一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置的制作方法

本实用新型属于液化气脱硫技术领域，具体涉及一种液液抽提脱除液化气中非硫醇性硫和硫醇性硫的装置。

背景技术：

从催化裂化、延迟焦化、加氢裂化、常减压及催化重整等装置加工而来的液化气主要成分为c3、c4及少量c2、c5等，并含有大量硫化物。其中硫化物随着原油劣质化和高硫化，其含量越来越高，形态也越来越复杂。

通过对液化气生产装置的跟踪调查发现，液化气中硫化物主要含有几百到几万mg/m³的硫化氢，几百到几千mg/m³的硫醇，而甲硫醚、二甲二硫、羰基硫(cos)、二硫化碳(cs2)等根据来源不同，差别较大，有几个到十几个mg/m³，甚至几百mg/m³，更有甚者达几千mg/m³。

随着以液化气为原料的化工产品要求提高，液化气产品质量亦相应提升，尤其对液化气中总硫含量的要求越来越严格，从不超过343mg/m³逐步到不超过100mg/m³，到不超过50mg/m³，再到目前的20mg/m³甚至更高要求的10mg/m³。随着甲基叔丁基醚(mtbe)的产量减少，液化气用于烷基化和气分原料，对其总硫要求还会提高。

为满足越来越严格的液化气产品总硫含量要求，需要对液化气进行精制脱硫，目前液化气精制脱硫技术主要是在胺洗脱硫化氢及碱洗脱硫醇的基础上配套增设相对应的脱cos、脱硫醚、脱cs2等设施。然而从目前跟踪调查发现，硫醚、cos、cs2等非硫醇性硫的存在已经成为液化气产品总硫能否合格的瓶颈。

目前对液化气中非硫醇性硫的脱除主要针对某一类硫化物进行脱除。

针对硫化氢，目前主要采用n-甲基二乙醇胺(mdea)抽提工艺，工艺已经十分成熟。专利如申请号为cn201410077771.0的发明专利《一种炼油厂液化气脱硫精制的装置及方法》(授权公布号为cn103805274b)、申请号为cn201210269574.x的发明专利《一种脱除液化石油气中硫化氢的装置及方法》(授权公布号为cn102757832b)、申请号为cn201520069733.0的实用新型专利《一种炼厂液化气脱硫装置》(授权公布号为cn204455017u)均以纤维膜接触器或胺洗塔与纤维膜接触器组合为传质设备，并采用mdea溶液来完成脱除液化气中的硫化氢。

针对cos，目前基本以固体水解催化剂将cos水解成硫化氢和二氧化碳，再通过氧化锌、氧化铁等吸附脱硫剂脱除其中的硫化氢；当然也有采用液相水解催化剂来水解脱除羰基硫。如申请号为cn201410218662.6的发明专利《一种脱除液化石油气中的羰基硫的低温水解方法》(授权公布号为cn103992831b)、申请号为cn200410074539.8的发明专利《一种能提高有机硫水解率的催化剂、其载体及其制备方法》(授权公布号为cn1308073c)、申请号为cn200510012331.8的发明专利《高浓度有机硫低温水解催化剂及制备》(授权公布号为cn1331596c)等均对羰基硫的固体水解催化剂水解脱除的方法及固体水解催化剂的制备方法等进行说明。而申请号为cn201610256214.4的发明专利《一种脱除液态烃中羰基硫的装置和方法》(授权公布号为cn105778991b)、申请号为cn201620347339.3的实用新型专利《一种碱液抽提法脱除液态烃中羰基硫的装置》(授权公布号为cn205528612u)、申请号为cn201610449572.7的发明专利《一种液态烃精脱硫的方法》(授权公布号为cn105885937b)公开的羰基硫脱除方法中采用一种液体有机溶液作为羰基硫水解剂，将羰基硫水解成硫化氢和二氧化碳，碱液或mdea作为羰基硫水解后的吸附剂，并利用纤维膜接触器作为设备载体来实现羰基硫的脱除。

针对硫醚、cs2等的脱除方法的报道较少，上述申请号为cn201610449572.7的发明专利《一种液态烃精脱硫的方法》中涉及了一部分，其主要通过设置萃取蒸馏塔并添加脱硫剂和设置内装改型分子筛的吸附脱硫塔来脱除其中的硫醚及cs2等。但存在能耗过大、固废排放、操作繁琐等问题及不足。

