CN111467940B - 一种脱除反应气中二氧化碳的方法、系统及其应用 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种脱除反应气中二氧化碳的方法，使反应气分为两路I和II用再生气和洗涤水对其升温合并得气流III；使用脱碳液对气流III进行脱碳处理得到气流IV，并用洗涤水降温得净化气体。洗涤水首先冷却降温，然后与气流IV换热，接着与第二股脱碳液和气流II依次换热，再返回冷却装置降温循环。脱碳液为来自于再生塔的塔釜贫液，分为两股，第一股直接与气流III接触得到第一股富液，第二股首先与温度低的一股富液换热，然后与洗涤水换热，最后与气流III接触得到第二股富液。可使不多于30％的反应气不经上述处理直接与净化气体合并循环回反应器。本发明不仅可明显降低循环回反应器的气体中二氧化碳的含量，并可降低富液再生时消耗的蒸汽量30％以上。

Description

一种脱除反应气中二氧化碳的方法、系统及其应用
技术领域
本发明涉及一种脱除反应气中二氧化碳的方法、系统及其应用，尤其涉及一种脱除环氧乙烷反应循环气中二氧化碳的方法、系统及其应用。
背景技术
采用高纯度乙烯与纯氧气氧化反应生成环氧乙烷(EO)，在乙烯氧化生成环氧乙烷过程中产生一定量CO2，必须将其从合成循环气中脱除，才能保持催化反应效率。
随着新型高选择性氧化催化剂的开发应用使生产环氧乙烷的乙烯用量不断下降，同时也要求循环气中CO2浓度更低，从原来5mol％降低到2mol％，进而要求低于1mol％。在原有循环气脱碳的溶剂和工艺条件下进行改造，主要办法就是加大循环气进脱碳单元的分流比例，从25％增加到50％，再到100％循环气进入脱碳，即通过增加进入脱碳吸收塔的循环气量(减少不进脱碳的气量)，降低残留的CO2浓度。然而，大幅度增加低温、低水含量的循环气进入高温的脱碳吸收塔与脱碳水溶液传质，出塔气体带走大量热量和水蒸汽，使得出吸收塔釜的富液温度下降，在再生塔煮沸解吸溶液需要的蒸汽量必然增多，即能耗上升。
由于环氧乙烷合成循环气脱碳过程中CO2分压始终比较低，即脱碳处于贫液循环操作状态，因此，溶液中的CO2解吸更加困难，要降低吸收塔出口净化气中CO2残留量，就要使得贫液解吸再生更加彻底，也就需要消耗更多的蒸汽。
中国专利CN 201210134232.7，主要是从再生部分着手，开发新的工艺流程，提高脱碳溶液的解吸质量，实现脱碳效率提高，同时降低能耗。
由于全气量通过脱碳，循环气量成倍增加，在吸收塔内温度超过100℃，而返回氧化反应器循环气温度要求小于40℃，气体一热一冷，带出大量热，脱碳系统蒸汽消耗也必然增加。为了尽可能减少蒸汽增加量，必须进一步开发新的工艺。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术存在的技术问题，提供一种脱除反应气中二氧化碳的方法、系统及其应用，本发明的方法和系统能够充分、有效地利用系统内部的热量，在大幅度提高处理气体量的条件下，保证净化气体残留二氧化碳含量达到标准的同时，大幅度节能。
根据本发明的一个方面，提供了一种脱除反应气中二氧化碳的方法，包括：
S1.对待脱除二氧化碳的反应气进行升温处理；
S2.对步骤S1得到的气体进行脱碳和降温处理，得到脱除二氧化碳的净化气体。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S1中，使待脱除二氧化碳的反应气与再生气和循环的洗涤水换热以对其进行升温处理。
根据本发明的优选实施例，使反应气的温度提高的越多越好，这样既可以充分回收再生气和洗涤水中多余的热量，又可以提高进入吸收塔的气体温度，进而可提高吸收塔排出富液的温度，可减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，节约了能量，降低了能耗。
在一些具体的实施例中，将所述反应气的温度提高到70-100℃，充分回收再生气和洗涤水中多余的热量。
根据本发明的优选实施方式，所述步骤S1包括如下步骤：
1A.将待脱除二氧化碳的反应气分为气流I和气流II；
1B.使气流I与来自再生塔塔顶的出塔再生气换热升温得到气流Ia；
1C.使气流II与洗涤水换热升温得到气流IIa；
1D.将气流Ia和气流IIa合并后得到气流III。
根据本发明的优选实施方式，所述气流I与气流II的摩尔比为(30-70)：(70-30)，优选为(40-60)：(60-40)。
根据本发明的方法，气流I与来自再生塔塔顶的出塔再生气换热，吸收其中的热量，温度得到升高；气流II与洗涤水换热，吸收其中的热量，温度得到升高。根据本发明的方法，一方面利用了再生气和洗涤水的热量，使热量得到了回收，另一方面提高了进入吸收塔的气体温度，进而可提高吸收塔排出富液的温度，可减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，节约了能量，降低了能耗。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤S2中使用脱碳液对气流III进行脱碳处理，将气流III中的二氧化碳浓度降低到符合催化剂要求的浓度。
在一些具体的实施例中，将气流III中的二氧化碳浓度降低到0.1～1.0％。
根据本发明的优选实施方式，优选所述脱碳液为来自于再生塔的塔釜贫液，优选为碳酸盐溶液，更优选为活化热碳酸钾溶液。
根据本发明的优选实施方式，所述步骤S2包括如下步骤：
2A.使气流III与第一股脱碳液逆流接触，得到气流IIIa和第一股富液；
2B.使气流IIIa与第二股脱碳液逆流接触，得到气流IV和第二股富液；
2C.使气流IV与洗涤水换热降温，得到脱除二氧化碳的净化气体。
根据本发明的一些实施方式，所述洗涤水为脱盐水，其首先经冷却装置降温到40℃以下，然后与气流IV换热，接着与第二股脱碳液换热，最后与气流II换热，之后再返回冷却装置降温循环。
根据本发明的方法，洗涤水首先经冷却装置降温到40℃以下，然后与气流IV换热，对气流IV降温，其自身温度得到升高，然后与第二股脱碳液换热，对第二股脱碳液降温，自身温度继续升高，最后与气流II换热，将之前吸收自气流IV和第二股脱碳液的热量传递给气流II，对气流II升温、增湿，之后再返回冷却装置继续降温循环。在此过程中，以洗涤水作为介质，对系统内的热量循环回收利用，减少了热损失，节约了能量。
根据本发明的优选实施方式，也可使洗涤水首先与气流II换热，然后经冷却装置降温到40℃以下，再与气流IV换热，接着与第二股脱碳液换热进行循环。
根据本发明的优选实施方式，所述第一股脱碳液和第二股脱碳液分别来自于再生塔的塔釜贫液；所述第一股脱碳液直接与气流III逆流接触，得到第一股富液；所述第二股脱碳液首先与温度较低的一股富液换热，然后与洗涤水换热，最后与气流IIIa逆流接触，得到第二股富液。
根据本发明的优选实施方式，所述第二股脱碳液首先与温度较低的一股富液换热降温，然后与洗涤水换热降温到60～95℃，优选为65～90℃，最后与气流IIIa逆流接触，得到第二股富液。
根据本发明的优选实施方式，所述第一股富液和第二股富液返回再生塔再生。使温度较低的第一股富液与第二股脱碳液换热，一方面可回收利用第二股脱碳液的热量，使热量得到了回收，另一方面提高了富液的温度，可减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，节约了能量，降低了能耗。
根据本发明的一些实施方式，所述方法还包括如下步骤：
S0.将反应气分为气流A和气流B，其中气流A按照步骤S1-S2进行处理；
