煤浆制备工艺流程说明.docx

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煤浆制备工艺流程说明

煤浆制备工艺流程说明

1.工艺任务

由输煤系统、棒磨机、煤浆泵等设备完成煤浆制备、输送任务。

其生产方法是：

将原料煤与水在湿式棒磨机中研磨成含固体量62～68%的料浆，用泵加压后送入气化炉。

由煤运系统送来的原料煤（干）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤。

为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，并加入碱液调整煤浆的pH值。

出棒磨机的煤浆浓度约60%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。

为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入木质磺酸类添加剂。

煤浆气化需调整煤浆的pH值在6～8，本项目拟采用碱液调整煤浆的pH值，碱液初步采用约42%的浓度。

为了节约水源，低温甲醇洗单元排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均作为磨煤浆用水。

2.生产流程

由输送带输送来的原料煤（<10mm）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入磨机（H1201A/B/C）。

为了改善多元料浆灰渣熔融性能，本装置设置了助熔剂添加系统，助熔剂选用石灰石。

由输送带输送来的助熔剂送至助熔剂贮斗，经助熔剂称重给料机控制输送量（2.764t/h总）送入磨机（H1201A/B/C）。

石灰石的添加及添加量根据煤种的变化做相应调整。

来自低温甲醇洗的废水、甲醇精馏的废水及变换低温冷凝液进入制浆水槽（V1203）,根据液位补充新鲜水，水经制浆水泵（P1201A/B）加压并控制流量后送入磨机。

为了控制料浆粘度及保持料浆的稳定性需加入添加剂，在添加剂制备槽（V1206）中加入固体添加剂和新鲜水，制成25%左右浓度的溶液，由添加剂制备泵（P1203）输送到添加剂槽（V1204）中贮存，按制料浆所需量通过添加剂计量给料泵（P1202A/B/C）加压后送入磨机。

为了调整料浆的pH值，需加入碱液。

pH调节剂槽（V1205）贮存的pH值调节剂（40％NaOH）经pH调节剂计量给料泵（P1204A/B）计量并加压后送至磨机，保持料浆pH值在7～9之间。

物料在磨机中进行湿法磨煤。

出磨机（H1201A/B/C）的料浆浓度约65～68%，依靠重力流入磨煤机出口槽（V1207A/B/C），磨煤机出口槽搅拌器（A1202A/B/C）使料浆均化并保持悬浮状态。

料浆经低压煤浆泵（P1205A/B/C）加压后送至气化工序料浆贮槽（V1301A/B）供气化用。

主控样点

样品名称取样位置

水煤浆V0303A（磨煤机）出口槽管线

气化工艺流程说明

1.工艺任务

在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。

气化：

经隔膜泵加压的水煤浆与空分送来的高压氧气通过烧嘴喷入气化炉，在6.5MPa压力、1350～1450℃温度的工况下，瞬间气化生成包含33.73%H2（干基，以下同），46.47%CO、19.05%CO2以及H2O、少量CH4和H2S等的混合气。

由于气化温度高于煤的灰熔点，反应后的煤渣程液态。

洗涤除尘：

离开气化炉反应区的热气体和熔渣进入激冷室。

被水淬冷后，气体温度下降并被水蒸汽饱和，降温后的气体经气液分离器分离出气相夹带的水分后，经文丘里管洗涤除尘后送入CO变换工序。

煤浆由煤浆槽经煤浆加压泵加压后连同空分送来的高压氧通过烧嘴进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应：

CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S

CO+H2O—→H2+CO2

反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。

气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。

离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。

气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。

气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理单元。

2.工艺流程

在本工序，料浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。

料浆由料浆贮槽（V1301A/B）经高压煤浆泵（P1301A/B）加压至9.6MPaG后，连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉（F1301A/B/C），在气化炉中水煤浆与氧发生反应，反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。

气化反应在气化炉（F1301A/B/C）反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。

本反应为剧烈的放热反应，为了提高能效，回收热量，采用半水冷壁式气化炉。

在耐火砖夹层沿炉壁铺设水管，通过汽包（V1312A/B/C）通入锅炉给水，副产2.5MPa（G）饱和蒸汽（1.2t/h•台）。

离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低到～252℃、6.48MPa（G）出气化炉；气体经气液分离器（V1304A/B/C）将气体中的水分分离下来，后至文丘里管（J1302A/B/C）、洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤除尘冷却到～244.5℃，6.27MPaG后送至变换工段。

