技术领域
[0001] 本
发明涉及煤基合成天然气技术领域，具体涉及一种用于煤基合成天然气装置的气体净化方法。
背景技术
[0002] 我国
能源结构为富煤少油贫气，近年来随着我国环境矛盾越来越突出，作为清洁能源的天然气将会日益受到人们的青睐，随之天然气的需求缺口也将大幅增加，因此，充分利用国内的煤
碳资源进行煤制合成天然气是一个很好的煤炭综合利用途径。
[0003] 传统煤基合成天然气工艺路线如
附图1所示，依次为煤
气化生产粗
合成气(1a)，粗合成气(1a)经变换调整3(H2-CO2)/(CO+CO2)比约等于0.9～1.1的变换气(2a)，变换气(2a)中CO2含量一般在25％～45％之间、H2S含量0.05％～2％之间，变换气(2a)经低温甲醇洗净化
脱硫脱碳后得到总硫含量小于0.1ppm、CO2含量在1％～3％左右的净化气(3a)，净化气(3a)经甲烷化反应之后得到甲烷含量大于95％、CO2含量小于1％的SNG产品(4a)。
专利CA2013107336610提到利用低温甲醇洗干燥、净化和冷却变换粗合成气和SNG产品气的方法及其装置，在工艺以及传统的低温甲醇洗工艺中，低温甲醇在吸收变换气或其它原料气体中的CO2、H2S等
酸性气体的同时，不可避免地会吸收部分H2、CO、CH4等有效气体，在传统的低温甲醇洗工艺中大都设置中压闪蒸塔或闪蒸罐来回收这部分有效气，这部分有效气同时会含有大量的CO2和少量的H2S，其中CO2含量一般均大于50％以上，此部分气体经
压缩机提压后送至变换气洗涤塔入口，这无疑会增加变换气洗涤塔顶循环甲醇的流量以吸收此部分气体中的CO2和H2S气体，即同时增加了低温甲醇洗系统的甲醇输送能耗和甲醇再生过程的能耗。
[0004] 在甲烷化系统，甲烷化反应为强放热反应，为控制甲烷化反应的温升，防止高温烧坏催化剂和损坏反应器，通常将第一级甲烷化或后续甲烷化反应器出口的很大一部分产品气，通过压缩机加压后，循环至第一级甲烷化反应器入口，通过产品气循环来稀释原料气，以达到控制第一级甲烷化反应器反应温升的目的，或者在第一级甲烷化反应器前通入
蒸汽、
水或其它惰性气体控制第一级甲烷化反应器的反应温升。但由于其通入的蒸汽、水或惰性气体的用量较大，使甲烷化系统的能耗较大。
发明内容
[0005] 本发明的目的就是为了克服上述
现有技术存在的
缺陷而提供一种能同时对来自上游装置的变换气脱硫和对来自下游甲烷化系统的粗甲烷产品气脱碳、回收物可分级利用的用于煤基合成天然气装置的气体净化方法。
[0006] 本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：一种用于煤基合成天然气装置的气体净化方法，所述的煤基合成天然气装置包括
煤气化器、变换热回收器、净化装置和甲烷化反应器，所述的净化装置包括净化脱硫系统和净化脱碳系统，所述的气体净化方法是同时对来自上游装置的变换气脱硫和来自下游甲烷化反应器的粗甲烷产品气脱碳，即经变换热回收器变换所得变换气经净化脱硫系统脱硫后进入甲烷化反应器，制得粗甲烷产品气，经净化脱碳系统脱除CO2得到SNG产品。
[0007] 所述的净化脱硫系统中的脱硫过程具体包括以下几个步骤：
[0008] (1)变换气经原料气冷却器冷却后，送入一号闪蒸罐，液相送入甲醇/水分离系统，气相进入变换气洗涤塔底部，经塔顶的
富液甲醇洗涤后脱除其中含硫组分；
[0009] (2)变换气洗涤塔顶部得到净化变换气，其中85％-95％V/V的净化变换气a经原料气冷却器回收冷量后送至下游甲烷化反应器，进行甲烷化反应，得到粗甲烷产品气，剩余净化变换气b送至甲烷气提底部作为气提气；