S3.将气流B与步骤S2得到的净化气体直接合并，循环回反应器。
根据本发明的优选实施方式，所述气流A和气流B摩尔比为(70-100)：(30-0)，优选为(75-90)：(25-10)。
本发明人在研究过程中发现，将气流A和气流B比例限定在上述范围内，可明显降低循环回反应器的气体中二氧化碳的含量，或降低富液再生时消耗的蒸汽量。
根据本发明的另一个方面，提供了一种脱除反应气中二氧化碳的系统，包括：
用于对待脱除二氧化碳的反应气进行升温处理的升温区；
用于接收来自于升温区的气体并对其进行脱碳和降温处理的的脱碳区。
根据本发明的一些实施方式，所述升温区设置有气体入口和出口，所述气体入口与反应器分离了产品后的反应气出口相连，用于接收待脱除二氧化碳的反应气，所述出口与脱碳区的气体入口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述升温区包括至少一个用于使待脱除二氧化碳的反应气与再生塔顶出塔再生气换热的气体换热器和至少一个用于使待脱除二氧化碳的反应气与洗涤水换热的水洗塔。
根据本发明的优选实施方式，所述气体换热器上设置有反应气进口、反应气出口、再生气进口和再生气出口，所述反应气进口与升温区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述再生气进口与再生塔塔顶出气口相连，所述再生气出口与再生气冷却装置的入口相连；
在所述气体换热器内分别设有反应气通道和再生气通道；所述反应气通道分别与反应气进口和反应气出口连通，用于流通进入所述气体换热器的反应气；所述再生气通道分别与再生气进口和再生气出口连通，用于流通进入气体换热器的再生气。
根据本发明的系统，反应气与再生气在气体换热器内进行换热，利用了再生气的热量其温度得到升高，又可提高进入吸收塔的气体温度，进而提高吸收塔排出富液的温度，减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，降低能耗。
根据本发明的优选实施方式，所述反应气与再生气在气体换热器内逆向流动。
根据本发明的一些实施方式，所述水洗塔上设置有反应气进口、反应气出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述反应气进口与升温区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述洗涤水进口与贫液水冷器的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与洗涤水冷却装置的入口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述水洗塔的反应气进口设置于其侧壁下部，所述水洗塔的反应气出口设置于其顶部，所述水洗塔的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述水洗塔的洗涤水出口设置于其侧壁下部。
根据本发明的系统，反应气自下而上进入水洗塔，洗涤水自上而下进入水洗塔与反应气逆流接触，使反应气充分吸收洗涤水的热量升温、增湿，既可利用洗涤水的热量，又可提高进入吸收塔的气体温度，进而提高吸收塔排出富液的温度，减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，降低能耗。
根据本发明的优选实施方式，所述水洗塔的底部还开有废液出口，用于排出水洗塔内积攒的废液。
根据本发明的优选实施方式，所述系统还设置有水洗塔的洗涤水进口相连的洗涤水补充口，用于直接向水洗塔内补充加入脱盐水，然后进入洗涤水冷却器进行循环。
根据本发明的一些实施方式，所述脱碳区设置有气体入口和出口，所述气体入口与升温区的气体出口相连，所述气体出口与反应器的进气口相连；所述脱碳区包括至少一个用于对来自于升温区的气体进行脱碳和降温处理的吸收塔。
根据本发明的优选实施方式，所述吸收塔设置有反应气进口和反应气出口，所述反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体出口相连，在所述吸收塔内，反应气自下而上进入，与脱碳液和洗涤水逆流接触，充分进行脱碳和降温处理。
根据本发明的优选实施方式，所述吸收塔包括自下而上设置的第一吸收段、第二吸收段和降温段；所述第一吸收段、第二吸收段和降温段之间液体隔离，仅允许气体通过。
根据本发明的优选实施方式，所述第一吸收段、第二吸收段和降温段之间通过集液盘隔离，液体不能通过，在所述集液盘上设置有升气管，可允许气体通过。
根据本发明的优选实施例，所述第一吸收段、第二吸收段和降温段内分别设置有至少一层填料或塔板。
根据本发明的一些实施方式，所述第一吸收段设置有反应气进口、反应气出口、脱碳液进口和脱碳液出口，所述反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述反应气出口与第二吸收段的反应气进口(优选为集液盘升气管)相连，所述脱碳液进口与再生塔的塔釜贫液出口相连，所述脱碳液出口与贫富液换热器的富液入口或再生塔的富液入口相连；
根据本发明的优选实施方式，所述第一吸收段的反应气进口设置于其侧壁下部，所述第一吸收段的反应气出口设置于其顶部(优选与集液盘升气管相连)，所述第一吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第一吸收段的脱碳液出口设置于其底部。
根据本发明的系统，在第一吸收段内，反应气自下而上进入，与从上部进入的第一股脱碳液逆流接触，充分进行脱碳处理，脱碳液吸收其中的二氧化碳，同时热量传递给气体，脱碳液温度有所降低，得到第一股富液。
根据本发明的一些实施方式，所述第二吸收段设置有反应气进口、反应气出口、脱碳液进口和脱碳液出口，所述反应气进口与第一吸收段的反应气出口相连，所述反应气出口与降温段的反应气进口(优选为集液盘升气管)相连，所述脱碳液进口与贫液水冷器的脱碳液出口相连，所述脱碳液出口与贫富液换热器的富液入口或再生塔的富液入口相连；
根据本发明的优选实施方式，所述第二吸收段的反应气进口设置于其底部，所述第二吸收段的反应气出口设置于其顶部，所述第二吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第二吸收段的脱碳液出口设置于其侧壁下部。
根据本发明的系统，在第二吸收段内，反应气自下而上进入，与从上部进入的第二股脱碳液逆流接触，充分进行脱碳处理，脱碳液吸收其中的二氧化碳，同时温度被提高，得到第二股富液。
根据本发明的一些实施方式，所述降温段设置有反应气进口、反应气出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述反应气进口与第二吸收段的反应气出口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体出口相连，所述洗涤水进口与洗涤水冷却装置的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与贫液水冷器的洗涤水进口相连；
根据本发明的优选实施方式，所述降温段的反应气进口设置于其底部，所述降温段的反应气出口设置于其顶部，所述降温段的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述降温段的洗涤水出口设置于其侧壁下部。