气液分离器（V1304A/B/C）分离出来的黑水与激冷室出来的黑水汇合送入灰水处理系统。

气化炉（F1301A/B/C）反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被冷却，经破渣机（Y1303A/B/C）破碎后，排入锁斗（V1308A/B/C），排出的大部分灰渣沉降在锁斗（V1308A/B/C）的底部。

从锁斗顶部抽出较清的水经锁斗循环泵（P1303A/B/C）循环进入气化炉激冷室水浴，用于冲气化炉激冷室的渣。

锁斗中的灰渣定时（排渣周期一般约为30分钟）排入渣池（V1310A/B/C），由捞渣机（L1301A/B/C）捞出后装车外运。

来自灰水处理工序的灰水和变换工序的冷凝液先进入洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤粗合成气，洗涤塔中部排出的较清洁的灰水用灰水循环泵（P1305A/B/C）加压后少部分送至文丘里管，大部分经黑水过滤器（S1301A/B/C）过滤后送至气化炉激冷环。

气化炉（F1301A/B/C），渣池（V1310A/B/C）及洗涤塔（T1301A/B/C）排出的洗涤水（称为黑水）均送往灰水处理工序。

开停车期间，气化炉激冷室的水经过溢流水封（V1303A/B/C）直接排入渣池。

气化炉内的工艺烧嘴带有循环冷却系统，以保护烧嘴，防止温度过高造成损坏。

该系统由烧嘴冷却水气体分离器（V1306A/B/C）、烧嘴冷却水槽（V1305）、烧嘴冷却水泵（P1302A/B）、烧嘴冷却水换热器（E1301）和烧嘴头部的冷却水盘管组成。

正常时，冷却水在该系统循环使用，系统中的热量由循环水通过烧嘴冷却水换热器移出。

烧嘴冷却水泵（P1302A/B）出现故障的时候，烧嘴冷却水由事故烧嘴冷却水槽（V1307）供给。

开车时，用开工烧嘴临时替换工艺烧嘴（Z1301A/B/C），用柴油作燃料，对气化炉进行升温，用蒸汽驱动开工抽引器（J1301A/B/C），使气化炉内形成微负压，使环境空气可以进入气化炉内辅助燃烧，蒸汽和燃烧后的尾气经过开工抽引器（J1301A/B/C）和抽引器消音器（Y1302A/B/C）后，排入大气。

主控样点

样品名称取样位置

洗涤气T0401A（洗涤塔）出口管线上

变换工艺流程说明

1.工艺任务

由气化工段来的煤气组成不符合甲醇合成的要求，H2组分少、CO组分过多，需要将多余的CO变换成有用成分H2和要在低温甲醇洗脱除的CO2，在本工段根据CO与水蒸气在催化剂作用进行变换反应，生成氢气和二氧化碳，以此来调节H2与CO的比例，达到甲醇合成气H2/CO≈2.5比例的要求并回收热量。

在本工段将气体中的CO部分变换成H2和CO2。

本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：

CO+H2O—→H2+CO2

2.生产流程

由气化洗涤塔来的粗煤气经1＃气液分离器（V1501）分离掉气体夹带的水分后，一部分水煤气（其流量由出变换工段气体中H2/CO的比例要求而定）进原料气预热器（E1501）与变换气换热至295℃左右进入变换炉（R1501），与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经蒸汽过热器（E1502）与甲醇合成副产的中压蒸汽换热，中压蒸汽过热到420℃，变换气自身温度降低后在原料气预热器（E1501）与进变换的粗水煤气换热，出原料气预热器（E1501）的变换气温度约325℃，与未变换的粗煤气合并后温度进入1＃低压蒸汽发生器（E1503A/B），副产1.3MPa（G）饱和蒸汽86812.9kg/h，温度降至220℃之后，经过2＃气液分离器（V1502）后进入2＃低压蒸汽发生器（E1504A/B），副产0.7MPa（G）饱和蒸汽104949.2kg/h，温度降至190℃之后，经过3＃气液分离器（V1503）后进入锅炉给水预热器（E1505），预热至锅炉的锅炉给水到170℃,之后进入6＃气液分离器（V1506）气液分离后，进入2＃脱盐水预热器（E1506）预热来自1＃脱盐水预热器（E1508）的脱盐水，最后在水冷却器（E1509）用循环冷却水冷却至40℃左右，经过4＃气液分离器（V1504）气液分离后送低温甲醇洗工段。

