本发明属于二硫化碳生产领域，具体涉及一种二硫化碳生产过程中挥发性有机物的处理设备。
背景技术：
二硫化碳生产过程中来自精制系统的酸性过程气（主要组分为h2s、cs2、ch4、cos和n2等，其中硫化氢体积含量达到80～85%，其余的主要就是二硫化碳），需要对其中的二硫化碳进行回收利用，其它的气体进行处理，使其满足排放标准。目前，大多是对其中的二硫化碳进行粗回收，再采用白油来吸收二硫化碳，进行进一步回收，同时对尾气进行处理。
例如专利号为cn103331083a公开的一种粘胶纤维生产中二硫化碳的回收工艺，粘胶纤维生产中产生的二硫化碳废气经碱喷淋去除废气中的硫化氢后，再通过以下工艺步骤回收二硫化碳：a）用白油作为吸收剂，吸收废气中的二硫化碳，将吸收饱和后的二硫化碳富液降温至15~35℃；b）吸收饱和后的二硫化碳富液通过泵进入解吸塔，经液体分布器后，加热至150℃~170℃，液体沸腾分离得到二硫化碳气体与贫液；c）二硫化碳气体经冷凝、气液分离回收冷凝下来的二硫化碳。本发明的回收工艺吸收率高，投资及运行成本低。
上述回收工艺可以对二硫化碳进行高效回收，但是回收过程中，对各工艺步骤的热量的利用差，导致能量利用率低，回收成本加大。
技术实现要素：
本发明提供一种二硫化碳生产过程中挥发性有机物的处理设备，从常压的含有二硫化碳的酸性不凝气中回收二硫化碳，并对其它气体进行燃烧处理，以达到排放标准，回收率高，能量利用率高，大大降低了处理过程中能量的浪费，控制处理成本。
本发明采用如下的技术方案：一种二硫化碳生产过程中挥发性有机物的处理设备，包括吸收塔、解吸塔和白油储罐以及酸气燃烧炉，所述吸收塔包括粗制吸收塔和精制吸收塔，所述解吸塔分别与所述粗制吸收塔的下部、精制吸收塔的下部和所述白油储罐相连通，所述白油储罐分别与所述粗制吸收塔的上部、精制吸收塔的上部相连通，所述粗制吸收塔、精制吸收塔均连通有进气管道，所述粗制吸收塔、精制吸收塔的塔顶均连接有酸气燃烧炉，所述解吸塔的塔顶连接有二硫化碳回收段，并连接所述精制吸收塔的进气管道；
所述粗制吸收塔的进气管道通过气气换热器进入粗制吸收塔，所述粗制吸收塔的塔顶通过所述气气换热器与所述酸气燃烧炉相连。含有二硫化碳的硫化氢酸性不凝气经过气气换热器的管程进入粗制吸收塔，粗制吸收塔塔顶排出的尾气进入气气换热器的壳程进入酸气燃烧炉，两者在气气换热器内进行换热。
采用白油来吸收天然气硫磺反应精制后尾气中的残余二硫化碳，避免了带有挥发性有机质二硫化碳的尾气灼烧带来的环境污染，同时减轻了硫回收加氢还原系统的处理负荷。工艺描述为：天然气硫化反应的产物经冷凝器，粗脱和精脱等工艺脱硫后，将绝大部分的二硫化碳冷凝，而小部分没冷凝的二硫化碳、硫化氢及未反应的甲烷等进入白油系统，利用白油对二硫化碳的选择性吸收，而不吸收硫化氢等其他气体，从而将二硫化碳分离出来。未被吸收的气体，从塔顶馏出，去酸气燃烧炉进行处理。吸收了二硫化碳的富油，在解吸塔中进一步将二硫化碳蒸出，冷凝下来的二硫化碳回收再返回至精制系统。解吸塔底的贫油，返回白油粗制吸收塔和精制吸收塔，完成工艺循环。
上述方案根据二硫化碳的反应精制岗位来的，反应精制有粗制脱硫塔和精制脱硫塔，粗脱塔塔釜温度高达200℃，精脱塔塔釜的温度只有52℃，不同的蒸馏温度，致使两个系统压力等级不一样,粗制系统是0.55mpa，精制系统只有0.025mpa，再逐级冷却后只有4-5kpa。所以采用两套吸收塔，接收不同压力的过程气。
作为优选，在所述气气换热器与所述粗制吸收塔之间设置有第一冷凝系统。从气气换热器的管程排出的酸性不凝气经冷凝后进入粗制吸收塔，降低至一定温度后，利于白油吸收二硫化碳，提高二硫化碳的吸收率。
作为优选，粗制和精制吸收塔塔底温度控制在5～15℃。
作为优选，所述第一冷凝系统包括冷凝器一、冷凝器二和深冷冷凝器。
