CN102433169B - 一种低温甲醇洗工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及到一种低温甲醇洗工艺，其包括粗合成气第一次冷却、粗合成气第二次冷却、粗合成气脱H2S、粗合成气脱碳、有效气体分离、富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸以及富甲醇再生等步骤。本发明通过对原有工艺网络与现有技术相比较，本发明通过流程优化换热，将进入界区的粗合成气通过和CO2产品气、净化合成气和再吸收塔塔釜甲醇富液的换热，使粗合成气进塔温度从现有技术中的-26～-10℃降低到-32℃以下，大大降低了吸收甲醇的用量，同时该工艺通过换热优化大大减少氨冷用量，从而进一步降低能耗，同时增强了工艺的可操作性。

Description

一种低温甲醇洗工艺
技术领域
本发明涉及到以煤、石油焦或渣油为原料生产合成氨、城市煤气、工业氢、合成甲醇或其它一碳化学品工艺，具体指脱除混合气中CO2和H2S酸性气的低温甲醇洗工艺。 
背景技术
低温甲醇洗最早是由德国林德公司和鲁奇公司共同开发的酸性气脱除工艺，被广泛应用于以煤、石油焦或渣油为原料生产合成氨、城市煤气、工业氢、合成甲醇或其它一碳化学品合成工艺中。经过多年变革改进后，现有的低温甲醇洗装置包括H2S吸收塔、CO2吸收塔、中压闪蒸塔、再吸收塔、甲醇热再生塔和尾气洗涤系统。低温甲醇洗工艺流程为：约40℃的粗合成气冷却至-26～-10℃后依次送入H2S吸收塔和CO2吸收塔进行低温甲醇洗，脱除其中的H2S和CO2，得到净化气；吸收了H2S和CO2的富甲醇依次被送入中压闪蒸塔、再吸收塔、甲醇热再生系统以及尾气洗涤系统，经减压解吸、气提、加热再生等工序使甲醇与酸性气分开，使甲醇再生并洗涤尾气、分离有效气体。 
由于气体溶解在液体中为放热过程，因此随着低温甲醇中酸性气的溶解度的增大，甲醇的温度逐渐升高，而甲醇对酸性气的吸收能力随着温度的升高而降低。因此，为保证甲醇对酸性气的吸收能力，减少容积循环量，必须维持甲醇洗装置在低温下运行。现有的装置和工艺中，普遍存在粗合成气被冷却后进吸收塔温度偏高，导致吸收过程甲醇用量大；二是换热网络不合理，冷量回收不充分，维持甲醇洗装置低温运行的方法主要是通过冰机向系统内补充冷量，导致外供冷量大，冰机负荷高，能耗高。 
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能有效降低能耗和甲醇用量的低温甲醇洗工艺。 
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该低温甲醇洗工艺，其特征在于包括下述步骤： 
1)粗合成气第一次冷却： 
粗合成气首先被送入第一多股流换热器中与来自再吸收塔的尾气(75～82v％)以及经第二多股流换热器送来的来自CO2吸收塔的净化合成气换热；换热后的粗合成气与 来自中压闪蒸塔的闪蒸循环气混合并注入微量防冻甲醇后，一起送入气液分离器进行气液分离出液相； 
来自第二多股流换热器的净化合成气在第一多股流换热器中换热后送出装置； 
来自再吸收塔的尾气在第一多股流换热器中换热后送去尾气洗涤； 
2)粗合成气第二次冷却： 
从所述的气液分离器出来的气相进入第二多股流换热器与来自CO2吸收塔的净化合成气、来自再吸收塔的CO2产品气、来自中压闪蒸塔的闪蒸气、来自再吸收塔H2S浓缩段的经过第三多股流换热器换热过的富H2S循环甲醇换热；换热后的粗合成气送入H2S吸收塔脱硫； 
上述来自CO2吸收塔的净化合成气换热后进入第一多股流换热器继续换热，来自再吸收塔的CO2产品气在第二多股流换热器中换热后送出装置； 
来自中压闪蒸塔的闪蒸气在第二多股流换热器内换热经压缩机升压后即为所述的闪蒸循环气； 
换热后的所述富H2S循环甲醇从所述再吸收塔氮气气提段的上部再送回所述的再吸收塔； 
3)粗合成气脱H2S： 
