一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺和装置的制作方法

本发明涉及石油化工、煤化工和天然气工业等生产过程中产生酸性气的脱硫净化装置，具体涉及一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺和装置。

背景技术：

含硫酸性气主要来自于天然气开采、油田伴生气、煤化工、石油化工行业，其杂质主要有h2s和co2等，会使钢制管道、设备、燃具发生腐蚀，缩短其使用寿命，同时工艺气中的硫能使催化剂中毒，破坏工艺过程的正常进行，因此需要进行脱除已达到各气体排放标准。目前国内外处理h2s气体的方法可分为两大类：干法脱硫和湿法脱硫。干法脱硫主要为吸附法，湿法脱硫主要为吸收法，吸收过程因其处理量大，净化效果好等优点而受到广泛应用，其中吸收分为物理吸收和化学吸收，常见的物理溶剂有环丁砜、甲醇等，化学溶剂主要为醇胺类溶剂——一乙醇胺(mea)、二乙醇胺(dea)、甲基二乙醇胺(mdea)、二异丙醇胺(dipa)等。各溶剂因其对h2s和co2的吸收效果不同，其应用场景也所有不同。

目前的酸性气净化装置采用吸收-解吸的方法(见图1)，含硫酸性气首先进入吸收塔底部，与解吸后的贫溶剂进行多级逆流接触，塔顶为脱硫后的净化气，经净化气分离器分出夹带液滴后送出，塔底为富溶剂，首先经闪蒸罐减压闪蒸出烃类，然后经贫富溶剂换热器加热后进入解吸塔，解吸塔顶得到h2s气体去硫回收装置，解吸塔底贫溶剂依次经过贫富溶剂换热器、加压、水冷后返回吸收塔顶。解吸得到的h2s气体其纯度往往较低，下游硫回收装置单一，一般为硫磺装置，产品附加值低，但随着原油等化石燃料中的硫含量增加，以及生产高附加值硫化学品工艺(如硫氢化钠工艺、硫脲工艺等)的不断开发，如何更好的提供和利用h2s资源是未来酸性气净化装置的发展方向。

专利cn1088472a提供了一种从混合气体中脱除二氧化碳的方法，采用两段吸收和两段解吸的流程，通过采出贫溶剂和半贫溶剂的方式来降低解吸塔能耗。

专利cn103446849a提供了一种从酸性气中分离高纯度h2s的技术，酸性气首先进入第一吸收塔和第一再生塔，再生得到的气体进入第二吸收塔和第二再生塔，最终得到高纯度h2s气体，其本质为两套吸收-解吸系统的耦合，通过多次吸收解吸操作来得到高纯度的h2s气体。

专利cn101054167a提供了一种高纯度h2s的分离工艺，采用nhd溶剂进行吸收，得到的富溶剂经过多级闪蒸，各闪蒸气返回吸收塔，最终闪蒸后的液相进入解吸塔，得到高纯度h2s气体，其本质依旧是通过循环再生气，多次吸收的方式提高h2s气体纯度。

专利cn108392948a提供了一种硫化氢的提纯工艺和装置，通过多级变压吸附的方式，将上游装置如酸性气净化装置得到的粗硫化氢气体，提纯至高纯度硫化氢气体。

专利us2008127831a1提供了一种吸收co2气体后进行多级解吸的技术，该技术主要考虑到下游co2回收装置操作压力较高，采用一步解吸的方式，co2气体压力较低，导致该气体去下游装置的压缩功耗增加，因而通过配置多级不同压力的解吸塔，达到压缩功耗和解吸塔能耗的综合最优。

目前所有关于酸性气净化装置的专利，均是针对下游单一回收装置，提出的节能降耗或提高h2s气体纯度的技术，本发明基于不同硫化学品所需硫化氢纯度不同的需求，提出一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺和装置，相比一味追求高纯度硫化氢的工艺，本发明以产品作为工艺设计导向，具有操作简单灵活、成本低和市场适应性强等特点。

技术实现要素：

本发明涉及一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺和装置，常规工艺采用单塔吸收和单塔解吸的方法(见图1)，得到的h2s气体一般进入下游硫磺装置进行回收利用，其产品附加值较低，整个酸性气净化装置中最主要的两个因素——贫溶剂纯度及溶剂中杂质含量，在常规工艺中受制于下游产品的低附加值，因而对主要因素的优化首先考虑装置能耗，其次考虑溶剂选择性，以此进行该装置的工艺设计。

本发明相较常规工艺，以不同硫化学品作为导向，利用酸性气组分(co2、h2s等)在溶剂中的溶解性差异——co2溶解性低于h2s溶解性，解吸过程中会优先解吸co2，因而采用分步解吸的方式，依次得到纯度升高的各h2s气体。由于解吸压力对co2和h2s的解吸速率影响敏感，因而在设计过程中可以通过调整各解吸塔的塔压等参数来调控各h2s气体纯度，以此满足不同硫化学品的原料纯度需求。