[0010] (3)变换气洗涤塔底部的含硫甲醇物料经冷却、减压后送入二号闪蒸罐，闪蒸出含有甲烷、氢气、
一氧化碳和二氧化碳的气相经循环气压缩机提压后与变换气、喷淋甲醇混合，冷却后送至变换气洗涤塔底部入口进行循环，二号闪蒸罐的液相被分成两股，均进行甲醇再生。
[0011] 所述的变换气洗涤塔只设置一段，用于脱除变换气中的硫，其操作压
力为20atm～60atm，塔顶与塔底
温度为-65℃～-35℃。设置一段的原因就是仅用来脱除变换气中的硫，不脱除CO2,这和传统工艺是不同的。
[0012] 变换气洗涤塔塔顶所得净化变换气中CO2含量为20％～50％。
[0013] 所述的脱碳包括以下几个步骤：
[0014] (a)粗甲烷产品气经粗甲烷产品气冷却器冷却后，送入三号闪蒸罐，得到的液相送入后续的甲醇/水分离系统，气相进入粗甲烷产品气洗涤塔底部，经塔顶的贫甲醇、半贫甲醇洗涤，脱除粗甲烷产品气中的CO2组分，粗甲烷产品气洗涤塔顶部净化好的甲烷产品气经粗甲烷产品气冷却器回收冷量后送出界区；
[0015] (b)粗甲烷产品气洗涤塔底部物流的一部分无硫甲醇富液依次通过一号
泵、一号换热器和二号换热器，冷却得到富液甲醇，送至变换气洗涤塔顶部作为变换气脱硫的吸收剂使用，底部物流的剩余部分经减压
阀减压后送至甲烷气提塔顶部；
[0016] (c)甲烷气提塔顶部的无硫甲醇富液与底部的净化变换气充分
接触，气液交换，回收无硫甲醇富液中溶解的甲烷、氢气、一氧化碳；甲烷气提塔顶部的气体经七号换热器换热，经甲烷稀释气压缩机提压后送至下游的甲烷化反应器；
[0017] (d)甲烷气提塔底部液相经冷却、减压后送至四号闪蒸罐，进一步闪蒸回收低温甲醇中溶解的甲烷、氢气、一氧化碳，四号闪蒸罐闪蒸出的气相送入二号闪蒸罐，四号闪蒸罐底部的液相进行甲醇再生。
[0018] 所述的粗甲烷产品气洗涤塔设置二段或三段，并且在段间设置换热器用于移除CO2在甲醇中的溶解热；
[0019] 进入粗甲烷产品气洗涤塔的粗甲烷产品气中CO2含量为45％～75％。
[0020] 所述的甲烷气提塔和二号闪蒸罐分级回收、利用低温甲醇中溶解的H2、CO和CH4；
[0021] 甲烷气提塔塔顶的气体经七号换热器回收冷量，再经甲烷稀释气压缩机提压后送至甲烷化反应器，作为控制甲烷化反应深度的稀释气使用；
[0022] 二号闪蒸罐和四号闪蒸罐的气相经循环气压缩机提压后送至变换气洗涤塔入口，作为合成甲烷的原料气使用。
[0023] 所述的甲烷气提塔的操作压力为10atm～30atm；
[0024] 二号闪蒸罐和四号闪蒸罐的操作压力为6atm～15atm。
[0025] 所述的甲醇再生包括以下几个步骤：
[0026] (Ⅰ)四号闪蒸罐底部的无硫富液甲醇a减压后送至CO2产品塔塔顶，闪蒸出来的CO2气，经粗甲烷产品气冷却器回收冷量后得到常温的CO2产品气送出界区；闪蒸后的液体分为两部分，其中一部分无硫富液甲醇c送至CO2产品塔上段，作为吸收剂吸收含硫甲醇液闪蒸出来的气体中的H2S组分，闪蒸后的CO2产品塔塔底液相送至H2S浓缩塔，用氮气气提其中的CO2组分，达到H2S组分提浓的目的；另外一部分无硫富液甲醇b减压后送至H2S浓缩塔顶部，闪蒸出富含CO2的H2S浓缩塔塔顶尾气，经粗甲烷产品气冷却器冷却送至后续的尾气洗涤系统，闪蒸后的半贫甲醇液经四号泵送至粗甲烷产品气洗涤塔作为吸收剂；
