CN107381503A - 一种含硫化氢变换气净化的系统和方法 - Google Patents

一种含硫化氢变换气净化的系统和方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种含硫化氢变换气净化的系统和方法，在完成变换气净化的同时有效利用净化过程中变换气中二氧化碳、硫化氢气体减压过程的压力势能，对外界输出相应的机械能，降低了净化过程中的能量消耗。所述的系统包括驱动机组、换热设备、硫化氢吸收塔、气液分离罐、过程控制的阀门以及连接各设备的管道，其中的驱动机组包括压缩机、膨胀机、发电机以及控制压缩机、膨胀机压力的阀门。本发明的核心是冷冻液化分离变换气中的二氧化碳并利用分离所得的液体二氧化碳作为变换气中硫化氢脱除的吸收剂脱除变换气中的硫化氢，变换气中二氧化碳由高压向低压转化过程中经过膨胀机膨胀做功对外输出机械能并为系统提供相应的冷冻冷量。

Description

一种含硫化氢变换气净化的系统和方法
技术领域
本发明属于气体净化领域，涉及化工过程气体的净化，特别涉及变换气的净化。
背景技术
富煤、缺油、少气的资源状况决定了中国能源结构以煤为主，低碳能源资源的选择有限。中国工业化进程深入的当前，必须以煤为能源的支柱、大力发展煤化工。煤化工过程中尽量节能，在一定程度上就是低碳。
当前的水煤气变换气的净化普遍选择了低温甲醇洗工艺，过程中不仅有存在甲醇的损耗，而且需要消耗一定的能耗。
高压的水煤气变换气净化后，有效的氢气等气体基本被等压保留，二氧化碳、硫化氢等气体低压排出。按阿玛格(Amagat)气体分体积定律，水煤气变换气中二氧化碳、硫化氢当量于高压的分率体积存在，具有一定的压力势能。通过工艺手段，水煤气变换气中的二氧化碳、硫化氢的气体绝热膨胀做功，减压到低压状态，不仅可以对外输出相应的机械能，而且可以获取对应的制冷冷量。理论层面上，水煤气变换气净化过程中可以获取一定的机械能和制冷冷量的。
发明内容
本发明的目的是提供一种含硫化氢变换气净化的系统和方法，达到气体净化过程节能的目的。
本发明的技术构思是：
变换气中的二氧化碳在高压低温下分离脱出，变换气中的硫化氢由液体二氧化碳吸收脱出，变换气中的二氧化碳、硫化氢的气体压力降低过程中通过膨胀机膨胀做功对外输出对应的压力势能。通过整合冷冻液化分离二氧化碳、液体二氧化碳脱出硫化氢、膨胀机回收压力势能和制冷的综合技术，整个净化过程的能耗将大为下降，并可向外界提供一定的机械能的输出。
(1)利用液体二氧化碳吸收脱出变换气中的硫化氢；
(2)高压状态下冷冻液化分离变换气中的二氧化碳；
(3)利用膨胀机回收高压气体的压力势能，对外输出机械能；
(4)过程中的热量由换热器通过外界热量补充平衡；
控制的关键：变换气中残余的硫化氢含量由硫化氢吸收塔内的温度、压力、吸收硫化氢的液体二氧化碳的量控制；净化气中二氧化碳的含量由压缩机出口压力、冷却冷冻后的温度控制。
净化后的气体因自身二氧化碳含量的减少，再进行其中少量二氧化碳的脱除，再次净化时能耗相对降低。
净化后的气体可以直接用于燃气发电，可以直接送往合成甲醇、天然气的工序，可以经过再次处理其中的二氧化碳后送往合成氨工序。
本发明的技术解决方案是
变换气通过换热降温，在硫化氢吸收塔内脱除硫化氢，通过压缩机提高压力、经过换热器冷却冷冻降温，液化分离其中的二氧化碳，分离二氧化碳的工艺气经过膨胀机降压、换热器复热形成满足下游工序需要的净化气；分离的液体二氧化碳，部分用于硫化氢吸收塔脱除硫化氢的吸收剂，部分经过蒸发、加热、绝热膨胀，形成满足下游工序需要的二氧化碳产品；硫化氢吸收塔底输出的含硫化氢的液体二氧化碳经过蒸发、加热、绝热膨胀，形成满足下游工序需要的酸性气产品；整个过程热量由由换热器通过外界热量补充平衡；完成变换气的净化、变换气中二氧化碳硫化氢减压过程中的压力势能回收，对外输出机械能。
a.变换气(01)经过变换气冷却换热器(E1)降温，降温的变换气(02)经过硫化氢吸收塔(T)由液体二氧化碳(14)吸收脱除硫化氢；
b.脱除硫化氢的工艺气(03)通过压缩机(J1)提高压力，并由压力控制阀一(F1)控制压缩机出口工艺气的压力(04)；
c.通过压力控制阀一(F1)的工艺气(05)经过过程换热器(E2)冷却冷冻降温，液化其中的部分二氧化碳，降温后的工艺气(06)进入气液分离罐(V)进行气体、液体的分离；
d.气液分离罐(V)出口的分离液体二氧化碳后的工艺气(07)经过过程换热器(E2)加热，加热的工艺气(08)进入净化器膨胀机(J4)绝热膨胀做功，并由压力控制阀二(F2)控制膨胀机出口工艺气(09)的压力，通过压力控制阀二(F2)的工艺气(10)经过外界热量补充换热器(E3)加热、变换气冷却换热器(E1)换热，形成满足下游工序需要的净化气(12)；
e.气液分离罐(V)分离出的液体二氧化碳(13)，部分(14)由流量控制阀(F4)控制流量进入硫化氢吸收塔(T)进行变换气中硫化氢的吸收脱除，另外部分(15)经过过程换热器(E2)蒸发加热为气体二氧化碳(16)；
f.气体二氧化碳(16)进入二氧化碳膨胀机(J2)绝热膨胀做功，并由压力控制阀三(F5)控制膨胀机出口二氧化碳(17)的压力，从而控制二氧化碳膨胀机(J2)出口二氧化碳(17)的温度和其中液体二氧化碳的含量，通过压力控制阀三(F5)的二氧化碳(18)经过外界热量补充换热器(E3)加热、变换气冷却换热器(E1)换热，形成满足下游工序需要的二氧化碳产品(20)；
g.硫化氢吸收塔(T)底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳(21)，由液位控制阀二(F6)控制流量，从而控制硫化氢吸收塔(T)底部的液位，通过液位控制阀二(F6)的含硫化氢的液体二氧化碳(22)经过过程换热器(E2)蒸发加热为气体的酸性气(23)；
h.酸性气(23)进入酸性气膨胀机(J3)绝热膨胀做功，并由压力控制阀四(F7)控制膨胀机出口酸性气(24)的压力，从而控制酸性气膨胀机(J3)出口酸性气(24)的温度和其中液体的含量，通过压力控制阀四(F7)的酸性气(25)经过外界热量补充换热器(E3)加热、变换气冷却换热器(E1)换热，形成满足下游工序需要的酸性气产品(27)；
i.压缩机(J1)、膨胀机(二氧化碳J2、酸性气J3、净化气J4)、发电机(M)共同组成驱动机组；
j.外界热量补充换热器(E3)通过外界热量补充进行过程中的热量平衡。
净化气中硫含量由硫化氢吸收塔内的温度、压力、吸收脱除硫化氢的液体二氧化碳的流量控制；
净化气中二氧化碳的含量由压缩机(J1)出口介质(04)的压力、冷却冷冻后介质(06)的温度控制。
通过以上方案完成变换气的净化、二氧化碳硫化氢减压过程中的压力势能向机械能的转变。
在上述技术方案的基础上，本发明还提供一种含硫化氢变换气净化的系统，具体如下：变换气经换热器一（E1）经气液分离罐一（V1）与硫化氢吸收塔（T）连接；
硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐三（V3）连接；
气液分离罐三（V3）顶部经换热器四（E4）与压缩机（J1）连接；
压缩机（J1）分别经换热器七（E7）、换热器九（E9），换热器六（E6）、换热器九（E9），换热器四（E4），换热器五（E5），换热器八（E8）5条线路与换热器十一（E11）连接；
换热器十一（E11）与换热器一（E1）连接，得到净化气。
所述的换热器十一（E11）经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接；
气液分离罐二（V2）分别经换热器八（E8）、换热器九（E9）与工艺气膨胀机（J5）连接，工艺气膨胀机（J5）与经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接。
所述的换热器六（E6）与二氧化碳膨胀机二（J2）连接，二氧化碳膨胀机二（J2）经换热器七（E7）与二氧化碳膨胀机三（J3）连接，二氧化碳膨胀机三（J3）与换热器十一（E11）连接；换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十二（E12）与二氧化碳膨胀机四（J4）连接，二氧化碳膨胀机四（J4）与换热器一（E1）连接，得到二氧化碳。
