本发明涉及到酸性气体脱除工艺，具体指一种配套水煤浆气化的酸性气再吸收工艺。
背景技术：
基于我国多煤少油乏气的资源现状，近年来以煤为原料的化学工业得到快速发展，煤通过高温气化，制得的以H2和CO为主要成分的粗合成气，是生产C1化工及其衍生物产品的适宜原料。水煤浆加压气化技术由于具有煤种适应范围广、煤浆输送连续稳定、碳转化率高、加压气化节省下游气体压缩能耗及设备投资少等特点得到了广泛应用。采用水煤浆气化工艺生产的粗合成气中除含有H2、CO、CO2外，还有少量的H2S、COS、NH3、HCN等微量组分，其中H2是合成甲醇、合成氨等化工产品的原料气，酸性气体CO2和H2S一般是合成催化剂的毒物，所以必须在合成工序之前加以脱除，以满足下游生产加工的要求。
在以甲醇为吸收溶剂的酸性气体脱除工艺中，酸性气再吸收工艺是利用减压闪蒸和氮气气提的方式，将富CO2甲醇和富H2S甲醇中溶解的CO2、H2S等气体释放出来，并将释放出的H2S气体再次吸收的过程。在贫液半贫液酸性气体脱除流程的再吸收工艺中，富CO2甲醇通过减压闪蒸，释放富甲醇中溶解的部分CO2后，生成半贫液，一部分半贫液直接作为吸收溶剂返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分作为H2S的再吸收溶剂送至再吸收塔；富H2S甲醇通过减压闪蒸、氮气气提，释放溶解其中的大部分CO2和少量的H2S，并利用半贫液实现了对H2S的再次吸收和提浓，产生的富液通过后续热再生实现硫组分的分离和甲醇的再生，再生的贫甲醇赋冷后送至酸性气体脱除吸收段作为吸收溶剂。
如申请号为200910052424.1的中国发明专利申请所公开的《分流式低温甲醇洗装置》，该酸性气体脱除工艺在再吸收工序产生了半贫液，虽能够一定程度上降低酸性气体脱除热再生系统负荷，但由于半贫液对CO2气体的再吸收能力有限，为保证吸收效果，流程中需要大量的半贫液在CO2吸收工序和再吸收工序间循环，由此造成气体吸收段负荷显著增大，引起塔等静设备投资增加，限制了装置的大型化，同时也增大了泵等动设备的功率消耗，引起装置能耗的增大。
技术实现要素：
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显著降低酸性气体脱除装置能耗，同时降低设备投资的配套水煤浆气化的酸性气再吸收工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套水煤浆气化的酸性气再吸收工艺，其特征在于包括下述步骤：
从上游送来的富CO2甲醇温度为-24℃～-36℃、压力为1.75MPaG～2.0MPaG、CO2摩尔含量为31％～36％，进入再吸收塔的CO2闪蒸段减压闪蒸，控制闪蒸压力为0.05MPaG～0.12MPaG；
从再吸收塔的CO2闪蒸段顶部送出的CO2产品气温度-60℃～-65℃、压力0.05MPaG～0.12MPaG，与来自再吸收塔的准贫液生成段顶部送出的CO2产品气汇合，回收冷量后送出界区；
从再吸收塔的CO2闪蒸段底部送出的半贫甲醇，CO2摩尔含量为17％～23％，分为两股；其中第一股半贫甲醇自流至再吸收塔的尾气再吸收段顶部，第二股半贫甲醇经半贫甲醇换热器回收冷量换热至-42℃～-52℃后，送至再吸收塔的准贫液生成段顶部；
第二股半贫甲醇回收冷量后在准贫液生成段内再次闪蒸，控制准贫液生成段的闪蒸压力为0.05MPaG～0.12MPaG；闪蒸分离出的气相温度-59℃～-63℃，压力0.05MPaG～0.12MPaG，与CO2闪蒸段送出的CO2产品气汇合；
在准贫液生成段的底部得到CO2含量为11％～15％的准贫液，准贫液经准贫液泵加压后，作为吸收甲醇送去气体吸收工序；
上游送来的富H2S甲醇温度-20℃～-25℃、压力1.7MPaG～2.0MPaG，从中部进入再吸收塔的尾气再吸收段减压闪蒸，同时被来自再吸收塔的N2气提段的气体气提，控制气再吸收段的气提压力为0.07MPaG～0.20MPaG，富H2S甲醇中的CO2及部分H2S不断解析，富甲醇温度降低；解析出的H2S气体在上升过程中，被第一股半贫甲醇再次吸收；
所述从上游中压闪蒸工序来的富H2S甲醇与所述从上游中压闪蒸工序送来的富CO2甲醇的摩尔流量比为1:1.2～1:3。
温度为-60℃～-65℃、压力为0.07MPaG～0.20MPaG的尾气从尾气再吸收段顶部送出；
为保证所述尾气中硫含量达到排放标准，控制所述尾气与所述第一股半贫甲醇的摩尔流量比1:1.5～1:2；
从尾气再吸收段集液槽抽出的富甲醇，经再吸收塔循环泵加压至0.5MPaG～0.7MPaG后送入富甲醇换热器回收冷量，换热至-35℃～-45℃送至再吸收塔的N2气提段；温度为-5℃～-35℃、压力为0.4MPaG～0.7MPaG的低压氮气从底部进入N2气提段，对富甲醇进行气提，控制N2气提段的气提压力为0.12MPaG～0.25MPaG，气提后的富甲醇经热再生塔进料泵加压后，送至后续热再生工序；主要组成为CO2、N2及少量H2S的气相从升气帽进入尾气再吸收段，被第一股半贫甲醇洗涤。
