡量閃蒸出來；所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的含硫甲醇送至熱再生塔(C04)中部進料口，富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
30.如權利要求29所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述尾氣在排放大氣之前，先將熱再生塔(C04)塔頂氣相通過一尾氣/甲醇蒸汽換熱器(E20)換熱后再排放。
31.如權利要求30所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，原料氣分離罐(VOl)的液相經過甲醇水塔回流冷卻器(E17)復熱后進入到甲醇水塔(C05)中部之前先進入一原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)內進行閃蒸，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的液相再進入到甲醇水塔(C05)中部，原料氣冷凝液閃蒸罐(Vll)閃蒸后的氣相與所述富甲醇閃蒸罐(VlO)閃蒸后的CO2氣相合并后送回至H2S濃縮塔(C03)第I段底部氣相入口。
32.如權利要求30所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述吸收塔(COl)主吸收段塔板改為填料。
33.如權利要求30所述的低溫甲醇洗節能增產的裝置，其特征在于，所述吸收塔(COl)主吸收段塔板改為填料。
【文檔編號】C10K1/16GK104293398SQ201410582527
【公開日】2015年1月21日 申請日期:2014年10月27日 優先權日:2014年10月27日
【發明者】楊震東, 章華勇, 吳彩平, 金力強 申請人:上海國際化建工程咨詢公司