根据本发明的一些实施方式，所述系统还包括用于对洗涤水进行降温的洗涤水冷却装置；所述洗涤水冷却装置包括至少一个洗涤水-循环水冷却器和至少一个洗涤水-冷冻水冷却器；所述洗涤水-循环水冷却器设置有进口和出口，所述进口与水洗塔的洗涤水出口相连，所述出口与洗涤水-冷冻水冷却器的进口相连；所述洗涤水-冷冻水冷却器设置有进口和出口，所述进口与洗涤水-循环水冷却器的出口相连，所述洗涤水出口与脱碳区降温段的洗涤水进口相连；
根据本发明的优选实施方式，所述洗涤水冷却器还设置有洗涤水补充口和洗涤水排放口，所述洗涤水补充口向系统内补充脱盐水，所述洗涤水排放口用于排出系统中被污染的洗涤水。
优选地，所述洗涤水-循环水冷却器和/或洗涤水-冷冻水冷却器设置有洗涤水补充口和洗涤水排放口，所述洗涤水补充口向系统内补充脱盐水，所述洗涤水排放口用于排出系统中被污染的洗涤水。
循环的洗涤水由电导仪实时监控水质，确定是否被污染，而后可以进行排放-补充置换。
根据本发明的一些实施方式，所述系统还包括用于使脱碳液进行换热的脱碳液换热装置所述脱碳液在脱碳液换热装置内与富液和洗涤水分别进行换热；
根据本发明的优选实施方式，所述脱碳液换热装置包括至少一个贫富液换热器和至少一个贫液水冷器；所述贫富液换热器用于使第二股脱碳液和第一股富液或者第二股富液当中温度低的富液进行换热，所述贫液水冷器用于使第二股脱碳液和洗涤水进行换热降温。
根据本发明的优选实施方式，所述贫富液换热器上设置有脱碳液进口、脱碳液出口、富液进口和富液出口，所述脱碳液进口与再生塔的塔釜贫液出口相连，所述脱碳液出口与贫液水冷器的脱碳液进口相连，所述富液进口与温度较低的一股脱碳富液出口相连，所述富液出口与再生塔的富液进口相连；在所述贫富液换热器内分别设有脱碳液通道和富液通道，所述脱碳液通道分别与脱碳液进口和脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的第二股脱碳液；所述富液通道分别与富液进口和富液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的富液。
根据本发明的系统，第二股脱碳液与温度较低的一股富液在贫富液换热器内进行换热，富液利用第二股脱碳液的热量使其温度得到升高，进而减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，降低能耗。
根据本发明的优选实施方式，所述第二股脱碳液与富液在贫富液换热器内逆向流动。
根据本发明的优选实施方式，所述贫液水冷器上设置有脱碳液进口、脱碳液出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述脱碳液进口与贫富液换热器的脱碳液出口相连，所述脱碳液出口与第二吸收段的脱碳液进口相连，所述洗涤水进口与降温段的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与水洗塔的洗涤水进口相连；在所述贫液水冷器内分别设有脱碳液通道和洗涤水通道，所述脱碳液通道分别与脱碳液进口和脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的第二股脱碳液；所述洗涤水通道分别与洗涤水进口和洗涤水出口连通，用于流通进入所述贫液水冷器的洗涤水。
根据本发明的系统，第二股脱碳液与洗涤水在贫液水冷器内进行换热，第二股脱碳液的温度降低，进而对反应气进行脱碳和降温，洗涤水利用第二股脱碳液的热量其温度得到升高，进而进入水洗塔对反应气升温，回收了热量。
根据本发明的优选实施方式，所述第二股脱碳液与洗涤水在贫液水冷器内逆向流动。
根据本发明的一些实施方式，所述系统还包括连通所述升温区气体入口和脱碳区气体出口的循环旁路管道，在所述循环管道上设置有第一调节阀；在所述第一调节阀的两端并联有一条调节管道，其上设置有第二调节阀。
根据本发明的优选实施方式，所述第一调节阀最大可允许100％反应气通过；所述第二调节阀最大可允许30％反应气通过。
根据本发明的另一个方面，还提供了上述系统在脱除反应气中二氧化碳方面的应用。
根据本发明的一些实施方式，所述应用包括如下步骤：
步骤(1)使待脱除二氧化碳的反应气进入升温区以对其进行升温处理；
步骤(2)使步骤(1)得到的气体进入脱碳区进行脱碳和降温处理，得到脱除二氧化碳的净化气体。
根据本发明的优选实施方式，所述步骤(1)包括如下步骤：
(1A)使进入升温区的待脱除二氧化碳的反应气的一部分气流i进入气体换热器，在此与再生塔顶出塔再生气换热，得到气流ia；
(1B)使进入升温区的待脱除二氧化碳的反应气的另一部分气流ii进入水洗塔，在此与洗涤水换热，得到气流iia；
(1C)将气流ia和气流iia合并后得到气流iii，送出升温区。
根据本发明的优选实施方式，所述气流i与气流ii的摩尔比为(30-70)：(70-30)，优选为(40-60)：(60-40)。
根据本发明的应用，使气流i在气体换热器内与再生塔顶出塔再生气换热，吸收其中的热量，温度得到升高；气流ii在水洗塔内与洗涤水换热，吸收其中的热量，温度得到升高。一方面利用了再生气和洗涤水的热量，使热量得到了回收，另一方面提高了进入吸收塔的气体温度，进而可提高吸收塔排出富液的温度，可减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，节约了能量，降低了能耗。
根据本发明的一些实施方式，所述步骤(2)中使气流iii进入吸收塔与脱碳液逆流接触。
根据本发明的优选实施方式，所述包括步骤(2)如下步骤：
(2A)使气流iii进入吸收塔的第一吸收段，与第一股脱碳液逆流接触，得到气流iiia和第一股富液；
(2B)使气流iiia进入吸收塔的第二吸收段，与第二股脱碳液逆流接触，得到气流iv和第二股富液；
(2C)使气流iv进入吸收塔的降温段，与洗涤水换热降温，得到脱除二氧化碳的净化气体。
根据本发明的优选实施方式，所述洗涤水为脱盐水，其首先经冷却装置降温到40℃以下，然后进入吸收塔的降温段与气流iv换热，接着进入贫液水冷器与第二股脱碳液换热，最后进入水洗塔与气流ii换热，之后再返回冷却装置降温循环。
根据本发明的应用，洗涤水首先经冷却装置降温到40℃以下，然后进入吸收塔的降温段与气流iv换热，对气流iv降温，其自身温度得到升高，然后进入贫液水冷器与第二股脱碳液换热，对第二股脱碳液降温，自身温度继续升高，最后进入水洗塔与气流ii换热，将之前吸收自气流iv和第二股脱碳液的热量传递给气流ii，对气流ii升温、增湿，之后再返回冷却装置继续降温循环。在此过程中，以洗涤水作为介质，对系统内的热量循环回收利用，减少了热损失，节约了能量。
根据本发明的优选实施方式，也可使来自外界的洗涤水首先与气流ii换热，然后经冷却装置降温到40℃以下，然后与气流iv换热，接着与第二股脱碳液换热进行循环。
根据本发明的一些实施方式，所述第一股脱碳液和第二股脱碳液为来自于再生塔的塔釜贫液；所述第一股脱碳液直接进入第一吸收段与气流iii逆流接触，得到第一股富液，所述第二股脱碳液首先进入贫富液换热器与温度较低的一股富液换热，然后进入贫液水冷器与洗涤水换热，最后进入第二吸收段与气流iiia逆流接触，得到第二股富液；所述第一股富液和第二股富液汇合后返回再生塔再生。
使温度较低的富液与第二股脱碳液换热，一方面可回收利用第二股脱碳液的热量，使热量得到了回收，另一方面提高了富液的温度，可减少富液再生时加热解吸所需的蒸汽，节约了能量，降低了能耗。
根据本发明的一些实施方式，，所述应用还包括如下步骤：
步骤(0)使反应气中的一部分气流a按照步骤(1)-步骤(2)进行处理；
步骤(3)使反应气中的另一部分气流b流经循环管道，与步骤(2)得到的净化气体直接合并，循环返回反应器。
