CN111303945A - 一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法与装置 - Google Patents
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Abstract
本发明属于煤化工技术领域，具体涉及一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法与装置。该装置包括依次连接的原料气分离器，脱硫塔，CO2冷凝器，合成气闪蒸器，CO2/H2S富甲醇闪蒸器，脱碳塔，CO2富甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器，H2S浓缩塔，解吸塔和甲醇水分离塔。该工艺将LNG的冷量与低温甲醇洗的二氧化碳液化过程进行耦合，不仅可以提升捕集二氧化碳的纯度，还可以降低原有低温甲醇洗过程的甲醇消耗，进一步降低低温甲醇洗过程的冷量和压缩功耗。该工艺能实现更高的资源利用率，减小碳排放，且使得贫甲醇用量减少了15％～45％，总体能耗减少了10％～50％，碳捕集率增加了20％～50％。同时较小的设备改动降低工厂调整工艺的成本，能广泛应用于传统工艺的优化。
Description
技术领域
本发明属于煤化工技术领域，具体涉及一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法与装置，通过该发明可以实现节省低温甲醇洗过程中冷量的消耗和实现高效的碳捕集率。
背景技术
我国的能源结构是富煤、贫气、少油，因此在丰富的煤炭资源下，煤化工行业得到了大力发展，而煤气化技术的清洁、高效、节能成为了重点发展方向。煤经过加压气化后得到的变换气不仅含有H2和CO，还含有大量的H2S、CO2等酸性气体，会造成后续反应过程的催化剂中毒。
低温甲醇洗工艺在煤化工中广泛应用于煤制甲醇、煤制天然气、煤制合成氨的酸性气体脱除过程中，对二氧化碳和硫化物有较好的选择性且处理量大、净化效率高。但是，低温甲醇洗工艺仍存在能耗高、碳捕集率低的问题。由于低温甲醇洗工艺需要利用-50℃～-60℃的低温甲醇作为吸收剂，并利用-40℃的丙烯压缩制冷，冷量消耗大，能耗高。同时原有的低温甲醇洗工艺碳补集率低，大部分的二氧化碳以尾气的形式排放到大气中，造成了碳补集率低。
鲁奇炉气化合成甲醇的合成气中含有8％～10％的甲烷，是甲醇合成过程中的惰性气体，因此需要用深冷分离单元来回收其中的甲烷以LNG形式输出。考虑到LNG这部分的冷量有待于回收，可以将其用于下游的低温甲醇洗装置，为其提供冷量，从而降低低温甲醇洗的冷量消耗。
传统低温甲醇洗工艺如图1所示，主要流程描述如下，变换装置的粗合成气进入吸收塔T101，同时脱离硫化物和二氧化碳，T101分为上塔和下塔两个部分。上塔利用新鲜的贫甲醇溶剂溶液吸收CO2，下塔用富含CO2的富甲醇溶液吸收硫化物。下塔底部采出物冷却进入闪蒸器V103，罐顶气体主要为CO和H2作为循环回收，罐底液相进入H2S浓缩塔T103。上塔底部采出物冷却减压进入中压闪蒸器V102，液相进入CO2解吸塔T102和H2S浓缩塔T103。下塔塔釜采出富硫甲醇进入H2S浓缩塔T103。T102塔顶采出CO2，塔釜采出进入H2S浓缩塔T103。T103利用N2进行汽提，进一步浓缩硫化物含量，塔顶气体主要含CO2、N2回收冷量后作为尾气处理后排放，塔釜浓缩后的富硫甲醇进入甲醇热再生塔T104。T104利用甲醇蒸汽汽提硫化物，塔顶含有甲醇蒸汽的酸性气体经过闪蒸器V106和V107二次闪蒸分离H2S和甲醇，罐底液相一部分回流回T104，一部分进入T103，塔釜回收的新鲜贫甲醇溶液冷却后进入吸收塔T101。整个系统的甲醇水溶液利用甲醇水分离塔T105进行分离，塔顶含硫气体进入T104回流，废水由塔釜排出。
上述低温甲醇洗主要存在两点不足：
(1)全流程只采用贫液甲醇作为吸收剂，甲醇循环量大，造成甲醇热再生塔T104的塔顶冷凝器E113和塔釜再沸器E112冷却水和蒸汽用量大，塔釜用于循环的甲醇溶液冷却所需冷量过大，能耗高。
(2)CO2解吸塔T102，在传统流程中为了节省能耗，解吸率不高，一部分的CO2会在H2S浓缩塔T103的塔顶由N2汽提出来作为尾气排放至大气当中，从而导致了碳捕集率低，二氧化碳排放高。
