本发明涉及脱硫
技术领域：
，具体来说，涉及一种气体物料脱除有机硫的装置及方法。
背景技术：
：炼油厂常减压装置、催化装置、延迟焦化装置等都会有气相的燃料气（也称干气）产生，油气田也有气相的天然气产生。燃料气和天然气主要成分都为氢气、甲烷和乙烷。氢气和较低分子量轻烃的沸点如下表所示：物料名称沸点℃氢气-252.8甲烷-161.5乙烷-88.6乙烯-104丙烷-42丙烯-47丁烷-0.5丁烯-6.9部分低分子形态硫的沸点如下表所示：形态硫名称沸点℃硫化氢-60.4羰基硫-50甲硫醇6乙硫醇36.2甲硫醚37.3对照上述两表氢气、较低分子量轻烃的沸点和部分低分子形态硫的沸点可以看出，绝大部分硫化氢进入沸点最低的燃料气或天然气组分中，如果加工的原油或油气田原料含羰基硫，部分羰基硫也会进入到燃料气或天然气组分中。炼油厂生产的燃料气，部分作为加氢装置氢气生产原料，部分作为燃料，目前油气田生产天然气主要作为燃料。燃料气如作为加氢装置氢气原料，要求总硫脱至0.5mg/nm3以下。燃料气和天然气燃烧时生成水和二氧化碳，未脱除硫燃烧时则生成二氧化硫。随时人们对生活环境的日益重视，近两年大部分地区要求排放大气废气中二氧化硫含量不超过400mg/nm3，部分重点城市要求不超过100mg/nm3，环北京地区要求不超过50mg/nm3。目前燃料气和天然气脱硫普遍采用填料抽提塔胺液抽提法脱除燃料气中的硫化氢，最低能将气体物料中硫含量脱除至以下20mg/nm3，甚至测不出。根据调研，部分企业生产的燃料气和天然气胺洗脱硫化氢装置脱后总硫有时仍高达50-200mg/nm3，分析其中的硫化氢含量在20mg/nm3以下，硫化氢指标达到设计要求。采样进行硫形态分析，气体物料除残留的微量硫化氢外，其它硫几乎全部为羰基硫，而羰基硫采用胺洗脱硫法很难脱除。这就需要采取其它有效技术进一步脱除上述气体物料中的羰基硫。羰基硫遇水会发生水解反应，生成硫化氢和二氧化碳，再通过碱性物质或吸附剂，脱除硫化氢和二氧化碳，达到脱除羰基硫的目的。目前采用较多的脱羰基硫技术为固体的水解催化剂及精脱硫剂工艺。该工艺脱硫精度高，但由于固体水解催化剂和精脱硫剂对物料清洁度要求较高，固法脱硫工艺流程较长，设备数量多，装置运行1-2年后需要更换水解催化剂和精脱硫剂，操作较麻烦，同时还有固废物产生，如果直接填埋，会引起二次污染。特别是针对羰基硫含量超过30mg/nm3，需要设计水解塔及精脱硫塔各两台，串联操作，装置占地面积更大，投资增加，固体水解催化剂和精脱硫剂更换会更加频繁。针对相关技术中的问题，目前尚未提出有效的解决方案。技术实现要素：针对相关技术中的上述技术问题，本发明提出一种气体物料脱除有机硫的装置及方法，能够解决上述技术问题。为实现上述技术目的，本发明的技术方案是这样实现的：一种气体物料脱除有机硫的装置，包括脱硫抽提塔，所述脱硫抽提塔内部上侧设有液体分布器，所述脱硫抽提塔内部下侧设有气体分布器，所述液体分布器与所述气体分布器之间填充有抽提塔填料，所述脱硫抽提塔的顶部连接有气体物料出料管，所述液体分布器的上端与脱硫剂循环管的一端连通，脱硫剂循环管的另一端与脱硫抽提塔的底端连通，所述脱硫剂循环管连接有脱硫剂循环泵，所述气体分布器的下端与气体物料进口管连通管，所述脱硫剂循环管还连接有富脱硫剂管，所述富脱硫剂管通过脱硫剂换热器与再生单元连通。进一步地，所述再生单元包括再生塔，所述再生塔顶部通过回流管与回流罐顶部左侧回流液进口连通，所述回流管上连接有回流冷却器，所述回流罐顶部右侧与不凝气管连通，所述回流罐底部右侧通过回流泵与再生塔顶侧部连接；所述再生塔底部通过贫脱硫剂管与脱硫剂换热器连通，所述贫脱硫剂管连接有贫脱硫剂泵，所述脱硫剂换热器与脱硫剂循环管之间还连接有脱硫剂冷却器；所述贫脱硫剂管还通过再沸脱硫剂管与再沸器的左下端连通，所述再沸器的左上端与再生塔底侧部连通，所述再沸器的右侧分别与蒸汽管和凝结水管连接。