脱H2S在H2S吸收塔内进行；所述的H2S吸收塔分为两段，即位于下部的预洗段和位于上部的精洗段；H2S吸收塔内所用的甲醇为来自所述的CO2吸收塔的富CO2甲醇，该富CO2甲醇经所述的第三多股流换热器与所述的富H2S循环甲醇换热后分两路送入所述的H2S吸收塔，第一路从H2S吸收塔精洗段的上部送入，第二路从H2S吸收塔预洗段的上部送入，并且第二路的流量为总流量的2～5％； 
经过二次冷却后的粗合成气从H2S吸收塔预洗段的下部进入，经预洗段内的甲醇洗涤后脱去粗合成气中的脏物及部分H2S后进入H2S吸收塔的精洗段脱硫； 
去污脱硫后的合成气从H2S吸收塔的顶部导出送入下述的CO2吸收塔； 
H2S吸收塔的预洗段含H2S甲醇以及精洗段底部含H2S甲醇全部送往中压闪蒸塔闪蒸回收有效气； 
4)粗合成气脱碳： 
粗合成气脱碳在CO2吸收塔内进行；所述的CO2吸收塔从下至上分为三段，即粗脱碳段、脱碳段和精脱碳段；其中精脱碳段所使用的喷淋甲醇为来自热再生系统的贫甲醇；所述粗合成气与所述贫甲醇的质量比为1∶1.85～2.05； 
所述精脱碳段底部的甲醇抽出换热至-40～-36℃从脱碳段的上部送入所述脱碳段；所述脱碳段底部的甲醇抽出与来自再吸收塔底部的富甲醇换热至-44～-40℃后从所述粗脱碳段上部送入； 
去污脱硫后的合成气从CO2吸收塔粗脱碳段的下部进入，依次经过粗脱碳段、脱 碳段、精脱碳段内甲醇的洗涤后，得到所述的净化合成气； 
CO2吸收塔底部的富CO2甲醇分为两股，一股送入中压闪蒸塔，一股送入所述第三多股流换热器换热后送入所述的H2S吸收塔作为所述粗合成气的脱硫主洗甲醇； 
5)有效气体分离： 
有效气体的分离在中压闪蒸塔内进行；所述的中压闪蒸塔分为上、下两段，其中上段对CO2吸收塔送来的富碳甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2，上段顶部得到的闪蒸气从下段中部导入中压闪蒸塔；下段对所述H2S吸收塔和再吸收塔底部送来的富硫甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2；在中压闪蒸塔下段的上部得到所述的闪蒸循环气； 
闪蒸后，富碳甲醇从中压闪蒸塔上段底部抽出、富硫甲醇从中压闪蒸塔下段底部抽出送入再吸收塔； 
6)富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸 
富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸是在再吸收塔中进行的；所述的再吸收塔从下至上依次分为三段：氮气气提段、H2S浓缩段和CO2闪蒸段； 
从中压闪蒸塔上段底部得到的富碳甲醇40～50％从再吸收塔CO2闪蒸段的上部进入、其余部分从再吸收塔CO2闪蒸段下段顶部进入喷淋；闪蒸塔下段底部得到的富硫甲醇分为两股，一股从再吸收塔H2S浓缩段的中部进入喷淋，闪蒸出富硫甲醇中的CO2；另一股进入CO2闪蒸段的下段底部闪蒸，闪蒸气经过不含硫富碳甲醇的洗涤后与富碳甲醇的闪蒸气混合在再吸收塔顶部得到所述的CO2产品气； 
CO2闪蒸段上段解吸后的半贫甲醇从底部抽出后送入H2S浓缩段顶部喷淋，CO2闪蒸段下段解吸后底部的含H2S甲醇送入H2S浓缩段中部喷淋； 
进入氮气气提段的富H2S循环甲醇中所含的CO2被氮气气提带出；气提后上升的气相中所含的H2S在H2S浓缩段被进入H2S浓缩段的甲醇洗涤浓缩下来； 
在H2S浓缩段顶部得到含有CO2和N2的尾气，将尾气的18～25％与进入再吸收塔之前的氮气换热用来冷却气提气氮气；尾气的其余部分送入所述的第一多股流换热器E101作为冷却介质对所述粗合成气进行第一次冷却；从H2S浓缩段底部抽出的富H2S循环甲醇进入所述第三多股流换热器与一股来自CO2吸收塔底部的富CO2甲醇以及来自换热器E111的贫甲醇换热后，进入所述第二多股流换热器； 
从再吸收塔塔底出来的富H2S甲醇与所述的送去所述的热再生系统进行甲醇再生； 
7)富甲醇再生 
