CN117185387A - 一种利用meda废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及有机废液的回收利用技术领域，尤其涉及一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法。本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，包括：MEDA废液罐；与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器；与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔；与所述再生塔的气体出口相连的冷却器；与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法可以除去MEDA中溶解的废气，实现MEDA溶液循环利用；同时生产高纯硫化氢和食品级二氧化碳产品。
Description
技术领域
本发明涉及有机废液的回收利用技术领域，尤其涉及一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法。
背景技术
目前，MEDA废液的处理是非常棘手的问题。通常选用污水汽提的方式来实现，但是分离出的气体无法收集和利用，释放出的气体也只能通过简单的焚烧外排，同时处理废水的装置和处理成本均较高。
大多数情况下，采用石灰石通过高温裂解的手段制备二氧化碳，但是该工艺生产的二氧化碳，需要在高温高压条件下进行，能耗高，对设备要求苛刻，投资较高，同时，二氧化碳本身的纯度不高达不到食品级，杂质较多。
对于硫化氢，工业上一般采用重晶石制取可溶性钡盐，产生的副产品即为硫化氢。这种方法产生的硫化氢本身纯度不高，一般在70％左右。同时，该种方法本身选择性不足，产品收率较低。
发明内容
有鉴于此，本发明要解决的技术问题在于提供一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法，可以除去MEDA中溶解的废气，实现MEDA溶液循环利用；同时生产高纯硫化氢和食品级二氧化碳产品。
本发明提供了一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，其特征在于，包括：
MEDA废液罐；
与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器；
与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔；
与所述再生塔的气体出口相连的冷却器；
与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。
优选的，所述膜分离装置包括：
膜组件；
在所述膜组件的进口处设置减压阀；
所述膜组件设置渗透气出口和外排气出口；渗透气出口排出硫化氢气体，外排气出口排出二氧化碳气体。
优选的，还包括：二氧化碳提纯装置；
所述二氧化碳提纯装置包括：
二氧化碳汽化器；所述二氧化碳汽化器设置二氧化碳原料进口和膜分离后二氧化碳进口；所述膜分离后二氧化碳进口与所述膜分离装置的外排气出口相连；
二氧化碳预热器；所述二氧化碳预热器的汽化气进口与所述二氧化碳汽化器的汽化气出口相连；
混合气缓冲罐；所述混合气缓冲罐的预热气进口与所述二氧化碳预热器的预热气出口相连；所述混合气缓冲罐用于氧气与预热后的二氧化碳的混合；
与所述混合气缓冲罐的气体出口相连的两级换热器；
与所述两级换热器的热气体出口相连的第一电加热器；
与所述第一电加热器的气体出口相连的脱烃反应器；所述脱氢反应器的气体出口与所述两级换热器的热气体进口相连；所述两级换热器的冷气体出口与所述二氧化碳预热器的热气体进口相连；
与所述二氧化碳预热器的冷气体出口相连的水冷器；
干燥器，所述干燥器的冷气体进口与所述水冷器的气体出口相连；
与所述干燥器的冷气体出口相连的过滤器；所述过滤器的气体出口与所述二氧化碳汽化器的过滤气进口相连；
与所述二氧化碳汽化器的冷气体出口相连的液化器；
