一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺

摘要

本发明涉及到一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺，其特征在于包括下述步骤：合成气、循环闪蒸气和防冻甲醇混合、冷却后，脱除冷凝液，分离出的气相依次送至H

说明书

技术领域

本发明涉及到气体净化技术领域，具体指一种配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺。

背景技术

基于我国多煤少油乏气的资源现状，近年来以煤为原料的化学工业得到快速发展，煤通过高温气化，制得的以H₂和CO为主要成分的粗合成气，是生产C1化工及其衍生物产品的适宜原料。粉煤气化由于其煤种适应广、能源利用率高及设备单位产气能力高等特点得到了广泛应用。采用粉煤气化工艺生产的粗合成气中除含有H₂、CO、CO₂外，还有少量的H₂S、COS、NH₃、HCN等微量组分，其中H₂是合成甲醇、合成氨等化工产品的原料气，酸性气体CO₂和H₂S一般是合成催化剂的毒物，所以必须在合成工序之前加以脱除，以满足下游生产加工的要求。

现有的以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除技术中，以贫液半贫液酸性气体脱除流程在工程中应用较为广泛，在贫液半贫液酸性气体脱除流程中，一部分吸收了CO₂的富甲醇通过减压闪蒸，释放富甲醇中溶解的部分CO₂后，作为吸收溶剂返送至气体吸收工序；另一部分吸收了CO₂和H₂S的富甲醇通过减压闪蒸、氮气气提和热再生等方式实现甲醇的完全再生，再生的贫甲醇赋冷后送至酸性气体脱除吸收段作为吸收溶剂，贫液半贫液酸性气体脱除流程能够一定程度上降低再生贫甲醇循环量，减少热再生系统负荷，但由于半贫甲醇对CO₂的再吸收能力有限，为保证气体净化效果，不得不增加半贫甲醇循环量，导致系统内部甲醇循环量显著增大，造成设备投资和动力消耗的增加，并且限制了装置的大型化。

如申请号为201410582527.X的中国发明专利申请所公开的《一种低温甲醇洗节能增产的方法及装置》，此低温甲醇洗工艺存在如下问题：

1、该工艺流程为贫液半贫液酸性气体脱除流程，在半贫液的生成时，设置了单独的富甲醇低压闪蒸罐，在富甲醇热再生前，又设置了单独的富甲醇闪蒸罐，增加了设备投资；

2、该流程生成的半贫液中的CO₂含量约为11％～12％，对CO₂再吸收的能力有限，再生贫甲醇循环量及后续热再生负荷仍有进一步降低的空间；

3、由于半贫液对CO₂再吸收的能力有限，为保证气体净化效果，必须增加半贫液循环量，额外增加了气体吸收段负荷及循环动力消耗，并限制了装置大型化。

4、富甲醇在进热再生塔前，闪蒸出的高温气体直接返送至再吸收塔低温段，或通过水冷后再返送至再吸收塔低温段，造成了热量的浪费，并不同程度的导致前系统冷量消耗的增加。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种设备投资省、处理能力大且节能降耗效果好的配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺，其特征在于包括下述步骤：

温度为35℃～45℃、压力为3.04MPaG～3.18MPaG的合成气，汇入来自闪蒸气压缩机的循环闪蒸气后，再注入来自CO₂吸收塔底部的第一股富CO₂甲醇作为防冻甲醇，送入合成气预冷器冷却；合成气经合成气预冷器冷却至-20℃～-30℃，送入合成气分离器，分离出的工艺凝液送至后续工序处理，分离出的气相送至H₂S吸收塔的预洗段；

所述合成气与所述第一股富CO₂甲醇的摩尔流量之比为200:1～2000:1；

在H₂S吸收塔预洗段，合成气中的NH₃和HCN在此被来自H₂S吸收塔主洗段的第一股富H₂S甲醇洗涤，洗涤后的合成气通过H₂S吸收塔段间升气孔送入H₂S吸收塔的主洗段，从H₂S吸收塔预洗段底部送出的预洗甲醇经预洗甲醇换热器回收冷量后送入预洗闪蒸罐减压闪蒸，闪蒸出的气相并入中压闪蒸塔送出的循环闪蒸气中一起汇入粗合成气中；液相经酸性气换热器回收冷量后从中部送入热再生塔的H₂S汽提段；