富甲醇再生在热再生系统中进行。本发明中的富甲醇再生步骤与现有技术相同。 
上述第一多股流换热器和所述的第三多股流换热器为板翅式换热器。 
所述的第二多股流换热器为绕管式换热器。 
与现有技术相比较，本发明通过流程优化换热，将进入界区的粗合成气通过和CO2 产品气、净化合成气和再吸收塔塔釜甲醇富液的换热，使粗合成气进塔温度从现有技术中的-26～-10℃降低到-32℃以下，大大降低了吸收甲醇的用量，同时该工艺通过换热优化大大减少氨冷用量，从而进一步降低能耗，同时增强了工艺的可操作性。 
附图说明
图1为本发明实施例中不包括热再生系统的工艺流程图； 
图2为本发明实施例中热再生系统的工艺流程图。 
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。 
本实施例以合成氨为低温甲醇洗的下游装置为例来说明该低温甲醇洗工艺。 
如图1和图2所示，该低温甲醇洗工艺包括下述步骤： 
1)粗合成气第一次冷却： 
来自变换单元的温度为40℃的粗合成气首先被送入板式第一多股流换热器E101中与来自再吸收塔T104的温度为-61～-55℃的、75～82v％尾气以及经第二多股流换热器E103送来的温度为1～4℃的来自CO2吸收塔T102的净化合成气换热；出第一多股流换热器的粗合成气温度为6～10℃。换热后的粗合成气与来自中压闪蒸塔T103的温度为40℃的闪蒸循环气混合并注入微量的流量约0.3～06t/h的防冻甲醇后，一起送入气液分离器V101进行气液分离，分离出液相。上述防冻甲醇是从CO2吸收塔底部抽出升压后用于脱硫的富CO2甲醇管路中抽出。气液分离器V101分离出的液相经换热器E120换热升温后送入热再生系统中的甲醇水塔T106进行甲醇/水分离。 
来自第二多股流换热器E103的净化合成气在第一多股流换热器中回收冷量后送出装置； 
来自再吸收塔T104的尾气在第一多股流换热器中回收冷量后，出第一多股流换热器时温度为25～30℃，这部分尾气送去热再生系统中的尾气洗涤塔T107脱除残留的甲醇。 
2)粗合成气第二次冷却： 
从气液分离器V101出来的气相进入第二多股流换热器E103与来自CO2吸收塔T102的温度为-50～-40℃的净化合成气、来自再吸收塔T104的温度为-55～-50℃的CO2产品气、来自中压闪蒸塔T103的温度为-28～-33℃的闪蒸气、来自再吸收塔H2S浓缩段的经过第三多股流换热器E110换热过的温度为-44～-38℃的富H2S循环甲醇换热；换热后的温度为-39～-32℃的粗合成气送入H2S吸收塔T101脱硫； 
上述来自CO2吸收塔T102的净化合成气在第二多股流换热器E103内换热后温度 为1～4℃，其进入第一多股流换热器E101继续换热，来自再吸收塔T104的CO2产品气在第二多股流换热器中换热后送出装置； 
来自中压闪蒸塔T103的闪蒸气在第二多股流换热器内换热升温至1～4℃，然后经压缩机入口缓冲罐V102进入压缩机K101，升压后得到所述的闪蒸循环气，该闪蒸循环气送去与第一次冷却后的粗合成气混合； 
换热后的所述富H2S循环甲醇温度为-35～-32℃，其从所述再吸收塔T104氮气气提段的上部再送回再吸收塔； 
3)粗合成气脱H2S： 
脱H2S在H2S吸收塔T101内进行。H2S吸收塔分为两段，即位于下部的预洗段和位于上部的精洗段；H2S吸收塔内所用的甲醇为来自CO2吸收塔T102的富CO2甲醇，温度为-24～-18℃的富CO2甲醇经第三多股流换热器与温度为-58～-54℃的所述的富H2S循环甲醇换热后分两路送入H2S吸收塔T101，第一路从H2S吸收塔精洗段的上部送入，第二路从H2S吸收塔预洗段的上部送入，并且第二路的流量为总流量的2～5％； 
经过二次冷却后的粗合成气从H2S吸收塔T101预洗段的下部进入，经预洗段内的甲醇洗涤后脱去粗合成气中的脏物及部分H2S后进入H2S吸收塔T101的精洗段脱硫；经预洗、精洗后，粗合成气中总硫含量＜0.1ppm。 
