一种低温甲醇洗装置及一种脱除合成气中酸性气的方法与流程

本发明涉及低温甲醇洗净化合成气处理技术领域，具体涉及一种低温甲醇洗装置及一种脱除合成气中酸性气的方法。

背景技术：

我国主要化石资源仍旧以煤为主。我们国家是个典型的煤多气少国家。目前，煤化工经过多年的发展已经相对成熟。下游产品形式多样，而且都为重要的基础化工原料。鉴于低温甲醇对H₂S/CO₂有非常强的选择性吸收能力、原料便宜易得等特点，几乎所有以煤为原料的煤化工企业的净化工段都配有低温甲醇洗工段，以脱除合成气中的H₂S/CO₂等组分。

但是绝大多数煤化工企业配套的低温甲醇洗装置基本上都采用只使用贫甲醇作为吸收剂的流程，我们称之为传统型低温甲醇洗流程。

传统型低温甲醇洗的流程图如图1所示，其主要流程描述如下：来自变换装置的粗合成气进入到低温甲醇洗装置的吸收塔101，进行脱硫、脱碳，然后冷却减压进行中压闪蒸，之后进入到CO₂产品塔102和H₂S浓缩塔103，塔底富H₂S甲醇进入热再生塔104进行甲醇再生，一部分热再生塔104塔底贫液甲醇换热降温后返回至吸收塔101塔顶作为吸收剂。热再生塔104塔顶气相经过热再生塔冷凝器314冷却后，进入到热再生塔回流槽205进行气液分离。液相回流至热再生塔104。气相作为酸性气送至下游，具体来说，气相依次经过酸性气冷却器315和酸性气氨冷器316后，导入酸性气分离器206进行气液分离后，酸性气排出，液相导入H₂S浓缩塔103的底部。来自原料气分离器201的含水富甲醇，送至甲醇水塔105回收甲醇。同时，来自热再生塔104塔底贫甲醇作为甲醇水塔105回流。在甲醇水塔105中将原料气中带入低温甲醇洗中的水分脱除。保持低温甲醇系统中液相水分最低，加大吸收能力和减缓酸性气对设备的腐蚀。从CO₂产品塔102和H₂S浓缩塔103塔顶尾气经过热量回收后，送入尾气洗涤塔106进行洗涤，送至尾气洗涤塔106的气体基本上为CO₂和N₂，夹带极少量的甲醇。在尾气洗涤塔106中回收甲醇后，剩下的气体作为废气直接排放至大气。其中，CO₂产品塔102的塔顶出气这根工艺管线主要是不含硫的CO₂气体；一般CO₂产品塔102的塔顶CO₂产品气量要大于最终下游需求CO₂产品气，所以一部分要放空，放空之前要经过尾气洗涤塔脱出夹带的甲醇。H₂S浓缩塔的塔顶出气这根工艺管线，其主要成分是CO₂、N₂。组分中要求H₂S低于5PPMV，不会冷凝。只需要一部分经过尾气洗涤塔106就可以满足环保要求。全部进去尾气洗涤塔106投资非常大。

上述传统低温甲醇洗流程存在如下不足：

(1)上述流程中，由于吸收塔101全部只采用贫液甲醇作为吸收剂，而经过减压闪蒸解析后的半贫液甲醇的吸收能力没有得到充分的利用。因此贫液用量大，因此H₂S浓缩塔103气提氮气用量、热再生塔再沸器313所需蒸汽用量、热再生塔冷凝器314冷却水用量都将增大。其次，因为贫液用量大，进入吸收塔101塔顶的贫液温度也较高。所以上述流程冷量消耗也大。

(2)上述流程中，对原料气中的硫适应性太低。吸收塔101下部脱硫段的吸收液主要来自吸收塔101上部部分无硫甲醇。如果为了保证脱硫段的气体合格，那么用于CO₂产品塔102和H₂S浓缩塔103上部脱硫的无硫甲醇量就会减少，最后导致CO₂产品气或者尾气中的总硫超标。

(3)上述流程中，来自吸收塔101中部的无硫富甲醇与塔釜的含硫富甲醇都通过直接减压的方式进行闪蒸。由于此两股物流的液相量较大且前后压差也较大。若采用直接减压的方式，那么大部分的静压头都将损失。