(3)实际生产情况表明，采用上述的低温甲醇洗工艺会导致甲醇消耗高，能耗高，碳捕集率低等问题。
发明内容
为了克服以上能耗高、碳捕集率低的问题，本发明的首要目的在于提供一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺装置。
本发明的另一目的在于提供一种基于上述装置进行低温甲醇洗的工艺方法。
为了实现上述发明目的，本发明采用的技术方案如下：
一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺装置，包括依次连接的原料气分离器，脱硫塔，CO2冷凝器，合成气闪蒸器，CO2/H2S富甲醇闪蒸器，脱碳塔，CO2富甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器，H2S浓缩塔，解吸塔和甲醇水分离塔；
所述的原料气分离器的气相出口与所述的脱硫塔的塔底相连，液相出口与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的脱硫塔的塔顶与所述的CO2冷凝器相连，所述的脱硫塔的塔釜经过CO2/H2S富甲醇闪蒸器与所述的H2S浓缩塔相连；
所述的CO2冷凝器共有三个进口和三个出口，第一进口为合成气进口，第一出口与第一气液分离器相连；第一气液分离器的气相出口与脱碳塔相连，液相出口与合成气闪蒸器相连，合成气闪蒸器的气相出口与合成气循环压缩机相连，液相出口与CO2冷凝器的第三入口相连，CO2冷凝器的第三出口以气相二氧化碳的形式进行封存；CO2冷凝器的第二进口为液化天然气(LNG)，第二出口为LNG换热得到的气态甲烷；
所述的脱碳塔的塔釜的一部分液体与CO2富甲醇闪蒸器相连，CO2富甲醇闪蒸器的气相出口与合成器循环压缩机相连，液相进入半贫甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器的气相输出到系统外，液相的一部分与脱碳塔的塔顶相连，另一部分与所述H2S浓缩塔相连；
所述的H2S浓缩塔塔釜经过至少一换热器与所述解吸塔相连；
所述的解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相与所述的H2S浓缩塔塔顶相连；所述的解吸塔的塔釜一部分经一次换热与所述的脱碳塔相连，一部分与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的甲醇水分离塔塔顶与所述解吸塔相连。
本发明进一步提供一种采用上述装置进行低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法，包括以下步骤：
合成气经过原料气分离器，得到的气相进入脱硫塔，由富CO2的甲醇溶液吸收分离，得到的液相进入甲醇水分离塔；
脱硫塔的塔顶所得的气体进入CO2冷凝器的第一入口，经换热冷凝后由CO2冷凝器的第一出口流出，进入第一气液分离器，由此得到Ar合成气和液态二氧化碳；Ar合成气进入脱碳塔，液态二氧化碳经合成气闪蒸器得到气相CO2和液相CO2，气相CO2进入合成气循环压缩机回收，液相CO2由CO2冷凝器的第三入口进入，由CO2冷凝器的第三出口流出，进入第二气液分离器，由此得到的气相二氧化碳进行封存，得到的液相进入H2S浓缩塔；液化天然气由CO2冷凝器的第二入口进入，经换热后以气态甲烷形式从CO2冷凝器的第二出口流出；
脱硫塔的塔釜得到的富液甲醇液经过CO2/H2S富甲醇闪蒸器所得的液相进入H2S浓缩塔，所得的气相回收至合成气循环压缩机；
脱碳塔中的合成气经塔顶新鲜甲醇吸收，得到洁净合成气；脱碳塔的塔釜得到富含CO2的甲醇，富含CO2的甲醇一部分进入脱硫塔顶部，另一部分进入CO2富甲醇闪蒸器，CO2富甲醇闪蒸器的液相进入半贫甲醇闪蒸器，由此得到气相二氧化碳输出系统，得到的液相甲醇分别流入脱碳塔和H2S浓缩塔；
H2S浓缩塔的塔釜富含H2S的甲醇经过至少一换热器进入解吸塔；
解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；富含H2S气相进一步换热闪蒸，液相进入H2S浓缩塔塔顶；气相H2S输出封存，解吸塔的塔釜一部分贫甲醇经一次换热后进入脱碳塔塔顶，另一部分进入甲醇水分离塔；
