一種提純化工尾氣中H2S的工藝和裝置的制作方法

本發明涉及氣體凈化領域，特別是一種提純化工尾氣中H₂S的工藝和裝置。

背景技術：

硫化氫是一種無色有臭雞蛋味的有毒氣體。化工尾氣中所含的硫化氫氣體，不僅能夠引起管道和催化劑中毒、致使工藝條件惡化，而且會造成相當嚴重的環境污染，甚至危害人類生存。而硫化氫在能源、化工、醫藥、農業等方面都是很寶貴的化工行業的原料。因此，合理利用硫化氫，使硫化氫氣體變廢為寶，在現實生產中具有非常重要的現實意義。

化工尾氣出來的H₂S可采用克勞斯工藝生產單質硫，也可以作為生產二甲基二硫（DMDS）和二甲基亞砜（DMSO）產品的原料氣，進行硫回收。但化工尾氣中硫化氫含量都較低，如低溫甲醇洗工藝中產生的硫化氫尾氣中H₂S含量在15%～30%之間，并含有10%～15%的烴類，因此在硫回收工藝中，無論是生產單質硫、DMDS還是DMSO，都應進行前期預處理，對H₂S尾氣進行濃縮和提純。

中國專利CN201310109589公開了一種含硫化氫工業尾氣的處理方法，利用化學方法將尾氣中的硫化氫用于生產熒光級硫化鋅粉，該處理方法無法得到純的硫化氫，且會有20%左右的硫化氫氣體損失。中國專利CN201511001246公開了一種生產高純硫化氫的裝置及工藝方法，利用甲醇洗的方法吸收合成氨裝置甲醇洗酸性氣體中的硫化氫，然后利用精餾塔進一步提純硫化氫。該專利主要是針對合成氨低溫甲醇洗系統，并未提及天然氣中低溫甲醇洗的H₂S尾氣提純，且甲醇毒性較大，天然氣中低溫甲醇洗的尾氣中含有5%以上的烴類，若用該專利中的方法，烴類無法回收，損失較大。中國專利201510376268公開了一種提高低溫甲醇洗工藝中酸性氣硫化氫和羰基硫濃度的方法，同樣也是利用甲醇吸收的方法，且其濃縮后的硫化氫濃度低，最高也只能達到44%。

技術實現要素：

本發明的目的在于克服現有技術的缺點，提供一種能夠提高尾氣利用率、環保且安全性高的提純化工尾氣中H₂S的工藝及裝置。

本發明的目的通過以下技術方案來實現：一種提純化工尾氣中H₂S的工藝，包括以下步驟：

S1、對原料氣進行過濾后用原料壓縮機增壓至1.5～5.0MPa后，送入原料氣干燥系統進行干燥脫水；

S2、將步驟S1增壓并干燥后的原料氣與脫碳塔頂部出來的富CO₂氣在氣氣換熱器中換熱后送入脫碳塔進行精餾，分離出富CO₂氣體及富H₂S液體，富CO₂氣與增壓并干燥后的原料氣進行換熱，回收冷量；

S3、將步驟S2得到的富H₂S液體通過節流閥節流降壓至0.2～2.0MPa后送入脫重烴塔進行精餾，塔頂得到富含H₂S和丙烷的混合氣體，塔底得到沸點較高的重烴液體，重烴送入重烴貯罐提供給用戶使用；

S4、將步驟S3得到的富含H₂S和丙烷的混合氣體與未增壓的原料氣在原料氣換熱器中進行換熱，復熱后送入MDEA吸收系統，分別得到純度較高的丙烷氣體及H₂S與水的混合氣體，H₂S與水的混合氣體再經過產品壓縮機增壓及產品干燥脫水系統后獲得純的產品H₂S氣體。