(4)上述流程中，来自吸收塔101中部的无硫富甲醇与塔釜含硫富甲醇都通过直接减压进入富甲醇中压闪蒸罐202和含硫甲醇中压闪蒸罐203中进行减压闪蒸。闪蒸后出来的闪蒸气中含有H₂、CO和CO₂等气体将进入到循环气压缩机501中，但如果希望回收其中有效气体H₂和CO，由于是直接闪蒸，故闪蒸气中含有大量CO₂都将通过循环气压缩机501中回到吸收塔101入口。不仅增大了循环气压缩机501的负荷，同样也增加了吸收塔101的吸收负荷。

(5)上述流程中，经过洗涤后的尾气温度通常较低，大约在15℃，并且直接排放大气。因此尾气中的低温冷量没有被利用，造成部分冷量的浪费。

(6)上述流程中，原料气分离器201含有较多CO₂的液相经过复热后直接进入甲醇水塔105。故而此液相中携带的CO₂通过甲醇水塔105进入到热再生塔104塔顶酸性气中，最终导致H₂S浓度都偏低。增加下游克劳斯硫回收的燃料消耗。

(7)上述流程中，热再生塔104塔顶采用3级冷凝(对应热再生塔冷凝器314、酸性气冷却器315和酸性气氨冷器316)来回收甲醇。其中后面两级冷凝(酸性气冷却器315和酸性气氨冷器316)温度大约在-33℃左右。如果原料气中含有少量的氨，将会在冷凝器(酸性气冷却器315和酸性气氨冷器316)中累积，最终导致冷凝器(酸性气冷却器315和酸性气氨冷器316)碳铵结晶堵塞换热器。一般工厂都采用复热的手段来清除碳铵结晶，但是这个过程中甲醇损失将会大幅度增大。

(8)从众多实际生产情况来看，目前多数采用上述流程的低温甲醇洗装置甲醇消耗高，尾气中甲醇浓度高。对环境造成了一定伤害。

技术实现要素：

本发明所要解决的技术问题在于克服现有技术中的低温甲醇洗装置的能耗大、甲醇损失严重和易出现氨结晶现象等缺陷，而提供了一种低温甲醇洗装置及一种脱除合成气中酸性气的方法。所提供的低温甲醇洗装置能够实现节能、增产的目的。

本发明提供了一种低温甲醇洗装置，所述低温甲醇洗装置包括一原料气分离器、一吸收塔、一CO₂产品塔、一H₂S浓缩塔、一热再生塔、一甲醇水塔和一尾气洗涤塔，所述原料气分离器的气相出口与所述吸收塔的下段连接，所述吸收塔的中段通过至少一换热器和一富甲醇中压闪蒸罐的液相出口与所述CO₂产品塔的塔顶连接，所述吸收塔的塔釜通过至少一换热器和一含硫甲醇中压闪蒸罐的液相出口与所述CO₂产品塔和/或所述H₂S浓缩塔的中段连接；所述CO₂产品塔的中下段、塔釜分别与所述H₂S浓缩塔的中段、中下段连接；所述热再生塔的塔釜通过至少一换热器与所述甲醇水塔的塔顶连接；所述热再生塔的塔顶设有一回流回路，所述回流回路包括依次连接的一热再生塔冷凝器和一热再生塔回流槽；所述CO₂产品塔的塔顶和所述H₂S浓缩塔的塔顶通过至少一换热器与所述尾气洗涤塔连接；

其特点在于，所述低温甲醇洗装置还设有一半贫液闪蒸塔，所述的富甲醇中压闪蒸罐的液相出口还与所述半贫液闪蒸塔的塔顶连接，所述半贫液闪蒸塔的塔釜液相出口还与所述吸收塔的上段连接，用于为吸收塔提供半贫液甲醇；

所述低温甲醇洗装置还设有一CO₂再吸收塔，所述含硫甲醇中压闪蒸罐的气相出口与所述CO₂再吸收塔的中段连接，所述H₂S浓缩塔的中段与所述CO₂再吸收塔的塔顶连接，用于为所述CO₂再吸收塔提供富硫甲醇；

所述H₂S浓缩塔的塔釜依次通过一第二贫/富甲醇换热器、一氮气气提闪蒸罐、一第一贫/富甲醇换热器和一富硫甲醇闪蒸罐后与所述热再生塔的中上段连接，所述氮气气提闪蒸罐、所述富硫甲醇闪蒸罐均用于分离富甲醇中的CO₂，所述富硫甲醇闪蒸罐的塔顶气相出口通过一酸性气水冷器与所述H₂S浓缩塔的下段连接；