优选所述低压氮气与所述再吸收段集液槽抽出的富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25。
优选所述第一股半贫甲醇与所述第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:1～1:3。
与现有技术相比，本发明具有下述优点：
1、低压闪蒸后的富CO2甲醇回收冷量后再次闪蒸，极大的释放了半贫液中溶解的CO2气体，生成准贫液。
2、相对于半贫液，准贫液中CO2含量更低，单位量的准贫液对CO2就具有更强的再吸收能力，吸收能力的增大降低了再生贫甲醇循环量，同时也降低了热再生系统能耗和吸收工序的冷量消耗。
3、由于准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，在保证气提净化效果的前提下，循环甲醇量大幅降低，降低了动力消耗和设备投资。
4、准贫液替代半贫液作为吸收溶剂，显著降低了气体吸收段负荷，利于装置大型化。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程示意图。
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。
本发明中所涉及到的名词说明：
富H2S甲醇：是指吸收了H2S和CO2的甲醇溶液
富CO2甲醇：是指仅吸收了CO2的甲醇溶液
半贫液：是指富CO2甲醇经中压、低压闪蒸后，产生的CO2含量在17％～23％的甲醇溶液
准贫液：是指半贫液回收冷量后，再次闪蒸，产生的CO2含量在11％～15％的甲醇溶液
如图1所示，本实施例中的再吸收塔1自上至下分为三段，段间通过封头隔开。其中上段为CO2闪蒸段11；中段由集液箱16分隔为两部分，集液箱16以上部分称为尾气再吸收段12，集液箱以下部分称为N2气提段13，集液箱上设置有供N2气提段中的气体上升进入尾气再吸收段的升气帽17；下段为准贫液生成段14。
从上游中压闪蒸工序送来的富CO2甲醇温度-24℃～-36℃、压力1.75MPaG～2.0MPaG，富CO2甲醇中CO2摩尔含量为31％～36％，进入再吸收塔1的CO2闪蒸段11减压闪蒸，闪蒸压力0.05MPaG～0.12MPaG。
从再吸收塔1的CO2闪蒸段11顶部送出的CO2产品气温度-60℃～-65℃，与来自再吸收塔1准贫液生成段14顶部送出的CO2产品气汇合后，送至后续工序回收冷量后送出界区。
从再吸收塔1的CO2闪蒸段11底部送出的半贫甲醇，CO2摩尔含量为17％～23％，分为两股，第一股半贫甲醇与第二股半贫甲醇的摩尔流量比为1:2；第一股半贫甲醇a自流至再吸收塔1的尾气再吸收段顶部，第二股经半贫甲醇b换热器2回收冷量至-42℃～-52℃后，送至再吸收塔1的准贫液生成段顶部。
送入再吸收塔1的准贫液生成段14的半贫甲醇在塔内再次闪蒸，闪蒸分离出的气相温度-59℃～-63℃，压力0.05MPaG～0.12MPaG，与再吸收塔1CO2闪蒸段11顶部送出的CO2产品气汇合后送下游工序。
由再吸收塔1准贫液生成段14底部送出的甲醇溶液中CO2含量约为11％～15％，称为准贫液。经准贫液泵6加压后，送至吸收工序作为吸收甲醇。
从上游中压闪蒸工序来的富H2S甲醇温度-20℃～-25℃、压力1.7MPaG～2.0MPaG，从中部进入再吸收塔1尾气再吸收段12减压闪蒸，同时被来自再吸收塔1的N2气提段13的气体气提，在再吸收塔1尾气再吸收段12，富H2S甲醇中的CO2及少量H2S不断解析，富甲醇温度不断降低，解析出的H2S气体在上升过程中，被来自再吸收塔1的CO2闪蒸段11底部的第一股半贫液再次吸收。
从上游中压闪蒸工序来的富H2S甲醇与从上游中压闪蒸工序送来的富CO2甲醇的摩尔流量比为1:1.2～1:3。
从再吸收塔1的尾气再吸收段顶部送出的尾气温度-60℃～-65℃、压力0.07MPaG～0.20MPaG，送至下游工序处理。为保证排放尾气中硫含量达到排放标准，控制尾气与来自再吸收塔1的CO2闪蒸段底部第一股半贫液的摩尔流量比1:1.5～1:2。
从再吸收塔1的尾气再吸收段集液槽16抽出的富甲醇，经再吸收塔循环泵3加压并经富甲醇换热器4回收冷量后，送至再吸收塔1的N2气提段13，利用温度-5℃～-35℃、压力0.4MPaG～0.7MPaG的低压氮气气提，气提后的富甲醇经热再生塔进料泵5加压后，送至后续热再生工序；气相经由升气帽17进入再吸收塔1的尾气再吸收段12。
低压氮气与再吸收段集液槽16抽出的富甲醇的摩尔流量比为1:10～1:25。
对比例
以采用水煤浆气化造气的制氢装置为例，进入酸性气体脱除装置的有效气(H2+CO)约为210000Nm3/h，在此基准下对贫液半贫液流程和水煤浆气化酸性气体脱除再吸收工艺主要参数进行对比见表1。
表1
由表1可以看出，对于基于水煤浆气化造气的制氢装置，本实施例所提供的酸性气再吸收工艺，贫甲醇循环量仅为贫液半贫液流程中贫甲醇循环量的88％，后续降低热再生负荷750KW/h，降低外部冷量消耗300KW/h，实施例中准贫液循环量仅为贫液半贫液流程中半贫甲醇循环量的86％，累计动力消耗降低308KW/h。