所述的硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与换热器十一（E11）连接，换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十三（E13）与酸性气膨胀剂（J6）连接，酸性气膨胀剂（J6）与换热器一（E1）连接得到酸性气。
所述的气液分离罐一（V1）底部、硫化氢吸收塔（T）底部与换热器二（E2）连接；气液分离罐三（V3）底部与硫化氢吸收塔（T）连接；气液分离罐二（V2）经换热器五（E5）与换热器六（E6）连接。
本发明还提供一种含硫化氢变换气净化的系统，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐（V1）连接；
气液分离罐（V1）经换热器二（E2）与换热器一（E1）连接后再与净化气连接。
所述的气液分离罐（V1）经压缩泵（P）连接后与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经换热器二（E2）、换热器一（E1）与酸性气连接；
气液分离罐（V1）分别与换热器一（E1）、换热器二（E2）连接；换热器一（E1）经换热器三（E3）与第一二氧化碳膨胀机（J1）连接；
换热器二（E2）、第一二氧化碳膨胀机（J1）的管线汇合后与换热器一（E1）连接；换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J2）连接后再与换热器一（E1）连接，换热器一（E1）连接至二氧化碳。
本发明还提供一种含硫化氢变换气净化的系统，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐一（V1）连接；
气液分离罐一（V1）顶部经换热器二（E2）、换热器四（E4）与脱硫气压缩机（J1）连接，脱硫气压缩机（J1）依次经换热器三（E3）、换热器四（E4）与气液分离罐二（V2）与换热器四（E4）连接后再与净化气膨胀机（J2）连接；
净化气膨胀机（J2）连接至净化气。
所述的气液分离罐二（V2）经换热器四（E4）、换热器五（E5）与第一二氧化碳膨胀机（J3）连接；
气液分离罐一（V1）底部一路经压缩泵与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经热器二（E2）、热器一（E1）连接至酸性气；一路经换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J4）连接，一路经换热器二（E2）、换热器一（E1）、换热器七（E7）与第三二氧化碳膨胀机（J4）连接，第三二氧化碳膨胀机（J4）连接至二氧化碳。
本发明所提供的含硫化氢变换气净化的方法，包括以下步骤：
步骤S1：变换气经过换热器一（E1）冷却至-15~-18℃；
步骤S2：冷却后的变换气经过硫化氢吸收塔（T）由液体二氧化碳吸收脱除其中的硫化氢；
步骤S3：变换气经过脱除硫化氢后的脱硫气经过压缩机(J1)提高压力，该压力与变换气经过程换热器二E2冷却后的温度共同满足净化气对二氧化碳含量的要求；
步骤S4：压缩机(J1)出口的脱硫气经过程换热器二E2降温至-55~-50℃，液化其中的部分二氧化碳；
步骤S5：降温后的脱硫气经过气液分离罐（V）分离其中的液体二氧化碳；
步骤S6：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳用于硫化氢吸收塔（T）吸收脱除变换气中的硫化氢；
步骤S7：分离液体二氧化碳的脱硫气经过复热、工艺气膨胀机(J4)膨胀减压、再复热，得到满足下游工序需要的净化气；
步骤S8：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳，一部分用于脱硫塔脱除硫化氢需要外，另一部分经过换热器二（E2）蒸发加热、二氧化碳膨胀机(J2)膨胀做功、再复热，得到二氧化碳产品；
步骤S9：硫化氢吸收塔（T）底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳经过换热器蒸发加热、膨胀机(J3)膨胀做功、再复热，得到待处理的酸性气。
附图说明
以下实施例用于说明本发明，但不用来限制本发明的使用范围。
本发明提供的附图只是为了清晰说明本方法的实施，而不构成对本发明的限制。
图1为本发明实施例1的结构示意图。
其中，J1:压缩机，J2:二氧化碳膨胀机，J3:酸性气膨胀机，J4:工艺气膨胀机，M:发电机；
E1:变换气冷却换热器，E2:过程换热器，E3:外界热量补充换热器；
T：硫化氢吸收塔，V: 气液分离罐；
F1:压力控制阀一，F2:压力控制阀二，F3:液位控制阀一，F4:流量控制阀，F5:压力控制阀三；F6:液位控制阀二，F7:压力控制阀四。
图2为年产90万吨甲醇的水煤浆气化变换气净化的装置图。
其中，J1：压缩机，J2:二氧化碳膨胀机二、J3：二氧化碳膨胀机三、J4：二氧化碳膨胀机四，J5：工艺气膨胀机，J6：酸性气膨胀机，M:发电机，
E1：换热器一、E2：换热器二、E4：换热器四、E5：换热器五、E6：换热器六、E7：换热器七、E8：换热器八、E9：换热器九、E11：换热器十一、E14:换热器:换热器十四、E3：冷却换热器，E10：外界热量补充换热器十、E12：外界热量补充换热器十二、E13：外界热量补充换热器十三，
T:硫化氢吸收塔，V1：气液分离罐一、V2：气液分离罐二、V3：气液分离罐三，
F:过程控制阀门。
图3为日耗煤1500吨的水煤浆气化后变换气净化的装置图。
其中，J1: 第一二氧化碳膨胀机，J2: 第二二氧化碳膨胀机，M:发电机；
E1:变换气冷却换热器，E2:过程换热器，E3:外界热量补充换热器；
T：硫化氢吸收塔，V1: 气液分离罐，F:过程控制阀门，P：液体二氧化碳输送泵。
图4为日耗煤1500吨的水煤浆气化后变换气净化的装置图。
其中，J1: 脱硫气压缩机，J2: 净化气膨胀机，J3: 第一二氧化碳膨胀机，J4: 第二二氧化碳膨胀机净化气膨胀机，J5: 第三二氧化碳膨胀机，M:发电机；
E1:变换气冷却换热器，E2:过程换热器，E3:过程冷却换热器，
E4: 过程换热器，E5: 外界热量补充换热器，E6:外界热量补充换热器，E7:外界热量补充换热器；
T：硫化氢吸收塔，V1: 气液分离罐，V2: 气液分离罐，F:过程控制阀门，P：液体二氧化碳输送泵。
具体实施方式
实施例1
针对说明书附图1进行的实施例
一种含硫化氢变换气净化的系统，包括：驱动机组；换热器组；阀门组；
驱动机组，包括压缩机(J1)、二氧化碳膨胀机(J2)、酸性气膨胀机(J3)、净化气膨胀机(J4)；
换热器组，包括变换气冷却换热器（E1）、过程换热器（E2）、外界热量补充换热器（E3）；
阀门组，包括压力控制阀一（F1）、压力控制阀二（F2）、液位控制阀一（F3）、流量控制阀（F4）、压力控制阀三（F5）、液位控制阀二（F6）、压力控制阀四（F7）；
变换气冷却换热器（E1）与硫化氢吸收塔（T）连通；
硫化氢吸收塔（T）顶部与压缩机(J1)连通；
压缩机(J1)与过程换热器（E2）连通；
过程换热器（E2）与二氧化碳膨胀机(J2)连通；
过程换热器（E2）与酸性气膨胀机(J3)连通；
过程换热器（E2）与净化气膨胀机(J4)连通；
二氧化碳膨胀机(J2)通过压力控制阀三（F5）与外界热量补充换热器E3连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；
酸性气膨胀机(J3)通过压力控制阀四（F7）与外界热量补充换热器（E3）连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；
净化气膨胀机(J4)通过压力控制阀二（F2）与外界热量补充换热器（E3）连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；