所述原料氣為化工裝置中富H₂S尾氣。

所述原料氣壓力為0.001～1.5MPa，所述原料氣中H₂S含量為10%～40%，CO₂含量為50%～80%，其余為氮氣、輕烴、重烴、COS或水。

所述原料氣干燥系統和所述產品干燥系統均采用分子篩吸附法，干燥過程為兩塔或三塔等壓吸附流程。

步驟S3中，所述富含H₂S和丙烷的混合氣體中丙烷的含量為5%～20%；步驟S4中，所述MDEA吸收系統采用MDEA溶液吸收混合氣中的H₂S，得到純度為95%～99.5%的丙烷。

步驟S4中，H₂S與水的混合氣體經過產品壓縮機增壓至0.1～2.0MPa。

實施所述工藝的裝置，包括原料換熱器、原料壓縮機、氣氣換熱器、脫碳塔、節流閥、脫重烴塔、MDEA吸收系統和產品壓縮機，原料換熱器的第一入口與原料氣連通，第一出口與原料壓縮機的入口連接，原料壓縮機的出口與氣氣換熱器的第一入口連接，氣氣換熱器的第一出口與脫碳塔的入口連接，脫碳塔的頂部出口與氣氣換熱器的第二入口連接，氣氣換熱器的第二出口為富CO₂氣管道，脫碳塔的底部出口管路與脫重烴塔的入口連接，在脫碳塔的底部出口管路上安裝有節流閥，脫重烴塔的底部出口與重烴貯槽連接，頂部出口與原料換熱器的第二入口連接，原料換熱器的第二出口與MDEA系統的入口連接，MDEA系統的第一出口為丙烷管道，第二出口與產品壓縮機的入口連接，產品壓縮機的出口與產品干燥系統的入口連接，產品H₂S從產品干燥系統的出口送至用戶。

所述原料壓縮機的出口與氣氣換熱器的第一入口之間的管路上還安裝有原料氣干燥系統。

所述脫碳塔的頂部出口處依次安裝有脫碳塔冷凝器和脫碳塔回流罐，脫碳塔冷凝器的入口與脫碳塔的頂部出口連接，脫碳塔冷凝器的出口與脫碳塔回流罐的入口連接，脫碳塔回流罐的底部回流出口與脫碳塔的上部連接，頂部出口與氣氣換熱器的第二入口連接；所述脫碳塔的底部出口管路上還安裝有脫碳塔再沸器，脫碳塔再沸器位于節流閥前。

所述脫重烴塔的頂部出口處依次安裝有脫重烴塔冷凝器和脫重烴塔回流罐，脫重烴塔冷凝器的入口與脫重烴塔的頂部出口連接，脫重烴塔冷凝器的出口與脫重烴塔回流罐的入口連接，脫重烴塔回流罐的底部回流出口與脫重烴塔的上部連接，頂部出口與原料換熱器的第二入口連接；所述脫重烴塔的底部出口管路上還安裝有脫碳塔再沸器。

本發明具有以下優點：

改變傳統的硫化氫尾氣提純方法，該方法主要以精餾和化學吸收的方法對化工尾氣中的有效組份進行分離，在得到產品H₂S氣的同時，能得到重烴和純度較高的丙烷氣副產品，提高了尾氣的利用率，具有節能減排，變廢為寶的優點，且所有化學吸收劑無毒不可燃，安全性高，對環境友好。

附圖說明

圖1 為本發明實施例1的提純化工尾氣中H2S工藝裝置的結構示意圖；

圖2為本發明實施例2的提純化工尾氣中H2S工藝裝置的結構示意圖；

圖中：1-原料換熱器，2-原料壓縮機，3-原料氣干燥系統，4-氣氣換熱器，5-脫碳塔，6-脫碳塔冷凝器，7-脫碳塔回流罐，8-脫碳塔再沸器，9-節流閥，10-脫重烴塔，11-脫重烴塔冷凝器，12-脫重烴塔回流罐，13-脫重烴塔再沸器，14-重烴貯槽，15-MDEA吸收系統，16-產品壓縮機，17-產品干燥系統。