同时为得到更多高纯度h2s气体，需要在吸收过程中减少co2的吸收量，即提高溶剂对h2s的选择性，因而以产品为导向的酸性气净化装置的工艺设计相较常规设计，溶剂选择性的影响更加突出，直接决定高纯度硫化氢的产量，在该工艺设计过程中对参数的选择会同时考虑装置能耗和溶剂选择性两个因素。

在吸收塔的设计方面，由于h2s的吸收快于co2的吸收，因而可通过减少塔内气液相接触时间(如降低塔径)等方式提高溶剂选择性。若吸收塔为多股进料，考虑设置多个进料口，优化各进料位置，由于此时各进料口间气相量较所有流股由吸收塔底进入时降低，因而在设备制造允许的前提下，减小各进料口间塔段的塔径，采用变径塔的方式进一步提高溶剂选择性。

本发明的技术方案：

一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化装置，包括吸收塔、闪蒸罐3、贫富溶剂换热器4、贫溶剂泵5、贫溶剂冷却器6、解吸塔、解吸塔冷凝器、解吸塔回流罐、解吸塔回流泵、解吸塔再沸器和解吸塔底半贫溶剂泵；

吸收塔的塔顶为气相出口，其与下游装置连接；普通吸收塔1或变径吸收塔2的塔底为液相出口，其与闪蒸罐3连接；当吸收塔为普通吸收塔1时，一股含硫酸性气从进气口进入；当吸收塔为变径吸收塔2时，两股含硫酸性气分别从对应进气口进入；闪蒸罐3的顶部为气相出口，闪蒸气连接燃料气管网；闪蒸罐3的底部为液相出口，其与贫富溶剂换热器4的冷物流入口连接，贫富溶剂换热器4冷物流出口连接第一解吸塔7的进料口，第一解吸塔7的塔顶气相出口连接第一解吸塔冷凝器8的工艺物流入口，第一解吸塔冷凝器8的工艺物流出口连接第一解吸塔回流罐9入口，第一解吸塔回流罐9液相出口连接第一解吸塔回流泵10入口，第一解吸塔回流罐9气相出口连接下游硫化氢回收装置；第一解吸塔回流泵10出口连接第一解吸塔7回流口，第一解吸塔7底液相出口分两支，一支连接第一解吸塔再沸器11的工艺物流入口，第一解吸塔再沸器11的工艺物流出口连接第一解吸塔7塔底回流口；另一支连接第一解吸塔底半贫溶剂泵12入口，第一解吸塔底半贫溶剂泵12出口连接第二解吸塔13入口，第二解吸塔13配套设备及连接方式与第一解吸塔7相同；

当酸性气净化装置中存在两个解吸塔时，第一解吸塔回流罐9气相出口连接下游低浓度/中浓度的硫化氢回收装置，第二解吸塔回流罐15气相出口连接下游中浓度/高浓度的硫化氢回收装置；第二解吸塔13的塔底液相出口连接贫富溶剂换热器4热物流入口，贫富溶剂换热器4热物流出口连接贫溶剂泵5入口，贫溶剂泵5出口连接贫溶剂冷却器6工艺物流入口，贫溶剂冷却器6工艺物流出口连接吸收塔液相进料口；

当酸性气净化装置中存在三个解吸塔时，第三解吸塔19配套设备及连接方式与第一解吸塔7相同；第一解吸塔回流罐9气相出口连接下游低浓度的硫化氢回收装置，第二解吸塔回流罐15气相出口连接下游中浓度的硫化氢回收装置，第三解吸塔回流罐气相出口连接下游高浓度的硫化氢回收装置；第二解吸塔13的塔底液相出口连接贫富溶剂换热器4热物流入口，贫富溶剂换热器4热物流出口连接贫溶剂泵5入口，贫溶剂泵5出口连接贫溶剂冷却器6工艺物流入口，贫溶剂冷却器6工艺物流出口连接吸收塔液相进料口。

一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺，步骤如下：

(1)一股或两股含硫酸性气进入酸性气净化装置，首先进入吸收塔，当一股进料时，含硫酸性气直接进入普通吸收塔1底部；当两股进料时，设置不同进料口，根据各进料口间的水力学情况，并在设备设计允许的前提下，采用变径吸收塔2的方式进一步提高溶剂选择性；