根据本发明的优选实施方式，控制第一调节阀和第二调节阀，使气流a和气流b摩尔比为(70-100)：(30-0)，优选为(75-90)：(25-10)。
本发明人在研究过程中发现，将气流a和气流b比例限定在上述范围内，可明显降低循环回反应器的气体中二氧化碳的含量，或降低富液再生时消耗的蒸汽量。
研究发现，采用本发明的技术方案，不仅可以大大降低净化气中CO2的残留量，满足新型催化剂的运行要求，还可以使溶液再生热耗降低30％以上。
附图说明
图1示出了根据本发明一个实施例系统的工艺流程图；
附图标记说明：1－气体换热器；2－洗涤水循环泵；3－脱盐水增压泵；4－洗涤水-循环水冷却器；5－洗涤水-冷冻水冷却器；6－水洗塔；7－吸收塔；8－贫液水冷器；9－贫富液换热器；10－脱碳液泵-2；11－脱碳液泵-1。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。
如图1所示，根据本发明的一个实施例，本发明脱除反应气中二氧化碳的系统包括升温区、脱碳区、洗涤水冷却装置、脱碳液换热装置和循环气旁路管道；
其中，升温区设置有气体入口和出口，所述气体入口与分离了产品后的反应气出口相连，用于接收待脱除二氧化碳的反应气，所述出口与脱碳区的气体入口相连；其包括气体换热器1和水洗塔6；
气体换热器1上设置有反应气进口、反应气出口、再生气进口和再生气出口，所述反应气进口与升温区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述再生气进口与再生塔塔顶出气口相连，所述再生气出口与再生气冷却装置的入口相连；在所述气体热器1内分别设有反应气通道和再生气通道；所述反应气通道分别与反应气进口和反应气出口连通，用于流通进入所述气体换热器的反应气；所述再生气通道分别与再生气进口和再生气出口连通，用于流通进入气体换热器的再生气；
水洗塔6上设置有反应气进口、反应气出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述反应气进口与升温区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述洗涤水进口与贫液水冷器8的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与洗涤水冷却装置的入口相连；所述水洗塔的反应气进口设置于其侧壁下部，所述水洗塔的反应气出口设置于其顶部，所述水洗塔的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述水洗塔的洗涤水出口设置于其侧壁下部；水洗塔的底部还开有废液出口，连接废液排出管道，用于排出水洗塔内积攒的废液，废液排出管道上设有阀门XV3；水洗塔6的洗涤水进口还设有与其相连的洗涤水补充口，用于直接向水洗塔内加入洗涤水，然后进入洗涤水冷却器进行循环；
脱碳区设置有气体入口和出口，所述气体入口与升温区的气体出口相连，所述气体出口与反应器的进气口相连；脱碳区包括用于对来自于升温区的气体进行脱碳和降温处理的吸收塔7；
吸收塔7设置有反应气进口和反应气出口，所述反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体出口相连；吸收塔7包括自下而上设置的第一吸收段、第二吸收段和降温段；第一吸收段、第二吸收段和降温段之间通过由集液盘隔离，液体不能通过，在所述集液盘上设置有升气管，可允许气体通过；第一吸收段设置有反应气进口、反应气出口、脱碳液进口和脱碳液出口，所述反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述反应气出口与第二吸收段的反应气进口(优选为集液盘升气管)相连，所述脱碳液进口与再生塔的塔釜液体出口相连，所述脱碳液出口与贫富液换热器9的富液入口相连；第一吸收段的反应气进口设置于其侧壁下部，所述第一吸收段的反应气出口设置于其顶部(优选与集液盘升气管相连)，所述第一吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第一吸收段的脱碳液出口设置于其底部；第二吸收段设置有反应气进口、反应气出口、脱碳液进口和脱碳液出口，所述反应气进口与第一吸收段的反应气出口相连，所述反应气出口与降温段的反应气进口(优选为集液盘升气管)相连，所述脱碳液进口与贫液水冷器8的脱碳液出口相连，所述脱碳液出口与再生塔的富液入口相连；第二吸收段的反应气进口设置于其底部，所述第二吸收段的反应气出口设置于其顶部，所述第二吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第二吸收段的脱碳液出口设置于其侧壁下部；降温段设置有反应气进口、反应气出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述反应气进口与第二吸收段的反应气出口相连，所述反应气出口与脱碳区的气体出口相连，所述洗涤水进口与洗涤水冷却装置的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与贫液水冷器的洗涤水进口相连；降温段的反应气进口设置于其底部，所述降温段的反应气出口设置于其顶部，所述降温段的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述降温段的洗涤水出口设置于其侧壁下部；
洗涤水冷却装置设有洗涤水进口和洗涤水出口，包括串联的洗涤水-循环水冷却器4和洗涤水-冷冻水冷却器5，洗涤水-循环水冷却器设置有进口和出口，所述进口与水洗塔的洗涤水出口相连，所述出口与洗涤水-冷冻水冷却器的进口相连；所述洗涤水-冷冻水冷却器设置有进口和出口，所述进口与洗涤水-循环水冷却器的出口相连，所述洗涤水出口与脱碳区降温段的洗涤水进口相连；根据本发明的优选实施方式，洗涤水-循环水冷却器4设置有洗涤水补充口和洗涤水排放口，所述洗涤水补充口向系统内补充脱盐水，所述洗涤水排放口用于排出系统中被污染的洗涤水；
脱碳液换热装置包括贫富液换热器9和贫液水冷器8；所述贫富液换热器9用于使第二股脱碳液和温度较低的一股富液进行换热，其上设置有脱碳液进口、脱碳液出口、富液进口和富液出口，所述脱碳液进口与再生塔的塔釜液体出口相连，所述脱碳液出口与贫液水冷器的脱碳液进口相连，所述富液进口与第一吸收段的脱碳液出口相连，所述富液出口与再生塔的富液进口相连；在所述贫富液换热器内分别设有脱碳液通道和富液通道，所述脱碳液通道分别与脱碳液进口和脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的第二股脱碳液；所述富液通道分别与富液进口和富液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的富液；贫液水冷器8用于使第二股脱碳液和洗涤水进行换热，其上设置有脱碳液进口、脱碳液出口、洗涤水进口和洗涤水出口，所述脱碳液进口与贫富液换热器的脱碳液出口相连，所述脱碳液出口与第二吸收段的脱碳液进口相连，所述洗涤水进口与降温段的洗涤水出口相连，所述洗涤水出口与水洗塔的洗涤水进口相连；在所述贫液水冷器内分别设有脱碳液通道和洗涤水通道，所述脱碳液通道分别与脱碳液进口和脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的第二股脱碳液；所述洗涤水通道分别与洗涤水进口和洗涤水出口连通，用于流通进入所述贫液水冷器的洗涤水；
