CN110548369B - 酸性气体脱除尾气中co含量的控制方法 - Google Patents

酸性气体脱除尾气中co含量的控制方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法，本发明的一级闪蒸塔中，在减压闪蒸的基础上，设置了气体气提措施，气提气体可为氢气、甲烷或是惰性气体，其不溶于甲醇，不与富甲醇溶液中的任何一个组分反应，以降低有效气在该处的分压，使有效气在该处得到最大程度解吸，该措施可有效降低送往下游再吸收塔的富甲醇溶液中的CO含量，有效降低富甲醇溶液在再吸收塔闪蒸出的CO量。

Description

酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法
技术领域
本发明涉及一种酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法。
背景技术
随着近年来国家对环保问题的日益重视，迫使煤化工企业通过技术革新以解决产业发展中的环保问题。在以往的酸性气体脱除装置中，环保政策仅对尾气中的甲醇和总硫含量提出了相应的排放要求，对尾气中的CO含量并不做严格限制。但随着各地方标准的出台以及日益严格的环保趋势，尾气中CO含量的排放浓度和排放限值将成为未来环保要求中的必须项。
酸性气体脱除是一种国内外公认的经济且净化度高的净化方法，被广泛用于化工生产的气体净化工艺过程。在酸性气体脱除装置中，吸收了酸性气体(H2S+CO2)的甲醇，在减压和氮气气提作用下将溶解在甲醇中的CO2解吸出来，其中减压闪蒸出的高浓度CO2可作为产品送出装置；当装置外无CO2用户时，该股解吸气作为酸性气体脱除装置的尾气排放大气。酸性气体脱除装置尾气的主要成分有CO2、N2及微量的有效气H2、CO、总硫和甲醇。在以往项目装置中，环保政策仅对尾气中的甲醇和总硫含量提出了相应的要求，对CO含量并不做限制。但随着广东省地标DB44/27-2001《大气污染物排放限值》及河北省地标DB13/487-2002《固定污染源一氧化碳排放标准》的相继出台，均对尾气中CO最高允许排放浓度及最高允许排放速率提出了要求。与此同时，上海市地标DB31/933-2015《大气污染物综合排放标准》规定大气污染物CO排放限值应小于1000mg/m3，即800ppm。
因此，提供一种能有效控制尾气中CO含量的方法尤为必要。
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，提供一种能有效控制尾气中CO的含量从而满足环保要求的酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法。
本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状，提供一种能降低循环气压缩机功率、降低能耗的酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法，其特征在于：包括以下步骤
来自酸性气体脱除净化工艺吸收塔的富CO2甲醇和富H2S甲醇分别进入一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段，将溶解在富甲醇溶液中的有效气H2和CO解吸出来；
从富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段底部分别通入一股气提气体，在减压闪蒸和气体气提作用下，富CO2甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气①和富H2S甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气经汇合成闪蒸气②后输出；
从富CO2甲醇闪蒸段底部离开的富CO2甲醇进入再吸收塔上部的低压闪蒸段，在此富CO2甲醇中的二氧化碳被最大程度的解吸并输出；从富H2S甲醇闪蒸段底部离开的富H2S甲醇进入再吸收塔下部的再吸收段，再吸收塔下部的气提再吸收段具有氮气通入，在此通过减压闪蒸和氮气气提的作用，将富H2S甲醇中的CO2解吸出来，而一同被解吸出来的硫化物则被低压闪蒸段流至再吸收段的富CO2甲醇溶液再次吸收，最终在塔底得到富集；
在低压闪蒸和氮气气提作用下，塔底富甲醇溶液中的CO2被最大程度解吸，同时剩余在富甲醇溶液中的CO和H2也被解吸了出来，解吸气于低压闪蒸段和再吸收段的顶部汇合后作为装置的尾气排放大气，该尾气的主要成分有CO2、N2及微量的有效气H2、CO、总硫和甲醇。