所述原料气分离器的液相出口还与所述CO₂再吸收塔的中下段连接，所述CO₂再吸收塔的塔釜液相出口依次经过一氮气冷却器、一甲醇水塔回流冷却器和一凝液闪蒸罐后与所述甲醇水塔的中段连接，所述凝液闪蒸罐的气相出口经所述酸性气水冷器后与所述H₂S浓缩塔的下段连接；

所述低温甲醇洗装置还设有一用于回收甲醇的酸性气洗涤塔，所述热再生塔回流槽的气相出口与所述酸性气洗涤塔的塔底连接。

本发明中，所述的原料气分离器的进料端较佳地还连接有一原料气冷却器，其用于对进入所述低温甲醇洗装置的原料气进行冷却处理。

按照本领域常规，所述吸收塔从下至上分为I、II、III、IV 4段，所述吸收塔的第II段、第III段、第IV段各分布有一个贫液甲醇进入支路和贫液甲醇导出支路，第II段上的贫液甲醇导出支路又分为两个支管，其中一支管与第I段之间形成一回流回路，另一支管依次通过一净化气/富甲醇换热器、一富甲醇换热器和一富甲醇氨冷器后，再与所述富甲醇中压闪蒸罐连接，而后将所述富甲醇中压闪蒸罐的液相出口与所述CO₂产品塔的塔顶连接。较佳地，所述回流回路上还设有一无硫富甲醇氨冷器。在保证增产和尾气和CO₂产品气硫含量合格的前提下，将原来用于吸收塔脱硫的无硫甲醇经过新增无硫富甲醇氨冷器，将其温度降低，更加有利于脱硫。为了提高脱硫效果，可以采用氨-CO₂制冷技术将温度降低至-50℃。

其中，按照本领域常规，第II段的贫液甲醇进入支路与第III段的贫液甲醇导出支路经过换热器连接后形成一循环回路，第III段的贫液甲醇进入支路与第IV段的贫液甲醇导出支路经过换热器连接后形成一循环回路，第IV段的贫液甲醇进入支路与一贫甲醇收集槽连接。

其中，较佳地，还可以将所述吸收塔的主吸收段塔板改为高性能塔盘或者填料，以增大处理能力。所述的高性能塔盘较佳地为固阀或伞形浮阀。所述的高性能填料较佳地为规整板波纹填料或丝网填料。

按照本领域常规，所述的热再生塔的回流回路较佳地还包括一连接于所述热再生塔回流槽之后的热再生塔回流泵，其用于将回流液导入所述热再生塔的塔顶。

较佳地，所述尾气洗涤塔的气相出口还与一尾气/回流甲醇换热器的其中一个换热通道连接。所述热再生塔的塔釜依次通过一热再生塔底泵、一甲醇水塔回流冷却器后与所述尾气/回流甲醇换热器的另一换热通道连接，然后再与所述甲醇水塔的塔顶连接。

其中，所述尾气洗涤塔的塔盘较佳地使用规整填料，这有利于尾气中甲醇的降低。

较佳地，所述半贫液闪蒸塔的塔釜液相出口还与一半贫甲醇泵连接，而后分设为两个支管，一个支管与所述吸收塔的上段连接，用于为吸收塔的上段提供半贫液甲醇，另一个支管与所述H₂S浓缩塔的塔顶连接。较佳地，所述半贫液闪蒸塔的塔顶气体管道还与所述CO₂产品塔的塔顶气体管道合并后，再依次与一CO₂/含硫甲醇换热器、所述原料气冷却器连接。所述CO₂/含硫甲醇换热器的另一个换热通道与所述吸收塔的塔釜液出口连接。所述半贫液闪蒸塔的中段还设有一外置的富甲醇循环回路。所述半贫液闪蒸塔的中段还设有一尾气排出管道，该尾气排出管道与所述H₂S浓缩塔的塔顶气体管道合并后，经所述原料气冷却器换热后，再与所述尾气洗涤塔连接。

