CN111905549A - 一种吸收h2s的脱硫液、脱硫系统及脱硫方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种吸收H₂S的脱硫液，涉及化工过程中气体净化领域和污染控制领域，该脱硫液主要由以下重量份的组分制成：铁基离子液体200份；助溶剂1‑100份；助溶剂包括环丁砜；本发明还提供采用上述脱硫液吸收H₂S的脱硫系统、采用上述脱硫系统吸收H₂S的脱硫方法，本发明的有益效果在于：本发明制备的脱硫液中加入环丁砜，具有适应高压、高浓度以及脱硫过程不受CO₂杂质气影响的特点，对处理体系压力高，或含硫浓度高，以及含CO₂浓度高的工业过程气，如天然气、酸性水气提、生物质气、醇胺液精制含硫尾气的处理具有重要的应用价值。

Description

一种吸收H2S的脱硫液、脱硫系统及脱硫方法

技术领域

本发明涉及化工过程中气体净化领域和污染控制领域，具体涉及一种吸收H₂S的脱硫液、脱硫系统及脱硫方法。

背景技术

H₂S气体会严重腐蚀运输设备、如油轮、管道、气罐车等，而且其散发的恶臭气体，会严重污染管道、及其他运输设备周边的环境。所以含H₂S的原料气进行运输之前，就地脱硫是非常重要的。

含H₂S原料气包括天然气、生物质燃气、酸性水汽提尾气以及克劳斯加氢尾气等。仅天然气就包括常规天然气、致密气、煤层气、页岩气、天然气水合物。它们不仅H₂S含量高，并且常常会包含有较高浓度的二氧化碳等物质。

例如，我国川渝地区普光气田是我国典型的高含硫气田，H₂S含量可达15％，二氧化碳含量在8％左右；川东北达县-宣汉区块也为高含硫天然气产区，H₂S含量在13-18％，二氧化碳含量为8-10％。不仅如此，一般情况下，天然气、油田伴生气等均是一个高压系统体系。在高压条件下，原料气的体积成倍缩小，这十分有利于脱硫装置的简约化，但在压力条件下原料气中H₂S浓度更高，对所选择的脱硫技术所使用的脱硫液及脱硫工艺具有极大的挑战性。

目前，针对H₂S分离技术参数和工艺的不同要求，国内外进行了大量的研究。根据H₂S的弱酸性和还原性原理，吸收方法大致上可以分为干法和湿法两大类。

干法脱硫具有流程简单、操作方便、酸性气体净化度高等优点，但是只适合处理较低硫含量的气体，常见脱硫剂有活性炭、金属氧化物等。然而，在实际工业过程中，高活性炭制备成本较高，难以满足大规模工业化运行需求。克劳斯法和卡太苏耳弗法是较为传统的方法，在吸收剂解吸时需消耗大量蒸汽导致能耗很高；金属氧化物脱硫剂在脱硫速率、硫化温度和脱硫剂再生方面均有不足之处，一定程度上制约其商业化应用。

液体吸收法多采用ADA法、PDS法、TV法、烷醇胺法、热碳酸钾法等，这些方法多使用碱液作为吸收剂，通过氧化剂将碱液吸收的H₂S氧化。这些方法处理高浓度、高压力H₂S时脱硫液活性成分易失效，运行过程消耗碱液量十分大；并且脱硫液硫容低，只能通过加快脱硫液循环的方式来满足净化要求，这就造成了动力和化学药品的大量损耗，成本极高。另外脱硫后生成的硫单质质量很差，无法使用，只能作为固废处理。

同时，含H₂S的原料气中多伴随高浓度的CO₂，碱液吸收法无选择性，高浓度的CO₂会被碱液吸收，使碱液变质，阻碍脱硫过程，故以上脱硫方法在处理高硫高碳原料气时，还需要先进行脱CO₂过程或在脱硫过程中缩短气液接触时间。对高硫原料气来说，缩短气液接触时间肯定无法使原料气充分脱硫，净化气很难达标。