进一步地，所述再生塔为筛板塔或填料塔。进一步地，所述脱硫抽提塔顶部与所述液体分布器之间设有除沫网。进一步地，所述脱硫抽提塔底部与气体分布器之间设有聚结板。基于气体物料脱除有机硫装置的脱硫方法，含硫气体物料经过气体分布器进入脱硫抽提塔，脱硫剂经脱硫剂循环泵增压后从液体分布器进入脱硫抽提塔，气液两相逆向流动并通过脱硫抽提塔内抽提塔填料接触，含硫气体物料内的羰基硫在脱硫抽提塔内水解生成硫化氢和二氧化碳，生成的硫化氢和含硫气体物料里原有硫化氢被吸收在脱硫剂内，含硫化氢的富脱硫剂部分自循环，部分送至再生单元，脱硫后气体物料从脱硫抽提塔顶部气体物料出料管送出。进一步地，再生单元包括再生塔，富脱硫剂与来自再生塔底的贫脱硫剂换热后进入再生塔，再生塔内脱硫剂加热后重新进入再生塔，气相硫化氢和少量脱硫剂蒸汽从再生塔顶送出，经冷却后进入回流罐，富含硫化氢的不凝气送出回流罐，冷凝的脱硫剂回到再生塔，再生塔底的另一路贫脱硫剂与富脱硫剂经过换热后再经过冷却，与自循环脱硫剂合并进入脱硫抽提塔。进一步地，所述脱硫剂按质量百分比计，由以下原料制备，有机胺类化合物的含量为39.999%wt-79.999%wt，相转移催化剂的含量为20%wt-60%wt，无机助剂的含量0.001%wt-0.01%wt。进一步地，所述脱硫抽提塔内气体物料与脱硫剂的质量比为50-300，气体物料与脱硫剂的反应温度为0-50℃，压力为0.2-1.5mpa。进一步地，所述再生塔底部温度为110-130℃，再生塔顶部温度为70-105℃。本发明的有益效果：通过气相物料和脱硫剂在脱硫抽提塔内逆向流动并充分接触，气相物料中的羰基硫可脱除至10mg/nm3以下，总硫可脱除至20mg/nm3以下，富脱硫剂可加热解析硫化氢得到再生，循环使用，富脱硫剂再生产生的酸性气可以送至硫磺装置生产硫磺，无三废排放。附图说明为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。图1是根据本发明实施例所述的一种气体物料脱除有机硫的装置结构示意图。图中：1.脱硫抽提塔；2.除沫网；3.液体分布器；4.抽提塔填料；5.气体分布器；6.聚结板；7.脱硫剂循环泵；8.再生塔；9.塔盘；10.回流冷却器；11.回流罐；12.回流泵；13.再沸器；14.贫脱硫剂泵；15.脱硫剂换热器；16.脱硫剂冷却器；17.蒸汽管；18.凝结水管；19.回流管；20.再沸脱硫剂管；21.气体物料进口管；22.气体物料出料管；23.脱硫剂循环管；24.富脱硫剂管；25.贫脱硫剂管；26.不凝气管。具体实施方式下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，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所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。如图1所示，根据本发明实施例所述的一种气体物料脱除有机硫的装置，包括脱硫抽提塔1，所述脱硫抽提塔1内部上侧设有液体分布器3，所述脱硫抽提塔1内部下侧设有气体分布器5，所述液体分布器3与所述气体分布器5之间填充有抽提塔填料4，所述脱硫抽提塔1的顶部连接有气体物料出料管22，所述液体分布器3的上端与脱硫剂循环管23的一端连通，脱硫剂循环管23的另一端与脱硫抽提塔1的底端连通，所述脱硫剂循环管23连接有脱硫剂循环泵7，所述气体分布器5的下端与气体物料进口管21连通管，所述脱硫剂循环管23还连接有富脱硫剂管24，所述富脱硫剂管24通过脱硫剂换热器15与再生单元连通。