循环旁路管道连通所述升温区气体入口和脱碳区气体出口，在所述旁路管道上设置有第一调节阀XV1，在所述第一调节阀的两端并联有一条最大可以通过30％气量的调节管道，其上设置有第二调节阀XV2。
本发明系统的应用过程如下：
来自反应器出口的反应气经过产品分离进入本发明的系统，反应气的一部分气流i进入气体换热器1，在此与再生塔顶出塔再生气换热升温，得到气流ia，另一部分气流ii进入水洗塔6，在此与洗涤水换热升温、增湿，得到气流iia；气流ia和气流iia合并后得到气流iii；气流iii进入吸收塔7的第一吸收段，与第一股脱碳液逆流接触，得到气流iiia和第一股富液，气流iiia向上进入吸收塔7的第二吸收段，与第二股脱碳液逆流接触，得到气流iv和第二股富液，气流iv继续向上进入吸收塔7的降温段，与洗涤水换热降温，得到脱除了二氧化碳的净化气体，净化气体循环返回反应器。
来自于再生塔的塔釜贫液分为两股，分别为第一股脱碳液和第二股脱碳液；所述第一股脱碳液直接进入第一吸收段与气流iii逆流接触，得到第一股富液，所述第二股脱碳液首先进入贫富液换热器9与第一股富液换热，然后进入贫液水冷器8与洗涤水换热，最后进入第二吸收段与气流iiia逆流接触，得到第二股富液；第一股富液和第二股富液温度得到提升，汇合后返回再生塔再生。
洗涤水首先经冷却装置降温到40℃以下，然后进入吸收塔7的降温段与气流iv换热，接着进入贫液水冷器8与第二股脱碳液换热，最后进入水洗塔6与气流ii换热，之后再经洗涤水循环泵2增压返回冷却装置降温循环；利用电导仪实时监测的结果判断洗涤水中杂质含量，如果超出设定值，则打开阀门XV3，排出部分废液，然后通过洗涤水补充口补充新的脱盐水。
正常运行时，关闭阀门XV1，调节阀门XV2，使进入升温区的反应气量为反应气总量70％～100％。
实施例1
某规模为7万吨/年的乙烯在银催化剂作用下，合成环氧乙烷装置，其氧化合成反应副反应产物CO2的脱碳单元采用碳酸钾脱碳工艺。为了采用高选择性催化剂，需将反应器入口循环气中CO2浓度从2％降低到小于1％，为此进入脱碳系统的反应尾气量从50％提高到100％，即从83654.2kg/h提高到164284.7kg/h。尾气经过压缩机增压，压力1.82MPa(A)、温度56.5℃的反应气进入本发明的系统，气量为164284.7kg/h，其中CO2浓度1.59mol％，乙烯浓度28.02mol％，O2浓度5.86mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气和MEG。采用本发明工艺，摩尔分数约50％气量经过气体换热器[1]升温到约90℃回收再生气热量；其余气体进入水洗塔[6]加热、增湿，升温到约85.5℃回收洗涤水的热量。两股气体合并混合温度87℃进入吸收塔[7]，与碳酸盐泵[11]泵入的第一股脱碳液在第一吸收段的填料中逆流传质吸收并换热，出吸收塔的第一股富液温度约88.77℃，经过贫富液换热器[9]与115℃的第二股脱碳液换热，温度升高到约103℃与第二吸收段出来的第二股富液混合后，进再生塔顶闪蒸罐，混合富液温度为103.5℃，比改造前提高约5℃。
碳酸盐泵[10]泵入的第二股脱碳液在贫富液换热器[9]换热后，进入贫液水冷器[8]与循环洗涤水换热，将热量传递给洗涤水后，进一步降温到约80℃，进入吸收塔的第二吸收段段与从第一吸收段上来的气体进一步逆流接触脱除CO2，得到第二股富液，与第一股富液汇合后返回再生塔解吸再生。
来自水洗塔[6]的循环洗涤水经洗涤水循环泵[2]增压进入洗涤水-循环水冷却器[4]冷却，再经洗涤水-冷冻水冷却器[5]降温到35℃以下，进入吸收塔降温段，与出吸收塔净化气逆流接触洗涤气体中碳酸盐雾沫并传热，将出塔返回合成系统的气体温度降低到37℃以下，目的是减少气体中饱和水蒸汽含量(小于0.3％)，满足催化剂要求。反应器入口气体中CO2浓度小于1.0％，(催化剂选择性提高后，CO2浓度小于0.5％)。
出降温段的洗涤水在贫液水冷器[8]与脱碳液换热，升温到88℃的洗涤水返回水洗塔[6]，在填料中与进系统反应气逆流接触传热、传质，循环气中微量有机物被洗去、气体被加热、增湿，升温到约85.5℃的出塔气体与另一路反应气合并进入吸收塔。
正常运行时，关闭阀门XV1，调节阀门XV2，使进入升温区的反应气量为反应气总量的约86％。
50％反应尾气脱碳时，溶液再生需要的蒸汽约15t/h；反应尾气100％脱碳，采用本发明工艺，不必因为气量增加而增加蒸汽量，实际节省蒸汽约10t/h。
对比例1：
某规模为7万吨/年的乙烯在银催化剂作用下合成环氧乙烷装置，其氧化合成反应副反应产物CO2的脱碳单元采用碳酸钾脱碳工艺。尾气经过压缩机增压，压力1.82MPa(A)、温度56.5℃的反应气进入脱碳系统，循环气量为164284.7kg/h，其中，CO2浓度1.59mol％，乙烯浓度28.02mol％，O2浓度5.86mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气和MEG。为了将反应器入口循环气中CO2浓度从目前2％，降低到小于1％，将进入脱碳系统的反应尾气从50％提高到100％，即气量从83654.2kg/h提高到164284.7kg/h。
采用现有工艺，反应气中摩尔分数约50％气量的气体通过XV1旁路直接返回反应器(不进入脱碳系统)，另外约50％气量经过气体换热器[1]升温到约90℃回收再生气热量后进入二氧化碳吸收塔，该塔分为上下两段，上下两段相通(并未液体隔离)，与碳酸盐泵泵入的脱碳液在上下段填料中逆流传质吸收并换热，上段入口脱碳液用外界循环冷却水冷到91℃(热量损失)，出吸收塔气体用外界循环冷却水在换热器中冷到57.7℃(热量损失)，然后与没有进入脱碳系统的反应气合并返回反应系统，气体中CO2浓度约2.0％，不能满足高选择性催化剂CO2浓度小于1.0％的要求。出吸收塔脱碳富液，温度约98.2℃(没有回收热量)，直接进再生塔顶闪蒸罐。
为了满足催化剂要求，反应器入口气体中CO2浓度小于1.0％，必须将循环气的85～100％进行脱碳处理，如果脱碳流程不按照实施例1进行改造，仍采用原工艺，则蒸汽消耗必须从目前每小时15吨基础上，增加10吨左右(约40％)。
实施例2
某新建规模为80万吨/年的乙烯制环氧乙烷/乙二醇装置，其氧化合成反应在银催化剂作用下完成，反应副反应产物CO2的脱除单元采用热碳酸钾脱碳工艺。压力2.40MPa(A)、温度56.6℃的反应气进入脱碳系统，循环气量为1774479.3kg/h，其中CO2浓度1.71mol％，乙烯浓度28.50mol％，O2浓度5.97mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气和MEG。采用本发明工艺，流程与实施例1相同，由于规模大，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗从普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)的76吨/时降到为46吨/时，减少约30吨/时(约40％)。
实施例3
某新建规模为20万吨/年的乙烯制精环氧乙烷装置，其氧化合成反应在银催化剂作用下完成，反应副反应产物CO2的脱除单元采用热碳酸钾脱碳工艺。
压力2.38MPa(A)、温度49.2℃的反应循环气进入脱碳系统，循环气量为668822.04kg/h，其中CO2浓度1.44mol％，乙烯浓度28.61mol％，O2浓度5.68mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气和MEG。采用本发明工艺，流程与实施例1基本相同，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗从普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)40吨/时降到20吨/时以下，节省蒸汽约50％。