压缩机(J1)、二氧化碳膨胀机(J2)、酸性气膨胀机(J3)、净化气膨胀机(J4)组成机组与发电机（M）连通。
所述的过程换热器（E2）与气液分离罐（V）连通；
气液分离罐（V）底部通过液位控制阀一（F3）与过程换热器（E2）连通；
气液分离罐（V）顶部与过程换热器（E2）连通；
所述的气液分离罐（V）至过程换热器二（E2）的管路上通过液位控制阀一（F3）、流量控制阀（F4）硫化氢吸收塔（T）连通。
所述的硫化氢吸收塔（T）通过液位控制阀二（F6）与过程换热器（E2）连通。
一种含硫化氢变换气净化的方法，包括以下步骤：
步骤S1：变换气经过换热器一（E1）冷却至-30℃；
步骤S2：冷却后的变换气经过硫化氢吸收塔（T）由液体二氧化碳吸收脱除其中的硫化氢；
步骤S3：变换气经过脱除硫化氢后的脱硫气经过压缩机(J1)提高压力，该压力与变换气经过程换热器二E2冷却后的温度共同满足净化气对二氧化碳含量的要求；
步骤S4：压缩机(J1)出口的脱硫气经过程换热器二E2降温至-53℃，液化其中的部分二氧化碳；
步骤S5：降温后的脱硫气经过气液分离罐（V）分离其中的液体二氧化碳；
步骤S6：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳用于硫化氢吸收塔（T）吸收脱除变换气中的硫化氢；
步骤S7：分离液体二氧化碳的脱硫气经过复热、工艺气膨胀机(J4)膨胀减压、再复热，得到满足下游工序需要的净化气；
步骤S8：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳，一部分用于脱硫塔脱除硫化氢需要外，另一部分经过换热器二（E2）蒸发加热、二氧化碳膨胀机(J2)膨胀做功、再复热，得到二氧化碳产品；
步骤S9：硫化氢吸收塔（T）底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳经过换热器蒸发加热、膨胀机(J3)膨胀做功、再复热，得到待处理的酸性气。
实施例2
下面结合附图2和实施例对本发明做进一步的说明，针对不同参数的变换气选择对应的工艺流程进行净化处理。
针对年产90万吨甲醇的水煤浆煤气化变换气净化的可按照实施例2进行。
图2是本发明实施例的示意图，不应构成对本发明的限制
图2中相关设备名称做如下定义，以便叙述的更为明了：
17574Kmol/小时、40℃、5.6Mpa、45.76%H2、22%CO、32%CO2、0.245H2S的变换气(01)经过换热器E1冷却至-27.5℃、冷却后的变换气(02)中有部分二氧化碳液化，经过气液分离罐V1分离其中的液体，经过气液分离罐V1分离液体后的气体(03)经过脱硫塔T由液体二氧化碳吸收脱除其中的硫化氢，脱硫塔T顶部输出的脱除硫化氢的气体(04)经过换热器E2冷冻至-52.5℃、其中大部分二氧化碳液化，经过气液分离罐V3分离其中的液体二氧化碳，气液分离罐V3输出的气体(06)经过换热器E4加热、压缩机J1升压，经过换热器E3、E4、E5、E6、E7、E8、E9、E11、E14冷却冷冻，继续液化其中的二氧化碳，经过气液分离罐V2分离其中的液体二氧化碳，气液分离罐V2输出的气体(27)除H2、CO外还含有部分CO2,其CO2的含量由压缩机(J1)出口压力和冷却冷冻后介质(26)的温度控制；气液分离罐V3输出的气体(27)经过换热器E8、E9、E10复热，经过膨胀机(J5)膨胀做功、经过换热器E14、E1复热得到脱除硫化氢、二氧化碳的净化气；通过复热后介质(34)的温度和膨胀机(J5)出口气体的压力控制膨胀机(J5)出口气体中二氧化碳不发生固化；
气液分离罐V3分离的液体二氧化碳(40)经过泵P升压后进入脱硫塔T，用于吸收脱除变换气中的硫化氢，脱硫塔T底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳(42)与气液分离罐V1分离的含硫化氢的液体二氧化碳(39)汇合一并进入换热器E2闪蒸气化为含硫化氢和二氧化碳的酸性气(44)，控制酸性气(44)的压力就控制了被冷却介质(05)的温度，从而控制了气液分离罐V2分离液体二氧化碳的量，进一步控制了脱硫塔T输出的气相介质(04)的硫含量；酸性气(44)经过换热器E11、E13复热进入膨胀机(J6)膨胀做功，经过换热器E1复热，送往下游硫回收工序；
气液分离罐V2分离的液体二氧化碳(50)经过换热器E5、E6气化加热经过膨胀机(J2)膨胀做功，经过换热器E7加热经过膨胀机(J3) 膨胀做功,经过换热器E11、E12加热经过膨胀机(J4)膨胀做功，经过换热器E1复热为二氧化碳产品；过程中由膨胀机入口二氧化碳的温度和膨胀机出口二氧化碳的压力控制膨胀机出口二氧化碳中液体的含量、控制膨胀机出口二氧化碳不固化；
过程中机械能来自于高压介质的膨胀做功、冷量来自于高压介质绝热膨胀后温度降低；
过程中理论参数(通过具体的数据更能说明本发明的实际效应)：
01#：变换气 17574Kmol/h、5.6Mpa、40℃、32%CO2、0.24%H2S；
02#：变换气 17574Kmol/h、5.56Mpa、-27.75℃、32%CO2、0.24%H2S，其中含液体二氧化碳1041.90Kmol/h且液体二氧化碳中溶解有11.45Kmol/h的H2S；
03#：变换气 16520.65Kmol/h、5.56Mpa、-27.75℃、27.73%CO2、0.186%H2S；
04#：脱硫气 16234.27Kmol/h、5.51Mpa、-29.23℃、26.65%CO2、0%H2S；
05#：脱硫气 16234.27Kmol/h、5.49Mpa、-52.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳2818.01Kmol/h；
06#：脱硫气 13416.26Kmol/h、5.49Mpa、-52.5℃、11.24%CO2、0%H2S；
07#：压缩机入口脱硫气 13416.26Kmol/h、5.47Mpa、-11.35℃、11.24%CO2、0%H2S；
08#：压缩机出口脱硫气 13416.26Kmol/h、24.78Mpa、130℃、11.24%CO2、0%H2S；
09#：脱硫气 13416.26Kmol/h、24.78Mpa、130℃、11.24%CO2、0%H2S；
10#：脱硫气 3796.5Kmol/h、24.78Mpa、130℃、11.24%CO2、0%H2S；
11#：脱硫气 1117.1Kmol/h、24.78Mpa、130℃、11.24%CO2、0%H2S；
12#：脱硫气 8502.66Kmol/h、24.78Mpa、130℃、11.24%CO2、0%H2S；
13#：脱硫气 8502.66Kmol/h、24.76Mpa、40℃、11.24%CO2、0%H2S；
14#：脱硫气 2261.9Kmol/h、24.76Mpa、40℃、11.24%CO2、0%H2S；
15#：脱硫气 4562.6Kmol/h、24.76Mpa、40℃、11.24%CO2、0%H2S；
16#：脱硫气 1678.16Kmol/h、24.76Mpa、40℃、11.24%CO2、0%H2S；
17#：脱硫气 3796.5Kmol/h、24.76Mpa、38℃、11.24%CO2、0%H2S；
18#：脱硫气 1117.1Kmol/h、24.76Mpa、45℃、11.24%CO2、0%H2S；
19#：脱硫气 4913.6Kmol/h、24.76Mpa、39.6℃、11.24%CO2、0%H2S；
20#：脱硫气 4913.6Kmol/h、24.74Mpa、-42.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳384.29Kmol/h；
21#：脱硫气 2261.9Kmol/h、24.74Mpa、-42.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳176.90Kmol/h；
22#：脱硫气 4562.6Kmol/h、24.74Mpa、-42.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳356.84Kmol/h；