甲醇水分离塔塔顶液体进入解吸塔，塔釜废水输出处理。
优选的，所述的进入原料气分离器的合成气包含按如下体积分数组成的原料气：46.61％H2、20.37％CO、32.12％CO2、0.3％的N2、0.1％的Ar、0.23％的H2S和0.27％的H2O。
相对于现有技术，本发明的系统及方法具有如下优点及有益效果：
本发明优化了传统的低温甲醇洗工艺，仅通过对传统甲醇洗工艺步骤进行简易改动突破传统工艺局限，传统低温甲醇洗工艺在吸收塔利用贫甲醇洗涤出符合规范的合成气经塔顶输出，而塔釜的富含CO2和H2S的富甲醇液体进入解吸塔脱除CO2，脱除得到的纯净的CO2少，且能耗高。而新工艺利用二氧化碳的低温易液化的特性，先将合成气中的硫化氢脱除，得到不含硫的合成气，再利用LNG的冷量将CO2液化，预先冷凝一部分纯净的CO2，从而降低了合成气中二氧化碳的含量，然后利用甲醇将合成气在脱碳塔洗涤，进一步吸收剩余的二氧化碳，塔顶符合标准的合成气输出系统，塔釜液体利用闪蒸的方式对CO2进行二次分离。新工艺利用将LNG的冷量与低温甲醇洗的二氧化碳液化过程进行耦合，不仅可以提升捕集二氧化碳的纯度，还可以降低原有低温甲醇洗过程的甲醇消耗，进一步降低低温甲醇洗过程的冷量和压缩功耗。新工艺能实现更高的资源利用率，减小碳排放，且使得贫甲醇用量减少了15％～45％，总体能耗减少了10％～50％，碳捕集率增加了20％～50％。同时较小的设备改动降低工厂调整工艺的成本，能广泛应用于传统工艺的优化。
附图说明
图1为传统低温甲醇洗工艺。
图2为新低温甲醇洗工艺
图3CO2冷凝器简图
具体实施方法
下面结合具体实施例和附图对本发明作进一步具体详细描述，但本发明的实施方式不限于此，对于未特别注明的工艺参数，可参照常规技术进行。
以下实施例采用的工艺装置如下：
一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺装置，包括依次连接的原料气分离器，脱硫塔，CO2冷凝器，合成气闪蒸器，CO2/H2S富甲醇闪蒸器，脱碳塔，CO2富甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器，H2S浓缩塔，解吸塔和甲醇水分离塔；
所述的原料气分离器气相出口与所述的脱硫塔的塔底相连，液相出口与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的脱硫塔的塔顶与所述的CO2冷凝器相连，所述的脱硫塔的塔釜经过CO2/H2S富甲醇闪蒸器与所述的H2S浓缩塔相连；
所述的CO2冷凝器共有三个进口和三个出口，第一进口为合成气进口，第一出口与第一气液分离器相连；第一气液分离器的气相出口与脱碳塔相连，液相出口与合成气闪蒸器相连，合成气闪蒸器的气相出口与合成气循环压缩机相连，液相出口与CO2冷凝器的第三入口相连，CO2冷凝器的第三出口与第一气液分离器相连，液相出口与CO2冷凝器的第三入口相连，CO2冷凝器的第三出口以气相二氧化碳的形式进行封存；CO2冷凝器的第二进口为液化天然气(LNG)，第二出口为LNG换热得到的气态甲烷；
所述的脱碳塔的塔釜的一部分液体与CO2富甲醇闪蒸器相连，CO2富甲醇闪蒸器的气相出口与合成器循环压缩机相连，液相进入半贫甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器的气相输出到系统外，液相的一部分与脱碳塔的塔顶相连，另一部分与所述H2S浓缩塔相连；
所述的H2S浓缩塔塔釜经过至少一换热器与所述解吸塔相连；
所述的解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相与所述的H2S浓缩塔塔顶相连；所述的解吸塔的塔釜一部分经一次换热与所述的脱碳塔相连，一部分与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的甲醇水分离塔塔顶与所述解吸塔相连。
实施例1
本实施例提供一种采用上述装置进行低温甲醇洗的工艺方法。