在《石油炼制与化工》2015，46(6)，68-72中，叙述了以纤维膜接触器为传质设备，并采用复配型胺液用于焦化液化气脱有机硫的实验情况。但没有涉及到工艺和生产级装置的过程指标控制和对应规格的设备。

综上所述，液化气中的各种非硫醇性硫的脱除方法均不同，若要同时脱除几种形态的非硫醇性硫，就需要将对应的非硫醇性硫的脱除方法进行叠加，造成有几种形态硫则需要对应增设几套脱硫设施，如此，使得脱硫装置庞大、流程复杂、操作繁琐；且现有非硫醇性硫脱除工艺需要不同的脱硫设施及脱硫化学药剂来对应不同的形态硫，造成高额的脱硫成本及装置新建或改造成本；同时，用于脱羰基硫的固体催化剂及吸附脱硫剂由于硫容限制，导致失效后需要进行固废填埋处理，不仅大量固废产生，且容易造成二次污染；而且，部分相应的形态硫也随着固废的填埋而损失浪费，造成硫资源浪费。

为了克服上述缺陷，申请号为cn200910233505.1的发明专利《高酸性石油天然气的高效净化脱硫剂》(授权公布号为cn102051244b)公开了一种复配胺液，即高效净化脱硫剂(unitedlydevelopeddesulfursolvent，简称uds)，该高效净化脱硫剂是一种脱除硫醇、羰基硫、cs2的脱硫剂。但该专利中仅公开了该uds脱硫剂的组成，而未说明具体应用的方法及装置。实际应用时，还是需要结合合适的设备、工艺及工艺参数来配套，才能满足生产装置的需要，以达到液化气中总硫含量的标准。

技术实现要素：

本实用新型所要解决的第一个技术问题是针对现有技术的现状，提供一种结构简单、能同时湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置。

本实用新型所要解决的第二个技术问题是针对现有技术的现状，提供一种操作简单、没有固废产生、且能有效湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的方法。

本实用新型解决上述第一个技术问题所采用的技术方案为：一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置，其特征在于包括：

复配胺液罐；

至少一级纤维膜接触器，所述纤维膜接触器包括纤维膜接触反应器和脱硫分离罐，所述纤维膜接触反应器上设有供液化气进入的进气口，且纤维膜接触反应器与所述复配胺液罐相连，用于使复配胺液与液化气在纤维膜接触反应器内相接触而脱硫；所述脱硫分离罐设于纤维膜接触反应器的底部，并与纤维膜接触反应器相连，用于分离脱硫后的液化气和含有硫化物的复配胺液。

为进一步提高脱硫效率，改进，还包括有与第一级的纤维膜接触器的进气口相连的脱硫塔，所述脱硫塔与上述复配胺液罐相连，用于初步脱除液化气中的非硫醇性硫、硫醇，得到含有硫化物的复配胺液和初步脱硫后的液化气。

所述脱硫塔优选为填料胺洗脱硫塔或筛板胺洗脱硫塔。

进一步改进，还包括有再生装置，该再生装置与所述脱硫塔、脱硫分离罐相连，用于分离含有硫化物的复配胺液，以回收硫化物和复配胺液。如此，复配胺液可重复利用，硫化物可送至硫磺装置等回收利用。

所述复配胺液罐中的复配胺液的组成优选为：

1-50％(wt)的uds脱硫剂、0-50％(wt)的n-甲基二乙醇胺，总量不满100％(wt)的情况下用水补足。

所述复配胺液罐中的复配胺液的组成进一步优选为：

3-20％(wt)的uds脱硫剂、10-35％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

上述uds脱硫剂为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-01或uds-02复配胺液。

为使液化气与复配胺液充分接触，所述纤维膜接触反应器中内芯为不锈钢丝结构，纤维膜接触反应器的长径比为3-24。

为适用于硫含量较高的液化气，提高脱硫效率，降低液化气中非硫醇性硫、硫醇的含量，改进，所述纤维膜接触器有两级或多级，且两级或多级纤维膜接触器相串联。

本实用新型解决上述第二个技术问题所采用的技术方案为：一种应用如上所述的湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置进行脱硫的方法，其特征在于：

当所述纤维膜接触器为一级时，脱硫步骤为：

所述复配胺液与液化气按照质量比为0.06-3进入纤维膜接触反应器顺向接触完成脱硫，且纤维膜接触反应器内液化气表观线速率为0.3-1m/s，复配胺液表观线速率为0.02-0.15m/s，压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃；

