本发明涉及到酸性气体脱除工艺，具体指一种配套水煤浆气化的节能型酸性气再吸收工艺。
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。水煤浆加压气化技术由于具有煤种适应范围广、煤浆输送连续稳定、碳转化率高、加压气化节省下游气体压缩能耗及设备投资少等特点，是当前最被广泛应用的新一代先进煤气化技术之一。采用水煤浆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。
在以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除工艺中，贫液半贫液酸性气体脱除技术在工业上应用更为广泛。在贫液半贫液酸性气体脱除流程的再吸收工序中，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，生成半贫液，直接作为贫甲醇的补充吸收溶剂返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分吸收了CO2和H2S的富甲醇通过减压闪蒸、氮气气提和热再生实现甲醇溶剂的再生，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在一定程度上降低了热再生系统负荷和外部冷量消耗，但是由于半贫液对CO2气体的再吸收能力有限，为保证吸收效果，流程中需要大量的半贫液在CO2吸收工序和再吸收工序间循环，由此造成气体吸收段负荷显著增大，引起设备投资增加，造成动力消耗的增大，并限制了装置的大型化，于此同时贫液半贫液酸性气体脱除工艺中的热再生系统能耗和外部冷量消耗仍有进一步降低的空间。
技术实现要素：
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显著降低酸性气体脱除装置能耗，同时降低设备投资的配套水煤浆气化的节能型酸性气再吸收工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套水煤浆气化的节能型酸性气再吸收工艺，其特征在于包括下述步骤：
从上游闪蒸工序送来的温度-24℃～-36℃、压力1.75MPaG～2.0MPaG、CO2摩尔含量为31％～36％的富CO2甲醇，从上部送入再吸收塔的富CO2甲醇气提段内进行减压闪蒸，同时第一股氮气从底部进入富CO2甲醇气提段，气提富CO2甲醇，控制富CO2甲醇气提段的气提压力为0.5MPaG～0.8MPaG；
所述第一股氮气温度为-5℃～-35℃、压力为0.6MPaG～1.0MPaG，与所述富CO2甲醇的摩尔比为1:50～1:100；
富CO2甲醇气提段顶部送出的尾气温度-42℃～-50℃，压力0.5MPaG～0.8MPaG，作为工作气体送至气体喷射器；
富CO2甲醇气提段底部生成的半贫甲醇温度-50℃～-58℃、CO2摩尔含量19％～25％，分为两股；优选所述第一股半贫甲醇与所述第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1～1:3；其中第一股半贫甲醇作为洗涤甲醇从顶部自流至再吸收塔的尾气再吸收段内；第二股半贫甲醇经半贫甲醇换热器回收冷量换热至-37℃～-45℃后，从顶部送至再吸收塔的准贫液生成段内；
通过所述气体喷射器抽吸，维持所述准贫液生成段内的操作压力为0.07MPaA～0.1MPaA的微负压状态；第二股半贫甲醇在准贫液生成段内再次减压闪蒸，闪蒸分离出的气相温度-59℃～-67℃，被气体喷射器抽吸，与来自富CO2甲醇气提段顶部的尾气混合为第一尾气，送至下游工序；
在准贫液生成段的底部生成CO2含量为9％～12％的准贫液；经准贫液泵加压后送出；
从上游闪蒸工序送来的富H2S甲醇温度为-20℃～-25℃、压力1.7MPaG～2.0MPaG，从中部进入再吸收塔的尾气再吸收段减压闪蒸，同时被来自再吸收塔的N2气提段的气体气提，控制尾气再吸收段的气提压力为0.07MPaG～0.20MPaG，在再吸收塔尾气再吸收段，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不断解析，富甲醇温度不断降低，解析出气相中的H2S气体在上升过程中，被第一股半贫甲醇再次吸收；
上游闪蒸工序送来的富H2S甲醇与上游闪蒸工序送来富CO2甲醇的摩尔流量比1:1.2～1:3；
从尾气再吸收段顶部送出的第二尾气，温度-60℃～-65℃、压力0.07MPaG～0.20MPaG；
为保证第二尾气中硫含量达到排放标准，控制尾气再吸收段生成的第二尾气与来自再吸收塔的CO2气提段底部的第一股半贫甲醇的摩尔流量比1:1.5～1:2；
生成的液相从集液槽抽出，经由再吸收塔循环泵加压至0.5MPaG～0.7MPaG后送入富甲醇换热器回收冷量，换热至-35℃～-45℃送至再吸收塔的N2气提段内；第二股氮气从底部进入N2气提段内，对N2气提段内的物料进行气提，控制N2气提段的气提压力为0.12MPaG～0.25MPaG；
所述第二股氮气温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG，第二股氮气与所述集液槽抽出的富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25；
在N2气提段底部生成的富甲醇经热再生塔进料泵加压后，送至后续热再生工序；气相从升气帽进入尾气再吸收段，被第一股半贫甲醇洗涤。
