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CN107297124B - 一种联产co2的低温甲醇洗系统及利用其回收co2的方法 - Google Patents

一种联产co2的低温甲醇洗系统及利用其回收co2的方法 Download PDF

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CN107297124B CN201710408529.0A CN201710408529A CN107297124B CN 107297124 B CN107297124 B CN 107297124B CN 201710408529 A CN201710408529 A CN 201710408529A CN 107297124 B CN107297124 B CN 107297124B
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Abstract

本发明公开的一种联产CO2的低温甲醇洗系统，包括依次连通的主洗塔、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置以及换热系统，通过在浓缩塔顶部的闪蒸罐连接真空罐来对甲醇半贫液进行深度闪蒸，得到能够对系统起到节能降耗作用的低温低碳甲醇半贫液，可节约系统冷量，同时收集到高纯CO2气。本发明通过进一步的改进，不仅能够得到液化后纯度为99.98％vol％以上的高纯CO2气，还能够得到纯度为99.8vol％以上的优级品液体CO2和纯度为99.5vol％以上的一级品液化CO2闪蒸气。本发明还涉及该联产CO2的低温甲醇洗系统回收CO2的方法。

Description

一种联产CO2的低温甲醇洗系统及利用其回收CO2的方法
技术领域
本发明属于化工气体净化回收系统技术领域，具体涉及一种联产CO2的低温甲醇洗系统，本发明还涉及利用该联产CO2的低温甲醇洗系统回收 CO2的方法。
背景技术
目前国内常用的低温甲醇洗工艺流程及设备，如图1所示，可分为原料主洗塔T01、闪蒸系统、甲醇再生系统以及换热网络。闪蒸系统主要包括闪蒸塔和H2S浓缩塔，其中，闪蒸塔包括闪蒸塔本体T02和其顶部连接的第二闪蒸罐V02，H2S浓缩塔包括浓缩塔本体T03和其顶部连接的第三闪蒸罐V 03，H2S浓缩塔本体T03用以处理含硫甲醇富液，第三闪蒸罐V03用以处理无硫甲醇富液，有的工艺还增设了氮气气提塔T07；甲醇再生系统主要包括热再生塔T04、甲醇水分离塔T05以及尾气洗涤塔T06。
目前国内常用的低温甲醇洗工艺流程是：原料气进入原料气冷却器E01、依次被净化气和尾气冷却后进入原料缓冲罐V01分离出水分，脱水后的原料气从原料缓冲罐V01顶部进入主洗塔T01塔底进行洗涤。为了防止结冰，从热再生塔T04塔底引入少量甲醇贫液喷进原料气中。主洗塔T01下段为脱硫段，上段为脱碳段。在脱硫段，原料气先被来自脱碳段的部分富含CO2的甲醇富液脱硫，再进入脱碳段脱碳。脱碳段先对来自脱硫段的原料气，用来自热再生塔T04的甲醇贫液洗涤脱碳，同时用来自浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03的甲醇半贫液7助洗脱除CO2，塔顶得到净化气，分别经二中换热器E17和原料气冷却器E01换热回收冷量后出装置。
主洗塔T01塔底的含硫甲醇富液1，经一系列换热降温和减压后进入闪蒸塔本体T02下段闪蒸，主洗塔T01脱碳段无硫甲醇富液2，一部分自流进入脱硫段，另一部分也经一系列换热降温和减压后进入闪蒸塔顶部的第二闪蒸罐V02中进行闪蒸。这两部分闪蒸气体在闪蒸塔内汇合，被来自浓缩塔本体T03底部的部分含硫甲醇富液3洗涤，经循环气压缩机组K01增压冷却，与原料气混合后返回主洗塔T01以回收原料气有效组分。闪蒸塔本体T02塔底的含硫甲醇富液4去浓缩塔本体T03下段气提CO2。
闪蒸塔本体T02顶部连接的第二闪蒸罐V02底部的无硫甲醇富液6，经减压阀F01减压后进入浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03，从第三闪蒸罐V03顶部闪蒸出CO2闪蒸气6-1，与浓缩塔本体T03顶部出来的N2/ CO2尾气汇合，经过一系列换热后，进入尾气洗涤塔T06，依次用甲醇再生塔T05塔底的少量废水和脱盐水洗涤后作为尾气高空排放。第三闪蒸罐V0 3底部的无硫甲醇半贫液，一部分自流进入浓缩塔本体T03顶部或者当第三闪蒸罐V03不是设置在浓缩塔本体T03顶部时泵入浓缩塔本体T03塔顶，来进一步解吸CO2；另一部分用增压泵P09增压后送到主洗塔T01上段作为甲醇半贫液7助洗脱碳；尾气洗涤塔T06塔底含有少量甲醇的洗涤水增压换热后进入甲醇水分离塔T05。
H2S浓缩塔本体T03中下段出来的含硫甲醇富液8经过增压换热升温后进入第七闪蒸罐V07闪蒸，罐顶闪蒸气返回H2S浓缩塔本体T03下段；罐底液相先后经增压、换热升温后也进入H2S浓缩塔本体T03下段。H2S浓缩塔本体T03塔底的含硫甲醇富液9经增压后，少部分去到闪蒸塔本体T02 中段洗涤中压循环气；大部分通过换热升温进入氮气气提塔T07顶部，塔底用少量低压氮气在较高的温度下进一步气提，气提出的气相返回H2S浓缩塔本体T03下段，塔底含硫甲醇富液增压换热后进入热再生塔T04。