作为优选，还包括对进入精制吸收塔前的不凝气进行处理的前处理装置，所述前处理装置包括混合气缓冲罐、与所述混合气缓冲罐相连的压缩机、与所述压缩机相连的第二冷凝系统，所述第二冷凝系统连接二硫化碳回收罐和精制吸收塔。
作为优选，所述压缩机包括压缩机a和压缩机b。
作为优选，所述冷凝器包括一级冷凝器和二级冷凝器，通过一二级梯度式冷凝器将二硫化碳分级冷凝液化，有效的减轻了公用工程冷媒供应的能耗问题。其中一级冷凝器采用7℃水冷凝，二级冷凝器采用-35℃水冷凝。
作为优选，所述的混合气缓冲罐设置有去安全火炬的旁路，在下游工艺系统出现憋压的紧急情况时，有效的帮助系统压力的释放达到保护设备的目的。
作为优选，所述的混合气缓冲罐和压缩机进出口管线形成一个回路，压缩机的出口管线设置有回混合气缓冲罐的气流支路，支路上配置有压力调节阀，通过调节阀控制混合气缓冲罐内的气相压力维持在4～5kpa，与二硫化碳精制系统保持均压的状态，起到稳压的作用。
作为优选，所述的混合气缓冲罐为微正压罐体，配置有现场液位计，以观测过程气带水在罐内积存的情况。
作为优选，所述的混合气缓冲罐连接一路氮气管线，0.3mpa的氮气用作系统的置换吹扫。
作为优选，所述的压缩机设置连接一路氮气管线，用作压缩机中间填料的氮气隔离，防止螺杆式压缩机因填料密封失效造成的硫化氢泄露，起到保护隔离的作用。
作为优选，所述的压缩机出口管路设置有安全阀，设定压力为0.6mpa，以保护系统憋压时对压缩机的损坏。
作为优选，在所述白油储罐与所述粗制吸收塔和所述精制吸收塔之间设置有白油冷却器。白油储罐内的贫油经过白油冷却器冷却后进入粗制吸收塔和精制吸收塔。
作为优选，在吸收塔和解吸塔之间设置有贫富油换热器，从粗制和精制吸收塔底部出来的吸收有二硫化碳的富油在贫富油换热器与从解吸塔底部排出的贫油进行热交换，进入解吸塔内进行解吸，转化为贫油。从解吸塔底部排出的贫油在贫富油换热器内与从吸收塔底部排出的富油进行热交换，进入白油储罐重复利用。
作为优选，在所述贫富液换热器与所述解吸塔之间设置有蒸汽加热器，热交换后的富油经蒸汽加热器59加热后，进入解吸塔53内进行解吸，转化为贫油。
作为优选，解吸塔塔顶温度控制在85～100℃。
作为优选，在所述吸收塔和解吸塔内均设置有填料层，填料层能够达到强化液体的湍流度，为气、液两相提供充分的接触面，降低传质阻力，提高吸收和解吸效果。
作为优选，粗制吸收塔、精制吸收塔液位控制在30～35%，白油储罐的液位控制在25～50%。
作为优选，粗制吸收塔、精制吸收塔进塔白油流量控制在2～5m3/h。
作为优选，白油储罐压力控制在0.015～0.025mp，精制吸收塔顶部压力控制在0.18～0.22mpa，解吸塔塔顶压力控制在0.003～0.008mpa。
作为优选，所使用的白油40℃时运动粘度为24.5～27.5mm2/s，比重0.8～0.84，吸收效果显著，而且解吸彻底。
通过实施上述技术方案，本发明具有如下的优点：从常压的含有二硫化碳的酸性不凝气中回收二硫化碳，并对其它气体进行燃烧处理，以达到排放标准，回收率高，能量利用率高，大大降低了处理过程中能量的浪费，控制处理成本。
附图说明
附图1为本发明一实施例的结构流程示意图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例，对本发明作进一步详细说明。
实施例1：