[0027] (Ⅱ)自H2S浓缩塔中部抽出来的含硫甲醇经二号泵升压后分为两部分，一部分送至六号换热器为再生循环甲醇提供冷量，一部分送至二号换热器为变换气洗涤塔的无硫富甲醇吸收液提供冷量；
[0028] (Ⅲ)H2S浓缩塔底部的含硫甲醇液经三号泵、五号换热器回收冷量后送至热再生塔，热再生塔塔底得到再生贫甲醇a，分成两部分，其中大部分再生贫甲醇b经五号泵升压、五号换热器、六号换热器冷却降温后送至粗甲烷产品气洗涤塔顶部作为吸收剂，剩余再生贫甲醇c送至后续甲醇/水分离系统，以控制循环甲醇中H2O含量，热再生塔塔顶气相经七号换热器和八号换热器换热后进入五号闪蒸罐，五号闪蒸罐液相返回至热再生塔顶部进行循环，五号闪蒸罐气相送出界外。
[0029] 上述气体净化方法，是基于以下气体净化装置完成的，该气体净化装置设置于变换气转化装置与甲烷化装置之间，包括净化装置和甲醇再生装置。
[0030] 所述的净化装置包括变换气洗涤塔、粗甲烷产品气洗涤塔、甲烷气提塔、一号闪蒸罐、二号闪蒸罐、三号闪蒸罐和四号闪蒸罐；
[0031] 所述的一号闪蒸罐的入口连接所述的变换气转化系统，并在管路上设置原料气冷却器，一号闪蒸罐的顶部连接所述变换气洗涤塔的塔底，一号闪蒸罐的底部连接甲醇/水分离系统；
[0032] 所述的三号闪蒸罐与所述的甲烷化系统的出口相连，并在该管路上设置粗甲烷产品气冷却器，三号闪蒸罐的顶部连接所述粗甲烷产品气洗涤塔的塔底入口，三号闪蒸罐的底部连接甲醇/水分离系统；
[0033] 所述的粗甲烷产品气洗涤塔顶部入口和中间入口均连接甲醇再生装置，顶部入口通入贫甲醇，中间入口通入半贫甲醇，粗甲烷产品气洗涤塔塔顶出口连接粗甲烷产品气冷却器，将粗甲烷产品洗涤塔塔顶气体冷量回收后送出界区，粗甲烷产品气洗涤塔塔釜出口通过三通分别与甲烷气提塔顶部和变换气洗涤塔顶部入口相连，并在与变换气洗涤塔顶部连接的管道上设置一号泵、一号换热器和二号换热器；
[0034] 所述的变换气洗涤塔塔顶出口通过三通分别与所述的甲烷化系统入口和甲烷气提塔塔底入口相连，并在与甲烷化系统相连的管路上连接原料气冷却器回收冷量，变换气洗涤塔塔釜出口与二号闪蒸罐相连，并在于二号闪蒸罐相连的管路上设置三号换热器；
[0035] 所述的甲烷气提塔顶部出口连接所述的甲烷化系统入口，并在该管路上依次设置七号换热器和甲烷稀释气压缩机，甲烷气提塔底部出口连接四号闪蒸罐，并在该管路上设置四号换热器；
[0036] 所述的四号闪蒸罐顶部连接所述的二号闪蒸罐，四号闪蒸罐底部连接甲醇再生装置；
[0037] 所述的二号闪蒸罐顶部与所述的原料气冷却器相连，并在该连接管道上设置循环气压缩机，将二号闪蒸罐顶部气相与来自于所述变换气转化系统的变换气、喷淋甲醇混合后一起送入原料气冷却器；二号闪蒸罐底部用过三通分别和甲醇再生装置连接。
[0038] 所述的甲醇再生装置包括CO2产品塔、H2S浓缩塔、热再生塔和五号闪蒸罐；
[0039] 所述的CO2产品塔塔顶入口连接所述四号闪蒸罐的底部，CO2产品塔塔釜入口连接所述的H2S浓缩塔的中间出料口，CO2产品塔中间入口与二号闪蒸罐的底部的管路a连接，CO2产品塔塔顶出口连接所述的粗甲烷产品气冷却器，并将物料送出界区，CO2产品塔塔釜得到的物料与来自于二号闪蒸罐底部的管路b的物料混合后进入H2S浓缩塔的中部进料口，CO2产品塔的第一
块塔板处设置两个液相出口，分别连接H2S浓缩塔的顶部入口和CO2产品塔的第二块塔板；