热再生塔T04塔底再生甲醇贫液10，经过增压和一系列换热冷却后，少量喷进原料气管道防结冰；大部分返回主洗塔T01顶部循环使用；塔顶富含H2S的气体11，先冷却分离出含硫甲醇富液，再经过两次换热冷却进入H 2S气体分离罐S05，进一步分离出含硫甲醇富液，H2S气体分离罐S05顶部气相作为酸性气出装置。两次分出的含硫甲醇富液先后分别返回到热再生塔 T04顶部和浓缩塔本体T03底部。热再生塔T04塔底少量甲醇贫液12增压后进入甲醇水分离塔T05塔顶作为该塔回流。甲醇水分离塔T05塔顶的甲醇蒸汽则返回热再生塔T04中部回收甲醇，塔底废水换热降温后，一部分去尾气洗涤塔T06洗涤尾气，另一部分作为废水出装置。
在上述常用的低温甲醇洗工艺中，主洗塔T01塔顶净化气中CO2含量较高且不易控制；甲醇贫液循环量大，冷负荷较大，热再生能耗较高；H2S浓缩塔是靠消耗大量N2将甲醇富液中溶解的大部分CO2气提出来，此工艺无法得到高纯度的CO2气体，大部分的CO2气体作为尾气进行高空排放。
发明内容
本发明的目的在于提供一种联产CO2的低温甲醇洗系统，能够在节能降耗的同时回收高纯度的CO2。
本发明的另一个目的是提供利用上述联产CO2的低温甲醇洗系统回收 CO2的方法。
本发明所采用的第一个技术方案是：一种联产CO2的低温甲醇洗系统，包括依次连通的主洗塔、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置，主洗塔、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置的入口端均设置有换热器，浓缩塔的顶部通过管道连通有真空罐，真空罐的顶部通过管道连通有增压机，真空罐的底部通过管道连通至主洗塔顶部。
本发明所采用的第一个技术方案的特点还在于，
浓缩塔包括浓缩塔本体和浓缩塔本体顶部连通的第三闪蒸罐，真空罐与第三闪蒸罐连接。
真空罐与增压机之间的连接管道上连通有CO2气/N2换热器；真空罐与主洗塔之间的连接管道上连通有第一增压泵。
第一增压泵与主洗塔的连接管道上依次连通有第一换热器、第二换热器和CO2分离罐，第一换热器靠近第一增压泵；CO2分离罐的底部通过管道依次连接至第一换热器和主洗塔顶部，CO2分离罐的底部与第一换热器之间的连接管道上还连通有第二增压泵；CO2分离罐的顶部通过管道连接有提纯分离罐，CO2分离罐和提纯分离罐之间的连接管道上连通有第一CO2深冷器，提纯分离罐的底部通过管道连接至甲醇再生装置，提纯分离罐的顶部通过管道连接有第二CO2深冷器。
主洗塔入口端设置的换热器为原料气冷却器，原料气冷却器通过管道与第二换热器相连通。
原料气冷却器上通过管道连通有进料缓冲罐，进料缓冲罐通过管道依次连通有压缩机、CO2冷却器、CO2深冷器和不凝气分离器；原料气冷却器上通过管道连通至第三闪蒸罐的顶部。
本发明所采用的第二个技术方案是：
一种联产CO2的低温甲醇洗系统的回收CO2的方法，包括以下步骤：
步骤1：将原料气降温并输送至主洗塔，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液；
步骤2：将步骤1中得到的主洗塔脱碳段无硫甲醇富液依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经第三闪蒸罐分离出CO2闪蒸气和甲醇半贫液；
步骤3：将步骤2中的甲醇半贫液通入绝对压力为10～90kPaA的真空罐进行减压解吸，解吸出-93～-72℃的低温低碳甲醇半贫液和高纯CO2气；
步骤4：将步骤3中解吸出的低温低碳甲醇半贫液经第一增压泵加压至 70～75barg后输送至主洗塔；
步骤5：将步骤3中解吸出的高纯CO2气通过CO2气/N2换热器升温至 -85～6℃后经增压机送出回收。
本发明所采用的第二个技术方案的特点还在于，
步骤3中真空罐的绝对压力为60～90kPaA。
步骤4具体包括以下步骤：
步骤4.1：将步骤3中解吸出的低温低碳甲醇半贫液用第一增压泵加压至10～25barg，依次经过第一换热器和第二换热器回收冷量后升温至30～35℃，输送至CO2分离罐分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液；
步骤4.2：将步骤4.1中得到的低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵加压至70～75barg，再经第一换热器降温至-65～-55℃后输送至主洗塔；
步骤4.3：将步骤4.1中得到的CO2气体经第一CO2深冷器降温至-30～-20℃后进入提纯分离罐分离得到气相CO2和液相产物；
步骤4.4：将步骤4.3中得到的液相产物输送至甲醇再生装置；
步骤4.5：将步骤4.3中得到的气相CO2经第二CO2深冷器降温至-35～-25℃得到液体CO2送出回收。
步骤2中得到的CO2闪蒸气经原料气冷却器换热升温至20～30℃后，输送进料缓冲罐，经压缩机压缩至23～30barg，再经CO2冷却器冷却至40℃，进入CO2深冷器冷凝至-35～-25℃液化，经不凝气分离器分出不凝气和液化 CO2闪蒸气，回收得到的液化CO2闪蒸气。
