本发明涉及一种酸性气处理工艺及系统，特别是涉及一种含二氧化碳和硫化氢的酸性气的净化和污染物资源化回收利用。
背景技术
炼厂酸性气是在石油加工过程中产生的一种加工尾气，其主要成分为h2s和co2。炼厂酸性气主要来自于酸性水汽提、循环氢脱硫以及干气和液化气脱硫等装置。大型炼厂酸性气量较大（年产硫磺＞5000t/a），一般都建立生产硫磺的酸性气处理装置（如claus工艺和lo-cat工艺），对h2s进行回收利用。而对于中小炼厂（年产硫磺＜5000t/a），由于酸性气量小，建立硫磺装置成本较高，大部分小炼厂基本都将酸性气采用燃烧排放的方式处理，这种方法不但造成资源的浪费，而且燃烧生成的so2给环保带来了巨大的压力。2012年以前，《大气污染物综合排放标准》（gb16297-1996）规定so2排放浓度不高于960mg/m3，而最新的《石油炼制工业污染物排放标准》（gb31570-2015）规定现有企业2017年7月1日起、新建企业自2015年7月1日起，催化裂化再生烟气或工艺加热炉尾气中so2排放限值为100mg/m3（特别地区限值仅为50mg/m3），酸性气回收装置so2排放限值为400mg/m3（特别地区限值为100mg/m3）。可见，目前小型炼厂的酸性气处理方式很难满足环保要求。为保护环境和确保资源的充分利用，对小型炼厂的酸性气进行综合治理和回收利用势在必行。
目前炼厂酸性气治理根据回收制得产品的不同，可分为制取硫磺、制硫酸及制亚硫酸盐、nahs等化产品。
制取硫磺产品主要有两种成熟技术，一种是二级claus+尾气加氢还原+溶剂吸收工艺技术；另一种是美国merichem公司气体技术产品公司开发的lo-cat工艺技术。二级claus+尾气加氢还原+溶剂吸收技术工艺成熟，产品硫磺质量稳定，但由于流程长、投资大、能耗高、装置安全控制要求高，并且claus工艺只能处理高浓度的酸性气体，因此，该技术对于小炼厂酸性气治理并无优势。lo-cat工艺采用多元螯合的铁催化剂使h2s直接转化为元素硫，能够适合酸性气量波动较大的工况，h2s的脱除率高。此技术不会产生任何有害的废气副产品，对环境安全的催化剂可以在处理过程中不断再生。但是由于lo-cat存在操作费用高、硫磺纯度和色泽略差于克劳斯工艺，且在生产过程中产生的硫磺颗粒会发生堵塞现象，加之催化剂和专利使用费较高等问题，使得该技术在小炼厂酸性气治理上较难推广。
酸性气制酸技术可以直接利用酸性气体制酸，该技术投资省、成本低、适应性强、生产过程易操作。但硫酸生产工艺较复杂、占地面积大，且硫酸的运输、储存均有一定难度，成为其限制因素。酸性气生产亚硫酸盐工艺流程简单、可采用不同的吸收剂实现产品多样化，但其生产过程中存在设备腐蚀严重、维修费用较高、且产品销路不畅等问题，具有一定的局限性。
酸性气的综合利用，可以采用投资较少的新型吸收法脱硫工艺技术，生产化工产品硫化碱（na2s/nahs）。硫化碱可广泛应用于选矿、农药、染料、制革生产及有机合成等工业。炼厂酸性气中除了含有h2s气体外，还含有一定量的co2气体，在生产硫化碱的过程中，co2气体会与原料碱液生产na2co3/nahco3杂质，造成生产过程中工艺管道堵塞，导致生产装置无法长周期连续运行，并且存在碱耗高、产品纯度差等问题。
专利cn102765700a和cn102807193a公开的nahs生产工艺和nahs连续吸收反应的生产装置设置两级吸收、一级碱保护和一级吸附过程，酸性气与碱剂采用逆流吸收方式，最后将溶液蒸发浓缩脱水，冷却成型、包装工序，完成nahs的生成过程，该技术只适用于纯净的硫化氢吸收过程，并没有考虑co2气体的影响。cn103551018a公开了一种含硫尾气净化与回收利用方法，利用硫化钡对气体中co2进行脱除，得到的h2s气体可生产出高品质的nahs产品，但却产生亚硫酸钡和碳酸钡沉淀，难以处理。专利cn1109020a公开的一步法制备nahs的方法，采用石灰和硫酸钠的含固浆液对含co2的h2s气体进行处理，有碳酸钙等沉淀产生。专利cn101186280a和cn101337661a所述的制备nahs方法中，同样面临废渣处理的问题。专利cn103754833a公开了一种利用炼厂干气生产nahs的装置及方法，利用超重力技术对干气进行选择性脱硫处理，得到99%的h2s气体生产的nahs纯度可达42%以上，但该技术原料气预处理流程长，生产装置复杂，富吸收液再生能耗较高。cn103446849a、cn103466559a和cn103638802a所述的nahs生产技术同样面临流程复杂，酸性气预处理中胺液再生能耗较高等问题。