(2)贫溶剂进入吸收塔的塔顶，保证塔顶净化气中硫含量达标，贫溶剂纯度及杂质含量根据装置能耗和溶剂选择性综合确定，为得到更多高纯度硫化氢，应优先考虑溶剂选择性；

(3)塔底富溶剂依次经过闪蒸罐3闪蒸出部分轻烃，并通过贫富溶剂换热器4加热，该贫富溶剂换热器4端温差选择10～15℃，经换热后进入解吸单元；

(4)解吸单元设置两到三个解吸塔，分别解吸出不同纯度的硫化氢气体：h2s≥95％高纯度硫化氢气体、h2s在85％～95％之间的中纯度硫化氢气体及h2s在70％～85％之间的低纯度硫化氢气体；应根据下游需求及装置能耗综合确定解吸塔数量及各解吸塔顶硫化氢纯度，得到高纯度硫化氢气体所需的解吸塔压力为0.05～0.1mpa，得到中纯度硫化氢气体所需的解吸塔压力为0.1～0.35mpa，得到低纯度硫化氢气体所需的解吸塔压力为0.35～0.8mpa；

(5)最后一级解吸塔的塔底得到贫溶剂，依次经过贫富溶剂换热器4冷却、贫溶剂泵5加压以及贫溶剂冷却器冷6却后，进入吸收塔的塔顶。

步骤(2)中，用以吸收的溶剂类型应选择h2s溶解性优于co2溶解性的溶剂，为乙醇胺(mea)、二乙醇胺(dea)、甲基二乙醇胺(mdea)、二异丙醇胺(dipa)中一种或两种以上混合，优选甲基二乙醇胺(mdea)。

本发明的有益效果：本发明基于不同硫化学品所需硫化氢纯度不同的需求，提出一种产多种纯度硫化氢的酸性气净化工艺和装置，相比一味追求高纯度硫化氢的工艺，本发明以产品作为工艺设计导向，具有操作简单灵活、成本低和市场适应性强等特点。

附图说明

图1为常规酸性气净化装置工艺图。

图2为本发明酸性气净化装置工艺图：吸收塔单股含硫酸性气进料，解吸单元含两个解吸塔，第一解吸塔和第二解吸塔可采出低纯度和中纯度硫化氢、低纯度和高纯度硫化氢、中纯度和高纯度硫化氢。

图3为本发明酸性气净化装置工艺图：吸收塔单股含硫酸性气进料，解吸单元含三个解吸塔，第一解吸塔、第二解吸塔和第三解吸塔分别采出低纯度、中纯度和高纯度硫化氢。

图4为本发明酸性气净化装置工艺图：吸收塔多股含硫酸性气进料(以两股为例)，解吸单元含两个解吸塔，第一解吸塔和第二解吸塔可采出低纯度和中纯度硫化氢、低纯度和高纯度硫化氢、中纯度和高纯度硫化氢。

图5为本发明酸性气净化装置工艺图：吸收塔多股含硫酸性气进料(以两股为例)，解吸单元含三个解吸塔，第一解吸塔、第二解吸塔和第三解吸塔分别采出低纯度、中纯度和高纯度硫化氢。

图中：1普通吸收塔；2变径吸收塔；3闪蒸罐；4贫富溶剂换热器；5贫溶剂泵；6贫溶剂冷却器；7第一解吸塔；8第一解吸塔冷凝器；9第一解吸塔回流罐；10第一解吸塔回流泵；11第一解吸塔再沸器；12第一解吸塔底半贫溶剂泵；13第二解吸塔；14第二解吸塔冷凝器；15第二解吸塔回流罐；16第二解吸塔回流泵；17第二解吸塔再沸器；18第二解吸塔底半贫溶剂泵；19第三解吸塔；20第三解吸塔冷凝器；21第三解吸塔回流罐；22第三解吸塔回流泵；23第三解吸塔再沸器。

具体实施方式

下面将对本发明的技术方案进行清楚、完整的描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员经改进或润湿的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

当吸收塔为单股气相进料时，且根据下游硫化学品纯度要求及经济效益，得到解吸单元采用两个解吸塔，第一解吸塔采出纯度较低的硫化氢，第二解吸塔采出纯度较高的硫化氢，即分为三种情况：依次采出低纯度和中纯度硫化氢、依次采出低纯度和高纯度硫化氢、依次采出中纯度和高纯度硫化氢，见图2。

当吸收塔为单股气相进料时，且根据下游硫化学品纯度要求及经济效益，得到解吸单元采用三个解吸塔，第一解吸塔采出低纯度硫化氢，第二解吸塔采出中纯度硫化氢，第三解吸塔采出高纯度硫化氢，见图3。

当吸收塔为多股气相进料时(以两股为例)，且根据下游硫化学品纯度要求及经济效益，得到解吸单元采用两个解吸塔，第一解吸塔采出纯度较低的硫化氢，第二解吸塔采出纯度较高的硫化氢，即分为三种情况：依次采出低纯度和中纯度硫化氢、依次采出低纯度和高纯度硫化氢、依次采出中纯度和高纯度硫化氢，见图4。