发明内容

本发明解决的技术问题之一在于现有的脱硫液针对高压H₂S并伴随高浓度的CO₂的原料气的脱硫效果差。

本发明是采用以下技术方案解决上述技术问题的：

本发明提供一种吸收H₂S的脱硫液，主要由以下重量份的组分制成：

铁基离子液体 200份；

助溶剂 1-100份；

所述助溶剂包括环丁砜、聚乙二醇二甲醚、N,N-二甲基乙酰胺、碳酸丙烯酯、N-甲基吡咯烷酮中的一种或多种。

优选的，所述铁基离子液体为咪唑类铁基离子液体。

优选的，所述咪唑类铁基离子液体为1-丁基-3-甲基氯代咪唑铁基离子液体。

优选的，所述铁基离子液体由三氯化铁、氯代正丁烷、N-甲基咪唑合成，三者质量比为氯化铁：氯代正丁烷：N-甲基咪唑0.5-2:1:0.5-2。

本发明解决的技术问题之二在于现有的脱硫系统针对高压H₂S并伴随高浓度的CO₂的原料气的脱硫效果差，脱硫液中易残留分子态的H₂S。

本发明还提供一种采用上述脱硫液吸收H₂S的脱硫系统，包括一级脱硫塔、二级脱硫塔、再生塔、硫磺分离装置，所述一级脱硫塔内盛有脱硫液，所述一级脱硫塔的上端设有原料气入口，所述一级脱硫塔与二级脱硫塔连通；所述二级脱硫塔内盛有脱硫液，所述二级脱硫塔的塔顶设有净化气排出口，所述二级脱硫塔与再生塔连通；所述再生塔分别与一级脱硫塔、二级脱硫塔连通；所述再生塔的下端设有硫磺分离装置。

优选的，所述脱硫系统还包括熔硫釜，所述熔硫釜与硫磺分离装置连通。

优选的，所述二级脱硫塔通过浆液泵与再生塔连通。

本发明解决的技术问题之三在于现有的脱硫方法针对高压H₂S并伴随高浓度的CO₂的原料气的脱硫效果差，脱硫液中易残留分子态的H₂S。

本发明还提供一种采用上述脱硫系统吸收H₂S的脱硫方法，包括以下步骤：

(1)在原料气入口处通入含有H₂S的原料气，经一级脱硫塔内的脱硫液吸收H₂S；原料气中H₂S气体的分压不低于0.4Mpa，原料气中H₂S气体的浓度为1-100％；

(2)将步骤(1)中吸收H₂S的脱硫液、未被脱硫液吸收的原料气一起通入二级脱硫塔中，与二级脱硫塔内的脱硫液继续反应，净化后的原料气从净化气排出口排出；

(3)将二级脱硫塔中的反应物通入再生塔中，通入含氧气体，对脱硫液进行再生，再生后的脱硫液经硫磺分离装置对硫磺进行分离后，按比例分配供给一级脱硫塔和二级脱硫塔，构成连续循环脱硫系统。

优选的，经硫磺分离装置分离的硫磺通入熔硫釜中。

优选的，所述含有H₂S的原料气包括粗天然气、油田伴生气、醇胺精制含硫尾气、生物质燃气、酸性水汽提尾气。

优选的，所述一级脱硫塔内的温度为10-80℃，所述二级脱硫塔内的温度为10-80℃，所述再生塔内的温度为20-100℃。

优选的，所述含有H₂S的原料气出气口的气压为1-7Mpa。

本发明的有益效果在于：

(1)铁基离子液体的粘度较高，造成整体传质效率差，阻碍了H₂S的溶解，以及H₂S后续的解离、氧化过程。铁基离子液体单独存在时，它本身的脱硫效果难以符合要求，本发明制备的脱硫液中加入环丁砜，具有适应高压、高浓度以及脱硫过程不受CO₂杂质气影响的特点，无需缩短气液接触时间或进行原料气脱碳处理，能够在高压高浓条件下直接吸收H₂S，生成的硫磺颗粒大、易沉降分离，脱硫液经过含氧气体即可完成再生，可再生循环使用，绿色环保；