综上所述，对于小型炼厂酸性气的治理需要综合考虑安全、环保、经济性等因素，这就需要一种流程短，投资少，操作简单，能耗及运行成本低并且有一定经济效益的综合治理方式。
技术实现要素：
针对现有技术的不足，本发明提供一种酸性气组合处理工艺及系统，可以在实现酸性气达标排放的同时，生产出符合国家质量标准的nahs产品，将环境治理与化工产品的生产过程有机结合为一体化过程。与现有技术相比，本发明工艺及系统可经济高效的对含二氧化碳气体和硫化氢气体的酸性气进行预处理，对工艺过程中的能量进行了合理利用，极大降低了能耗；整个处理过程环保、可靠、无“三废”产生。
本发明提供一种酸性气处理系统，所述系统包括水合反应器、水合物化解器、乏气处理器、一级吸收反应器、二级吸收反应器和产品罐；酸性气进料管线与水合反应器的气相入口连接，水合反应器顶部的气相出口与乏气处理器的气相入口连接，水合反应器的液相出口与水合物化解器的液相入口连接，水合物化解器底部的液相出口与水合反应器的水合物工作液入口管线连接，水合物化解器顶部的气相出口与一级吸收反应器的气相入口连接，一级吸收反应器的气相出口与二级吸收反应器的气相入口连接，二级吸收反应器的气相出口与净化气出口管线连接，一级吸收反应器的液相出口分三路，第一路与产品罐连接，第二路经水合物化解器中的换热设备与产品罐连接，第三路经水合物化解器中的换热设备与二级吸收反应器液相入口连接，二级吸收反应器的液相出口与一级吸收反应器的液相入口连接，二级吸收反应器的液相入口与碱液入口管线连接。
上述酸性气处理系统中，酸性气进料管线上设置压缩机，用于保证酸性气压力与水合反应器操作压力相匹配。
上述酸性气处理系统中，所述水合反应器的液相出口分两路，其中一路与水合物化解器的液相入口连接，另一路与水合反应器的工作液入口管线连接。
上述酸性气处理系统中，所述水合物化解器底部的液相出口分两路，其中一路经管线与水合反应器的水合物工作液入口管线连接，另一路经管线与水合物化解器的液相入口连接。
上述酸性气处理系统中，所述一级吸收反应器和二级吸收反应器为气液传质反应设备，具体为鼓泡塔反应器、填料塔反应器、撞击流反应器、旋转床反应器和文丘里反应器中的一种，优选为旋转床反应器。
上述酸性气处理系统中，所述水合反应器为利于气液传质且具有良好传热效果的设备，形式不限，可以是搅拌式、喷雾式、鼓泡式、筛板式、填料式、超重力或撞击流式等中的一种，优选以液相为连续相的反应设备。
上述酸性气处理系统中，所述乏气处理器为气液传质反应设备，具体为鼓泡塔反应器、填料塔反应器、喷淋反应器、管式反应器、文丘里反应器和旋转床反应器中的一种，优选为旋转床反应器。
上述酸性气处理系统中，所述水合物化解器底部的液相出口与水合反应器的水合物工作液入口连接管线上设置有冷却器。
上述酸性气处理系统中，水合物化解器为内部设置有换热设备的塔器或罐体，形式不限，优选所述水合物化解器壳体上设置有汽提气入口管线，所述换热设备设置一个以上。所述换热设备为间壁式换热设备，可以为管壳式、板式、套管式和夹套式等中的一种，优选管壳式换热设备。水合物化解器以一级吸收反应器产出的nahs产品液作为换热设备热源，将富含h2s气体的水合物工作液升温后，返回产品罐。
上述酸性气处理系统中，所述水合物化解器优选采用具有如下结构的水合物化解器，所述水合物化解器包括上封头、壳体和下封头，所述上封头上设置有气液混合器和气相出口管线，所述下封头上设置有液相出口管线，所述壳体内部通过隔板分为上下两部分，分别为上部的水合物加热段和下部的水合物化解气化段，所述水合物加热段内设置有换热设备，所述水合物加热段的壳体上设置有富水合物工作液入口管线和液相出口管线，所述换热设备一端与所述富水合物工作液入口管线连接，换热设备另一端穿过隔板伸入到水合物化解气化段内，水合物化解气化段内设置有第一换热设备和第二换热设备，所述水合物化解气化段的壳体上设置有气相出口管线、第一液相入口管线、第二液相入口管线，水合物化解气化段的气相出口管线与气液混合器的气相入口连接，所述第一换热设备的出口经管线与气液混合器的液相入口连接，第一换热设备入口与水合物化解气化段的壳体上的第一液相入口管线连接，所述第二换热设备的出口经管线与二级吸收反应器的液相入口连接，第二换热设备的入口与水合物化解气化段的壳体上的第二液相入口管线连接。
上述水合物化解器中，所述水合物化解气化段内设置有破裂隔板组件，所述破裂隔板组件设置于换热设备上方。
上述水合物化解器中，所述水合物化解气化段壳体上设置有汽提气入口管线，汽提气入口管线连接有汽提气分布器，所述汽提气入口管线设置于壳体下方。
上述水合物化解器中，所述换热设备为间壁式换热设备，可以为管壳式、板式、套管式和夹套式等中的一种，优选管壳式换热设备。