与所述液化器的液体出口相连的气液分离器；
与所述气液分离器的出口相连的提纯塔；所述提纯塔的出口排出纯化后的二氧化碳。
优选的，所述二氧化碳提纯装置还包括第二电加热器；
所述第二电加热器与所述提纯塔不凝气体出口相连；所述第二电加热器的气体出口与所述干燥器的热气体进口相连。
优选的，还包括：吸收塔；
所述吸收塔与所述膜分离装置的硫化氢气体出口相连。
优选的，还包括：解析塔；
所述解析塔与吸收塔的气体出口相连；从解析塔中排出的气体即为高纯硫化氢气体。
优选的，还包括换热器；
所述换热器与所述再生塔的贫液出口相连；
所述再生塔自带蒸汽重沸器。
本发明还提供了一种采用上文所述的系统再生硫化氢和二氧化碳的方法，包括以下步骤：
A)将MEDA废液进行贫富液换热，加热后的富液用蒸汽加热到110±5℃，H2S与醇胺溶液生成的盐发生分解反应，释放出含H2S混合气体；
B)将所述含H2S混合气体冷却后，进行膜分离，分别得到硫化氢气体粗品和二氧化碳气体粗品。
优选的，得到二氧化碳气体粗品后，还包括：将所述二氧化碳气体粗品进行提纯；具体的步骤包括：
B1)将所述二氧化碳气体粗品和二氧化碳原料混合后进行汽化；
B2)进入二氧化碳预热器预热；
B3)预热后的二氧化碳与氧气混合，进入两级换热器换热至280～350℃；
B4)通过第一电加热器加热至300～350℃；
B5)进行脱烃反应；
B6)所述脱烃反应后的产物气体依次进入所述两级换热器和二氧化碳预热器换热，再进入水冷器降温；
B7)经干燥和过滤后，进入二氧化碳汽化器换热；
B8)液化后，经气液分离和提纯，得到高纯度二氧化碳气体。
优选的，得到硫化氢气体粗品后，还包括：将所述硫化氢气体粗品进行提纯；具体的步骤包括：
C1)将所述硫化氢气体在氧化锌的条件下、280～360℃进行脱硫；
C2)将所述脱硫后的硫化氢气体进行解析，得到高纯硫化氢气体。
本发明提供了一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，包括：MEDA废液罐；与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器；与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔；与所述再生塔的气体出口相连的冷却器；与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法可以除去MEDA中溶解的废气，实现MEDA溶液循环利用；同时生产高纯硫化氢和食品级二氧化碳产品。
附图说明
图1为本发明的一个实施例提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统图；
图2为本发明的一个实施例提供的膜分离装置的结构示意图；
图3为本发明的一个实施例提供的二氧化碳提纯装置的结构示意图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例，对本发明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在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供了一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，包括：
MEDA废液罐；
与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器；
与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔；
与所述再生塔的气体出口相连的冷却器；
与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。
图1为本发明的一个实施例提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统图。