(2)高浓H₂S原料气与脱硫液混合后，原料气中高浓H₂S被脱硫液吸收，大部分转化为硫磺悬浮在脱硫液中，少部分会以分子态存在于脱硫液中，气压越大、H₂S浓度越高、分子态形式的硫化氢含量就会越高，易导致发泡问题和安全性问题，本发明中的脱硫系统包括一级脱硫塔和二级脱硫塔，二级脱硫塔对原料气进行二次净化后，放出二级净化气，随着压力减少，溶解在脱硫液中分子态H₂S会被净化气吹脱，被重新吸收回脱硫液中；

(3)本发明公开的脱硫方法对处理体系压力高，或含硫浓度高，以及含CO₂浓度高的工业过程气，如天然气、酸性水气提、生物质气、醇胺液精制含硫尾气的处理具有重要的应用价值。

附图说明

图1为本发明中脱硫系统的结构示意图；其中图中箭头表示流体走向；

图2为本发明中测定脱硫液硫容的装置；

图3为本发明实施例1中制备的脱硫液随温度和压力的变化图；

图4为本发明实施例2中制备的脱硫液随温度和压力的变化图；

图5为本发明实施例1中制备的脱硫液的物理吸收量和化学转化量随压力变化图；

图6为本发明实施例2中制备的脱硫液的物理吸收量和化学转化量随压力变化图；

图7为本发明实施例1中制备的脱硫液吸收H₂S随时间的变化图；

图8为本发明实施例2中制备的脱硫液吸收H₂S随时间的变化图；

图9为本发明实施例1中制备的脱硫液选择性随温度压力变化图；

图10为本发明实施例2中制备的脱硫液选择性随温度压力变化图；

图11为本发明实施例1中制备的脱硫液CO₂吸收量与再生次数的关系图；

图12为本发明实施例2中制备的脱硫液CO₂吸收量与再生次数的关系图；

图13为本发明实施例1中制备的脱硫液脱硫率与再生次数的关系图；

图14为本发明实施例1中制备的脱硫液脱硫前后、过滤前后粘度随温度的变化图；

图15为本发明实施例2中制备的脱硫液脱硫前后、过滤前后粘度随温度的变化图；

图16为本发明实施例11中脱硫液脱硫后生成的黄色沉淀XRD谱图；

图中：11-一级脱硫塔；111-原料气入口；112-第一管道；12-二级脱硫塔；121-净化气排出口一；122-第二管道；13-浆液泵；14-再生塔；141-净化气排出口二；142-第三管道；143-第四管道；144-气体通入管道；15-硫磺分离装置；16-熔硫釜；201-模拟气气罐；2011-第五管道；202-备用气罐；2021-第六管道；203-气体减压阀；204-配气系统；2041-第七管道；2042-第八管道；205-法兰；206-压力表；207-高压吸收反应釜；208-磁力搅拌水浴锅；209-磁子；210-进气阀；211-出气阀；212-温度表；213-转速控制器。

具体实施方式

以下将结合说明书附图和实施例对本发明做进一步详细说明。

下述实施例中所用的试验材料和试剂等，如无特殊说明，均可从商业途径获得。

实施例中未注明具体技术或条件者，均可以按照本领域内的文献所描述的技术或条件或者按照产品说明书进行。

实施例1

铁基离子液体-聚乙二醇二甲醚复配脱硫液的制备

(1)铁基离子液体的制备

向高压反应釜中加入氯丁烷759kg，再抽N-甲基咪唑641kg，利用蒸汽或水浴加热到70℃，开启搅拌机恒温反应72h。

72h过后，关闭加热装置，缓慢的向高压反应釜中投加三氯化铁，由于三氯化铁溶于上述物质反应会发热，为了安全起见，三氯化铁可以在12小时内，分20次投加，一共需要投入1000kg三氯化铁，全部投入后，冷却至室温，制得1-丁基-3-甲基氯代咪唑铁基离子液体。

