本發明屬于化工氣體凈化回收系統技術領域，具體涉及一種聯產co2的低溫甲醇洗系統，本發明還涉及利用該聯產co2的低溫甲醇洗系統回收co2的方法。
背景技術：
目前國內常用的低溫甲醇洗工藝流程及設備，如圖1所示，可分為原料主洗塔t01、閃蒸系統、甲醇再生系統以及換熱網絡。閃蒸系統主要包括閃蒸塔和h2s濃縮塔，其中，閃蒸塔包括閃蒸塔本體t02和其頂部連接的第二閃蒸罐v02，h2s濃縮塔包括濃縮塔本體t03和其頂部連接的第三閃蒸罐v03，h2s濃縮塔本體t03用以處理含硫甲醇富液，第三閃蒸罐v03用以處理無硫甲醇富液，有的工藝還增設了氮氣氣提塔t07；甲醇再生系統主要包括熱再生塔t04、甲醇水分離塔t05以及尾氣洗滌塔t06。
目前國內常用的低溫甲醇洗工藝流程是：原料氣進入原料氣冷卻器e01、依次被凈化氣和尾氣冷卻后進入原料緩沖罐v01分離出水分，脫水后的原料氣從原料緩沖罐v01頂部進入主洗塔t01塔底進行洗滌。為了防止結冰，從熱再生塔t04塔底引入少量甲醇貧液噴進原料氣中。主洗塔t01下段為脫硫段，上段為脫碳段。在脫硫段，原料氣先被來自脫碳段的部分富含co2的甲醇富液脫硫，再進入脫碳段脫碳。脫碳段先對來自脫硫段的原料氣，用來自熱再生塔t04的甲醇貧液洗滌脫碳，同時用來自濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03的甲醇半貧液7助洗脫除co2，塔頂得到凈化氣，分別經二中換熱器e17和原料氣冷卻器e01換熱回收冷量后出裝置。
主洗塔t01塔底的含硫甲醇富液1，經一系列換熱降溫和減壓后進入閃蒸塔本體t02下段閃蒸，主洗塔t01脫碳段無硫甲醇富液2，一部分自流進入脫硫段，另一部分也經一系列換熱降溫和減壓后進入閃蒸塔頂部的第二閃蒸罐v02中進行閃蒸。這兩部分閃蒸氣體在閃蒸塔內匯合，被來自濃縮塔本體t03底部的部分含硫甲醇富液3洗滌，經循環氣壓縮機組k01增壓冷卻，與原料氣混合后返回主洗塔t01以回收原料氣有效組分。閃蒸塔本體t02塔底的含硫甲醇富液4去濃縮塔本體t03下段氣提co2。
閃蒸塔本體t02頂部連接的第二閃蒸罐v02底部的無硫甲醇富液6，經減壓閥f01減壓后進入濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03，從第三閃蒸罐v03頂部閃蒸出co2閃蒸氣6-1，與濃縮塔本體t03頂部出來的n2/co2尾氣匯合，經過一系列換熱后，進入尾氣洗滌塔t06，依次用甲醇再生塔t05塔底的少量廢水和脫鹽水洗滌后作為尾氣高空排放。第三閃蒸罐v03底部的無硫甲醇半貧液，一部分自流進入濃縮塔本體t03頂部或者當第三閃蒸罐v03不是設置在濃縮塔本體t03頂部時泵入濃縮塔本體t03塔頂，來進一步解吸co2；另一部分用增壓泵p09增壓后送到主洗塔t01上段作為甲醇半貧液7助洗脫碳；尾氣洗滌塔t06塔底含有少量甲醇的洗滌水增壓換熱后進入甲醇水分離塔t05。
h2s濃縮塔本體t03中下段出來的含硫甲醇富液8經過增壓換熱升溫后進入第七閃蒸罐v07閃蒸，罐頂閃蒸氣返回h2s濃縮塔本體t03下段；罐底液相先后經增壓、換熱升溫后也進入h2s濃縮塔本體t03下段。h2s濃縮塔本體t03塔底的含硫甲醇富液9經增壓后，少部分去到閃蒸塔本體t02中段洗滌中壓循環氣；大部分通過換熱升溫進入氮氣氣提塔t07頂部，塔底用少量低壓氮氣在較高的溫度下進一步氣提，氣提出的氣相返回h2s濃縮塔本體t03下段，塔底含硫甲醇富液增壓換熱后進入熱再生塔t04。
熱再生塔t04塔底再生甲醇貧液10，經過增壓和一系列換熱冷卻后，少量噴進原料氣管道防結冰；大部分返回主洗塔t01頂部循環使用；塔頂富含h2s的氣體11，先冷卻分離出含硫甲醇富液，再經過兩次換熱冷卻進入h2s氣體分離罐s05，進一步分離出含硫甲醇富液，h2s氣體分離罐s05頂部氣相作為酸性氣出裝置。兩次分出的含硫甲醇富液先后分別返回到熱再生塔t04頂部和濃縮塔本體t03底部。熱再生塔t04塔底少量甲醇貧液12增壓后進入甲醇水分離塔t05塔頂作為該塔回流。甲醇水分離塔t05塔頂的甲醇蒸汽則返回熱再生塔t04中部回收甲醇，塔底廢水換熱降溫后，一部分去尾氣洗滌塔t06洗滌尾氣，另一部分作為廢水出裝置。
在上述常用的低溫甲醇洗工藝中，主洗塔t01塔頂凈化氣中co2含量較高且不易控制；甲醇貧液循環量大，冷負荷較大，熱再生能耗較高；h2s濃縮塔是靠消耗大量n2將甲醇富液中溶解的大部分co2氣提出來，此工藝無法得到高純度的co2氣體，大部分的co2氣體作為尾氣進行高空排放。
技術實現要素：
本發明的目的在于提供一種聯產co2的低溫甲醇洗系統，能夠在節能降耗的同時回收高純度的co2。
本發明的另一個目的是提供利用上述聯產co2的低溫甲醇洗系統回收co2的方法。