然后进入脱硫分离罐停留5-45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐底部流出，脱硫后的液化气从脱硫分离罐顶部出装置；

当所述纤维膜接触器为大于一级时，各级间的纤维膜接触器相串联，脱硫步骤为：

一、所述复配胺液与液化气按照质量比为0.06-3首先进入第一级的纤维膜接触反应器顺向接触完成脱硫，且第一级的纤维膜接触反应器内液化气表观线速率为0.3-1m/s，复配胺液表观线速率为0.02-0.15m/s，压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃；

二、然后进入第一级的脱硫分离罐停留5-45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第一级的脱硫分离罐底部流出，脱硫后的液化气从第一级的脱硫分离罐顶部出来；

三、从第一级的脱硫分离罐顶部出来的液化气进入与其相邻的第二级的纤维膜接触器内，并按照上述步骤一、二进行脱硫，如此循环，直至完成各级纤维膜接触器内的脱硫，脱硫后的液化气从最后一级脱硫分离罐顶部出装置。

本实用新型解决上述第二个技术问题所采用的技术方案还可以为：一种应用如上所述的湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置进行脱硫的方法，其特征在于：

当所述纤维膜接触器为一级时，脱硫步骤为：

一、所述复配胺液与液化气按照质量比为0.2-0.5进入脱硫塔如填料塔、筛板塔等，逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔内压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔底部流出，初步脱硫后的液化气从脱硫塔顶部出来，并进入纤维膜接触器进行进一步的脱硫；

二、复配胺液与从上述脱硫塔出来的液化气按照质量比为0.06-3进入纤维膜接触反应器顺向接触完成脱硫，且液化气表观线速率为0.3-1m/s，复配胺液表观线速率0.02-0.15m/s，纤维膜接触反应器内压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃；然后进入脱硫分离罐停留5-45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐底部流出，脱硫后的液化气从脱硫分离罐顶部出装置；

当所述纤维膜接触器为大于一级时，各级间的纤维膜接触器相串联，脱硫步骤为：

①所述复配胺液与液化气按照质量比为0.2-0.5进入脱硫塔逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔内压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔底部流出，初步脱硫后的液化气从脱硫塔顶部出来，并进入第一级的纤维膜接触器进行进一步的脱硫；

②复配胺液与从上述脱硫塔出来的液化气按照质量比为0.06-3进入第一级的纤维膜接触反应器顺向接触完成进一步脱硫，且液化气表观线速率为0.3-1m/s，复配胺液表观线速率0.02-0.15m/s，第一级的纤维膜接触反应器内压力为0.8-3.5mpag，温度为10-60℃；然后进入第一级的脱硫分离罐停留5-45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第一级的脱硫分离罐底部流出，脱硫后的液化气从第一级的脱硫分离罐顶部出来；

③从第一级的脱硫分离罐顶部出来的液化气进入与其相邻的第二级的纤维膜接触器内，并按照上述步骤②进行脱硫，如此循环，直至完成各级纤维膜接触器内的脱硫，脱硫后的液化气从最后一级脱硫分离罐顶部出装置。

最后，所述步骤一和/或步骤①中复配胺液与液化气的质量比优选为0.25-0.35；所述步骤二和/或步骤②中复配胺液与液化气的质量比优选为0.15-0.25，液化气表观线速率优选为0.5-0.9m/s，复配胺液表观线速率优选为0.06-0.10m/s，所述脱硫分离罐内停留时间优选为10-30分钟。

与现有技术相比，本实用新型的优点在于：通过将复配胺液与至少一级纤维膜接触器结合使用，结构简单的同时，可根据原料非硫醇性硫、硫醇的含量，灵活设计一级或一级以上的纤维膜接触器，且复配胺液与液化气在纤维膜接触器内接触脱硫，能有效脱除液化气中包括硫化氢、硫醚、cos、cs2在内的非硫醇性硫，确保经处理后的液化气中非硫醇性硫含量不超过10mg/m³，进而降低后续碱洗脱硫醇装置负荷，并确保液化气总硫指标达到标准5-10mg/m³。