本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统包括MEDA废液罐。本发明对所述MEDA废液罐的材质、结构和种类并无特殊的限制，能够储存MEDA废液即可。
本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器。在本发明的某些实施例中，在所述MEDA废液罐和贫富液换热器之间设置废液输送泵，用于将MEDA废液罐中的废液输送至贫富液换热器。所述MEDA废液在贫富液换热器中进行换热。在本发明的某些实施例中，所述废液输送泵为离心泵；所述贫富液换热器为管壳式换热器。
本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔。所述再生塔自带蒸汽重沸器。经过换热后的MEDA废液经再生塔自带蒸汽重沸器加热，MEDA富液中含有的硫化氢与二氧化碳的混合酸性气体自再生塔顶排出。所述再生塔采用本领域技术人员熟知的再生塔即可。
在本发明的某些实施例中，所述利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括换热器。所述换热器与所述再生塔的贫液出口相连。从再生塔出来的贫液经过换热器降温后，进入贫富液换热器，与进入贫富液换热器中的MEDA废液进行换热，即预热MEDA废液。
本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括与所述再生塔的气体出口相连的冷却器。在本发明的某些实施例中，所述冷却器为压缩机。利用压缩机将分离出的硫化氢与二氧化碳的混合酸性气体加压至2.5MPa。
本发明提供的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。硫化氢与二氧化碳的混合酸性气体进入所述膜分离装置实现硫化氢气体和二氧化碳气体的分离。
本发明中，所述膜分离装置可以实现透过硫化氢分子和阻隔二氧化碳分子的作用。
在本发明的某些实施例中，所述膜分离装置包括：
膜组件；
在所述膜组件的进口处设置减压阀；
所述膜组件设置渗透气出口和外排气出口；渗透气出口排出硫化氢气体，外排气出口排出二氧化碳气体。
图2为本发明的一个实施例提供的膜分离装置的结构示意图。
本发明中，所述膜组件的膜可以透过硫化氢分子，但却无法透过二氧化碳分子。所述膜组件的膜的孔径为0.6～0.9nm，厚度为1～2μm，工作压力为0.5～0.7Mpa。
在本发明的某些实施例中，在所述膜组件的渗透气出口的管道上还设置渗透气流量计和三通阀。用于控制渗透气的外排。
在本发明的某些实施例中，在所述膜组件的外排气出口的管道上还设置背压阀。用于控制外排气的外排。
在本发明的某些实施例中，所述膜分离装置还设置有保护气进口，在所述膜分离装置保护气进口的管道上设置压力阀，用于控制保护气进入所述膜分离装置。所述保护气可以为氮气。
本发明提供的膜分离装置可以通过膜层薄厚和孔径，保证气体的通量，防止设备超压，降低能耗。但是该膜的微观晶体形貌可又可以弥补通量大的时候选择性不好，保证了分离因子较大，实现更好的选择性，更好的分离效果。将外排气(二氧化碳气体)中体系杂质降低至1％以下基本达到工业级二氧化碳的要求。而渗透气(硫化氢气体)中基本无其它杂质(≤0.01％)。
在本发明的某些实施例中，所述利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括二氧化碳提纯装置；所述二氧化碳提纯装置与所述膜分离装置的二氧化碳气体出口相连，用于提纯二氧化碳气体，进而得到高纯度二氧化碳气体(食品级)。
所述二氧化碳提纯装置包括：
二氧化碳汽化器；所述二氧化碳汽化器设置二氧化碳原料进口和膜分离后二氧化碳进口；所述膜分离后二氧化碳进口与所述膜分离装置的外排气出口相连；
二氧化碳预热器；所述二氧化碳预热器的汽化气进口与所述二氧化碳汽化器的汽化气出口相连；
混合气缓冲罐；所述混合气缓冲罐的预热气进口与所述二氧化碳预热器的预热气出口相连；所述混合气缓冲罐用于氧气与预热后的二氧化碳的混合；
与所述混合气缓冲罐的气体出口相连的两级换热器；
与所述两级换热器的热气体出口相连的第一电加热器；
