一种气体净化方法与流程

1.本发明涉及气体净化技术领域，特别涉及一种煤化工气体净化方法。


背景技术：

2.低温甲醇洗工艺是19世纪50年代林德和鲁齐两家公司联合开发的气体中脱除酸性气的工艺，其原理属于物理吸收。该工艺主要特点有气体净化程度高，吸收选择性好，吸收剂甲醇的热稳定性及化学稳定性好，可同时吸收气体中co2、h2s、cos、hcn等多种组分等。该工艺广泛应用于制氢、合成氨、甲醇合成、煤制天然气等气体纯化装置中，且现有大型煤化工装置的气体净化技术也绝大部分采用低温甲醇洗工艺。
3.传统的低温甲醇洗工艺在碳排放、能耗、设备大型化等方面存在着诸多问题，比如co2气体的排放量约为co2总量的30～60％，已经不能满足国家的发展要求。
4.专利cn103320176a提出了一种高co2收率的低温甲醇洗方法及装置，co2气体最高收率可达到91.2％，但该装置仍然保留了氮气气体再生甲醇的工艺。
5.专利cn103418210b提出了一种co2全捕集和h2s富集工艺，将低温甲醇洗工艺和酸性气提浓工艺有效组合在一起，取消了氮气气提系统和h2s 富集塔，不设置尾气洗涤及放空系统，运行过程中无尾气产生，将粗合成气中99.5％以上的co2气体回收变成高浓度co2产品气，但该设备引入了了mdea溶液，而且为了实现co2气体全捕集，大大增加了甲醇的循环用量，导致设备大型化，工艺路线复杂，运行能耗高。
6.液体co2温度接近于-56.57℃，其蒸压力较高，最低0.518mpa，闪蒸后co2气体具有较高的动能，而且闪蒸温度低，比其它制冷剂在同等压力下蒸发温度低，在0.518mpa下蒸发能提供约-55c
°
的制冷温度，所以可使几乎所有煤气化技术初始气中的部分co2冷凝，而无需额外提供使原料气中co2液化所需的冷量。
7.专利cn102971253a提出了液化分离co2的工艺思路，并分离得到液体co2产品，但没有充分利用液体co2作为吸收剂的性能，也没有利用液体co2的高位动能作为喷射动力。专利cn104208978b在专利 cn102971253a的基础上改进了低温甲醇洗的流程，并设计利用了液体co2的吸收剂性质及高位液体co2的动能，但在流程配置方面，专利cn104208978b没有系统考虑全流程的能量配置，只有冷凝co2的降温不足以支撑全流程的冷量，缺乏可行性。


技术实现要素：

8.鉴于现有技术中的上述缺陷或不足，本技术旨在提供一种气体净化方法，将初始气中的co2分为两部分处理，通过冷凝的方式将初始气中一部分co2冷凝成液态co2，并充分利用液态co2压力高、温位低的特点，经气化后作为整个系统喷射器的动力，然后经处理后回收，另一部分初始气中的co2采用贫甲醇液体吸收的方式处理，然后经逐级减压闪蒸处理后回收，初始气净化处理过程只有废水排放，无气体排放环节，实现了初始气中co2几乎完全捕集回收，而且由于脱除co2的贫甲醇液体用量大大减少，回收贫甲醇液体的能耗也显著降低，从而实现各处理塔塔径也可以同时减小，进而实现设备小型化，具有较高的推广应用
价值。
9.本技术提供一种气体净化方法，包括以下步骤：
10.冷却初始气，得到co2液体a和气体a，所述co2液体a温度为
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50～-58℃、压力为1.6～6mpa；所述气体a温度为-50～-58℃、压力为 1.6～6mpa；
11.用贫甲醇液体洗涤气体a，得到净化气和富甲醇液体a，所述净化气温度为-45～-55℃、压力为1.6～6mpa；所述富甲醇液体a温度为-20～-30℃、压力为1.6～6mpa；
12.减压闪蒸co2液体a，得到有效气体a和co2液体b，所述有效气体a 温度为-30～-40℃、压力为0.8～1.6mpa；所述co2液体b温度为-50～-58℃、压力为0.8～1.6mpa；
13.蒸发co2液体b，得到气体b，所述气体b温度为-50～-58℃、压力为 0.1～0.8mpa；
14.减压闪蒸富甲醇液体a，得到半贫甲醇液体b和气体c，所述半贫甲醇液体b温度为-40～-55℃、压力0.1～0.8mpa；所述气体c温度为-60～-65℃、压力为＜0.1mpa；
15.混合气体b、气体c，得到气体d，所述气体d温度为-50～-60℃、压力为0.1～0.8mpa；
16.对气体d脱硫，得到co2产品气，所述co2产品气温度为-50～-60℃、压力为0.1～0.8mpa。
17.具体的，采用初始气-净化气换热器(e1)、氨冷器(e2)、液体co2蒸发器(e7)、初始气四级冷却器(e31)依次对初始气进行逐级冷却，并采用液体co2分离罐(v2)对冷凝的液体进行分离，得到co2液体a和气体a，所述co2液体a包括co2、h2、co；
18.利用来自甲醇储罐(v5)经一级预热器(e6)、贫甲醇预冷器(e5) 冷却至-60℃后的贫甲醇液体对所述气体a进行洗涤净化，吸收气体中的硫化物和碳化物，最终得到净化气和富甲醇液体a，所述富甲醇液体a包括含硫富甲醇液体c和无硫富甲醇液体d；
