一种低温甲醇洗节能增产的装置制造方法
【专利摘要】本实用新型公开一种低温甲醇洗节能增产的装置，其主要特征是在所述富甲醇中压闪蒸罐V02出来的液相无硫甲醇进入新增富甲醇低压闪蒸罐V09进行闪蒸。闪蒸后的液相通过半贫甲醇泵P09加压后作为半贫液送至吸收塔C01第IV段中部。半贫液作为主吸收甲醇降价低温甲醇洗的能量消耗。另外通过在富甲醇氨冷器、含硫甲醇氨冷器与富甲醇中压闪蒸罐、含硫甲醇中压闪蒸罐之间增加富甲醇透平泵和含硫甲醇透平泵；从而可以充分的回收无硫富甲醇和含硫富甲醇在减压产生的能量，可以替代部分贫液泵和新增半贫液泵的电能，以节省装置动力消耗。
【专利说明】一种低温甲醇洗节能増产的装置
【技术领域】
[0001]本实用新型涉及低温甲醇洗净化合成气处理【技术领域】，特别涉及一种低温甲醇洗节能增产的装置，该低温甲醇洗节能增产的方法及装置是一种通过重新配置低温甲醇洗主流程，在原流程的基础上引入半贫液甲醇作为主洗甲醇，减少贫液甲醇用量，以达到节能增产的目标。
【背景技术】
[0002]鉴于我国是个煤多气少的国家，目前，大多数化工企业均采用煤为原料制合成气。鉴于低温甲醇洗具有适用性广泛、原料便宜易得等特点，几乎所有的煤化工企业都配有低温甲醇洗工段，以脱除合成气中的&5/0)2等组分。
[0003]目前绝大多数煤化工企业配套的低温甲醇洗装置基本上都采用只使用贫甲醇作为吸收剂的流程，我们称之为传统型低温甲醇洗流程。
[0004]参见图1，传统型低温甲醇洗主要流程描述如下:来自变换装置的原料气经过原料气冷却器EOl冷却、原料气分离器VOl汽水分离后的气相进入到吸收塔COl第I段底部，进行脱硫、脱碳，净化气经吸收塔COl顶部流出，经过净化气/富甲醇换热器E04、原料气冷却器EOl复热后送出；由吸收塔COl第II段底部出来的无硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脱硫使用，另一部分通过净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷却后送入富甲醇中压闪蒸罐V02进行闪蒸，富甲醇中压闪蒸罐V02出来的液相无硫甲醇分为两股，一股进入CO2产品塔C02的第III段进行减压闪蒸，一股作为脱硫吸收剂进入CO2产品塔C02的第II段顶部脱除来自CO2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相送至含硫甲醇中压闪蒸罐V03中；从吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通过CO2/含硫甲醇换热器E07、富甲醇换热器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷却后送入含硫甲醇中压闪蒸罐V03进行闪蒸。含硫甲醇中压闪蒸罐V03闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相混合，混合后的闪蒸气经过循环气压缩机K01、冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；富甲醇中压闪蒸罐V02闪蒸后的无硫甲醇一部分送入CO2产品塔C02第II段顶部吸收来自CO2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和C0S，另一部分送入H2S浓缩塔C03第II段顶部吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;从CO2产品塔C02塔顶出来的CO 2产品气经过CO2/含硫甲醇换热器E07、原料气冷却器EOl换热后送出；从H2S浓缩塔C03塔顶出来的尾气经过原料气冷却器EOl热量回收后，可以直接排放也可以送入尾气洗涤塔C06进行洗涤，脱除尾气中的甲醇。
[0005]从0)2产品塔C02第II段流出的的含硫甲醇再送至H 2S浓缩塔C03中部液相入口。从CO2产品塔C02第I段出来的液相送至H 2S浓缩塔C03第I段顶部液相入口。经过CO2产品塔C02第III段闪蒸后的无硫甲醇进入H2S浓缩塔C03第II段顶部液相入口，吸收H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S浓缩塔C03第II段底部送出，经循环甲醇泵P03加压后，依次进入贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03冷侧回收冷量进行复热，复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐V04中进行不凝气分离；循环甲醇闪蒸罐V04分离后的气相进入到CO2产品塔C02第II段底部气相入口，循环甲醇闪蒸罐V04分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵POl加压后进入富甲醇换热器E05冷侧回收冷量，再送入CO2产品塔C02第I段底部进行闪蒸分离；吸收了 CO2后的无硫富甲醇从吸收塔COl第IV段底部抽出，经过循环甲醇冷却器E03冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第III段顶部液相入口与来自吸收塔COl第II段气相进行气液接触，脱除气相中的部分CO2，吸收CO2并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器E02和循环甲醇冷却器E03共同冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第II段顶部液相入口，与来自吸收塔COl第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分CO2;
[0006]经过气提后的含硫甲醇经过H2S浓缩塔底泵P04加压后进入贫/富甲醇换热器E10、贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后送至热再生塔C04中部进料口 ；含硫甲醇在热再生塔C04进行分离，轻组分从热再生塔C04塔顶气相馏出，经过热再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐V05中进行汽液分离。热再生塔回流罐V05分离后的液相经热再生塔回流泵P05全部回流至热再生塔C04中，分离后的气相经过酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16冷却后进入酸性气分离器V06中进行汽液闪蒸分离。酸性气分离器V06分离后的液相全部送至H2S浓缩塔C03第I段底部，分离后的气相经过酸性气冷却器E15复热后送至下游装置；热再生塔C04分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器E13间接提供；热再生塔C04塔釜贫甲醇分为两股，热再生塔C04塔釜出来的一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器E12冷却后进入甲醇收集槽V07，然后再通过贫甲醇泵P06加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器E11冷却后又分成两股，一股贫甲醇经过贫/富甲醇换热器ElO和贫甲醇深冷器E09共同冷却后送至吸收塔COl第IV段顶部，另一股直接与原料气混合；热再生塔C04塔釜出来的另一股贫甲醇经热再生塔底泵P07加压后进入甲醇水塔回流冷却器E17热侧与来自原料气分离罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷却器E17中进行换热冷却，冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔C05塔顶回流送至送至甲醇水塔C05顶部回流入口 ；原料气分离罐VOl的液相经过甲醇水塔回流冷却器E17复热后进入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器E18间接提供；甲醇水塔C05塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器E19回收热量后送出界区；甲醇水塔C05塔顶气相直接送至热再生塔C04中部气相入口 ；尾气洗涤塔C06塔釜废水在废水换热器E19中进行换热升温后从甲醇水塔C05下部进料口进入，在甲醇水塔C05中回收甲醇。
[0007]此传统低温甲醇洗流程存在如下不足:
[0008](I)上述流程中，由于吸收塔COl全部只采用贫液甲醇作为吸收剂，而经过减压闪蒸解析后的半贫液甲醇的低温冷量没有得到充分的利用。因此冷量消耗大。其次，由于未使用半贫液甲醇，贫液用量增大，因此H2S浓缩塔C03气提氮气用量、热再生塔再沸器E13所需蒸汽用量、热再生塔C04塔顶的热再生塔冷凝器E14冷却水用量都将增大。