较佳地，所述CO₂再吸收塔的塔顶气体管道与一循环气压缩机连接，而后与所述原料气冷却器连接，使CO₂再吸收塔的塔顶气体经压缩后，与原料气合并后，再进行处理。所述CO₂再吸收塔的中下段还设有一液相出口管道，该液相出口管道与所述含硫甲醇中压闪蒸罐的液相出口管道合并后，分为两个支路，一个支路与所述CO₂产品塔的中段连接，另一个支路与所述H₂S浓缩塔的中段连接。

较佳地，所述酸性气洗涤塔的塔顶设有一洗涤液进入管道，所述洗涤液进入管道来自于设于所述甲醇水塔塔底的废水换热器，所述酸性洗涤塔的塔釜液相出口分为两个支管，一个支管导入所述甲醇水塔的下段，另一个支管导入所述废水换热器。所述酸性气洗涤塔的塔顶气体出口分为两个支管，一个支管作为酸性气尾气排出，另一个支管与所述H₂S浓缩塔的下段连接。

本领域技术人员均应理解，本发明所述的连接均是指通过工艺管线的方式连接。

本发明还提供了一种脱除合成气中酸性气的方法，其特征在于，其采用上述低温甲醇洗装置进行，将所述合成气通入所述原料气分离器，经所述低温甲醇洗装置处理后，收集所述吸收塔的塔顶气体，换热后得到净化气，收集所述CO₂产品塔和所述半贫液闪蒸塔的塔顶气体，换热后得到CO₂产品气。

本发明中，所述的合成气也称为原料气，是指煤化工中来自变换装置的粗合成气。所述的酸性气是指CO₂和H₂S等气体。

所述的吸收塔中，采用的吸收剂中半贫液甲醇和贫液甲醇的质量比较佳地为(0.5：1)～(2：1)。

在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。

本发明所用试剂和原料均市售可得。

本发明的积极进步效果在于：本发明通过重新配置低温甲醇洗主流程，在原纯贫液吸收的流程基础上，增加半贫液甲醇作为主洗甲醇，减少贫液甲醇用量，以达到节能增产的目标。同时，取消热再生塔顶传统3级冷凝流程，减少甲醇损失和避免氨结晶现象出现。

本发明针对传统低温甲醇洗装置进行节能增产改造也适用于新建低温甲醇洗装置。将半贫液甲醇作为主吸收剂送入吸收塔中，减少15～30％贫液甲醇用量，从而减少15～30％热再生塔再沸器蒸汽、热再生塔塔顶冷凝器循环水、贫甲醇水冷器循环水和H₂S浓缩塔气提氮气用量，同时还可以减少7-15％的冷量消耗。利用富硫甲醇再次吸收来自中压闪蒸的循环气，减少10～20％左右循环气压缩机功率；热再生塔富甲醇进料之前进一步释放CO₂，增加酸性气中H₂S浓度至60％左右，减少下游克劳斯硫回收的燃料消耗。

附图说明

图1为现有的低温甲醇洗装置的工艺流程图；

图2为本发明实施例1的低温甲醇洗装置的工艺流程图；

图1和图2中，各附图标记表示的含义如表1所示：

表1图1和图2中附图标记的含义

具体实施方式

下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，按照常规方法和条件，或按照商品说明书选择。

实施例1

实施例1采用如图2所示的流程。

来自上游变换装置的原料气与来自贫甲醇水冷器311一股甲醇和来自循环气压缩机501的循环气混合后，经过原料气冷却器301冷却至-11～-25℃。冷却后的原料气进入原料气分离器201进行闪蒸分离。