[0040] 所述的H2S浓缩塔的底部通入N2，进一步气提其中的CO2组分，H2S浓缩塔的塔顶出口连接所述的粗甲烷产品气冷却器，并将物料送出界区，H2S浓缩塔的第一块塔板处设置出口，并通过四号泵得到半贫甲醇并送入粗甲烷产品气洗涤塔的中间入口，所述H2S浓缩塔的的塔底出口连接所述的热再生塔的中间入口，并在该管路上依次设置三号泵和五号换热器，H2S浓缩塔的中间出口连接二号泵，并通过三通将物料分成两股，物料a经过二号换热器进行换热，物料b经过六号换热器进行换热，再将换热后的物料a和物料b混合进入所述CO2产品塔塔釜入口；
[0041] 所述的热再生塔顶部出口连接所述的五号闪蒸罐，并在该管路上依次设置七号换热器和八号换热器，热再生塔底部出口通过三通将其中物料分成两股，其中一股物料通过九号换热器返回热再生塔底部，另一股物料依次通过五号泵和三通，得到物料c和物料d，物料d送出界区，物料c依次通过五号换热器和六号换热器后得到贫甲醇，送入所述的粗甲烷产品气洗涤塔的顶部入口；
[0042] 所述的五号闪蒸罐顶部物料送出界区，五号闪蒸罐底部连接所述热再生塔(63)的顶部入口。
[0043] 在甲烷化装置，甲烷化反应为强放热反应，为控制甲烷化反应的温升，防止高温烧坏催化剂和损坏反应器，通常将第一级甲烷化或后续甲烷化反应器出口的很大一部分产品气，通过压缩机加压后，循环至第一级甲烷化反应器入口，通过产品气循环来稀释原料气，以达到控制第一级甲烷化反应器反应温升的目的，或者在第一级甲烷化反应器前通入蒸汽、水或其它惰性气体控制第一级甲烷化反应器的反应温升。本发明的气体净化装置提供了有效的回收及分级利用含有甲烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳等组分气体的方法，不仅解决了煤基合成天然气装置对变换气和粗甲烷产品气的净化要求，同时对回收的含有甲烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳等组分气体的分级利用，一方面减少了低温甲醇洗系统的循环甲醇用量，降低了低温甲醇洗装置的操作能耗，另一方面还有效减少了下游甲烷化装置循环气压缩机的进料量，或可以有效减少控制甲烷化反应温升的蒸汽、水或惰性气体的用量，起到了低温甲醇洗装置和甲烷化装置同时节能降耗的双重效果。
[0044] 与现有技术相比，本发明所述的低温甲醇洗工艺方法不仅解决了煤基合成天然气装置对变换气和粗甲烷产品气的净化要求，同时对回收的含有甲烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳等组分气体的分级利用，一方面减少了低温甲醇洗系统的循环甲醇用量，降低了低温甲醇洗装置的操作成本，另一方面还有效减少了下游甲烷化装置循环气压缩机的进料量，或有效减少控制甲烷化反应温升的蒸汽、水或惰性气体的用量，起到了低温甲醇洗装置和甲烷化装置同时节能降耗的双重效果。具体体现在以下几方面：
[0045] (1)本发明实现了在一套低温甲醇洗装置中，同时对来自上游装置的变换气脱硫和对来自下游甲烷化装置的粗甲烷产品气脱碳，满足两种不同原料气的净化要求。
[0046] (2)本发明变换气洗涤塔顶的吸收剂，采用的是经
过冷却后的甲烷产品气洗涤塔底的富液甲醇，不使用贫甲醇或半贫甲醇，减少了循环甲醇用量，即同时减少了甲醇输送能耗和甲醇的再生能耗，降低了整个低温甲醇洗系统的操作成本。
