本发明涉及到酸性气体脱除工艺，具体指一种配套粉煤气化的准贫液甲醇生成工艺。
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。粉煤气化由于其煤种适应广、能源利用率高及设备单位产气能力高等特点得到了广泛应用。采用粉煤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，按甲醇溶剂再生程度不同，可分为全贫酸性气体脱除流程和贫液半贫液酸性气体脱除流程。在全贫液酸性气体脱除流程中，吸收了CO2和H2S的富甲醇依次通过减压闪蒸、氮气气提和热再生实现甲醇溶剂的完全再生，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；在贫液半贫液酸性气体脱除流程中，一部分吸收了CO2的富甲醇通过减压闪蒸，释放富甲醇中溶解的部分CO2后，直接作为吸收溶剂返送至吸收工序的CO2的吸收段，另一部分吸收了CO2和H2S的富甲醇通过减压闪蒸、氮气气提和热再生实现甲醇溶剂的再生，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》，该酸性气体脱除流程为贫液半贫液流程，该流程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CO2吸收段液相负荷显著增大，造成塔等设备投资增加，也增大了泵等动设备的动力消耗，限制了装置的大型化，同时该流程对外部冷量的消耗和系统能耗仍有进一步降低的空间。
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能耗，同时降低设备投资的配套粉煤气化的准贫液甲醇生成工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套粉煤气化的准贫液甲醇生成工艺，其特征在于包括下述步骤：
该配套粉煤气化装置的准贫液甲醇生成工艺，其特征在于包括下述步骤：
温度为-28℃～-36℃、压力为0.7MPaG～1.0MPaG、CO2含量为17％～35％的富CO2甲醇，从上部进入再吸收塔的CO2闪蒸段进行减压闪蒸；
CO2闪蒸段闪蒸出的CO2产品气送出界区；在CO2闪蒸段底部生成半贫甲醇，所述半贫甲醇温度为度-48℃～-58℃、压力为0.05MPaG～0.20MPaG、CO2含量为11％～12％；
所述半贫甲醇分为两股，其中第一股半贫甲醇作为洗涤甲醇从顶部进入再吸收塔中部的尾气再吸收段；第二股半贫甲醇在重力作用下，经半贫甲醇换热器换热至-42℃～-52℃后，从顶部进入再吸收塔下部的准贫液气提段；
温度为-26℃～-36℃、压力为0.7MPaG～1.0MPaG的富H2S甲醇，从中部进入尾气再吸收段减压闪蒸，同时被来自再吸收塔的氮气气提段的气相气提，控制尾气再吸收段的气体压力0.05MPaG～0.20MPaG，在尾气再吸收段中，解析出的气相中的H2S气体在上升过程中，被所述第一股半贫甲醇吸收；
尾气再吸收段生成的第一尾气从顶部送出，生成的富甲醇积聚在尾气再吸收段的集液槽内，经再吸收塔循环泵抽出并加压至0.5MPaG～0.7MPaG，经富甲醇换热器换热至-35℃～-45℃后，从上部进入再吸收塔中部的氮气气提段，利用第一股低压氮气气提，生产的富甲醇送至后续工序热再生；
所述第二股半贫甲醇在准贫液气提段内被第二股低压氮气气提，生成温度为-54℃～-62℃、压力为0.05MPaG～0.20MPaG、CO2含量为6％～7％的准贫液；所述准贫液经准贫液泵加压后送去气体吸收工序，生成的第二尾气从准贫液气提段的顶部送出；
所述第一股氮气和第二股氮气的温度为-5～-35℃、压力为0.4～0.7MPaG。
优选所述富H2S甲醇与所述富CO2甲醇的摩尔流量比为1∶1.2～1∶3；
所述第一股半贫甲醇a1与第二股半贫甲醇a2的摩尔流量比为1∶1～1∶3。
所述第一股低压氮气b1与所述尾气再吸收段集液槽16抽出的富甲醇的摩尔流量比1∶10～1∶25；
所述第二股低压氮气b2与所述第二股半贫甲醇a2的摩尔流量之比1∶100～1∶150。
更好地，控制所述第一尾气c1与所述第一股半贫甲醇a1的摩尔流量比1∶1.5～1∶2。
与现有技术相比，本发明具有下述优点：
1、相对半贫液，准贫液中CO2含量更低，单位量的准贫液对CO2就具有更强的吸收能力，吸收能力的增大降低了再生贫甲醇用量，同时也降低了热再生系统能耗和吸收工序的冷量消耗。
2、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，进一步降低了循环甲醇的动力消耗和设备投资。