23#：脱硫气 1678.16Kmol/h、24.74Mpa、-42.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳131.25Kmol/h；
24#：脱硫气 13416.26Kmol/h、24.74Mpa、-42.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳1049.28Kmol/h；
25#：脱硫气 13416.26Kmol/h、24.72Mpa、-48.324℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳1144.67Kmol/h；
26#：脱硫气 13416.26Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、11.24%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳1202.78Kmol/h；
27#：净化气 12213.48Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、2.5%CO2、0%H2S；
28#：净化气 2497.5Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、2.5%CO2、0%H2S；
29#：净化气 2497.5Kmol/h、24.67Mpa、30℃、2.5%CO2、0%H2S；
30#：净化气 7287.8Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、2.5%CO2、0%H2S；
31#：净化气 7287.8Kmol/h、24.67Mpa、30℃、2.5%CO2、0%H2S；
32#：净化气 2428.18Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、2.5%CO2、0%H2S；
33#：净化气 2428.18Kmol/h、24.67Mpa、30℃、2.5%CO2、0%H2S；
34#：膨胀机入口净化气 12213.48Kmol/h、24.67Mpa、30℃、2.5%CO2、0%H2S；
35#：膨胀机出口净化气 12213.48Kmol/h、5.64Mpa、-74.28℃、2.5%CO2、0%H2S；
36#：净化气 12213.48Kmol/h、5.64Mpa、-74.28℃、2.5%CO2、0%H2S；
37#：净化气 12213.48Kmol/h、5.62Mpa、-67.545℃、2.5%CO2、0%H2S；
38#：净化气 12213.48Kmol/h、5.6Mpa、30℃、2.5%CO2、0%H2S；
39#：含硫液体二氧化碳 1053.35Kmol/h、5.56Mpa、-27.75℃、98.91%CO2、1.09%H2S；
40#：液体二氧化碳 2818.01Kmol/h、5.49Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
41#：脱硫液体二氧化碳 2818.01Kmol/h、5.51Mpa、-52.25℃、100%CO2、0%H2S；
42#：含硫液体二氧化碳 3104.40Kmol/h、5.56Mpa、-27.75℃、99.01%CO2、0.99%H2S；
43#：含硫液体二氧化碳 4157.74Kmol/h、5.56Mpa、-27.75℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
44#：酸性气 4157.74Kmol/h、0.52Mpa、-56.5℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
45#：酸性气 4157.74Kmol/h、0.5Mpa、-49.5℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
46#：膨胀机入口酸性气 4157.74Kmol/h、0.48Mpa、2.43℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
47#：膨胀机出口酸性气 4157.74Kmol/h、0.22Mpa、-52.64℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
48#：酸性气 4157.74Kmol/h、0.22Mpa、-52.64℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
49#：酸性气 4157.74Kmol/h、0.2Mpa、30℃、98.99%CO2、1.01%H2S；
50#：液体二氧化碳 1202.78Kmol/h、24.69Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
51#：液体二氧化碳 1202.78Kmol/h、24.67Mpa、28℃、100%CO2、0%H2S；
52#：膨胀机入口二氧化碳 1202.78Kmol/h、24.65Mpa、120℃、100%CO2、0%H2S；
53#：膨胀机出口二氧化碳 1202.78Kmol/h、10.52Mpa、35℃、100%CO2、0%H2S；
54#：二氧化碳 1202.78Kmol/h、10.52Mpa、35℃、100%CO2、0%H2S；
55#：膨胀机入口二氧化碳 1202.78Kmol/h、10.50Mpa、96.5℃、100%CO2、0%H2S；
56#：膨胀机出口二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.52Mpa、-56.5℃、100%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳12.5%；
57#：二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.52Mpa、-56.5℃、100%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳12.5%；
58#：二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.5Mpa、-49.5℃、100%CO2、0%H2S；
59#：膨胀机入口二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.48Mpa、7.25℃、100%CO2、0%H2S；
60#：膨胀机出口二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.145Mpa、-73.97℃、100%CO2、0%H2S；
61#：二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.145Mpa、-73.97℃、100%CO2、0%H2S；
62#：二氧化碳 1202.78Kmol/h、0.125Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
压缩机J1驱动功率：16060.6KW
膨胀机J2输出功率：864.9KW
膨胀机J3输出功率：2170.7KW
膨胀机J4输出功率：827.7KW
膨胀机J5输出功率：10790.6KW
膨胀机J6输出功率：1939.6KW
整个机组J1、J2、J3、J4、J5、J6可输出功率532.9KW用于发电机M发电。