且本实用新型的装置及方法适用于不同形态的非硫醇性硫，进而无需针对某种形态硫设置特定的脱硫设施及对应的脱硫程序即可满足形态硫的脱除，从而简化流程，降低操作难度，并降低投资及运行成本。没有固体脱硫剂及萃取蒸馏脱硫设施，避免固废排放的同时无过多能耗，并且脱硫后富含硫化物的复配胺液可加热再生而重复利用，脱除的非硫醇性硫、硫醇也可送至硫磺装置回收利用。

附图说明

图1为本实用新型实施例1中湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的流程图；

图2为本实用新型实施例7中湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的流程图；

图3为本实用新型实施例9中湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的流程图；

图4为本实用新型实施例10中湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的流程图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本实用新型作进一步详细描述。

实施例1：

如图1所示，一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置，该装置包括复配胺液罐3、恒温水浴200、复配胺液进料泵300、液体分布器23、纤维膜接触器2(包括纤维膜接触反应器21和脱硫分离罐22，纤维膜接触反应器21中内芯材质为不锈钢丝，纤维膜接触反应器21的长径比为18)、液化气储罐900、液化气进料泵910、流量计920、富液收集罐8、净化液化气采样口710、尾气吸收器720、氮气钢瓶730。引入系统的复配胺液经纤维膜接触器2顶部的液体分布器23进入纤维膜接触反应器21，并沿着纤维表面向下流动(即水相)。后引入纤维膜接触器的液化气(即油相)与水相一同沿纤维丝并流向下流动，两相在流动过程中充分接触并进行传质。当传质过程完成后，两相一同进入脱硫分离罐22；在较大的密度差作用下，二者迅速、彻底分层，其中密度较大的水相由沉降罐下部出口排出收集在富液收集罐8中，而密度较小的油相则经上部出口排出。

本实施例中液化气的性质如下表1所示：

表1液化气主要性质参数表

本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：3.50％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(即uds脱硫剂，本实施例中选用江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-01复配胺液，当然也可选用其他单位研制生产的复配胺液，或根据申请号为cn200910233505.1的发明专利《高酸性石油天然气的高效净化脱硫剂》中公开的配方自主调配制得)、31.5％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

复配胺液与液化气按照质量比为3进入纤维膜接触器接触完成脱硫，具体步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为3进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且纤维膜接触反应器21内液化气表观线速率为0.04m/s，复配胺液表观线速率为0.11m/s，压力为0.9mpag，温度为40℃；

然后进入脱硫分离罐22停留8分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，收集在富液收集罐8中，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来。结果发现，从脱硫分离罐22顶部出来的液化气中cos脱除率为97.1％，甲硫醇脱除率为74.1％，总有机硫脱除率为77.8％。

实施例2：

与实施例1基本相同，区别在于：本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：7％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f、28％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为97.7％，甲硫醇脱除率为80.1％，总有机硫脱除率为82.8％。

实施例3：

与实施例1基本相同，区别在于：本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：10.5％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f、24.5％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为97.9％，甲硫醇脱除率为90％，总有机硫脱除率为90.7％。

实施例4：

与实施例1基本相同，区别在于：本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：14％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f、21％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为99.3％，甲硫醇脱除率为93.4％，总有机硫脱除率为93.6％。

实施例5：

与实施例1基本相同，区别在于：本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：12％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f、18％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为96.3％，甲硫醇脱除率为92％，总有机硫脱除率为92.1％。

实施例6：

与实施例1基本相同，区别在于：本实施例中复配胺液包括如下重量百分比的组分：20％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f、30％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为99.6％，甲硫醇脱除率为95.4％，总有机硫脱除率为95.6％。

对比例1：

与实施例1基本相同，区别在于：本对比例中胺液包括如下重量百分比的组分：35％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水。

结果发现，从液化气分离罐顶部出来的液化气中cos脱除率为82.2％，甲硫醇脱除率为43.7％，总有机硫脱除率为47.9％。

实施例7：

如图2所示，一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置，该装置包括脱硫塔1(选用填料胺洗脱硫塔)、纤维膜接触器2(包括纤维膜接触反应器21和脱硫分离罐22，纤维膜接触反应器21中内芯材质为不锈钢丝，纤维膜接触反应器21的长径比为4.2)、复配胺液罐3、液化气过滤器4、复配胺液过滤器5、再生装置6。需要脱硫的液化气通过第一液化气管线91连接至脱硫塔1，脱硫塔1顶部出口通过第二液化气管线92与纤维膜接触反应器21连接，上述液化气过滤器4设置在第二液化气管线92上，以过滤从脱硫塔1出来的液化气。脱硫分离罐22设于纤维膜接触反应器21的底部，并与纤维膜接触反应器21相连，脱硫分离罐22顶部出口通过第三液化气管线93使脱硫后的液化气出装置。