与所述第一电加热器的气体出口相连的脱烃反应器；所述脱氢反应器的气体出口与所述两级换热器的热气体进口相连；所述两级换热器的冷气体出口与所述二氧化碳预热器的热气体进口相连；
与所述二氧化碳预热器的冷气体出口相连的水冷器；
干燥器，所述干燥器的冷气体进口与所述水冷器的气体出口相连；
与所述干燥器的冷气体出口相连的过滤器；所述过滤器的气体出口与所述二氧化碳汽化器的过滤气进口相连；
与所述二氧化碳汽化器的冷气体出口相连的液化器；
与所述液化器的液体出口相连的气液分离器；
与所述气液分离器的出口相连的提纯塔；所述提纯塔的出口排出纯化后的二氧化碳。
图3为本发明的一个实施例提供的二氧化碳提纯装置的结构示意图。
本发明中，所述二氧化碳汽化器的二氧化碳原料进口用于输入工业级液体CO2。具体的，从CO2储罐出来的工业级液体CO2，通过液位控制气动阀，减压至1.24MPa/-32℃，进入二氧化碳汽化器。
所述二氧化碳汽化器可以为一般市售的二氧化碳汽化器。
在本发明的某些实施例中，汽化后进入二氧化碳预热器的二氧化碳气体与脱烃换热后的CO2气体进行热交换，预热至40℃/1.4MPa。
所述二氧化碳预热器可以为一般市售的二氧化碳预热器。
所述混合气缓冲罐用于氧气与预热后的二氧化碳的混合。缓冲罐压力控制在1.2～1.3MPa，具体为1.22MPa。采用本领域技术人员熟知的缓冲罐即可。
在本发明的某些实施例中，所述二氧化碳提纯装置还包括自供氧系统。所述自供氧系统包括依次相连的液氧储罐、氧气控温汽化器和氧气缓冲罐，用于向混合气缓冲罐输送氧气。所述自供氧系统的氧气出口(即氧气缓冲罐的出口)与所述混合气缓冲罐的氧气进口相连。氧气是为了氧化气体中的一氧化碳变为二氧化碳，消除一氧化碳杂质。所述混合气缓冲罐中，二氧化碳与氧气的体积比为2：1。
从所述混合气缓冲罐的气体出口排出的混合气可以通过压缩机加压进入两级换热器。加压后的压力可以为2.5～2.7MPa，具体为2.5MPa。
在本发明的某些实施例中，所述两级换热器包括一级换热器和二级换热器。所述一级换热器的冷气体进口与所述混合气缓冲罐的气体出口相连；所述二级换热器的冷气体进口与所述一级换热器的热气体出口相连；所述二级换热器的热气体出口与所述第一电加热器相连；所述二级换热器的冷气体出口与所述一级换热器的热气体进口相连；所述一级换热器的冷气体出口与所述二氧化碳预热器的热气体进口相连。
所述一级换热器和二级换热器采用本领域技术人员熟知的换热器即可，比如管壳式换热器。
所述第一电加热器采用本领域技术人员熟知的电加热器即可。
在本发明的某些实施例中，所述脱烃反应器为气体反应器，可以为一般市售。
本发明中，加压后的混合气经过两级换热器，与脱烃净化后的气体进行热交换，温度升至280～350℃，进一步通过第一电加热器加热至催化剂工作温度(300～350℃)，通过脱烃反应器实现对乙烷、丙烷、丙烯等有机气体的深度脱除。因气体中杂质少，反应放热不足以维持自身热平衡，催化反应需要第一电加热器外供热。
在本发明的某些实施例中，在第一电加热器和脱烃反应器之间，设置精脱硫反应器，当混合气中的硫化物超标时，投用精脱硫反应器，将气体中的硫深度脱除。采用三级换热可实现热量的有效回收。
所述精脱硫反应器为脱硫塔。
在本发明的某些实施例中，所述水冷器为水冷式冷却器；所述干燥器为常压干燥器。
从脱烃反应器出来的气体经过换热、预热器和水冷器后温度降至40℃，通过干燥器，将水脱至20ppm以下。
在本发明的某些实施例中，所述过滤器为精密过滤器。
干燥后的CO2气体经精密过滤器过滤，除去可能带入的干燥剂和催化剂粉末。
过滤后的CO2气体进入二氧化碳汽化器从工业级CO2原料获得冷量，进一步在液化器中液化，得到CO2液体。
在本发明的某些实施例中，所述液化器可以为一般市售。
液化后的CO2液体进入气液分离器。
气液分离器排出的液体输送至提纯塔。在本发明的某些实施例中，在所述气液分离器和提纯塔之间设置提纯塔进料泵。气液分离器排出的液体经提纯塔进料泵送入提纯塔提纯，从塔底得到食品级CO2。然后减压至2.0MPa后贮存在产品二氧化碳贮罐中，之后根据用户需要灌装槽车或灌装钢瓶。
在本发明的某些实施例中，所述提纯塔为精馏塔，可以为一般市售。