本发明的有益效果是：本发明的一种联产CO2的低温甲醇洗系统，通过将甲醇半贫液减压至真空，通过抽真空解吸CO2，产生低温低碳甲醇半贫液，首先，该低温低碳甲醇半贫液返回主洗塔，能够提高CO2的吸收效果；其次，低温低碳甲醇半贫液的利用，可节约系统冷量，还可以节省配套冷冻站投资及操作费用，同时增大了系统缠绕式换热器的传热温差，使操作更加稳定，节省了设备投资；再次，低温低碳甲醇半贫液的利用，使系统甲醇贫液循环量下降，热再生系统负荷也随之降低，达到了节能降耗的目的。与此同时，通过真空解吸后的CO2产品即高纯CO2气经液化后纯度可达到99.98vol％以上，可满足工业液体二氧化碳标准(GB/T 6052-93)中优级品的要求，还可进一步提纯得到食品级CO2产品。
进一步地，通过将低温低碳甲醇半贫液进一步分离提纯得到相对于低温低碳甲醇半贫液贫度更高的低碳-低温低碳甲醇半贫液和液体CO2，该贫度更高的低温低碳甲醇半贫液能够进一步提高节能降耗的效果，同时得到的液体 CO2纯度为99.8vol％以上，同样满足工业液体二氧化碳产品标准(GB/T 6052-93)中优级品的要求，也方便运输。
进一步地，通过对CO2闪蒸气的液化回收，得到的液化CO2闪蒸气纯度为99.5vol％以上，满足工业液体二氧化碳产品标准(GB/T 6052-93)中一级品的要求，也方便运输。
附图说明
图1是现有技术的低温甲醇洗系统的示意图；
图2是本发明的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的示意图；
图3是本发明的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的进一步改进示意图；
图4是本发明的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的又一步改进示意图。
图中，T01.主洗塔，T02.闪蒸塔本体，T03.H2S浓缩塔本体，T04.热再生塔，T05.甲醇水分离塔，T06.尾气洗涤塔，T07.氮气气提塔；
E01.原料气冷却器，E17.二中换热器，E19.CO2气/N2换热器，E22.第一换热器，E23.第二换热器，E24.第一CO2深冷器，E25.第二CO2深冷器， E26.CO2冷却器，E27.CO2深冷器；
S05.H2S气体分离罐，S101.真空罐，S102.CO2分离罐，S11.提纯分离罐， S12.进料缓冲罐，S13.不凝气分离器；
K01.循环气压缩机组，K02.增压机，K03.压缩机；
P09.增压泵，P091.第一增压泵，P092.第二增压泵；
F01.减压阀，V01.原料缓冲罐，V02.第二闪蒸罐，V03，第三闪蒸罐， V07.第七闪蒸罐；
1.主洗塔塔底的含硫甲醇富液，2.主洗塔脱碳段无硫甲醇富液，3.浓缩塔本体底部的部分含硫甲醇富液4.闪蒸塔本体底部的含硫甲醇富液，5.闪蒸塔本体抽出的含硫甲醇富液，6.第二闪蒸罐底部无硫甲醇富液，6-1.CO2闪蒸气，7.甲醇半贫液，7-1.低温低碳甲醇半贫液，7-2.高纯CO2气，8.浓缩塔本体中下段出来的含硫甲醇富液，9.浓缩塔本体底部的含硫甲醇富液，10.热再生塔塔底再生甲醇贫液，11.热再生塔塔顶富含H2S的气体，12.热再生塔塔底少量甲醇贫液。
具体实施方式
下面结合附图以及具体实施方式对本发明进行详细说明。
本发明提供了一种联产CO2的低温甲醇洗系统，如图2所示，包括依次连通的主洗塔T01、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置，主洗塔T01、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置的入口端均设置有换热器，浓缩塔包括浓缩塔本体 T03和浓缩塔本体T03顶部连通的第三闪蒸罐V03，第三闪蒸罐V03上通过管道连通有真空罐S101，真空罐S101的顶部通过管道连通有增压机K02，真空罐S101与增压机K02之间的连接管道上连通有CO2气/N2换热器E19，真空罐S101的底部通过管道连通至主洗塔T01顶部，真空罐S101与主洗塔 T01之间的连接管道上连通有第一增压泵P091。
作为本发明的进一步改进，如图3所示，第一增压泵P091与主洗塔T01 的连接管道上依次连通有第一换热器E22、第二换热器E23和CO2分离罐 S102，第一换热器E22靠近第一增压泵P091；CO2分离罐S102的底部通过管道依次连接至第一换热器E22和主洗塔T01顶部，CO2分离罐S102的底部与第一换热器E22之间的连接管道上还连通有第二增压泵P092；CO2分离罐S102的顶部通过管道连接有提纯分离罐S11，CO2分离罐S102和提纯分离罐S11之间的连接管道上连通有第一CO2深冷器E24，提纯分离罐S11的底部通过管道连接至甲醇再生装置，提纯分离罐S11的顶部通过管道连接有第二CO2深冷器E25；主洗塔T01入口端设置的换热器为原料气冷却器E01，原料气冷却器E01通过管道与第二换热器E23相连通。
作为本发明的又一步改进，如图4所示，还可以通过在原料气冷却器 E01上通过管道连通进料缓冲罐S12，进料缓冲罐S12通过管道依次连通压缩机K03、CO2冷却器E26、CO2深冷器E27和不凝气分离器S13；原料气冷却器E01上通过管道连通至第三闪蒸罐V03。将现有的低温甲醇洗中浓缩塔本体T03连接的第三闪蒸罐V03闪蒸出的CO2闪蒸气6-1进行液化得到液化CO2闪蒸气。