控制的关键：通过控制脱硫塔内的温度和用于吸收硫化氢的液体二氧化碳的量控制净化气中硫的含量；通过控制压缩机出口压力和压缩机出口气被冷冻的温度控制净化气中二氧化碳的含量；通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力控制膨胀机出口二氧化碳液体二氧化碳的含量；通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力控制膨胀机出口介质中二氧化碳不发生固化。
上述工艺是在如下设备条件下进行的，具体为：一种含硫化氢变换气净化的系统，变换气经换热器一（E1）经气液分离罐一（V1）与硫化氢吸收塔（T）连接；
硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐三（V3）连接；
气液分离罐三（V3）顶部经换热器四（E4）与压缩机（J1）连接；
压缩机（J1）分别经换热器七（E7）、换热器九（E9），换热器六（E6）、换热器九（E9），换热器四（E4），换热器五（E5），换热器八（E8）5条线路与换热器十一（E11）连接；
换热器十一（E11）与换热器一（E1）连接，得到净化气。
所述的换热器十一（E11）经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接；
气液分离罐二（V2）分别经换热器八（E8）、换热器九（E9）与工艺气膨胀机（J5）连接，工艺气膨胀机（J5）与经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接。
所述的换热器六（E6）与二氧化碳膨胀机二（J2）连接，二氧化碳膨胀机二（J2）经换热器七（E7）与二氧化碳膨胀机三（J3）连接，二氧化碳膨胀机三（J3）与换热器十一（E11）连接；换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十二（E12）与二氧化碳膨胀机四（J4）连接，二氧化碳膨胀机四（J4）与换热器一（E1）连接，得到二氧化碳。
所述的硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与换热器十一（E11）连接，换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十三（E13）与酸性气膨胀剂（J6）连接，酸性气膨胀剂（J6）与换热器一（E1）连接得到酸性气。
所述的气液分离罐一（V1）底部、硫化氢吸收塔（T）底部与换热器二（E2）连接；气液分离罐三（V3）底部与硫化氢吸收塔（T）连接；气液分离罐二（V2）经换热器五（E5）与换热器六（E6）连接。
实施例3
下面结合附图3和实施例对本发明做进一步的说明，针对不同参数的变换气选择对应的工艺流程进行净化处理。
针对日耗1500吨煤的水煤浆气化后变换气净化的可按照实施例3进行。
图3是本发明实施例的示意图，不应构成对本发明的限制
图3中相关物料过程和参数控制如下，以便叙述的更为明了：
8548Kmol/小时、40℃、6.0Mpa、55.33%H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S的变换气(01)经过换热器E1冷却至-18℃、冷却后的变换气(02)经过脱硫塔T由液体二氧化碳(10)吸收脱除其中的硫化氢，脱硫塔T顶部输出的脱除硫化氢气体的脱硫气(03)经过换热器E2冷冻至-52.5℃、其中大部分二氧化碳液化，经过气液分离罐V1分离其中的液体二氧化碳，气液分离罐V1输出的气体(05)经过换热器E2、E1加热，得到完全脱除硫化氢、脱除部分二氧化碳的净化气；
气液分离罐V1分离的液体二氧化碳(08)，分三部分输出，一部分液体二氧化碳(09)经过泵P升压后进入脱硫塔T，用于吸收脱除变换气中的硫化氢，脱硫塔T底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳(11)通过换热器E2蒸发气化、经过换热器E1复热得到待处理的酸性气(13)；一部分液体二氧化碳(14)，通过换热器E2蒸发、加热为二氧化碳气体(15)；一部分液体二氧化碳(16)通过E1加热、通过外界热量换热器E3蒸发、加热为气体二氧化碳(18)，通过第一二氧化碳膨胀机J1绝热膨胀，第一二氧化碳膨胀机J1出口的二氧化(19)与换热器E2输出的气体二氧化碳(15)汇合，通过换热器E1加热、经过第二二氧化碳膨胀机J2绝热膨胀、经过换热器E1复热，得到气体二氧化碳产品；
第一二氧化碳膨胀机J1与第二二氧化碳膨胀机J2联合驱动发电机M对外输出机械能；
过程中由膨胀机入口二氧化碳的温度和膨胀机出口二氧化碳的压力控制膨胀机出口二氧化碳中液体的含量、控制膨胀机出口二氧化碳不固化；
过程中机械能来自于高压介质的膨胀做功、冷量来自于高压介质绝热膨胀后温度相应降低的效应；
过程中理论参数(通过具体的数据更能说明本发明的实际效应)：
01#：变换气 8548Kmol/h、6.0Mpa、40℃、55.33% H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S；
02#：变换气 8548Kmol/h、5.98Mpa、-18℃、55.33% H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S；
03#：脱硫气 7310Kmol/h、5.93Mpa、-18.5℃、64.70% H2、0.47%CO、34.83%CO2、0%H2S；
04#：脱硫气 7310Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、64.70% H2、0.47%CO、34.83%CO2、0%H2S，其中含1991 Kmol/h的液体二氧化碳；
05#：净化气 5319.24Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
06#：净化气 5319.24Kmol/h、5.89Mpa、-28.5℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
07#：净化气 5319.24Kmol/h、5.87Mpa、30℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
08#：液体二氧化碳 1991Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
09#：脱硫液体二氧化碳 117.61Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
10#：脱硫液体二氧化碳 117.61Kmol/h、5.93Mpa、-51.5℃、100%CO2、0%H2S；
11#：含硫液体二氧化碳 1355.40Kmol/h、5.98Mpa、-18℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
12#：酸性气 1355.40Kmol/h、0.52Mpa、-56.5℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
13#：酸性气 1355.40Kmol/h、0.50Mpa、30℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
14#：液体二氧化碳 1103.59Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
15#：二氧化碳 1103.59Kmol/h、0.54Mpa、-28.5℃、100%CO2、0%H2S；
16#：液体二氧化碳 769.76Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
17#：液体二氧化碳 769.76Kmol/h、5.89Mpa、20℃、100%CO2、0%H2S；
18#：第一二氧化碳膨胀机入口二氧化碳 769.76Kmol/h、5.87Mpa、80℃、100%CO2、0%H2S；