上述复配胺液罐3通过第一复配胺液管线31与脱硫塔1和纤维膜接触反应器21连接，上述复配胺液过滤器5设置在第一复配胺液管线31上，以过滤从复配胺液罐3出来的复配胺液。

上述再生装置6通过管线61与脱硫塔1和脱硫分离罐22的底部出口相连接，以再生从脱硫塔1和脱硫分离罐22的底部出口流出的富含硫化物的复配胺液。

且本实施例中复配胺液罐中复配胺液的组成为：25％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-02复配胺液)、40％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水；

本实施例中液化气的性质如下表2所示：

表2液化气主要性质参数表

脱硫方法的步骤为：

一、复配胺液与液化气按照质量比为0.35进入填料型脱硫塔1逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔1内压力为1.6mpag，温度为40℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔1底部流出并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从脱硫塔1顶部出来，并经过第二液化气管线92和液化气过滤器4进入纤维膜接触反应器21进行进一步的脱硫；

二、复配胺液与从脱硫塔1出来的液化气按照质量比为0.2进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且液化气表观线速率为0.9m/s，复配胺液表观线速率0.09m/s，纤维膜接触反应器21内压力为1.48mpag，温度为40℃；然后进入脱硫分离罐22停留25分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫塔1顶部出来的液化气和从脱硫分离罐22顶部出来的液化气分别进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例8：

与实施例7基本相同，区别在于：本实施例中脱硫塔1选用筛板胺洗脱硫塔，且纤维膜接触反应器21的长径比为4.2。

本实施例脱硫方法的步骤为：

一、复配胺液与液化气按照质量比为0.35进入脱硫塔1逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔1内压力为1.6mpag，温度为40℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔1底部流出并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从脱硫塔1顶部出来，并经过第二液化气管线92和液化气过滤器4进入纤维膜接触反应器21进行进一步的脱硫；

二、复配胺液与从上述脱硫塔1出来的液化气按照质量比为0.18进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且液化气表观线速率为0.79m/s，复配胺液表观线速率0.07m/s，纤维膜接触反应器21内压力为1.53mpag，温度为40℃；然后进入脱硫分离罐22停留20分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫塔顶部出来的液化气和从脱硫分离罐顶部出来的液化气分别进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例9：

如图3所示，一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置，该装置包括纤维膜接触器2(包括纤维膜接触反应器21和脱硫分离罐22，纤维膜接触反应器21中内芯材质为不锈钢丝，纤维膜接触反应器21的长径比为5.5)、复配胺液罐3、液化气过滤器4、复配胺液过滤器5、再生装置6。需要脱硫的液化气通过第一液化气管线91连接至纤维膜接触反应器21，上述液化气过滤器4设置在第一液化气管线91上，以过滤液化气。脱硫分离罐44设于纤维膜接触反应器21的底部，并与纤维膜接触反应器21相连，脱硫分离罐22顶部出口通过第三液化气管线93使脱硫后的液化气出装置。

上述复配胺液罐3通过第一复配胺液管线31与纤维膜接触反应器21连接，上述复配胺液过滤器5设置在第一复配胺液管线31上，以过滤从复配胺液罐3出来的复配胺液。

上述再生装置6通过管线61与脱硫分离罐22的底部出口相连接，以再生从脱硫分离罐22的底部出口流出的富含硫化物的复配胺液。

本实施例中复配胺液罐中复配胺液的组成为：25％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-01复配胺液)、35％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水；

本实施例中液化气的性质同上述实施例7中液化气的性质。

脱硫方法的步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为0.25进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且纤维膜接触反应器21内液化气表观线速率为0.99m/s，复配胺液表观线速率为0.11m/s，压力为1.58mpag，温度为40℃；

