CN107875811B - 一种高温酸性气体预提浓工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种高温酸性气体预提浓工艺，在富硫吸收剂进行热再生之前通过与来自热再生塔的贫吸收剂进行有效换热，换热后富硫吸收剂再经过过热器进一步换热后，温度可以达到90～140℃，然后再进行闪蒸操作和气提操作，可以使得富硫吸收剂中的CO2等气体进一步解吸出来，从而显著提高了其中的H2S的浓度，实现了高温条件下的酸性气预提浓操作；在进入提浓之前的富硫吸收剂通过第一换热器以及第二换热器与来自热再生塔的贫吸收剂进行有效换热，实现了能量的有效利用，降低生产成本；在该工艺中还设置有旁路调节，能够有效地控制进入到闪蒸塔的富硫吸收剂的温度，保证了富硫吸收剂在合适的温度下进行不同程度的提浓，进而使得其在热再生后产生不同浓度的克劳斯气体满足下游硫回收工段的要求。

Description

一种高温酸性气体预提浓工艺
技术领域
本发明涉及合成气净化领域，具体指一种高温酸性气体预提浓工艺。
背景技术
合成气净化主要用于脱除粗合成气中的H2S、COS、CO2，从而生产满足工艺要求的净化气。工业中常用的合成气净化工艺按照吸收温度的不同，一般分为热法和冷法。热法中以Selexol工艺和MDEA工艺最为著称，冷法则以低温甲醇洗工艺为代表。低温甲醇洗工艺是50年代初由德国林德公司和鲁奇公司联合开发的一种合成气净化工艺。该工艺以甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气溶解度极大的优良特性，采用物理吸收脱除原料气中的酸性气体。
目前上述方法还缺乏对出口酸性气中H2S浓度的有效调控手段。在生产操作中，不同的硫回收工艺对酸性气中H2S的浓度有不同的要求。当酸性气中H2S浓度较低时，硫回收装置将无法长期正常运行。现有技术中是采用将部分酸性气循环送回上游系统的方式来增加酸性气中的H2S浓度，然而对于部分已建成的合成气净化装置，限于其流程设置、入口合成气硫含量波动等因素，通过增加酸性气循环量提高酸性气中H2S浓度所需额外增加的投资、能耗较高，经济性不佳。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状，提供一种能耗低，并且能够显著提高系统出口酸性气中H2S的浓度，便于调节H2S浓度的高温酸性气体预提浓工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种高温酸性气体预提浓工艺，包括如下步骤：
来自上游的富硫吸收剂的温度为 -20~-60℃、压力为0.6~1.5MPaG、H2S的摩尔含量为0.05~5%，与来自热再生塔的贫吸收剂进行换热升温至90~140℃，优选100~120℃，然后送至闪蒸塔进行减压闪蒸，控制所述闪蒸塔内的压力为0.3~0.8MPaG；
闪蒸出来的含有CO2和部分H2S的闪蒸气，从闪蒸塔顶部送往下游工序，闪蒸塔的塔底富硫吸收剂送往气提塔进行气提操作；
气提塔下部通入温度为10~140℃的氮气，控制所述气提塔内压力为0.3~0.8MPaG；气提操作中，富硫吸收剂中的CO2和少量H2S进一步解吸出来，气提出来的气体与上述闪蒸气汇合，冷却后一并送往下游工序，气提后的富硫吸收剂从气提塔底部排出；
从气提塔底部排出的富硫吸收剂送至热再生塔进行热再生，控制所述热再生塔的操作温度为80~105℃，操作压力为0.20~0.30MPaG；富吸收剂中溶解的酸性气硫化物被解吸出来，形成克劳斯气体，由热再生塔顶部输出，冷却至温度为30℃，其中克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40~80%，气体送往下游硫回收工序，冷凝液分离后作为回流液返回到热再生塔顶部；
