一种脱硫系统及方法

摘要

本发明公开了一种脱硫系统及方法，属于脱硫技术领域。脱硫系统中，酸气吸收单元包括脱硫吸收塔、与脱硫吸收塔顶部出口连接的净化气分离器、与脱硫吸收塔上部进口连接的第一贫液循环泵。闪蒸单元包括依次连接的第一换热器、闪蒸三通阀、一级闪蒸组件、二级闪蒸组件和第一分流阀；第一分流阀通过管线与净化气分离器的进口连通，第一换热器与脱硫吸收塔的底部出口连通。溶剂再生单元包括第二换热器、溶剂再生塔、第一冷却器、气液分离器、回流泵。二级闪蒸组件、第二换热器、溶剂再生塔顺次连接；溶剂再生塔、第二换热器、第一贫液循环泵顺次连接；溶剂再生塔、第一冷却器、气液分离器、回流泵、溶剂再生塔顺次连接；气液分离器与酸气富集单元连接。

权利要求

1.一种脱硫系统，其特征在于，所述脱硫系统应用在对天然气脱硫处理，所述脱硫系统包括：依次连接的酸气吸收单元、闪蒸单元、溶剂再生单元、酸气富集单元；

其中，所述酸气吸收单元包括：脱硫吸收塔、通过管线与所述脱硫吸收塔顶部出口连接的净化气分离器、以及通过管线与所述脱硫吸收塔上部进口连接的第一贫液循环泵；

所述闪蒸单元包括：通过管线依次连接的第一换热器、闪蒸三通阀、一级闪蒸组件、二级闪蒸组件和第一分流阀，其中，所述第一分流阀的第一出口通过管线与所述净化气分离器的进口连通，所述第一换热器通过管线与所述脱硫吸收塔的底部出口连通，富液通过所述第一换热器，与来自溶剂再生塔的贫液换热升温后，依次进入所述一级闪蒸组件、二级闪蒸组件进行闪蒸，形成主成分为二氧化碳的二级闪蒸气，所述二级闪蒸气通过所述第一分流阀控制流量返至净化气中；