本發明所采用的第一個技術方案是：一種聯產co2的低溫甲醇洗系統，包括依次連通的主洗塔、閃蒸塔、濃縮塔和甲醇再生裝置，主洗塔、閃蒸塔、濃縮塔和甲醇再生裝置的入口端均設置有換熱器，濃縮塔的頂部通過管道連通有真空罐，真空罐的頂部通過管道連通有增壓機，真空罐的底部通過管道連通至主洗塔頂部。
本發明所采用的第一個技術方案的特點還在于，
濃縮塔包括濃縮塔本體和濃縮塔本體頂部連通的第三閃蒸罐，真空罐與第三閃蒸罐連接。
真空罐與增壓機之間的連接管道上連通有co2氣/n2換熱器；真空罐與主洗塔之間的連接管道上連通有第一增壓泵。
第一增壓泵與主洗塔的連接管道上依次連通有第一換熱器、第二換熱器和co2分離罐，第一換熱器靠近第一增壓泵；co2分離罐的底部通過管道依次連接至第一換熱器和主洗塔頂部，co2分離罐的底部與第一換熱器之間的連接管道上還連通有第二增壓泵；co2分離罐的頂部通過管道連接有提純分離罐，co2分離罐和提純分離罐之間的連接管道上連通有第一co2深冷器，提純分離罐的底部通過管道連接至甲醇再生裝置，提純分離罐的頂部通過管道連接有第二co2深冷器。
主洗塔入口端設置的換熱器為原料氣冷卻器，原料氣冷卻器通過管道與第二換熱器相連通。
原料氣冷卻器上通過管道連通有進料緩沖罐，進料緩沖罐通過管道依次連通有壓縮機、co2冷卻器、co2深冷器和不凝氣分離器；原料氣冷卻器上通過管道連通至第三閃蒸罐的頂部。
本發明所采用的第二個技術方案是：
一種聯產co2的低溫甲醇洗系統的回收co2的方法，包括以下步驟：
步驟1：將原料氣降溫并輸送至主洗塔，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液；
步驟2：將步驟1中得到的主洗塔脫碳段無硫甲醇富液依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經第三閃蒸罐分離出co2閃蒸氣和甲醇半貧液；
步驟3：將步驟2中的甲醇半貧液通入絕對壓力為10～90kpaa的真空罐進行減壓解吸，解吸出-93～-72℃的低溫低碳甲醇半貧液和高純co2氣；
步驟4：將步驟3中解吸出的低溫低碳甲醇半貧液經第一增壓泵加壓至70～75barg后輸送至主洗塔；
步驟5：將步驟3中解吸出的高純co2氣通過co2氣/n2換熱器升溫至-85～6℃后經增壓機送出回收。
本發明所采用的第二個技術方案的特點還在于，
步驟3中真空罐的絕對壓力為60～90kpaa。
步驟4具體包括以下步驟：
步驟4.1：將步驟3中解吸出的低溫低碳甲醇半貧液用第一增壓泵加壓至10～25barg，依次經過第一換熱器和第二換熱器回收冷量后升溫至30～35℃，輸送至co2分離罐分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液；
步驟4.2：將步驟4.1中得到的低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵加壓至70～75barg，再經第一換熱器降溫至-65～-55℃后輸送至主洗塔；
步驟4.3：將步驟4.1中得到的co2氣體經第一co2深冷器降溫至-30～-20℃后進入提純分離罐分離得到氣相co2和液相產物；
步驟4.4：將步驟4.3中得到的液相產物輸送至甲醇再生裝置；
步驟4.5：將步驟4.3中得到的氣相co2經第二co2深冷器降溫至-35～-25℃得到液體co2送出回收。
步驟2中得到的co2閃蒸氣經原料氣冷卻器換熱升溫至20～30℃后，輸送進料緩沖罐，經壓縮機壓縮至23～30barg，再經co2冷卻器冷卻至40℃，進入co2深冷器冷凝至-35～-25℃液化，經不凝氣分離器分出不凝氣和液化co2閃蒸氣，回收得到的液化co2閃蒸氣。
本發明的有益效果是：本發明的一種聯產co2的低溫甲醇洗系統，通過將甲醇半貧液減壓至真空，通過抽真空解吸co2，產生低溫低碳甲醇半貧液，首先，該低溫低碳甲醇半貧液返回主洗塔，能夠提高co2的吸收效果；其次，低溫低碳甲醇半貧液的利用，可節約系統冷量，還可以節省配套冷凍站投資及操作費用，同時增大了系統纏繞式換熱器的傳熱溫差，使操作更加穩定，節省了設備投資；再次，低溫低碳甲醇半貧液的利用，使系統甲醇貧液循環量下降，熱再生系統負荷也隨之降低，達到了節能降耗的目的。與此同時，通過真空解吸后的co2產品即高純co2氣經液化后純度可達到99.98vol％以上，可滿足工業液體二氧化碳標準(gb/t6052-93)中優級品的要求，還可進一步提純得到食品級co2產品。
進一步地，通過將低溫低碳甲醇半貧液進一步分離提純得到相對于低溫低碳甲醇半貧液貧度更高的低碳-低溫低碳甲醇半貧液和液體co2，該貧度更高的低溫低碳甲醇半貧液能夠進一步提高節能降耗的效果，同時得到的液體co2純度為99.8vol％以上，同樣滿足工業液體二氧化碳產品標準(gb/t6052-93)中優級品的要求，也方便運輸。