(2)铁基离子液体与助剂复配

聚乙二醇二甲醚:铁基离子液体制作完成并冷却到室温后，继续向高压反应釜中加入480-960kg，聚乙二醇二甲醚，搅拌2h，即得到铁基离子液体-聚乙二醇二甲醚复配脱硫液。

选择聚乙二醇二甲醚的优点：

(1)粘度低；(2)对H₂S具有选择吸收性；(3)对甲烷吸收量极少。

实施例2

铁基离子液体-环丁砜复配脱硫液的制备：

将实施例1中制备的铁基离子液体冷却到室温后，继续向高压反应釜中加入480-960kg环丁砜，搅拌2h，即得到铁基离子液体-环丁砜复配脱硫液。

选择环丁砜的优点：

(1)粘度低，表面张力下降使得体系不易起泡；(2)与铁基离子液体-聚乙二醇二甲醚复配脱硫液相比，在高压条件下更易吸收硫化氢；(3)对甲烷吸收量极少；(4)环丁砜复配脱硫液吸收CO₂的容量相比聚乙二醇二甲醚体系增加了20％。

实施例3

采用实施例1和实施例2中制备的脱硫液吸收H₂S的脱硫系统，如图1所示，脱硫系统包括一级脱硫塔11、二级脱硫塔12、浆液泵13、再生塔14、硫磺分离装置15、熔硫釜16；

一级脱硫塔11内盛有脱硫液，一级脱硫塔11的塔顶设有原料气入口111，一级脱硫塔11的下端安装有第一管道112，一级脱硫塔11与二级脱硫塔12通过第一管道112连通；

二级脱硫塔12内盛有脱硫液，二级脱硫塔12的塔顶设有净化气排出口一121，二级脱硫塔12的下方安装有第二管道122，二级脱硫塔12与再生塔14通过第二管道122连通，二级脱硫塔12与再生塔14之间设置有浆液泵13，通过浆液泵13将二级脱硫塔12中的物料输送至再生塔14中；

再生塔14的塔顶设有净化气排出口二141，再生塔14上安装有第三管道142和第四管道143，再生塔14通过第三管道142与一级脱硫塔11连通，再生塔14通过第四管道143与二级脱硫塔12连通；再生塔14上安装有气体通入管道144；本实施例中第四管道143分成两个支路，其中一个支路与二级脱硫塔12的上端部连接，第四管道143的另一个支路与二级脱硫塔12的下部连接；

再生塔14的下端安装有硫磺分离装置15，硫磺分离装置15与熔硫釜16连通。

本实施例中一级脱硫塔11、二级脱硫塔12、浆液泵13、再生塔14、硫磺分离装置15、熔硫釜16均为现有技术。

本实施例的工作原理：

采用上述脱硫系统吸收H₂S的脱硫方法：

(1)在原料气入口111处通入含有H₂S的原料气，经一级脱硫塔11内的脱硫液吸收H₂S，大部分硫化氢转化为硫磺悬浮在脱硫液中，少部分会以分子态存在于脱硫液中，气压越大、H₂S浓度越高、分子态形式的硫化氢含量就会越高；原料气中H₂S气体的分压不低于0.4Mpa，原料气中H₂S气体的浓度为1-100％；一级脱硫塔11中的温度为10-80℃；含有H₂S的原料气出口气压为1-7Mpa；

(2)将步骤(1)中吸收H₂S的脱硫液、未被脱硫液吸收的原料气一起通过第一管道112通入二级脱硫塔12中，二级脱硫塔12中采用喷淋或喷射的方式对从一级脱硫塔11中通入的吸收H₂S的脱硫液、未被脱硫液吸收的原料气进行再次净化，净化后的原料气从净化气排出口排出，高压下部分CH₄以及低碳烃有极少量溶解在脱硫液中，因而需要部分减压放出净化后的原料气；二级脱硫塔12内的温度与一级脱硫塔11内的温度相同即可，可以为室温；