在本发明的某些实施例中，所述二氧化碳提纯装置还包括第二电加热器。所述第二电加热器与所述提纯塔不凝气体出口相连；所述第二电加热器的气体出口与所述干燥器的热气体进口相连。所述干燥器还设置有再生尾气出口，排出的气体可以作为再生气，可以排放。
在本发明的某些实施例中，所述利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括吸收塔。所述吸收塔与所述膜分离装置的硫化氢气体出口相连。经过膜分离装置分离后的硫化氢气体进入吸收塔，吸收塔中可以为MEDA贫液，具体的，主要为系统京博石化上游装置再生后的没用的MEDA贫液。MEDA贫液与硫化氢气体进行逆向接触反应，吸收硫化氢气体，变为富液。在本发明的某些实施例中，所述吸收塔为脱硫塔。所述吸收塔中，采用氧化锌中温280～360℃脱硫，将总硫脱至0.1ppm以下。
在本发明的某些实施例中，所述利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统还包括解析塔。所述解析塔与吸收塔的气体出口相连。从解析塔中排出的气体即为高纯硫化氢气体。
再生塔中储存的底部溶液(主要是硫化氢，MDEA，二氧化碳，一氧化碳，烃类及有机硫杂质等)在重沸器中用蒸汽加热到110±5℃，H2S与醇胺溶液生成的盐发生分解反应，释放出含H2S混合气体，释放含H2S混合气体后，溶液得到解析，MEDA溶液还原回醇胺溶液，经过换热器降温。降温后的溶液可以经过贫液泵打回贫富液换热器；也可以通过液体泵打回上游上游装置。整个过程通过吸收解析的方式实现H2S提纯。
(HOCH2CH2)2NCH3+H2S→(HOCH2CH2)2CH3NH++SH-(吸收)
(HOCH2CH2)2CH3NH++SH-→(HOCH2CH2)2NCH3+H2S(解析)
本发明中，原料液体二氧化碳携带的少量水及脱烃反应生成的水，在二氧化碳液化前必须要进行除湿干燥：
a、满足液体二氧化碳产品水分≤20ppm的质量指标；
b、保证二氧化碳在液化及提纯过程中，不因二氧化碳气源中的饱和水分在低温下结冰堵塞管道及设备，而使生产不能延续。
为了节能、充分利用余冷、延长干燥剂的运行周期，脱烃后的气体经脱烃水冷器冷却除去水分，然后进入干燥塔，在干燥塔内利用干燥剂对水的吸附，将气体中的微量水脱除，确保经除湿干燥后的二氧化碳原料气水分≤20ppm。干燥剂吸附饱和后利用提纯塔顶不凝气和储罐不凝气加热至160℃再生，再生完成后冷吹至常温待用，如此干燥剂循环使用。干燥塔采用一开一备。
本发明提供了一种采用上文所述的系统再生硫化氢和二氧化碳的方法，包括以下 步骤：
A)将MEDA废液进行贫富液换热，加热后的富液用蒸汽加热到110±5℃，H2S与醇胺溶液生成的盐发生分解反应，释放出含H2S混合气体；
B)将所述含H2S混合气体冷却后，进行膜分离，分别得到硫化氢气体粗品和二氧化碳气体粗品。
步骤A)中：
在本发明的某些实施例中，经过贫富液换热后，富液的温度为50～70℃，具体为60℃。
在本发明的某些实施例中，加热后的富液用蒸汽加热到110℃。
在本发明的某些实施例中，所述分解反应后，还包括：将得到的贫液进行换热，回用于上游装置。
步骤B)中：
在本发明的某些实施例中，述含H2S混合气体冷却后的温度为35～50℃，具体为40℃。
在本发明的某些实施例中，所述二氧化碳气体粗品的纯度为99％～99.5％；所述硫化氢气体粗品的纯度为95％～99％。
膜分离后的二氧化碳气体粗品中主要含有三类杂质：一是水分(饱和水)；二是有机硫、少量醛、醇等，这部分杂质在液体二氧化碳中溶解度较大；三是N2、H2等低沸点杂质组分。
得到二氧化碳气体粗品后，还包括：将所述二氧化碳气体粗品进行提纯。
具体的步骤包括：
B1)将所述二氧化碳气体粗品和二氧化碳原料混合后进行汽化；
B2)进入二氧化碳预热器预热；
B3)预热后的二氧化碳与氧气混合，进入两级换热器换热至280～350℃；
B4)通过第一电加热器加热至300～350℃；
B5)进行脱烃反应；
B6)所述脱烃反应后的产物气体依次进入所述两级换热器和二氧化碳预热器换热，再进入水冷器降温；
B7)经干燥和过滤后，进入二氧化碳汽化器换热；
B8)液化后，经气液分离和提纯，得到高纯度二氧化碳气体。
步骤B2)中，预热后的温度为30～50℃，具体为40℃。