热再生后的贫吸收剂从热再生塔的下部输出，与所述富硫吸收剂进行换热后送往下游酸性气吸收工序；吸收剂水溶液由热再生塔的底部输出送往下游。
作为改进，所述闪蒸塔的入口连接输送待处理富硫吸收剂的第一进液管路，所述第一进液管路上依次串联有第一换热器、第二换热器和过热器，所述闪蒸塔上设有第一气相出口，所述第一气相出口连接第一出气管道，第一出气管道上设有用来调节所述闪蒸塔内闪蒸压力的控制阀；所述闪蒸塔的液相出口连接气提塔的入口；所述气提塔的下部连接气提气输送管道，所述气提塔的上部设有第二气相出口，所述气提塔的液相出口连接所述热再生塔入口。富硫吸收剂通过所述第一换热器和所述第二换热器与来自热再生塔的贫吸收剂连续进行两次换热升温，可以实现了能量的有效利用；此外，经过两次换热后的富硫吸收剂再经过过热器进一步换热后进入闪蒸塔进行闪蒸操作，可以实现高温条件下的提浓操作。
作为改进，所述热再生塔包括上、下设置的Ⅰ段和Ⅱ段两部分，该热再生塔Ⅰ段的上部与所述气提塔的液相出口通过第二进液管路连通，热再生塔的Ⅰ段下部连有输出贫吸收剂第一出液管路，该热再生塔Ⅱ段的下部设有用于提供热再生热量的再沸器，所述热再生塔的底部连接有输送吸收剂水溶液的第二出液管路。
作为选择，所述气提氮气的摩尔流量与进入所述气提塔的富硫吸收剂的摩尔流量的比例为1：10000~400：10000。
作为改进，所述第一出液管路上设有第一旁路，所述第一旁路的两端口分别位于所述第二换热器的上游和下游，所述第一旁路上设有第一阀；所述富硫吸收剂输送管道上设有第二旁路，所述第二旁路的两端口分别位于所述第一换热器的上游和下游，并且所述第二旁路上设有第二阀，所述第一阀和所述第二阀分别用来控制贫吸收剂进入到所述第一换热器的流量和富硫吸收剂进入到所述第二换热器的流量，进而调节进入到闪蒸塔的富硫吸收剂的闪蒸温度。通过设置上述旁路调节，能够有效地控制进入到闪蒸塔的富硫吸收剂的温度，进行不同程度的闪蒸提浓，进而使得其在热再生后产生不同浓度的克劳斯气体满足下游硫回收工段的要求。
作为优选，所述第一旁路与该第一旁路所在总路的流量比为0~1:3；所述的第二旁路与该第二旁路所在总路的流量比为0~1:3。
作为改进，所述闪蒸塔和所述气提塔共用同一塔体，两者之间采用第一封头相隔离，并且所述闪蒸塔位于所述气提塔的上方，所述闪蒸塔的液相出口与气提塔的入口通过外部管路连接，所述气提塔的液相出口通过第一循环泵连接所述热再生塔的入口，闪蒸塔内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。富硫吸收剂经闪蒸处理后在自身重力和闪蒸塔内的蒸汽压力作用下，通过外部管路流入气提塔，经汽提处理后，液相经第一循环泵的加压后导入热再生塔，这样就省去了流体的输送成本，节省能量；同时，将两个设备叠放在一起，占地面积小，另一方面可以使得闪蒸操作和汽提操作能够分步进行；当然，当闪蒸塔内的操作压力足够高时，也可以省去第一循环泵，液相可直接送至热再生塔入口。
或者，所述闪蒸塔和所述气提塔共用同一塔体，两者之间采用塔盘相隔离，所述闪蒸塔位于所述气提塔的上方；
所述塔盘上设有供所述气提塔内气相进入所述闪蒸塔的升气管，该升气管构成了所述气提塔上部的第二气相出口，所述塔盘上还设有供所述闪蒸塔内的液相进入所述气提塔的降液管，该降液管连通了所述闪蒸塔的液相出口与所述气提塔的入口，所述气提塔的液相出口通过第一循环泵连接所述热再生塔的入口，其中，闪蒸塔内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。闪蒸塔与气提塔采用同一塔体结构，两者之间采用设有升气管和降液管的塔盘相隔离，既省去了流体的输送成本，节省能量，又使得闪蒸塔中闪蒸操作和汽提操作能够同时进行。