[0009](2)上述流程中，来自吸收塔COl的无硫富甲醇与含硫富甲醇都通过直接减压的方式进行中压闪蒸。由于此两股物流的液相量较大且前后压差也较大。若采用直接减压的方式，那么大部分的静压头都将损失。
[0010](3)上述流程中，来自吸收塔COl的无硫富甲醇与含硫富甲醇都通过直接减压进入中压闪蒸罐中进行闪蒸。闪蒸后出来的h2、CO和0)2等气体将进入到循环气压缩机KOl中回收其中有效气体4和CO。由于是直接闪蒸故大量CO2都将进入到循环气压缩机KOi中回到低温甲醇洗装置吸收塔COl入口。不仅增大了循环气压缩机KOl的负荷，同样也增加了吸收的负荷。
[0011](4)上述流程中，经过尾气洗涤塔C06洗涤后直接排放大气。经过洗涤后的尾气温度通常较低并且直接排放大气，因此尾气中的低温冷量没有被利用。
[0012](5)根据上述流程的实际运行效果来看，目前热再生塔C04塔顶酸性气H2S浓度都偏低。增加下游克劳斯硫回收的燃料消耗。
[0013](6)从众多实际生产情况来看，目前多数采用上述流程的低温甲醇洗装置甲醇消耗高，尾气中甲醇浓度高。对环境造成了一定伤害。
实用新型内容
[0014]本实用新型所要解决的技术问题之一在于提供一种低温甲醇洗节能增产的装置，其主要是通过对传统低温甲醇洗装置在流程和设备上进行局部的改造弥补上述流程不足之处。以达到低温甲醇洗节能增产的目的。
[0015]作为一种低温甲醇洗节能增产的装置，包括尾气洗涤塔C06、原料气分离器V01、吸收塔C01、循环气压缩机K01、富甲醇中压闪蒸罐V02、含硫甲醇中压闪蒸罐V03、循环甲醇闪蒸罐V04、闪蒸甲醇泵P01、CO2产品塔C02、H2S浓缩塔C03、循环甲醇泵P03、H2S浓缩塔底泵P04、热再生回流泵P05、贫甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、热再生塔C04、热再生回流槽V05、酸性气分离器V06、甲醇水塔再沸器E18、废水换热器E19、原料气冷却器E01、循环甲醇氨冷器E02、循环甲醇换热器E03、净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06、CO2/含硫甲醇换热器E07、含硫甲醇氨冷器E08、贫甲醇深冷器E09、贫/富甲醇换热器E10、贫甲醇水冷器E11、贫/富甲醇换热器E12、热再生塔再沸器E13、热再生塔再沸器E14、酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16、甲醇水塔回流冷却器E17、甲醇水塔C05、热再生塔底泵P07、洗涤水塔P02 ;来自变换装置的原料气经过原料气冷却器EOl冷却、原料气分离器VOl汽水分离后的气相进入到吸收塔COl第I段底部，进行脱硫、脱碳，净化气经吸收塔COl顶部流出，经过净化气/富甲醇换热器E04、原料气冷却器EOl复热后送出；由吸收塔COl第II段底部出来的无硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脱硫使用，另一部分通过净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷却后送入富甲醇中压闪蒸罐V02进行闪蒸，富甲醇中压闪蒸罐V02出来的液相无硫甲醇分为两股，一股进入CO2产品塔C02的第III段进行减压闪蒸，一股作为脱硫吸收剂进入CO2产品塔C02的第II段顶部脱除来自CO2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相送至含硫甲醇中压闪蒸罐V03中；从吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通过CO2/含硫甲醇换热器E07、富甲醇换热器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷却后送入含硫甲醇中压闪蒸罐V03进行闪蒸。含硫甲醇中压闪蒸罐V03闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相混合，混合后的闪蒸气经过循环气压缩机K01、冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；富甲醇中压闪蒸罐V02闪蒸后的无硫甲醇一部分送入CO2产品塔C02第II段顶部吸收来自CO 2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和COS,另一部分送入H2S浓缩塔C03第II段顶部吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;从CO2产品塔C02塔顶出来的CO 2产品气经过CO J含硫甲醇换热器E07、原料气冷却器EOl换热后送出；从H2S浓缩塔C03塔顶出来的尾气经过原料气冷却器EOl热量回收后，可以直接排放也可以送入尾气洗涤塔C06进行洗涤，脱除尾气中的甲醇；
[0016]从CO2产品塔C02第II段流出的吸收H2S和COS的含硫甲醇再送至H2S浓缩塔C03中部液相入口。从CO2产品塔C02第I段出来的液相送至H 2S浓缩塔C03第I段顶部液相入口。经过CO2产品塔C02第III段闪蒸后的无硫甲醇进入H2S浓缩塔C03第II段顶部液相入口，吸收H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S浓缩塔C03第II段底部送出，经循环甲醇泵P03加压后，依次进入贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03冷侧回收冷量进行复热，复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐V04中进行不凝气分离；循环甲醇闪蒸罐V04分离后的气相进入到CO2产品塔C02第II段底部气相入口，循环甲醇闪蒸罐V04分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵POl加压后进入富甲醇换热器E05冷侧回收冷量，再送入CO2产品塔C02第I段底部进行闪蒸分离；吸收了 CO2后的无硫富甲醇从吸收塔COl第IV段底部抽出，经过循环甲醇冷却器E03冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第III段顶部液相入口与来自吸收塔COl第II段气相进行气液接触，脱除气相中的部分C02，吸收CO2并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器E02和循环甲醇冷却器E03共同冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第II段顶部液相入口，与来自吸收塔COl第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分CO2;
[0017]经过气提后的含硫甲醇经过H2S浓缩塔底泵P04加压后进入贫/富甲醇换热器E10、贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后送至热再生塔C04中部进料口 ；含硫甲醇在热再生塔C04进行分离，轻组分从热再生塔C04塔顶气相馏出，经过热再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐V05中进行汽液分离。热再生塔回流罐V05分离后的液相经热再生塔回流泵P05全部回流至热再生塔C04中，分离后的气相经过酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16冷却后进入酸性气分离器V06中进行汽液闪蒸分离。