40℃,56bar,17805kmol/h的合成气,含有46.61％的H2、20.37％的CO、32.12％的CO2、0.3％的N2、0.1％的Ar、0.23％的H2S和0.27％的H2O，经气液分离器，进入到脱硫塔，由富CO2甲醇溶液吸收分离，在塔顶得到-12.5℃、55.6bar、17627kmo/h的气体(CO 47.5％、H221.2％、CO230.8％、0.5％的N2和AR)，塔顶气体与CO2冷凝器第一入口相连，冷凝得到含有45.76kmol/h的CO、159.9kmol/h的H2、4451.27kmol/h的CO2的液态二氧化碳，和含有8253.27kmol/h的H2、3502.21kmol/h的CO、1739.44kmol/h的CO2、52.1kmol/h的N2和16.98kmol/h的Ar的合成气。温度为162℃，压力为6.62bar，6200kmol/h的LNG与二氧化碳冷凝器的第二入口相连，经过换热后温度降为-5℃，压力为6.62bar的气态甲烷从二氧化碳冷凝器的第二出口送出。含有冷凝液的合成气从二氧化碳冷凝器的第一出口送出并与第一气液分离器相连，合成气进入脱碳塔，液态二氧化碳与闪蒸器相连，闪蒸出的气相组成为40.28kmol/h的CO、150.95kmol/h的H2、69.02kmol/h的CO2的合成气并与循环压缩机连接回收，液相组成为5.48kmol/h的CO、8.95kmol/h的H2、4382.25kmol/h的CO2并与二氧化碳冷凝器的第三入口相连，换热后得到的气相从第三出口输出。在脱硫塔塔釜得到富液甲醇液，经一次闪蒸，液相进入H2S浓缩塔，气相回收至循环压缩机。脱碳塔塔顶部用8941.9kmol/h，浓度为99.5％的新鲜甲醇进行吸收，脱碳塔塔顶采出温度-44.4℃、压力54.6bar、摩尔流量12269kmo/h的洁净合成气，其中H2为67.6％，CO为29.31％，CO2为2.46％，N2为0.4187％，Ar为0.2113％，送入至下一合成单元。脱碳塔塔釜得到富含二氧化碳的甲醇，一部分送至半贫甲醇闪蒸器，一部分送至CO2富甲醇闪蒸器闪蒸回收其中的合成气。半贫甲醇闪蒸器得到的二氧化碳输出系统外，液相部分甲醇回流至脱碳塔，部分甲醇进入硫化氢浓缩塔。硫化氢浓缩塔塔釜液体经过换热后进入解吸塔，解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相进入H2S浓缩塔塔顶；解吸塔塔釜液体一部分经一次换热进入脱碳塔塔顶，一部分进入甲醇水分离塔。甲醇水分离塔塔顶液体进入解吸塔，塔釜废水输出处理。
最终CO2的捕集率达到96％，甲醇循环量降低48.2％，能耗降低了45.8％。
实施例2
本实施例提供一种采用上述装置进行低温甲醇洗的工艺方法。
40℃,56bar,13353.75kmol/h的合成气,含有46.61％的H2、20.37％的CO、32.12％的CO2、0.3％的N2、0.1％的Ar、0.23％的H2S和0.27％的H2O，经气液分离器，进入到脱硫塔，由富CO2甲醇溶液吸收分离，在塔顶得到-12.5℃、55.6bar、13220.25kmo/h的气体(CO47.5％、H221.2％、CO230.8％、0.5％的N2和AR)，塔顶气体与CO2冷凝器第一入口相连，冷凝得到含有34.32kmol/h的CO、119.925kmol/h的H2、3338.4525kmol/h的CO2的液态二氧化碳，和含有6189.95kmol/h的H2、2626.66kmol/h的CO、1304.58kmol/h的CO2、39.075kmol/h的N2和12.735kmol/h的Ar的合成气。温度为162℃，压力为6.62bar，4650kmol/h的LNG与二氧化碳冷凝器的第二入口相连，经过换热后温度降为-5℃，压力为6.62bar的气态甲烷从二氧化碳冷凝器的第二出口送出。含有冷凝液的合成气从二氧化碳冷凝器的第一出口送出并与第一气液分离器相连，合成气进入脱碳塔，液态二氧化碳与闪蒸器相连，闪蒸出的气相组成为30.21kmol/h的CO、113.21kmol/h的H2、51.765kmol/h的CO2的合成气并与循环压缩机连接回收，液相组成为4.11kmol/h的CO、6.71kmol/h的H2、3286.69kmol/h的CO2并与二氧化碳冷凝器的第三入口相连，换热后得到的气相从第三出口输出。在脱硫塔塔釜得到富液甲醇液，经一次闪蒸，液相进入H2S浓缩塔，气相回收至循环压缩机。