19.所述co2液体a进入中低压闪蒸塔(c2)的有效气体回收段(c2-1)，经减压闪蒸得到有效气体a和co2液体b；所述有效气体a包括co2、h2、 co；
20.采用中低压闪蒸塔(c2)和常压真空闪蒸塔(c3)对所述含硫富甲醇液体c和所述无硫富甲醇液体d分别减压闪蒸，分别得到含硫半贫甲醇液体g和气体g、无硫半贫甲醇液体h和气体h，所述含硫半贫甲醇液体g和所述无硫半贫甲醇液体h混合后得所述半贫甲醇液体b；所述气体g和所述气体h混合后得所述气体c；
21.经无硫co2喷射器(j1)和含硫co2喷射器(j2)，所述气体b和所述气体c混合后得到气体d；
22.所述气体d在硫化物吸收塔(c4)经过脱硫处理后，得到co2产品气，进入co2产品收集装置封存。
23.根据本技术实施例提供的技术方案，所述富甲醇液体a包括含硫富甲醇液体c和无硫富甲醇液体d，减压闪蒸所述富甲醇液体a包括以下步骤：
24.减压闪蒸所述含硫富甲醇液体c，得到含硫富甲醇液体e和气体e，所述含硫富甲醇液体e温度为-35～-50℃、压力为0.8～1.6mpa；所述气体e温度为-40～-50℃、压力为0.8～1.6mpa；
25.减压闪蒸所述无硫富甲醇液体d，得到无硫富甲醇液体f和气体f，所述无硫富甲醇液体f温度为-35～-50℃、压力为0.8～1.6mpa；所述气体f温度为-40～-50℃、压力为0.8～1.6mpa；
26.混合所述有效气体a、所述气体e、所述气体f，得有效气体b，所述有效气体b温度为-35～-45℃、压力为0.8～1.6mpa。
27.具体的，在中低压闪蒸塔(c2)分别对所述含硫富甲醇液体c和所述无硫富甲醇液体d进行中压闪蒸，分别得到含硫富甲醇液体e和气体e、无硫富甲醇液体f和气体f；所述有效气体a、所述气体e、所述气体f在含硫甲醇中压闪蒸段(c2-2)三层塔板以下混合，得到有效气体b。
28.根据本技术实施例提供的技术方案，减压闪蒸所述含硫富甲醇液体e，得到含硫半贫甲醇液体g和气体g，所述含硫半贫甲醇液体g温度为-60～
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65℃、压力＜0.1mpa；所述气体g温度为-60～-65℃、压力＜0.1mpa；
29.减压闪蒸所述无硫富甲醇液体f，得到无硫半贫甲醇液体h和气体h，所述无硫半贫甲醇液体h温度为-60～-65℃、压力＜0.1mpa；所述气体h温度为-60～-65℃、压力＜0.1mpa；
30.所述含硫半贫甲醇液体g和所述无硫半贫甲醇液体h混合后得所述半贫甲醇液体b；所述气体g和所述气体h混合后得所述气体c。
31.具体的，所述含硫富甲醇液体e依次经低压、常压、真空闪蒸，得到含硫半贫甲醇液体g和气体g；所述无硫甲醇液体f依次经低压、常压、真空闪蒸，得到无硫半贫甲醇液体h和气体h。
32.根据本技术实施例提供的技术方案，冷却初始气，得到co2液体a和气体a，包括以下步骤：
33.用初始气-净化气换热器(e1)对初始气一级冷却至-5～5℃；
34.混合所述无硫半贫甲醇液体h和所述初始气，分离后得到无硫半贫甲醇液体i和气体i，所述无硫半贫甲醇液体i温度为-5～5℃、压力为1.6～6mpa；所述气体i温度为-5～5℃、压力为1.6～6mpa；
35.用氨冷器(e2)对气体i二级冷却至-10～-20℃；
36.用液体co2蒸发器(e7)对气体i三级冷却至-47～-53℃；
37.用初始气四级冷却器(e31)对气体i四级冷却至-55～-57℃，得到co2液体a和气体a。
38.具体的，利用所述净化气、所述co2产品气、所述气体d和气体k通过初始气-净化气换热器(e1)对初始气进行一级冷却；
39.采用所述无硫半贫甲醇液体h吸收初始气中的水分，既可以吸收脱除初始气的水分，可以防止水分在管道中凝结成冰堵塞管道；
40.采用醇水分离罐(v1)分离所述无硫半贫甲醇液体i和所述气体i；
41.利用所述液体co2蒸发器(e7)减压气化所述co2液体b对气体i进行三级冷却，实现所述液体co2蒸发器(e7)利用所述co2液体自身的物理状态变化对所述气体i进行冷却，降低系统制冷能耗；
42.利用所述净化气和所述co2产品气对气体i进行四级冷却，得到co2液体a和气体a，然后采用液体co2分离罐(v2)分离co2液体a和气体a。
43.根据本技术实施例提供的技术方案，用所述液体co2蒸发器(e7)蒸发所述co2液体b，得到所述气体b。
44.具体的，经所述液体co2蒸发器(e7)，所述co2液体b由高压力到低压力发生相变，由液态变为气态，得到气体b，可以提供-55℃左右的低温环境实现对所述气体i的冷却，同时气体b还可以作为无硫co2喷射器 (j1)和含硫co2喷射器(j2)的动力气，降低无硫co2喷射器(j1)和含硫co2喷射器(j2)的能耗。
45.根据本技术实施例提供的技术方案，所述有效气体b的处理过程包括以下步骤：
46.用所述含硫半贫甲醇液体g洗涤所述有效气体b，得到有效气体c，所述有效气体c温度为-40～-50℃、压力0.8～1.6mpa；
47.压缩所述有效气体c至1.6～6mpa；
48.混合所述有效气体c和所述气体i。