实施例4
某规模为5万吨/年的乙烯制环氧乙烷/乙二醇装置，其氧化合成在银催化剂作用下完成，反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力2.26MPa(A)、温度48.4℃的反应气进入脱碳系统，循环气量为112696.23kg/h，其中CO2浓度2.0mol％，乙烯浓度24.96mol％，O2浓度5.99mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量EO和水蒸气。采用本发明工艺，流程与实施例1基本相同，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约36％。
实施例5
某新建规模为33万吨/年的醋酸乙烯装置，用乙烯、氧气和醋酸蒸汽在贵金属Pd-Au(Pt)催化剂及醋酸钾助催化剂作用下，在160-200℃，0.6-0.8MPa条件下，反应产物经分离，精馏得到产品。该氧化合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。尾气经过压缩机增压，压力1.2MPa(A)、温度84℃的循环气进入脱碳系统，气量为20455.07kg/h，其中CO2浓度14.94mol％，乙烯浓度62.09mol％，O2浓度3.24mol％，其余为CH4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，流程与实施例1相同，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)少约35％。
实施例6
某新建规模为100万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在250-280℃，3.2-3.5MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。尾气经过压缩机增压，压力3.5MPa(A)、温度64℃的循环气进入脱碳系统，气量为337403.19kg/h，其中CO2浓度12.93mol％，CO浓度7.99mol％，H2浓度58.72mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约37％。
实施例7
某规模为200万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在260-280℃，2.8-3.0MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力2.72MPa(A)、温度40℃的循环气进入脱碳系统，气量为430402.82kg/h，其中CO2浓度14.71mol％，CO浓度7.12mol％，H2浓度60.55mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约36％。
实施例8
某规模为100万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在240-280℃，2.6-2.8MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力1.8MPa(A)、温度40℃的循环气进入脱碳系统，气量为376081.41kg/h，其中CO2浓度15.8mol％，CO浓度19.18mol％，H2浓度34.86mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约30％。
实施例9
某新建规模100万吨/年煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在250-280℃，3.2-3.5MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。尾气经过压缩机增压，压力3.45MPa(A)、温度77.2℃的循环气进入脱碳系统，气量为208014.11kg/h，其中CO2浓度14.31mol％，CO浓度7.07mol％，H2浓度58.86mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约33％。
实施例10
某规模为100万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在260-280℃，2.70-2.80MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力2.72MPa(A)、温度42℃的循环气进入脱碳系统，气量为220411.71kg/h，其中CO2浓度11.86mol％，CO浓度8.09mol％，H2浓度66.98mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约35％。
实施例11
某规模为100万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在260-280℃，2.8-3.0MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力2.72MPa(A)、温度42.6℃的循环气进入脱碳系统，气量为204644.42kg/h，其中CO2浓度14.16mol％，CO浓度7.50mol％，H2浓度64.46mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约36％。
实施例12
某规模为200万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在250-280℃，3.2-3.5MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。尾气经过压缩机增压，压力3.53MPa(A)、温度85.6℃的循环气进入脱碳系统，气量为379240.51kg/h，其中CO2浓度13.99mol％，CO浓度7.75mol％，H2浓度61.15mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约32％。
实施例13
某规模为60万吨/年的煤制油装置，用一氧化碳、氢气在铁催化剂作用下，在260-280℃，2.8-3.0MPa条件下，在浆态床反应器中反应，反应产物经分离、加氢、精馏得到柴油等系列产品。该合成反应副反应产物CO2的脱除单元采用碳酸钾脱碳工艺。压力2.63MPa(A)、温度41.8℃的循环气进入脱碳系统，气量为145378.06kg/h，其中CO2浓度12.85mol％，CO浓度9.04mol％，H2浓度61.49mol％，其余为CH4、C2H4、C2H6、N2、Ar以及少量水蒸气。采用本发明工艺，结合中国专利CN200610166303.6的再生流程和溶液组成，在达到同样的二氧化碳脱除效果的情况下，蒸汽消耗比普通热碳酸钾脱碳工艺(即直接用脱碳液对反应气进行脱碳处理，而不采用热量回收措施)减少约38％。