吸收塔101从下往上分为I、II、III、IV这4段。底部为第I段，顶部为第IV段。吸收塔101第I段为脱硫段，吸收塔101第II段至第IV段为脱碳段。经过原料气分离器201分离后的气相进入吸收塔101第I段底部。吸收塔101第I段顶部用来自吸收塔101第II段部分无硫富甲醇溶液作为吸收剂，此无硫富甲醇经过无硫富甲醇氨冷器321冷却至-30～-35℃后送至吸收塔101第I段顶部。脱除来自吸收塔101第I段底部上升气相总的H₂S和COS。经过吸收塔101第I段脱完硫的原料气，从吸收塔101烟囱板的气相通道上升至吸收塔101第II段至第IV段，与来自吸收塔101塔顶的甲醇接触进行脱碳。来自贫甲醇深冷器309、温度在-50～-65℃的贫液甲醇和来自半贫甲醇泵408、温度在-52～-69℃的半贫液甲醇分别从吸收塔101第IV段的顶部和中部进入吸收塔101，半贫液甲醇和贫液甲醇的质量比可以按照处理对象的差异性，在(0.5：1)～(2：1)范围内具体选择，本实施例为1：1。从吸收塔101第IV段塔顶和中部进入的贫液甲醇和半贫液甲醇与从来自吸收塔101第III段的气相相互汽液接触后，脱除气相中的CO₂。达到下游工段对CO₂要求后的气相称为净化气。净化气经过净化气/富甲醇换热器304和原料气冷却器301复热后送至下游工段。由于甲醇吸收CO₂的过程为放热过程，吸收了CO₂后的甲醇溶液温度升高。吸收了CO₂后的无硫富甲醇从吸收塔101第IV段底部烟囱板抽出，经过循环甲醇换热器303冷却。冷却后的无硫富甲醇作为吸收剂再进入到吸收塔101第III段顶部液相入口，与来自吸收塔101第II段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分CO₂。吸收CO₂并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器302和循环甲醇换热器303共同冷却。冷却后的无硫富甲醇作为吸收剂再进入到吸收塔101第II段顶部液相入口，与来自吸收塔101第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分CO₂。吸收CO₂后的无硫富甲醇一部分作为脱硫吸收剂进入到吸收塔101第I段顶部液相入口，另外一部分无硫富甲醇进入本装置下游工序。

来自吸收塔101第II段底部部分无硫富甲醇经过净化气/富甲醇换热器304、富甲醇换热器305和富甲醇氨冷器306共同冷却。冷却至-33～-38℃，进行减压闪蒸，减压闪蒸后的无硫富甲醇进入到富甲醇中压闪蒸罐202进行汽液闪蒸。闪蒸后的气相进入到含硫甲醇中压闪蒸罐203中。

来自吸收塔101第I段底部含硫富甲醇经过CO₂/含硫甲醇换热器307和富甲醇换热器305共同冷却。冷却至-33～-38℃，然后进行减压闪蒸。减压闪蒸后的含硫甲醇经含硫甲醇氨冷器308进入到含硫甲醇中压闪蒸罐203进行汽液闪蒸。闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐202分离后的气相混合。混合后的闪蒸气进入到CO₂再吸收塔107上段底部气相入口。来自富硫甲醇泵409的含硫甲醇作为再吸收剂从CO₂再吸收塔107顶部液相入口进入。被脱除部分CO₂后的闪蒸气进入到循环气压缩机501入口，经循环气压缩机501压缩后与原料气混合。

来自原料气分离器201闪蒸后的液相，先经过减压后送至CO₂再吸收塔107下段进行闪蒸，闪蒸后的气相通过上升管进入CO₂再吸收塔107上段。闪蒸后的液相继续与氮气冷却器322换热，回收冷量。

CO₂产品塔102分为3段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第III段。经富甲醇中压闪蒸罐202进行气液分离后的液相无硫甲醇分为三股：一股进入CO₂产品塔102第III段进行减压闪蒸，一股作为脱硫吸收剂进入CO₂产品塔102第II段顶部脱除来自CO₂产品塔102第I段和第II段上升气相中的H₂S和COS；另外一股通过减压阀减压至2～4bar后进入半贫液闪蒸塔108上段进行汽液分离。半贫液闪蒸塔108塔顶的气相与来自CO₂产品塔102塔顶气相混合，液相与CO₂产品塔102第III段减压闪蒸后的液相混合(是指半贫液闪蒸塔108的塔釜液相经过半贫甲醇泵408后，与CO₂产品塔102第III段得到的液相混合，然后进入H₂S浓缩塔103的塔顶)；经过CO₂产品塔102第III段闪蒸后的无硫甲醇与半贫液闪蒸塔108上段闪蒸后的无硫甲醇混合(半贫液闪蒸塔108下段流出的液相经过半贫甲醇泵408加压后，一部分送吸收塔101，另外一部分与CO₂产品塔102第III段得到的液相混合)。混合后的无硫甲醇进一步减压进入半贫液闪蒸塔108下段中进行闪蒸分离，气相与来自H₂S浓缩塔103第II段塔顶气相混合，液相无硫甲醇作为半贫液甲醇进入到半贫甲醇泵408加压，加压后的半贫液甲醇分为两股：一股送至吸收塔101第IV段中部液相入口；另外一股减压进入H₂S浓缩塔103第II段塔顶液相入口，吸收来自H₂S浓缩塔103第I段和第II段上升气相中的H₂S和COS。