所述合成气与所述第一股富H₂S甲醇的摩尔流量之比为30:1～80:1；

在H₂S吸收塔的主洗段，合成气中的H₂S、CO₂等气体被来自CO₂吸收塔底部的第二股富CO₂甲醇吸收，H₂S吸收塔顶部送出的脱硫气温度-19℃～-25℃、压力2.97MPaG～3.07MPaG，送入CO₂吸收塔底部；

所述合成气与所述第二股富CO₂甲醇的摩尔流量比为1.5:1～2.2:1；

从H₂S吸收塔的主洗段送出的吸收了H₂S和CO₂的第二股富H₂S甲醇温度-20℃～-26℃、压力3.01MPaG～3.11MPaG，送至后续中压闪蒸塔下塔减压闪蒸；

在CO₂吸收塔，脱硫气中的CO₂在上升过程中先后被准贫液和第一股贫甲醇洗涤吸收，CO₂吸收塔段间通过富CO₂甲醇中间冷却器I和富CO₂甲醇中间冷却器II提供冷量以维持甲醇吸收能力；

所述脱硫气与所述准贫液的摩尔流量之比为0.6:1～1.6:1；所述脱硫气与所述第一股贫甲醇的摩尔流量比为0.8:1～1.5:1；

从CO₂吸收塔顶部送出的净化气温度-40℃～-50℃、压力2.89MPaG～2.99MPaG，经合成气预冷器回收冷量后送出界区；

从CO₂吸收塔4底部送出的富CO₂甲醇温度-20℃～-28℃、压力2.93MPaG～3.03MPaG，分为三股；其中第一股富CO₂甲醇和第二股富CO₂甲醇经H₂S吸收塔进料泵加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，第一股作为防冻甲醇补入到粗合成气中，第二股送至H₂S吸收塔顶部作为脱硫溶剂；第三股富CO₂甲醇冷却至-25℃～-33℃后送中压闪蒸塔上塔进行减压闪蒸；

在中压闪蒸塔上塔，第三股富CO₂甲醇减压闪蒸出的循环闪蒸气送至中压闪蒸塔下塔，上塔底部送出的富CO₂甲醇冷却至-28℃～-36℃后，送至再吸收塔的CO₂闪蒸段；

在中压闪蒸塔下塔，来自H₂S吸收塔3的主洗段的第二股富H₂S甲醇减压闪蒸，闪蒸出的气相与来自中压闪蒸塔上塔的循环闪蒸气一起被来自再吸收塔中塔底部的第一股富甲醇洗涤，吸收循环闪蒸气中大部分的CO₂，从中压闪蒸塔下塔顶部送出的循环闪蒸气与来自预洗闪蒸罐的循环闪蒸气合并后经循环气压缩机加压至3.2MPaG～3.6MPaG后，汇入粗合成气中；从中压闪蒸塔底部送出的富H₂S甲醇冷却至-26℃～-36℃后从中部进入再吸收塔的尾气再吸收段；

所述第一股富甲醇与所述中压闪蒸塔下塔顶部送出的循环闪蒸气摩尔流量比为10:1～1:1；在再吸收塔的CO₂闪蒸段内，富CO₂甲醇再次减压闪蒸，闪蒸出的气相回收冷量后作为CO₂产品气送出界区；

从再吸收塔的CO₂闪蒸段底部送出的温度为-48℃～-56℃、压力为0.05MPaG～0.12MPaG、CO₂含量为11％～12％的半贫甲醇分为两股；其中第一股半贫甲醇作为再吸收塔中塔的洗涤甲醇自流至再吸收塔的中塔尾气再吸收段顶部，第二股半贫甲醇在重力作用下，换热至-44℃～-52℃后，自流至再吸收塔下塔准贫液气提段顶部；

送入在再吸收塔准贫液气提段的第二股半贫甲醇，在塔内被第二股低压氮气气提，控制气提压力0.05MPaG～0.12MPaG。

由再吸收塔准贫液气提段顶部送出的尾气汇入再吸收塔的尾气再吸收段顶部送出的尾气中，换热后送去下游；

由再吸收塔准贫液气提段底部送出的甲醇溶液温度-54℃～-62℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，CO₂含量为6％～7％，加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，作为所述的准贫液送至CO₂吸收塔；