或者，所述闪蒸塔、所述气提塔和所述热再生塔共用同一塔体，所述闪蒸塔和所述气提塔之间通过第一封头相隔离，所述气提塔和所述热再生塔之间通过第二封头相隔离，并且所述闪蒸塔所述气提塔和所述热再生塔自上至下依次布置；所述闪蒸塔的液相出口与气提塔的入口之间通过外部管路连接；其中，闪蒸塔内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG，热再生塔内的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG。富硫吸收剂经闪蒸操作后在自身重力和闪蒸塔内的蒸汽压力作用下，通过外部管路流入气提塔，经气提操作后，液相导入下方的热再生塔，省去了上述的第一循环泵，节省了生产成本。
或者，所述闪蒸塔、所述气提塔和所述热再生塔共用同一塔体；所述闪蒸塔所述气提塔和所述热再生塔自上至下依次布置；
所述闪蒸塔和所述气提塔之间通过塔盘相隔离，所述气提塔和所述热再生塔之间通过第二封头相隔离；所述塔盘上设有供所述气提塔内气相进入所述闪蒸塔的升气管，该升气管构成了所述气提塔上部的第二气相出口，所述塔盘上还设有供所述闪蒸塔内的液相进入所述气提塔的降液管，该降液管连通了所述闪蒸塔的液相出口与所述气提塔的入口，其中，闪蒸塔内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。闪蒸塔、气提塔和热再生塔共用同一塔体的结构，可以省去气提塔与热再生塔之间的第一循环泵的流体加压输送装置，在一定程度了降低了流体的输送成本，达到了节能降耗的目的，同时，将三个设备叠放在一起，极大地节省了占地面积。
与现有技术相比，本发明的优点：在富硫吸收剂进行热再生之前通过与来自热再生塔的贫吸收剂进行有效换热，换热后富硫吸收剂再经过过热器进一步换热后，温度可以达到90~140℃，然后再进行闪蒸操作和气提操作，可以使得富硫吸收剂中的CO2等气体进一步解吸出来，从而显著提高了其中的H2S的浓度，实现了高温条件下的酸性气提浓操作；另一方面，在进入提浓之前的富硫吸收剂通过第一换热器以及第二换热器与来自热再生塔的贫吸收剂进行有效换热，实现了能量的有效利用，降低生产成本；分别在第一进液管路上设有第一旁路，第二进液管路上设有第二旁路以及在第一旁路上设有第一阀，第二旁路上设有第二阀能够有效地控制进入到闪蒸塔的富硫吸收剂的温度，保证了富硫吸收剂在合适的温度下进行不同程度的提浓，进而使得其在热再生后产生不同浓度的克劳斯气体满足下游硫回收工段的要求；最后，所述闪蒸塔、气提塔和所述热再生塔共用同一塔体的结构，一方面极大地减少了占地面积，另一方面可以省去第一循环泵装置，在一定程度了降低了流体的输送成本，达到了节能降耗的目的。
本发明尤其适合配套气体净化工艺使用，用于气体净化工艺中吸收剂的再生。
附图说明
图1为本发明实施例1的示意图；
图2为本发明实施例2的示意图；
图3为本发明实施例3的示意图；
图4为本发明实施例4的示意图。
具体实施方式
以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
下述各实施例中所处理的气体均为来自上游产气装置的富含CO2和H2S等酸性气体的非净化气，其主要气体组成为H2含量75%~8%、CO含量75%~0.1%，CO2含量60%~2%，H2S含量5%~0.0001%，所使用的吸收剂可为Selexol、NHD、MDEA和甲醇等物理吸收剂。
实施例1、
如图1所示的高温酸性气体预提浓工艺，来自上游的富硫吸收剂流量为274954kg/h，温度为 -55℃、压力为1.28MPaG、H2S的摩尔含量为0.318%，依次通过第一换热器5、第二换热器4和与来自热再生塔1的贫吸收剂进行换热升温后，再经过过热器6进一步升温至110℃，然后送至闪蒸塔2进行减压闪蒸操作；具体地，第一换热器5与第二换热器4可以进行串联连接，富硫吸收剂走第一换热器5与第二换热器4的管程，相应地，贫吸收剂走第一换热器5与第二换热器4的壳程；当然，富硫吸收剂走第一换热器5和第二换热器4的壳程，贫吸收剂走第二换热器4和第一换热器5的管程，或者富硫吸收剂与贫吸收剂分别交叉走第一换热器5与第二换热器4的管程和壳程也能达到同样的换热目的。