进入CO₂产品塔102第II段顶部液相入口的无硫甲醇吸收来自CO₂产品塔102第I段和第II段上升气相中的H₂S和COS。吸收H₂S和COS后的含硫甲醇再送至H₂S浓缩塔103中部液相入口。

进入H₂S浓缩塔103第II段顶部的无硫甲醇吸收来自H₂S浓缩塔103第I段和第II段上升气相中的H₂S和COS。吸收H₂S和COS后的含硫甲醇经循环甲醇泵403加压。加压后的含硫甲醇分为两股：一股进入贫甲醇深冷器309和循环甲醇换热器303冷侧回收冷量。经过贫甲醇深冷器309和循环甲醇换热器303复热回收冷量；另外一股经过富硫甲醇泵409加压送至CO₂再吸收塔107上段塔顶，吸收CO₂再吸收塔107闪蒸出来的CO₂。

复热后的含硫甲醇送至循环甲醇闪蒸罐204闪蒸，将复热后的含硫甲醇产生的不凝气进行分离。分离后的气相进入到CO₂产品塔102第II段底部气相入口。分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵401加压。加压后的含硫甲醇进入富甲醇换热器305冷侧回收冷量。然后再送入CO₂产品塔102第I段底部进行闪蒸分离。分离后的气相通过烟囱板气相通道上升至CO₂产品塔102第II段和第III段。分离后的液相送至H₂S浓缩塔103第I段顶部液相入口。界区外来低压氮气经过氮气冷却器322冷却后，从H₂S浓缩塔103第I段底部气相入口进入，气提来自H₂S浓缩塔103第I段顶部无硫甲醇。由于CO₂分压的降低无硫甲醇中的CO₂被释放。被气提出来的CO₂、H₂S、N₂等气体通过H₂S浓缩塔103第I段顶部烟囱板气相通道上升至第II段。

经过气提后的无硫甲醇经过H₂S浓缩塔底泵404加压。加压后进入第二贫/富甲醇换热器310换热回收冷量后进入氮气气提闪蒸罐210，闪蒸出来的CO₂送回至H₂S浓缩塔103第I段底部气相入口。闪蒸后的含硫甲醇经富甲醇泵410送至第一贫/富甲醇换热器312复热，复热后的含硫甲醇溶液再进入富硫甲醇闪蒸罐208进行汽液闪蒸。闪蒸后的酸性气经过酸性气水冷器323冷却至40℃左右送至H₂S浓缩塔103第I段中部。富硫甲醇闪蒸罐208闪蒸后的液相进入热再生塔104中部进料口。

含硫甲醇在热再生塔104进行分离，轻组分从塔顶气相馏出，热再生塔冷凝器314冷凝。冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流槽205中进行汽液分离，分离后的液相经热再生塔回流泵405全部回流至热再生塔104中。分离后的气相从酸性气洗涤塔109塔底进入。来自甲醇水塔105塔釜废水，经过废水换热器319降温后，部分废水送至酸性气洗涤塔109塔顶，吸收酸性气的甲醇。脱除甲醇后的酸性气送至下游装置。吸收甲醇后的废水再送至甲醇水塔105中部。

热再生塔104分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器313间接提供。热再生塔104塔釜贫甲醇分为两股。一股贫甲醇经过与第一贫/富甲醇换热器312冷却，冷却后的贫甲醇进入甲醇收集槽207，然后再通过贫甲醇泵406加压。加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器311、第二贫/富甲醇换热器310和贫甲醇深冷器309共同冷却。贫甲醇温度冷却至-50～-65℃送至吸收塔101第IV段顶部；另外一股贫甲醇经热再生塔底泵407加压，加压后的贫甲醇进入甲醇水塔回流冷却器317热侧与来自原料气分离器201的液相(实质上是原料气分离器201的液相经过CO₂再吸收塔107、氮气冷却器322获得的液相)在甲醇水塔回流冷却器317中进行换热冷却。冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔105塔顶回流送至甲醇水塔105顶部回流入口。