去污脱硫后的粗合成气从H2S吸收塔T101的顶部导出送入下述的CO2吸收塔T102； 
H2S吸收塔T101预洗段的含H2S甲醇以及精洗段底部的含H2S甲醇全部送往中压闪蒸塔T103闪蒸回收有效气； 
4)粗合成气脱碳： 
粗合成气脱碳在CO2吸收塔T102内进行，CO2吸收塔采用热再生系统过来的经过换热器E110的-48～-43℃贫甲醇来脱除二氧化碳。 
所述的CO2吸收塔T102从下至上分为三段，即粗脱碳段、脱碳段和精脱碳段；其中精脱碳段所使用的喷淋甲醇为来自热再生系统的贫甲醇；控制进入第一多股流换热器E101的粗合成气与进入CO2吸收塔T102的贫甲醇的质量比为1∶1.85～2.05。 
上述精脱碳段底部的甲醇抽出经氨冷器E104换热至-40～-36℃后从脱碳段的上部送入；所述脱碳段底部的甲醇抽出与来自再吸收塔底部的温度为-54～-46℃的富甲醇换热至-44～-40℃后再从所述粗脱碳段上部送入； 
去污脱硫后的合成气从CO2吸收塔粗脱碳段的下部进入，依次经过粗脱碳段、脱碳段、精脱碳段内甲醇的洗涤后，在CO2吸收塔T102得到温度为-48～-43℃的所述净化合成气； 
温度为-24～-18℃的CO2吸收塔粗脱碳段底部的甲醇分为两股：一股约占总量30～40％的富碳甲醇经第三多股流换热器E110冷却至-36℃后送入H2S吸收塔T101作为主洗甲醇；另一股甲醇溶液送入闪蒸塔T103的上段闪蒸。闪蒸塔T103闪蒸出的闪蒸循环气经压缩换热后返回到第二多股流换热器E103之前与粗合成气混合。
5)有效气体分离： 
有效气体的分离在中压闪蒸塔内进行；所述的中压闪蒸塔包括上、下两段，其中上段对CO2吸收塔送来的富碳甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2，上段顶部得到的闪蒸气从下段中部导入中压闪蒸塔；下段对所述H2S吸收塔T101和再吸收塔底部送来的富硫甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2；在中压闪蒸塔下段的上部得到所述的闪蒸循环气； 
闪蒸后，富碳甲醇从中压闪蒸塔上段底部抽出经氨冷器E106换热后分为两股，分别送入再吸收塔T104，富硫甲醇从中压闪蒸塔下段底部抽出送入再吸收塔； 
6)富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸 
富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸是在再吸收塔T104中进行的；再吸收塔T104从下至上依次分为三段：氮气气提段、H2S浓缩段和CO2闪蒸段； 
从中压闪蒸塔T103上段底部得到的富碳甲醇从再吸收塔CO2闪蒸段的上部和中部进入喷淋；闪蒸塔T103下段底部得到的富硫甲醇分为两股，一股从再吸收塔的H2S浓缩段的中部进入喷淋，闪蒸出富硫甲醇中的CO2；另一股进入CO2闪蒸段的下段底部闪蒸，闪蒸气经过不含硫富碳甲醇的洗涤后与富碳甲醇的闪蒸气混合在再吸收塔顶部得到温度为-55～-50℃的CO2产品气； 
为获得足够多的CO2产品气以及低位冷量，再吸收塔上部解吸段压力为0.07～0.09Mpa(G)。CO2闪蒸段解吸后的半贫甲醇从底部抽出后送入H2S浓缩段顶部喷淋，CO2闪蒸段下段解吸后底部的含H2S甲醇送入H2S浓缩段中部喷淋； 
进入氮气气提段的富H2S循环甲醇中所含的CO2被氮气气提带出；气提后上升的气相中所含的H2S在H2S浓缩段被进入H2S浓缩段的甲醇洗涤浓缩下来； 
在H2S浓缩塔顶部得到温度为-61～-55℃的含有CO2和N2的尾气，将尾气的18～25％与进入再吸收塔之前的氮气换热用来冷却气提气氮气至-38～-32℃；尾气的其余部分送入第一多股流换热器E101作为冷却介质对粗合成气进行第一次冷却；从再吸收塔T104塔底出来的富H2S甲醇送去热再生系统进行甲醇再生。 
7)富甲醇再生 