在再吸收塔的尾气再吸收段内，富H₂S甲醇再次减压闪蒸，同时被来自再吸收塔的N₂气提段的气体气提；控制吸收塔的N₂气提段的气提压力0.05MPaG～0.12MPaG，解吸出的气相上升过程中，其中的H₂S气体被来自再吸收塔的CO₂闪蒸段底部的第一股半贫液再次吸收；

从再吸收塔的尾气再吸收段顶部送出的尾气回收冷量后送去下游；

从再吸收塔尾气再吸收段集液槽抽出的富甲醇，加压至0.5MPaG～0.7MPaG并换热至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔的N₂气提段，利用第一股低压氮气进行气提；气提后的富甲醇抽出并加压至1.0MPaG～2.0MPaG后，分为两股，第一股富甲醇送至中压闪蒸塔下塔洗涤闪蒸出的循环闪蒸气，第二股富甲醇换热至45℃～55℃，送至热再生塔的常温气提段顶部进行减压闪蒸，同时被第一部分低压氮气气提，闪蒸气提出的闪蒸气由常温气提段顶部送出；；

所述第一部分低压氮气与所述进入热再生塔常温气提段的富甲醇摩尔流量比为1:100～1:200；

从界区送来的低压氮气温度35℃～45℃，压力0.4MPaG～0.7MPaG，分为两部分；其中第一部分低压氮气送至热再生塔的常温气提段底部，第二部分低压氮气冷却至-5℃～-35℃后分再为两股；

其中，第一股低压氮气作为气提氮气送入再吸收塔中塔的N₂气提段底部，所述第一股低压氮气与所述尾气再吸收段集液槽送出的富甲醇摩尔流量比为1:10～1:25；第二股低压氮气送入再吸收塔准贫液气提段底部作为气提氮气，所述第二股低压氮气与所述进入准贫液气提段的半贫甲醇摩尔流量比为1:100～1:150；

由热再生塔常温气提段顶部送出的闪蒸气冷却至5℃～40℃后，送回再吸收塔的N₂气提段进行H₂S的富集；

由热再生塔的常温气提段送出的富甲醇换热至87℃～92℃后，进入热再生塔下塔的H₂S汽提段进行热再生；

富甲醇在热再生塔的H₂S汽提段被甲醇蒸汽汽提，实现甲醇再生和硫组分的分离，分离出的酸性气从顶部排出，后续进行冷凝分离；分离出的气相送去下游硫回收，分离出的液相作为回流甲醇，从顶部返回至热再生塔的H₂S汽提段；

由热再生塔的H₂S汽提段底部集液箱抽出的贫甲醇加压至3.7MPaG～4.5MPaG后分为三股；其中第一股贫甲醇换热至-40℃～-56℃，送至CO₂吸收塔顶部作为吸收甲醇；第二股贫甲醇送入热再生塔的水富集段，生成甲醇汽提蒸汽；第三股贫甲醇作为冷回流送入下游甲醇/水分馏工序；