来自原料气分离器201闪蒸后的液相，先经过减压后送至CO₂再吸收塔107下段进行闪蒸，闪蒸后的气相通过上升管进入CO₂再吸收塔107上段。闪蒸后的液相继续与氮气冷却器322换热。然后再进入甲醇水塔回流冷却器317冷侧与来自热再生塔底泵407加压后的贫甲醇换热升温。升温后的含硫甲醇进入到凝液闪蒸罐209中进行汽液闪蒸分离。分离后的气相与来自富硫甲醇闪蒸罐208的气相混合一同进入酸性气水冷器323冷却至40℃，冷却后的混合酸性气在送至H₂S浓缩塔103第I段底部气相入口。凝液闪蒸罐209分离后的液相再进入到甲醇水塔105中部。

甲醇水塔105分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器318间接提供。甲醇水塔105塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器319回收热量后送出界区。甲醇水塔105塔顶气相主要为甲醇蒸汽，直接送至热再生塔104中部气相入口。来自热再生塔104塔釜贫甲醇经过热再生塔底泵407加压后送至甲醇水塔回流冷却器317冷却。然后再经过尾气/回流甲醇换热器320继续冷却。冷却后的回流甲醇再送至甲醇水塔105塔顶。

CO₂产品塔102产生的CO₂产品气经过CO₂/含硫甲醇换热器307和原料气冷却器301复热回收冷量后送出界区。

H₂S浓缩塔103第II段顶部尾气与半贫液闪蒸塔108下段闪蒸气的气相混合作为尾气送至尾气洗涤塔106塔底气相入口。脱盐水从尾气洗涤塔106塔顶液相入口进入。脱盐水与尾气在尾气洗涤塔106逆流接触，吸收尾气中甲醇后的液相从尾气洗涤塔106塔釜流出。尾气洗涤塔106塔釜废水经洗涤水泵402加压后与甲醇水塔105塔釜废水在废水换热器319中进行换热升温。升温后尾气洗涤塔106塔釜废水从甲醇水塔105下部进料口进入。在甲醇水塔105回收甲醇。

实施例1提供的甲醇洗装置主要从以下方面进行改进：

第一，通过将经过来自吸收塔101中部部分无硫甲醇经过冷却后，经过多次减压闪蒸后得到的液相即为半贫液甲醇。半贫液甲醇作为主吸收液加压后直接送至现有吸收塔101上部，用贫液甲醇和半贫液甲醇共同结合方式脱除酸性气。对应图2，是指将现有的从富甲醇中压闪蒸罐202获得的无硫富甲醇导入CO₂产品塔102塔顶的流程，调整为本发明中的：将从富甲醇中压闪蒸罐202获得的无硫富甲醇导入一新增的半贫液闪蒸塔108，制得半贫液甲醇后，通过半贫甲醇泵408送至吸收塔101上部的流程。本发明通过重新配置低温甲醇洗主流程，在原纯贫液吸收的流程基础上，增加半贫液甲醇作为主洗甲醇，减少15～30％贫液甲醇用量，从而减少15～30％热再生塔再沸器蒸汽、热再生塔塔顶冷凝器循环水、贫甲醇水冷器循环水和H2S浓缩塔气提氮气用量，同时还可以减少7-15％的冷量消耗，以达到节能增产的目标。

将来自富甲醇中压闪蒸罐202的部分液相送至新增半贫液闪蒸塔108上段进一步闪蒸，闪蒸后的液相再送至新增半贫液闪蒸塔108下段继续闪蒸。新增半贫液闪蒸塔108下塔液相为半贫液，部分半贫液通过新增半贫甲醇泵408加压后直接送至原吸收塔101上部，作为主吸收剂，从而减少贫液甲醇的使用。不仅能增大原有吸收塔101的处理能力，而且还能够减小单位处理量下的冷量、蒸汽、循环冷却水和气提氮气的消耗。不仅可以达到节能的目的，同时也可以在原流程的基础上实现增产扩能的目的。

第二，在保证增产和尾气和CO₂产品气硫含量合格的前提下，将原来用于吸收塔101脱硫的无硫甲醇经过新增无硫富甲醇氨冷器321，将其温度降低，更加有利于脱硫。为了提高脱硫效果，可以采用氨-CO₂制冷技术将温度降低至-50℃。