当吸收塔为单股气相进料时(以两股为例)，且根据下游硫化学品纯度要求及经济效益，得到解吸单元采用三个解吸塔，第一解吸塔采出低纯度硫化氢，第二解吸塔采出中纯度硫化氢，第三解吸塔采出高纯度硫化氢，见图5。

以吸收塔多股进料，解吸单元采用三个解吸塔，详细说明实施方法：

以图5为例描述本发明提供的产多种纯度硫化氢的酸性气净化装置：

含硫酸性气-1和含硫酸性气-2分别进入酸性气净化装置的变径吸收塔2不同进料口，塔顶气相出口与下游装置连接，塔底液相出口与闪蒸罐3连接，闪蒸罐3气相出口连接燃料气管网，闪蒸罐3液相出口连接贫富溶剂换热器4冷物流入口，贫富溶剂换热器4冷物流出口连接第一解吸塔7进料口，第一解吸塔7的塔顶气相出口连接第一解吸塔冷凝器8工艺物流入口，第一解吸塔冷凝器8工艺物流出口连接第一解吸塔回流罐9入口，第一解吸塔回流罐9液相出口连接第一解吸塔回流泵10入口，第一解吸塔回流泵10气相出口连接下游低纯度硫化氢回收装置，第一解吸塔回流泵10出口连接第一解吸塔77回流口，第一解吸塔7底液相出口分两支，一支连接第一解吸塔再沸器11工艺物流入口，第一解吸塔再沸器11工艺物流出口连接第一解吸7塔底回流口，另一支连接第一解吸塔底半贫溶剂泵12入口，第一解吸塔底半贫溶剂泵12出口连接第二解吸塔13入口，第二解吸塔13和第三解吸塔19配套设备及连接方式同第一解吸塔7，塔顶中纯度和高纯度硫化氢去相应硫回收装置，第三解吸塔19的塔底液相出口连接贫富溶剂换热器4热物流入口，贫富溶剂换热器4热物流出口连接贫溶剂泵5入口，贫溶剂泵5出口连接贫溶剂冷却器6工艺物流入口，贫溶剂冷却器6工艺物流出口连接吸收塔液相进料口。

实施例1：

某石化公司有两股催化干气(进料信息见表1)，原设计采用常规吸收-解吸流程，两股催化干气混合进入吸收塔塔底，采用40％w，杂质含量为0.06％w的mdea溶液(下标w为质量分数，m为摩尔分数，后同)，保证塔顶净化气中h2s含量低于20ppmv，溶剂用量35400kg/h，解吸塔顶得到h2s气体纯度88.92％m(干基含量，后同)，该石化公司共有三套硫回收装置，分别为nahs装置、硫脲装置和硫酸装置，各产品信息见表2，因而根据其原料纯度，原设计得到的h2s气体全部进入硫脲装置。

按照本发明设计方法(工艺流程见图4)，两股催化干气根据其组成优化进入不同进料口，并根据塔内气相量优化吸收塔各段塔径，吸收塔采用变径塔，贫溶剂采用30％w，杂质含量为0.04％w的mdea溶液，保证脱硫效果的前提下贫溶剂用量为39150kg/h，若采用直接解吸的方式，可得到90.48％m的h2s气体，可见溶剂选择性有所提高，根据下游回收装置原料要求、经济效益等综合优化，最终解吸单元配套两个解吸塔，第一解吸塔的塔压为0.17mpa(表压，后同)，得到85％mh2s气体去硫脲装置，第二解吸塔的塔压为0.05mpa，得到95％mh2s气体去nahs装置。

两种设计的详细信息见表3，原设计得到58.58kmol/h88.92％mh2s气体，纯度只能达到硫脲装置的原料要求，按照本发明设计方法，采用分步解吸的方式，可以得到24.82kmol/h85.18％mh2s气体作为硫脲装置原料，32.67kmol/h95.01％mh2s气体作为nahs装置的原料，相较原设计，其产品附加值大幅度提高。

表1

表2

表3

实施例2：

在实施例1的基础上，采用三塔解吸流程，分别得到高中低纯度硫化氢，见图5，第一解吸塔的塔压为0.45mpa，第二解吸塔的塔压为0.18mpa，第三解吸塔的塔压为0.05mpa。两种设计的详细信息见表4，原设计得到58.58kmol/h88.92％mh2s气体，纯度只能达到硫脲装置的原料要求，按照本发明设计方法，采用分步解吸的方式，可以得到5.6kmol/h70.07％mh2s气体作为硫酸装置原料，15.7kmol/h87.26％mh2s气体作为硫脲装置原料，36.19kmol/h95.22％mh2s气体作为nahs装置的原料，相较原设计，其产品附加值大幅度提高，相较实施例1，得到了少量低纯度硫化氢，但高纯度硫化氢的产量得到了提升。

表4

以上所述的仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。