富甲醇再生在热再生系统中进行。热再生系统主要包括尾气洗涤塔T107、甲醇水塔T106、再生塔T105、换热器、泵和气液分离器等。 
再吸收塔T104氮气气提段底部的富硫甲醇经泵P103加压过滤后分为两股：一股通过换热器E105以及换热器E111换热升温后，送入闪蒸罐V103；另一股约占总量的18～25％送至中压闪蒸塔T103作为洗涤甲醇用。闪蒸罐V103底部的富甲醇通过泵P109加压、换热器E113换热后进入热再生塔T105中部气提段通过甲醇蒸气的气提充分再生。 所述的甲醇蒸气部分来自热再生段下部的水富集段，另一部分是甲醇水塔T106的塔顶气相。热再生塔T105塔顶酸性气经过换热分离后，富含H2S的克劳斯气送出界区，克劳斯气中H2S的体积浓度为25～35％。 
从热再生塔T105过来的热的贫甲醇在与从T104底部送往T105热再生的富H2S甲醇换热之前先经过E112水冷，转移部分热量，然后经换热器E111后，进入第三多股流换热器E110与再吸收塔T104H2S浓缩段底部的温度为-61～-55℃的富H2S循环甲醇换热，被冷却至-48～-43℃。因为水冷代替了部分冷量，富H2S循环甲醇的剩余冷量一部分用来在第三多股流换热器E110中将脱硫用富碳甲醇冷却至-36℃，换热后的富H2S循环甲醇温度降至-38℃～-44℃，仍有可利用冷量，被送往第二多股流换热器E103与CO2吸收塔顶的净化合成气、CO2产品气和从中压闪蒸塔过来的闪蒸循环气一起对粗合成气进行降温，将粗合成气冷却至-39～-32℃后这股甲醇升温至-32～-35℃后循环回再吸收塔T104氮气气提段顶部。 
从热再生塔T105过来的含水甲醇在甲醇水塔T106中实现进行甲醇-水分离后，甲醇蒸汽返回热再生塔T105；含甲醇废水在E119中与来自尾气洗涤塔T107的洗涤水换热冷却后，大部分送往尾气洗涤塔T107作为尾气洗涤水，少部分为了保持水质送界区外的污水处理装置。 
来自再吸收塔T104的尾气的其余部分经换热器E109换热后进入T107下部，来自甲醇水塔T106塔底的洗涤水和少量补充脱盐水汇合后从顶部进入T107，洗涤除去尾气所含的微量甲醇。甲醇水塔底部T106洗涤水由泵P106送至E119加热后返回T106处理，最终经洗涤后的尾气高点放空排至大气。 
本实施例中未涉及内容与现有技术相同。 

Claims (3)

1.一种低温甲醇洗工艺，其特征在于包括下述步骤：
1)粗合成气第一次冷却：
粗合成气首先被送入第一多股流换热器(E101)中与来自再吸收塔(T104)75～82v％的尾气以及经第二多股流换热器(E103)送来的来自CO2吸收塔(T102)的净化合成气换热；换热后的粗合成气与来自中压闪蒸塔(T103)的闪蒸循环气混合并注入微量防冻甲醇后，一起送入气液分离器进行气液分离出液相；
来自第二多股流换热器(E103)的净化合成气在第一多股流换热器中换热后送出装置；
来自再吸收塔(T104)的尾气在第一多股流换热器中换热后送去尾气洗涤；
2)粗合成气第二次冷却：
从所述的气液分离器出来的气相进入第二多股流换热器(E103)与来自CO2吸收塔(T102)的净化合成气、来自再吸收塔(T104)的CO2产品气、来自中压闪蒸塔(T103)的闪蒸气、来自再吸收塔(T104)H2S浓缩段的经过第三多股流换热器(E110)换热过的富H2S循环甲醇换热；换热后的粗合成气送入H2S吸收塔(T101)脱硫；
上述来自CO2吸收塔(T102)的净化合成气换热后进入第一多股流换热器继续换热，来自再吸收塔(T104)的CO2产品气在第二多股流换热器中换热后送出装置；
来自中压闪蒸塔(T103)的闪蒸气在第二多股流换热器内换热经压缩机升压后即为所述的闪蒸循环气；
换热后的所述富H2S循环甲醇从所述再吸收塔(T104)氮气气提段的上部再送回所述的再吸收塔；
3)粗合成气脱H2S：