一种二硫化碳生产过程中挥发性有机物的处理设备，如附图1所示，包括吸收塔、解吸塔40、白油储罐30和酸气燃烧炉50。吸收塔包括粗制吸收塔10和精制吸收塔20，粗制脱硫塔经过冷凝器冷凝后的不凝气送入粗制吸收塔10由白油洗涤吸收残余的二硫化碳；所述粗制吸收塔10的进气管道通过气气换热器60、第一冷凝系统后再进入粗制吸收塔10，所述粗制吸收塔10的塔顶通过所述气气换热器60与所述酸气燃烧炉50相连。含有二硫化碳的硫化氢酸性不凝气经过气气换热器60的管程与粗制吸收塔10顶部排出的过程气进行热交换后，经第一冷凝系统冷凝后大部分二硫化碳冷凝回收进入粗品二硫化碳缓冲罐160，含有少量二硫化碳的不凝气进入粗制吸收塔10，采用白油吸收二硫化碳；粗制吸收塔10塔顶排出的过程气进入气气换热器60的壳程进行换热后，进入酸气燃烧炉50进行处理。第一冷凝系统包括冷凝器一121、冷凝器二122和深冷冷凝器123，逐级冷却。
深冷冷凝器123的气相管另接一路至安全火炬，当系统出现憋压等意外情况时，放空至火炬燃烧掉。
精制脱硫系统深冷冷凝器的不凝气以及解吸塔40塔顶的再生气进入精制吸收塔20经白油吸收，在进入精制吸收塔20前，对这些不凝气进行前处理，前处理装置，包括混合气缓冲罐70、与所述混合气缓冲罐70相连的压缩机80、与所述压缩机80相连的第二冷凝系统100，所述第二冷凝系统100连接二硫化碳回收罐110和精制吸收塔20。压缩机80出口管路设置有安全阀，混合气缓冲罐70设置有去安全火炬的旁路，在下游工艺系统出现憋压的紧急情况时，有效的帮助系统压力的释放达到保护设备的目的。混合气缓冲罐70和压缩机80进出口管线形成一个回路，压缩机80的出口管线设置有回混合气缓冲罐70的气流支路，支路上配置有压力调节阀，通过调节阀控制混合气缓冲罐70内的气相压力维持在4～5kpa，与二硫化碳精制系统保持均压的状态，起到稳压的作用。混合气缓冲罐70连接一路氮气管线，氮气用作系统的置换吹扫。压缩机80也设置连接一路氮气管线，用作压缩机中间填料的氮气隔离，防止螺杆式压缩机因填料密封失效造成的硫化氢泄露，起到保护隔离的作用。
压缩机80包括压缩机a和压缩机b，第二冷凝系统100包括一级冷凝器和二级冷凝器，通过一二级梯度式冷凝器将二硫化碳分级冷凝液化，有效的减轻了公用工程冷媒供应的能耗问题。其中一级冷凝器采用7℃水冷凝，二级冷凝器采用-35℃水冷凝。
精制脱硫塔及成品塔深冷冷凝器冷凝后的不凝气经混合气缓冲罐70及压缩机80压缩至0.3mpa，再经第二冷凝系统的一级、二级冷凝器回收二硫化碳后尾气送进精制吸收塔20由白油洗涤吸收残余的二硫化碳。粗制吸收塔10和精制吸收塔20塔底温度控制在5～15℃。解吸塔40分别与所述粗制吸收塔10的下部、精制吸收塔20的下部和所述白油储罐30相连通，所述白油储罐30分别与所述粗制吸收塔10的上部、精制吸收塔20的上部相连通，所述粗制吸收塔10、精制吸收塔20均连通有进气管道，所述粗制吸收塔10、精制吸收塔20的塔顶均连接有酸气燃烧炉50，所述解吸塔40的塔顶连接有二硫化碳回收罐110，并连接所述精制吸收塔20的进气管道。
在所述白油储罐30与所述粗制吸收塔10和所述精制吸收塔20之间设置有白油冷却器130。白油储罐30内的贫油经过白油冷却器130冷却后进入粗制吸收塔10和精制吸收塔20。
在吸收塔和解吸塔40之间设置有贫富油换热器140，从粗制和精制吸收塔20底部出来的吸收有二硫化碳的富油汇合在贫富油换热器140与从解吸塔40底部排出的贫油进行热交换，进入解吸塔40内进行解吸，转化为贫油。从解吸塔40底部排出的贫油在贫富油换热器140内与从吸收塔底部排出的富油进行热交换，进入白油储罐30重复利用。
在所述贫富液换热器140与所述解吸塔40之间设置有蒸汽加热器150，热交换后的富油经蒸汽加热器150加热后，进入解吸塔40内进行解吸，转化为贫油，解吸塔40塔顶温度控制在85～100℃。