在本发明中的提到的任何数值，如果在任何最低值和任何最高值之间只是有两个单位的间隔，则包括从最低值到最高值的每次增加一个单位的所有值。例如，如果声明一种组分的量，或诸如温度、压力、时间等工艺变量的值为50-90，在本说明书中它的意思是具体列举了51-89、52-88……以及69-71以及70-71等数值。对于非整数的值，可以适当考虑以0.1、0.01、0.001或0.0001为一单位。这仅是一些特殊指明的例子。在本申请中，以相似方式，所列举的最低值和最高值之间的数值的所有可能组合都被认为已经公开。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。

Claims (32)

1.一种脱除反应气中二氧化碳的方法，包括：
S1.对待脱除二氧化碳的反应气进行升温处理；
S2.对步骤S1得到的气体进行脱碳和降温处理，得到脱除二氧化碳的净化气体；
所述步骤S1中，使待脱除二氧化碳的反应气与再生气和循环的洗涤水换热以对其进行升温处理；
所述步骤S1包括如下步骤：
1A.将待脱除二氧化碳的反应气分为气流I和气流II；
1B.使气流I与来自再生塔塔顶的出塔再生气换热升温得到气流Ia；
1C.使气流II与洗涤水换热升温得到气流IIa；
1D.将气流Ia和气流IIa合并后得到气流III；
所述步骤S2中使用脱碳液对气流III进行脱碳处理，降低气流III中的二氧化碳浓度；所述步骤S2包括如下步骤：
2A.使气流III与第一股脱碳液逆流接触，得到气流IIIa和第一股富液；
2B.使气流IIIa与第二股脱碳液逆流接触，得到气流IV和第二股富液；
2C.使气流IV与洗涤水换热降温，得到脱除二氧化碳的净化气体；
所述洗涤水首先经冷却装置降温到40℃以下，然后与气流IV换热，接着与第二股脱碳液换热，最后与气流II换热，之后再返回冷却装置降温循环。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述气流I与气流II的摩尔比为(30-70)：(70-30)。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述气流I与气流II的摩尔比为(40-60)：(60-40)。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤S2中所述脱碳液为来自于再生塔的塔釜贫液。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述脱碳液为碳酸盐溶液。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一股脱碳液和第二股脱碳液为来自于再生塔的塔釜贫液；所述第一股脱碳液直接与气流III逆流接触，得到第一股富液；所述第二股脱碳液首先与温度较低的一股富液换热降温，然后与洗涤水换热，最后与气流IIIa逆流接触，得到第二股富液；所述第一股富液和第二股富液返回再生塔再生。
7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其特征在于，所述方法还包括如下步骤：
S0.将反应气分为气流A和气流B，其中气流A按照步骤S1-S2进行处理；
S3.将气流B与步骤S2得到的净化气体直接合并，循环回反应器。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述气流A和气流B摩尔比为(70-100)：(30-0)。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述气流A和气流B摩尔比为(75-90)：(25-10)。
10.一种脱除反应气中二氧化碳的系统，包括：
用于对待脱除二氧化碳的反应气进行升温处理的升温区；
用于接收来自于升温区的气体并对其进行脱碳和降温处理的脱碳区；
所述升温区包括至少一个用于使待脱除二氧化碳的反应气与来自再生塔塔顶的出塔再生气换热的气体换热器和至少一个用于使待脱除二氧化碳的反应气与洗涤水换热的水洗塔；
所述水洗塔上设置有水洗塔的反应气进口、水洗塔的反应气出口、水洗塔的洗涤水进口和水洗塔的洗涤水出口，所述水洗塔的反应气进口与升温区的气体入口相连，所述水洗塔的反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述水洗塔的洗涤水进口与贫液水冷器的洗涤水出口相连，所述水洗塔的洗涤水出口与洗涤水冷却装置的入口相连；
所述水洗塔的反应气进口设置于其侧壁下部，所述水洗塔的反应气出口设置于其顶部，所述水洗塔的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述水洗塔的洗涤水出口设置于其侧壁下部；
所述脱碳区包括至少一个用于对来自于升温区的气体进行脱碳和降温处理的吸收塔；所述吸收塔设置有吸收塔的反应气进口和吸收塔的反应气出口，所述吸收塔的反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述吸收塔的反应气出口与脱碳区的气体出口相连，在所述吸收塔内，反应气与液体逆流接触，以对反应气进行脱碳和降温处理；所述吸收塔包括自下而上设置的第一吸收段、第二吸收段和降温段；所述第一吸收段、第二吸收段和降温段之间液体隔离；
所述降温段设置有降温段的洗涤水进口和降温段的洗涤水出口；所述降温段的洗涤水进口设置于其侧壁上部，所述降温段的洗涤水出口设置于其侧壁下部；所述降温段的洗涤水进口与洗涤水冷却装置的洗涤水出口相连，所述降温段的洗涤水出口与贫液水冷器的洗涤水进口相连；
所述洗涤水冷却装置包括至少一个洗涤水-循环水冷却器和至少一个洗涤水-冷冻水冷却器；所述洗涤水-循环水冷却器设置有洗涤水-循环水冷却器的进口和洗涤水-循环水冷却器的出口，所述洗涤水-循环水冷却器的进口与水洗塔的洗涤水出口相连，所述洗涤水-循环水冷却器的出口与洗涤水-冷冻水冷却器的进口相连；所述洗涤水-冷冻水冷却器设置有洗涤水-冷冻水冷却器的进口和洗涤水-冷冻水冷却器的出口，所述洗涤水-冷冻水冷却器的进口与洗涤水-循环水冷却器的出口相连，所述洗涤水-冷冻水冷却器的出口与脱碳区降温段的洗涤水进口相连；
所述系统还包括用于使脱碳液进行换热的脱碳液换热装置，所述脱碳液在脱碳液换热装置内与富液和洗涤水分别进行换热；所述脱碳液换热装置包括至少一个贫富液换热器和至少一个贫液水冷器；所述贫富液换热器用于使第二股脱碳液和第一股富液或者第二股富液当中温度较低的一股富液进行换热，所述贫液水冷器用于使第二股脱碳液和洗涤水进行换热；
所述贫液水冷器上设置有贫液水冷器的洗涤水进口和贫液水冷器的洗涤水出口，所述贫液水冷器的洗涤水进口与降温段的洗涤水出口相连，所述贫液水冷器的洗涤水出口与水洗塔的洗涤水进口相连；在所述贫液水冷器内设有洗涤水通道，所述洗涤水通道分别与贫液水冷器的洗涤水进口和贫液水冷器的洗涤水出口连通，用于流通进入所述贫液水冷器的洗涤水。
11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述升温区设置有升温区的气体入口和升温区的气体出口，所述升温区的气体入口与分离了产品后的反应气出口相连，用于接收待脱除二氧化碳的反应气，所述升温区的气体出口与脱碳区的气体入口相连。
12.根据权利要求10或11所述的系统，其特征在于，所述气体换热器上设置有气体换热器的反应气进口、气体换热器的反应气出口、气体换热器的再生气进口和气体换热器的再生气出口，所述气体换热器的反应气进口与升温区的气体入口相连，所述气体换热器的反应气出口与脱碳区的气体入口相连，所述气体换热器的再生气进口与再生塔塔顶出气口相连，所述气体换热器的再生气出口与再生气冷却装置的入口相连；