1＃气液分离器（V1501）和3＃气液分离器（V1503）分离出来的高温工艺冷凝液其中大部分经过工艺热冷凝液泵（P1501A/B）加压后送至气化工段洗涤塔使用，一小部分送至汽提塔（T1501）汽提。

4＃气液分离器（V1504）分离出来的低温冷凝液同汽提塔（T1501）出口酸性气体换热后进入汽提塔（T1501），在汽提塔内（T1501）用高压闪蒸气和蒸汽汽提出溶解在水中的H2、CO、H2S、NH3。

汽提塔（T1501）塔顶出口酸性气体进入低温冷凝液预热器（E1507）将4＃气液分离器（V1504）分离出来的低温冷凝液预热至℃后，进入1＃脱盐水预热器（E1508）同脱盐水站来的脱盐水换热后，自身温度降至60℃，之后进入5＃气液分离器（V1505）进行气液分离。

汽提塔（T1501）塔底冷凝液其中一部分约30t/h经气化高温热水器给水泵（P1502A/B）加压后送至灰水处理工段气化高温热水器，另一部分汽提塔塔底冷凝液约85495.2kg/h经脱氧槽给水泵（P1504A/B）加压后送至灰水处理工段的脱氧槽循环使用。

5＃气液分离器（V1505）分离出来的酸性气体送至火炬焚烧。

5＃气液分离器（V1505）分离出来的低温冷凝液约8142.82kg/h经低温冷凝液泵（P1503A/B）加压后送至煤浆制备工段。

主控样点

样品名称取样位置

A2502粗煤气V1501入口（气液分离器）接气化洗涤气

A2503粗煤气R1501（变换炉）入口

A2504变换气R1501（变换炉）出口

A2509变换气V1504（冷凝液分离器）出口（

变换工艺流程说明

1.工艺任务

由气化工段来的煤气组成不符合甲醇合成的要求，H2组分少、CO组分过多，需要将多余的CO变换成有用成分H2和要脱除的CO2，在本工段根据CO与水蒸气在催化剂作用进行变换反应，生成氢气和二氧化碳，以此来调节H2与CO的比例，达到甲醇合成气H2/CO≈2.5比例的要求并回收热量。

在本工段将气体中的CO部分变换成H2和CO2。

本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：

CO+H2O—→H2+CO2

2.工艺流程

由气化送来的水煤气（242.7℃；6.15Mpa（A）;水汽比1.50），经水煤气分离器V2501和水煤气废热锅炉E2501，温度降至230℃，再经1号冷凝液分离器V2502。