本发明的一种联产CO2的低温甲醇洗系统回收CO2的方法，具体为：
实施例1
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为10kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-93℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至75barg后输送至主洗塔T01，高纯CO2气7-2通过CO2气/N2换热器E19升温至-85℃后经增压机K02送出回收。
实施例2
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至75barg后输送至主洗塔T01，高纯CO2气7-2通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收。
实施例3
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为80kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-73.3℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.98vol％，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至72barg后输送至主洗塔T01，高纯 CO2气7-2通过CO2气/N2换热器E19升温至6℃后经增压机K02送出回收。
实施例4
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为90kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-72℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.98vol％，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至70barg后输送至主洗塔T01，高纯CO2气7-2通过CO2气/N2换热器E19升温至6℃后经增压机K02送出回收。
实施例5
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至10barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至35℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至75barg，再经第一换热器E22降温至-65℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-30℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-35℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.8vol％。
实施例6
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至15barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至33℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至70barg，再经第一换热器E22降温至-60℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-28℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-32℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.9vol％。
实施例7
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至25barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至30℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至74barg，再经第一换热器E22降温至-55℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-20℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-25℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.8vol％。
实施例8
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至15barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至33℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至70barg，再经第一换热器E22降温至-60℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-28℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-32℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.9vol％。
CO2闪蒸气6-1经原料气冷却器E01换热升温至20℃后，输送进料缓冲罐S12，经压缩机K03压缩至23barg，再经CO2冷却器E26冷却至40℃，进入CO2深冷器E27冷凝至-35℃液化，经不凝气分离器S13分出不凝气和液化CO2闪蒸气，经检测，得到的液化CO2闪蒸气纯度为99.5vol％，回收得到的液化CO2闪蒸气。
实施例9
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至15barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至33℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至70barg，再经第一换热器E22降温至-60℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-28℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-32℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.9vol％。
CO2闪蒸气6-1经原料气冷却器E01换热升温至25℃后，输送进料缓冲罐S12，经压缩机K03压缩至24barg，再经CO2冷却器E26冷却至40℃，进入CO2深冷器E27冷凝至-25℃液化，经不凝气分离器S13分出不凝气和液化CO2闪蒸气，经检测，得到的液化CO2闪蒸气纯度为99.6vol％，回收得到的液化CO2闪蒸气。
实施例10
将原料气降温并输送至主洗塔T01，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液2，并依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经浓缩塔本体T03顶部连接的第三闪蒸罐V03分离出CO2闪蒸气6-1 和甲醇半贫液7，将甲醇半贫液7通入绝对压力为60kPaA的真空罐S101进行减压解吸，解吸出-77℃的低温低碳甲醇半贫液7-1和高纯CO2气7-2，经检测，得到的高纯CO2气7-2经液化后的纯度为99.99vol％，高纯CO2气7-2 通过CO2气/N2换热器E19升温至4℃后经增压机K02送出回收，低温低碳甲醇半贫液7-1经第一增压泵P091加压至15barg，依次经过第一换热器E22 和第二换热器E23回收冷量后升温至33℃，输送至CO2分离罐S102分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液，低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵P092加压至70barg，再经第一换热器E22降温至-60℃后输送至主洗塔T01，CO2气体经第一CO2深冷器E24降温至-28℃后进入提纯分离罐S11 分离得到气相CO2和液相产物，液相产物输送至甲醇再生装置的甲醇水分离塔T05，气相CO2经第二CO2深冷器E25降温至-32℃得到液体CO2送出回收，经检测，得到的液体CO2纯度为99.9vol％。
CO2闪蒸气6-1经原料气冷却器E01换热升温至30℃后，输送进料缓冲罐S12，经压缩机K03压缩至30barg，再经CO2冷却器E26冷却至40℃，进入CO2深冷器E27冷凝至-30℃液化，经不凝气分离器S13分出不凝气和液化CO2闪蒸气，经检测，得到的液化CO2闪蒸气纯度为99.5vol％，回收得到的液化CO2闪蒸气。
上述第一CO2深冷器E24和第二CO2深冷器ⅡE25均为釜式蒸发换热器，所使用的制冷剂为-40℃的丙烯。主洗塔T01采用三维窄条阀(公开号： CN2917732Y，公开日：2007年7月4日，专利号：ZL200620019860.0)，闪蒸塔T02和H2S浓缩塔T03采用三维窄条阀和喷淋溢流塔盘结构(公开号：CN201182915Y，公开日：2009年1月21日，专利号：ZL200820028962.8) 复合，热再生塔T04采用一种旋流雾化垂直筛板(公开号：CN105854330A，公开日：2016年8月17日，专利公开号：201610325981.6)，甲醇水分离塔 T05采用抛物线斜拱椭圆形舌阀及其斜孔塔板(公开号：CN202087074U，公开日：2011年12月28日，专利号：ZL201120124397.7)。
综上所述，本发明通过联产CO2产品，得到的低温低碳甲醇半贫液7-1 可以更有效的洗涤原料气中的酸性气，从而显著降低净化气中CO2气体含量，达到节能降耗的目的；同时解吸出高纯CO2气7-2产品。

Claims (7)