脱碳塔塔顶部用6706.425kmol/h，浓度为99.5％的新鲜甲醇进行吸收，脱碳塔塔顶采出温度-44.4℃、压力54.6bar、摩尔流量9201.75kmo/h的洁净合成气，其中H2为67.6％，CO为29.31％，CO2为2.46％，N2为0.4187％，Ar为0.2113％，送入至下一合成单元。脱碳塔塔釜得到富含二氧化碳的甲醇，一部分送至半贫甲醇闪蒸器，，一部分送至闪蒸器闪蒸回收其中的合成气。半贫甲醇闪蒸器得到的二氧化碳输出系统外，液相部分甲醇回流至脱碳塔，部分甲醇进入硫化氢浓缩塔。硫化氢浓缩塔塔釜液体经过换热后进入解吸塔，解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相进入H2S浓缩塔塔顶；解吸塔塔釜液体一部分经一次换热进入脱碳塔塔顶，一部分进入甲醇水分离塔。甲醇水分离塔塔顶液体进入解吸塔，塔釜废水输出处理。
最终CO2的捕集率达到85％，甲醇循环量降低了42％，能耗降低了41.5％。
实施例3
本实施例提供一种采用上述装置进行低温甲醇洗的工艺方法。
40℃,56bar,26707.5kmol/h的合成气,含有46.61％的H2、20.37％的CO、32.12％的CO2、0.3％的N2、0.1％的Ar、0.23％的H2S和0.27％的H2O，经气液分离器，进入到脱硫塔，由富CO2甲醇溶液吸收分离，在塔顶得到-12.5℃、55.6bar、26440.5kmo/h的气体(CO47.5％、H221.2％、CO230.8％、0.5％的N2和AR)，塔顶气体与CO2冷凝器第一入口相连，冷凝得到含有68.64kmol/h的CO、239.85kmol/h的H2、6676.905kmol/h的CO2的液态二氧化碳，和含有12379.905kmol/h的H2、5253.315kmol/h的CO、2609.16kmol/h的CO2、78.15kmol/h的N2和25.47kmol/h的Ar的合成气。温度为162℃，压力为6.62bar，9300kmol/h的LNG与二氧化碳冷凝器的第二入口相连，经过换热后温度降为-5℃，压力为6.62bar的气态甲烷从二氧化碳冷凝器的第二出口送出。含有冷凝液的合成气从二氧化碳冷凝器的第一出口送出并与第一气液分离器相连，合成气进入脱碳塔，液态二氧化碳与闪蒸器相连，闪蒸出的气相组成为60.42kmol/h的CO、226.425kmol/h的H2、103.53kmol/h的CO2的合成气并与循环压缩机连接回收，液相组成为8.22kmol/h的CO、13.425kmol/h的H2、6573.375kmol/h的CO2并与二氧化碳冷凝器的第三入口相连，换热后得到的气相从第三出口输出。在脱硫塔塔釜得到富液甲醇液，经一次闪蒸，液相进入H2S浓缩塔，气相回收至循环压缩机。脱碳塔塔顶部用13412.85kmol/h，浓度为99.5％的新鲜甲醇进行吸收，脱碳塔塔顶采出温度-44.4℃、压力54.6bar、摩尔流量18403.5kmo/h的洁净合成气，其中H2为67.6％，CO为29.31％，CO2为2.46％，N2为0.4187％，Ar为0.2113％，送入至下一合成单元。脱碳塔塔釜得到富含二氧化碳的甲醇，一部分送至半贫甲醇闪蒸器，一部分送至闪蒸器闪蒸回收其中的合成气。半贫甲醇闪蒸器得到的二氧化碳输出系统外，液相部分甲醇回流至脱碳塔，部分甲醇进入硫化氢浓缩塔。硫化氢浓缩塔塔釜液体经过换热后进入解吸塔，解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相进入H2S浓缩塔塔顶；解吸塔塔釜液体一部分经一次换热进入脱碳塔塔顶，一部分进入甲醇水分离塔。甲醇水分离塔塔顶液体进入解吸塔，塔釜废水输出处理。
最终CO2的捕集率达到92％，甲醇循环量降低了46.5％，能耗降低了44.3％。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其他的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。
Claims (3)