第三，在原流程中含硫甲醇中压闪蒸罐203的气相出口增加一CO₂再吸收塔107，新增的CO₂再吸收塔107分为两段，并且从H₂S浓缩塔103中段采出口引入一股富硫甲醇，途经循环甲醇泵403和富硫甲醇泵409进入CO₂再吸收塔107塔顶，用于吸收多余的闪蒸气中多余的CO₂。从而可以减少进入循环气压缩机501的闪蒸气气量。节省循环气压缩机501的动力消耗，减少10～20％左右循环气压缩机功率，和减少吸收塔101的吸收负荷。这一改进可以使热再生塔104中富甲醇进料之前进一步释放CO₂，增加酸性气中H₂S浓度至60％左右，减少下游克劳斯硫回收的燃料消耗。

第四，分析现有工艺中酸性气中H₂S浓度偏低的主要原因是有两个：

首先，主要是由于H₂S浓缩塔103塔底富甲醇中CO₂含量较高，导致进入热再生塔104塔顶酸性气中的CO₂含量较高。因此，来自H₂S浓缩塔103塔底富甲醇溶液经过换热升温后，在进入热再生塔104之前进入新增的氮气气提闪蒸罐210，并且再采用一股常温氮气进一步气提，将富甲醇中的CO₂尽量闪蒸出来。然后经过第二贫/富甲醇换热器310和第一贫/富甲醇换热器312升温后的富甲醇再进入新增富硫甲醇闪蒸罐208继续闪蒸。闪蒸后的气相经过新增酸性气水冷器323冷却至40℃后再送至H₂S浓缩塔103。

其次，由于来自原料气分离器201中液相携带的CO₂直接通过甲醇水塔105进入到热再生塔104塔顶酸性气中。因此在原料气分离器201中液相复热后，经过新增的CO₂再吸收塔107进行下段闪蒸，然后进入氮气冷却器322和甲醇水塔回流冷却器317和凝液闪蒸罐209，闪蒸的气相送至H₂S浓缩塔103。增设的氮气冷却器322，可以将来自原料气分离器201的液相减压后进入新增的CO₂再吸收塔107，闪蒸的气相上升至上段，液相与气提氮气进行换热，回收液相的冷量。

通过上述改造可以大大提高酸性气中H₂S的浓度，以减少下游克劳斯硫回收的燃料气消耗。

第五，取消原热再生塔104塔顶低温冷凝回收甲醇的方式，改用水洗酸性气的方式回收甲醇。水对甲醇的吸收能力较强，回收效果比单纯的降温更好。关键是可以避免低温冷凝出现的碳铵结晶现场，减少甲醇损失。对应图2，是指用酸性气洗涤塔109替换图1中的酸性气冷却器315、酸性气氨冷器316以及酸性气分离器206的联用。采用来自甲醇水塔105经过废水换热器319降温后的合格废水作为洗涤用水。也可以采用来自尾气洗涤塔106洗涤后的含醇废水作为洗涤用水；也可以直接使用脱盐水作为洗涤水。

第六，现有工艺中经过尾气洗涤塔106洗涤后的尾气温度通常在15℃左右。甲醇水塔105塔顶回流甲醇温度约为75℃。甲醇水塔105和热再生塔104为热耦合塔，甲醇水塔105的塔顶回流就是指由热再生塔104塔釜经热再生塔底泵407加压后送至甲醇水塔105的塔顶进料。因此，此尾气在排放大气之前，先使用尾气/回流甲醇换热器320与甲醇水塔105的塔顶回流甲醇换热。这样不仅可以使尾气的低温冷量被充分利用，而且也可以减少甲醇水塔105塔顶甲醇蒸汽的含水量。

第七，新增氮气冷却器322，将来自原料气分离器201分离的液相(大约-15～-25℃)先减压至10～18bar后，进入到新增CO₂再吸收塔107的下段进行汽液闪蒸，分离后的液相再经过新增氮气冷却器322与进H₂S浓缩塔103的气提氮气进行换热。将气提氮气降温。通过氮气充分利用原料气分离器201分离液相所带的冷量。进一步节省装置冷量的消耗。

最后，无硫富甲醇在进入H₂S浓缩塔103塔顶之前，先进入半贫液闪蒸塔108中进行汽液闪蒸。一部分无硫富甲醇中含有的CO₂气体将在半贫液闪蒸塔108中释放。液相作为半贫液送至吸收塔101。