在V2502中分离冷凝液后的水煤气分成两股，一股作为配气不经过变换炉，另一股入中温变换器E2502，预热至260℃，进入变换炉R2501。

炉内装耐硫变换触媒。

出变换炉反应气CO含量约为14%（干），温度为394℃，经E2502降温后，温度为364℃。

此气与配气的水煤气混合，形成CO含量19%（干），温度为338℃的变换气。

变换气经锅炉给水加热器E2503，温度降至191℃，再经2号冷凝液分离器V2503分离。

分离后的变换气进入脱盐水加热器E2504，降温至70℃此气再进入变换气水冷器E2505，温度降至40℃.经3号冷凝液分离器E2503。

分离冷凝液后的变换气送低温甲醇洗工号。

由管网来的140℃的锅炉给水经给水加热器E2503加热至235℃后送界外。

1号冷凝液分离器分离的冷凝液进入2号冷凝液分离器V2503冷凝液，2号冷凝液分离器V2503冷凝液经高温冷凝液泵P2501送气化工号洗涤塔（C1301）。

脱盐水站来的脱盐水经脱盐水加热器E2501加热至116.5℃，送至锅炉给水系统的除氧器。

3号冷凝液分离器V2503的冷凝液去老装置变换冷凝液气提塔C1501。

触媒升温硫化在0.65Mpa（A）进行。

将低压氮气引至变换工号，经氮气加热器E2506升温至320℃进入变换炉，出变换废氮气引入火炬。

主控样点

样品名称取样位置

A2502水煤气V2501入口（水煤气分离器）接气化洗涤气

A2503水煤气V2502（1#冷凝液分离器）出口

A2504变换气R2501（变换炉）出口

A2509变换气3#冷凝液分离器出口（出变换工段）

A2510水煤气来自E2502进R1501

低温甲醇洗工艺流程说明

1.工艺任务

气体净化工序的任务是将变换气中的H2S、COS酸性气以及其它微量杂质组分脱除干净，将CO2组分脱除至规定含量，为甲醇生产提供合格的合成原料气，并将酸气送往克劳斯装置。

粗煤气的净化是通过甲醇物流的再循环洗涤来完成的，装置净化指标为：

硫化物：

净化气中的总硫含量低于0.1ppm。

CO2：

净化气中CO2的含量为2.75%左右

低温甲醇洗是一种基于物理吸收和解吸的气体净化方法，以工业甲醇为吸收剂。

该法用一种溶剂可同时或分段脱除气体中的H2S、CO2等酸性组分和各种有机硫化物，NH3、C2H2、C3及C3以上的气态烃，胶质及水汽等，能达到很高的净化度，能把总硫脱至＜0.1mg/m3，同时能把二氧化碳脱至10×10-8~20×10-6（体积）。

而甲醇对氢气和一氧化碳（合成原料气）的溶解度相当小，且在溶液减压闪蒸过程中优先解吸，可通过分级闪蒸来回收，因而有效组分损失很少。

低温甲醇洗（RWU）处理来自多元料浆气化工艺的粗变换气，从中得到净化气，得到的产品：

*甲醇合成气

*富H2S气

产品规格

1、净化气

CO22.75±0.1mol%

H2S+COS0.1mol-ppm

温度~30°C

2、富H2S气

H2S+COS≥25mol%

压力≥0.20MPa（a）

3、放空尾气

H2S2.3kg/h

H2S+COS25mol-ppm

CH3OH190mg/Nm³

压力0.120MPa（a）

2.工艺流程

2.1装置单元组成

（1）粗煤气的冷却

（2）H2S、CO2的吸收

（3）甲醇溶液再生系统，包括：

闪蒸再生、氮气气提、热再生、甲醇／水分离

2.2工艺流程概述如下

本工序采用的五塔流程，可分为两大区，即冷区和热区。

冷区由甲醇洗涤塔T1601、两个中压闪蒸罐D1601、1602，硫化氢浓缩塔T1603组成；热区由甲醇热再生塔T1604、甲醇/水分离塔T1605和尾气洗涤塔T1607组成。

另有T1602洗氨塔、T1606氮气气提塔，共7塔。

（1）首先，NH3在T1602洗氨塔利用锅炉给水从变换气中除去。

含NH3水被送到低温甲醇洗装置界区外。

然后经P1605甲醇泵喷射了甲醇的原料气被冷产品气冷却下来，冷凝的甲醇/水混合物在一台槽中压闪蒸罐D1601中分离下来。

原料气被送到甲醇洗涤塔T1601。

（2）在甲醇洗涤塔T1601的下段H2S和COS被冷甲醇脱除，在上段CO2被完全脱除。

溶解热一部分使甲醇液温度升高，一部分被冷却段消化。

由于CO2在甲醇中的溶解度比H2S在甲醇中的溶解度小，在CO2脱除段所需甲醇量比H2S脱除段大的多。

在CO2脱除段中部取出部分甲醇液，经E1606换热、E1605制冷机制冷，循环回到下一级塔板继续吸收CO2，目的是消除随CO2在甲醇中不断溶解，溶解热使溶液温度上升，吸收能力会降低。