上述水合物化解器中，所述的气液混合器为对气体具有抽吸能力的气液混合器，优选文丘里形式的气液混合器。所述气液混合器可以通过液体喷射实现气液混合分配的同时，对水合物化解气化段的释放气进行抽吸。
上述水合物化解器中，水合物加热段与水合物化解气化段的体积比为1/3～2/1，优选1/2～1/1。
上述水合物化解器中，所述水合物加热段内，来自水合反应器的富水合物工作液走管程，作为热源的nahs产品液进行外部加热，持液量为水合物加热段体积的1/4～3/4，优选1/3～2/3。
上述水合物化解器中，所述水合物加热段内换热设备穿过隔板伸入到水合物化解气化段内一端出口连接有液体分布器，所述液体分布器可采用本领域公知的液体分布器，如喷嘴等，能够实现将富水合物工作液均匀分布，保证覆盖域为整个水合物化解器截面。
上述水合物化解器中，所述破裂隔板组件可以采用填料结构、丝网结构或筛网结构中的任一种，能够实现由上而下的液滴碰撞破裂，且由下而上的气体能顺畅通过并对液滴进行切割，破裂组件的安装位置设置于上端喷嘴工作时，喷射区覆盖整个化解器截面的位置。所述孔径、填充厚度、孔隙率等参数对本领域技术人员可通过具体试验确定。
上述水合物化解器中，所述的水合物化解气化段中，nahs产品液走管程，水合物工作液在外部被加热，水合物工作液持液量为水合物化解气化段总体积的1/3～2/3，优选1/2～3/5。
上述水合物化解器中，所述汽提气为在水合物化解器操作条件下不与水合物工作液、酸性气和后续naoh溶液发生反应的任意气体，具体可以为低压瓦斯气、氮气或惰性气体中的一种或几种。所述汽提气的体积流量与释放出的高浓度h2s气体的体积流量比为1/10～2/1，优选为1/5～1/1。
上述水合物化解器中，所述汽提气通过气体分布器进入化解器底部，分布器与化解器截面呈最大均匀分布，使汽提气在化解器内与工作液逆向流动，该分布器可采用本领域公知的分布器。
上述水合物化解器中，水合物化解器底部液体通过机泵循环至水合物加热段与输送至水合物反应器循环使用的液量比优选1/2～10/1，更优选1/1～5/1。
本发明提供一种酸性气处理工艺，所述处理工艺包括如下步骤：
（1）原料酸性气进入水合反应器，与水合物工作液发生反应，酸性气中的h2s气体与水合物工作液反应，得到富含h2s的水合物相，处理后的酸性气进入乏气处理器，与乏气处理器中的吸收液反应进一步除去其中的硫化氢气体；
（2）步骤（1）中得到的富含h2s的水合物相进入水合物化解器，与来自一级吸收反应器的nahs产品液进行换热，富含h2s的水合物相分解后得到再生水合物工作液和h2s气体，得到的再生水合物工作液经冷却后返回水合反应器循环使用；
（3）步骤（2）得到的h2s气体进入一级吸收反应器，与来自二级吸收反应器的反应生成液接触进行反应，反应得到的nahs产品液分三路，第一路直接进入产品罐，第二路进入水合物化解器作为热源使用后返回产品罐，第三路进入水合物化解器作为热源使用后进入二级吸收反应器；
（4）经步骤（3）处理后的气相进入二级吸收反应器，与碱液和来自产品罐的nahs产品液接触进行反应，反应处理后得到的剩余乏气达标排放，反应得到的反应生成液进入一级吸收反应器。
本发明工艺中，步骤（1）所述酸性气的压力与水合反应器的操作压力相匹配，酸性气压力为0.1mpa～3.0mpa，优选为0.3mpa～1.5mpa，酸性气压力不足时，可通过压缩机进行增压。
本发明工艺中，步骤（1）所述水合物工作液用量与酸性气体积比（标况）为5～100l/m3，优选为10～50l/m3。
本发明工艺中，步骤（1）所述水合反应器为利于气液传质且具有良好传热效果的设备，形式不限，可以是搅拌式、喷雾式、鼓泡式、筛板式、填料式、超重力或撞击流式等的一种，优选以液相为连续相的反应设备。
本发明工艺中，在水合反应器内，利用h2s和co2气体形成水合物的相平衡差异，通过控制生成条件，实现混合气体的分离。水合反应器的操作条件为：压力0.1mpa～3.0mpa，优选0.3mpa～1.5mpa，温度0～20℃，优选5～15℃。
本发明工艺中，步骤（1）中得到的富含h2s的水合物相分两路，其中第一路进入水合物化解器，第二路返回水合物反应器循环使用，使得水合物工作液具有较好储气和较高分离效果，保证工作液拥有较优利用率。其中，第二路富含h2s的水合物与第一路富含h2s的水合物的体积流量比为1～50，优选为5～20。
本发明方法中，步骤（2）中得到的再生水合物工作液分两路，其中第一路经冷却后返回水合反应器循环使用，第二路返回进入水合物化解器循环使用，其中，第二路再生水合物工作液与第一路再生水合物工作液的体积流量比为1/2～10/1，优选为1/1～5/1。