在一具体实例中，所述再生单元包括再生塔8，所述再生塔8顶部通过回流管19与回流罐11顶部左侧回流液进口连通，所述回流管19上连接有回流冷却器10，所述回流罐11顶部右侧与不凝气管26连通，所述回流罐11底部右侧通过回流泵12与再生塔8顶侧部连接；所述再生塔8底部通过贫脱硫剂管25与脱硫剂换热器15连通，所述贫脱硫剂管25连接有贫脱硫剂泵14，所述脱硫剂换热器15与脱硫剂循环管23之间还连接有脱硫剂冷却器16；所述贫脱硫剂管25还通过再沸脱硫剂管20与再沸器13的左下端连通，所述再沸器13的左上端与再生塔8底侧部连通，所述再沸器13的右侧分别与蒸汽管17和凝结水管18连接。在一具体实例中，所述再生塔8为筛板塔或填料塔。在一具体实例中，所述脱硫抽提塔1顶部与所述液体分布器3之间设有除沫网2。在一具体实例中，所述脱硫抽提塔1底部与气体分布器5之间设有聚结板6。在一具体实例中，含硫气体物料经过气体分布器5进入脱硫抽提塔1，脱硫剂经脱硫剂循环泵7增压后从液体分布器2进入脱硫抽提塔1，气液两相逆向流动并通过脱硫抽提塔1内抽提塔填料4接触，含硫气体物料内的羰基硫在脱硫抽提塔1内水解生成硫化氢和二氧化碳，生成的硫化氢和含硫气体物料里原有硫化氢被吸收在脱硫剂内，含硫化氢的富脱硫剂部分自循环，部分送至再生单元，脱硫后气体物料从脱硫抽提塔1顶部气体物料出料管22送出。在一具体实例中，再生单元包括再生塔8，富脱硫剂与来自再生塔8底的贫脱硫剂换热后进入再生塔8，再生塔8内脱硫剂加热后重新进入再生塔8，气相硫化氢和少量脱硫剂蒸汽从再生塔8顶送出，经冷却后进入回流罐11，富含硫化氢的不凝气送出回流罐11，冷凝的脱硫剂回到再生塔8，再生塔8底的另一路贫脱硫剂与富脱硫剂经过换热后再经过冷却，与自循环脱硫剂合并进入脱硫抽提塔1。在一具体实例中，所述脱硫剂按质量百分比计，由以下原料制备，有机胺类化合物的含量为39.999%wt-79.999%wt，相转移催化剂的含量为20%wt-60%wt，无机助剂的含量0.001%wt-0.01%wt。在一具体实例中，所述脱硫抽提塔1内气体物料与脱硫剂的质量比为50-300，气体物料与脱硫剂的反应温度为0-50℃，压力为0.2-1.5mpa。在一具体实例中，所述再生塔8底部温度为110-130℃，再生塔8顶部温度为70-105℃。为了方便理解本发明的上述技术方案，以下通过具体使用方式上对本发明的上述技术方案进行详细说明。在具体使用时，根据本发明所述的气体物料脱除有机硫的装置，包括脱硫抽提塔1、除沫网2、液体分布器3、抽提塔填料4、气体分布器5、聚结板6、脱硫剂循环泵7、再生塔8、塔盘9、回流冷却器10、回流罐11、回流泵12、再沸器13、贫脱硫剂泵14、脱硫剂换热器15、脱硫剂冷却器16、蒸汽管17、凝结水管18、回流管19、再沸脱硫剂管20、气体物料进口管21、气体物料出料管22、脱硫剂循环管23、富脱硫剂管24、贫脱硫剂管25、不凝气管26，所述的脱硫抽提塔1内自上而下安装有除沫网2、液体分布器3、抽提塔填料4、气体分布器5、聚结板6，再生塔8内安装有塔盘9，再生塔8为筛板塔或填料塔，填料为规整填料或散堆填料，材质为不锈钢，所述的气体分布器5连接气体物料进口管21，所述的液体分布器3连接脱硫剂循环管23，所述的脱硫抽提塔1顶部连接气体物料出料管22，所述的脱硫剂循环管23一端连接脱硫抽提塔1底部，另一端连接脱硫剂循环泵7，所述的脱硫剂循环管23上还连接有富脱硫剂管24，所述的富脱硫剂管24上连接有脱硫剂换热器15和再生塔8富脱硫剂进口，所述的再生塔8顶部连接回流管19，所述的回流管19连接回流冷却器10和回流罐11顶部回流液进口，所述的回流罐11顶部连接不凝气管26，所述的回流罐11底部连接回流液管，所述的回流液管连接回流泵12和再生塔8顶侧部，所述的再生塔8底部连接贫脱硫剂管25，所述的贫脱硫剂管25上连接再沸脱硫剂管20，所述的再沸脱硫剂管20连接再沸器13和再生塔8底侧部，所述的再沸器13上连接有蒸汽管17和18凝结水管，所述的贫脱硫剂管25上还连接有贫脱硫剂泵14、脱硫剂换热器15和脱硫剂冷却器16，所述的贫脱硫剂管25另一端连接硫剂循环管23至脱硫抽提塔脱硫剂进口处。