闪蒸塔2的顶部设有第一气相出口，该第一气相出口连有第一出气管道，第一出气管道上设有用来调节闪蒸塔2内闪蒸压力的控制阀14，本实施例中的闪蒸压力为0.40MPaG；闪蒸出来的含有CO2和部分H2S的闪蒸气，从闪蒸塔2顶部通过第一出气管道输出，闪蒸后的富硫吸收剂从闪蒸塔2的塔底流出送往气提塔3进行气提操作。
本实施例中闪蒸塔2和气提塔3共用同一塔体，两者之间采用第一封头21相隔离，并且闪蒸塔2位于气提塔3的上方，闪蒸塔2的液相出口与气提塔3的入口通过外部管路连接，这种方式可以使得富硫吸收剂经闪蒸处理后在自身重力和闪蒸塔2内的蒸汽压力作用下，通过外部管路流入气提塔3，这样就省去了流体的输送成本，节省能量，同时，将两个设备叠放在一起，也节省了占地面积。
气提塔3的下部连接气提气输送管道，氮气经气提气输送管道进入气提塔3，本实施例中的气提氮气的流量为200Nm3/h，温度为40℃，气提氮气压力为0.45MPaG，气提操作中，富硫吸收剂中的CO2和少量H2S进一步解吸出来，气提塔3的上部设有第二气相出口，气提后的混合气体经第二气相出口排出，与上述闪蒸气汇合后经冷却器7冷却后一并送往下游，气提后的富硫吸收剂从气提塔3底部输出送往热再生塔1。
从气提塔3底部输出富硫吸收剂的温度为101℃，通过第一循环泵11送至热再生塔1上部，热再生塔1包括上、下设置的Ⅰ段和Ⅱ段两部分，两段之间通过升气帽分隔，进行再生时，热再生塔1的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG，热再生塔1的Ⅱ段下部连接的再沸器8可以通过间接换热方式提供热再生塔1进行热再生的热量，富吸收剂中溶解的酸性气解吸出来，形成克劳斯气体，由热再生塔1顶部输出，冷却至温度为30℃，其中克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40%，冷却后的克劳斯气送往下游硫回收工序，冷凝液分离后作为回流液返回到热再生塔1顶部。
热再生塔1的Ⅰ段的下部连有第一出液管路，该第一出液管路通过第二循环泵10输出热再生后的贫吸收剂，贫吸收剂的温度为102℃，压力为0.28MPaG，然后依次通过上述第二换热器4和第一换热器5与上述富硫吸收剂进行换热后送往上游酸性气吸收工序；热再生塔1的Ⅱ段的底部连有第二出液管路，从第二出液管路中输出吸收剂水溶液，送往下游吸收剂的提纯分离工序。
第一出液管路上设有第一旁路，第一旁路的两端口分别位于所述第二换热器4的上游和下游，第一旁路上设有第一阀13；富硫吸收剂输送管道上设有第二旁路，第二旁路的两端口分别位于第一换热器5的上游和下游，并且第二旁路上设有第二阀12，第一阀13和第二阀12分别用来控制贫吸收剂进入到第一换热器5的流量和富硫吸收剂进入到第二换热器4的流量，进而在装置负荷变化时控制进入到闪蒸塔2的富硫吸收剂的闪蒸温度，当然，本实施例中闪蒸塔2内的闪蒸温度主要是通过过热器6的来控制，此外，第一旁路在正常负荷下的流量为0，第二旁路在正常负荷下的流量为0。
当酸性气中H2S浓度较低时，现有技术中是采用将部分酸性气循环送回上游系统 的方式来增加酸性气中的H2S浓度；在满足同等出口酸性气中H2S浓度的基础上，相比于将酸 性气加压循环至上游的流程，采用本发明的酸性气提浓手段的投资更少，能耗及操作费用 更低。以同等规模低温甲醇洗装置为例，当出口酸性气中H2S浓度保持在40%时，采用酸性气 加压循环流程与采用本实施例1中工艺流程的公用工程消耗、投资、操作费用对比如下：
对比项 实施例1相比现有提浓技术
电耗（Kw） -140
循环水耗（t/h） -10
0.4MPag蒸汽消耗（t/h） -0.2
氮气消耗（Nm3/h） +200
装置投资（万元） -20