所述溶剂再生单元包括：第二换热器、溶剂再生塔、第一冷却器、气液分离器、回流泵；

所述二级闪蒸组件的液体出口、所述第二换热器、所述溶剂再生塔的第一上部进口顺次连接；

所述溶剂再生塔的底部出口、所述第二换热器、所述第一贫液循环泵顺次连接；

所述溶剂再生塔的顶部出口、所述第一冷却器、所述气液分离器、所述回流泵、所述溶剂再生塔的第二上部进口顺次连接；

所述气液分离器的气体出口与所述酸气富集单元连接。

2.根据权利要求1所述的脱硫系统，其特征在于，所述酸气富集单元包括：酸气吸收塔、第三换热器、酸气再生塔、富液增压泵、第二贫液循环泵、半富液循环泵、贫液冷却器；

所述酸气吸收塔的下部进口通过管线与所述气液分离器的气体出口连接；

所述酸气吸收塔的底部出口、所述第三换热器、所述富液增压泵、所述酸气再生塔的上部进口顺次连接；

所述酸气再生塔的底部出口、所述第三换热器、所述第二贫液循环泵、所述贫液冷却器、所述酸气吸收塔的中部进口顺次连接；

所述酸气吸收塔的下部出口、所述半富液循环泵、所述酸气吸收塔的上部进口顺次连接。

3.根据权利要求2所述的脱硫系统，其特征在于，所述脱硫系统还包括：第二分流阀，所述第二分流阀的第一出口通过管线与所述净化气分离器连接；

所述第二分流阀的进口与所述酸气吸收塔的顶部出口连通。

4.根据权利要求2所述的脱硫系统，其特征在于，所述脱硫系统还包括：酸气三通阀；

所述酸气三通阀的进口与所述气液分离器的气体出口连接，两个出口端的一个与后端硫磺回收单元连接，另一个与所述酸气吸收塔底部的气体入口连接。

5.根据权利要求1所述的脱硫系统，其特征在于，所述一级闪蒸组件包括：一级闪蒸罐、以及与所述一级闪蒸罐的顶部出口连接的一级精馏柱。

6.根据权利要求5所述的脱硫系统，其特征在于，所述二级闪蒸组件包括：与所述一级闪蒸罐的底部出口连通的二级闪蒸罐、以及与所述二级闪蒸罐的顶部出口连接的二级精馏柱；

其中，所述二级精馏柱的气体出口与所述第一分流阀的进口连通；

所述闪蒸三通阀的入口与所述第一换热器的管程出口相连，所述闪蒸三通阀的一个出口与所述一级闪蒸罐的入口相连，另一个出口与所述二级闪蒸罐的入口相连。

7.根据权利要求1所述的脱硫系统，其特征在于，所述第二换热器与所述溶剂再生塔之间的管线上设置有过滤组件。

8.根据权利要求2所述的脱硫系统，其特征在于，所述溶剂再生塔、所述酸气再生塔的下部分别设置有第一重沸器和第二重沸器。

9.根据权利要求1所述的脱硫系统，其特征在于，所述脱硫系统还包括：设置于所述第一贫液循环泵和所述脱硫吸收塔的上部进口之间的第二冷却器。

10.一种脱硫方法，其特征在于，所述脱硫方法应用权利要求1‑9任一项所述的脱硫系统。

11.根据权利要求10所述的脱硫方法，其特征在于，所述方法包括：

利用酸气吸收单元进行酸性气体吸收：将原料天然气由脱硫吸收塔的下部进口进料，将脱硫溶剂利用第一贫液循环泵由脱硫吸收塔的上部进口进料，在脱硫吸收塔中，原料天然气与脱硫溶剂逆向接触，利用脱硫溶剂进行脱硫处理，形成的富液由脱硫吸收塔的底部出口排出，形成的净化气由脱硫吸收塔的顶部出口进入净化气分离器进行气液分离；

利用闪蒸单元进行多级闪蒸：所述富液进入第一换热器，与来自溶剂再生塔的贫液换热升温后，依次进入一级闪蒸组件和二级闪蒸组件进行闪蒸，形成主成分为二氧化碳的二级闪蒸气，二级闪蒸气通过第一分流阀控制流量返至所述净化气中，以补偿净化气中因脱硫溶剂过度吸收二氧化碳而造成的产品气损失；

利用溶剂再生单元进行脱硫溶剂再生：二级闪蒸组件闪蒸后得到的富液经第二换热器换热后进入溶剂再生塔中进行再生，使酸性气体解吸，形成的贫液由溶剂再生塔的底部出口排至第二换热器中与二级闪蒸组件闪蒸后的富液进行换热，然后由第一贫液循环泵再次循环至脱硫吸收塔进行再利用；

利用酸气富集单元进行酸气富集：所述酸性气体解吸后形成的粗酸气由溶剂再生塔的顶部出口经第一冷却器冷却至设定温度后，由气液分离器进行气液分离，分离得到的液体由回流泵返回至溶剂再生塔中进行再利用，分离得到的粗酸气进入酸气富集单元进行提浓。

12.根据权利要求11所述的脱硫方法，其特征在于，所述方法包括：

所述粗酸气进入酸气吸收塔，与脱硫贫液逆向接触进行一级脱硫处理，继续上行与自酸气吸收塔上部进口进入的脱硫半富液逆向接触进行二级脱硫处理；剩余气体作为富集尾气从酸气吸收塔的顶部排出；

酸气吸收塔塔底形成的部分富液经第三换热器换热后，经富液增压泵进入酸气再生塔，以使酸气再生，再生酸气进入后端硫磺回收单元；

酸气再生塔中形成的再生脱硫贫液由塔底引出，经第三换热器与所述酸气吸收塔塔底形成的富液换热，再通过贫液冷却器冷却至设定温度，由第二贫液循环泵泵入酸气吸收塔进行循环使用；