進一步地，通過對co2閃蒸氣的液化回收，得到的液化co2閃蒸氣純度為99.5vol％以上，滿足工業液體二氧化碳產品標準(gb/t6052-93)中一級品的要求，也方便運輸。
附圖說明
圖1是現有技術的低溫甲醇洗系統的示意圖；
圖2是本發明的一種聯產co2的低溫甲醇洗系統的示意圖；
圖3是本發明的一種聯產co2的低溫甲醇洗系統的進一步改進示意圖；
圖4是本發明的一種聯產co2的低溫甲醇洗系統的又一步改進示意圖。
圖中，t01.主洗塔，t02.閃蒸塔本體，t03.h2s濃縮塔本體，t04.熱再生塔，t05.甲醇水分離塔，t06.尾氣洗滌塔，t07.氮氣氣提塔；
e01.原料氣冷卻器，e17.二中換熱器，e19.co2氣/n2換熱器，e22.第一換熱器，e23.第二換熱器，e24.第一co2深冷器，e25.第二co2深冷器，e26.co2冷卻器，e27.co2深冷器；
s05.h2s氣體分離罐，s101.真空罐，s102.co2分離罐，s11.提純分離罐，s12.進料緩沖罐，s13.不凝氣分離器；
k01.循環氣壓縮機組，k02.增壓機，k03.壓縮機；
p09.增壓泵，p091.第一增壓泵，p092.第二增壓泵；
f01.減壓閥，v01.原料緩沖罐，v02.第二閃蒸罐，v03，第三閃蒸罐，v07.第七閃蒸罐；
1.主洗塔塔底的含硫甲醇富液，2.主洗塔脫碳段無硫甲醇富液，3.濃縮塔本體底部的部分含硫甲醇富液4.閃蒸塔本體底部的含硫甲醇富液，5.閃蒸塔本體抽出的含硫甲醇富液，6.第二閃蒸罐底部無硫甲醇富液，6-1.co2閃蒸氣，7.甲醇半貧液，7-1.低溫低碳甲醇半貧液，7-2.高純co2氣，8.濃縮塔本體中下段出來的含硫甲醇富液，9.濃縮塔本體底部的含硫甲醇富液，10.熱再生塔塔底再生甲醇貧液，11.熱再生塔塔頂富含h2s的氣體，12.熱再生塔塔底少量甲醇貧液。
具體實施方式
下面結合附圖以及具體實施方式對本發明進行詳細說明。
本發明提供了一種聯產co2的低溫甲醇洗系統，如圖2所示，包括依次連通的主洗塔t01、閃蒸塔、濃縮塔和甲醇再生裝置，主洗塔t01、閃蒸塔、濃縮塔和甲醇再生裝置的入口端均設置有換熱器，濃縮塔包括濃縮塔本體t03和濃縮塔本體t03頂部連通的第三閃蒸罐v03，第三閃蒸罐v03上通過管道連通有真空罐s101，真空罐s101的頂部通過管道連通有增壓機k02，真空罐s101與增壓機k02之間的連接管道上連通有co2氣/n2換熱器e19，真空罐s101的底部通過管道連通至主洗塔t01頂部，真空罐s101與主洗塔t01之間的連接管道上連通有第一增壓泵p091。
作為本發明的進一步改進，如圖3所示，第一增壓泵p091與主洗塔t01的連接管道上依次連通有第一換熱器e22、第二換熱器e23和co2分離罐s102，第一換熱器e22靠近第一增壓泵p091；co2分離罐s102的底部通過管道依次連接至第一換熱器e22和主洗塔t01頂部，co2分離罐s102的底部與第一換熱器e22之間的連接管道上還連通有第二增壓泵p092；co2分離罐s102的頂部通過管道連接有提純分離罐s11，co2分離罐s102和提純分離罐s11之間的連接管道上連通有第一co2深冷器e24，提純分離罐s11的底部通過管道連接至甲醇再生裝置，提純分離罐s11的頂部通過管道連接有第二co2深冷器e25；主洗塔t01入口端設置的換熱器為原料氣冷卻器e01，原料氣冷卻器e01通過管道與第二換熱器e23相連通。
作為本發明的又一步改進，如圖4所示，還可以通過在原料氣冷卻器e01上通過管道連通進料緩沖罐s12，進料緩沖罐s12通過管道依次連通壓縮機k03、co2冷卻器e26、co2深冷器e27和不凝氣分離器s13；原料氣冷卻器e01上通過管道連通至第三閃蒸罐v03。將現有的低溫甲醇洗中濃縮塔本體t03連接的第三閃蒸罐v03閃蒸出的co2閃蒸氣6-1進行液化得到液化co2閃蒸氣。
本發明的一種聯產co2的低溫甲醇洗系統回收co2的方法，具體為：
實施例1
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為10kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-93℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至75barg后輸送至主洗塔t01，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至-85℃后經增壓機k02送出回收。
實施例2
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至75barg后輸送至主洗塔t01，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收。