本发明工艺中，步骤（1）所述水合反应器的排出的气体中h2s体积分数控制在1%～20%，co2体积分数高于80%，然后进入乏气处理器进一步处理。
本发明工艺中，步骤（1）所述乏气处理器为气液传质反应设备，具体为鼓泡塔反应器、填料塔反应器、喷淋反应器、管式反应器、文丘里反应器和旋转床反应器中的一种，优选为旋转床反应器。
本发明工艺中，所述乏气处理器的操作条件为：压力0.1mpa～3.0mpa，优选0.2mpa～1.5mpa，温度0～40℃，优选5～30℃。
本发明工艺中，所述乏气处理器所用吸收液为对h2s气体具有选择性吸收能力的吸收溶液，可以是具有选择性的物理吸收溶剂、醇胺溶剂和碱性盐溶液中的一种或几种，优选质量分数10%～50%的mdea（甲基二乙醇胺）溶液。
本发明工艺中，所述水合物化解器的操作条件为：压力0.02mpa～2.0mpa，优选0.05mpa～1.0mpa，温度10～50℃，优选15～40℃。
本发明工艺中，步骤（2）所述进入水合物化解器的来自一级吸收反应器的nahs产品液温度控制在70～95℃，优选80～90℃，经换热后温度降为25～65℃，优选35～50℃。
本发明工艺中，步骤（2）所述分解得到的再生水合物工作液经冷却后温度控制在0～20℃，优选5～15℃，再生水合物工作液返回水合反应器循环使用。
本发明工艺中，步骤（2）所述水合物化解器释放出的气体中h2s体积分数高于95%，co2体积分数低于5%。
本发明工艺中，所述一级吸收反应器和二级吸收反应器为气液传质反应设备，优选以气相为连续相的反应设备，具体为鼓泡塔反应器、填料塔反应器、撞击流反应器、旋转床反应器和文丘里反应器中的一种，优选为旋转床反应器。
本发明工艺中，所述一级吸收反应器和二级吸收反应器的操作条件为：压力0.02mpa～2.0mpa，优选0.1mpa～1.0mpa，温度70～95℃，优选80～90℃。
本发明工艺中，所述碱液为naoh溶液，质量浓度为20%～60%，优选为32%～48%，其用量根据步骤（3）处理后的气相中h2s含量调节，通过调节naoh溶液加入量，保证经过步骤（4）处理后的乏气中h2s含量为＜10mg/nm3，并控制naoh溶液不过量而保证nahs产品合格。
本发明工艺中，步骤（3）所述一级吸收反应器反应得到的nahs产品液分三路，第一路直接进入产品罐，第二路进入水合物化解器作为热源使用后返回产品罐，第三路进入水合物化解器作为热源使用后进入二级吸收反应器。所述第一路nahs产品液体积流量为总流量的0～1/3；所述第二路nahs产品液体积流量为总流量的1/6～1/2；所述第三路nahs产品液体积流量为总流量的1/2～5/6。
本发明工艺中，水合物化解器为内部设置有换热设备的塔器或罐体，形式不限。所述换热设备为间壁式换热设备，可以为管壳式、板式、套管式和夹套式等中的一种，优选管壳式换热设备。水合物化解器以一级吸收反应器产出的nahs产品液作为换热设备热源，将富含h2s气体的水合物工作液升温后，返回产品罐。
本发明工艺中，所述水合物化解器优选采用具有如下结构的水合物化解器，所述水合物化解器包括上封头、壳体和下封头，所述上封头上设置有气液混合器和气相出口管线，所述下封头上设置有液相出口管线，所述壳体内部通过隔板分为上下两部分，分别为上部的水合物加热段和下部的水合物化解气化段，所述水合物加热段内设置有换热设备，所述水合物加热段的壳体上设置有富水合物工作液入口管线和液相出口管线，所述换热设备一端与所述富水合物工作液入口管线连接，换热设备另一端穿过隔板伸入到水合物化解气化段内，水合物化解气化段内设置有第一换热设备和第二换热设备，所述水合物化解气化段的壳体上设置有气相出口管线、第一液相入口管线、第二液相入口管线，水合物化解气化段的气相出口管线与气液混合器的气相入口连接，所述第一换热设备的出口经管线与气液混合器的液相入口连接，第一换热设备入口与水合物化解气化段的壳体上的第一液相入口管线连接，所述第二换热设备的出口经管线与二级吸收反应器的液相入口连接，第二换热设备的入口与水合物化解气化段的壳体上的第二液相入口管线连接。
上述水合物化解器中，所述水合物化解气化段内设置有破裂隔板组件，所述破裂隔板组件设置于换热设备上方。
上述水合物化解器中，所述水合物化解气化段壳体上设置有汽提气入口管线，汽提气入口管线连接有汽提气分布器，所述汽提气入口管线设置于壳体下方。
上述水合物化解器中，所述换热设备为间壁式换热设备，可以为管壳式、板式、套管式和夹套式等中的一种，优选管壳式换热设备。