19#：第一二氧化碳膨胀机出口二氧化碳 769.76Kmol/h、0.54Mpa、-55.595℃、100%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳8.3%；
20#：二氧化碳 1873.36Kmol/h、0.54Mpa、100%CO2、0%H2S；
21#：第二二氧化碳膨胀机入口二氧化碳 1873.36Kmol/h、0.52Mpa、41℃、100%CO2、0%H2S；
22#：第二二氧化碳膨胀机出口二氧化碳 1873.36Kmol/h、0.145Mpa、-55℃、100%CO2、0%H2S；
23#：二氧化碳产品 1873.36Kmol/h、0.125Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
压缩机J1驱动功率：16060.6KW
第一二氧化碳膨胀机J1输出功率：1086.10KW
第二二氧化碳膨胀机J2输出功率：1454.77KW
驱动机组J1、J2可输出功率2540.87KW用于发电机M发电。
换热器E1变换气(01)到(02)降温过程需要冷量30406330KJ/h，净化气(06)到(07)复热过程释放冷量9198711KJ/h、液体二氧化碳(16)到(17)加热过程释放冷量5404239KJ/h、酸性气(12)到(13)复热过程释放冷量4144228KJ/h、二氧化碳(20)到(21)复热过程释放冷量6021602KJ/h、二氧化碳(22)到(23)复热过程释放冷量5637598KJ/h，过程热量平衡；
换热器E2脱硫气(03)到(04)降温过程需要冷量37381978KJ/h，净化气(05)到(06)复热过程释放冷量3730022KJ/h、含硫液体二氧化碳(11)到(12)气化过程释放冷量16189760KJ/h、液体二氧化碳(14)到(15)气化加热过程释放冷量17462195KJ/h，过程热量平衡；
外界热量补充换热器E3需外界提供8684135KJ/h热量。
控制的关键：通过控制脱硫塔内的温度和用于吸收硫化氢的液体二氧化碳的量从而控制净化气中硫的含量；通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力从而控制第一二氧化碳膨胀机J1出口液体二氧化碳的含量；通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力从而控制第二二氧化碳膨胀机J2出口介质不发生二氧化碳固化；
该变换气净化过程达到了脱除全部硫化氢和部分二氧化碳的目的，并向外界提供一定的机械能，具有一定的节能优势。
上述工艺是在如下设备中进行的，具体为一种含硫化氢变换气净化的系统，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐（V1）连接；
气液分离罐（V1）经换热器二（E2）与换热器一（E1）连接后再与净化气连接。
所述的气液分离罐（V1）经压缩泵（P）连接后与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经换热器二（E2）、换热器一（E1）与酸性气连接；
气液分离罐（V1）分别与换热器一（E1）、换热器二（E2）连接；换热器一（E1）经换热器三（E3）与第一二氧化碳膨胀机（J1）连接；
换热器二（E2）、第一二氧化碳膨胀机（J1）的管线汇合后与换热器一（E1）连接；换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J2）连接后再与换热器一（E1）连接，换热器一（E1）连接至二氧化碳。
实施例4
下面结合附图4和实施例对本发明做进一步的说明，针对不同参数的变换气选择对应的工艺流程进行净化处理。
针对日耗1500吨煤的水煤浆气化后变换气净化的可按照实施例4进行。
图4是本发明实施例的示意图，不应构成对本发明的限制
图4中相关物料过程和参数控制如下，以便叙述的更为明了：
8548Kmol/小时、40℃、6.0Mpa、55.33%H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S的变换气(01)经过换热器E1冷却至-18℃、冷却后的变换气(02)经过脱硫塔T由液体二氧化碳(21)吸收脱除其中的硫化氢，脱硫塔T顶部输出的脱除硫化氢气体的脱硫气(03)经过换热器E2冷冻至-52.5℃、其中大部分二氧化碳液化，经过气液分离罐V1分离其中的液体二氧化碳，气液分离罐V1输出的气体(05)经过换热器E2、E4加热，经过脱硫气压缩机J1提高压力、冷却换热器E3降温、换热器E4冷冻液化分离其中的液体二氧化碳，经过换热器E4复热、净化气膨胀机J2绝热膨胀机，经过换热器E1复热得到净化气(14)；
气液分离罐V2分离的液体二氧化碳(15)，经过换热器E4复热、换热器E5加热，经过第一二氧化碳膨胀机J3绝热膨胀为二氧化碳气体(18)；
气液分离罐V1分离的液体二氧化碳(19)，分三部分输出，一部分液体二氧化碳(20)经过泵P升压后进入脱硫塔T，用于吸收脱除变换气中的硫化氢，脱硫塔T底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳(22)通过换热器E2蒸发气化、经过换热器E1复热得到待处理的酸性气(24)；一部分液体二氧化碳(25)通过E1加热、通过外界热量换热器E6蒸发、加热为气体二氧化碳(27)；一部分液体二氧化碳(25)，通过换热器E2蒸发、加热为二氧化碳气体(31)；
第一二氧化碳膨胀机J3输出的二氧化碳(18)与换热器E6输出的二氧化碳(27)汇合经过第二二氧化碳膨胀机J4绝热膨胀，与换热器E2输出的气体二氧化碳(31)汇合经过换热器E1加热，经过第三二氧化碳膨胀机J5绝热膨胀为二氧化碳产品；
净化气膨胀机J2、第一二氧化碳膨胀机J3、第二二氧化碳膨胀机J4与第三二氧化碳J4组成联合驱动机组，驱动脱硫气压缩机运转的同时并对外输出机械能，用于发电机M发电；
过程中由膨胀机入口二氧化碳的温度和膨胀机出口二氧化碳的压力控制膨胀机出口二氧化碳中液体的含量、控制膨胀机出口二氧化碳不固化；
过程中机械能来自于高压介质的膨胀做功、冷量来自于高压介质绝热膨胀后温度相应降低的效应；
过程中理论参数(通过具体的数据更能说明本发明的实际效应)：
01#：变换气 8548Kmol/h、6.0Mpa、40℃、55.33% H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S；
02#：变换气 8548Kmol/h、5.98Mpa、-18℃、55.33% H2、0.4%CO、44.03%CO2、0.24%H2S；
03#：脱硫气 7310.2Kmol/h、5.93Mpa、-18.5℃、64.70% H2、0.47%CO、34.83%CO2、0%H2S；
04#：脱硫气 7310.2Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、64.70% H2、0.47%CO、34.83%CO2、0%H2S，其中含1991 Kmol/h的液体二氧化碳；
05#：脱硫气 5319.24Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
06#：脱硫气 5319.24Kmol/h、5.89Mpa、-28.5℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
07#：压缩机入口脱硫气 5319.24Kmol/h、5.87Mpa、30℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
08#：压缩机出口脱硫气 5319.24Kmol/h、24.725Mpa、184℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
09#：脱硫气 5319.24Kmol/h、24.705Mpa、40℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S；