[0047] (3)传统的低温甲醇洗工艺，为回收溶解在吸收剂甲醇中的H2、CO、CH4等有效气组分，大都设置中压闪蒸塔或闪蒸罐来回收这部分有效气，这部分有效气同时会含有大量的CO2和少量的H2S，其中CO2含量一般在50％～70％之间，此部分气体经压缩机提压后送至变换气洗涤塔入口，这无疑会增加变换气洗涤塔顶循环甲醇的流量以吸收此部分气体中的CO2和H2S气体，增加了低温甲醇洗系统的甲醇输送能耗和甲醇再生过程的能耗。与传统低温甲醇洗流程相比，本发明增加了甲烷气提塔及甲烷稀释气压缩机，采用了分步、分级闪蒸的方法，含硫气体通过压缩机提压后与变换气混合，作为合成甲烷的原料气使用，不含硫气体通过压缩机提压后输送到甲烷化装置，作为控制甲烷化反应深度的稀释气使用；一方面减少了低温甲醇洗系统的循环甲醇用量，降低了低温甲醇洗装置的操作成本，另一方面还有效减少了下游甲烷化装置的循环气压缩机的能耗，或有效减少控制甲烷化反应温升的蒸汽、水或惰性气体用量，起到了低温甲醇洗装置和甲烷化装置同时节能降耗的双重效果。
[0048] (4)甲烷气提塔塔顶的气相，温度一般-5℃～-35℃，而甲烷化反应器对入口原料气的操作温度要求一般需要大于200℃，因此有效回收这股甲烷稀释气体的冷量，有利于降低低温甲醇洗装置和甲烷化装置的操作能耗，本发明采用将这股气体与热再生塔塔顶的富H2S甲醇蒸汽换热方式回收冷量，从而节省了热再生塔顶循环
冷却水用量，降低了低温甲醇洗装置的操作能耗。
附图说明
[0049] 图1为传统煤基合成天然气工艺路线图；
[0050] 图2为本发明煤基合成天然气工艺路线图；
[0051] 图3为本发明一种用于煤基合成天然气装置的气体净化方法工艺
流程图。
[0052] 其中，1a为传统工艺中的粗合成气，2a为传统工艺中的变换气，3a为传统工艺中的中的净化变换气，4a为传统工艺中的SNG产品，1b为本发明中的粗合成气，2b为为本发明中的变换气，3b为为本发明中的净化变换气，4b为为本发明中的粗甲烷产品气，5b为为本发明中的SNG产品；
[0053] 1为变换气，2为原料气冷却器，3为一号闪蒸罐，4为气相a，5为液相a，6为变换气洗涤塔，7为净化变换气a，8为净化变换气c，9为净化变换气b，10为含硫甲醇物料，11为三号换热器，12为二号闪蒸罐，13为气相b，14为循环气压缩机，15为含硫甲醇富液a，16为含硫甲醇富液b，17为粗甲烷产品气，18为粗甲烷产品冷却器，19为三号闪蒸罐，20为气相c，21为液相b，22为粗甲烷产品气洗涤塔，23为甲烷产品气，24为SNG产品，25为贫甲醇，26为半贫甲醇，27为无硫甲醇富液a，28为一号泵，29为一号换热器，30为二号换热器，31为富液甲醇，32为无硫甲醇富液b，33为甲烷气提塔，34为气相d，35为净化变换气d，36为净化变换气e，37为无硫富液甲醇c，38为四号换热器，39为四号闪蒸罐，40为气相e，41为无硫富液甲醇a，42为CO2产品塔，43为无硫富液甲醇b，44为无硫富液甲醇c，45为CO2气，46为CO2产品气，47为CO2产品塔塔底液相，48为H2S浓缩塔，49为H2S浓缩塔塔顶尾气，50为H2S废气，51为半贫甲醇液，52为四号泵，53为含硫甲醇，54为二号泵，55为物料b，56为六号换热器，57为含硫甲醇b，58为物料a，59为H2S浓缩塔塔釜液相，60为三号泵，61为五号换热器，62为热再生塔中间进料，63为热再生塔，64为
再沸器，65为再生贫甲醇a，66为五号泵，67为再生贫甲醇b，68为再生贫甲醇d，69为再生贫甲醇c，70为热再生塔塔顶气相，71为七号换热器，72为甲烷稀释气压缩机，73为八号换热器，74为五号闪蒸罐，75为五号闪蒸罐液相，76为五号闪蒸罐气相，77为喷淋甲醇b，78为喷淋甲醇a，79为氮气。