酸性气分离器V06分离后的液相全部送至H2S浓缩塔C03第I段底部，分离后的气相经过酸性气冷却器E15复热后送至下游装置；热再生塔C04分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器E13间接提供；热再生塔C04塔釜贫甲醇分为两股，热再生塔C04塔釜出来的一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器E12冷却后进入甲醇收集槽V07，然后再通过贫甲醇泵P06加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器E11冷却后又分成两股，一股贫甲醇经过贫/富甲醇换热器ElO和贫甲醇深冷器E09共同冷却后送至吸收塔COl第IV段顶部，另一股直接与原料气混合；热再生塔C04塔釜出来的另一股贫甲醇经热再生塔底泵P07加压后进入甲醇水塔回流冷却器E17热侧与来自原料气分离罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷却器E17中进行换热冷却，冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔C05塔顶回流送至甲醇水塔C05顶部回流入口 ；原料气分离罐VOl的液相经过甲醇水塔回流冷却器E17复热后进入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器E18间接提供；甲醇水塔C05塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器E19回收热量后送出界区；甲醇水塔C05塔顶气相直接送至热再生塔C04中部气相入口 ；尾气洗涤塔C06塔釜废水在废水换热器E19中进行换热升温后从甲醇水塔C05下部进料口进入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0018]在所述富甲醇氨冷器E06与富甲醇中压闪蒸罐V02之间增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08与含硫甲醇中压闪蒸罐V03之间增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷却后的无硫富甲醇通过富甲醇透平泵KTOl进入到富甲醇中压闪蒸罐V02来进行减压闪蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷却后的含硫富甲醇通过含硫甲醇透平泵KT02进入到含硫甲醇中压闪蒸罐V03进行减压闪蒸。
[0019]在本实用新型的一个优选实施例中，在所述含硫甲醇中压闪蒸罐V03的气相出口与循环气压缩机KOl之间增加一 0)2再吸收塔C07 ;由所述含硫甲醇中压闪蒸罐V03的气相出口出来的混合闪蒸气进入到所述0)2再吸收塔C07中，经过气提后的含硫甲醇经过H 2S浓缩塔底泵P04加压后分出两股，一股继续进入贫/富甲醇换热器E10、贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后送至热再生塔C04中部进料口 ；另一股经富硫甲醇泵PlO加压后送至0)2再吸收塔C07塔顶，对进入CO 2再吸收塔C07的闪蒸气进行洗涤，吸收闪蒸气中多余的C02 ;0)2再吸收塔C07塔顶的气相经过循环气压缩机K01、冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；所述0)2再吸收塔C07塔底出来的液相与所述含硫甲醇中压闪蒸罐V03闪蒸后的含硫甲醇混合。
[0020]在本实用新型的一个优选实施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改为填料。
[0021]作为一种低温甲醇洗节能增产的装置，包括尾气洗涤塔C06、原料气分离器V01、吸收塔C01、循环气压缩机K01、富甲醇中压闪蒸罐V02、含硫甲醇中压闪蒸罐V03、循环甲醇闪蒸罐V04、闪蒸甲醇泵P01、H2S浓缩塔C03、循环甲醇泵P03、H2S浓缩塔底泵P04、热再生回流泵P05、贫甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、热再生塔C04、热再生回流槽V05、酸性气分离器V06、甲醇水塔再沸器E18、废水换热器E19、原料气冷却器E01、循环甲醇氨冷器E02、循环甲醇换热器E03、净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06、C02/含硫甲醇换热器E07、含硫甲醇氨冷器E08、贫甲醇深冷器E09、贫/富甲醇换热器E10、贫甲醇水冷器E11、贫/富甲醇换热器E12、热再生塔再沸器E13、热再生塔再沸器E14、酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16、甲醇水塔回流冷却器E17、甲醇水塔C05、热再生塔底泵P07、洗涤水塔P02 ;来自变换装置的原料气经过原料气冷却器EOl冷却、原料气分离器VOl汽水分离后的气相进入到吸收塔COl第I段底部，进行脱硫、脱碳，净化气经吸收塔COl顶部流出，经过净化气/富甲醇换热器E04、原料气冷却器EOl复热后送出；由吸收塔COl第II段底部出来的无硫富甲醇一部分返回至吸收塔COl第I段脱硫使用，另一部分通过净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06共同冷却后送入富甲醇中压闪蒸罐V02进行闪蒸，富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相送至含硫甲醇中压闪蒸罐V03中；从吸收塔COl第I段底部流出的含硫富甲醇通过富甲醇换热器E05、含硫甲醇氨冷器E08共同冷却后送入含硫甲醇中压闪蒸罐V03进行闪蒸；含硫甲醇中压闪蒸罐V03闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐V02出来的气相混合，混合后的闪蒸气经过循环气压缩机K01、冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；富甲醇中压闪蒸罐V02闪蒸后的无硫甲醇送入H2S浓缩塔C03第II段顶部吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;从H2S浓缩塔C03塔顶出来的尾气经过原料气冷却器EOl热量回收后，可以直接排放也可以送入尾气洗涤塔C06进行洗涤，脱除尾气中的甲醇；吸收H2S和COS后的含硫甲醇由H2S浓缩塔C03第II段底部送出，经循环甲醇泵P03加压后，依次进入贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03冷侧回收冷量进行复热，复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐V04中进行不凝气分离；循环甲醇闪蒸罐V04分离后的气相送至H2S浓缩塔C03中部气相入口 ；循环甲醇闪蒸罐V04分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵POl加压后进入富甲醇换热器E05冷侧回收冷量，再送入送至H2S浓缩塔C03第I段顶部液相入口 ；吸收了 0)2后的无硫富甲醇从吸收塔COl第IV段底部抽出，经过循环甲醇冷却器E03冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第III段顶部液相入口与来自吸收塔COl第II段气相进行气液接触，脱除气相中的部分C02，吸收CO2并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器E02和循环甲醇冷却器E03共同冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔COl第II段顶部液相入口，与来自吸收塔COl第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分CO2;
[0022]经过气提后的含硫甲醇经过H2S浓缩塔底泵P04加压后进入贫/富甲醇换热器E10、贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后送至热再生塔C04中部进料口 ；含硫甲醇在热再生塔C04进行分离，轻组分从热再生塔C04塔顶气相馏出，经过热再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐V05中进行汽液分离；热再生塔回流罐V05分离后的液相经热再生塔回流泵P05全部回流至热再生塔C04中，分离后的气相经过酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16冷却后进入酸性气分离器V06中进行汽液闪蒸分离；酸性气分离器V06分离后的液相全部送至H2S浓缩塔C03第I段底部，分离后的气相经过酸性气冷却器E15复热后送至下游装置；热再生塔C04分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器E13间接提供；热再生塔C04塔釜贫甲醇分为两股，热再生塔C04塔釜出来的一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器E12冷却后进入甲醇收集槽V07，然后再通过贫甲醇泵P06加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器E11冷却后又分成两股，一股贫甲醇经过贫/富甲醇换热器ElO和贫甲醇深冷器E09共同冷却后送至吸收塔COl第IV段顶部，另一股直接与原料气混合；热再生塔C04塔釜出来的另一股贫甲醇经热再生塔底泵P07加压后进入甲醇水塔回流冷却器E17热侧与来自原料气分离罐VOl的液相在甲醇水塔回流冷却器E17中进行换热冷却，冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔C05塔顶回流送至甲醇水塔C05顶部回流入口 ；原料气分离罐VOl的液相经过甲醇水塔回流冷却器E17复热后进入到甲醇水塔C05中部；甲醇水塔C05分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器E18间接提供；甲醇水塔C05塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器E19回收热量后送出界区；甲醇水塔C05塔顶气相直接送至热再生塔C04中部气相入口 ；尾气洗涤塔C06塔釜废水在废水换热器E19中进行换热升温后从甲醇水塔C05下部进料口进入，在甲醇水塔C05中回收甲醇；其特征在于，