作为改进，所述一级闪蒸塔与再吸收塔之间设置有能对来自一级闪蒸塔的富CO2甲醇和富H2S甲醇进一步处理的二级闪蒸结构。设置两级闪蒸压力，一级较高压力闪蒸气送出装置利用，直接降低系统中循环的CO量；二级较低压力闪蒸气作为有效气返回吸收塔，在保证系统有效气回收率的同时能有效降低循环气压缩机的功率，降低能耗。
优选地，所述二级闪蒸结构包括第一二级闪蒸罐及第二二级闪蒸罐，所述第一二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段底部相连接，所述第一二级闪蒸罐的输出端与再吸收塔上部的低压闪蒸段相连接，所述第二二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富H2S甲醇闪蒸段底部相连接，所述第二二级闪蒸罐的输出端与再吸收塔下部的再吸收段相连接。
优选地，所述第一二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段底部相连接的管路上设置有第一换热器；所述第二二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富H2S甲醇闪蒸段底部相连接的管路上设置有第二换热器。
优选地，从一级闪蒸塔富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段底部离开的富CO2甲醇和富H2S甲醇经进一步冷却后，送入二级闪蒸结构进一步闪蒸，经二级闪蒸后，从第一二级闪蒸罐底部离开的富CO2甲醇和第二二级闪蒸罐底部离开的富H2S甲醇分别送入再吸收塔的低压闪蒸段和再吸收段进一步处理。
优选地，从第一二级闪蒸罐闪蒸出的闪蒸气③和第二二级闪蒸罐闪蒸出的闪蒸气④经汇合后形成低压闪蒸气，经循环气压缩机压缩后返回吸收塔中。
优选地，所述吸收塔中富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段的闪蒸压力控制在1.9-2.3Mpa。
优选地，所述富CO2甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气①和富H2S甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气经汇合后送往循环气压缩机经压缩返回吸收塔，或者作为装置燃料气送出界区。
优选地，所述第一二级闪蒸罐及第二二级闪蒸罐中的闪蒸压力控制在0.999-1.3Mpa。
优选地，所述再吸收塔中低压闪蒸段及再吸收段的压力均控制在0.12-0.3Mpa。
优选地，吸收塔的富H2S甲醇闪蒸段顶部设置有供富H2S或贫甲醇向下喷洒的喷头，闪蒸气①的输入口位于喷头下方。
与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明的一级闪蒸塔中，在减压闪蒸的基础上，设置了气体气提措施，气提气体可为氢气、甲烷或是惰性气体，其不溶于甲醇，不与富甲醇溶液中的任何一个组分反应，以降低有效气在该处的分压，使有效气在该处得到最大程度解吸，该措施可有效降低送往下游再吸收塔的富甲醇溶液中的CO含量，有效降低富甲醇溶液在再吸收塔闪蒸出的CO量。
附图说明
图1为本发明实施例1、2的工艺流程图；
图2为本发明实施例3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。
实施例1：
如图1所示，本实施例中酸性气体脱除尾气中CO含量的控制设备包括吸收塔1、一级闪蒸塔23及再吸收塔6，吸收塔1分别具有供富CO2甲醇和富H2S甲醇输出的第一输出口、第二输出口，一级闪蒸塔23的上段为富CO2甲醇闪蒸段2、下段为富H2S甲醇闪蒸段3，富CO2甲醇闪蒸段2与吸收塔1的第一输出口相连接，富H2S甲醇闪蒸段3与吸收塔1的第二输出口相连接；富CO2甲醇闪蒸段2的塔顶与富H2S甲醇闪蒸段3之间连接有供闪蒸气①自富CO2甲醇闪蒸段2输入富H2S甲醇闪蒸段3的输送管道，富H2S甲醇闪蒸段3顶部设置有供富H2S或贫甲醇向下喷洒的喷头31，闪蒸气①的输入口位于喷头31下方；
一级闪蒸塔23的侧部开有分别供气提气体输入富CO2甲醇闪蒸段2、富H2S甲醇闪蒸段3中的输送通道；一级闪蒸塔23的中部连接有供富H2S甲醇闪蒸段3中的闪蒸气输出的输出管道；