年操作费用（万元） -55
注：1、“-”表示减少，“+”表示增加；
2、公用工程消耗单价：电0.6元/kw；循环水0.3元/吨；蒸汽100元/吨；氮气0.2元/Nm3。
实施例2、
如图2所示的高温酸性气体预提浓工艺，来自上游的富硫吸收剂，流量为 274954kg/h，温度为 -55℃、压力为1.28MPaG、H2S的摩尔含量为0.318%。
本实施例中与实施例1中不同的是，闪蒸塔2和气提塔3共用同一塔体，两者之间采用塔盘9相隔离，闪蒸塔2位于气提塔3的上方；塔盘9上设有供气提塔3内气相进入闪蒸塔2的升气管91，该升气管91构成了实施例1中所述的气提塔3上部的第二气相出口，塔盘9上还设有供闪蒸塔2内的液相进入气提塔3的降液管92，该降液管92连通了闪蒸塔2的液相出口与气提塔3的入口，气提塔3的液相出口通过第一循环泵11连接热再生塔1的入口；本实施例中的其他内容与实施例1相同，不再详述，其相应的工艺操作参数变化如下：
富硫吸收剂经第一换热器5、第二换热器4以及过热器6换热后进入闪蒸塔2的温度为110℃；
闪蒸塔2的闪蒸压力为0.40MPaG；
气提氮气的流量为200Nm3/h，气提氮气的温度为40℃，气提氮气的压力为0.45MPaG；
从气提塔3底部输出富硫吸收剂的温度为101℃；
热再生塔1的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG；
热再生塔1顶部输出克劳斯气体经冷却器7冷却后的温度为30℃；
克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40%。
以现有技术中同等规模低温甲醇洗装置为例，当出口酸性气中H2S浓度保持在40% 时，现有技术中采用酸性气加压循环流程与采用本实施例中工艺流程的公用工程消耗、投 资、操作费用对比如下：
对比项 实施例2相比现有提浓技术
电耗（Kw） -140
循环水耗（t/h） -10
0.4MPag蒸汽消耗（t/h） -0.2
氮气消耗（Nm3/h） +200
装置投资（万元） -20
年操作费用（万元） -55
注：1、“-”表示减少，“+”表示增加；
2、公用工程消耗单价：电0.6元/kw；循环水0.3元/吨；蒸汽100元/吨；氮气0.2元/Nm3。
实施例3、
如图3所示的高温酸性气体预提浓工艺，来自上游的富硫吸收剂，流量为 274954kg/h，温度为 -55℃、压力为1.28MPaG、H2S的摩尔含量为0.318%。
本实施例中与实施例1中不同的是，闪蒸塔2、气提塔3和热再生塔1共用同一塔体，闪蒸塔2和气提塔3之间通过第一封头21相隔离，气提塔3和热再生塔1之间通过第二封头31相隔离，并且闪蒸塔2气提塔3和热再生塔1自上至下依次布置；闪蒸塔2的液相出口通过外部流体管路连接气提塔3的入口，气提塔3的液相出口通过第二进液管路连接热再生塔1的入口，在自身重力和塔体内部压力作用下，富硫吸收剂从闪蒸塔2进入气提塔3，然后再进入第二进液管路中经第二换热器4换热后导入到热再生塔1进行热再生处理。这样就省去了气提塔3与热再生单元之间的第一循环泵11的流体加压输送装置，降低了生产成本。除此之外，本实施例中的其他内容与实施例1相同，不再详述，相应的工艺操作参数变化如下：
富硫吸收剂经第一换热器5、第二换热器4以及过热器6换热后进入闪蒸塔2的温度为110℃；
闪蒸塔2的闪蒸压力为0.40MPaG；
气提氮气的流量为200Nm3/h，气提氮气的温度为40℃，气提氮气的压力为0.45MPaG；
从气提塔3底部输出富硫吸收剂的温度为101℃；
热再生塔1的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG；
热再生塔1顶部输出克劳斯气体经冷却器7冷却后的温度为30℃；
克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40%。