优选所述第一股半贫甲醇与所述第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1～1:3。
与现有技术相比，本发明具有下述优点：
1、流程中引入气体喷射器，利用的富CO2甲醇中低压下气提闪蒸产生的尾气作为气体喷射器工作气体，半贫甲醇回收冷量后，在气体喷射器抽吸的负压状态下再次闪蒸，极大的释放了半贫液中的CO2气体，生成准贫液。
2、相对半贫液，准贫液中CO2含量更低，单位量的准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，吸收能力的增大降低再生贫甲醇用量，同时也降低了热再生系统能耗和吸收工序的冷量消耗。
3、由于准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，在保证气提净化效果的前提下，循环甲醇量大幅降低，降低了循环甲醇的动力消耗和设备投资。
4、准贫液替代半贫液作为吸收溶剂，显著降低了气体吸收段负荷，利于装置大型化。
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
半贫液：是指富CO2甲醇经气提闪蒸后，产生的CO2含量在19％～25％的甲醇溶液
准贫液：是指半贫液回收冷量后，在负压状态下再次闪蒸，产生的CO2含量在9％～12％的甲醇溶液
如图1所示，本实施例中的再吸收塔1分为I、II、III三段，段间通过封头隔开。其中I段为富CO2甲醇气提段11；II段由集液箱16分隔为两部分，集液箱以上部分称为尾气再吸收段12，集液箱以下部分称为N2气提段13，集液箱16上设置有供N2气提段13中的气体上升进入尾气再吸收段12的升气帽17；III段为准贫液生成段14。
从上游中压闪蒸工序送来的富CO2甲醇温度-24℃～-36℃、压力1.75MPaG～2.00MPaG，甲醇中CO2摩尔含量约为31％～36％，送入再吸收塔1顶部富CO2甲醇气提段11。
送入再吸收塔1富CO2甲醇气提段11的富CO2甲醇在塔内减压闪蒸，同时被第一股氮气气提，第一股氮气温度为-5℃～-35℃、压力为0.6MPaG～1.0MPaG，第一股氮气与送入再吸收塔1富CO2甲醇气提段的富CO2甲醇摩尔比为1:70～80。
从再吸收塔1富CO2甲醇气提段11顶部送出的尾气温度-42℃～-50℃，压力0.5MPaG～0.8MPaG，作为工作气体送至气体喷射器7。
从再吸收塔1富CO2甲醇气提段11底部送出的半贫甲醇温度-50℃～-58℃，CO2摩尔含量约为19％～25％，分为两股，第一股半贫甲醇a与第二股半贫甲醇b的摩尔流量比为1:2；第一股半贫甲醇自流至再吸收塔1尾气再吸收段12顶部作为洗涤甲醇，第二股半贫甲醇经半贫甲醇换热器2回收冷量至-37℃～-45℃后，送至再吸收塔1准贫液生成段14顶部。
在气体喷射器7的抽吸作用下，维持再吸收塔1准贫液生成段14操作压力在0.07MPaA～0.1MPaA的微负压状态，送入再吸收塔1准贫液生成段14的半贫甲醇在塔内再次减压闪蒸，闪蒸分离出的气相温度-59℃～-67℃，经气体喷射器7的抽吸，与再吸收塔1富CO2甲醇气提段11产生的尾气混合为第一尾气，送出气体喷射器7，并送至下游工序。
由再吸收塔1准贫液生成段14底部送出的甲醇溶液中CO2含量约为9％～12％，称为准贫液。经准贫液泵6加压后，送至吸收工序作为吸收甲醇。
从上游中压闪蒸工序来的富H2S甲醇温度-20℃～-25℃、压力1.7MPaG～2.0MPaG，进入再吸收塔1尾气再吸收段12中部减压闪蒸，同时被来自再吸收塔1的N2气提段13的气体气提，在再吸收塔1尾气再吸收段12，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不断解析，富甲醇温度不断降低，解析出的H2S气体在上升过程中，被来自再吸收塔富CO2气提段11底部的第一股半贫甲醇再次吸收。
控制上游闪蒸工序送来的富H2S甲醇与上游闪蒸工序送来富CO2甲醇的摩尔流量比1:1.2～1:3；
从再吸收塔1尾气再吸收段12顶部送出的第二尾气温度-60℃～-65℃、压力0.07MPaG～0.20MPaG，送至后序工序处理。
为保证第二尾气中硫含量达到排放标准，优选控制尾气再吸收段12生成的第二尾气与来自再吸收塔1的CO2气提段11底部的第一股半贫甲醇a的摩尔流量比1:1.5～1:2。
从再吸收塔1尾气再吸收段集液槽16送出的富甲醇，经再吸收塔循环泵3加压并经富甲醇换热器4回收冷量后，送至再吸收塔1N2气提段13，利用第二股温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.6MPaG的低压氮气提，第二股氮气与所述集液槽抽出的富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25，气提后的富液经热再生塔进料泵5加压后，送至后续热再生工序。
对比例
以采用水煤浆气化造气的制氢装置为例，进入酸性气体脱除装置的有效气(H2+CO)约为210000Nm3/h，在此基准下对贫液半贫液流程和配套水煤浆气化的节能型酸性气再吸收工艺主要参数进行对比见表1。
表1
由表1可以看出，对于基于水煤浆气化造气的制氢装置，本实施例所提供的节能型酸性气再吸收工艺，贫甲醇循环量仅为贫液半贫液流程中贫甲醇循环量的85％，后续降低热再生负荷900KW/h，降低外部冷量消耗340KW/h，实施例中准贫液循环量仅为贫液半贫液流程中半贫甲醇循环量的83％，累计动力消耗降低384KW/h。