再吸收塔6的上段为低压闪蒸段61，再吸收塔6的下段为再吸收段62，富CO2甲醇闪蒸段2的底部与低压闪蒸段61相连接，富H2S甲醇闪蒸段3的底部与再吸收段62相连接，再吸收段62的底部连接氮气输入通道，低压闪蒸段61顶部、再吸收段62顶部分别连接有尾气输出通道。
在本实施例中，酸性气体脱除装置的产品仅为氢气，来自吸收塔的富甲醇溶液经中压一级闪蒸后，有效气返回吸收塔，以保证系统有效气回收率，此时用于一级闪蒸部分的气提气体可为氢气或甲烷。其中来自上游酸性气体脱除吸收塔1的富CO2甲醇溶液14530kmol/h，温度：-16℃，压力：5.659MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO<sub>2</sub> H2O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 0.02 0.54 34.83 0.32 60ppm 55ppm 16ppm 64.28 100.0
来自酸性气体脱除吸收塔1的富H2S甲醇溶液5900kmol/h，温度：-14.7℃，压力：5.706MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO<sub>2</sub> H<sub>2</sub>S COS H<sub>2</sub>O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 0.02 0.58 43.96 0.26 2ppm 0.28 60ppm 59ppm 17ppm 54.89 100.0
对上述酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法如下：
来自酸性气体脱除吸收塔1的富CO2甲醇溶液和富H2S甲醇溶液分别进入一级闪蒸塔23的富CO2甲醇闪蒸段2和富H2S甲醇闪蒸段3，该段闪蒸压力控制在2.2MPa(Pa表示绝压)范围，同时从底部通入一股气提氢气，气提氢气的量控制在100kmol/h，减压至2.2Mpa进入该段，在此富甲醇溶液中的H2和CO被解吸了出来；通过设置该段闪蒸压力和通入气提氢气的量，富CO2甲醇溶液中近94％的CO被解吸了出来，富H2S甲醇溶液中近90.5％的CO被解吸了出来，即送入一级闪蒸塔23的富甲醇溶液中93％的CO被解吸了出来，有效降低了送往下游再吸收塔的富甲醇溶液中的CO量，富CO2甲醇闪蒸段2顶部离开的闪蒸气①送往富H2S甲醇闪蒸段3，经富H2S甲醇或贫甲醇二次洗涤吸收后与富H2S甲醇闪蒸段3闪蒸出的气体汇合成闪蒸气②送入循环气压缩机，经循环气压缩机压缩后返回吸收塔中；
从一级闪蒸塔23富CO2甲醇闪蒸段2离开的富CO2甲醇进入再吸收塔6的低压闪蒸段61，该段压力控制在0.27MPa(Pa表示绝压)范围，在此富CO2甲醇中的二氧化碳被最大程度解吸出来，闪蒸气中CO2的浓度可达99％,；从一级闪蒸塔23富H2S甲醇闪蒸段离3开的富H2S甲醇进入再吸收塔6的气提再吸收段62，该段压力控制在0.2Mpa(Pa表示绝压)范围；气提再吸收段62其可分为两个部分，上部为再吸收塔6的再吸收段，在此富H2S甲醇溶液闪蒸出的硫化物被来自低压闪蒸段61的富CO2甲醇溶液再次洗涤吸收，使富H2S甲醇溶液中的H2S组分在塔底得到富集，下部为再吸收塔6的气提段，通过从再吸收塔底部通入低压氮气，使富甲醇溶液中溶解的CO2组分解吸更完全；气提采用的是低压氮气，经减压至0.34MPa(Pa表示绝压)后通入该塔底部，经减压闪蒸和氮气气提后，再吸收塔低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部的气体经汇合后作为装置的尾气排放大气；在CO2被解吸的同时，残余在富甲醇溶液中剩余的CO也被完全解吸出来，随着低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部解吸出的气体一同排入大气。
经过这一系列流程后，最终排往大气的尾气中的CO含量为696ppm，小于目前地标最苛刻的指标800ppm，满足环保要求，适应未来的环保趋势。
实施例2：
本实施例所采用的设备与实施例1相同。
在本实施例中，酸性气体脱除装置的产品为氢气和燃料气，来自吸收塔的富甲醇溶液经中压一级闪蒸后，闪蒸气作为燃料气送出装置，此时用于一级闪蒸部分的气提气体为一种惰性气体，可选用氮气。其中来自上游酸性气体脱除吸收塔1的富CO2甲醇溶液24930kmol/h，温度：-23℃，压力：5.654MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO2 H<sub>2</sub>O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 0.62 0.40 28.53 0.35 65ppm 58ppm 16ppm 70.09 100.0