步骤B3)中，进入两级换热器前，还包括加压。加压后的压力为2.5～2.7MPa；具体为2.5MPa。进入两级换热器换热至280℃。
步骤B4)中，通过第一电加热器加热至330℃。
步骤B5)中，脱烃反应在催化剂的条件下进行。
所述催化剂选择含有含有Pt和/或Pd贵金属的脱烃催化剂，并在260～400℃(随着装置运行，催化剂活性下降，需要升高脱烃温度)下与O2进行催化氧化反应，将非甲烷烃类(如C2H4、C3H8、C3H6等)及微量醇和醛等杂质彻底除去，确保脱烃后非甲烷总烃含量≤5ppm。催化燃烧温度较低时，仅有部分甲烷与氧发生反应，通过提纯塔低温精馏可实现甲烷含量≤20ppm。
反应方程式如下：
2O2+CH4→CO2+2H2O
7O2+2C2H6→4CO2+6H2O
5O2+C3H8→3CO2+4H2O
9O2+2C3H6→6CO2+6H2O。
步骤B7)中，经干燥和过滤后的二氧化碳气体的压力控制在2.5～2.7MPa，比如2.6MPa。
步骤B8)中，液化的温度为-12～-9℃，比如-10℃。
所述液化的冷却介质为液氨，其在常压下蒸发即可提供小于-15℃的冷却环境，从而将气态二氧化碳液化。
氨循环制冷的原理为低压气氨被氨压缩机(俗称冰机)压缩到较高压力后，经油分离器分离油后进入氨冷却冷凝器，在此气氨被水冷凝成液氨，贮存在液氨贮槽里，之后经节流阀减压，液氨成为气液混合物，温度下降，进入液氨蒸发器，在其中低温液氨蒸发为蒸气，蒸发时从制冷对象(二氧化碳气体)中吸收热量，经过降压和蒸发的气氨又进入冰机进行压缩，在系统中周而复始地进行循环。
在本发明的某些实施例中，所述提纯后，还包括：将产生的不凝气体进行加热，然后回用于干燥过程。
总体说来，二氧化碳提纯装置的系统主要由四个基本过程组成：压缩、冷凝、节流膨胀和蒸发。这四个过程各有其作用。压缩：外界向系统做功，提高氨的压力；冷凝：气氨冷却冷凝为液氨，并在高温下(例如35℃)向冷却水排热；节流膨胀：高压液氨在节流阀中降压，由于压力降低，相应的沸点就降低，当液体沸点低于当时温度时，一部分液氨就要蒸发，液体蒸发时必然就要吸收热量，但由于膨胀过程发生很快，节流阀周围环境来不及供热，这部分热量只好从本身降低内能来供给，所以节流后温度就下降了，膨胀成为低温气液混合物；蒸发：液氨蒸发为气氨，并在低温下(例如-35℃)从制冷对象(冷量用户二氧化碳气体)吸热。
得到硫化氢气体粗品后，还包括：将所述硫化氢气体粗品进行提纯。具体的步骤包 括：
C1)将所述硫化氢气体在氧化锌的条件下、280～360℃进行脱硫；
C2)将所述脱硫后的硫化氢气体进行解析，得到高纯硫化氢气体。
在本发明的某些实施例中，所述脱硫的温度为300℃。
为了进一步说明本发明，以下结合实施例对本发明提供的一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统和方法进行详细描述，但不能将其理解为对本发明保护范围的限定。
实施例1～3(相同的步骤重复3次，分别记为实施例1、实施例2和实施例3)
采用本发明图1的利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，其中，膜分离装置采用如图2所示的膜分离装置，二氧化碳提纯装置采用如图3所述的二氧化碳提纯装置，再生硫化氢和二氧化碳。
得到的二氧化碳产品的质量情况与国家标准进行对照，结果如表1所示。
表1本发明实施例的食品级二氧化碳产品的质量情况与国家标准对照情况
得到的高纯硫化氢产品的质量情况与国家标准进行对照，结果如表2所示。
表2本发明实施例的高纯硫化氢产品的质量情况与国家标准对照情况
对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。
Claims (10)
1.一种利用MEDA废液再生硫化氢和二氧化碳的系统，其特征在于，包括：
MEDA废液罐；
与所述MEDA废液罐相连的贫富液换热器；
与所述贫富液换热器的富液出口相连的再生塔；
与所述再生塔的气体出口相连的冷却器；
与所述冷却器的气体出口相连的膜分离装置；所述膜分离装置设置硫化氢气体出口和二氧化碳气体出口。