10#：脱硫气 5319.24Kmol/h、24.685Mpa、-52.5℃、88.92% H2、0.64%CO、10.44%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳433.29Kmol/h；
11#：净化气 4885.95Kmol/h、24.685Mpa、-52.5℃、96.80% H2、0.70%CO、2.5%CO2、0%H2S；
12#：膨胀机入口净化气 4885.95Kmol/h、24.665Mpa、30℃、96.80% H2、0.70%CO、2.5%CO2、0%H2S；
13#：膨胀机出口净化气 4885.95Kmol/h、6.02Mpa、-70.54℃、96.80% H2、0.70%CO、2.5%CO2、0%H2S；
14#：净化气产品 4885.95Kmol/h、6.0Mpa、30℃、96.80% H2、0.70%CO、2.5%CO2、0%H2S；
15#：液体二氧化碳 433.29Kmol/h、24.685Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
16#：液体二氧化碳 433.29Kmol/h、24.665Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
17#：第一二氧化碳膨胀机入口二氧化碳 433.29Kmol/h、24.645Mpa、183.6℃、100%CO2、0%H2S；
18#：第一二氧化碳膨胀机出口二氧化碳 433.29Kmol/h、5.87Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
19#：液体二氧化碳 1991Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
20#：脱硫液体二氧化碳 117.61Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
21#：脱硫液体二氧化碳 117.61Kmol/h、5.93Mpa、-51.5℃、100%CO2、0%H2S；
22#：含硫液体二氧化碳 1355.40Kmol/h、5.98Mpa、-18℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
23#：酸性气 1355.40Kmol/h、0.52Mpa、-56.5℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
24#：酸性气 1355.40Kmol/h、0.50Mpa、30℃、98.49%CO2、1.51%H2S；
25#：液体二氧化碳 846.85Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
26#：液体二氧化碳 846.85Kmol/h、5.89Mpa、21℃、100%CO2、0%H2S；
27#：液体二氧化碳 846.85Kmol/h、5.87Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
28#：第二二氧化碳膨胀机入口二氧化碳 1280.14Kmol/h、5.87Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
29#：第二二氧化碳膨胀机出口二氧化碳 1280.14Kmol/h、0.54Mpa、-55.595℃、100%CO2、0%H2S，其中含液体二氧化碳171.50Kmol/h；
30#：液体二氧化碳 1026.51Kmol/h、5.91Mpa、-52.5℃、100%CO2、0%H2S；
31#：二氧化碳 1026.51Kmol/h、0.54Mpa、-28.5℃、100%CO2、0%H2S；
32#：二氧化碳 2306.65Kmol/h、0.54Mpa、100%CO2、0%H2S；
33#：二氧化碳 2306.65Kmol/h、0.52Mpa、30℃、100%CO2、0%H2S；
34#：第三二氧化碳膨胀机入口二氧化碳 2306.65Kmol/h、0.50Mpa、192.2℃、100%CO2、0%H2S；
35#：第三二氧化碳膨胀机出口二氧化碳产品 2306.65Kmol/h、0.125Mpa、40℃、100%CO2、0%H2S；
脱硫气压缩机J1驱动功率：6622.96KW
净化气膨胀机J2输出功率：3970.88KW
第一二氧化碳膨胀机J3输出功率：538.00KW
第二二氧化碳膨胀机J4输出功率：1550.48KW
第三二氧化碳膨胀机J5输出功率：2837.69KW
驱动机组J1、J2、J3、J4、J5可输出功率2274.10KW用于发电机M发电。
换热器E1变换气(01)到(02)降温过程需要冷量30406330KJ/h，净化气(13)到(14)复热过程释放冷量14188278KJ/h、酸性气(23)到(24)复热过程释放冷量4144228KJ/h、液体二氧化碳(25)到(26)加热过程释放冷量6104106KJ/h、二氧化碳(32)到(33)复热过程释放冷量9172876KJ/h，过程冷量剩余3203158KJ/h，过程可行；
换热器E2脱硫气(03)到(04)降温过程需要冷量37381978KJ/h，脱硫气(05)到(06)复热过程释放冷量3730022KJ/h、含硫液体二氧化碳(22)到(23)气化过程释放冷量17409488KJ/h、液体二氧化碳(30)到(31)气化加热过程释放冷量16242468KJ/h，过程热量平衡；
换热器E4脱硫气(09)到(10)降温过程需要冷量20993314KJ/h，净化气(11)到(12)复热过程释放冷量11660831KJ/h、脱硫气(06)到(07)复热过程释放冷量9198711KJ/h、液体二氧化碳(15)到(16)加热过程释放冷量2988474KJ/h，过程冷量剩余2854685KJ/h，过程可行；
外界换热冷却换热器E3需外界提供23218845KJ/h冷却热量；
外界热量补充换热器E5需提供5852849KJ/h热量；
外界热量补充换热器E6需提供6511705KJ/h热量；
外界热量补充换热器E7需提供15202268KJ/h热量。
控制的关键：通过控制脱硫塔内的温度和用于吸收硫化氢的液体二氧化碳的量从而控制净化气中硫的含量；
通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力从而控制膨胀机出口液体二氧化碳的含量；通过控制膨胀机入口温度和膨胀机出口压力从而控制膨胀机出口介质不发生二氧化碳固化；通过控制脱硫气压缩机出口压力与脱硫气冷冻后(10)的温度从而控制净化气中二氧化碳的含量。
该变换气净化过程达到了脱除全部硫化氢和部分二氧化碳的目的，并向外界提供一定的机械能，具有一定的节能优势。
上述工艺是在本发明的如下设备条件下进行的，一种含硫化氢变换气净化的系统，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐一（V1）连接；
气液分离罐一（V1）顶部经换热器二（E2）、换热器四（E4）与脱硫气压缩机（J1）连接，脱硫气压缩机（J1）依次经换热器三（E3）、换热器四（E4）与气液分离罐二（V2）与换热器四（E4）连接后再与净化气膨胀机（J2）连接；
净化气膨胀机（J2）连接至净化气。
所述的气液分离罐二（V2）经换热器四（E4）、换热器五（E5）与第一二氧化碳膨胀机（J3）连接；
气液分离罐一（V1）底部一路经压缩泵与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经热器二（E2）、热器一（E1）连接至酸性气；一路经换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J4）连接，一路经换热器二（E2）、换热器一（E1）、换热器七（E7）与第三二氧化碳膨胀机（J4）连接，第三二氧化碳膨胀机（J4）连接至二氧化碳。

Claims (10)