[0023]在所述富甲醇氨冷器E06与富甲醇中压闪蒸罐V02之间增加一富甲醇透平泵KT01，在所述含硫甲醇氨冷器E08与含硫甲醇中压闪蒸罐V03之间增加一含硫甲醇透平泵KT02 ;所述富甲醇氨冷器E06冷却后的无硫富甲醇通过富甲醇透平泵KTOl进入到富甲醇中压闪蒸罐V02来进行减压闪蒸；所述含硫甲醇氨冷器E08冷却后的含硫富甲醇通过含硫甲醇透平泵KT02进入到含硫甲醇中压闪蒸罐V03进行减压闪蒸。
[0024]在本实用新型的一个优选实施例中，所述吸收塔COl主吸收段塔板改为填料。
[0025]本实用新型主要是通过对传统低温甲醇洗流程进行改造，主要改造内容为:
[0026]首先，通过将热再生塔C04出来的经过减压闪蒸后的半贫液甲醇加压后直接送至现有吸收塔上部，作为主吸收剂。用贫液甲醇和半贫液甲醇共同脱除酸性气的方式，已经由本 申请人:获得相关实用新型专利。专利号:ZL200910052424.1。并且本 申请人:已经在国内多套新建低温甲醇洗装置实施过此方法。
[0027]其次，来自吸收塔COl的无硫富甲醇与含硫富甲醇都通过增加水利透平KT01、KT02来进行减压闪蒸。
[0028]再次，在原流程中含硫甲醇中压闪蒸罐V03气相出口增加一 0)2再吸收塔C07，并且从H2S浓缩塔C03塔底引入一股富硫甲醇进入新增0)2再吸收塔C07塔顶，吸收多余的闪蒸气中多余的C02。
[0029]酸性气中H2S浓度偏低的主要原因是由于进入热再生塔C04的CO2含量较高。因此，来自H2S浓缩塔C03塔底富甲醇溶液经过换热升温后，在进入热再生塔C04之前进入新增的富甲醇低压闪蒸罐V08，并且再采用一股常温氮气进一步气提，将富甲醇中的CO2尽量闪蒸出来。这样可以大大提高酸性气中H2S的浓度，以减少下游克劳斯硫回收的燃料气消耗。
[0030]经过尾气洗涤塔洗涤后的尾气温度通常在15°C左右。然而热再生塔C04塔顶气相温度较高。因此，此尾气在排放大气之前，先于热再生塔C04塔顶气相换热。这样可以使尾气的低温冷量被充分利用，从而减少原热再生塔C04塔顶冷凝器E14循环水用量。
[0031]最后，无硫富甲醇在进入H2S浓缩塔C03塔顶之前，先进入新增富硫甲醇闪蒸罐V09中进行汽液闪蒸。一部分CO2气体都将在富硫甲醇闪蒸罐V09半贫液闪蒸罐中释放。液相作为供半贫液送至吸收塔COl。由于一部分C02气体在富硫甲醇闪蒸罐V09中释放，减少了 H2S浓缩塔塔顶闪蒸负荷。这样可以降低尾气中的甲醇含量。为了进一步降低尾气中的甲醇消耗，可以减少H2S浓缩塔塔顶3-5块板，增加塔顶的闪蒸空间。
[0032]本实用新型的技术特征:
[0033]1.设置富硫甲醇闪蒸罐V09和半贫液泵P09。将来自0)2产品无硫富甲醇加压后进入新增富硫甲醇闪蒸罐V09进行闪蒸，液相作为半贫液甲醇通过新增半贫液泵P09加压后直接送至原吸收塔COl上部，作为主吸收剂，从而减少贫液甲醇的使用。不仅能增大原有吸收塔的处理能力，而且还能够减小单位处理量下的冷量、蒸汽、循环冷却水和气提氮气的消耗。不仅可以达到节能的目的，同时也可以在原流程的基础上实现增产扩能的目的；
[0034]2.将吸收塔COl主吸收段塔板改为填料，尽管贫液量减小但是半贫液量增加，可以在原吸收塔塔径不变的前提下增大处理量。
[0035]3.设置无硫富甲醇水利透平泵KTOl和含有富甲醇水利透平泵KT02。可以充分的回收无硫富甲醇和含硫富甲醇在减压产生的能量。从而可以替代部分贫液泵和新增半贫液泵的电能，以节省装置动力消耗。
[0036]4.设置CO2再吸收塔。并且从H2S浓缩塔C03底引入一股富硫甲醇进入新增CO2再吸收塔C07塔顶，吸收多余的闪蒸气中多余的C02。从而可以减少进入循环气压缩机KOl的闪蒸气气量。节省循环气压缩功的动力消耗，和减少吸收塔的吸收负荷。
[0037]5.设置富甲醇闪蒸罐V10。来自H2S浓缩塔C03塔底富甲醇溶液经过换热升温后，在进入热再生塔C04之前，先进入新增富甲醇闪蒸罐V10。并且再采用一股常温氮气进一步气提，将富甲醇中的0)2尽量闪蒸出来。这样可以大大提高酸性气中H2S的浓度，以减少下游克劳斯硫回收的燃料气消耗。
[0038]6.无硫富甲醇在进入H2S浓缩塔C03塔顶之前，先进入新增富硫甲醇闪蒸罐V09中进行汽液闪蒸。一部分C02气体都将在富硫甲醇闪蒸罐V09中释放。液相作为半贫液送至吸收塔C01。由于一部分C02气体在富硫甲醇闪蒸罐V09中释放，减少了 H2S浓缩塔C03塔顶闪蒸负荷。可以降低尾气中的甲醇含量。
[0039]7.增设尾气/甲醇酸性气换热器E20，来自尾气洗涤塔C06洗涤后的尾气在排放大气之前，先进入尾气/甲醇酸性气换热器E20进行低温冷量回收。可以使尾气的低温冷量被充分利用，从而减少原热再生塔塔顶冷凝器循环水用量。
[0040]8.撤销原H2S浓缩塔塔顶3-5块塔板，增加塔顶的闪蒸空间，可以降低尾气中的甲醇含量；
[0041]本实用新型专利针对传统低温甲醇洗装置进行节能增产改造。将半贫液甲醇作为主吸收剂送入吸收塔中，减少15?30%贫液甲醇用量，从而减少15?30%热再生塔再沸器蒸汽、热再生塔塔顶冷凝器循环水、贫甲醇水冷器循环水和H2S浓缩塔气提氮气用量。同时还可以减少7-15%的冷量消耗；利用水利透平提高能量利用率，可以减少贫甲醇泵35?50%左右的电机功率消耗；利用富硫甲醇再次吸收来自中压闪蒸的循环气，减少15?30%左右循环气压缩机功率；热再生塔富甲醇进料之前进一步释放CO2，增加酸性气中H2S浓度至?60%左右，减少下游克劳斯硫回收的燃料消耗；增加尾气酸性气换热器，可以降低30?40%热再生塔冷凝器循环水用量；增加半贫液闪蒸罐后，减低了原H2S浓缩塔的气相负荷，故可以大大减少由于H2S浓缩塔塔顶汽液闪蒸空间不够，所造成的汽液夹带量过大导致的甲醇消耗。以达到低温甲醇洗节能增产的效果，同时也达到环境保护的效果。
【专利附图】
【附图说明】
[0042]图1为传统低温甲醇洗装置的流程示意图。
[0043]图2为本实用新型实施例1的低温甲醇洗装置的流程示意图。
[0044]图3为本实用新型实施例2的低温甲醇洗装置的流程示意图。
【具体实施方式】
[0045]实施例1
[0046]实施例1采用如附图2所示的流程。(带CO2产品塔)
[0047]图中给出的低温甲醇洗装置包括尾气洗涤塔C06、原料气分离器V01、吸收塔C01、循环气压缩机K01、富甲醇中压闪蒸罐V02、含硫甲醇中压闪蒸罐V03、循环甲醇闪蒸罐V04、闪蒸甲醇泵P01、CO2产品塔C02、H2S浓缩塔C03、循环甲醇泵P03、H2S浓缩塔底泵P04、热再生回流泵P05、贫甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、热再生塔C04、热再生回流槽V05、酸性气分离器V06、甲醇水塔再沸器E18、废水换热器E19、原料气冷却器E01、循环甲醇氨冷器E02、循环甲醇换热器E03、净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06、C02/含硫甲醇换热器、含硫甲醇氨冷器E08、贫甲醇深冷器E09、贫/富甲醇换热器E10、贫甲醇水冷器E11、贫/富甲醇换热器E12、热再生塔再沸器E13、热再生塔再沸器E14、酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16、甲醇水塔回流冷却器E17、甲醇水塔C05、热再生塔底泵P07、洗涤水塔 P02。
[0048]来自上游变换装置的原料气与来自贫甲醇水冷器Ell—股甲醇和来自循环气压缩机KOl的循环气混合后，经过原料气冷却器EOl冷却至-11?-27.50C。冷却后的原料气进入原料气分离罐VOl进行闪蒸分离。
[0049]吸收塔COl分为4段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第IV段。吸收塔COl第I段为脱硫段，吸收塔COl第II段至第IV段为脱碳段。经过原料气分离罐VOl分离后的气相进入吸收塔COl第I段底部。吸收塔COl第I段顶部用来自吸收塔COl第II段部分无硫富甲醇溶液作为吸收剂，脱除来自吸收塔COl第I段底部上升气相总的H2S和COSo经过吸收塔COl第I段脱完硫的原料气，从吸收塔COl烟囱板的气相通道上升至吸收塔COl第II段至第IV段，与来自吸收塔COl塔顶的甲醇接触进行脱碳。