以现有技术中同等规模低温甲醇洗装置为例，当出口酸性气中H2S浓度保持在40% 时，现有技术中采用酸性气加压循环流程与采用本实施例中工艺流程的公用工程消耗、投 资、操作费用对比如下：
对比项 实施例3相比现有提浓技术
电耗（Kw） -140
循环水耗（t/h） -10
0.4MPag蒸汽消耗（t/h） -0.2
氮气消耗（Nm3/h） +200
装置投资（万元） -20
年操作费用（万元） -55
注：1、“-”表示减少，“+”表示增加；
2、公用工程消耗单价：电0.6元/kw；循环水0.3元/吨；蒸汽100元/吨；氮气0.2元/Nm3。
实施例4、
如图4所示的高温酸性气体预提浓工艺，来自上游的富硫吸收剂，流量为 274954kg/h，温度为 -55℃、压力为1.28MPaG、H2S的摩尔含量为0.318%。
本实施例中与实施例1中不同的是，闪蒸塔2、气提塔3和热再生塔1共用同一塔体，闪蒸塔2和气提塔3之间通过塔盘9相隔离，气提塔3和热再生塔1之间通过第二封头31相隔离，并且闪蒸塔2气提塔3和热再生塔1自上至下依次布置；塔盘9上设有升气管91和降液管92，气提塔3内的气体通过升气管91直接进入到上方的闪蒸塔2内，相应地，闪蒸塔2内的液相通过降液管92进入到下方的气提塔3内，这样可以避免了在塔体外增加连接闪蒸塔2和气提塔3的管路，也使得闪蒸过程与气提过程可以同时进行。气提塔3的液相出口通过第二进液管路连接热再生塔1的入口，在自身重力和塔体内部压力作用下，富硫吸收剂从闪蒸塔2经降液管92进入气提塔3，然后再进入第二进液管路中经第二换热器4换热后导入到热再生塔1进行热再生处理。这样就省去了气提塔3与热再生单元之间的第一循环泵11的流体加压输送装置，降低了生产成本。除此之外，本实施例中的其他内容与实施例1相同，不再详述，相应的工艺操作参数变化如下：
富硫吸收剂经第一换热器5、第二换热器4、过热器6热后进入闪蒸塔2的温度为110℃；
闪蒸塔2的闪蒸压力为0.40MPaG；
气提氮气的流量为200Nm3/h，气提氮气的温度为40℃，气提氮气的压力为0.45MPaG；
从气提塔3底部输出富硫吸收剂的温度为101℃；
热再生塔1的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG；
热再生塔1顶部输出克劳斯气体经冷却器7冷却后的温度为30℃；
克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40%。
以现有技术中同等规模低温甲醇洗装置为例，当出口酸性气中H2S浓度保持在40% 时，现有技术中采用酸性气加压循环流程与采用本实施例中工艺流程的公用工程消耗、投 资、操作费用对比如下：
对比项 实施例4相比现有提浓技术
电耗（Kw） -140
循环水耗（t/h） -10
0.4MPag蒸汽消耗（t/h） -0.2
氮气消耗（Nm3/h） +200
装置投资（万元） -20
年操作费用（万元） -55
注：1、“-”表示减少，“+”表示增加；
2、公用工程消耗单价：电0.6元/kw；循环水0.3元/吨；蒸汽100元/吨；氮气0.2元/Nm3。
综上所述，当酸性气中H2S浓度较低时，与现有技术中采用将部分酸性气循环送回上游系统的方式来增加酸性气中的H2S浓度的操作方式相比；在满足同等出口酸性气中H2S浓度的基础上，采用本发明的酸性气提浓手段的装置投资、生产操作费用以及能耗都大大降低。

Claims (8)

1.一种高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于包括如下步骤：