在T1601上塔下部引出部分甲醇液，此部分甲醇仅饱和了CO2，其余由塔底出来的甲醇液饱和了H2S和CO2。

由塔顶出来经洗涤后的精制气经复热后送出界区。

（3）经过E1607、E1604过冷（5）后两股甲醇富液都到中压闪蒸罐（接E1608、D1602）闪蒸以回收溶解的氢气。

闪蒸气经C1601压缩机再压缩后被循环到低温甲醇洗单元的原料气中。

（4）从（3）来的两股溶液流在中压闪蒸罐（接E1608、D1602）经闪蒸后混合都膨胀到接近常压进入硫化氢浓缩塔T1603上部。

H2S在该塔的上段中利用送到顶部的无硫甲醇（在T1601上塔下部引出部分甲醇液，此部分甲醇仅饱和了CO2，经E1607、E1604、D1602后进入）从闪蒸的CO2物流中除去。

在硫化氢浓缩塔T1603的下段，CO2利用气提气（氮气）从甲醇中气提出去（第一次氮气气提）以提高富H2S气中的H2S浓度。

通过气提作用，溶解热得到回收，外部冷量消耗相应减少。

塔顶部的尾气（主要为高浓度CO2和N2）在复热后送水洗塔尾气洗涤塔T1607洗涤去除甲醇后被送出界区。

（5）为了改进（4）部分的气提，从硫化氢浓缩塔T1603上段来的甲醇经P1601、E1608、E1606、D1604被较热的甲醇加热后送回下段。

（6）来自（4）出硫化氢浓缩塔T1603经P1603、S1601、E1619的冷甲醇富液被再生成的甲醇加热到常温，然后进入T1606氮气气提塔用氮气气提（第二次氮气气提）以进一步提高富H2S气中的H2S浓度。

（7）从（6）出来的低温富甲醇经E1610被加热后进入甲醇热再生塔T1604（8），再生甲醇被冷却后再此进入甲醇洗涤塔T1601使用。

（8）在甲醇热再生塔T1604中，所有溶解的酸性气被甲醇热再生塔T1604再沸器中由蒸气加热产生的甲醇蒸汽气提出去，得到再生的贫甲醇用泵送到甲醇洗涤塔，蒸发的甲醇在H2S浓缩塔顶部被冷却下来。