實施例3
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為80kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-73.3℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.98vol％，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至72barg后輸送至主洗塔t01，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至6℃后經增壓機k02送出回收。
實施例4
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為90kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-72℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.98vol％，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至70barg后輸送至主洗塔t01，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至6℃后經增壓機k02送出回收。
實施例5
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至10barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至35℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至75barg，再經第一換熱器e22降溫至-65℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-30℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-35℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.8vol％。
實施例6
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至15barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至33℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至70barg，再經第一換熱器e22降溫至-60℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-28℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-32℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.9vol％。
實施例7
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至25barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至30℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至74barg，再經第一換熱器e22降溫至-55℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-20℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-25℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.8vol％。
實施例8
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至15barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至33℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至70barg，再經第一換熱器e22降溫至-60℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-28℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-32℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.9vol％。
co2閃蒸氣6-1經原料氣冷卻器e01換熱升溫至20℃后，輸送進料緩沖罐s12，經壓縮機k03壓縮至23barg，再經co2冷卻器e26冷卻至40℃，進入co2深冷器e27冷凝至-35℃液化，經不凝氣分離器s13分出不凝氣和液化co2閃蒸氣，經檢測，得到的液化co2閃蒸氣純度為99.5vol％，回收得到的液化co2閃蒸氣。
實施例9
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至15barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至33℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至70barg，再經第一換熱器e22降溫至-60℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-28℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-32℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.9vol％。
co2閃蒸氣6-1經原料氣冷卻器e01換熱升溫至25℃后，輸送進料緩沖罐s12，經壓縮機k03壓縮至24barg，再經co2冷卻器e26冷卻至40℃，進入co2深冷器e27冷凝至-25℃液化，經不凝氣分離器s13分出不凝氣和液化co2閃蒸氣，經檢測，得到的液化co2閃蒸氣純度為99.6vol％，回收得到的液化co2閃蒸氣。
實施例10
將原料氣降溫并輸送至主洗塔t01，使其與低溫甲醇接觸以脫除所含的酸性氣體，并得到主洗塔脫碳段無硫甲醇富液2，并依次輸送至閃蒸塔和濃縮塔，經濃縮塔本體t03頂部連接的第三閃蒸罐v03分離出co2閃蒸氣6-1和甲醇半貧液7，將甲醇半貧液7通入絕對壓力為60kpaa的真空罐s101進行減壓解吸，解吸出-77℃的低溫低碳甲醇半貧液7-1和高純co2氣7-2，經檢測，得到的高純co2氣7-2經液化后的純度為99.99vol％，高純co2氣7-2通過co2氣/n2換熱器e19升溫至4℃后經增壓機k02送出回收，低溫低碳甲醇半貧液7-1經第一增壓泵p091加壓至15barg，依次經過第一換熱器e22和第二換熱器e23回收冷量后升溫至33℃，輸送至co2分離罐s102分離得到co2氣體和低碳-低溫低碳甲醇半貧液，低碳-低溫低碳甲醇半貧液經第二增壓泵p092加壓至70barg，再經第一換熱器e22降溫至-60℃后輸送至主洗塔t01，co2氣體經第一co2深冷器e24降溫至-28℃后進入提純分離罐s11分離得到氣相co2和液相產物，液相產物輸送至甲醇再生裝置的甲醇水分離塔t05，氣相co2經第二co2深冷器e25降溫至-32℃得到液體co2送出回收，經檢測，得到的液體co2純度為99.9vol％。
co2閃蒸氣6-1經原料氣冷卻器e01換熱升溫至30℃后，輸送進料緩沖罐s12，經壓縮機k03壓縮至30barg，再經co2冷卻器e26冷卻至40℃，進入co2深冷器e27冷凝至-30℃液化，經不凝氣分離器s13分出不凝氣和液化co2閃蒸氣，經檢測，得到的液化co2閃蒸氣純度為99.5vol％，回收得到的液化co2閃蒸氣。
上述第一co2深冷器e24和第二co2深冷器ⅱe25均為釜式蒸發換熱器，所使用的制冷劑為-40℃的丙烯。主洗塔t01采用三維窄條閥(公開號：cn2917732y，公開日：2007年7月4日，專利號：zl200620019860.0)，閃蒸塔t02和h2s濃縮塔t03采用三維窄條閥和噴淋溢流塔盤結構(公開號：cn201182915y，公開日：2009年1月21日，專利號：zl200820028962.8)復合，熱再生塔t04采用一種旋流霧化垂直篩板(公開號：cn105854330a，公開日：2016年8月17日，專利公開號：201610325981.6)，甲醇水分離塔t05采用拋物線斜拱橢圓形舌閥及其斜孔塔板(公開號：cn202087074u，公開日：2011年12月28日，專利號：zl201120124397.7)。
綜上所述，本發明通過聯產co2產品，得到的低溫低碳甲醇半貧液7-1可以更有效的洗滌原料氣中的酸性氣，從而顯著降低凈化氣中co2氣體含量，達到節能降耗的目的；同時解吸出高純co2氣7-2產品。