(3)将二级脱硫塔12中的反应物通过第二管道122通入再生塔14中进行再生，通入氧气或空气，每吸收1kg硫化氢需要的理论空气量为2m³，实际运行为每吸收1kg硫化氢需要8-15m³空气，再生后的脱硫液经硫磺分离装置15对硫磺进行分离后，依据原料气中H₂S的浓度，按比例分配供给一级脱硫塔11和二级脱硫塔12，构成连续循环脱硫系统；供给比例为一级脱硫塔11：50％-100％，二级脱硫塔12：0％-50％；

本实施例中硫磺分离可以采用浮选、过滤、离心或沉降的方法。

(4)将初步分离的硫磺输送至熔硫釜16中，其可以通过泵输送或其他方式输送均可，于105-140℃加热，使固态硫磺呈熔融态，静置，使脱硫液和熔融态硫磺分离；经熔硫釜16底部放出分离后的熔融态硫磺，经冷却结晶后得到固态硫磺，分离后的脱硫液经再生后可以循环使用。

本实施例的有益效果：

(1)利用H₂S原料气的出气压力、脱硫液在室温条件下就可以直接吸收大量硫化氢。升高温度可以显著提高脱硫速度，但是考虑到脱硫液的流失问题，反应温度应介于10-80℃；

(2)脱硫压力利用高浓H₂S原料气出口气压即可一般为1-7Mpa，原料气低于1MPa或浓度低于1％无需使用本方法，高于7MPa会对设备造成损伤，并且脱硫液中会悬浮过多的硫磺颗粒堵塞管道，过多分子态溶解的硫化氢还会造成发泡的问题；

(3)一级脱硫塔11通入二级脱硫塔12中的脱硫液中含有悬浮的硫磺和分子态硫化氢，经过在二级脱硫塔12中的再次净化，过量的Fe(III)将分子态的硫化氢完全氧化；

(4)随着Fe(III)逐渐转化为Fe(II)，H⁺浓度大量升高，脱硫效率下降，需要将脱硫液进行再生，通过向脱硫液中通入氧气或空气可以实现脱硫液的再生。

实施例4

图2为本发明测定脱硫液硫容的装置包括模拟气气罐201、备用气罐202、气体减压阀203、配气系统204、法兰205、压力表206、高压吸收反应釜207、磁力搅拌水浴锅208、磁子209、进气阀210、出气阀211、温度表212、转速控制器213；

模拟气气罐201通过第五管道2011与配气系统204连通，备用气罐202通过第六管道2021与配气系统204连通，第五管道2011与第六管道2021上均设有气体减压阀203，配气系统204通过第七管道2041与高压吸收反应釜207连通，第七管道2041上设置有进气阀210；高压吸收反应釜207上设置有压力表206、法兰205和第八管道2042，第八管道2042上安装有出气阀211；高压吸收反应釜207内底壁放置有磁子209，高压吸收反应釜207安装在磁力搅拌水浴锅208内，磁力搅拌水浴锅208上设置有温度表212和转速控制器213；高压吸收反应釜207为密封状；其中模拟气气罐201、备用气罐202、气体减压阀203、配气系统204、法兰205、压力表206、高压吸收反应釜207、磁力搅拌水浴锅208、磁子209、进气阀210、出气阀211、温度表212、转速控制器213均为现有技术。

测定脱硫液硫容的装置的工作原理：模拟气气罐201、备用气罐202分别装配试验用所需气体，通过第五管道2011和第六管道2021分别输送至配气系统204中进行配气后，输送至高压吸收反应釜207中，高压吸收反应釜207内盛有脱硫液，高压反应釜207置于磁力搅拌水浴锅208上，高压反应釜207内放置有磁子209，通过压力表206、进气阀210和出气阀211控制压力。

硫容测量

取实施例1或实施例2中制备的脱硫液30mL，在温度为70℃条件下干燥24h，放入体积为200mL的高压吸收反应釜207中，将其置于温度为25-60℃的磁力搅拌水浴锅208中，待恒温后，通过模拟气气罐201通入纯H₂S气体，通过气体减压阀203控制气体的压力在0.5-0.9Mpa。