1.一种联产CO2的低温甲醇洗系统，其特征在于，包括依次连通的主洗塔(T01)、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置，主洗塔(T01)、闪蒸塔、浓缩塔和甲醇再生装置的入口端均设置有换热器，浓缩塔上通过管道连通有真空罐(S101)，真空罐(S101)的顶部通过管道连通有增压机(K02)，真空罐(S101)的底部通过管道连通至主洗塔(T01)顶部；
所述浓缩塔包括浓缩塔本体(T03)和浓缩塔本体(T03)顶部连通的第三闪蒸罐(V03)，真空罐(S101)与第三闪蒸罐(V03)连接；
所述真空罐(S101)与增压机(K02)之间的连接管道上连通有CO2气/N2换热器(E19)；真空罐(S101)与主洗塔(T01)之间的连接管道上连通有第一增压泵(P091)；
所述第一增压泵(P091)与主洗塔(T01)的连接管道上依次连通有第一换热器(E22)、第二换热器(E23)和CO2分离罐(S102)，第一换热器(E22)靠近第一增压泵(P091)；CO2分离罐(S102)的底部通过管道依次连接至第一换热器(E22)和主洗塔(T01)顶部，CO2分离罐(S102)的底部与第一换热器(E22)之间的连接管道上还连通有第二增压泵(P092)；CO2分离罐(S102)的顶部通过管道连接有提纯分离罐(S11)，CO2分离罐(S102)和提纯分离罐(S11)之间的连接管道上连通有第一CO2深冷器(E24)，提纯分离罐(S11)的底部通过管道连接至甲醇再生装置，提纯分离罐(S11)的顶部通过管道连接有第二CO2深冷器(E25)。
2.如权利要求1所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统，其特征在于，所述主洗塔(T01)入口端设置的换热器为原料气冷却器(E01)，原料气冷却器(E01)通过管道与第二换热器(E23)相连通。
3.如权利要求2所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统，其特征在于，所述原料气冷却器(E01)上通过管道连通有进料缓冲罐(S12)，进料缓冲罐(S12)通过管道依次连通有压缩机(K03)、CO2冷却器(E26)、CO2深冷器(E27)和不凝气分离器(S13)；原料气冷却器(E01)上通过管道连通至第三闪蒸罐(V03)的顶部。
4.如权利要求3所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的回收CO2的方法，其特征在于，包括以下步骤：
步骤1：将原料气降温并输送至主洗塔(T01)，使其与低温甲醇接触以脱除所含的酸性气体，并得到主洗塔脱碳段无硫甲醇富液(2)；
步骤2：将步骤1中得到的主洗塔脱碳段无硫甲醇富液(2)依次输送至闪蒸塔和浓缩塔，经第三闪蒸罐(V03)分离出CO2闪蒸气(6-1)和甲醇半贫液(7)；
步骤3：将步骤2中的甲醇半贫液(7)通入绝对压力为10～90kPaA的真空罐(S101)进行减压解吸，解吸出-93～-72℃的低温低碳甲醇半贫液(7-1)和高纯CO2气(7-2)；
步骤4：将步骤3中解吸出的低温低碳甲醇半贫液(7-1)经第一增压泵(P091)加压至70～75barg后输送至主洗塔(T01)；
步骤5：将步骤3中解吸出的高纯CO2气(7-2)通过CO2气/N2换热器(E19)升温至-85～6℃后经增压机(K02)送出回收。
5.如权利要求4所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的回收CO2的方法，其特征在于，所述步骤3中真空罐(S101)的绝对压力为60～90kPaA。
6.如权利要求4所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的回收CO2的方法，其特征在于，所述步骤4具体包括以下步骤：
步骤4.1：将步骤3中解吸出的低温低碳甲醇半贫液(7-1)用第一增压泵(P091)加压至10～25barg，依次经过第一换热器(E22)和第二换热器(E23)回收冷量后升温至30～35℃，输送至CO2分离罐(S102)分离得到CO2气体和低碳-低温低碳甲醇半贫液；
步骤4.2：将步骤4.1中得到的低碳-低温低碳甲醇半贫液经第二增压泵(P092)加压至70～75barg，再经第一换热器(E22)降温至-65～-55℃后输送至主洗塔(T01)；
步骤4.3：将步骤4.1中得到的CO2气体经第一CO2深冷器(E24)降温至-30～-20℃后进入提纯分离罐(S11)分离得到气相CO2和液相产物；
步骤4.4：将步骤4.3中得到的液相产物输送至甲醇再生装置；
步骤4.5：将步骤4.3中得到的气相CO2经第二CO2深冷器(E25)降温至-35～-25℃得到液体CO2送出回收。
7.如权利要求6所述的一种联产CO2的低温甲醇洗系统的回收CO2的方法，其特征在于，将所述步骤2中得到的CO2闪蒸气(6-1)经原料气冷却器(E01)换热升温至20～30℃后，输送进料缓冲罐(S12)，经压缩机(K03)压缩至23～30barg，再经CO2冷却器(E26)冷却至40℃，进入CO2深冷器(E27)冷凝至-35～-25液化，经不凝气分离器(S13)分出不凝气和液化CO2闪蒸气，回收得到的液化CO2闪蒸气。
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