49.具体的，为降低被压缩气体c的体积，在含硫甲醇中压闪蒸段(c2-2) 的三层塔板处，利用来自常压真空闪蒸塔(c3)内含硫甲醇真空闪蒸段 (c3-1)底部的含硫半贫甲醇液体g吸收有效气体b中的大部分co2，从而减少重新进入气体i中的co2量，降低有效气体c的体积，既提高了co2回收率，也降低了压缩机(m1)功耗，实现有效气体c循环的回收利用，不产生外排浪费。
50.根据本技术实施例提供的技术方案，所述半贫甲醇液体b的处理过程包括以下步骤：
51.用所述含硫半贫甲醇液体b对所述含硫富甲醇液体c进行冷却；
52.加热所述含硫半贫甲醇液体b，得到贫甲醇液体和气体j，所述贫甲醇液体温度为70～80℃、压力0.1～0.3mpa；所述气体j温度为50～70℃、压力 0.1～0.3mpa；
53.逐级冷却和分离所述气体j，得到含h2s的气体k，所述气体k温度为 20～30℃、压力0.1～0.3mpa；
54.用所述气体k冷却所述初始气；
55.回收所述气体k。
56.具体的，所述含硫半贫甲醇液体g和所述无硫半贫甲醇液体h均进入所述硫化物吸收塔(c4)，净化洗涤所述气体d中的硫化物，最终产出达到回收利用的标准co2产品气；
57.所述含硫半贫甲醇液体g和所述无硫半贫甲醇液体h在所述硫化物吸收塔(c4)下部汇合，得到所述含硫半贫甲醇液体b；此时所述含硫半贫甲醇液体b仍具有较低的温度，可以进行充分利用发挥制冷剂的作用，降低系统制冷的能耗，经过对工艺路线分析，所述含硫半贫甲醇液体b经含硫甲醇冷却器(e13)可以对所述含硫富甲醇液体c进行冷却后返回硫化物吸收塔(c4)，然后再进入热再生塔(c5)进行加热升温，以降低含硫半贫甲醇液体b的溶解度，从而不断蒸发析出含硫化物的气体j，使得所述含硫半贫甲醇液体b逐渐贫化，变为贫甲醇液体，实现贫甲醇液体的再回收利用；
58.蒸发析出的所述气体j经h2s一级分离罐(v3)和h2s二级分离罐(v4) 逐级冷却和分离，得到含h2s的气体k，进入h2s回收装置，实现h2s回收。
59.根据本技术实施例提供的技术方案，还包括以下步骤：
60.加热所述无硫半贫甲醇液体i，得到无硫半贫甲醇蒸汽m和废水，所述甲醇蒸汽m温度为70～100℃，压力为0.1～0.2mpa；
61.冷却甲醇蒸汽m，得到贫甲醇液体。
62.具体的，所述无硫半贫甲醇液体i在醇水分馏塔(c6)经过加热，使甲醇从所述无硫
半贫甲醇液体i不断蒸发出来，进入所述热再生塔c5进行再生循环利用，而废水则进入污水处理装置。
63.根据本技术实施例提供的技术方案，用所述净化气和所述co2产品气依次对所述气体i进行四级冷却、对所述初始气进行一级冷却。
64.具体的，由于所述净化气、所述co2产品气仍具有较低的温度(温度为-45～-60℃)，可以作为冷却剂进一步发挥作用以降低整个系统制冷的能耗，经过对工艺路线分析，所述co2产品气依次经初始气四级冷却器e31 对气体i进行四级冷却、经初始气-净化气换热器(e1)对初始气进行一级冷却后进入co2产品气收集装置封存；所述净化气依次经初始气四级冷却器(e31)对气体i进行四级冷却、经初始气-净化气换热器(e1)对初始气进行一级冷却后进入净化气产品收集装置。
65.根据本技术实施例提供的技术方案，用所述气体d对所述初始气进行一级冷却。
66.由于所述气体d仍具有较低的温度(温度为-50～-60℃左右)，可以作为冷却剂进一步发挥作用以降低整个系统制冷的能耗，经过对工艺路线分析，所述气体d经所述初始气-净化气换热器(e1)对初始气进行一级冷却后进入硫化物吸收塔(c4)。
67.综上，本技术公开有一种气体净化方法，基于上述方案产生的有益效果是，相较于传统技术中初始气中的co2气体全部采用甲醇吸收处理的工艺，本技术初始气中的co2分为两部分处理，一是通过冷却的方式将初始气中40％左右的co2冷凝成co2液体a，分离后得到剩余的气体a，co2液体a经减压闪蒸得到有效气体a和co2液体b，co2液体b经蒸发气化后变为气体b，二是采用贫甲醇液体吸收气体a中另一部分co2，再经中逐级减压闪蒸出气体c进行回收，最终两部分气体b和气体c混合后进行脱硫处理得到co2产品气，实现co2回收，整个工艺处理过程无气体外排放环节，实现了初始气中co2几乎完全捕集回收，而且由于初始气中40％左右的co2不经贫甲醇液体吸收脱除，从而使得脱除co2的贫甲醇液体用量降低了 30～45％，回收贫甲醇液体的能耗也降低了30～45％，由于大大降低了循环贫甲醇液体的用量，从而可以实现各处理塔塔径的减小，进而实现设备小型化，具有较高的推广应用价值。
附图说明
68.通过阅读参照以下附图所作的对非限制性实施例所作的详细描述，本技术的其它特征、目的和优点将会变得更明显。
69.图1为本技术气体净化工艺流程图。
70.其中，
71.c1：吸收塔；c1-1：脱硫段；c1-2：粗洗段；c1-3：主洗段；c1-4：精洗段；c2：中低压闪蒸塔；c2-1：有效气体回收段；c2-2：含硫甲醇中压闪蒸段；c2-3：无硫甲醇中压闪蒸段；c2-4：含硫甲醇低压闪蒸段；c2-5：无硫甲醇低压闪蒸段；c3：常压真空闪蒸塔；c3-1：含硫甲醇真空闪蒸段； c3-2：含硫甲醇常压闪蒸段；c3-3：无硫甲醇真空闪蒸段；c3-4：无硫甲醇常压闪蒸段；c4：硫化物吸收塔；c5：热再生塔；c6：醇水分馏塔；c41：第一出口；c42：第一进口；c51：第二出口；c52：第二进口；c61：第三出口；c62：第三进口。