所述第二股贫甲醇占所述热再生塔的H₂S汽提段底部集液箱抽出的贫甲醇总摩尔流量的0.04:1～0.1:1；

送入热再生塔水富集段的第二股贫甲醇，经热再生塔塔底再沸器加热，生成甲醇蒸汽作为热再生塔的H₂S汽提段的汽提用甲醇蒸汽；

来自下游甲醇/水分馏工序的甲醇蒸汽送至热再生塔的H₂S汽提段中部，作为汽提甲醇蒸汽；

所述甲醇蒸汽与所述第三股贫甲醇的摩尔流量之比为1:1～1.7:1

由热再生塔水富集段送出的含水甲醇温度97℃～103℃，压力0.23MPaG～0.43MPaG，经甲醇/水分馏塔进料泵加压后送至下游甲醇/水分馏工序；

热再生塔完成甲醇溶液分离再生所需热量由低压蒸汽通过热再生塔再沸器间接提供。

优选所述第一股半贫甲醇与第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1～1:3。

更好地，所述再吸收塔尾气再吸收段顶部送出的尾气与所述来自再吸收塔的CO₂闪蒸段底部的第一股半贫甲醇的摩尔流量比1:1.5～1:2。

所述回流甲醇与所述热再生塔的H₂S汽提段顶部送出的酸性气的摩尔流量比为0.65:1～0.95:1。

与现有技术相比，本发明具有下述优点：

1、流程中采用准贫液作为贫甲醇在CO₂吸收段的补充，由于准贫液中CO₂含量仅为6％～7％，单位量的准贫液对CO₂就具有较强的吸收能力，准贫液的加入进一步降低了热再生贫甲醇循环量，同时也降低了热再生系统能耗和吸收工序的冷量消耗。

2、由于准贫液对CO₂具有更强的吸收能力，在保证气体净化效果的前提下，系统内循环甲醇量大幅降低，进一步降低了循环甲醇的动力消耗和设备投资。

3、准贫液替代半贫液作为吸收溶剂，显著降低了CO₂吸收段的液相负荷，有利于装置大型化。

4、在溶剂的热再生工序，在不改变贫富甲醇换热器串联数量的前提下，将贫富甲醇换热器拆分为第一贫富甲醇换热器和第二贫富甲醇换热器，合理利用贫富甲醇换热器间的温度梯度，降低了能耗。

5、来自再吸收工序的富H₂S甲醇经第一贫富甲醇换热器加热至45℃～55℃，送入热再生塔上塔减压闪蒸，同时利用常温低压氮气气提，既达到了送至热再生塔H₂S汽提段的富H₂S甲醇中低CO₂浓度的要求，同时大幅减少了返回至再吸收工序的闪蒸气中甲醇蒸汽含量，降低了前系统的冷量消耗。

6、返回至上游再吸收塔的闪蒸气温度为43℃～53℃，则可以取消闪蒸气水冷器，降低了设备投资的同时也相应简化了闪蒸气冷却时的气液分离控制系统。

7、经过减压闪蒸及氮气气提，出热再生塔上塔的富H₂S甲醇中的大部分CO₂已被解吸解吸，再经第二贫富甲醇换热器换热至约87℃～93℃送入热再生塔H₂S汽提段，在此过程中，富甲醇中的气相解吸解吸量明显降低，不仅提高了第二贫富甲醇换热器的换热效率，降低设备投资，同时进入热再生塔H₂S汽提段的富甲醇温度的升高，进一步降低了热再生塔塔底再沸器的负荷。

附图说明

图1为本发明实施例的工艺流程示意图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

本发明中所涉及到的名词说明：

富H₂S甲醇：是指吸收了H₂S和CO₂的甲醇溶液

富CO₂甲醇：是指仅吸收了CO₂的甲醇溶液

富甲醇：是指在再吸收塔内，富H₂S甲醇和富CO₂甲醇混合后的甲醇溶液

半贫液：是指在再吸收工序，富CO₂甲醇低压闪蒸后，生成的CO₂含量在11％～12％的甲醇溶液。

准贫液：是指半贫液经低压氮气气提后，CO₂含量在6％～7％的甲醇溶液，生成于酸性气体脱除准贫液气提工序。

如图1所示的配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺，主要设备包括H₂S吸收塔3、CO₂吸收塔4、中压闪蒸塔9、再吸收塔12、热再生塔20及相关换热设备和泵、循环气压缩机等动力设备。

本实施例中的再吸收塔12分为上塔、中塔和下塔三部分，通过封头隔开。其中上塔为CO₂闪蒸段121；中塔通过集液箱125分隔为中塔上段和中塔下段，集液箱125以上部分称为尾气再吸收段122，集液箱以下部分称为N₂气提段123，集液箱125上设置有供下塔下段中的气体上升进入下塔上段的升气帽126；下塔为准贫液气提段124。

本实施例中的热再生塔20分为上塔和下塔两部分，通过封头隔开。上塔称为常温气提段201，下塔通过集液箱分隔为上下两段，集液箱204以上部分称为H₂S汽提段202，集液箱以下部分称为水富集段203，集液箱204上设置有供水富集段203的气体上升进入H₂S汽提段的升气帽205；第一贫富甲醇换热器19和第二贫富甲醇换热器21。