脱H2S在H2S吸收塔(T101)内进行；所述的H2S吸收塔分为两段，即位于下部的预洗段和位于上部的精洗段；H2S吸收塔内所用的甲醇为来自所述的CO2吸收塔的富CO2甲醇，该富CO2甲醇经所述的第三多股流换热器与所述的富H2S循环甲醇换热后分两路送入所述的H2S吸收塔，第一路从H2S吸收塔精洗段的上部送入，第二路从H2S吸收塔预洗段的上部送入，并且第二路的流量为总流量的2～5％；
经过二次冷却后的粗合成气从H2S吸收塔(T101)预洗段的下部进入，经预洗段内的甲醇洗涤后脱去粗合成气中的脏物及部分H2S后进入H2S吸收塔(T101)的精洗段脱硫；
去污脱硫后的合成气从H2S吸收塔(T101)的顶部导出送入下述的CO2吸收塔；
H2S吸收塔(T101)的预洗段含H2S甲醇以及精洗段底部含H2S甲醇全部送往中压闪蒸塔(T103)闪蒸回收有效气；
4)粗合成气脱碳：
粗合成气脱碳在CO2吸收塔(T102)内进行；所述的CO2吸收塔(T102)从下至上分为三段，即粗脱碳段、脱碳段和精脱碳段；其中精脱碳段所使用的喷淋甲醇为来自热再生系统的贫甲醇；所述粗合成气与所述贫甲醇的质量比为1∶1.85～2.05；
所述精脱碳段底部的甲醇抽出换热至-40～-36℃从脱碳段的上部送入所述脱碳段；所述脱碳段底部的甲醇抽出与来自再吸收塔底部的富甲醇换热至-44～-40℃后从所述粗脱碳段上部送入；
去污脱硫后的合成气从CO2吸收塔粗脱碳段的下部进入，依次经过粗脱碳段、脱碳段、精脱碳段内甲醇的洗涤后，得到所述的净化合成气；
CO2吸收塔(T102)底部的富CO2甲醇分为两股，一股送入中压闪蒸塔，一股送入所述第三多股流换热器换热后送入所述的H2S吸收塔(T101)作为所述粗合成气的脱硫主洗甲醇；
5)有效气体分离：
有效气体的分离在中压闪蒸塔内进行；所述的中压闪蒸塔分为上、下两段，其中上段对CO2吸收塔送来的富碳甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2，上段顶部得到的闪蒸气从下段中部导入中压闪蒸塔；下段对所述H2S吸收塔(T101)和再吸收塔底部送来的富硫甲醇进行闪蒸，分离出所吸收的CO和H2；在中压闪蒸塔下段的上部得到所述的闪蒸循环气；
闪蒸后，富碳甲醇从中压闪蒸塔上段底部抽出、富硫甲醇从中压闪蒸塔下段底部抽出送入再吸收塔；
6)富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸
富甲醇的H2S浓缩和CO2闪蒸是在再吸收塔中进行的；所述的再吸收塔从下至上依次分为三段：氮气气提段、H2S浓缩段和CO2闪蒸段；
从中压闪蒸塔(T103)上段底部得到的富碳甲醇40～50％从再吸收塔CO2闪蒸段的上部进入、其余部分从再吸收塔CO2闪蒸段下段上部进入再吸收塔喷淋；闪蒸塔(T103)下段底部得到的富硫甲醇分为两股，一股从再吸收塔H2S浓缩段的中部进入喷淋，闪蒸出富硫甲醇中的CO2；另一股进入CO2闪蒸段的下段底部闪蒸，闪蒸气经过不含硫富碳甲醇的洗涤后与富碳甲醇的闪蒸气混合在再吸收塔顶部得到所述的CO2产品气；
CO2闪蒸段上段解吸后的半贫甲醇从底部抽出后送入H2S浓缩段顶部喷淋，CO2闪蒸段下段解吸后底部的含H2S甲醇送入H2S浓缩段中部喷淋；
进入氮气气提段的富H2S循环甲醇中所含的CO2被氮气气提带出；气提后上升的气相中所含的H2S在H2S浓缩段被进入H2S浓缩段的甲醇洗涤浓缩下来；
在H2S浓缩塔顶部得到含有CO2和N2的尾气，将尾气的18～25％与进入再吸收塔之前的氮气换热用来冷却气提气氮气；尾气的其余部分送入所述的第一多股流换热器E101作为冷却介质对所述粗合成气进行第一次冷却；从再吸收塔(T104)塔底出来的富H2S甲醇与所述的送去所述的热再生系统进行甲醇再生；
7)富甲醇再生
富甲醇在热再生系统中进行。
2.根据权利要求1所述的低温甲醇洗工艺，其特征在于所述的第一多股流换热器和所述的第三多股流换热器为板式换热器。
3.根据权利要求1或2所述的低温甲醇洗工艺，其特征在于所述的第二多股流换热器为绕管式换热器。
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