自上游来的硫化氢分别进入粗制和精制吸收塔20脱除其中所含二硫化碳等杂质后送至酸气燃烧炉50进行尾气处理。吸收塔采用白油作为吸收剂，所使用的白油40℃时运动粘度为24.5-27.5mm2/s，比重0.83-0.84。新鲜白油（采用桶装）被桶泵送入白油储罐30，由泵加压后送入粗制吸收塔10和精制吸收塔20。吸收塔底富吸收油合并进入贫富油换热器140、蒸汽加热器150升温后进入解吸塔40，解吸出来的二硫化碳经解吸冷凝器170回收入二硫化碳回收罐110，塔底再生液与富吸收油进出料换热后返回白油储罐30循环使用。
具体工艺流程为：白油储罐30里的贫油通过白油泵经过白油冷却器130将贫油温度冷却后，经调节阀控制其流量，流量控制在2～5m3/h，分别进入粗制吸收塔10和精制吸收塔20顶部，自上而下进行喷淋：
来自第二冷凝系统100出口含有二硫化碳的酸性气进入粗制吸收塔10下部，酸性气经过粗制吸收塔10塔里填料层向上升，与粗制吸收塔10塔顶喷淋而下的白油充分接触，酸性气中的二硫化碳被白油所吸收，酸性气从粗制吸收塔10塔顶出口至气气换热器60壳程与气气换热器60管程中粗制系统的酸性气换热后，经酸气缓冲罐180进行稳压后进入酸气燃烧炉50进行尾气处理；吸收二硫化碳的富油沉积于粗制吸收塔10塔釜。
来自压缩机80回收深冷的不凝气进入精制吸收塔20下部。不凝气经精制吸收塔20里填料层向上升，与精制吸收塔20塔顶喷淋而下的白油充分接触，酸性气中的二硫化碳被白油所吸收，剩余不凝气从精制吸收塔塔顶出，与气气换热器60壳程出来的酸性气混合后，进入酸气燃烧炉50进行硫回收；吸收了二硫化碳的富油沉积于精制吸收塔20塔釜。
粗制吸收塔10塔釜中的富油通过压差，经过调节阀减压后与解吸泵送来的精制吸收塔20富油一起进入贫富油换热器140，与来自解吸塔40底部的贫油进行换热，经蒸汽加热器150将富油温度提升至～115℃，进入解吸塔40，在解吸塔40中将富油中的二硫化碳解吸出来，解吸出的二硫化碳气体从解吸塔40塔顶出，经过冷凝后，回收的二硫化碳进入二硫化碳回收罐90，通过二硫化碳外送泵送至精脱塔回流罐190。
经过解吸后的贫油至贫富油换热器140与粗制吸收塔10和精制吸收塔20来的富油进行换热后，进入白油储罐30。
实施例2：
一种二硫化碳生产过程中挥发性有机物的处理设备，包括吸收塔、解吸塔40和白油储罐30以及酸气燃烧炉50，其中，吸收塔包括粗制吸收塔10和精制吸收塔20，塔内均设置有填料层，粗脱塔经过一二级冷以及深冷冷凝器冷凝后的不凝气送入粗制吸收塔10由白油洗涤吸收残余的二硫化碳；精脱塔及成品塔冷凝器冷凝后的不凝气以及白油再生塔顶的再生气送进精制吸收塔20由白油洗涤吸收残余的二硫化碳。解吸塔40分别与所述粗制吸收塔10的下部、精制吸收塔20的下部和所述白油储罐30相连通，所述白油储罐30分别与所述粗制吸收塔10的上部、精制吸收塔20的上部相连通，所述粗制吸收塔10、精制吸收塔20均连通有进气管道，所述粗制吸收塔10、精制吸收塔20的塔顶均连接有酸气燃烧炉50，所述解吸塔40的塔顶连接有二硫化碳回收段，并连接所述精制吸收塔20的进气管道；
所述粗制吸收塔10的进气管道通过气气换热器60进入粗制吸收塔10，所述粗制吸收塔10的塔顶通过所述气气换热器60与所述酸气燃烧炉50相连。含有二硫化碳的硫化氢酸性不凝气经过气气换热器60的管程进入粗制吸收塔10，粗制吸收塔10塔顶排出的尾气进入气气换热器60的壳程进入酸气燃烧炉50，两者在气气换热器60内进行换热。
自上游来的硫化氢分别进入粗制和精制吸收塔20脱除其中所含二硫化碳等杂质后送至尾气处理单元（酸气燃烧炉50）。吸收塔采用白油作为吸收剂，所使用的白油40℃时运动粘度为24.5～27.5mm2/s，比重0.8～0.84。新鲜白油（采用桶装）被桶泵送入白油储罐30，由泵加压后送入粗制吸收塔10、精制吸收塔20。吸收塔底富吸收油合并进入解吸塔40，解吸出来的二硫化碳经冷凝回收，塔底再生液贫油返回贫油缓冲罐循环使用。