然后进入脱硫分离罐22停留20分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例10：

如图4所示，一种湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置，该装置包括有两级纤维膜接触器(分别为位于左边的第一级纤维膜接触器2a和位于右边的第二级纤维膜接触器2b)、复配胺液罐3、液化气过滤器4、复配胺液过滤器5、再生装置6。其中第一级纤维膜接触器2a包括第一级纤维膜接触反应器21a和第一级脱硫分离罐22a，第一级纤维膜接触反应器21a中内芯材质为不锈钢丝，第一级纤维膜接触反应器21a的长径比为3.6；第二级纤维膜接触器2b包括第二级纤维膜接触反应器21b和第二级脱硫分离罐22b，第二级纤维膜接触反应器21b中内芯材质为不锈钢丝，第二级纤维膜接触反应器21b的长径比为3.6。需要脱硫的液化气通过第一液化气管线91连接至第一级纤维膜接触反应器21a，上述液化气过滤器4设置在第一液化气管线91上，以过滤液化气。第一级脱硫分离罐22a设于第一级纤维膜接触反应器21a的底部，并与第一级纤维膜接触反应器21a相连，第一级脱硫分离罐22a顶部出口通过第二液化气管线92与第二级纤维膜接触反应器21b相连，以使初步脱硫后的液化气进入第二级纤维膜接触反应器21b进行进一步的脱硫。第二级脱硫分离罐22b设于第二级纤维膜接触反应器21b的底部，并与第二级纤维膜接触反应器21b相连，第二级脱硫分离罐22b顶部出口通过第三液化气管线93以使脱硫后的液化气出装置。

上述复配胺液罐3通过第一复配胺液管线31分别与第一级纤维膜接触反应器21a、第二级纤维膜接触反应器21b连接，上述复配胺液过滤器5设置在第一复配胺液管线31上，以过滤从复配胺液罐3出来的复配胺液。

上述再生装置6通过管线61与第一级脱硫分离罐22a和第二级脱硫分离罐22b的底部出口相连接，以再生从第一级脱硫分离罐22a和第二级脱硫分离罐22b的底部出口流出的富含硫化物的复配胺液。

本实施例中复配胺液的组成为：25％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-01复配胺液)、30％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水；

本实施例中液化气的性质同上述实施例7中液化气的性质。

脱硫方法的步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为0.2进入第一级纤维膜接触反应器21a顺向接触完成脱硫，且第一级纤维膜接触反应器21a内液化气表观线速率为0.79m/s，复配胺液表观线速率为0.07m/s，压力为1.58mpag，温度为40℃；然后进入第一级脱硫分离罐22a停留15分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第一级脱硫分离罐22a底部流出，并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从第一级脱硫分离罐22a顶部出来，并通过第二液化气管线92进入第二级纤维膜接触反应器21b进行进一步的脱硫。

复配胺液与从上述第一级脱硫分离罐22a出来的液化气按照质量比为0.2进入第二级纤维膜接触反应器21b顺向接触完成脱硫，且第二级纤维膜接触反应器21b内液化气表观线速率为0.79m/s，复配胺液表观线速率为0.07m/s，压力为1.53mpag，温度为40℃；然后进入第二级脱硫分离罐22b停留15分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第二级脱硫分离罐22b底部流出，并通过管线61进入再生装置6，进一步脱硫后的液化气从第二级脱硫分离罐22b顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从第一级脱硫分离罐顶部出来的液化气、和从第二级脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例11：

与实施例7基本相同，区别在于：本实施例中纤维膜接触反应器21的长径比为24；且本实施例中复配胺液罐中复配胺液的组成为：1％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-02复配胺液)、50％(wt)的n-甲基二乙醇胺，其余为水；

本实施例脱硫方法的步骤为：

一、复配胺液与液化气按照质量比为0.5进入脱硫塔1逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔1内压力为3.5mpag，温度为10℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔1底部流出并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从脱硫塔1顶部出来，并经过第二液化气管线92和液化气过滤器4进入纤维膜接触反应器21进行进一步的脱硫；

二、复配胺液与从上述脱硫塔1出来的液化气按照质量比为0.06进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且液化气表观线速率为1m/s，复配胺液表观线速率0.15m/s，纤维膜接触反应器21内压力为3.5mpag，温度为60℃；然后进入脱硫分离罐22停留45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫塔顶部出来的液化气和从脱硫分离罐顶部出来的液化气分别进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例12：

与实施例7基本相同，区别在于：本实施例中纤维膜接触反应器21的长径比为3；且本实施例中复配胺液罐中复配胺液的组成为：50％(wt)的已商业化高效脱有机硫配方组分uds-f(为江苏锦路环保科技有限公司生产的uds-02复配胺液)，其余为水；