实验结果：如图3所示，可以看出，实施例1中制备的脱硫液其硫容是十分巨大的，其变化受压力影响较大，受温度影响较小，在常温下吸收量很可观。

如图4所示，吸收结果与聚乙二醇二甲醚复配脱硫液基本一致。

实施例5

脱硫液对H₂S物理吸收量测量

取实施例1或实施例2中制备的脱硫液30mL，在温度为70℃条件下干燥24h，放入体积为200mL的高压吸收反应釜207中，将其置于温度为40℃的磁力搅拌水浴锅208中，待恒温后，通过模拟气气罐201通入纯H₂S气体，通过气体减压阀203控制气体的压力在0.2-2.5Mpa。

实验结果：如图5所示，实施例1中制备的脱硫液，其硫容随压力升高显著增加，吸收量巨大，超过2.7mol/L，是一种适合于高压高浓度脱硫的脱硫液。但是随着压力的升高，物理吸收也会出现并逐渐增大，物理吸收虽然能增大脱硫液的吸收量，这部分吸收较不稳定，在减压情况下，可能造成发泡，被净化气吹脱裹挟等问题，并且在释放净化气和再生过程时极易被吹脱出来造成二次污染。

如图6所示，实施例2制备的脱硫液，其硫容随压力升高显著增加，这种静态条件下的吸收量可达到3.1mol/L。随着压力的升高，由于总吸收量的增加，其物理吸收比重相比聚乙二醇甲硫醚复配脱硫液更大，可见，环丁砜对铁基离子液体的活化作用与聚乙二醇甲硫醚是一样的，在高压条件下更易吸收硫化氢，以物理吸收的方式存在溶液中，需要配套的二级或多级吸收以确保硫化氢彻底消除。

实施例6

脱除H₂S反应速率测量

取实施例1或实施例2中制备的脱硫液30mL，在温度为70℃条件下干燥24h，放入体积为200mL的高压吸收反应釜207中，将其置于温度为25℃的磁力搅拌水浴锅208中，待恒温后，通入0.6MPa，10％的H₂S气体，每隔1分钟，从从反应釜内取样，注入气相色谱分析硫化氢浓度。

如图7所示，实施例1中制备的脱硫液在10min内几乎可以彻底的吸收200mL内0.6MPa浓度为10％H₂S气体。

如图8所示，实施例2中制备的环丁砜复配脱硫液具有比聚乙二醇二甲醚略高的脱硫速率。

实施例7

二氧化碳单独吸收与等浓度竞争吸收特征

将实施例1或实施例2中制备的脱硫液加入密封的高压吸收反应釜207中，通入1-5MPa的10％H₂S与10％CO₂、80％氮气混合气体和10％CO₂与90％氮气混合气体，并且在不同温度下进行吸收，备用气罐202中通入除H₂S以外的气体。

实验结果：如图9所示，单独吸收时，CO₂吸收量随压力升高呈正比例升高随温度升高而下降，表现出物理吸收的吸收特征。竞争吸收时，脱硫液对CO₂的吸收量，随温度和压力增加均显著降低，在同温同压下脱硫液单独吸收CO₂吸收量与竞争吸收的吸收量进行对比，在竞争吸收条件下，铁基离子液体对CO₂的吸收量有大幅度的减少。当H₂S分压到达0.5MPa或吸收温度超过328.15K时。脱硫液对CO₂几乎无吸收。

如图10所示，单独吸收时，相比于聚乙二醇二甲醚复配脱硫液，表现出同样的规律，即CO₂吸收量随压力升高呈正比例升高随温度升高而下降，表现出物理吸收的吸收特征。竞争吸收时，脱硫液对CO₂的吸收量，随温度和压力增加均显著降低，在同温同压下脱硫液单独吸收CO₂吸收量与竞争吸收的吸收量进行对比，在竞争吸收条件下，铁基离子液体对CO₂的吸收量有大幅度的减少。但是，同等条件下，环丁砜复配脱硫液吸收CO₂的容量相比聚乙二醇二甲醚体系增加了约20％，如此不仅实现高压条件下的脱硫，同时可以同步将CO₂从如粗天然气中分离回收。