来自酸性气体脱除吸收塔1的富H2S甲醇溶液18149kmol/h，温度：-20℃，压力：5.682MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO<sub>2</sub> H<sub>2</sub>S COS H<sub>2</sub>O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 1.02 0.37 34.80 0.46 0.02 0.32 72ppm 63ppm 18ppm 63.00 100.0
对上述酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法如下：
来自酸性气体脱除吸收塔1的富CO2甲醇溶液和富H2S甲醇溶液分别进入一级闪蒸塔23的富CO2甲醇闪蒸段2和富H2S甲醇闪蒸段3，该段闪蒸压力控制在2.2MPa(Pa表示绝压)范围，同时从底部通入一股气提氢气，气提氢气的量控制在200kmol/h，减压至2.2Mpa进入该段，在此富甲醇溶液中的H2和CO被解吸了出来。通过设置该段闪蒸压力和通入气提氢气的量，富CO2甲醇溶液中近93.7％的CO被解吸了出来，富H2S甲醇溶液中近91.2％的CO被解吸了出来。即送入一级闪蒸塔23的富甲醇溶液中的92％的CO被解吸了出来，有效降低了送往下游再吸收塔6的富甲醇溶液中的CO量。富CO2甲醇闪蒸段2顶部离开的闪蒸气①送往富H2S甲醇闪蒸段3，经二次洗涤吸收后与富H2S甲醇闪蒸段3闪蒸出的气体汇合成闪蒸气②作为燃料气送出装置；
从一级闪蒸塔23富CO2甲醇闪蒸段2离开的富CO2甲醇进入再吸收塔6的低压闪蒸段61，该段压力控制在0.3MPa(Pa表示绝压)范围，在此富CO2甲醇中的二氧化碳被最大程度解吸出来，闪蒸气中CO2的浓度可达99％。从一级闪蒸塔23富H2S甲醇闪蒸段3离开的富H2S甲醇进入再吸收塔6的气提再吸收段62，该段压力控制在0.22Mpa(Pa表示绝压)；气提再吸收段62其可分为两个部分，上部为再吸收塔6的再吸收段，在此富H2S甲醇溶液闪蒸出的硫化物被来自低压闪蒸段61的富CO2甲醇溶液再次洗涤吸收，使富H2S甲醇溶液中的H2S组分在塔底得到富集，下部为再吸收塔6的气提段，通过从再吸收塔6底部通入低压氮气，使富甲醇溶液中溶解的CO2组分解吸更完全。气提采用的是低压氮气，经减压至0.32MPa(Pa表示绝压)后通入该塔底部。经减压闪蒸和氮气气提后，再吸收塔低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部的气体经汇合后作为装置的尾气排放大气。在CO2被解吸的同时，残余在富甲醇溶液中剩余的CO也被完全解吸出来，随着低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部解吸出的气体一同排入大气。
经过这一系列流程后，最终排往大气的尾气中的CO含量为579ppm，远小于目前地标最苛刻的指标800ppm，满足环保要求，适应未来的环保趋势。
实施例3：
本实施例与实施例1、2所采用的设备不同，区别在于：
如图2所示，本实施例中增加了二级闪蒸结构，该二级闪蒸结构包括第一二级闪蒸罐4及第二二级闪蒸罐5，第一二级闪蒸罐4的输入端与一级闪蒸塔23的富CO2甲醇闪蒸段2底部相连接，第一二级闪蒸罐4的输出端与再吸收塔6上部的低压闪蒸段61相连接，第二二级闪蒸罐5的输入端与一级闪蒸塔23的富H2S甲醇闪蒸段3底部相连接，第二二级闪蒸罐5的输出端与再吸收塔6下部的再吸收段62相连接。第一二级闪蒸罐4的输入端与一级闪蒸塔23的富CO2甲醇闪蒸段2底部相连接的管路上设置有第一换热器41；第二二级闪蒸罐5的输入端与一级闪蒸塔23的富H2S甲醇闪蒸段3底部相连接的管路上设置有第二换热器51。
在本实施例中，酸性气体脱除装置的产品为氢气和燃料气，来自吸收塔1的富甲醇溶液在一级闪蒸后，高压闪蒸气作为燃料气送出装置，此时用于一级闪蒸塔23的气提气体为可为氢气或一种惰性气体：氮气。经一级闪蒸塔23一级闪蒸后的富CO2甲醇和富H2S甲醇送往二级闪蒸结构，在二级低压闪蒸后闪蒸出的闪蒸气③和闪蒸气④经汇合后，送往循环气压缩机，经循环气压缩机压缩后返回吸收系统。