72.e1：初始气-净化气换热器；e2：氨冷器；e3：吸收塔甲醇氨冷器；e31：初始气四级冷却器；e4：吸收塔主洗段甲醇冷却器；e5：贫甲醇预冷器； e6：一级预热器；e7：液体co2蒸发器；e8：热再生塔再沸器；e9：醇水分离塔再沸器；e10：二级预热器；e11：热再生塔顶冷凝器；
e12：h2s冷却器；e13：含硫甲醇冷却器；e14：水冷器；e15：污水冷却器；e16：循环co2冷却器。
73.v1：醇水分离罐；v2：液体co2分离罐；v3：h2s一级分离罐；v4： h2s二级分离罐；v5：甲醇储罐。
74.p1：补充/防冻甲醇给料泵；p2：硫化物吸收塔给料泵；p3：中压闪蒸塔给料泵；p4：含硫甲醇循环泵；p5：硫化物吸收塔抽出泵；p6：热再生塔给料泵；p7：吸收塔给料泵；p8：热再生塔底抽出泵；p9：热再生塔顶回流泵。
75.j1：无硫co2喷射器；j2：含硫co2喷射器；m1：气体压缩机；f1：过滤器；k1：减压阀门一；k2：减压阀门二。
具体实施方式
76.下面结合附图和实施例对本技术作进一步的详细说明。可以理解的是，此处所描述的具体实施例仅仅用于解释相关发明，而非对该发明的限定。另外还需要说明的是，为了便于描述，附图中仅示出了与发明相关的部分。
77.下面参考附图并结合实施例来详细说明本技术。
78.如图1所示的气体净化工艺流程图，主要包括吸收塔c1、中低压闪蒸塔 c2、常压真空闪蒸塔c3、硫化物吸收塔c4、热再生塔c5、醇水分馏塔c6 及co2喷射器，其中所述吸收塔c1包括脱硫段c1-1、粗洗段c1-2、主洗段 c1-3、精洗段c1-4；所述中低压闪蒸塔c2包括有效气体回收段c2-1、含硫甲醇中压闪蒸段c2-2、无硫甲醇中压闪蒸段c2-3、含硫甲醇低压闪蒸段 c2-4、无硫甲醇低压闪蒸段c2-5；所述常压真空闪蒸塔c3、含硫甲醇真空闪蒸段c3-1、含硫甲醇常压闪蒸段c3-2、无硫甲醇真空闪蒸段c3-3、无硫甲醇常压闪蒸段c3-4。
79.初始气-净化气换热器e1经管道与醇水分离罐v1上部连接，所述醇水分离罐v1顶部经管道依次通过氨冷器e2、液体co2蒸发器e7、初始气四级冷却器e31与液体co2分离罐v2连接，底部经管道通过所述污水冷却器e15后与所述醇水分馏塔c6连接；
80.所述液体co2分离罐v2顶部经管道与设置于所述吸收塔c1内的脱硫段c1-1下部连接，底部经管道与设置于所述中低压闪蒸塔c2内的有效气体回收段c2-1中部连接；
81.进一步的，所述脱硫段c1-1底部经管道依次通过过滤器f1、含硫甲醇冷却器e13、减压阀门一k1与设置于所述中低压闪蒸塔c2内的含硫甲醇中压闪蒸段c2-2连接，且与所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2连接的管道接口位置低于所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2内部设置的三层塔板；所述粗洗段c1-2下部经管道分别于所述脱硫段c1-1上部和设置于所述中低压闪蒸塔c2内的无硫甲醇中压闪蒸段c2-3上部连接，在连接所述粗洗段c1-2下部和所述无硫甲醇中压闪蒸段c2-3上部的管道上设有减压阀门二k2；所述主洗段c1-3下部经管道通过吸收塔主洗段甲醇冷却器e4与所述粗洗段 c1-2中部连接；所述精洗段c1-4下部经管道通过吸收塔甲醇氨冷器e3与所述主洗段c1-3上部连接，顶部经管道依次通过所述初始气四级冷却器 e31、所述初始气-净化气换热器e1与净化气收集装置连接，且所述精洗段 c1-4设有与所述甲醇储罐v5连接的管道。
82.进一步的，所述有效气体回收段c2-1底部经管道通过所述液体co2蒸发器e7分别与无硫co2喷射器j1和含硫co2喷射器j2的进气端连接，上部经管道与所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2连接，且与所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2连接的管道接口位置低于所述三层塔板；所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2底部经管道与所述含硫甲醇低压闪蒸段c2-4上部连接，
上部经管道依次通过循环co2冷却器e16、气体压缩机m1、水冷器e14、循环co2冷却器e16与所述氨冷器e2连接初始气的管道连接；所述无硫甲醇中压闪蒸段c2-3底部经管道与所述无硫甲醇低压闪蒸段c2-5上部连接，顶部经管道与所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2连接，且与所述含硫甲醇中压闪蒸段 c2-2连接的管道接口位置低于所述三层塔板；所述含硫甲醇低压闪蒸段 c2-4底部经管道与设置于所述常压真空闪蒸塔内c3的含硫甲醇常压闪蒸段c3-2上部连接，顶部经管道与所述含硫co2喷射器j2的进气端连接；所述无硫甲醇低压闪蒸段c2-5底部经管道与设置于所述常压真空闪蒸塔内 c3的无硫甲醇常压闪蒸段c3-4的上部连接，顶部经管道与所述无硫co2喷射器j1的进气端连接。