本实施例脱硫方法的步骤为：

一、复配胺液与液化气按照质量比为0.2进入脱硫塔1逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔1内压力为0.8mpag，温度为60℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔1底部流出并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从脱硫塔1顶部出来，并经过第二液化气管线92和液化气过滤器4进入纤维膜接触反应器21进行进一步的脱硫；

二、复配胺液与从上述脱硫塔1出来的液化气按照质量比为3进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且液化气表观线速率为0.3m/s，复配胺液表观线速率0.02m/s，纤维膜接触反应器21内压力为0.8mpag，温度为10℃；然后进入脱硫分离罐22停留5分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫塔顶部出来的液化气和从脱硫分离罐顶部出来的液化气分别进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例13：

与实施例9基本相同，区别在于本实施例中脱硫方法的步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为0.06进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且纤维膜接触反应器21内液化气表观线速率为1m/s，复配胺液表观线速率为0.02m/s，压力为3.5mpag，温度为60℃；

然后进入脱硫分离罐22停留5分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例14：

与实施例9基本相同，区别在于本实施例中脱硫方法的步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为2进入纤维膜接触反应器21顺向接触完成脱硫，且纤维膜接触反应器21内液化气表观线速率为0.3m/s，复配胺液表观线速率为0.15m/s，压力为0.8mpag，温度为10℃；

然后进入脱硫分离罐22停留45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从脱硫分离罐22底部流出，并通过管线61进入再生装置6，脱硫后的液化气从脱硫分离罐22顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例15：

与实施例10基本相同，区别在于本实施中脱硫方法的步骤为：

复配胺液与液化气按照质量比为0.06进入第一级纤维膜接触反应器21a顺向接触完成脱硫，且第一级纤维膜接触反应器21a内液化气表观线速率为0.3m/s，复配胺液表观线速率为0.02m/s，压力为3.5mpag，温度10℃；然后进入第一级脱硫分离罐22a停留5分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第一级脱硫分离罐22a底部流出，并通过管线61进入再生装置6，初步脱硫后的液化气从第一级脱硫分离罐22a顶部出来，并通过第二液化气管线92进入第二级纤维膜接触反应器21b进行进一步的脱硫。

复配胺液与从上述第一级脱硫分离罐22a出来的液化气按照质量比3进入第二级纤维膜接触反应器21b顺向接触完成脱硫，且第二级纤维膜接触反应器21b内液化气表观线速率为1m/s，复配胺液表观线速率为0.15m/s，压力为0.8mpag，温度为60℃；然后进入第二级脱硫分离罐22b停留45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第二级脱硫分离罐22b底部流出，并通过管线61进入再生装置6，进一步脱硫后的液化气从第二级脱硫分离罐22b顶部出来，并通过第三液化气管线93出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从第一级脱硫分离罐顶部出来的液化气、和从第二级脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

实施例16：

与实施例15基本相同，区别在于本实施例中还包括有填料胺洗脱硫塔，该脱硫塔与第一级纤维膜接触反应器相连，且脱硫塔与复配胺液罐相连，用于初步脱除液化气中的非硫醇性硫、硫醇，得到含有硫化物的复配胺液和初步脱硫后的液化气，初步脱硫后的液化气进入第一级纤维膜接触反应器内，进行进一步脱硫。本实施中脱硫方法的步骤为：

一、复配胺液与液化气按照质量比为0.2进入脱硫塔逆向接触完成初步脱硫，并进行分离，且脱硫塔内压力为0.8mpag，温度为10℃，富含硫化物的复配胺液从脱硫塔底部流出并通过管线进入再生装置，初步脱硫后的液化气从脱硫塔顶部出来，并进入第一级纤维膜接触反应器进行进一步的脱硫；

复配胺液与液化气按照质量比为3进入第一级纤维膜接触反应器顺向接触完成脱硫，且第一级纤维膜接触反应器内液化气表观线速率为1m/s，复配胺液表观线速率为0.02m/s，压力为3.5mpag，温度10℃；然后进入第一级脱硫分离罐停留45分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第一级脱硫分离罐底部流出，并通过管线进入再生装置，初步脱硫后的液化气从第一级脱硫分离罐顶部出来，并进入第二级纤维膜接触反应器进行进一步的脱硫。