具体的脱硫方法为：含硫气体物料经过气体分布器5进入脱硫抽提塔1，循环脱硫剂经脱硫剂循环泵7增压后从液体分布器3进入脱硫抽提塔1，气液两相逆向流动并通过脱硫抽提塔1内填料剪切充分接触，气体物料内的羰基硫在脱硫抽提塔1内羰基硫水解催化剂作用下水解生成硫化氢和二氧化碳，生成的硫化氢和气体物料里原有硫化氢被吸收在脱硫剂内，含硫化氢的富脱硫剂部分自循环，部分送至再生单元，脱硫后气体物料从脱硫抽提塔顶送出。其中所述的脱硫剂按质量百分比计，由以下原料制备，有机胺类化合物的含量为39.999%wt-79.999%wt，相转移催化剂的含量为20%wt-60%wt，无机助剂的含量0.001%wt-0.01%wt，脱硫剂为碱性，有机胺类化合物包括一种以上的伯胺类化合物、一种以上的叔胺类化合物和/或一种以上的仲胺类化合物；所述相转移催化剂选自聚乙二醇200、聚乙二醇400、四丁基溴化铵、四丁基氯化铵、十二烷基三甲基氯化铵、十四烷基三甲基氯化铵、吡啶或三丁胺中的一种或几种；所述无机助剂选自磺化钛菁钴、聚钛菁钴或钛菁钴磺酸铵的一种或几种。脱硫剂与气体物料的气液比为50-300，反应温度为0-50℃，操作压力为0.2-1.5mpa。脱硫剂可以全部去再生塔8，也可以部分自循环，部分去再生塔8。富脱硫剂与来自再生塔8底的贫脱硫剂经过脱硫剂换热器15换热后进入再生塔8，再生塔8内脱硫剂经过再生塔8底再沸器13加热后重新进入再生塔8，富脱硫剂内硫化氢受热后与脱硫剂解析分离，气相硫化氢和少量脱硫剂蒸汽从再生塔8顶送出，经回流冷却器10冷却后进入回流罐11，富含硫化氢的不凝气送出装置，冷凝的脱硫剂经过回流泵12增压从再生塔8顶侧部回到再生塔8。再生塔8底的另一路贫脱硫剂与富脱硫剂经过脱硫剂换热器15换热后再经过脱硫剂冷却器16冷却，与自循环脱硫剂合并进入脱硫抽提塔1。富脱硫剂再生塔，操作压力0.1-0.2mpa，再生塔8底部温度为110-130℃，再生塔8顶部温度为70-105℃，脱硫剂中硫化氢解析分离，脱硫剂得到再生，送回脱硫抽提塔1环使用。实施例1某油气田生产天然气样品，经过胺液抽提脱硫后总硫375mg/nm3，其中硫化氢含量12mg/nm3，采用本发明方法进行脱硫试验，试验结果如下：天然气脱硫试验温度为24℃，经本发明方法实验装置处理后，天然气总硫5mg/nm3。实施例2：某石油化工公司催化装置生产干气15000-20000nm3/h，经过胺液抽提脱硫后总硫100-200mg/nm3，其中硫化氢含量小于10mg/nm3，采用本发明方法建设一套气体物料脱除有机硫的装置，装置运行结果如下：干气脱硫抽提塔操作温度为25-40℃，压力0.8-1.1mpa，脱硫剂总循环流量12-15m3/h，送再生塔富脱硫剂流量2-3m3/h，再生塔操作压力0.12mpa，再生塔底温度115-120℃，塔顶温度为90-95℃，脱硫后干气总硫不超过10mg/nm3。综上所述，借助于本发明的上述技术方案，通过气相物料和脱硫剂在脱硫抽提塔内逆向流动并充分接触，气相物料中的羰基硫可脱除至10mg/nm3以下，总硫可脱除至20mg/nm3以下，富脱硫剂可加热解析硫化氢得到再生，循环使用，富脱硫剂再生产生的酸性气可以送至硫磺装置生产硫磺，无三废排放。以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。当前第1页12