83.进一步的，所述含硫甲醇真空闪蒸段c3-1底部经管道分别与中压闪蒸塔给料泵p3和含硫甲醇循环泵p4的进料口连接，上部经管道与所述含硫 co2喷射器j2的进气端连接；所述中压闪蒸塔给料泵p3的出料口经管道与所述含硫甲醇中压闪蒸段c2-2上部连接且管道接口位置高于所述三层塔板；所述含硫甲醇循环泵p4的出料口经管道通过吸收塔主洗段甲醇冷却器 e4与硫化物吸收塔c4中部连接；所述含硫甲醇常压闪蒸段c3-2底部经管道与所述含硫甲醇真空闪蒸段c3-1上部连接，顶部经管道与所述含硫co2喷射器j2的出气端连接；所述无硫甲醇真空闪蒸段c3-3底部经管道分别与补充/防冻甲醇给料泵p1和硫化物吸收塔给料泵p2的进料口连接，上部经管道与所述无硫co2喷射器j1的进气端连接；所述补充/防冻甲醇给料泵 p1的出料口经管道分别与所述主洗段c1-3上部和所述初始气-净化气换热器e1与所述醇水分离罐v1之间的初始气输送管道连接；所述硫化物吸收塔给料泵p2的出料口经管道通过贫甲醇预冷器e5与所述硫化物吸收塔c4 上部连接；所述无硫甲醇常压闪蒸段c3-4底部经管道与所述无硫甲醇真空闪蒸段c3-3上部连接，顶部经管道与所述无硫co2喷射器j1的出气端连接；所述无硫co2喷射器j1和所述含硫co2喷射器j2的出气端经管道汇合后通过所述初始气-净化气换热器e1与所述硫化物吸收塔c4下部连接。
84.进一步的，所述硫化物吸收塔c4底部经管道依次通过热再生塔给料泵 p6、一级预热器e6、二级预热器e10与所述热再生塔c5中部连接，顶部经管道依次通过h2s冷却器e12、所述初始气四级冷却器e31、所述初始气
ꢀ‑
净化气换热器e1与co2产品气收集装置连接；所述硫化物吸收塔c4还包括第一出口c41和第一进口c42，所述第一出口c41位置高于所述第一进口c42且位于所述硫化物吸收塔c4内最底层塔板之上；所述第一出口c41 经管道依次通过硫化物吸收塔抽出泵p5、所述含硫甲醇冷却器e13与所述所述第一进口c42连接。
85.进一步的，所述热再生塔c5底部经管道依次通过热再生塔底抽出泵 p8、二级预热器e10与甲醇储罐v5的进料口连接，顶部经管道通过热再生塔顶冷凝器e11与h2s一级分离罐v3连接；所述热再生塔c5还包括第二出口c51和第二进口c52，所述第二出口c51位于所述热再生塔c5底部，所述第二进口c52位置高于所述第二出口c51，所述第二出口c51经管道通过热再生塔再沸器e8与所述第二进口c52连接。
86.进一步的，所述h2s一级分离罐v3底部经管道通过热再生塔顶回流泵 p9与所述热再生塔c5上部连接，顶部经管道通过所述h2s冷却器e12与 h2s二级分离罐v4连接；所述h2s二级分离罐v4底部经管道与所述热再生塔c5上部连接，顶部经管道通过所述初始气-净化气换热器e1与h2s回收装置连接。
87.进一步的，所述热再生塔底抽出泵p8的出料口经管道还与所述醇水分馏塔c6上部连接。
88.进一步的，所述甲醇储罐v5的出料口径管道依次通过吸收塔给料泵 p7、所述一级预热器e6、所述贫甲醇预冷器e5与所述精洗段c1-4上部连接。
89.进一步的，所述醇水分馏塔c6底部经管道通过污水冷却器e15污水处理装置连接，顶部与所述热再生塔c5中部连接；所述醇水分馏塔c6还包括第三出口c61和第三进口c62，所述第三出口c61位于所述醇水分馏塔c6底部，所述第三进口c62位置高于所述第三出口c61，所述第三出口c61经管道通过醇水分离塔再沸器e9与所述第三进口c62连接。
90.按照如图1所示的气体净化工艺流程图对煤制甲醇产生的初始气进行净化处理，所述初始气压力为3.56mpa左右，组成为：43％h2、19.4％co、 36.2％co2、0.69％h2s以及其他组分气体，主要处理过程如下：
91.初始气(温度30℃左右)经初始气-净化气换热器e1降温至0℃左右，与来自无硫甲醇真空闪蒸段c3-3的用于防冻的无硫半贫甲醇液体h混合后进入醇水分离罐v1，经醇水分离罐v1分离无硫半贫甲醇液体i(温度0℃左右，压力3.6mpa左右)和气体i(温度0℃，压力3.6mpa)，
92.所述气体i从醇水分离罐v1顶部输出，与来自含硫甲醇中压闪蒸段 c2-2的有效气体c混合后进入氨冷器e2，经氨冷器e2冷却至-10～-20℃后进入液体co2蒸发器e7进一步冷却至-45～-55℃，此时气体i中部分co2已冷凝成液相，之后进入初始气四级冷却器e31进一步冷却降温至
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55～-58℃，进一步冷凝气体i中的co2，之后进入液体co2分离罐v2，经过分离得到co2液体a(温度-55～-58℃，压力3.55mpa左右)和气体a(温度-55～-58℃，压力3.55mpa左右)，