实施例8

CO₂吸收量随再生次数的变化

为探究CO₂是否会使离子液体变质，使用实施例1或实施例2中制备的脱硫液吸收纯CO₂，脱碳后的脱硫液在高温下再生，与原脱硫液脱碳能力进行对比。采用30mL离子液体在25℃、0.2MPa下吸收纯CO₂，于常压、80℃下加热1小时再生。再次进行吸收实验。重复再生三次后，吸收CO₂的结果如图11和图12所示。

图11中三次再生液的吸收量较原液小幅度下降，其原因是再生后离子液体还存有部分没释放的CO₂。仅通过加热就可以恢复脱硫液的吸收CO₂的能力，且三次吸收量差别不大，结合实验例7表明离子液体吸收CO₂过程仅是物理吸收，吸收的CO₂不会使离子液体变质。

如图12所示，重复再生三次后，吸收CO₂的能力基本不变，并且吸收的CO₂后复配脱硫液中环丁砜没有因为CO₂的吸收和加热分解使复合脱硫液分解，其中主要因为脱硫液的酸性特征抑制了环丁砜的分解。

实施例9

脱硫率随再生次数的变化

将空气通入实施例1或实施例2中制备的脱硫后的脱硫液，利用空气中的氧气氧化脱硫液中的Fe(II)并使其再生，具体操作是用氧气瓶连续通入氧气3h，氧气流量为60mL·min^-1，以此完成脱硫液的再生。

向高压吸收反应釜207中加入一定量的新鲜脱硫液\第一次再生脱硫液\第二次再生脱硫液\第三次再生脱硫液，控制反应温度为常温25℃，通入0.4MPa，10％硫化氢和90％氮气混合气，脱硫时间20分钟，记录脱硫率与再生次数的关系，结果如图13所示。

实验结果：由图13可得到结论，实施例1中制备的脱硫液使用空气再生后依然可以具有很大的脱硫能力，其脱硫率在再生多次后依然维持在100％；实施例2中制备的铁基离子液体-环丁砜复配脱硫液的再生次数试验结果与实施例1中制备的脱硫液的再生次数试验结果一致，实施例2中制备的铁基离子液体-环丁砜复配脱硫液使用空气再生后依然可以具有很大的脱硫能力，其脱硫率在再生多次后依然维持在100％。

实施例10

实施例1或实施例2中制备的脱硫后的脱硫液粘度脱硫前后、过滤前后随温度的变化

将硫容试验后的部分脱硫液，使用孔径为10um的砂芯漏斗进行真空过滤，过滤后分别使用粘度计测量原脱硫液、脱硫后的脱硫液、脱硫后过滤后的脱硫液粘度在30℃到60℃的变化。

结果如图14所示，实施例1中制备的脱硫液脱硫前后离子液体粘度大幅增加，25℃时，脱硫后的脱硫液粘度增加了250％，使用玻璃砂漏斗过滤脱硫后的离子液体可以收获一部分硫磺，显著降低离子液体浓度，但仍有更小微粒的硫磺无法被玻璃砂漏斗所过滤，仍然悬浮其中导致粘度的增加。

升高温度可以破坏离子液体的氢键，有效降低体系粘度，经过脱硫、玻璃砂过滤后的离子液体，其粘度在60℃时与原脱硫液粘度相似。

用An-drade方程对离子液体黏度进行拟合，离子液体的黏度与温度的Andrade方程拟合结果如表1所示。根据拟合结果可以计算出任意温度下离子液体的粘度。

表1离子液体的黏度与温度的Andrade方程拟合结果表

如图15所示，实施例2中制备的脱硫液脱硫前后离子液体粘度增加，但其脱硫前和脱硫后的粘度均低于实施例1中制备的脱硫液的粘度。

实验例11

实施例1或实施例2中制备的脱硫液脱硫后固体沉淀物成分的探究

将硫容实验生成的底部沉淀物进行XRD表征，探究沉淀物的组成部分：将脱硫后脱硫液静置2h会有大量的黄色沉淀产生，然后将所得到的脱硫液用离心机分离，过滤分离所得黄色沉淀，并使用大量去离子水冲洗沉淀，待沉淀洗净后放入真空干燥箱，选用60℃干燥6h，干燥完后再放入干燥器中，待测样时取用。