上述水合物化解器中，所述的气液混合器为对气体具有抽吸能力的气液混合器，优选文丘里形式的气液混合器。所述气液混合器可以通过液体喷射实现气液混合分配的同时，对水合物化解气化段的释放气进行抽吸，
上述水合物化解器中，水合物加热段与水合物化解气化段的体积比为1/3～2/1，优选1/2～1/1。
上述水合物化解器中，所述水合物加热段内，来自水合反应器的富水合物工作液走管程，作为热源的nahs产品液进行外部加热，持液量为水合物加热段体积的1/4～3/4，优选1/3～2/3。
上述水合物化解器中，所述水合物加热段内换热设备穿过隔板伸入到水合物化解气化段内一端出口连接有液体分布器，所述液体分布器可采用本领域公知的液体分布器，如喷嘴等，能够实现将富水合物工作液均匀分布，保证覆盖域为整个水合物化解器截面。
上述水合物化解器中，所述破裂隔板组件可以采用填料结构、丝网结构或筛网结构中的任一种，能够实现由上而下的液滴碰撞破裂，且由下而上的气体能顺畅通过并对液滴进行切割，破裂组件的安装位置设置于上端喷嘴工作时，喷射区覆盖整个化解器截面的位置。所述孔径、填充厚度、孔隙率等参数对本领域技术人员可通过具体试验确定。
上述水合物化解器中，所述的水合物化解气化段中，nahs产品液走管程，水合物工作液在外部被加热，水合物工作液持液量为水合物化解气化段总体积的1/3～2/3，优选1/2～3/5。
上述水合物化解器中，所述汽提气为在水合物化解器操作条件下不与水合物工作液、酸性气和后续naoh溶液发生反应的任意气体，具体可以为低压瓦斯气、氮气或惰性气体中的一种或几种。所述汽提气的体积流量与释放出的高浓度h2s气体的体积流量比为1/10～2/1，优选为1/5～1/1。
上述水合物化解器中，所述汽提气通过气体分布器进入化解器底部，分布器与化解器截面呈最大均匀分布，使汽提气在化解器内与工作液逆向流动，该分布器可采用本领域公知的分布器。
上述水合物化解器中，水合物化解器底部液体通过机泵循环至水合物加热段与输送至水合物反应器循环使用的液量比优选1/2～10/1，更优选1/1～5/1。
本发明工艺中，所述的水合物工作液为添加有助剂的水溶液，所述助剂包括助剂a，所述助剂a为十二烷基硫酸钠（sds）、十二烷基笨磺酸钠（sdbs）、线性烷基磺酸钠（lab-sa）、烷基多苷（apg）中的一种或几种，其质量分数优选0.005%～1.0%，更优选质量分数0.01%～0.5%。
本发明工艺中，所述的水合物工作液中还可以添加助剂b，所述助剂b为煤油、柴油和硅油中的一种或几种，助剂b的添加量与水合物工作液中水的体积比为1/5～2/1，优选1/3～1/1。当所述的水合物工作液中添加助剂b时，优选添加乳化剂，所选乳化剂可以是亲水性的乳化剂，形成油包水（o/w）型乳液，也可以是亲油性的乳化剂，形成水包油（w/o）型乳液，乳化剂的添加量与水合物工作液中水的摩尔分率为0.5%～3%。
本发明工艺中，所述的水合物工作液中还可以包括助剂c，所述助剂c为n-甲基吡咯烷酮、碳酸丙烯酯、环丁砜、n-甲酰吗啉、聚乙二醇中的一种或几种，所述助剂c的质量分数为2%～30%，优选为5%～20%。
本发明工艺中，所述酸性气可以是各种来源的酸性气，优选适用于h2s体积含量为60%～95%、co2含量为5%～40%、气量在50～1000nm3/h的中小型炼厂酸性气。
与现有技术相比，本发明所述酸性气的处理工艺及系统具有如下优点：
（1）本发明工艺中，利用不同条件下，h2s气体与co2气体与水形成水合物时，具有较大相平衡差异的特性，通过控制水合条件使h2s气体与水合物工作液优先生成水合物进入水合物相，co2气体不生成或少生成水合物而在气相富集并排出，从而实现对酸性气中h2s气体与co2气体的第一步分离。整个过程操作条件较为温和，分离效果好，操作弹性大，可经济高效的对含co2气体的酸性气进行预处理，处理后的酸性气可分为高浓度co2气体（体积分数＞80%）和高浓度h2s气体（体积分数＞95%）。富含h2s气体分子的水合物在水合物化解器内分解并释放出高纯度h2s气体；nahs生产单元以高纯度h2s气体为原料，通过与原料碱液的两级逆流吸收，生产出nahs产品。
（2）本发明工艺中，采用的水合物工作液为多种组分复配的工作液，通过助剂a、b、c三者之间的复配互相作用，不仅可以降低气液界面张力，增加气体在液相中的溶解度和扩散系数，还可以保证水合物具有良好流动性，并增加了工作液对h2s的溶解吸收能力，大大促进了液相中气体形成水合物的生成，有效的提升了水合物生成速率，增加了水合物储气密度，并保证了水合物相的流动性，提高h2s和co2气体的分离效果的同时，保证了装置的连续平稳运行。