通过半富液循环泵，将酸气吸收塔塔底形成的脱硫半富液循环泵入塔上部，以提高富集尾气中硫化氢的脱除深度。

说明书

一种脱硫系统及方法

技术领域

[0001] 本发明涉及脱硫技术领域，特别涉及一种脱硫系统及方法。

背景技术

[0002] 由地层开采出的原料天然气通常含有较多二氧化碳和含硫化合物，例如硫化氢、有机硫(硫醇、羰基硫等)。按照目前天然气标准GB17820‑2018，要求产品天然气中硫化氢含3 3
量≤6mg/m，总硫含量≤20mg/m。所以，有必要对原料天然气进行脱硫处理。

[0003] 大部分原料天然气中有机硫含量≤100mg/m3，针对该情况，目前多采用物理‑化学溶剂法脱除原料天然气中的有机硫，进而使净化气中的总硫含量满足标准。其中，上述溶剂法中所使用的脱硫溶剂及活性组分能够同时脱除原料天然气中的有机硫和二氧化碳。

[0004] 在实现本发明的过程中，本发明人发现现有技术中至少存在以下问题：

[0005] 现有技术使用脱硫溶剂脱硫时，虽然可保证净化气中的总硫含量达标，但是经常存在对二氧化碳的共吸收率过高的问题，吸收过程无选择性，这不仅会导致所形成的酸气中硫化氢的浓度降低，且会导致产品天然气的产量损失。

发明内容

[0006] 鉴于此，本发明提供一种脱硫系统及方法，可以解决上述技术问题。

[0007] 具体而言，包括以下的技术方案：

[0008] 一方面，提供了一种脱硫系统，所述脱硫系统包括：依次连接的酸气吸收单元、闪蒸单元、溶剂再生单元、酸气富集单元；

[0009] 其中，所述酸气吸收单元包括：脱硫吸收塔、通过管线与所述脱硫吸收塔顶部出口连接的净化气分离器、以及通过管线与所述脱硫吸收塔上部进口连接的第一贫液循环泵；

[0010] 所述闪蒸单元包括：通过管线依次连接的第一换热器、闪蒸三通阀、一级闪蒸组件、二级闪蒸组件和第一分流阀，其中，所述第一分流阀的第一出口通过管线与所述净化气分离器的进口连通，所述第一换热器通过管线与所述脱硫吸收塔的底部出口连通；