93.所述气体a从液体co2分离罐v2顶部输出，进入吸收塔c1的脱硫段 c1-1进行脱硫，之后依次进入粗洗段c1-2、主洗段c1-3脱除气体a中剩余的大部分co2，最后经精洗段c1-4的贫甲醇液体进一步处理，产出符合要求的净化气，所述净化气温度为-45～-55℃，压力为3.6mpa左右，co2含量＜20ppm，硫化物含量＜小于1ppm。由于所述净化气仍具有较低的温度，能够作为制冷剂为系统提供冷量，故所述净化气经管道依次进入初始气四级冷却器e31对气体i进行四级冷却、进入初始气-净化气换热器e1 对初始气进行一级冷却降温后，进入净化气收集装置(此时的净化气温度为-40℃左右)。该过程用于净化气体a的贫甲醇液体自甲醇储罐v5依次经一级预热器e6、贫甲醇预冷器e5冷却至-60℃左右后进入吸收塔c1的上部精洗段c1-4，然后依次进入主洗段c1-3、粗洗段c1-2、脱硫段c1-1，逐级吸收co2、硫化物，在贫甲醇液体逐渐吸收气体a中的co2、硫化物过程中，贫甲醇液体温度不断升高，为了保证贫甲醇液体良好的吸收性，精洗段c1-4底部-30℃左右的贫甲醇液体经吸收塔甲醇氨冷器e3冷却降温至
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55℃左右后进入主洗段c1-3，而主洗段c1-3底部-35℃左右的贫甲醇液体经主洗段甲醇冷却器e4冷却降温至-45℃左右后进入粗洗段c1-2。
94.从醇水分离罐v1底部输出无硫半贫甲醇液体i经污水冷却器e15后进入醇水分馏塔c6中部，加热后无硫半贫甲醇液体i中的甲醇蒸发气化形成甲醇蒸汽m从醇水分馏塔c6顶部输出进入热再生塔c5进行再生循环利用，而剩余的废水(温度110℃左右，压力0.15mpa左右)从醇水分馏塔c6底部流出，经污水冷却器e15降温后进入污水处理装置(此时废水温度为40℃左右)。为了保持醇水分馏塔c6的温度稳定，醇水分馏塔c6底部的废水从第三出口c61输出后经醇水分离塔再沸器e9加热至100～120℃，再从第三进口c62回到醇水分馏塔c6加热来自醇水分离罐v1的无硫半贫甲醇液体i，促使无硫半贫甲醇液体i中的甲醇持续蒸发
气化，形成甲醇蒸汽m进入热再生塔c5进行甲醇再生循环利用，所述甲醇蒸汽m温度为70～100℃，压力为0.1～0.2mpa，主要包括35～40％甲醇、60～65％水。
95.从液体co2分离罐v2底部输出的co2液体a经管道进入中低压闪蒸塔 c2的有效气体回收段c2-1，经减压闪蒸，得到有效气体a和co2液体b(温度-50～-58℃，温度1.0mpa左右)，所述有效气体a温度为-35℃左右，压力为1.0mpa左右，包括5～8％的h2和co，经管道进入含硫甲醇中压闪蒸段c2-2的三层塔板以下。
96.在吸收塔c1内吸收co2和硫化物的贫甲醇液体变为富甲醇液体a，所述富甲醇液体a包括含硫富甲醇液体c和无硫富甲醇液体d，从吸收塔c1 的脱硫段c1-1底部输出的含硫富甲醇液体c(温度为-25℃左右，压力为 3.6mpa左右，co2含量5～8％)依次经过滤器f1、经含硫甲醇冷却器e13 冷却至-28℃、经减压阀门一k1减压至1.0mpa后进入含硫甲醇中压闪蒸段 c2-2三层塔板以下，经减压闪蒸，得到含硫富甲醇液体e(温度-45℃左右，压力0.9mpa左右)和气体e(温度-45℃左右，压力0.9mpa左右)，所述气体e包括co2和硫化物，与来自有效气体回收段c2-1的有效气体a混合。
97.从吸收塔c1的粗洗段c1-2输出的无硫富甲醇液体d(温度为-25℃左右，压力为3.6mpa左右，co2含量40％)一部分进入脱硫段c1-1继续吸收气体a中的硫化物，另一部分可以根据需要选择经减压阀门二k2减压至 1.0mpa后进入无硫甲醇中压闪蒸段c2-3，经减压闪蒸，得到无硫富甲醇液体f(温度-45℃左右，压力0.9mpa左右)和气体f(温度-45℃左右、压力0.9mpa左右、co2含量10％)，所述气体f进入含硫甲醇中压闪蒸段c2-2 三层塔板以下与此处的有效气体a和气体e混合，得到有效气体b(温度-35～
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45℃，压力0.9mpa左右，含有约55％的co2)，经含硫半贫甲醇液体g 洗涤吸收其中的大部分co2后，得到有效气体c(温度-40～-50℃，压力 0.9mpa左右)，所述有效气体c从含硫甲醇中压闪蒸段c2-2顶部排出，进入循环co2冷却器e16换热升温至-25℃左右后进入气体压缩机m1，经压缩机m1升压至3.6mpa后进入水冷器e14冷却降温至-30℃左右，之后再次进入循环co2冷却器e16，经循环co2冷却器e16冷却降温至-35℃左右经管道与气体i混合后进入氨冷器e2进一步降温。为降低被压缩有效气体 c的体积，在含硫甲醇中压闪蒸段c2-2的三层塔板处，来自常压真空闪蒸塔c3内含硫甲醇真空闪蒸段c3-1底部的含硫半贫甲醇液体g将吸收有效气体b中的约70～75％的co2，从而减少重新进入气体i中的co2量，降低有效气体c的体积，既提高了co2回收率，也降低了压缩机m1功耗。