3、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，有利于装置大型化。
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：是指在酸性气体脱除再吸收工序，富CO2甲醇低压闪蒸后，生成的CO2含量在11％～12％的甲醇溶液
准贫液：是指半贫液经低压氮气气提后，生成的CO2含量在6％～7％的甲醇溶液
如图1所示，本实施例中的再吸收塔1分为上塔、中塔和下塔三部分，通过封头隔开。其中上塔为CO2闪蒸段11；中塔通过集液箱16分隔为中塔上段和中塔下段，集液箱16以上部分称为尾气再吸收段12，集液箱16以下部分称为氮气气提段14，集液箱16上设置有供下塔下段中的气体上升进入下塔上段的升气帽17；下塔为准贫液气提段13。
从上游中压闪蒸工序来的富CO2甲醇温度-28℃～-36℃、压力0.7MPaG～1.0MPaG，富CO2甲醇中CO2含量为17％～35％，进入再吸收塔1上塔CO2闪蒸段11减压闪蒸。
从再吸收塔1CO2闪蒸段11顶部送出的CO2产品气温度-48℃～-58℃、压力0.05MPaG～0.20MPaG，经后续工序回收冷量后，作为CO2产品气送出界区。
从再吸收塔1的CO2闪蒸段11送出的半贫液温度-48℃～-58℃、压力0.05MPaG～0.20MPaG，CO2含量约为11％～12％，分为两股；其中第一股半贫甲醇a1作为再吸收塔1中塔的洗涤甲醇自流至再吸收塔1中塔尾气再吸收段12顶部，第二股半贫甲醇a2在重力作用下，经半贫甲醇换热器2换热至-42℃～-52℃后，送至再吸收塔1准贫液气提段12顶部。
本实施例第一股半贫甲醇a1与所述第二股半贫甲醇a2的摩尔流量比为1∶2。
从上游中压闪蒸工序来的富H2S甲醇温度-26℃～-36℃、压力0.7MPaG～1.0MPaG，送入再吸收塔1中塔上段尾气再吸收段12减压闪蒸，同时被来自再吸收塔氮气气提段14的气相气提，控制尾气再吸收段12的气体压力0.05MPaG～0.20MPaG，在再吸收塔1中塔尾气再吸收段12中，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上塔CO2闪蒸段11底部的半贫甲醇a1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；
从再吸收塔1尾气再吸收段12顶部送出的第一尾气c1温度-52℃～-62℃、压力0.05MPaG～0.20MPaG，，与来自准贫液气提段13的第二尾气c2汇合送至后序工序处理。
为保证所述第一尾气c1中硫含量达到排放标准，控制第一尾气c1与第一股半贫甲醇a1的摩尔流量比1∶1.5～1∶2；
从再吸收塔1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中塔下段的氮气气提段，利用温度-15℃、压力0.4MPaG的第一股低压氮气气提，气提后的富液经热再生塔进料泵5加压后，送至后续热再生工序；气相从段间升气帽17进入尾气再吸收段12，被第一股半贫甲醇a1洗涤；
所述第一股低压氮气与所述尾气再吸收段集液槽16抽出的富甲醇的摩尔流量比1∶10～1∶25；
第二股半贫甲醇a2在准贫液气提段13内被温度-15℃、压力0.4MPaG的第二股低压氮气气提，生成温度为-54℃～-62℃、压力为0.05MPaG～0.20MPaG，CO2含量为6％～7％的准贫液，准贫液经由准贫液泵6加压后作为吸收甲醇送去气体吸收工序；产生的气相温度-49℃～-57℃、压力0.05MPaG～0.20MPaG，作为第二尾气c2从准贫液气提段13的顶部送出，与来自尾气再吸收段12送出的第一尾气c1汇流后，送至下游工序处理。
控制第二股低压氮气与第二股半贫甲醇a2的摩尔流量之比1∶125。
对比例
以采用粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置为例，进入酸性气体脱除装置的有效气(H2+CO)约为250000Nm3/h，在此基准下对贫液半贫液流程和配套粉煤气化的准贫液甲醇生成工艺主要参数进行对比见表1。
表1
由表1可以看出，对于基于粉煤气化造气生产甲醇的甲醇合成装置，本实施例所提供的准贫液生成工艺，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944KW/h，降低外部冷量消耗400KW/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82％，累计动力消耗降低390KW/h。