[0011] 所述溶剂再生单元包括：第二换热器、溶剂再生塔、第一冷却器、气液分离器、回流泵；

[0012] 所述二级闪蒸组件的液体出口、所述第二换热器、所述溶剂再生塔的第一上部进口顺次连接；

[0013] 所述溶剂再生塔的的底部出口、所述第二换热器、所述第一贫液循环泵顺次连接；

[0014] 所述溶剂再生塔的顶部出口、所述第一冷却器、所述气液分离器、所述回流泵、所述溶剂再生塔的第二上部进口顺次连接；

[0015] 所述气液分离器的气体出口与所述酸气富集单元连接。

[0016] 在一种可能的设计中，所述酸气富集单元包括：酸气吸收塔、第三换热器、酸气再生塔、富液增压泵、第二贫液循环泵、半富液循环泵、贫液冷却器；

[0017] 所述酸气吸收塔的下部进口通过管线与所述气液分离器的气体出口连接；

[0018] 所述酸气吸收塔的底部出口、所述第三换热器、所述富液增压泵、所述酸气再生塔的上部进口顺次连接；

[0019] 所述酸气再生塔的底部出口、所述第三换热器、所述第二贫液循环泵、所述贫液冷却器、所述酸气吸收塔的中部进口顺次连接；

[0020] 所述酸气吸收塔的下部出口、所述半富液循环泵、所述酸气吸收塔的上部进口顺次连接。

[0021] 在一种可能的设计中，所述脱硫系统还包括：第二分流阀，所述第二分流阀的第一出口通过管线与所述净化气分离器连接；

[0022] 所述第二分流阀的进口与所述酸气吸收塔的顶部出口连通。

[0023] 在一种可能的设计中，所述脱硫系统还包括：酸气三通阀；

[0024] 所述酸气三通阀的进口与所述气液分离器的气体出口连接，两个出口端的一个与后端硫磺回收单元连接，另一个与所述酸气吸收塔底部的气体入口连接。

[0025] 在一种可能的设计中，所述一级闪蒸组件包括：一级闪蒸罐、以及与所述一级闪蒸罐的顶部出口连接的一级精馏柱。

[0026] 在一种可能的设计中，所述二级闪蒸组件包括：与所述一级闪蒸罐的底部出口连通的二级闪蒸罐、以及与所述二级闪蒸罐的顶部出口连接的二级精馏柱；

[0027] 其中，所述二级精馏柱的气体出口与所述第一分流阀的进口连通；

[0028] 所述闪蒸三通阀的入口与所述第一换热器的管程出口相连，所述闪蒸三通阀的一个出口与所述一级闪蒸罐的入口相连，另一个出口与所述二级闪蒸罐的入口相连。

[0029] 在一种可能的设计中，所述第二换热器与所述溶剂再生塔之间的管线上设置有过滤组件。

[0030] 在一种可能的设计中，所述溶剂再生塔、所述酸气再生塔的下部分别设置有第一重沸器和第二重沸器。

[0031] 在一种可能的设计中，所述脱硫系统还包括：设置于所述第一贫液循环泵和所述脱硫吸收塔的上部进口之间的第二冷却器。

[0032] 另一方面，提供一种脱硫方法，所述脱硫方法应用上述的脱硫系统。

[0033] 在一种可能的设计中，所述方法包括：

[0034] 利用酸气吸收单元进行酸性气体吸收：将原料天然气由脱硫吸收塔的下部进口进料，将脱硫溶剂利用第一贫液循环泵由脱硫吸收塔的上部进口进料，在脱硫吸收塔中，原料天然气与脱硫溶剂逆向接触，利用脱硫溶剂进行脱硫处理，形成的富液由脱硫吸收塔的底部出口排出，形成的净化气由脱硫吸收塔的顶部出口进入净化气分离器进行气液分离；

[0035] 利用闪蒸单元进行多级闪蒸：所述富液进入第一换热器，与来自溶剂再生塔的贫液换热升温后，依次进入一级闪蒸组件和二级闪蒸组件进行闪蒸，形成主成分为二氧化碳的二级闪蒸气，二级闪蒸气通过第一分流阀控制流量返至所述净化气中，以补偿净化气中因脱硫溶剂过度吸收二氧化碳而造成的产品气损失；

[0036] 利用溶剂再生单元进行脱硫溶剂再生：二级闪蒸组件闪蒸后得到的富液经第二换热器换热后进入溶剂再生塔中进行再生，使酸性气体解吸，形成的贫液由溶剂再生塔的底部出口排至第二换热器中与二级闪蒸组件闪蒸后的富液进行换热，然后由第一贫液循环泵再次循环至脱硫吸收塔进行再利用；

[0037] 利用酸气富集单元进行酸气富集：所述酸性气体解吸后形成的粗酸气由溶剂再生塔的顶部出口经第一冷却器冷却至设定温度后，由气液分离器进行气液分离，分离得到的液体由回流泵返回至溶剂再生塔中进行再利用，分离得到的粗酸气进入酸气富集单元进行提浓。

[0038] 在一种可能的设计中，所述粗酸气进入酸气吸收塔，与脱硫贫液逆向接触进行一级脱硫处理，继续上行与自酸气吸收塔上部进口进入的脱硫半富液逆向接触进行二级脱硫处理；剩余气体作为富集尾气从酸气吸收塔的顶部排出；