98.而从无硫甲醇中压闪蒸段c2-3底部输出的无硫富甲醇液体f(温度
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40℃左右、压力1.0mpa左右、co2含量10％)进入无硫甲醇低压闪蒸段 c2-5，进一步减压闪蒸出无硫co2气体h1(温度为-45℃左右，压力为0.6mpa 左右，co2含量35％)与所述气体b混合后进入无硫co2喷射器j1进气端，作为无硫co2喷射器j1的动力气，而从无硫甲醇低压闪蒸段c2-5底部输出的无硫富甲醇液体h1(温度-45℃左右，压力0.6mpa左右，co2含量5％) 进入无硫甲醇常压闪蒸段c3-4，进一步减压闪蒸出无硫co2气体h2(温度
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50℃左右，压力0.1mpa左右)，经管道与无硫co2喷射器j1的出气端汇合，而从无硫甲醇常压闪蒸段c3-4底部输出的无硫富甲醇液体h2(温度
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50℃左右，压力0.1mpa左右，co2含量1～3％)进入无硫甲醇真空闪蒸段 c3-3，进一步减压闪蒸出无硫co2气体h3(温度-65℃左右，压力0.02mpa 左右)并被无硫co2喷射器j1抽出，在无硫co2喷射器j1的出气端与无硫co2气体h1、无硫co2气体h2汇合，得到气体h(温度-65℃左右，压力 0.02mpa左右)，此时无硫甲醇真空闪蒸段c3-3中得到无硫半贫甲醇
液体 h(温度-65℃左右，压力0.02mpa左右，co2含量1～3％)，从无硫甲醇真空闪蒸段c3-3底部输出的无硫半贫甲醇液体h分为三部分，第一部分经补充/防冻甲醇给料泵p1与初始气混合后进入醇水分离罐v1用于防冻，第二部分经补充/防冻甲醇给料泵p1进入主洗段c1-3用于继续吸收气体a中的 co2气体，第三部分依次经硫化物吸收塔给料泵p2、贫甲醇预冷器e5后进入硫化物吸收塔c4上部用于脱除气体d中硫化物。
99.从含硫甲醇中压闪蒸段c2-2底部输出的含硫富甲醇液体e(温度-40℃左右，压力1.0mpa左右，co2含量5％、硫化物＜0.5％)经管道进入含硫甲醇低压闪蒸段c2-4，经减压闪蒸出部分含硫co2气体g1(温度-45℃左右，压力0.6mpa左右，co2含量10％)与所述气体b混合后进入含硫co2喷射器j2，作为含硫co2喷射器j2的动力气，而从含硫甲醇低压闪蒸段c2-4 底部输出的含硫富甲醇液体g1(温度-45℃左右，压力0.6mpa左右，co2含量3％、硫化物＜0.5％)则进入含硫甲醇常压闪蒸段c3-2，进一步减压闪蒸出部分含硫co2气体g2(温度-50℃左右，压力0.1mpa左右，co2含量 8％)，经管道与含硫co2喷射器j2的出气端汇合，而从含硫甲醇常压闪蒸段c3-2底部输出的含硫富甲醇液体g2(温度-50℃左右，压力0.1mpa左右， co2含量3％、硫化物＜0.5％)进入含硫甲醇真空闪蒸段c3-1，进一步减压闪蒸出含硫co2气体g3(温度-65℃左右，压力0.02mpa左右)并被含硫 co2喷射器j2抽出，在含硫co2喷射器j2的出气端与含硫co2气体g1、含硫co2气体g2汇合，得到气体g(温度-65℃左右，压力0.02mpa左右)。此时含硫甲醇真空闪蒸段c3-1中得到含硫半贫甲醇液体g(温度-65℃左右，压力0.02mpa左右，co2含量2％、硫化物＜0.5％)，从含硫甲醇真空闪蒸段c3-1底部输出的含硫半贫甲醇液体g分为两部分，第一部分进入含硫甲醇中压闪蒸段c2-2三层塔板以上用于继续吸收有效气体b中的co2，第二部分经吸收塔主洗段甲醇冷却器e4对主洗段c1-3的贫甲醇液体冷却后进入硫化物吸收塔c4中部进行硫化物脱除。
100.从有效气体回收段c2-1底部输出的co2液体b经所述液体co2蒸发器 e7减压，co2液体b由高压力到低压力发生相变，由液态变为气态，得到气体b(温度-55℃左右，压力0.6mpa左右)，可以提供-55℃左右的低温环境实现对气体i的冷却，同时气体b分为两部分，经管道分别与含硫co2气体g1、无硫co2气体h1混合后进入无硫co2喷射器j1和含硫co2喷射器j2的进气端，作为无硫co2喷射器j1和含硫co2喷射器j2的动力气，降低无硫co2喷射器j1和含硫co2喷射器j2的能耗。
101.分别在无硫co2喷射器j1和含硫co2喷射器j2的出气端汇合的无硫 co2气体h和含硫co2气体g经管道汇合后形成气体c，所述气体c与所述气体b混合后得到气体d(温度-55℃左右，压力0.1mpa左右)，所述气体 d经初始气-净化气换热器e1升温后(此时气体d的温度-35℃左右)进入硫化物吸收塔c4进行硫化物脱除以净化气体d，净化后的气体d从塔硫化物吸收c4顶部输出，此时的气体d已经达到co2产品气回收利用的标准(温度-55℃左右，压力0.6mpa左右，co2含量99.99％)，但仍具有较低的温度，可以作为冷却剂进一步发挥作用以降低整个系统的冷量需求能耗，故依次经h2s冷却器e12冷却含h2s的气体k1、经初始气四级冷却器e31对气体i进行四级冷却、经初始气-净化气换热器e1对初始气进行一级冷却后进入co2产品气收集装置封存(温度为-20℃左右，压力为0.6mpa左右， co2含量99.99％)。