[0050]来自贫甲醇深冷器E09，温度在-50?-65 °C的贫液甲醇和来自半贫甲醇泵P09，温度在-52?-69°C的半贫液甲醇分别从吸收塔COl第IV段的顶部和中部进入吸收塔C01。从吸收塔CO I第IV段塔顶和中部进入的贫液甲醇和半贫液甲醇与从来自吸收塔CO I第III段的气相相互汽液接触后，脱除气相中的CO2，达到下游工段对CO2要求后的气相称为净化气。净化气经过净化气/富甲醇换热器E04和原料气冷却器EOl复热后送至下游工段。由于甲醇吸收CO2的过程为放热过程，吸收了 CO2后的甲醇溶液温度升高。吸收了 CO2后的无硫富甲醇从吸收塔CO I第IV段底部烟囱板抽出，经过循环甲醇冷却器E03冷却。冷却后的无硫富甲醇作为吸收剂再进入到COl第III段顶部液相入口，与来自COl第II段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分co2。
[0051]吸收CO2并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器E02和循环甲醇冷却器E03共同冷却后的无硫富甲醇作为吸收剂再进入到COl第II段顶部液相入口，与来自COl第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分C02。吸收C02后的无硫富甲醇一部分作为脱硫吸收剂进入到COl第I段顶部液相入口，另外一部分无硫富甲醇进入本装置下游工序。
[0052]来自COl第II段底部无硫富甲醇一部分返回至COl第I段底部作脱硫用，另一部分无硫富甲醇经过净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05和富甲醇氨冷器E06共同冷却。冷却至-33?-38°C，然后进入富甲醇透平泵KTOl进行减压闪蒸并且回收能量。富甲醇透平泵KTOl与半贫甲醇泵P09通过超离合变速器连接在一起。富甲醇透平泵KTOl直接为半贫甲醇泵P09提供动力。不足部分通过电力补充。经过富甲醇透平KTOl减压闪蒸后的无硫富甲醇进入到富甲醇闪蒸罐V02进行汽液闪蒸。闪蒸后的气相进入到含硫甲醇闪蒸罐V03中。
[0053]来自COl第I段底部含硫富甲醇经过CO2/含硫甲醇换热器E07和富甲醇换热器E04共同冷却，冷却至-33?-38°C，然后进入含硫甲醇透平泵KT02进行减压闪蒸并且回收能量。含硫甲醇透平泵KT02与贫甲醇泵P06通过超离合变速器连接在一起。含硫甲醇透平KT02直接为贫甲醇泵P06提供动力。不足部分通过电力补充。经过含硫甲醇透平泵KT02减压闪蒸后的含硫甲醇进入到含硫甲醇闪蒸罐V03进行汽液闪蒸。闪蒸后的气相与来自富甲醇闪蒸罐V02分离后的气相混合。混合后的闪蒸气进入到0)2再吸收塔C07底部气相入口。来自富硫甲醇泵PlO的含硫甲醇作为再吸收剂从0)2再吸收塔C07顶部液相入口进入。被脱除部分CO2后的闪蒸气进入到循环气压缩机KOl入口，经循环气压缩机KOl压缩后与原料气混合。
[0054]C02产品塔C02分为3段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第III段。H2S浓缩塔C03分为2段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第II段。经富甲醇闪蒸罐V02进行气液分离后的液相无硫甲醇分为三股:一股进入CO2产品塔C02第III段进行减压闪蒸，一股作为脱硫吸收剂进入CO2产品塔C02第II段顶部脱除来自0)2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和COS ;另外一股减压至2?4bar后进入富甲醇闪蒸罐V08进行汽液分离。富甲醇闪蒸罐V08分离后的气相与来自CO2产品塔C02塔顶气相混合，液相与CO2产品塔C02第III段减压闪蒸后的液相混合；经过CO 2产品塔C02第III段闪蒸后的无硫甲醇与富甲醇闪蒸罐V08闪蒸后的无硫甲醇混合后的无硫甲醇进一步减压进入富甲醇低压闪蒸罐V09中进行闪蒸分离。富甲醇低压闪蒸罐V09分离后的气相与来自H2S浓缩塔C03第II段塔顶气相混合，液相无硫甲醇作为半贫液甲醇进入到半贫甲醇泵P09加压，半贫甲醇泵P09加压后的半贫液甲醇分为两股:一股送至吸收塔COl第IV段中部液相入口 ；另外一股减压进入H2S浓缩塔C03第II段塔顶液相入口，吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS。
[0055]进入0)2产品塔C02第11段顶部液相入口的无硫甲醇吸收来自CO 2产品塔C02第I段和第II段上升气相中的H2S和COS。吸收H2S和COS后的含硫甲醇再送至H2S浓缩塔C03中部液相入口。
[0056]进入H2S浓缩塔C03第II段顶部的无硫甲醇吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第11段上升气相中的H2S和COS。
[0057]吸收H2S和COS后的含硫甲醇经循环甲醇泵P03加压，加压后的含硫甲醇进入贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03冷侧回收冷量。经过贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03复热回收冷量复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐V04中，将复热后的含硫甲醇产生的不凝气进行分离。循环甲醇闪蒸罐V04分离后的气相进入到CO2产品塔C02第II段底部气相入口。循环甲醇闪蒸罐V04分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵POl加压后的含硫甲醇进入富甲醇换热器E05冷侧回收冷量，然后再送入CO2产品塔C02第I段底部进行闪蒸分离。
[0058]进入到CO2产品塔C02第II段底部气相入口的气相通过烟囱板气相通道上升至CO2产品C02第II段和第III段。
[0059]0)2产品塔部分C02分离后的液相送至H2S浓缩塔C03第I段顶部液相入口。界区外来低压氮气从H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口进入，气提来自H2S浓缩塔C03第I段顶部含硫甲醇。由于CO2分压的降低含硫甲醇中的CO 2被释放。被气提出来的C02、H2S、N2等气体通过H2S浓缩塔C03第I段顶部烟囱板气相通道上升至第II段。
[0060]经过气提后的含硫甲醇经过H2S浓缩塔底泵P04加压后分为两股:一股经富硫甲醇泵P1加压送至0)2再吸收塔C07 ;另一股进入贫/富甲醇换热器ElO和贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后进入富甲醇闪蒸罐V10，富甲醇闪蒸罐VlO闪蒸出来的CO2送回至H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口。富甲醇闪蒸罐VlO闪蒸后的含硫甲醇送至热再生塔C04中部进料口。
[0061 ] 含硫甲醇在热再生塔C04进行分离，轻组分从热再生塔C04塔顶气相馏出，经过尾气/甲醇蒸汽换热器E20和热再生塔冷凝器E14冷凝。冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐V05中进行汽液分离。
[0062]热再生塔回流罐V05分离后的液相经热再生塔回流泵P05全部回流至热再生塔C04中，热再生塔回流罐V05分离后的气相经过酸性气冷却器E15和酸性气氨冷器E16冷却，冷却后进入酸性气分离器V06中进行汽液闪蒸分离。酸性气分离器V06分离后的液相全部送至H2S浓缩塔第I段底部，酸性气分离器V06分离后的气相经过酸性气冷却器E15复热后送至下游装置。热再生塔C04分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器E13间接提供。
[0063]热再生塔C04塔釜贫甲醇分为两股:一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器E12冷却后进入甲醇收集槽V07，然后再通过贫甲醇泵P06加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器Ell冷却后再分成两股，一股冷却后的贫甲醇经过贫/富甲醇换热器ElO和贫甲醇深冷器E09共同冷却至-50?_65°C送至吸收塔COl第IV段顶部，另外一股冷却后的贫甲醇直接与原料气混合。另外一股贫甲醇经热再生塔底泵P07加压，加压后的贫甲醇进入甲醇水塔回流冷却器E17热侧与来自原料气分离罐VOl的液相进行在甲醇水塔回流冷却器E17中换热冷却。冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔C05塔顶回流送至甲醇水塔C05顶部回流入口。