复配胺液与从上述第一级脱硫分离罐出来的液化气按照质量比为0.06进入第二级纤维膜接触反应器顺向接触完成脱硫，且第二级纤维膜接触反应器内液化气表观线速率为0.3m/s，复配胺液表观线速率为0.15m/s，压力为0.8mpag，温度为60℃；然后进入第二级脱硫分离罐停留5分钟分离，富含硫化物的复配胺液从第二级脱硫分离罐底部流出，并通过管线进入再生装置，进一步脱硫后的液化气从第二级脱硫分离罐顶部出来而出装置。

同样，本实施例中，为直观地观察到脱硫效果，将从第一级脱硫分离罐顶部出来的液化气、和从第二级脱硫分离罐顶部出来的液化气进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

对比例2：

液化气脱硫采用胺洗塔胺洗(mdea溶液)脱硫化氢后，再采用二级纤维膜碱洗脱硫醇，并设置一套羰基硫水解塔及精脱硫塔脱除羰基硫。

本对比例装置包括一台胺洗塔(为填料胺洗塔)、二台纤维膜碱洗接触器(包括对应的二台分离罐，其中纤维膜碱洗接触器内芯材质为不锈钢丝，纤维膜碱洗接触器长径比为6)，以及二台羰基硫水解塔(一开一备，内装固体水解剂)、二台精脱硫塔(一开一备，内装固体精脱硫剂)，需要脱硫的液化气通过对应的液化气管线依次与胺洗塔，二台纤维膜碱洗接触器、羰基硫水解塔、精脱硫塔连接。

装置所需的胺液为30％wtmdea溶液，来自胺液再生装置，通过对应管线与胺洗塔连接，并从胺洗塔底部出口去再生装置。

装置所需的脱硫醇碱液为10-15％wt的氢氧化钠溶液，来自碱液再生系统，通过对应管线与纤维膜碱洗接触器连接，并从分离罐底部出口去再生装置。

本对比例中液化气的性质同上述实施例7中液化气的性质。

脱硫方法的步骤为：

一、mdea溶液与液化气按照质量比为35％进入胺洗塔逆向接触完成硫化氢脱除，并进行分离，胺洗塔内压力为1.6mpag，温度为40℃，富含硫化物的mdea溶液从胺洗塔底部流出并通过对应管线进入再生装置，脱除硫化氢后的液化气从胺洗塔顶部出来，并经过对应管线进入纤维膜碱洗接触器进行硫醇脱除；

二、碱液与从胺洗塔出来的液化气按照质量比为30％依次进入一级和二级纤维膜碱洗接触器顺向接触完成脱硫，其中液化气表观线速率为0.8m/s，碱液表观线速率0.12m/s，一级和二级纤维膜碱洗接触器内压力分别为1.48mpag和1.43mpag，温度均为40℃；然后在一级和二级分离罐中各自停留30分钟分离，二级分离罐中的碱液从二级分离罐底部流出，并通过对应管线进入一级纤维膜碱洗接触器，一级分离罐中的碱液从一级分离罐底部流出，进入再生装置，脱硫醇后的液化气从二级分离罐顶部出来，进入羰基硫水解塔。

三、脱除硫醇后液化气从羰基硫水解塔底部进入，完成羰基硫水解后，从羰基硫水解塔顶部出，并从精脱硫塔底部进入完成精脱硫后，从精脱硫塔顶部出装置。

本对比例中，为直观地观察到与实施例脱硫效果的对比，将从胺洗塔顶部出来的液化气、从二级分离罐顶部出来的液化气、精脱硫塔顶部出来的液化气分别进行硫化物含量的测定，测定结果请参见表3。

表3各实施例与对比例脱硫后液化气中硫化物含量表

通过上述实施例的实施结果可以看出，使用本实用新型提供的湿法脱液化气中非硫醇性硫及硫醇的装置及方法能够将液化气中非硫醇性硫脱至10mg/m³以内，且流程简单，无三废排放，并可利用现有胺洗脱硫化氢设备及胺洗再生设施进行升级改造，技术升级难度低，并可实现硫资源回收利用，最终为含非硫醇性硫、硫醇液化气继续深加工利用消除瓶颈。

由此可见，本实用新型提供的装置及方法不仅简化了液化气脱非硫醇性硫、硫醇的流程，极大降低了投资及运行成本，并且降低了技术升级改造难度，避免了三废的排放。本实用新型克服并解决了现有技术存在的流程复杂、投资及运行成本高、三废排放量大、技术升级难度大等不足，实现本实用新型的实用新型目的。