来自上游的富硫吸收剂的温度为 -20~-60℃、压力为0.6~1.5MPaG、H2S的摩尔含量为0.05~5%，与来自热再生塔（1）的贫吸收剂进行换热升温至90~140℃，然后送至闪蒸塔（2）进行减压闪蒸，控制所述闪蒸塔（2）内的压力为0.3~0.8MPaG；所述闪蒸塔（2）的入口连接输送待处理富硫吸收剂的第一进液管路，所述第一进液管路上依次串联有第一换热器（5）、第二换热器（4）和过热器（6），所述闪蒸塔（2）上设有第一气相出口，所述第一气相出口连接第一出气管道，第一出气管道上设有用来调节所述闪蒸塔（2）内闪蒸压力的控制阀（14）；所述闪蒸塔（2）的液相出口连接气提塔（3）的入口；所述气提塔（3）的下部连接气提气输送管道，所述气提塔（3）的上部设有第二气相出口，所述气提塔（3）的液相出口连接所述热再生塔（1）入口；
上述热再生塔（1）包括上、下设置的Ⅰ段和Ⅱ段两部分，该热再生塔（1）Ⅰ段的上部与所述气提塔（3）的液相出口通过第二进液管路连通，热再生塔（1）的Ⅰ段下部连有输出贫吸收剂第一出液管路，该热再生塔（1）Ⅱ段的下部设有用于提供热再生热量的再沸器（8），所述热再生塔（1）的底部连接有输送吸收剂水溶液的第二出液管路；
闪蒸出来的含有CO2和部分H2S的闪蒸气，从闪蒸塔（2）顶部送往下游工序，闪蒸塔（2）的塔底富硫吸收剂送往气提塔（3）进行气提操作；
气提塔（3）下部通入温度为10~140℃的氮气，控制所述气提塔（3）内压力为0.3~0.8MPaG；气提操作中，富硫吸收剂中的CO2和少量H2S进一步解吸出来，气提出来的气体与上述闪蒸气汇合，冷却后一并送往下游工序，气提后的富硫吸收剂从气提塔（3）底部排出；
从气提塔（3）底部排出的富硫吸收剂送至热再生塔（1）进行热再生，控制所述热再生塔（1）的操作温度为80~105℃，操作压力为0.20~0.30MPaG；富吸收剂中溶解的酸性气硫化物被解吸出来，形成克劳斯气体，由热再生塔（1）顶部输出，冷却至温度为30℃，其中克劳斯气体中H2S的摩尔含量为40~80%，气体送往下游硫回收工序，冷凝液分离后作为回流液返回到热再生塔（1）顶部；
热再生后的贫吸收剂从热再生塔（1）的下部输出，与所述富硫吸收剂进行换热后送往下游酸性气吸收工序；吸收剂水溶液由热再生塔（1）的底部输出送往下游。
2.根据权利要求1所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述气提氮气的摩尔流量与进入所述气提塔（3）的富硫吸收剂的摩尔流量的比例为1：10000~400：10000。
3.根据权利要求1所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述第一出液管路上设有第一旁路，所述第一旁路的两端口分别位于所述第二换热器（4）的上游和下游，所述第一旁路上设有第一阀（13）；所述富硫吸收剂输送管道上设有第二旁路，所述第二旁路的两端口分别位于所述第一换热器（5）的上游和下游，并且所述第二旁路上设有第二阀（12），所述第一阀（13）和所述第二阀（12）分别用来控制贫吸收剂进入到所述第一换热器（5）的流量和富硫吸收剂进入到所述第二换热器（4）的流量，进而调节进入到闪蒸塔（2）的富硫吸收剂的闪蒸温度。
4.根据权利要求3所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述第一旁路与该第一旁路所在总路的流量比为0~1:3；所述的第二旁路与该第二旁路所在总路的流量比为0~1:3。
5.根据权利要求1-4任一权利要求所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述闪蒸塔（2）和所述气提塔（3）共用同一塔体，两者之间采用第一封头（21）相隔离，并且所述闪蒸塔（2）位于所述气提塔（3）的上方，所述闪蒸塔（2）的液相出口与气提塔（3）的入口通过外部管路连接，所述气提塔（3）的液相出口通过第一循环泵（11）连接所述热再生塔（1）的入口，闪蒸塔（2）内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔（3）内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。