其中来自上游酸性气体脱除吸收塔的富CO2甲醇溶液25630kmol/h，温度：-32.9℃，压力：5.747MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO<sub>2</sub> H<sub>2</sub>O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 0.72 0.56 32.2 0.39 60ppm 59ppm 16ppm 66.03 100.0
来自酸性气体脱除吸收塔的富H2S甲醇溶液20130kmol/h，温度：-14.7℃，压力：5.696MPa，具体组成为：
组成 CO H<sub>2</sub> CO<sub>2</sub> H<sub>2</sub>S COS H<sub>2</sub>O CH<sub>4</sub> N<sub>2</sub> AR CH<sub>3</sub>OH ∑
Mol％ 1.21 0.49 39.50 0.52 0.03 0.42 68ppm 62ppm 17ppm 57.73 100.0
对上述酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法如下：
来自酸性气体脱除吸收塔1的富CO2甲醇溶液和富H2S甲醇溶液分别进入一级闪蒸塔23的富CO2甲醇闪蒸段2和富H2S甲醇闪蒸段3，该段闪蒸压力控制在2.15MPa(Pa表示绝压)范围，同时从底部通入一股气提氢气，气提氢气的量控制在212kmol/h，减压至2.3Mpa进入该段，在此富甲醇溶液中的H2和CO被解吸了出来。通过设置该段闪蒸压力和通入气提氢气的量，富CO2甲醇溶液中近94.3％的CO被解吸了出来，富H2S甲醇溶液中近92.5％的CO被解吸了出来。即送入一级闪蒸塔23的富甲醇溶液中的93.3％的CO被解吸了出来，有效降低了送往下游再吸收塔6的富甲醇溶液中的CO量。富CO2甲醇闪蒸段2顶部离开的闪蒸气①送往富H2S甲醇闪蒸段3，经二次洗涤吸收后与富H2S甲醇闪蒸段3闪蒸出的气体汇合成闪蒸气②作为燃料气送出装置；
从一级闪蒸塔23富CO2甲醇闪蒸段2底部离开的富CO2甲醇溶液经第一换热器41冷却至-55℃左右进入富CO2甲醇低压第一二级闪蒸罐4进一步减压闪蒸；从一级闪蒸塔23富H2S甲醇闪蒸段3底部离开的富H2S甲醇溶液经第二换热器51冷却至-35℃左右进入富H2S甲醇低压第二二级闪蒸罐5进一步减压闪蒸。第一二级闪蒸罐4及第二二级闪蒸罐5的压力控制在0.95Mpa(Pa表示绝压)范围，此时溶解在富甲醇溶液中剩余的有效气(H2+CO)进一步释放出来。第一二级闪蒸罐4顶部离开的闪蒸气③和第二二级闪蒸罐5顶部离开的闪蒸气④经汇合后，经循环气压缩机压缩返回吸收系统。
经两段闪蒸后，送往下游再吸收塔6富甲醇溶液中的CO量仅占送入一级闪蒸部分富甲醇溶液中CO总量的2.15％。从第一二级闪蒸罐4底部离开的富CO2甲醇和第二二级闪蒸罐5底部离开的富H2S甲醇，分别送入再吸收塔6的低压闪蒸段61和气提再吸收段62作进一步处理；
从第一二级闪蒸罐4离开的富CO2甲醇进入再吸收塔6的低压闪蒸段61，该段压力控制在0.27MPa(Pa表示绝压)范围，在此富CO2甲醇中的二氧化碳被最大程度解吸出来，闪蒸气中的CO2浓度可达99％。从第二二级闪蒸罐5离开的富H2S甲醇进入再吸收塔6的气提再吸收段62，该段压力控制在0.2Mpa(Pa表示绝压)；气提再吸收段62可分为两个部分，上部为再吸收塔6的再吸收段，在此富H2S甲醇溶液闪蒸出的硫化物被来自低压闪蒸段61的富CO2甲醇溶液再次洗涤吸收，使富H2S甲醇溶液中的H2S组分在塔底得到富集，下部为再吸收塔6的气提段，通过从再吸收塔6底部通入低压氮气，使富甲醇溶液中溶解的CO2组分解吸更完全。气提采用的是低压氮气，经减压至0.34MPa(Pa表示绝压)后通入该塔底部。经减压闪蒸和氮气气提后，再吸收塔低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部的气体经汇合作为装置的尾气排放大气。在CO2被解吸的同时，残余在富甲醇溶液中剩余的CO也被完全解吸出来，随着低压闪蒸段61和气提再吸收段62顶部解吸出的气体一同排入大气。
经过这一系列流程后，最终排往大气的尾气中的CO含量为470ppm，远小于目前地标最苛刻的指标800ppm，满足环保要求，适应未来的环保趋势。
对比例：
该对比例对实施例3的气体进行处理，区别在于：该对比例对气体进行一级闪蒸处理，并且不采用气提气体的输入手段。对比处理结果如下表：