具體實施方式

下面結合附圖對本發明做進一步的描述，但本發明的保護范圍不局限于以下所述。

【實施例1】：

如圖1所示，原料氣為天然氣NHD脫硫工藝硫化氫尾氣，含硫化氫20%，二氧化碳56%，烴類9.5%，水及其他微量成分的原料氣：

一種提純化工尾氣中H₂S的工藝，包括以下步驟：

S1、對原料氣進行過濾后與來自脫重烴塔10頂部的H₂S與丙烷的混合氣體在原料換熱器1內換熱，用原料壓縮機2增壓至1.5～5.0MPa后，送入原料氣干燥系統3進行干燥脫水；

S2、將步驟S1增壓并干燥后的原料氣與脫碳塔5頂部出來的富CO₂氣在氣氣換熱器4中換熱后送入脫碳塔5進行精餾，分離出富CO₂氣體、氮氣等沸點較低的組分從塔頂分離出去，分離出去的富二氧化碳氣經過氣氣換熱器4復熱后送用戶處理，塔底為硫化氫、丙烷及重烴等沸點較高的富硫化氫液體，富CO₂氣與增壓并干燥后的原料氣進行換熱，回收冷量；

S3、將步驟S2得到的富H₂S液體通過節流閥9節流降壓至0.2～2.0MPa后送入脫重烴塔10進行精餾，塔頂得到富含H₂S和丙烷的混合氣體，塔底得到沸點較高的重烴液體，重烴送入重烴貯罐14提供給用戶使用；

S4、將步驟S3得到的富含H₂S和丙烷的混合氣體與未增壓的原料氣在原料氣換熱器1中進行換熱，復熱后送入MDEA吸收系統，分別得到純度較高的丙烷氣體及H₂S與水的混合氣體，H₂S與水的混合氣體再經過產品壓縮機16增壓及產品干燥脫水系統17后獲得純的產品H₂S氣體。

所得丙烷氣體中丙烷含量為98.3%，所得產品硫化氫純度為99.8%。

所述原料氣壓力為0.001～1.5MPa。

所述原料氣干燥系統3和所述產品干燥系統17均采用分子篩吸附法，干燥過程為兩塔或三塔等壓吸附流程。

步驟S3中，所述富含H₂S和丙烷的混合氣體中丙烷的含量為5%～20%；步驟S4中，所述MDEA吸收系統采用MDEA溶液吸收混合氣中的H₂S，得到純度為95%～99.5%的丙烷。

步驟S4中，H₂S與水的混合氣體經過產品壓縮機16增壓至0.1～2.0MPa。

實施所述工藝的裝置，包括原料換熱器1、原料壓縮機2、氣氣換熱器4、脫碳塔5、節流閥9、脫重烴塔10、MDEA吸收系統15和產品壓縮機16，原料換熱器1的第一入口與原料氣連通，第一出口與原料壓縮機2的入口連接，原料壓縮機2的出口與氣氣換熱器4的第一入口連接，氣氣換熱器4的第一出口與脫碳塔5的入口連接，脫碳塔5的頂部出口與氣氣換熱器4的第二入口連接，氣氣換熱器4的第二出口為富CO₂氣管道，脫碳塔5的底部出口管路與脫重烴塔10的入口連接，在脫碳塔5的底部出口管路上安裝有節流閥9，脫重烴塔10的底部出口與重烴貯槽14連接，頂部出口與原料換熱器1的第二入口連接，原料換熱器1的第二出口與MDEA系統15的入口連接，MDEA系統15的第一出口為丙烷管道，第二出口與產品壓縮機16的入口連接，產品壓縮機16的出口與產品干燥系統17的入口連接，產品H₂S從產品干燥系統17的出口送至用戶。