H₂S吸收塔3通过集液箱33分隔为位于下方的预洗段32和位于上方的主洗段31；集液箱33上设置有供预洗段32中的气体上升进入主洗段的升气帽34。

CO₂吸收塔4通过集液箱43分隔为位于下方的冷却段42和位于上方的主洗段41；集液箱43上设置有供冷却段42中的气体上升进入主洗段的升气帽44。

从上游装置送来的合成气温度35℃～45℃、压力3.04MPaG～3.18MPaG，汇入来自闪蒸气压缩机28的循环闪蒸气后，再注入来自CO₂吸收塔4底部的第一股富CO₂甲醇作为防冻甲醇，送入合成气预冷器1冷却；合成气经合成气预冷器1冷却至-20℃～-30℃，送入合成气分离器2，分离出的液相工艺凝液送至后续工序处理，分离出的气相送至H₂S吸收塔3的预洗段。

所述合成气与所述防冻甲醇的摩尔流量之比为200:1～2000:1。

在H₂S吸收塔3预洗段32，合成气中的NH₃和HCN等痕量组份在此被来自H₂S吸收塔3主洗段的富H₂S甲醇洗涤，洗涤后的合成气通过H₂S吸收塔3段间升气孔送入H₂S吸收塔3主洗段31。

所述合成气与所述来自H₂S吸收塔3主洗段的富H₂S甲醇的摩尔流量之比为30:1～80:1。

从H₂S吸收塔3预洗段32底部送出的预洗甲醇经预洗甲醇换热器18回收冷量后送入预洗闪蒸罐25减压闪蒸，闪蒸出气相并入中压闪蒸塔9送出的循环闪蒸气中，并最终一起汇入粗合成气中，液相经酸性气换热器26再次回收冷量后从中部送入热再生塔20的H₂S汽提段202。

在H₂S吸收塔3的主洗段，合成气中的H₂S、CO₂等气体被来自CO₂吸收塔4底部的第二股富CO₂甲醇吸收，H₂S吸收塔3顶部送出的脱硫气温度-19℃～-25℃、压力2.97MPaG～3.07MPaG，送入CO₂吸收塔4底部。

所述合成气与所述第二股富CO₂甲醇的摩尔流量之比为1.5:1～2.2:1。

从H₂S吸收塔3的主洗段32送出的吸收了H₂S和CO₂的富H₂S甲醇温度-20℃～-26℃、压力3.01MPaG～3.11MPaG，送至后续中压闪蒸塔9下塔减压闪蒸。

在CO₂吸收塔4，脱硫气中的CO₂在上升过程中先后被准贫液和贫甲醇洗涤吸收，CO₂吸收塔4段间通过富CO₂甲醇中间冷却器I>2甲醇中间冷却器II>

所述脱硫气与所述准贫液的摩尔流量之比为0.6:1～1.6:1；所述脱硫气与所述贫甲醇的摩尔流量之比为0.8:1～1.5:1。

从CO₂吸收塔4顶部送出的净化气温度-40℃～-50℃、压力2.89MPaG～2.99MPaG，经合成气预冷器1回收冷量后送出界区。

从CO₂吸收塔4底部送出的富CO₂甲醇温度-20℃～-28℃、压力2.93MPaG～3.03MPaG，分为三股，其中第一股和第二股经H₂S吸收塔进料泵5加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，第一股作为防冻甲醇补入到粗合成气中，第二股送至H₂S吸收塔3顶部作为脱硫溶剂；第三股经闪蒸甲醇前冷却器8冷却至-25℃～-33℃后送中压闪蒸塔9上塔进行减压闪蒸。

在中压闪蒸塔9上塔，富CO₂甲醇减压闪蒸，塔顶送出的循环闪蒸气送至中压闪蒸塔9下塔，上塔底部送出的富CO₂甲醇经闪蒸甲醇后冷却器11冷却至-28℃～-36℃后，送至再吸收塔12的CO₂闪蒸段121。