实施例3 对比例
尾气中CO含量mol％ 0.0474 0.2807
循环气压缩机功率kW 470 3470
由数据可以发现，采用发明实施例3的技术方案，尾气中的CO含量明显降低，严格控制了尾气中CO量，满足环保要求；同时，二级闪蒸结构输出的闪蒸气经循环气压缩机压缩后返回吸收塔，循环气压缩机功率可节省86.5％。

Claims (3)

1.一种酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法，其特征在于：包括以下步骤
来自酸性气体脱除净化工艺吸收塔的富CO2甲醇和富H2S甲醇分别进入一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段，将溶解在富甲醇溶液中的有效气H2和CO解吸出来；
从富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段底部分别通入一股气提气体，在减压闪蒸和气体气提作用下，富CO2甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气①和富H2S甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气经汇合成闪蒸气②后输出；
从富CO2甲醇闪蒸段底部离开的富CO2甲醇进入再吸收塔上部的低压闪蒸段，在此富CO2甲醇中的二氧化碳被最大程度的解吸并输出；从富H2S甲醇闪蒸段底部离开的富H2S甲醇进入再吸收塔下部的气提再吸收段，再吸收塔下部的气提再吸收段具有氮气通入，在此通过减压闪蒸和氮气气提的作用，将富H2S甲醇中的CO2解吸出来，而一同被解吸出来的硫化物则被低压闪蒸段流至再吸收段的富CO2甲醇溶液再次吸收，最终在塔底得到富集；
在低压闪蒸和氮气气提作用下，塔底富甲醇溶液中的CO2被最大程度解吸，同时剩余在富甲醇溶液中的CO和H2也被解吸了出来，解吸气于低压闪蒸段和气提再吸收段的顶部汇合后作为装置的尾气排放大气，该尾气的主要成分有CO2、N2及微量的有效气H2、CO、总硫和甲醇；
所述一级闪蒸塔与再吸收塔之间设置有能对来自一级闪蒸塔的富CO2甲醇和富H2S甲醇进一步处理的二级闪蒸结构；
所述二级闪蒸结构包括第一二级闪蒸罐及第二二级闪蒸罐，所述第一二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段底部相连接，所述第一二级闪蒸罐的输出端与再吸收塔上部的低压闪蒸段相连接，所述第二二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富H2S甲醇闪蒸段底部相连接，所述第二二级闪蒸罐的输出端与再吸收塔下部的气提再吸收段相连接；
从第一二级闪蒸罐闪蒸出的闪蒸气③和第二二级闪蒸罐闪蒸出的闪蒸气④经汇合后形成低压闪蒸气，经循环气压缩机压缩后返回吸收塔中；
所述一级闪蒸塔中富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段的闪蒸压力控制在1.9-2.3Mpa；
所述富CO2甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气①和富H2S甲醇闪蒸段闪蒸出的闪蒸气经汇合成闪蒸气②后作为装置燃料气送出界区；
所述第一二级闪蒸罐及第二二级闪蒸罐中的闪蒸压力控制在0.999-1.3Mpa；
所述再吸收塔中低压闪蒸段及气提再吸收段的压力均控制在0.12-0.3Mpa。
2.根据权利要求1所述的酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法，其特征在于：所述第一二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富CO2甲醇闪蒸段底部相连接的管路上设置有第一换热器；所述第二二级闪蒸罐的输入端与一级闪蒸塔的富H2S甲醇闪蒸段底部相连接的管路上设置有第二换热器。
3.根据权利要求1所述的酸性气体脱除尾气中CO含量的控制方法，其特征在于：从一级闪蒸塔富CO2甲醇闪蒸段和富H2S甲醇闪蒸段底部离开的富CO2甲醇和富H2S甲醇经进一步冷却后，送入二级闪蒸结构进一步闪蒸，经二级闪蒸后，从第一二级闪蒸罐底部离开的富CO2甲醇和第二二级闪蒸罐底部离开的富H2S甲醇分别送入再吸收塔的低压闪蒸段和气提再吸收段进一步处理。
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