所述原料壓縮機2的出口與氣氣換熱器4的第一入口之間的管路上還安裝有原料氣干燥系統3。

所述脫碳塔5的頂部出口處依次安裝有脫碳塔冷凝器6和脫碳塔回流罐7，脫碳塔冷凝器6的入口與脫碳塔5的頂部出口連接，脫碳塔冷凝器6的出口與脫碳塔回流罐7的入口連接，脫碳塔回流罐7的底部回流出口與脫碳塔5的上部連接，頂部出口與氣氣換熱器4的第二入口連接；所述脫碳塔5的底部出口管路上還安裝有脫碳塔再沸器8，脫碳塔再沸器8位于節流閥9前。

所述脫重烴塔10的頂部出口處依次安裝有脫重烴塔冷凝器11和脫重烴塔回流罐12，脫重烴塔冷凝器11的入口與脫重烴塔10的頂部出口連接，脫重烴塔冷凝器11的出口與脫重烴塔回流罐12的入口連接，脫重烴塔回流罐12的底部回流出口與脫重烴塔10的上部連接，頂部出口與原料換熱器1的第二入口連接；所述脫重烴塔10的底部出口管路上還安裝有脫碳塔再沸器13。

【實施例2】：

原料氣為天然氣低溫甲醇洗工藝硫化氫尾氣，含硫化氫13%，二氧化碳63%，烴類9.7%，以及其他微量成分的原料氣：

一種提純化工尾氣中H₂S的工藝，包括以下步驟：

S1、對原料氣進行過濾后與來自脫重烴塔10頂部的H₂S與丙烷的混合氣體在原料換熱器1內換熱，用原料壓縮機2增壓至1.5～5.0MPa；

S2、將步驟S1增壓后的原料氣與脫碳塔5頂部出來的富CO₂氣在氣氣換熱器4中換熱后送入脫碳塔5進行精餾，分離出富CO₂氣體、氮氣等沸點較低的組分從塔頂分離出去，分離出去的富二氧化碳氣經過氣氣換熱器4復熱后送用戶處理，塔底為硫化氫、丙烷及重烴等沸點較高的富硫化氫液體，富CO₂氣與增壓并干燥后的原料氣進行換熱，回收冷量；

S3、將步驟S2得到的富H₂S液體通過節流閥9節流降壓至0.2～2.0MPa后送入脫重烴塔10進行精餾，塔頂得到富含H₂S和丙烷的混合氣體，塔底得到沸點較高的重烴液體，重烴送入重烴貯罐14提供給用戶使用；

S4、將步驟S3得到的富含H₂S和丙烷的混合氣體與未增壓的原料氣在原料氣換熱器1中進行換熱，復熱后送入MDEA吸收系統，分別得到純度較高的丙烷氣體及H₂S與水的混合氣體，H₂S與水的混合氣體再經過產品壓縮機16增壓及產品干燥脫水系統17后獲得純的產品H₂S氣體。

所得丙烷氣體中丙烷含量為98.8%，所得產品硫化氫純度為99.5%。

所述原料氣壓力為0.001～1.5MPa。

所述產品干燥系統17采用分子篩吸附法，干燥過程為兩塔或三塔等壓吸附流程。

步驟S3中，所述富含H₂S和丙烷的混合氣體中丙烷的含量為5%～20%；步驟S4中，所述MDEA吸收系統采用MDEA溶液吸收混合氣中的H₂S，得到純度為95%～99.5%的丙烷。

步驟S4中，H₂S與水的混合氣體經過產品壓縮機16增壓至0.1～2.0MPa。

由于原料氣中不含有水，實施本實施例工藝的裝置與實施例1的區別僅在于沒有設置原料干燥系統3，原料壓縮機2的出口直接與氣氣換熱器4的第一入口連接。

以上所述，僅為本發明較佳的具體實施方式，但本發明的保護范圍并不局限于此，任何熟悉本技術領域的技術人員在本發明披露的技術范圍內，根據本發明的技術方案及其發明構思加以等同替換或改變，都應涵蓋在本發明的保護范圍之內。