6.根据权利要求1-4中任一权利要求所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述闪蒸塔（2）和所述气提塔（3）共用同一塔体，两者之间采用塔盘（9）相隔离，所述闪蒸塔（2）位于所述气提塔（3）的上方；
所述塔盘（9）上设有供所述气提塔（3）内气相进入所述闪蒸塔（2）的升气管（91），该升气管（91）构成了所述气提塔（3）上部的第二气相出口，所述塔盘（9）上还设有供所述闪蒸塔（2）内的液相进入所述气提塔（3）的降液管（92），该降液管（92）连通了所述闪蒸塔（2）的液相出口与所述气提塔（3）的入口，所述气提塔（3）的液相出口通过第一循环泵（11）连接所述热再生塔（1）的入口，其中，闪蒸塔（2）内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔（3）内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。
7.根据权利要求1-4中任一权利要求所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述闪蒸塔（2）、所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）共用同一塔体，所述闪蒸塔（2）和所述气提塔（3）之间通过第一封头（21）相隔离，所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）之间通过第二封头（31）相隔离，并且所述闪蒸塔（2）、所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）自上至下依次布置；所述闪蒸塔（2）的液相出口与气提塔（3）的入口之间通过外部管路连接，气提塔（3）的液相出口通过第二进液管路连接热再生塔（1）的入口；其中，闪蒸塔（2）内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔（3）内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG，热再生塔（1）内的操作温度为87~104℃，操作压力为0.22~0.28MPaG。
8.根据权利要求1-4任一权利要求所述的高温酸性气体预提浓工艺，其特征在于：所述闪蒸塔（2）、所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）共用同一塔体；所述闪蒸塔（2）、所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）自上至下依次布置；
所述闪蒸塔（2）和所述气提塔（3）之间通过塔盘（9）相隔离，所述气提塔（3）和所述热再生塔（1）之间通过第二封头（31）相隔离；所述塔盘（9）上设有供所述气提塔（3）内气相进入所述闪蒸塔（2）的升气管（91），该升气管（91）构成了所述气提塔（3）上部的第二气相出口，所述塔盘（9）上还设有供所述闪蒸塔（2）内的液相进入所述气提塔（3）的降液管（92），该降液管（92）连通了所述闪蒸塔（2）的液相出口与所述气提塔（3）的入口，气提塔（3）的液相出口通过第二进液管路连接热再生塔（1）的入口，其中，闪蒸塔（2）内的操作温度为100~120℃，闪蒸压力为0.4~0.5MPaG，气提塔（3）内的操作温度100~120℃，操作压力为0.4~0.5MPaG。
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