（3）对整个酸性气处理过程的能量进行了合理优化及充分利用。将nahs产品液的富余热量充分用于水合物化解器中水合物的分解，同时利用换热后的产品液回流，实现nahs生产单元反应温度场的均化与控制，合理的利用了体系能量，极大的降低了装置能耗。
（4）通过将一级吸收反应器的nahs溶液引入二级吸收反应器实现吸收液大循环，将一级吸收反应器内以nahs为主的吸收液做为稀释液，降低二级反应器溶液中的na2s浓度，防止na2s结晶析出，保证装置长周期运行。
（5）本发明提供一种新型结构的水合物化解器，将水合物化解器通过隔板分为两段，进行两段高效梯级换热，将整个工艺过程的热量进行了合理利用，而且通过设置气液混合器，将高浓度h2s气体与nahs产品液体再次混合，确保nahs产品中含na2s含量≤1%，符合《gb23937-2009》中要求的工业nahs产品国家标准。同时，保证了二级吸收反应器出口净化气中h2s含量低于10mg/nm3。
（6）本发明整个处理过程环保、可靠，无废渣及含盐废水等“三废”产生，实现酸性气达标排放的同时，生产出符合国家质量标准的nahs产品，将酸性气变废为宝，提高了产品附加值，将环境治理转化为化工产品的生产过程。
（7）通过在水合物化解器底部通入汽提气，实现多重作用：a.在水合物化解器中起到汽提作用，降低了气相分压，为水合物相平衡打破而释放气体提供更大动力；b.增加了液相的混动程度，更好的实现换热并及时将释放的h2s气体带出，同时增加气体在破裂组件对液滴的风力切割，更好的将液滴细小化，提高液相中气体的释放效果；c.根据化解器h2s气体的释放情况适当调节汽提气，可以稳定释放气体的气流，提高后续nahs生产单元原料气的稳定性，同时也丰富了nahs生产单元液气比的调整手段；d.降低了释放气中h2s和co2气体的浓度，尤其是更大的降低了co2气体浓度，极大降低和避免了na2co3/nahco3的形成对体系的影响，保证nahs生产单元长周期、连续、稳定运行。
附图说明
图1为本发明提供的酸性气组合处理工艺及系统流程示意图。
图2为本发明提供的酸性气组合处理工艺及系统中的水合物化解器结构示意图。
具体实施方式
以下结合附图说明和实施例对本发明的酸性气组合处理工艺及系统做详细说明，但并不因此限制本发明。
本发明提供一种酸性气处理系统，所述系统包括水合反应器4、水合物化解器10、乏气处理器13、一级吸收反应器17、二级吸收反应器27和产品罐33；酸性气进料管线1经压缩机2与水合反应器4的气相入口连接，水合反应器4的气相出口与乏气处理器13的气相入口连接，水合反应器4的液相出口分两路，其中一路9经管线与水合物化解器10的液相入口连接，另一路8经管线与水合物工作液入口管线6连接，水合物化解器10底部的液相出口分两路，其中一路15经管线与水合反应器4的水合物工作液入口管线6连接，另一路14经管线与水合物化解器液相入口连接，所述水合物化解器10底部的液相出口与水合反应器4的水合物工作液入口管线6的连接管线上设置有冷却器12。所述水合物化解器壳体下部设置有汽提气入口管线26。水合物化解器10顶部的气相出口与一级吸收反应器17的气相入口连接，一级吸收反应器17的气相出口与二级吸收反应器27的气相入口连接，二级吸收反应器27的气相出口与净化气出口管线32连接，一级吸收反应器17的液相出口分三路，第一路22与产品罐33连接，第二路23经水合物化解器10中的换热设备与产品罐33连接，第三路21经水合物化解器10中的换热设备与二级吸收反应器27的液相入口连接，二级吸收反应器27的液相出口与一级吸收反应器17的液相入口连接，二级吸收反应器27的液相入口与碱液入口管线31连接。
如图2所示，本发明还提供了一种水合物化解器，所述水合物化解器包括上封头50、壳体51和下封头52，所述上封头50上设置有气液混合器36和气相出口管线34，所述下封头52上设置有液相出口管线44，所述壳体51内部通过隔板38分为上下两部分，分别为上部的水合物加热段46和下部的水合物化解气化段49，所述水合物加热段46内设置有换热设备33，所述水合物加热段46的壳体上设置有富水合物工作液入口管线45和液相出口管线37，所述换热设备33一端与所述富水合物工作液入口管线45连接，换热设备33另一端穿过隔板38伸入到水合物化解气化段内49，所述换热设备33穿过隔板38伸入到水合物化解气化段内一端出口连接有液体分布器39，水合物化解气化段内49设置有第一换热设备56和第二换热设备47，所述水合物化解气化段49的壳体上设置有气相出口管线35、第二液相入口管线41和第一液相入口管线55，水合物化解气化段49的气相出口管线35与气液混合器36的气相入口连接，所述水合物化解气化段49内设置有第一换热设备56和第二换热设备47，所述水合物化解气化段49中的第一换热设备56一端经管线53与气液混合器36的液相入口连接，第一换热设备56另一端与水合物化解气化段49的壳体上的第一液相入口管线55连接，所述水合物化解气化段49中的第二换热设备47一端经管线54与二级吸收反应器27的液相入口连接，第二换热设备47另一端与水合物化解气化段49的壳体上的第二液相入口管线41连接，所述水合物化解气化段49内设置有破裂隔板组件48，所述破裂隔板组件设置于第一换热设备56上方。