（9）来自出D1601

（1）的甲醇/水混合物进入甲醇/水分离塔T1605分离成甲醇（顶部）和废水（底部）。

塔底液被蒸汽加热后作为贫甲醇液去回流。

由塔顶出来的甲醇送往甲醇热再生塔T1604，塔底出来的废水经冷却后送出界区，这部分废水中包含了原料中所包含的杂质。

（10）为保证合适的尾气排放，来自硫化氢浓缩塔T1603（4）的尾气经原料气冷却器E1601

（1）回收冷量后送尾气洗涤塔T1607除去甲醇。

用锅炉给水作为洗涤水进行洗涤。

吸收了甲醇的洗涤水由尾气洗涤塔T1607出来送去甲醇/水分离塔T1605回收其中的甲醇。

（11）尾气水洗

经原料气换热器E1601

（2）加热后的尾气进入尾气洗涤塔T1607（11）以脱除尾气中的甲醇。

一部分洗水用凉的锅炉给水。

该塔塔顶经处理的尾气达标排放。

一部分尾气走旁路以减少锅炉给水。

从塔底出来的含甲醇水被废水加热后被送到甲醇/水分离塔T1605（10）以回收甲醇。

为了维持该系统的PH值，防止腐蚀，喷入少量NaOH溶液。

碱液在氢氧化钠贮槽中配制，用氢氧化钠喷射泵打入系统中。

（12）其它

为了降低甲醇消耗，本工段还设有废甲醇槽。

将收集在集管内的所有排放甲醇或泄漏甲醇汇入废甲醇槽。

内设潜液泵使废甲醇循环回工艺系统进行处理。

定期补充的新鲜甲醇来自甲醇贮罐及相应的甲醇补充泵。

如果低温甲醇洗工段停车，甲醇贮罐也可以用来收集来自工艺界区的排放甲醇。

主控样点

样品名称取样位置

A2601变换气自变换来T1602入口

A2602循环气C1601后冷却器E1602出口

A2610净化气T1601顶部出口

A2619贫甲醇E1610出口

A2623酸性气体E1614出口

2625废水T1605底部E1620后

净化（低温甲醇洗）工艺流程说明

1.工艺作用：

在甲醇吸收塔中在-68℃低温条件下吸收变换气中的H2S、COS和大部分CO2，使气体中的CO2降至～2.75%，H2S+COS＜0.1ppm。

酸性尾气送硫回收工序处理。

其原理是利用二氧化碳和硫化氢以及硫氧化碳在低温下在甲醇中溶解度较大，有选择的吸收从而脱除。

2.工艺流程：

本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中CO2、全部硫化物、其它杂质和H2O。

2.1原料气的预冷

来自变换工号的变换气（流量：

100747NM3/h;温度:

40℃；压力:

5.6MpaA；组成：

（mol%）H2:

46.02;CO:

19.02;CO2:

31.4;H2S:

0.23）,与来自循环气压缩机K2601经E2602冷却的气体混合，混合气喷入新鲜甲醇以除去变换气中饱和的水分，此混合物进入原料气冷却器E2601壳程，被管程两股物料冷却至-18℃后入分离罐V2601，出V2601的气体入甲醇洗涤塔C2601，液相甲醇/水分离系统。

2.2原料气中CO2、H2S等组分的脱除

进入C2601的原料气在下塔与来自上塔的富二氧化碳甲醇溶液逆流接触，除去原料气中H2S、COS等硫化物，被脱除掉H2S的原料气进入上塔，与-56℃的贫甲醇逆流接触除去CO2，出塔顶的净化气（-45.7℃；67795094NM3/h；H2：

68.24%（vol）；CO：

27.94%（vol）；CO2:

2.98%（vol）在E2617和E2601中被复至常温后送甲醇合成工号。

由贫甲醇泵送出的贫甲醇（48℃；6.5MpaA；200m3/h；）经水冷器E2618、2号贫甲醇冷却器E2609、3号贫甲醇冷却器E2608，分别冷至41℃、-31℃、-56℃后入C2601上部。

在C2601上塔上部，贫甲醇吸收CO2后从第61块塔盘下部升气管塔盘处引出，进入E2606冷却至-49℃后返回C2601第60块塔板上部，从第55块塔盘下部升气管塔盘处引出甲醇溶液（-19℃），送E2605、E2606冷却至-38℃送塔第54块塔板上部。

2.3富液的闪蒸和H2的回收

出C2601上塔底部-14℃的富CO2甲醇溶液，一部分进入

下塔脱除原料气中的H2S，另一部分经2号甲醇冷却器E2617温度降至-23℃，再经氨冷器E2604冷却后进入2号循环气冷却器V2603闪蒸，出C2601下塔底部的-15℃的富H2S甲醇溶液进入甲醇换热器E2607和E2603中冷却后进入1号循环气闪蒸罐V2602出V2602、V2603闪蒸汽混合后（-30℃）送循环气压缩机K2601压缩。

压缩后气体经E2602冷却至常温返回E2601前原料气管线。

2.4CO2的脱除

进入硫化氢浓缩塔C2603解析CO2的物料有以下几股：

来自V2602的富H2S甲醇溶液进入第41块塔板上部

来自C2603升气管塔盘处用P2601泵抽出的最低温度的污甲醇液传递给E2608中新鲜甲醇冷量后，再经E2606升温后进入V2607中闪蒸。

出V2607的闪蒸气与液均引入C2603下塔上部（第33块塔盘上部）。

来自2#循环气闪蒸罐V2603的不含硫的甲醇溶液进入塔顶作回流液。

为了提浓甲醇再生塔出口的H2S浓度，送入C2603的还有来自V2605的H2S尾气（第13块塔板处）。

为了更好的将甲醇溶液中溶解的CO2解析出来，使H2S得到浓缩，从空分引入低压氮通入C2603下塔。

2.5甲醇溶液的再生

出浓缩塔C2603底的甲醇（-38℃）通过甲醇再生塔给料泵P2603加压后，进入S2602过滤。

过滤后的甲醇溶液与E2609换热回收冷量后再经E2610加热至85℃进入C2604。

再生