在所述气体换热器内分别设有反应气通道和再生气通道；所述反应气通道分别与气体换热器的反应气进口和气体换热器的反应气出口连通，用于流通进入所述气体换热器的反应气；所述再生气通道分别与气体换热器的再生气进口和气体换热器的再生气出口连通，用于流通进入气体换热器的再生气。
13.根据权利要求10或11所述的系统，其特征在于，所述脱碳区设置有脱碳区的气体入口和脱碳区的气体出口，所述脱碳区的气体入口与升温区的气体出口相连，所述脱碳区的气体出口与反应器的进气口相连。
14.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述第一吸收段设置有第一吸收段的反应气进口、第一吸收段的反应气出口、第一吸收段的脱碳液进口和第一吸收段的脱碳液出口，所述第一吸收段的反应气进口与脱碳区的气体入口相连，所述第一吸收段的反应气出口与第二吸收段的反应气进口相连，所述脱碳液进口与脱碳液再生塔的塔釜液体出口相连，所述脱碳液出口与贫富液换热器的富液入口相连；
所述第一吸收段的反应气进口设置于其侧壁下部，所述第一吸收段的反应气出口设置于其顶部，所述第一吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第一吸收段的脱碳液出口设置于其底部。
15.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述第二吸收段设置有第二吸收段反应气进口、第二吸收段反应气出口、第二吸收段脱碳液进口和第二吸收段脱碳液出口，所述第二吸收段反应气进口与第一吸收段的反应气出口相连，所述第二吸收段反应气出口与降温段的反应气进口相连，所述第二吸收段脱碳液进口与贫液水冷器的脱碳液出口相连，所述第二吸收段脱碳液出口与再生塔的富液入口相连；
所述第二吸收段的反应气进口设置于其底部，所述第二吸收段的反应气出口设置于其顶部，所述第一吸收段的脱碳液进口设置于其侧壁上部，所述第二吸收段的脱碳液出口设置于其侧壁下部。
16.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述降温段还设置有降温段的反应气进口和降温段的反应气出口，所述降温段的反应气进口与第二吸收段的反应气出口相连，所述降温段的反应气出口与脱碳区的气体出口相连；
所述降温段的反应气进口设置于其底部，所述降温段的反应气出口设置于其顶部。
17.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述洗涤水冷却装置还设置有洗涤水补充口和洗涤水排放口，所述洗涤水补充口向系统内补充脱盐水，所述洗涤水排放口用于排出系统中被污染的洗涤水。
18.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述贫富液换热器上设置有贫富液换热器的脱碳液进口、贫富液换热器的脱碳液出口、贫富液换热器的富液进口和贫富液换热器的富液出口，所述贫富液换热器的脱碳液进口与再生塔的塔釜液体出口相连，所述贫富液换热器的脱碳液出口与贫液水冷器的脱碳液进口相连，所述贫富液换热器的富液进口与第一股富液或者第二股富液当中温度较低的一股富液出口相连，所述贫富液换热器的富液出口与再生塔的富液进口相连；在所述贫富液换热器内分别设有脱碳液通道和富液通道，所述脱碳液通道分别与贫富液换热器的脱碳液进口和贫富液换热器的脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的第二股脱碳液；所述富液通道分别与贫富液换热器的富液进口和贫富液换热器的富液出口连通，用于流通进入所述贫富液换热器的温度较低的一股富液。
19.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述贫液水冷器上还设置有贫液水冷器的脱碳液进口和贫液水冷器的脱碳液出口，所述贫液水冷器的脱碳液进口与贫富液换热器的脱碳液出口相连，所述贫液水冷器的脱碳液出口与第二吸收段的脱碳液进口相连；在所述贫液水冷器内还别设有脱碳液通道，所述脱碳液通道分别与贫液水冷器的脱碳液进口和贫液水冷器的脱碳液出口连通，用于流通进入所述贫液水冷器的第二股脱碳液。
20.根据权利要求10或11所述的系统，其特征在于，所述系统还包括连通所述升温区的气体入口和脱碳区的气体出口的循环旁路管道，在所述循环管道上设置有第一调节阀；在所述第一调节阀的两端并联有一条调节管道，其上设置有第二调节阀。
21.权利要求10-20中任意一项所述的系统在脱除反应气中二氧化碳方面的应用。
22.根据权利要求21所述的应用，其特征在于，包括如下步骤：
步骤(1)使待脱除二氧化碳的反应气进入升温区以对其进行升温处理；
步骤(2)使步骤(1)得到的气体进入脱碳区进行脱碳和降温处理，得到脱除二氧化碳的净化气体。
23.根据权利要求22所述的应用，其特征在于，所述步骤(1)包括如下步骤：
(1A)使进入升温区的待脱除二氧化碳的反应气的一部分气流i进入气体换热器，在此与来自再生塔塔顶的出塔再生气换热，得到气流ia；
(1B)使进入升温区的待脱除二氧化碳的反应气的另一部分气流ii进入水洗塔，在此与洗涤水换热，得到气流iia；
(1C)将气流ia和气流iia合并后得到气流iii，送出升温区。
24.根据权利要求23所述的应用，其特征在于，所述气流i与气流ii的摩尔比为(30-70)：(70-30)。
25.根据权利要求24所述的应用，其特征在于，所述气流i与气流ii的摩尔比为(40-60)：(60-40)。
26.根据权利要求23所述的应用，其特征在于，所述步骤(2)中使气流iii进入吸收塔与脱碳液逆流接触。
27.根据权利要求26所述的应用，其特征在于，所述步骤(2)包括如下步骤：
(2A)使气流iii进入吸收塔的第一吸收段，与第一股脱碳液逆流接触，得到气流iiia和第一股富液；
(2B)使气流iiia进入吸收塔的第二吸收段，与第二股脱碳液逆流接触，得到气流iv和第二股富液；
(2C)使气流iv进入吸收塔的降温段，与洗涤水换热降温，得到脱除了二氧化碳的净化气体。
28.根据权利要求27所述的应用，其特征在于，所述洗涤水为脱盐水，其首先经冷却装置降温到40℃以下，然后进入吸收塔的降温段与气流iv换热，接着进入贫液水冷器与第二股脱碳液换热，最后进入水洗塔与气流ii换热，之后再返回冷却装置降温循环。
29.根据权利要求27所述的应用，其特征在于，所述第一股脱碳液和第二股脱碳液来自于再生塔的塔釜贫液；所述第一股脱碳液直接进入第一吸收段与气流iii逆流接触，得到第一股富液，所述第二股脱碳液首先进入贫富液换热器与温度较低的一股富液换热，然后进入贫液水冷器与洗涤水换热，最后进入第二吸收段与气流iiia逆流接触，得到第二股富液；所述第一股富液和第二股富液返回再生塔再生。
30.根据权利要求21-29中任意一项所述的应用，其特征在于，所述应用还包括如下步骤：
步骤(0)使反应气中的一部分气流a按照步骤(1)-步骤(2)进行处理；
步骤(3)使反应气中的另一部分气流b流经循环管道，与步骤(2)得到的净化气体直接合并，循环回反应器。
31.根据权利要求30所述的应用，其特征在于，控制第一调节阀和第二调节阀，使气流a和气流b摩尔比为(70-100)：(30-0)。
32.根据权利要求30所述的应用，其特征在于，控制第一调节阀和第二调节阀，使气流a和气流b摩尔比为(75-90)：(25-10)。
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