[0039] 酸气吸收塔塔底形成的部分富液经第三换热器换热后，经富液增压泵进入酸气再生塔，以使酸气再生，再生酸气进入后端硫磺回收单元；

[0040] 酸气再生塔中形成的再生脱硫贫液由塔底引出，经第三换热器与所述酸气吸收塔塔底形成的富液换热，再通过贫液冷却器冷却至设定温度，由第二贫液循环泵泵入酸气吸收塔进行循环使用；

[0041] 通过半富液循环泵，将酸气吸收塔塔底形成的脱硫半富液循环泵入塔上部，以提高富集尾气中硫化氢的脱除深度。

[0042] 本发明实施例提供的技术方案的有益效果至少包括：

[0043] 本发明实施例提供的脱硫系统可对原料天然气进行选择性脱硫，在满足净化气中的总硫含量达标的前提下，还能有效解决二氧化碳脱除过高的问题。应用时，可包括以下步骤：

[0044] (a)利用酸气吸收单元进行酸性气体吸收：将含有二氧化碳、硫化氢和有机硫的原料天然气由脱硫吸收塔的下部进口进料，将脱硫溶剂利用第一贫液循环泵由脱硫吸收塔的上部进口进料，在脱硫吸收塔中，原料天然气与脱硫溶剂逆向接触，利用脱硫溶剂吸收原料天然气中全部的硫化氢、以及绝大部分的有机硫及二氧化碳，形成富液由脱硫吸收塔的底部出口排出，形成的净化气由脱硫吸收塔的顶部出口进入净化气分离器进行再分离，以分离出净化气中夹带的液体。

[0045] (b)利用闪蒸单元进行多级闪蒸：富液通过第二换热器与再生塔底贫液换热升温后依次进入一级闪蒸组件和二级闪蒸组件进行闪蒸，其中，通过控制闪蒸压力，由一级闪蒸组件蒸出富液中吸收的大部分烃类和少量二氧化碳，由二级闪蒸组件继续蒸出富液中剩余的少部分烃类和大部分二氧化碳。由于第一分流阀与二级闪蒸组件连接，二级闪蒸气通过第一分流阀控制流量返至净化气中，以补偿因脱硫溶剂过多脱除二氧化碳而损失的产品气量。

[0046] (c)利用溶剂再生单元进行脱硫溶剂再生：二级闪蒸组件闪蒸后的富液经第二换热器换热后进入溶剂再生塔中进行再生，使其中的酸性气体解吸，形成贫液，达到脱硫溶剂再生的目的。再生的脱硫溶剂，即贫液由溶剂再生塔的底部出口排至第二换热器中与二级闪蒸组件闪蒸后的富液进行换热，然后由第一贫液循环泵增压后打入脱硫吸收塔进行循环吸收。

[0047] (d)利用酸气富集单元进行酸气富集：粗酸气由溶剂再生塔的顶部出口经第一冷却器冷却至设定温度后，由气液分离器进行气液分离，分离得到的液体由回流泵返回至溶剂再生塔中进行再利用，分离得到的粗酸气进入酸气富集单元进行提浓，以提高酸性气体中硫化氢的浓度。此外，还可降低二氧化碳的含量，提浓后的酸性气体进入后端硫磺回收单元。

[0048] 可见，利用本发明实施例提供的脱硫系统，可以对原料天然气进行脱硫处理，脱除原料天然气中的硫化氢和有机硫，进而使净化气中的总硫含量满足标准。同时，利用闪蒸单元将含有大量二氧化碳的二级闪蒸气返混至净化气中输出，可以降低产品天然气的脱除损耗，实现了高选择性的脱硫处理。