在中压闪蒸塔9下塔，来自H₂S吸收塔3的主洗段的富H₂S甲醇减压闪蒸，闪蒸出的气相与来自中压闪蒸塔9上塔的循环闪蒸气一起被一股来自再吸收塔12的N₂气提段123的富甲醇洗涤，吸收循环闪蒸气中大部分的CO₂；从中压闪蒸塔9下塔顶部送出的循环闪蒸气与来自预洗闪蒸罐25的循环闪蒸气合并后经循环气压缩机28加压至3.2MPaG～3.6MPaG后，汇入粗合成气中；从中压闪蒸塔9底部送出的富H₂S甲醇经富H₂S甲醇冷却器10冷却至-26℃～-36℃后从中部进入再吸收塔12尾气再吸收段122。

在再吸收塔12上塔CO₂闪蒸段121，富CO₂甲醇再次减压闪蒸，闪蒸出的气相温度-49℃～-57℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，经合成气预冷器1回收冷量后，作为CO₂产品气送出界区。

从再吸收塔12的CO₂闪蒸段121底部送出的半贫甲醇温度-48℃～-56℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，甲醇中CO₂含量约为11％～12％，分为两股。其中第一股半贫甲醇作为再吸收塔12尾气再吸收段122的洗涤甲醇，自流至再吸收塔12尾气再吸收段122顶部，第二股半贫甲醇在重力作用下，经半贫甲醇换热器11换热至-44℃～-52℃后，自流至再吸收塔12下塔准贫液气提段124顶部。

优选所述第一股半贫甲醇与第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1～1:3。

送入在再吸收塔12准贫液气提段124的第二股半贫甲醇，在塔内被一股低压氮气气提，控制气提压力0.05MPaG～0.12MPaG。

由再吸收塔12准贫液气提段124顶部送出的气体温度-49℃～-57℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，汇入再吸收塔12中塔尾气再吸收段顶部送出的尾气中。

由再吸收塔12准贫液气提段124底部送出的甲醇溶液温度-54℃～-62℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，CO₂含量约为6％～7％，为准贫液。经准贫液泵16加压至3.6MPaG～4.0MPaG后，送至CO₂吸收塔4作为吸收甲醇。

在再吸收塔12的尾气再吸收段122中部，富H₂S甲醇再次减压闪蒸，同时被来自再吸收塔12的N₂气提段123的气体气提，控制吸收塔12的N₂气提段123的气提压力0.05MPaG～0.12MPaG，富H₂S甲醇中的CO₂及少量H₂S不断解吸，富甲醇温度不断降低，解吸出的H₂S气体在气相上升过程中，被来自再吸收塔12的CO₂闪蒸段121底部的第一股半贫液再次吸收。

从再吸收塔12尾气再吸收段122顶部送出的尾气温度-52℃～-62℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，并入来自再吸收塔12准贫液气提段送出的尾气，再依次通过尾气/低压氮气换热器17、合成气预冷器1回收冷量后，送至后序工序处理。

为保证尾气再吸收段122顶部送出的尾气中硫含量达到排放标准，控制所述尾气再吸收段122顶部送出的尾气与所述来自再吸收塔的CO₂闪蒸段121底部的第一股半贫甲醇的摩尔流量比1:1.5～1:2。

从再吸收塔12尾气再吸收段集液槽125送出的富甲醇，经再吸收塔循环泵13加压至0.5MPaG～0.7MPaG，并经贫甲醇深冷器14换热回收冷量换热至-35℃～-45℃后，送至再吸收塔12的N₂气提段123，利用低压氮气气提，气提后的富甲醇经热再生塔进料泵15加压至1.0MPaG～2.0MPaG后，分为两股，第一股送至中压闪蒸塔9下塔洗涤闪蒸出的循环闪蒸气，第二股富甲醇依次通过富H₂S甲醇冷却器10、富CO₂甲醇中间冷却器I>

从界区送来的低压氮气温度35℃～45℃，压力0.4MPaG～0.7MPaG，分为两部分，第一部分常温低压氮气送至热再生塔20的常温气提段201底部，第二部分低压氮气经尾气/低压氮气换热器17冷却后分再为两股，一股低压氮气送入再吸收塔12准贫液气提段124底部作为气提氮气，气提氮气与所述进入准贫液气提段124的半贫甲醇摩尔流量比为1:100～1:150；另一股作为气提氮气送入再吸收塔12中塔N₂气提段123底部，气提氮气与所述尾气再吸收段集液槽125送出的富甲醇摩尔流量比为1:10～1:25。