[0064]来自原料气分离罐VOl的液相含硫甲醇进入甲醇水塔回流冷却器E17冷侧与来自热再生塔底泵P07加压后的贫甲醇换热升温，升温后的含硫甲醇进入到原料气冷凝液闪蒸罐Vll中进行汽液闪蒸分离。原料气冷凝液闪蒸罐Vll分离后的气相与来自富硫甲醇闪蒸罐VlO的气相混合一同进入到H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口。原料气冷凝液闪蒸罐Vll分离后的液相再进入到甲醇水塔C05中部。甲醇水塔C05分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器E18间接提供。甲醇水塔C05塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器E19回收热量后送出界区。甲醇水塔C05塔顶气相主要为甲醇蒸汽，直接送至热再生塔C04中部气相入口。
[0065]CO2产品塔C02产生的CO 2产品气经过CO J含硫甲醇换热器E07和原料气冷却器EOl复热回收冷量后送出界区。
[0066]H2S浓缩塔C03第II段顶部尾气与富甲醇低压闪蒸罐V09的气相混合作为尾气送至尾气洗涤塔C06塔底气相入口。脱盐水从尾气洗涤塔C06塔顶液相入口进入。脱盐水与尾气在尾气洗涤塔C06逆流接触，吸收尾气中甲醇后的液相从尾气洗涤塔C06塔釜流出。尾气洗涤塔C06塔釜废水与甲醇水塔C05塔釜废水在废水换热器E19中进行换热升温。升温后尾气洗涤塔C06塔釜废水从甲醇水塔C05下部进料口进入。在甲醇水塔C05回收甲醇。
[0067]实施例2
[0068]实施例2采用如附图3所示的流程。(不带C02产品塔)
[0069]图中给出的低温甲醇洗装置包括尾气洗涤塔C06、原料气分离器V01、吸收塔C01、循环气压缩机K01、富甲醇中压闪蒸罐V02、含硫甲醇中压闪蒸罐V03、循环甲醇闪蒸罐V04、闪蒸甲醇泵P01、H2S浓缩塔C03、循环甲醇泵P03、H2S浓缩塔底泵P04、热再生回流泵P05、贫甲醇泵P06、甲醇收集槽V07、热再生塔C04、热再生回流槽V05、酸性气分离器V06、甲醇水塔再沸器E18、废水换热器E19、原料气冷却器E01、循环甲醇氨冷器E02、循环甲醇换热器E03、净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05、富甲醇氨冷器E06、CO2/含硫甲醇换热器、含硫甲醇氨冷器E08、贫甲醇深冷器E09、贫/富甲醇换热器E10、贫甲醇水冷器E11、贫/富甲醇换热器E12、热再生塔再沸器E13、热再生塔再沸器E14、酸性气冷却器E15、酸性气氨冷器E16、甲醇水塔回流冷却器E17、甲醇水塔⑶5、热再生塔底泵P07、洗涤水塔P02。
[0070]来自上游变换装置的原料气与来自贫甲醇水冷器Ell的一股甲醇和来自循环气压缩机KOl的循环气混合后，经过原料气冷却器EOl冷却至-11?-27.50C。冷却后的原料气进入原料气分离罐VOl进行闪蒸分离。
[0071]吸收塔COl分为4段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第IV段。吸收塔COl第I段为脱硫段，吸收塔COl第II段至第IV段为脱碳段。经过原料气分离罐VOl分离后的气相进入吸收塔COl第I段底部。吸收塔COl第I段顶部用来自吸收塔COl第II段部分无硫富甲醇溶液作为吸收剂，脱除来自吸收塔COl第I段底部上升气相总的H2S和COSo经过吸收塔COl第I段脱完硫的原料气，从吸收塔COl烟囱板的气相通道上升至吸收塔COl第II段至第IV段，与来自吸收塔COl塔顶的甲醇接触进行脱碳。
[0072]来自贫甲醇深冷器E09、温度在-50?-65 °C的贫液甲醇和来自半贫甲醇泵P09，温度在-52?_69°C的半贫液甲醇分别从吸收塔COl第IV段的顶部和中部进入吸收塔C01。从吸收塔CO I第IV段塔顶和中部进入的贫液甲醇和半贫液甲醇与从来自吸收塔CO I第III段的气相相互汽液接触后，脱除气相中的CO2，达到下游工段对0)2要求后的气相称为净化气。净化气经过净化气/富甲醇换热器E04和原料气冷却器EOl复热后送至下游工段。由于甲醇吸收CO2的过程为放热过程，吸收了 CO 2后的甲醇溶液温度升高，吸收了 CO 2后的无硫富甲醇从吸收塔COl第IV段底部烟囱板抽出，经过循环甲醇冷却器E03冷却后作为吸收剂再进入到COl第III段顶部液相入口，与来自COl第II段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分C02。吸收CO2并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器E02和循环甲醇冷却器E03共同冷却后作为吸收剂再进入到COl第II段顶部液相入口，与来自COl第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分co2。吸收CO2后的无硫富甲醇一部分作为脱硫吸收剂进入到COl第I段顶部液相入口，另外一部分无硫富甲醇进入本装置下游工序。
[0073]来自COl第II段底部无硫富甲醇一部分返回至COl第II段底部作脱硫用，另一部分无硫富甲醇经过净化气/富甲醇换热器E04、富甲醇换热器E05和富甲醇氨冷器E06共同冷却至-33?-38°C，然后进入富甲醇透平泵KTOl进行减压闪蒸并且回收能量。富甲醇透平泵KTOl与半贫甲醇泵P09通过超离合变速器连接在一起。富甲醇透平KTOl直接为半贫甲醇泵P09提供动力。不足部分通过电力补充。经过富甲醇透平泵KTOl减压闪蒸后的无硫富甲醇进入到富甲醇闪蒸罐V02进行汽液闪蒸。富甲醇闪蒸罐V02闪蒸后的气相进入到含硫甲醇闪蒸罐V03中。
[0074]来自COl第I段底部含硫富甲醇经过富甲醇换热器E05、CO2/含硫甲醇换热器E08共同冷却至-33?_38°C，然后进入含硫甲醇透平泵KT02进行减压闪蒸并且回收能量。含硫甲醇透平KT02与贫甲醇泵P06通过超离合变速器连接在一起。含硫甲醇透平KT02直接为贫甲醇泵P06提供动力。不足部分通过电力补充。经过含硫甲醇透平KT02减压闪蒸后的含硫甲醇进入到含硫甲醇闪蒸罐V03进行汽液闪蒸。含硫甲醇闪蒸罐V03闪蒸后的气相与来自富甲醇闪蒸罐V02分离后的气相混合，混合后的闪蒸气进入到0)2再吸收塔C07底部气相入口。来自富硫甲醇泵PlO的含硫甲醇作为再吸收剂从C02再吸收塔C07顶部液相入口进入。被脱除部分C02后的闪蒸气进入到循环气压缩机KOl入口，经循环气压缩机KOl压缩后与原料气混合。
[0075]H2S浓缩塔C03分为2段，从下往上序号逐步递增。底部为第I段，顶部为第II段。经富甲醇闪蒸罐V02进行气液分离后的液相无硫甲醇减压至1.5?2bar后进入富甲醇低压闪蒸罐V08中进行闪蒸分离，富甲醇低压闪蒸罐V08分离的气相与来自H2S浓缩塔C03第II段塔顶气相混合，富甲醇低压闪蒸罐V08分离的液相无硫甲醇作为半贫液甲醇进入到半贫甲醇泵P09加压后分为两股:一股送至吸收塔COl第IV段中部液相入口 ；另外一股减压进入H2S浓缩塔C03第II段塔顶液相入口，吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS。
[0076]进入H2S浓缩塔C03第II段顶部的无硫甲醇吸收来自H2S浓缩塔C03第I段和第II段上升气相中的H2S和COS。吸收H2S和COS后的含硫甲醇经循环甲醇泵P03加压后进入贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03冷侧回收冷量。经过贫甲醇深冷器E09和循环甲醇换热器E03复热回收冷量复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐V04中，将复热后的含硫甲醇产生的不凝气进行分离。循环甲醇闪蒸罐V04分离后的气相进入到H2S浓缩塔C03第II段中部气相入口。循环甲醇闪蒸罐V04分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵POl加压后进入富甲醇换热器E05冷侧回收冷量，然后再送入H2S浓缩塔C03第I段顶部液相入口。界区外来低压氮气从H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口进入，气提来自H2S浓缩塔C03第I段顶部无硫甲醇。由于CO2分压的降低无硫甲醇中的CO 2被释放。被气提出来的CO2, H2S, N2等气体通过H2S浓缩塔C03第I段顶部烟囱板气相通道上升至第II段。
[0077]经过气提后的含硫甲醇经过H2S浓缩塔底泵P04加压后分为两股:一股经富硫甲醇泵P1加压送至0)2再吸收塔C07 ;另一股进入贫/富甲醇换热器ElO和贫/富甲醇换热器E12换热回收冷量后进入富甲醇闪蒸罐V09，富甲醇闪蒸罐V09闪蒸出来的0)2送回至H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口。富甲醇闪蒸罐V09闪蒸后的含硫甲醇送至热再生塔C04中部进料口。