102.所述含硫半贫甲醇液体g和所述无硫半贫甲醇液体h在所述硫化物吸收塔c4下部汇合，得到所述半贫甲醇液体b(温度-40～-50℃左右，压力为 0.1～0.3mpa，co2含量3％、硫化物＜0.5％)，此时所述半贫甲醇液体b仍具有较低的温度，可以进行充分利用发挥制冷
剂的作用，降低系统制冷的能耗，为了充分利用该部分能量，进一步降低整个系统的冷量需求能耗，所述硫化物吸收塔c4内的半贫甲醇液体b从第一出口c41被抽出，经含硫甲醇冷却器e13对从脱硫段c1-1底部输出的含硫富甲醇液体c冷却后从第二进口c42回到所述硫化物吸收塔c4下部。
103.从硫化物吸收塔c4底部输出的半贫甲醇液体b(温度为-10℃左右，压力为0.1～0.3mpa，co2含量3％、硫化物＜0.5％)依次经热再生塔给料泵 p6、一级预热器e6、二级预热器e10换热后(温度为-5℃，压力为 0.1～0.3mpa，co2含量3％、硫化物＜0.5％)进入热再生塔c5，进行硫化物脱除，以净化半贫甲醇液体b变为贫甲醇液体重复利用。
104.净化后的贫甲醇液体(温度75℃左右，压力0.15mpa左右)从热再生塔c5底部输出后分为两部分，第一部分经二级预热器e10换热降温至25℃左右后进入甲醇储罐v5，第二部分进入醇水分馏塔c6加热蒸发气化后从醇水分馏塔c6顶部输出回到热再生塔c5加热半贫甲醇液体b，促进半贫甲醇液体b中的硫化物气体析出，充分利用醇水分馏塔c6的能量加热贫甲醇液体，降低热再生塔再沸器e8的能量消耗。
105.当热再生塔c5中的半贫甲醇液体b温度降低到一定程度后，硫化物气体不再析出，故热再生塔c5底部的部分贫甲醇液体从第二出口c51输出后经热再生塔再沸器e8加热形成气液混合物，再从第二进口c52回到热再生塔c5加热半贫甲醇液体b，促进半贫甲醇液体b中的硫化物气体析出，保证半贫甲醇液体b中的硫化物脱除充分，形成贫甲醇液体(温度为75℃左右，压力为0.1～0.3mpa，co2含量0.1％、硫化物＜0.5％)。
106.在热再生塔c5顶部输出的含h2s的气体j(温度为50℃，压力为 0.1～0.3mpa，h2s含量3～8％)经热再生塔顶冷凝器e11冷却降温至40℃左右进入h2s一级分离罐v3，h2s一级分离罐v3中的冷凝液体(温度为40℃左右，压力为0.1～0.3mpa，h2s含量1％)从底部输出返回热再生塔c5上部加热继续蒸出含h2s的气体j，而从h2s一级分离罐v3顶部输出的含h2s的气体k1(温度为40℃左右，压力为0.1～0.3mpa，h2s含量3～8％)经h2s冷却器e12进一步冷却降温至25℃左右进入h2s二级分离罐v4，h2s二级分离罐v4中的冷凝液体(温度为25℃左右，压力为0.1～0.3mpa，h2s含量1％)从底部输出返回热再生塔c5上部加热继续蒸出含h2s的气体j，而从h2s二级分离罐v4顶部输出的含h2s的气体k(温度为25℃左右，压力为0.1～0.3mpa，h2s含量3～8％) 经初始气-净化气换热器e1换热升温至30℃左右进入h2s回收装置。
107.综合以上实施例可以看出，本技术提供一种气体净化方法，将初始气中的co2分为两部分处理，一是通过采用初始气-净化气换热器e1、氨冷器 e2、液体co2蒸发器e7、初始气四级冷却器e31四级冷却的方式，利用co2的自身物理状态的转变产生的低温将初始气中40％左右的co2冷凝成co2液体a，分离后得到剩余的气体a，co2液体a经减压闪蒸得到有效气体a和co2液体b，并充分利用co2液体b压力高、温位低的特点，经蒸发气化后变为气体b作为整个系统喷射器的动力，降低了整个系统喷射器能耗，二是采用贫甲醇液体吸收气体a中另一部分co2，再经逐级减压闪蒸出气体c进行回收，最终两部分气体b和气体c混合后进入硫化物吸收塔c4进行脱硫处理得到 co2产品气，实现co2回收，整个工艺处理过程只有废水排放，无气体外排放环节，实现了初始气中co2几乎完全捕集回收，并且带压封存，便于利用，而且由于初始气中40％左右的co2不经贫甲醇液体吸收脱除，从而使得脱除co2的贫甲醇液体用量降低了30～45％，回收贫甲醇液体的能耗也降低了 30～45％，由于大大降低了循环贫甲醇液体的用量，从而可以实现各处理塔塔径的减小，进而实现设备小型化，具有较高的
推广应用价值。
108.显然，本发明的上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非是对本发明的实施方式的限定，对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动，这里无法对所有的实施方式予以穷举，凡是属于本发明的技术方案所引申出的显而易见的变化或者变动仍处于本发明的保护范围之列。