所述水合物化解气化段49壳体上设置有汽提气入口管线42，汽提气入口管线连接有汽提气分布器43。
本发明酸性气处理工艺中的流程如下：来自酸性气进料管线1的酸性气进入压缩机2，经压缩机2压缩后的酸性气3进入水合反应器4，通过控制水合反应器4的反应条件，使酸性气中的h2s气体优先与水合物工作液反应被富集到水合物相，处理后的酸性气5进入乏气处理器13，与吸收液20接触反应确保气体中h2s含量达标后，气体29可以达标排放或者收集另做他用，富吸收液28经再生后可以循环使用。富含h2s气体分子的水合物相7分为两路，其中一路8循环回水合反应器，另一路9输送至水合物化解器10，与来自一级吸收反应器17的第二路nahs产品液23和第三路nahs产品液21进行换热，富含h2s的水合物相分解后得到再生水合物工作液11和h2s气体16，得到的再生水合物工作液11分两路，其中一路15经冷却器12冷却后返回水合反应器4循环使用，另一路14自循环回水合物化解器10，换热后的第二路nahs产品液24进入产品罐33；换热后的第三路nahs产品液25进入二级吸收反应器27；得到的h2s气体16经来自汽提气入口管线26的汽提气汽提后一起进入一级吸收反应器17，与来自二级吸收反应器27的反应生成液30接触进行反应，反应得到的nahs产品液19分三路，第一路22直接进入产品罐33，第二路23进入水合物化解器10中的换热设备中作为热源换热后与产品罐33连接，第三路21进入水合物化解器10中的换热设备中作为热源换热后通过二级吸收反应器27的液相入口进入二级吸收反应器。经过一级吸收反应器17处理后得到的气相18进入二级吸收反应器27，与来自碱液入口管线31的碱液进行反应，反应处理后得到的剩余乏气达标通过净化气出口管线32排放，二级吸收反应器27得到的反应反应生成液30进入一级吸收反应器17。
当采用图2所述的水解反应器时，本发明酸性气处理工艺流程如下：来自酸性气进料管线1的酸性气进入压缩机2，经压缩机2压缩后的酸性气3进入水合反应器4，通过控制水合反应器4的反应条件，使酸性气中的h2s气体优先与水合物工作液反应被富集到水合物相，处理后的酸性气5进入乏气处理器13，与吸收液20接触反应确保气体中h2s含量达标后，气体29可以达标排放或者收集另做他用，，富含h2s气体分子的水合物相7分为两路，其中一路8循环回水合反应器，另一路9经富水合物工作液管线45进入水合物化解器10的水合物加热段46中的换热设备33的管程，与水合物加热段46壳体内的硫氢化钠产品液进行换热，经过换热的富含h2s气体分子的水合物相经液相分布器39均匀分布在水合物化解气化段49内，由水合物加热段喷淋而下的水合物工作液滴经过破裂隔板组件48撞击破裂为更细小的雾滴/液滴，并与由下而上的气体（释放气与汽提气）在破裂隔板组件48上实现切割，更利于热量的吸收并释放和带走气体；破裂切割后的雾滴/液滴下落，并经第二换热设备47和第一换热设备56进一步换热，所述第二换热设备47管程内液体为经水合物化解气化段49上的第二液相入口管线41进入第二换热设备47管程内的一级吸收反应器17的第三路nahs产品液21，经过换热后的产品液25经管线54进入二级吸收反应器，所述第一换热设备56管程内液体为经水合物化解气化段49上的第一液相入口管线55进入第一换热设备56管程内的一级吸收反应器17的第二路nahs产品液23，经过换热后的产品液24经管线53进入气液混合器36的液相入口进入气液混合器36，同时由水合物化解气化段49壳体上设置的汽提气入口管线42通入汽提气，将水合物相分解释放的h2s气体通过水合物化解气化段49的气相出口管线35通入气相混合器36中与经过换热的nahs产品液24进一步反应，将nahs产品液24中含有的na2s进一步与h2s气体反应，保证得到的nahs产品液中na2s含量符合标准，所述水合物加热段46中得到的液相经液相出口管线37送至产品罐33。