第二股富甲醇从上部进入热再生塔20的常温气提段201进行减压闪蒸，同时被送入的常温低压氮气气提，闪蒸气提出大量CO₂和少量H₂S混合气体，称为闪蒸气；

所述常温低压氮气与所述进入热再生塔20常温气提段201的富甲醇摩尔流量比为1:100～1:200；

由热再生塔20常温气提段201顶部送出的闪蒸气温度为43℃～53℃，压力0.35MPaG～0.45MPaG，经预洗甲醇换热器18换热冷却后，返送至再吸收塔12的氮气气提段123进行H₂S的富集；

由热再生塔20常温气提段201底部送出的富甲醇温度为43℃～53℃，压力0.35MPaG～0.45MPaG，自流至第二贫富甲醇换热器21换热至87℃～92℃后，送入热再生塔20的H₂S汽提段202进行热再生；

富甲醇在热再生塔20的H₂S汽提段202被甲醇蒸汽汽提，实现甲醇再生和硫组分的分离，分离出的CO₂和H₂S气体及部分甲醇蒸汽，称为酸性气；

由热再生塔20的H₂S汽提段202顶部送出的酸性气温度81℃～91℃，压力0.18MPaG～0.28MPaG，送至下游进行冷凝分离，分离出气相送至下游硫回收装置，液相作为回流甲醇，返回至热再生塔20的H₂S汽提段顶部；

所述回流甲醇与所述热再生塔20的H₂S汽提段202顶部送出的酸性气的摩尔流量之比0.65:1～0.95:1。

由热再生塔20的H₂S汽提段202底部集液箱204抽出的经完全再生的贫甲醇温度97℃～103℃，压力0.22MPaG～0.42MPaG，经贫甲醇泵22加压后分为三股，第一股贫甲醇依次经第二贫富甲醇换热器21、第一贫富甲醇换热器19及贫甲醇深冷器14回收热量，换热至-40℃～-56℃后，送至CO₂吸收塔4顶部作为吸收甲醇；第二股贫甲醇送入热再生塔20的水富集段203，生成甲醇汽提蒸汽；第三股贫甲醇作为冷回流送入下游甲醇/水分馏工序；

所述第一股贫甲醇与所述H₂S吸收塔3顶部送出的脱硫气的摩尔流量之比0.67:1～1.25:1；所述第二股贫甲醇与所述热再生塔20的H₂S汽提段202底部集液箱204抽出的经完全再生的贫甲醇的摩尔流量之比0.04:1～0.1:1。

送入热再生塔20水富集段203的贫甲醇，经热再生塔塔底再沸器24加热，生成甲醇蒸汽作为热再生塔20的H₂S汽提段202汽提甲醇蒸汽；

来自下游甲醇/水分馏工序的甲醇蒸汽送至热再生塔热再生塔20的H₂S汽提段202中部，作为汽提甲醇蒸汽；

所述来自下游甲醇/水分馏工序的甲醇蒸汽与所述第三股贫甲醇的摩尔流量之比为1:1～1.7:1

由热再生塔20水富集段203送出的含水甲醇温度97℃～103℃，压力0.23MPaG～0.43MPaG，经甲醇/水分馏塔进料泵23加压后送至下游甲醇/水分馏工序；

热再生塔20完成甲醇溶液分离再生所需热量由低压蒸汽通过热再生塔再沸器24间接提供。

对比例

对于采用粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置，进入酸性气体脱除装置的有效气(H2+CO)约为250000Nm³/h，在此基准下对贫液半贫液流程和配套粉煤气化的酸性气体脱除工艺主要参数进行对比见表1。

表1

由表1可以看出，基于粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置，本实施例所提供的酸性气体脱除工艺，贫甲醇循环量仅为贫液半贫液流程中贫甲醇循环量的88％，准贫液循环量仅为贫液半贫液流程中半贫甲醇循环量的82％，累计动力消耗降低390KW/h，在热再生段，热闪蒸温度仅为50℃，大幅减少了闪蒸气带入前系统的热量，累计降低热再生负荷1424KW/h，降低外部冷量消耗400KW/h；取消闪蒸汽水冷器，降低能耗2000KW/h，节省设备投资及后续控制系统投资约300万元。