1.一种含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，包括：驱动机组；换热器组；阀门组；
驱动机组，包括压缩机(J1)、二氧化碳膨胀机(J2)、酸性气膨胀机(J3)、净化气膨胀机(J4)；
换热器组，包括变换气冷却换热器（E1）、过程换热器（E2）、外界热量补充换热器（E3）；
阀门组，包括压力控制阀一（F1）、压力控制阀二（F2）、液位控制阀一（F3）、流量控制阀（F4）、压力控制阀三（F5）、液位控制阀二（F6）、压力控制阀四（F7）；
变换气经变换气冷却换热器（E1）与硫化氢吸收塔（T）连通；
硫化氢吸收塔（T）顶部与压缩机(J1)连通；
压缩机(J1)与过程换热器（E2）连通；
过程换热器（E2）与气液分离罐（V）连通；
气液分离罐（V）顶部与过程换热器（E2）连通；
过程换热器（E2）与净化气膨胀机(J4)连通；
净化气膨胀机(J4)通过压力控制阀二（F2）与外界热量补充换热器（E3）连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；
变换气冷却换热器（E1）连接至净化气。
2.权利要求1所述的含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
气液分离罐（V）底部通过液位控制阀一（F3）分两路，一路经流量控制阀（F4）与硫化氢吸收塔（T）上部连接；一路与过程换热器（E2）连通；
过程换热器（E2）与二氧化碳膨胀机(J2)连接，二氧化碳膨胀机(J2)通过压力控制阀三（F5）与外界热量补充换热器（E3）连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；变换气冷却换热器（E1）连接至二氧化碳储罐。
3.权利要求1所述的含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
硫化氢吸收塔（T）通过液位控制阀二（F6）与过程换热器（E2）连通，过程换热器（E2）与酸性气膨胀机(J3)连通；酸性气膨胀机(J3)通过压力控制阀四（F7）与外界热量补充换热器（E3）连通后再与变换气冷却换热器（E1）连通；变换气冷却换热器（E1）连接至酸性气储罐。
4.一种含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
变换气经换热器一（E1）经气液分离罐一（V1）与硫化氢吸收塔（T）连接；
硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐三（V3）连接；
气液分离罐三（V3）顶部经换热器四（E4）与压缩机（J1）连接；
压缩机（J1）分别经换热器七（E7）、换热器九（E9），换热器六（E6）、换热器九（E9），换热器四（E4），换热器五（E5），换热器八（E8）5条线路与换热器十一（E11）连接；
换热器十一（E11）与换热器一（E1）连接，得到净化气。
5.权利要求4所述的含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，换热器十一（E11）经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接；
气液分离罐二（V2）分别经换热器八（E8）、换热器九（E9）与工艺气膨胀机（J5）连接，工艺气膨胀机（J5）与经换热器十四（E14）与气液分离罐二（V2）连接;换热器六（E6）与二氧化碳膨胀机二（J2）连接，二氧化碳膨胀机二（J2）经换热器七（E7）与二氧化碳膨胀机三（J3）连接，二氧化碳膨胀机三（J3）与换热器十一（E11）连接；换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十二（E12）与二氧化碳膨胀机四（J4）连接，二氧化碳膨胀机四（J4）与换热器一（E1）连接，得到二氧化碳；
所述的硫化氢吸收塔（T）顶部经换热器二（E2）与换热器十一（E11）连接，换热器十一（E11）经外界热量补充换热器十三（E13）与酸性气膨胀剂（J6）连接，酸性气膨胀剂（J6）与换热器一（E1）连接得到酸性气；
所述的气液分离罐一（V1）底部、硫化氢吸收塔（T）底部与换热器二（E2）连接；气液分离罐三（V3）底部与硫化氢吸收塔（T）连接；气液分离罐二（V2）经换热器五（E5）与换热器六（E6）连接。
6.一种含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐（V1）连接；
气液分离罐（V1）经换热器二（E2）与换热器一（E1）连接后再与净化气连接。
7.权利要求6所述的含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，气液分离罐（V1）经压缩泵（P）连接后与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经换热器二（E2）、换热器一（E1）与酸性气连接；
气液分离罐（V1）分别与换热器一（E1）、换热器二（E2）连接；换热器一（E1）经换热器三（E3）与第一二氧化碳膨胀机（J1）连接；
换热器二（E2）、第一二氧化碳膨胀机（J1）的管线汇合后与换热器一（E1）连接；换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J2）连接后再与换热器一（E1）连接，换热器一（E1）连接至二氧化碳。
8.一种含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
变换气经换热器一（E1）与脱硫塔（T）连接，
脱硫塔（T）顶部经换热器二（E2）与气液分离罐一（V1）连接；
气液分离罐一（V1）顶部经换热器二（E2）、换热器四（E4）与脱硫气压缩机（J1）连接，脱硫气压缩机（J1）依次经换热器三（E3）、换热器四（E4）与气液分离罐二（V2）与换热器四（E4）连接后再与净化气膨胀机（J2）连接；
净化气膨胀机（J2）连接至净化气。
9.权利要求8所述的含硫化氢变换气净化的系统，其特征在于，
气液分离罐二（V2）经换热器四（E4）、换热器五（E5）与第一二氧化碳膨胀机（J3）连接；
气液分离罐一（V1）底部一路经压缩泵与脱硫塔（T）连接，脱硫塔（T）底部经热器二（E2）、热器一（E1）连接至酸性气；一路经换热器一（E1）与第二二氧化碳膨胀机（J4）连接，一路经换热器二（E2）、换热器一（E1）、换热器七（E7）与第三二氧化碳膨胀机（J4）连接，第三二氧化碳膨胀机（J4）连接至二氧化碳。
10.一种含硫化氢变换气净化的方法，其特征在于，包括以下步骤：
步骤S1：变换气经过换热器一（E1）冷却至-15~-18℃；
步骤S2：冷却后的变换气经过硫化氢吸收塔（T）由液体二氧化碳吸收脱除其中的硫化氢；
步骤S3：变换气经过脱除硫化氢后的脱硫气经过压缩机(J1)提高压力，该压力与变换气经过程换热器二E2冷却后的温度共同满足净化气对二氧化碳含量的要求；
步骤S4：压缩机(J1)出口的脱硫气经过程换热器二E2降温至-55~-50℃，液化其中的部分二氧化碳；
步骤S5：降温后的脱硫气经过气液分离罐（V）分离其中的液体二氧化碳；
步骤S6：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳用于硫化氢吸收塔（T）吸收脱除变换气中的硫化氢；
步骤S7：分离液体二氧化碳的脱硫气经过复热、工艺气膨胀机(J4)膨胀减压、再复热，得到满足下游工序需要的净化气；
步骤S8：气液分离罐（V）分离的液体二氧化碳，一部分用于脱硫塔脱除硫化氢需要外，另一部分经过换热器二（E2）蒸发加热、二氧化碳膨胀机(J2)膨胀做功、再复热，得到二氧化碳产品；
步骤S9：硫化氢吸收塔（T）底部输出的含硫化氢的液体二氧化碳经过换热器蒸发加热、膨胀机(J3)膨胀做功、再复热，得到待处理的酸性气。
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