附图说明

[0049] 为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

[0050] 图1为本发明实施例提供的脱硫系统的结构示意图；

[0051] 图2为本发明实施例提供的酸气富集单元的结构示意图。

[0052] 附图标记分别表示：

[0053] 1‑脱硫吸收塔，2净化气分离器，3‑第一贫液循环泵，

[0054] 4‑第一换热器，

[0055] 5‑一级闪蒸组件，51‑一级闪蒸罐，52‑一级精馏柱，

[0056] 6‑二级闪蒸组件，61‑二级闪蒸罐，62‑二级精馏柱，

[0057] 7‑第一分流阀，8‑第二换热器，9‑溶剂再生塔，10‑第一冷却器，[0058] 11‑气液分离器，12‑回流泵，13‑酸气吸收塔，14‑第三换热器，[0059] 15‑酸气再生塔，16‑富液增压泵，17‑第二贫液循环泵，18‑半富液循环泵，[0060] 19‑贫液冷却器，20‑第二分流阀，

[0061] 211‑闪蒸三通阀，212‑再生塔底三通阀，213‑酸气三通阀，

[0062] 22‑过滤组件，23‑第一重沸器，

[0063] 24‑第二重沸器，25‑第二冷却器。

具体实施方式

[0064] 为使本发明的技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明实施方式作进一步地详细描述。

[0065] 一方面，本发明实施例提供了一种脱硫系统，如附图1所示，该脱硫系统包括：依次连接的酸气吸收单元、闪蒸单元、溶剂再生单元、酸气富集单元。

[0066] 其中，酸气吸收单元包括：脱硫吸收塔1、通过管线与脱硫吸收塔1顶部出口连接的净化气分离器2、以及通过管线与脱硫吸收塔1上部进口连接的第一贫液循环泵3。

[0067] 闪蒸单元包括：通过管线依次连接的第一换热器4、闪蒸三通阀211、一级闪蒸组件5、二级闪蒸组件6和第一分流阀7，其中，第一分流阀7的第一出口通过管线与净化气分离器
2的进口连通，第一换热器4的管程进口通过管线与脱硫吸收塔1底部相连，壳程进、出口与再生塔底三通阀212和第一贫液循环泵3相连。

[0068] 溶剂再生单元包括：第二换热器8、溶剂再生塔9、第一冷却器10、气液分离器11、回流泵12。

[0069] 其中，二级闪蒸组件6的液体出口、第二换热器8、溶剂再生塔9的第一上部进口顺次连接；溶剂再生塔9的底部出口、第二换热器8、第一贫液循环泵3顺次连接。

[0070] 溶剂再生塔9的顶部出口、第一冷却器10、气液分离器11、回流泵12、溶剂再生塔9的第二上部进口顺次连接；气液分离器11的气体出口与酸气富集单元连接。

[0071] 本发明实施例提供的脱硫系统的工作原理如下所示：

[0072] 本发明实施例提供的脱硫系统可对原料天然气进行选择性脱硫，在满足净化气中的总硫含量达标的前提下，还能有效解决因二氧化碳过度脱除带来的酸气浓度低及产品气损耗高这两大问题。应用时，可包括以下步骤：

[0073] (a)利用酸气吸收单元进行酸性气体吸收：将含有二氧化碳、硫化氢和有机硫的原料天然气由脱硫吸收塔1的下部进口进料，将脱硫溶剂利用第一贫液循环泵3由脱硫吸收塔1的上部进口进料，在脱硫吸收塔1中，原料天然气与脱硫溶剂逆向接触，利用脱硫溶剂吸收原料天然气中全部的硫化氢、以及绝大部分的有机硫及二氧化碳，形成富液由脱硫吸收塔1的底部出口排出，形成的净化气由脱硫吸收塔1的顶部出口进入净化气分离器2进行气液分离，以分离出净化气中夹带的液体。

[0074] (b)利用闪蒸单元进行多级闪蒸：富液通过第一换热器4预热至设定温度后，在闪蒸三通阀211控制下依次进入一级闪蒸组件5和二级闪蒸组件6进行闪蒸，其中，通过控制闪蒸压力，由一级闪蒸组件5蒸出富液中吸收的大部分烃类和少量二氧化碳，由二级闪蒸组件6继续蒸出富液中剩余的少部分烃类和大部分二氧化碳。由于第一分流阀7与二级闪蒸组件
6连接，二级闪蒸气通过第一分流阀7控制流量返至净化气中，以补偿净化气中因过度脱除二氧化碳造成的产品气损失。