对所得沉淀进行XRD谱图分析表征，结果如图16，将实施例1与实施例2中制备的脱硫液脱硫后固体沉淀物与硫磺XRD标准普图库对照，产物硫磺均呈现出单斜相硫磺微粒的特征，为单斜相硫磺。

以上仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，与本发明构思无实质性差异的各种工艺方案均在本发明的保护范围内。

Claims (10)

1.一种吸收H₂S的脱硫液，其特征在于：主要由以下重量份的组分制成：

铁基离子液体 200份；

助溶剂 1-100份；

所述助溶剂包括环丁砜、聚乙二醇二甲醚、N,N-二甲基乙酰胺、碳酸丙烯酯、N-甲基吡咯烷酮中的一种或多种。

2.根据权利要求1所述的吸收H₂S的脱硫液，其特征在于：所述铁基离子液体为咪唑类铁基离子液体。

3.根据权利要求2所述的吸收H₂S的脱硫液，其特征在于：所述铁基离子液体由三氯化铁、氯代正丁烷、N-甲基咪唑合成，三者质量比为氯化铁：氯代正丁烷：N-甲基咪唑0.5-2:1:0.5-2。

4.采用权利要求1中所述的脱硫液吸收H₂S的脱硫系统，其特征在于：包括一级脱硫塔、二级脱硫塔、再生塔、硫磺分离装置，所述一级脱硫塔内盛有脱硫液，所述一级脱硫塔的上端设有原料气入口，所述一级脱硫塔与二级脱硫塔连通；所述二级脱硫塔内盛有脱硫液，所述二级脱硫塔的塔顶设有净化气排出口，所述二级脱硫塔与再生塔连通；所述再生塔分别与一级脱硫塔、二级脱硫塔连通；所述再生塔的下端设有硫磺分离装置。

5.根据权利要求4所述的吸收H₂S的脱硫系统，其特征在于：所述脱硫系统还包括熔硫釜，所述熔硫釜与硫磺分离装置连通。

6.采用权利要求4所述的脱硫系统吸收H₂S的脱硫方法，其特征在于：包括以下步骤：

(1)在原料气入口处通入含有H₂S的原料气，经一级脱硫塔内的脱硫液吸收H₂S；原料气中H₂S气体的分压不低于0.4Mpa，原料气中H₂S气体的浓度为1-100％；

(2)将步骤(1)中吸收H₂S的脱硫液、未被脱硫液吸收的原料气一起通入二级脱硫塔中，与二级脱硫塔内的脱硫液继续反应，净化后的原料气从净化气排出口排出；

(3)将二级脱硫塔中的反应物通入再生塔中，通入含氧气体，对脱硫液进行再生，再生后的脱硫液经硫磺分离装置对硫磺进行分离后，按比例分配供给一级脱硫塔和二级脱硫塔，构成连续循环脱硫系统。

7.根据权利要求6所述的吸收H₂S的脱硫方法，其特征在于：经硫磺分离装置分离的硫磺通入熔硫釜中。

8.根据权利要求6所述的吸收H₂S的脱硫方法，其特征在于：所述含有H₂S的原料气包括粗天然气、油田伴生气、醇胺精制含硫尾气、生物质燃气、酸性水汽提尾气。

9.根据权利要求6所述的吸收H₂S的脱硫方法，其特征在于：所述一级脱硫塔内的温度为10-80℃，所述二级脱硫塔内的温度为10-80℃，所述再生塔内的温度为20-100℃。

10.根据权利要求6所述的吸收H₂S的脱硫方法，其特征在于：所述含有H₂S的原料气出气口的气压为1-7Mpa。

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