具体实施方式
[0054] 下面对本发明的
实施例作详细说明，本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。
[0055] 实施例1
[0056] 如图2所示，为本发明煤基合成天然气工艺路线，依次为煤气化生产粗合成气(1b)，粗合成气(1b)经变换调整3(H2-CO2)/(CO+CO2)比约等于0.9～1.1的变换气(2b)，变换气(2b)经净化装置仅脱硫、不脱除CO2，CO2作为甲烷化反应的移热介质或稀释气通过甲烷化反应器，最终得到粗甲烷产品气(4b)，粗甲烷产品气(4b)中CH4含量20％～50％、CO2含量45％～75％，这与传统甲烷化装置产出的SNG产品有很大的不同，必须通过净化装置集中脱除CO2才能得到满足天然气产品要求的SNG产品(5b)。具体体现在，煤气化生成的粗合成气
1b经过变换热回收，形成变换气2b，变换气2b通入本发明的气体净化装置中进行脱硫，将变换气2b中的H2S的脱除，形成净化变换气3b，然后将净化交换气3b输送至甲烷化装置，进行甲烷化反应，得到粗甲烷产品气4b；将粗甲烷产品气4b再次送入本发明的气体净化装置中进行脱碳，脱除粗甲烷产品气4b中的CO2，得到SNG产品5b。
[0057] 如图3所示，为用于煤基合成天然气装置的气体净化方法工艺流程。自上游变换热回收装置来的含14.45％CO、46.13％H2、38.71％CO2、0.38％H2S的变换气1以20471kmol/h的流量与来自循环气压缩机14的循环气汇合，同时注入喷淋甲醇78以防结
冰，经原料气冷却器2冷却后，送入一号闪蒸罐3，分离出的液相a5送入后续的甲醇/水分离系统，分离出的气相a4进入变换气洗涤塔6底部，经塔顶的富液甲醇31洗涤后脱除其中H2S组分；所述的变换气洗涤塔6只设置一段，用于脱除变换气中的硫，其操作压力为20atm～60atm，塔顶与塔底温度为-65℃～-35℃，设置一段的原因就是仅用来脱除变换气中的硫，不脱除CO2,这和传统工艺是不同的。变换气洗涤塔6顶部净化后的变换气的流量为20171kmol/h，分别含14.62％CO、46.85％H2和37.63％CO2，H2S含量小于0.1ppm，其中85％-95％V/V的净化变换气a7经原料气冷却器2回收冷量后得到温度为40℃的净化变换气c8送至下游甲烷合成装置，少部分净化变换气b9送至甲烷气提塔33底部作为气提气；变换气洗涤塔6底部的含硫甲醇物料10经三号换热器11冷却、减压后送入二号闪蒸罐12，闪蒸出的含有甲烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳等组分的气相b13，经循环气压缩机14提压后与自上游变换装置来的变换气混合，送至变换气洗涤塔底部入口
回收利用；闪蒸后的液体分成含硫甲醇富液a15和含硫甲醇富液b16分别减压送至CO2产品塔42和H2S浓缩塔48气提出其中的CO2组分，气提后的含硫甲醇液59送至后续的甲醇热再生塔63进行热再生。