2.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述膜分离装置包括：
膜组件；
在所述膜组件的进口处设置减压阀；
所述膜组件设置渗透气出口和外排气出口；渗透气出口排出硫化氢气体，外排气出口排出二氧化碳气体。
3.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，还包括：二氧化碳提纯装置；
所述二氧化碳提纯装置包括：
二氧化碳汽化器；所述二氧化碳汽化器设置二氧化碳原料进口和膜分离后二氧化碳进口；所述膜分离后二氧化碳进口与所述膜分离装置的外排气出口相连；
二氧化碳预热器；所述二氧化碳预热器的汽化气进口与所述二氧化碳汽化器的汽化气出口相连；
混合气缓冲罐；所述混合气缓冲罐的预热气进口与所述二氧化碳预热器的预热气出口相连；所述混合气缓冲罐用于氧气与预热后的二氧化碳的混合；
与所述混合气缓冲罐的气体出口相连的两级换热器；
与所述两级换热器的热气体出口相连的第一电加热器；
与所述第一电加热器的气体出口相连的脱烃反应器；所述脱氢反应器的气体出口与所述两级换热器的热气体进口相连；所述两级换热器的冷气体出口与所述二氧化碳预热器的热气体进口相连；
与所述二氧化碳预热器的冷气体出口相连的水冷器；
干燥器，所述干燥器的冷气体进口与所述水冷器的气体出口相连；
与所述干燥器的冷气体出口相连的过滤器；所述过滤器的气体出口与所述二氧化碳汽化器的过滤气进口相连；
与所述二氧化碳汽化器的冷气体出口相连的液化器；
与所述液化器的液体出口相连的气液分离器；
与所述气液分离器的出口相连的提纯塔；所述提纯塔的出口排出纯化后的二氧化碳。
4.根据权利要求3所述的系统，其特征在于，所述二氧化碳提纯装置还包括第二电加热器；
所述第二电加热器与所述提纯塔不凝气体出口相连；所述第二电加热器的气体出口与所述干燥器的热气体进口相连。
5.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，还包括：吸收塔；
所述吸收塔与所述膜分离装置的硫化氢气体出口相连。
6.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，还包括：解析塔；
所述解析塔与吸收塔的气体出口相连；从解析塔中排出的气体即为高纯硫化氢气体。
7.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，还包括换热器；
所述换热器与所述再生塔的贫液出口相连；
所述再生塔自带蒸汽重沸器。
8.一种采用权利要求1～7任意一项所述的系统再生硫化氢和二氧化碳的方法，包括以下步骤：
A)将MEDA废液进行贫富液换热，加热后的富液用蒸汽加热到110±5℃，H2S与醇胺溶液生成的盐发生分解反应，释放出含H2S混合气体；
B)将所述含H2S混合气体冷却后，进行膜分离，分别得到硫化氢气体粗品和二氧化碳气体粗品。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，得到二氧化碳气体粗品后，还包括：将所述二氧化碳气体粗品进行提纯；具体的步骤包括：
B1)将所述二氧化碳气体粗品和二氧化碳原料混合后进行汽化；
B2)进入二氧化碳预热器预热；
B3)预热后的二氧化碳与氧气混合，进入两级换热器换热至280～350℃；
B4)通过第一电加热器加热至300～350℃；
B5)进行脱烃反应；
B6)所述脱烃反应后的产物气体依次进入所述两级换热器和二氧化碳预热器换热，再进入水冷器降温；
B7)经干燥和过滤后，进入二氧化碳汽化器换热；
B8)液化后，经气液分离和提纯，得到高纯度二氧化碳气体。
10.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，得到硫化氢气体粗品后，还包括：将所述硫化氢气体粗品进行提纯；具体的步骤包括：
C1)将所述硫化氢气体在氧化锌的条件下、280～360℃进行脱硫；
C2)将所述脱硫后的硫化氢气体进行解析，得到高纯硫化氢气体。
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