1.一种低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺装置，其特征在于：包括依次连接的原料气分离器，脱硫塔，CO2冷凝器，合成气闪蒸器，CO2/H2S富甲醇闪蒸器，脱碳塔，CO2富甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器，H2S浓缩塔，解吸塔和甲醇水分离塔；
所述的原料气分离器气相出口与所述的脱硫塔的塔底相连，液相出口与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的脱硫塔的塔顶与所述的CO2冷凝器相连，所述的脱硫塔的塔釜经过CO2/H2S富甲醇闪蒸器与所述的H2S浓缩塔相连；
所述的CO2冷凝器共有三个进口和三个出口，第一进口为合成气进口，第一出口与第一气液分离器相连；第一气液分离器的气相出口与脱碳塔相连，液相出口与合成气闪蒸器相连，合成气闪蒸器的气相出口与合成气循环压缩机相连，液相出口与CO2冷凝器的第三入口相连，CO2冷凝器的第三出口与第一气液分离器相连，液相出口与CO2冷凝器的第三入口相连，CO2冷凝器的第三出口以气相二氧化碳的形式进行封存；CO2冷凝器的第二进口为液化天然气(LNG)，第二出口为LNG换热得到的气态甲烷；
所述的脱碳塔的塔釜的一部分液体与CO2富甲醇闪蒸器相连，CO2富甲醇闪蒸器的气相出口与合成器循环压缩机相连，液相进入半贫甲醇闪蒸器，半贫甲醇闪蒸器的气相输出到系统外，液相的一部分与脱碳塔的塔顶相连，另一部分与所述H2S浓缩塔相连；
所述的H2S浓缩塔塔釜经过至少一换热器与所述解吸塔相连；
所述的解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；气相进一步换热闪蒸，液相与所述的H2S浓缩塔塔顶相连；所述的解吸塔的塔釜一部分经一次换热与所述的脱碳塔相连，一部分与所述的甲醇水分离塔相连；
所述的甲醇水分离塔塔顶与所述解吸塔相连。
2.一种采用权利要求1所述装置进行低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法，其特征在于，包括以下步骤：
合成气经过原料气分离器，得到的气相进入脱硫塔，由富CO2的甲醇溶液吸收分离，得到的液相进入甲醇水分离塔；
脱硫塔的塔顶所得的气体进入CO2冷凝器的第一入口，经换热冷凝后由CO2冷凝器的第一出口流出，进入第一气液分离器，由此得到Ar合成气和液态二氧化碳；Ar合成气进入脱碳塔，液态二氧化碳经合成气闪蒸器得到气相CO2和液相CO2，气相CO2进入合成气循环压缩机回收，液相CO2由CO2冷凝器的第三入口进入，由CO2冷凝器的第三出口流出，进入第二气液分离器，由此得到的气相二氧化碳进行封存，得到的液相进入H2S浓缩塔；液化天然气由CO2冷凝器的第二入口进入，经换热后以气态甲烷形式从CO2冷凝器的第二出口流出；
脱硫塔的塔釜得到的富液甲醇液经过CO2/H2S富甲醇闪蒸器所得的液相进入H2S浓缩塔，所得的气相回收至合成气循环压缩机；
脱碳塔中的合成气经塔顶新鲜甲醇吸收，得到洁净合成气；脱碳塔的塔釜得到富含CO2的甲醇，富含CO2的甲醇一部分进入脱硫塔顶部，另一部分进入CO2富甲醇闪蒸器，CO2富甲醇闪蒸器的液相进入半贫甲醇闪蒸器，由此得到气相二氧化碳输出系统，得到的液相甲醇分别流入脱碳塔和H2S浓缩塔；
H2S浓缩塔的塔釜富含H2S的甲醇经过至少一换热器进入解吸塔；
解吸塔的塔顶设有一回流流路，此回流流路包括一个冷却器、一个气液分离罐和液相回流；富含H2S气相进一步换热闪蒸，液相进入H2S浓缩塔塔顶；气相H2S输出封存，解吸塔的塔釜一部分贫甲醇经一次换热后进入脱碳塔塔顶，另一部分进入甲醇水分离塔；
甲醇水分离塔塔顶液体进入解吸塔，塔釜废水输出处理。
3.根据权利要求2所述的低能耗与高碳捕集率的低温甲醇洗的工艺方法，其特征在于所述的进入原料气分离器的合成气包含按如下体积分数组成的原料气：46.61％H2、20.37％CO、32.12％CO2、0.3％的N2、0.1％的Ar、0.23％的H2S和0.27％的H2O。
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| GR01 | Patent grant | ||
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