[0058] 自下游甲烷化装置来的含28.86％CH4、69.74％CO2、0.3％H2O的粗甲烷产品气17以11768kmol/h的流量与喷淋甲醇b77混合，经粗甲烷产品气冷却器18冷却后，送入三号闪蒸罐19，分离出的液相b21送入后续的甲醇/水分离系统，分离出的气相c20进入粗甲烷产品气洗涤塔22底部，经塔顶的贫甲醇25、半贫甲醇26洗涤，脱除粗甲烷产品气中的CO2组分；粗甲烷产品气洗涤塔22顶部净化后的甲烷产品气23，其流量为3145kmol/h，含96.2％的CH4，经粗甲烷产品气冷却器18回收冷量得到SNG产品24后送出界区；粗甲烷产品气洗涤塔22底部的一部分含CH3OH、CO2的无硫甲醇富液a27经一号泵28输送，一号换热器29和二号换热器30冷却后送至变换气洗涤塔6顶部作为变换气脱硫的吸收剂使用，另外一部分无硫甲醇富液b32经减压阀减压后送至甲烷气提塔33，以回收低温甲醇中溶解的甲烷、氢气、一氧化碳等有效气体。
[0059] 甲烷气提塔33顶部的气相d34经七号换热器71，与热再生塔63顶部的气相换热回收冷量后，得到净化变换气d35，再经甲烷稀释气压缩机72提压后得到CH4浓度为20.25％、CO2浓度为74.71％的净化变换气e36，送至下游的甲烷化装置；甲烷气提塔33底部的无硫富液甲醇c37经四号换热器38冷却、减压后送至四号闪蒸罐39，进一步闪蒸回收低温甲醇中溶解的甲烷、氢气、一氧化碳等有效气体，闪蒸出的气相e40送入二号闪蒸罐12，气相经循环气压缩机提压后与变换气混合，送至变换气洗涤塔入口。
[0060] 四号闪蒸罐39底部的无硫富液甲醇a41减压后送至CO2产品塔42塔顶，闪蒸出来的CO2气45经粗甲烷产品气冷却器18回收冷量后得到常温的CO2产品气46送出界区；闪蒸后的液体分为两部分，其中一部分无硫富液甲醇c44送至CO2产品塔42上段，作为吸收剂进一步吸收含硫甲醇液闪蒸出来的气体中的H2S组分，闪蒸后的CO2产品塔塔底液相47送至H2S浓缩塔48进一步用氮气79气提其中的CO2组分，达到H2S组分提浓的目的；另外一部分无硫富液甲醇b43减压后送至H2S浓缩塔顶部，闪蒸出富含CO2的H2S浓缩塔塔顶尾气49，经粗甲烷产品气冷却器18冷却得到H2S废气50，送至后续的尾气洗涤系统，闪蒸后的液体半贫甲醇液51经四号泵52送至粗甲烷产品气洗涤塔22作为吸收剂。
[0061] 自H2S浓缩塔48中部抽出来的含硫甲醇53温度为-75～-50℃之间，用来提供系统所需的冷量，经二号泵54升压后分为两部分，一部分物料b55送至六号换热器56为再生循环甲醇提供冷量，一部分物料a58送至二号换热器30为变换气洗涤塔6的无硫富甲醇吸收液提供冷量，物料a58和物料b55经换热后合成一股，得到含硫甲醇b57，进入CO2产品塔42塔釜。
[0062] H2S浓缩塔塔釜液相59经三号泵60、五号换热器61回收冷量形成热再生塔中间进料，并送至热再生塔63，热再生塔63塔底设置再沸器64，其塔底得到再生贫甲醇a65，经五号泵66后分成两路，其中，大部分再生贫甲醇b67经五号换热器61换热得到再生贫甲醇d68，再经过六号换热器56冷却降温后送至粗甲烷产品气洗涤塔22顶部作为吸收剂，一小部分再生贫甲醇c69送至后续甲醇/水分离系统，以控制循环甲醇中H2O含量。
[0063] 热再生塔塔顶气相70经七号换热器71和八号换热器73换热后进入五号闪蒸罐74，五号闪蒸罐液相75返回至热再生塔顶部进行循环，五号闪蒸罐气相76送出界外。
[0064] 以上对本发明的具体实施例进行了详细描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的工艺方法进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域的技术人员是显而易见的，它们都会被视为包含在本发明精神、范围和内容中。