[0078]含硫甲醇在热再生塔C04进行分离，轻组分从塔顶气相馏出，经过尾气/甲醇蒸汽换热器E20和热再生塔冷凝器E14冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐V05中进行汽液分离，热再生塔回流罐V05分离后的液相经热再生塔回流泵P05全部回流至热再生塔C04中。热再生塔回流罐V05分离后的气相经过酸性气冷却器E15和酸性气氨冷器E16冷却后进入酸性气分离器V06中进行汽液闪蒸分离。酸性气分离器V06分离后的液相全部送至H2S浓缩塔C03第I段底部，酸性气分离器V06分离后的气相经过酸性气冷却器E15复热后送至下游装置。热再生塔C04分离所需要的热量由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过热再生塔再沸器E12间接提供。
[0079]热再生塔C04塔釜贫甲醇分为两股:一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器E12冷却后进入甲醇收集槽V07，然后再通过贫甲醇泵P06加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器Ell冷却后再分成两股，一股冷却后的贫甲醇经过贫/富甲醇换热器ElO和贫甲醇深冷器E09共同冷却至-50?_65°C送至吸收塔COl第IV段顶部，另外一股冷却后的贫甲醇直接与原料气混合。另外一股贫甲醇经热再生塔底泵P07加压，加压后的贫甲醇进入甲醇水塔回流冷却器E17热侧与来自原料气分离罐VOl的液相进行在甲醇水塔回流冷却器E17中换热冷却。冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔C05塔顶回流送至甲醇水塔C05顶部回流入口。
[0080]来自原料气分离罐VOl的液相含硫甲醇进入甲醇水塔回流冷却器E17冷侧与来自热再生塔底泵P07加压后的贫甲醇换热升温。升温后的含硫甲醇进入到原料气冷凝液闪蒸罐VlO中进行汽液闪蒸分离。原料气冷凝液闪蒸罐VlO分离后的气相与来自富硫甲醇闪蒸罐V09的气相混合一同进入到H2S浓缩塔C03第I段底部气相入口。原料气冷凝液闪蒸罐VlO分离后的液相再进入到甲醇水塔C05中部。甲醇水塔C05分离所需要的热量是由低压蒸汽提供，低压蒸汽的热量通过甲醇水塔再沸器E18间接提供。甲醇水塔C05塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器E19回收热量后送出界区。甲醇水塔C05塔顶气相主要为甲醇蒸汽，直接送至热再生塔C04中部气相入口。
[0081]H2S浓缩塔C03第II段顶部尾气与富甲醇低压闪蒸罐V08的气相混合作为尾气送至尾气洗涤塔C06塔底气相入口。脱盐水从尾气洗涤塔C06塔顶液相入口进入。脱盐水与尾气在尾气洗涤塔C06逆流接触，吸收尾气中甲醇后的液相从尾气洗涤塔C06塔釜流出。尾气洗涤塔C06塔釜废水与甲醇水塔C05塔釜废水在废水换热器E19中进行换热升温。升温后尾气洗涤塔C06塔釜废水从甲醇水塔C05下部进料口进入。在甲醇水塔C05回收甲醇。
【权利要求】
1.一种低温甲醇洗节能增产的装置，包括尾气洗涤塔￠06)、原料气分离器吸收塔￠01)、循环气压缩机￠01)、富甲醇中压闪蒸罐002)、含硫甲醇中压闪蒸罐003)、循环甲醇闪蒸罐004)、闪蒸甲醇泵$01)、(?产品塔(⑶2)、！！28浓缩塔(⑶3)、循环甲醇泵(903)323浓缩塔底泵热再生回流泵贫甲醇泵甲醇收集槽热再生塔(⑶4)、热再生回流槽酸性气分离器废水换热器(￡19)、原料气冷却器(￡01)、循环甲醇氨冷器(￡02)、循环甲醇换热器(￡03^净化气/富甲醇换热器(￡04^富甲醇换热器(￡05^富甲醇氨冷器(￡06^ (^/含硫甲醇换热器(￡07)、含硫甲醇氨冷器(￡08^贫甲醇深冷器(￡09)、贫/富甲醇换热器(￡10)、贫甲醇水冷器(￡11)、贫/富甲醇换热器(￡12^酸性气冷却器(￡15)、酸性气氨冷器(￡16)、甲醇水塔回流冷却器(￡17)、甲醇水塔(⑶5)、热再生塔底泵洗涤水塔$02)；来自变换装置的原料气经过原料气冷却器(￡01)冷却、原料气分离器001)汽水分离后的气相进入到吸收塔￠01)第I段底部，进行脱硫、脱碳，净化气经吸收塔￠01)顶部流出，经过净化气/富甲醇换热器(￡04)、原料气冷却器(￡01)复热后送出；由吸收塔￠01)第II段底部出来的无硫富甲醇一部分返回至吸收塔￠01)第I段脱硫使用，另一部分通过净化气/富甲醇换热器(￡04)、富甲醇换热器(￡05^富甲醇氨冷器(￡06)共同冷却后送入富甲醇中压闪蒸罐002)进行闪蒸，富甲醇中压闪蒸罐002)出来的液相无硫甲醇分为两股:一股进入(?产品塔￠02)的第III段进行减压闪蒸，一股作为脱硫吸收剂进入(?产品塔￠02)的第II段顶部脱除来自002产品塔(002)第I段和第II段上升气相中的43和⑶3 ；富甲醇中压闪蒸罐002)出来的气相送至含硫甲醇中压闪蒸罐003)中；从吸收塔￠01)第I段底部流出的含硫富甲醇通过(^/含硫甲醇换热器(￡07^富甲醇换热器(￡05)、含硫甲醇氨冷器(￡08)共同冷却后送入含硫甲醇中压闪蒸罐003)进行闪蒸；含硫甲醇中压闪蒸罐003)闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐002)出来的气相混合，混合后的闪蒸气经过循环气压缩机冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；含硫甲醇中压闪蒸罐003)闪蒸后的无硫甲醇一部分送入⑶2产品塔(⑶2)第II段顶部吸收来自002产品塔(⑶2)第I段和第II段上升气相中的43和⑶义另一部分送入43浓缩塔(⑶3)第II段顶部吸收来自43浓缩塔(⑶3)第I段和第II段上升气相中的43和(1)3 ；从(?产品塔⑶2塔顶出来的⑶2产品气经过⑶2！含硫甲醇换热器(￡07^原料气冷却器(￡01)换热后送出；从！！23浓缩塔(⑶3)塔顶出来的尾气经过原料气冷却器(￡01)热量回收后，直接排放或者送入尾气洗涤塔(⑶6)进行洗涤，脱除尾气中的甲醇； 从(?产品塔(⑶2)第II段流出的吸收28和(1)3的含硫甲醇再送至浓缩塔￠03)中部液相入口 产品塔(⑶2)第I段出来的液相送至浓缩塔(⑶3)第I段顶部液相入口 ；经过(?产品塔(⑶2)第III段闪蒸后的无硫甲醇进入浓缩塔(⑶3)第II段顶部液相入口，吸收阳浓缩塔(⑶3)第I段和第II段上升气相中的昭和(1)3 ；吸收阳和(1)3后的含硫甲醇由43浓缩塔(⑶3)第II段底部送出，经循环甲醇泵$03)加压后，依次进入贫甲醇深冷器(￡09)和循环甲醇换热器(￡03)冷侧回收冷量进行复热，复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐004)中进行不凝气分离；循环甲醇闪蒸罐004)分离后的气相进入到(?产品塔￠02)第II段底部气相入口，循环甲醇闪蒸罐004)分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵$01)加压后进入富甲醇换热器(￡05)冷侧回收冷量，再送入(?产品塔￠02)第I段底部进行闪蒸分离；吸收了 (?后的无硫富甲醇从吸收塔￠01)第IV段底部抽出，经过循环甲醇冷却器(￡03)冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔￠01)第III段顶部液相入口与来自吸收塔￠01)第II段气相进行气液接触，脱除气相中的部分(?，吸收(?并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器(￡02)和循环甲醇冷却器(￡03)共同冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔￠01)第II段顶部液相入口，与来自吸收塔￠01)第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分002； 经过气提后的含硫甲醇经过43浓缩塔底泵$04)加压后进入贫/富甲醇换热器(￡10)、贫/富甲醇换热器(￡12)换热回收冷量后送至热再生塔(⑶4)中部进料口 ；含硫甲醇在热再生塔(⑶4)进行分离，轻组分从热再生塔(⑶4)塔顶气相馏出，经过热再生塔冷凝器(￡14)冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐005)中进行汽液分离；热再生塔回流罐005)分离后的液相经热再生塔回流泵$05)全部回流至热再生塔(⑶4)中，分离后的气相经过酸性气冷却器(￡15)、酸性气氨冷器(￡16)冷却后进入酸性气分离器006)中进行汽液闪蒸分离；酸性气分离器006)分离后的液相全部送至43浓缩塔(⑶3)第I段底部，分离后的气相经过酸性气冷却器(￡15)复热后送至下游装置；热再生塔(⑶4)塔釜贫甲醇分为两股，热再生塔(⑶4)塔釜出来的一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器(￡12)冷却后进入甲醇收集槽007),然后再通过贫甲醇泵$06)加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器(￡11)冷却后又分成两股，一股贫甲醇经过贫/富甲醇换热器(￡10)和贫甲醇深冷器(￡09)共同冷却后送至吸收塔￠01)第IV段顶部，另一股直接与原料气混合；热再生塔(⑶4)塔釜出来的另一股贫甲醇经热再生塔底泵$07)加压后进入甲醇水塔回流冷却器(￡17)热侧与来自原料气分离罐001)的液相在甲醇水塔回流冷却器(￡17)中进行换热冷却，冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔￠05)塔顶回流送至甲醇水塔￠05)顶部回流入口 ；原料气分离罐001)的液相经过甲醇水塔回流冷却器(￡17)复热后进入到甲醇水塔(⑶5)中部；甲醇水塔(⑶5)塔釜废水经过废水换热器(￡19)回收热量后送出界区；甲醇水塔￠05)塔顶气相直接送至热再生塔￠04)中部气相入口 ；尾气洗涤塔(⑶6)塔釜废水在废水换热器(￡19)中进行换热升温后从甲醇水塔￠05)下部进料口进入，在甲醇水塔￠05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(￡06)与富甲醇中压闪蒸罐002)之间增加一富甲醇透平泵(001),在所述含硫甲醇氨冷器(￡08)与含硫甲醇中压闪蒸罐003)之间增加一含硫甲醇透平泵(002)；所述富甲醇氨冷器(￡06)冷却后的无硫富甲醇通过富甲醇透平泵(001)进入到富甲醇中压闪蒸罐002)来进行减压闪蒸；所述含硫甲醇氨冷器(￡08)冷却后的含硫富甲醇通过含硫甲醇透平泵(002)进入到含硫甲醇中压闪蒸罐003)进行减压闪蒸。
2.如权利要求1所述的低温甲醇洗节能增产的装置，其特征在于，在所述含硫甲醇中压闪蒸罐003)的气相出口与循环气压缩机￠01)之间增加一 (?再吸收塔￠07)；由所述含硫甲醇中压闪蒸罐003)的气相出口出来的混合闪蒸气进入到所述(?再吸收塔￠07)中，经过气提后的含硫甲醇经过氏3浓缩塔底泵$04)加压后分出两股，一股继续进入贫/富甲醇换热器(￡10)、贫/富甲醇换热器(￡12)换热回收冷量后送至热再生塔(⑶4)中部进料口 ；另一股经富硫甲醇泵$10)加压后送至(^再吸收塔(⑶7)塔顶，对进入⑶2再吸收塔￠07)的闪蒸气进行洗涤，吸收闪蒸气中多余的(1)2 ?02再吸收塔￠07)塔顶的气相经过循环气压缩机冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；所述002再吸收塔(007)塔底出来的液相与所述含硫甲醇中压闪蒸罐乂03闪蒸后的含硫甲醇混合。
3.如权利要求1所述的低温甲醇洗节能增产的装置，其特征在于，所述吸收塔￠01)主吸收段塔板改为填料。
4.一种低温甲醇洗节能增产的装置，包括尾气洗涤塔￠06)、原料气分离器吸收塔￠01)、循环气压缩机￠01)、富甲醇中压闪蒸罐002)、含硫甲醇中压闪蒸罐003)、循环甲醇闪蒸罐(糾幻、闪蒸甲醇泵$01)323浓缩塔(⑶3〉、循环甲醇泵$03)323浓缩塔底泵热再生回流泵贫甲醇泵甲醇收集槽007)、热再生塔(⑶4〉、热再生回流槽005)、酸性气分离器006)、废水换热器(￡19)、原料气冷却器(￡01)、循环甲醇氨冷器(￡02)、循环甲醇换热器(￡03)、净化气/富甲醇换热器(￡04)、富甲醇换热器(￡05)、富甲醇氨冷器(￡06^ (^/含硫甲醇换热器(￡07)、含硫甲醇氨冷器(￡08^贫甲醇深冷器(￡09)、贫/富甲醇换热器(￡10)、贫甲醇水冷器(￡11)、贫/富甲醇换热器(￡12)、酸性气冷却器(￡15)、酸性气氨冷器(￡16)、甲醇水塔回流冷却器(￡17)、甲醇水塔(⑶5)、热再生塔底泵洗涤水塔$02)； 来自变换装置的原料气经过原料气冷却器(￡01)冷却、原料气分离器001)汽水分离后的气相进入到吸收塔￠01)第I段底部，进行脱硫、脱碳，净化气经吸收塔(⑶1)顶部流出，经过净化气/富甲醇换热器(￡04^原料气冷却器(￡01)复热后送出；由吸收塔⑶1第II段底部出来的无硫富甲醇一部分返回至吸收塔￠01)第I段脱硫使用，另一部分通过净化气/富甲醇换热器(￡04)、富甲醇换热器(￡05^富甲醇氨冷器(￡06)共同冷却后送入富甲醇中压闪蒸罐002)进行闪蒸，富甲醇中压闪蒸罐002)出来的气相送至含硫甲醇中压闪蒸罐003)中；从吸收塔￠01)第I段底部流出的含硫富甲醇通过富甲醇换热器(￡05)、含硫甲醇氨冷器(￡08)共同冷却后送入含硫甲醇中压闪蒸罐003)进行闪蒸；含硫甲醇中压闪蒸罐003)闪蒸后的气相与来自富甲醇中压闪蒸罐002)出来的气相混合，混合后的闪蒸气经过循环气压缩机冷凝器压缩冷凝后形成循环气与原料气混合；含硫甲醇中压闪蒸罐003)闪蒸后的无硫甲醇送入43浓缩塔(⑶3)第II段顶部吸收来自43浓缩塔(003)第I段和第II段上升气相中的43和(1)3 ；从！！23浓缩塔(⑶3)塔顶出来的尾气经过原料气冷却器(￡01)热量回收后，直接排放或者送入尾气洗涤塔(⑶6)进行洗涤，脱除尾气中的甲醇；吸收43和(1)3后的含硫甲醇由43浓缩塔(⑶3)第II段底部送出，经循环甲醇泵(^03)加压后，依次进入贫甲醇深冷器(￡09)和循环甲醇换热器(￡03)冷侧回收冷量进行复热，复热后的含硫甲醇进入循环甲醇闪蒸罐004)中进行不凝气分离；循环甲醇闪蒸罐乂04分离后的气相送至43浓缩塔￠03)中部气相入口 ；循环甲醇闪蒸罐004)分离后的液相含硫甲醇经闪蒸甲醇泵$01)加压后进入富甲醇换热器(￡05)冷侧回收冷量，再送入送至43浓缩塔(⑶3)第I段顶部液相入口 ；吸收了 (?后的无硫富甲醇从吸收塔￠01)第⑶段底部抽出，经过循环甲醇冷却器(￡03)冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔￠01)第III段顶部液相入口与来自吸收塔￠01)第II段气相进行气液接触，脱除气相中的部分(?，吸收(?并且温度升高后的无硫富甲醇再经过循环甲醇氨冷器(￡02)和循环甲醇冷却器(￡03)共同冷却后作为吸收剂再进入到吸收塔￠01)第II段顶部液相入口，与来自吸收塔￠01)第I段气相进行汽液接触，脱除气相中的部分002； 经过气提后的含硫甲醇经过43浓缩塔底泵$04)加压后进入贫/富甲醇换热器(￡10)、贫/富甲醇换热器(￡12)换热回收冷量后送至热再生塔(⑶4)中部进料口 ；含硫甲醇在热再生塔(⑶4)进行分离，轻组分从热再生塔(⑶4)塔顶气相馏出，经过热再生塔冷凝器(￡14)冷凝，冷凝后的汽液两相物流进入热再生塔回流罐005)中进行汽液分离；热再生塔回流罐005)分离后的液相经热再生塔回流泵$05)全部回流至热再生塔⑶4中，分离后的气相经过酸性气冷却器(￡15)、酸性气氨冷器(￡16)冷却后进入酸性气分离器006)中进行汽液闪蒸分离；酸性气分离器006)分离后的液相全部送至43浓缩塔(⑶3)第I段底部，分离后的气相经过酸性气冷却器(￡15)复热后送至下游装置；热再生塔(⑶4)塔釜贫甲醇分为两股:热再生塔(⑶4)塔釜出来的一股贫甲醇经过与贫/富甲醇换热器(￡12)冷却后进入甲醇收集槽007),然后再通过贫甲醇泵$06)加压，加压后的贫甲醇经过贫甲醇水冷器(￡11)冷却后又分成两股:一股贫甲醇经过贫/富甲醇换热器(￡10)和贫甲醇深冷器(￡09)共同冷却后送至吸收塔￠01)第IV段顶部，另一股直接与原料气混合；热再生塔(⑶4)塔釜出来的另一股贫甲醇经热再生塔底泵$07)加压后进入甲醇水塔回流冷却器(￡17)热侧与来自原料气分离罐001)的液相在甲醇水塔回流冷却器(￡17)中进行换热冷却，冷却后的贫甲醇作为甲醇水塔￠05)塔顶回流送至甲醇水塔￠05)顶部回流入口 ；原料气分离罐001)的液相经过甲醇水塔回流冷却器(￡17)复热后进入到甲醇水塔(⑶5)中部；甲醇水塔(⑶5)塔釜废水在达到国家环保要求后经过废水换热器(￡19)回收热量后送出界区；甲醇水塔(⑶5)塔顶气相直接送至热再生塔￠04)中部气相入口 ；尾气洗涤塔(006)塔釜废水在废水换热器(￡19)中进行换热升温后从甲醇水塔(⑶5)下部进料口进入，在甲醇水塔￠05)中回收甲醇；其特征在于， 在所述富甲醇氨冷器(￡06)与富甲醇中压闪蒸罐002)之间增加一富甲醇透平泵(001),在所述含硫甲醇氨冷器(￡08)与含硫甲醇中压闪蒸罐003)之间增加一含硫甲醇透平泵(002)；所述富甲醇氨冷器(￡06)冷却后的无硫富甲醇通过富甲醇透平泵(001)进入到富甲醇中压闪蒸罐002)来进行减压闪蒸；所述含硫甲醇氨冷器(￡08)冷却后的含硫富甲醇通过含硫甲醇透平泵(002)进入到含硫甲醇中压闪蒸罐003)进行减压闪蒸。
5.如权利要求4所述的低温甲醇洗节能增产的装置，其特征在于，所述吸收塔￠01)主吸收段塔板改为填料。
【文档编号】C10K1/16GK204211704SQ201420626440
【公开日】2015年3月18日 申请日期:2014年10月27日 优先权日:2014年10月27日
【发明者】杨震东, 章华勇, 吴彩平, 金力强 申请人:上海国际化建工程咨询公司