通过通入汽提气可以降低本体系的相平衡分压，增加h2s气体水合物分解的相平衡推动力；水合物化解气化段49壳体内的液体通过液相出口管线44后分为两路，其中一路14循环至水合物加热段46，另一路15经冷却器12冷却后输送至水合反应器4循环使用。所述水合物加热段46中的气体经气相出口管线34排出送至一级吸收反应器进行处理，与来自二级吸收反应器27的一路反应生成液30接触进行反应，反应得到的nahs产品液19分三路，第一路22直接进入产品罐33，第二路23进入水合物化解器10中的换热设备47中作为热源换热后与产品罐33连接，第三路21进入水合物化解器10中的换热设备56中作为热源换热后通过二级吸收反应器27的液相入口进入二级吸收反应器；经过一级吸收反应器处理后得到的气相18进入二级吸收反应器27，与来自碱液入口管线31的碱液接触进行反应，反应处理后得到的剩余乏气达标通过净化气出口管线32排放，二级反应生成液30进入一级吸收反应器。
实施例1
某炼厂酸性气量ｑ=800nm3/h，压力0.8mpa，其中h2s体积分数为78%，co2体积分数为20%，剩余为烃类等物质。采用图1所示的处理方法及装置对酸性气进行处理。其中，水合物化解器采用常规的内部设有换热设备的罐体结构，且所述水合物化解器壳体上设置有汽提气入口管线。
处理过程中的操作条件和处理效果如下：水合物工作液由水、占水溶液质量分数0.04%的sds、占水溶液质量分数18%的聚乙二醇、与水体积比为2/3的柴油、与水摩尔比为1%的司盘（脱水山梨醇脂肪酸酯）乳化剂组成。酸性气经压缩机增压至1.3mpa后引入水合反应器，在水合反应器内与水合物工作液发生反应，反应条件为：压力1.3mpa、温度6℃，工作液用量为17m3/h。在水合反应器中，h2s气体优先与工作液生成水合物而被富集到水合物相，co2及惰性气体在气相富集并做为尾气排出，尾气中的co2浓度为83%，排出的尾气进入乏气处理器，在压力1.2mpa、温度25℃条件下，被质量分数45%的mdea溶液吸收，处理后尾气中h2s含量低于5mg/nm3。富含h2s气体分子的水合物相输送至水合物化解器，水合物化解器的操作条件为：压力0.3mpa，温度22℃，底部汽提气采用氮气，流量为140nm3/h。在水合物化解器内，水合物相被打破而分解释放出高浓度h2s气体，随氮气一同进入nahs生产单元，其中co2浓度为2.4%，分解后的水合物工作液经换热器冷却至6℃返回水合反应器循环使用。水合物化解器内释放的高浓度h2s气体依次通过一级吸收反应器和二级吸收反应器，与45%的naoh碱液进行逆流接触并反应。其中，一级吸收反应器的操作条件为：压力0.3mpa，温度86℃；二级吸收反应器的操作条件为：压力0.2mpa，温度88℃。出一级反应器的nahs液相产品温度86℃，产品液分三路，第一路占总流量的1/8直接进入产品罐，第二路占总流量的1/3进入水合物化解器作为热源使用后返回产品罐，剩余产品液作为第三路进入水合物化解器换热后进入二级吸收反应器。本实施例中的整个过程可生产出质量浓度高于42%的nahs产品，且na2s含量小于1w%，满足《gb23937-2009》中要求的工业nahs液体产品国家标准；同时，酸性气经二级处理后的乏气中h2s含量低于10mg/nm3。
实施例2
与实施例1相同，不同之处在于，采用图2所述的化解器结构，水合物化解器的水合物加热段与水合物化解气化段的体积比为1/1，水合物加热段内持液量为本段体积的1/2，水合物化解气化段持液量为本段总体积的1/2，水合物化解器中的破裂隔板组件采用平均孔直径为5mm的筛网结构。
由于采用本发明提供优选水合物化解器，进行两段高效梯级换热，将整个工艺过程的热量进行了合理利用，在与实施例1相同的水合物化解操作条件下能够使工作液分解（再生）更加完全，达到实施例1相同效果时，水合物工作液用量可降低为13m3/h，降低了再生吸收液降温能耗近20%；且本发明提供的优选水合物化解器上封头设置有气液混合器，将高浓度h2s气体与nahs产品液体再次强制混合，nahs产品中含na2s含量可降低至0.5w%以下，可直接作为nahs固体优等品的原料。
实施例3
与实施例2相同，不同之处在于，采用的水合物工作液由水、占水溶液质量分数0.04%的sds、与水体积比为2/3的柴油、与水摩尔比为1%的司盘（脱水山梨醇脂肪酸酯）乳化剂组成。
在与实施例2相同的水合物反应器操作条件下，水合反应器处理后的尾气中co2浓度降低为70%以下；富水合物工作液经水合物化解器处理后，气体中co2浓度升为5%左右，增加了co2形成na2co3/nahco3等物质对nahs生产单元连续、稳定运行的影响，加大了装置长周期运行的操作难度。