[0075] (c)利用溶剂再生单元进行脱硫溶剂再生：二级闪蒸组件6闪蒸后的富液经第二换热器8换热后进入溶剂再生塔9中进行再生，使其中的酸性气体解吸，形成贫液，达到脱硫溶剂再生的目的。再生的脱硫溶剂，即贫液由溶剂再生塔9的底部出口排至第二换热器8中与二级闪蒸组件6闪蒸后的富液进行换热，然后由第一贫液循环泵3再次循环至脱硫吸收塔1进行再利用。

[0076] (d)利用酸气富集单元进行酸气富集：粗酸气由溶剂再生塔9的顶部出口经第一冷却器10冷却至设定温度后，由气液分离器11进行气液分离，分离得到的液体由回流泵12返回至溶剂再生塔9中进行再利用，分离得到的粗酸气进入酸气富集单元进行提浓，以提高酸性气体中硫化氢的浓度。此外，还可降低二氧化碳的含量，提浓后的酸气进入后端硫磺回收单元。

[0077] 可见，利用本发明实施例提供的脱硫系统，可以对原料天然气进行脱硫处理，脱除原料天然气中的硫化氢和有机硫，进而使净化气中的总硫含量满足标准。同时，利用闪蒸单元将含有大量二氧化碳的二级闪蒸气返至净化气中输出，可以降低产品天然气的脱除损耗，实现了高选择性的脱硫处理。

[0078] 本发明实施例提供的闪蒸单元可以理解为是换热多级闪蒸单元，其包括：第一换热器4、闪蒸三通阀211、一级闪蒸组件5、二级闪蒸组件6和第一分流阀7，第一换热器4的壳程入口与再生塔底三通阀212的其中一个出口连接，壳程出口与第一贫液循环泵3的入口相连，管程入口与脱硫吸收塔1底部的贫液出口相连，管程出口则连接至一级闪蒸组件5上游的闪蒸三通阀211的入口。

[0079] 第一分流阀7分流阀具有第一出口和第二出口，其中，第一出口用于将包含大量二氧化碳的二级闪蒸气返混至净化气中，第二出口用于将部分二级闪蒸气输送至尾气处理单元并放空。根据产品天然气中的二氧化碳的含量来控制分流比，以保证在二氧化碳含量不超标(产品气二氧化碳含量≤3％)的情况下最大限度提高产品气量。

[0080] 脱硫吸收塔1的吸收压力可以为4～8MPa，其可以采用塔板+填料复合结构，塔下半段为板式结构，板数不低于18层，溢流堰高度不低于120mm，塔上半段为填料塔结构，填料高度不低于10m，应设置多点进料以应对不同气质要求。

[0081] 脱硫吸收塔1创造性地采用了填料+板式塔复合结构，既避免了板式塔接触时间不够的缺点，又降低了填料塔容易堵塞的风险。吸收塔下半段采用板式结构，在提供气液吸收反应接触场所的同时，可将原料天然气中夹带的杂质洗去，避免其进入上半段堵塞填料；吸收塔上半段采用填料结构，可有效增加气液接触时间并降低液泛率，从而提高有机硫的脱除率。这种创新设计的吸收塔，兼具板式塔和填料塔的优点，特别适合于有机硫的脱除。

[0082] 净化气分离器2主要是用于分离净化气中夹带的水和脱硫溶剂，例如胺液。气液分离器11包括顶部的气体出口和底部的液体出口。

[0083] 进一步地，如附图2所示，该酸气富集单元包括：酸气吸收塔13、第三换热器14、酸气再生塔15、富液增压泵16、第二贫液循环泵17、半富液循环泵18、贫液冷却器19。

[0084] 其中，酸气吸收塔13的下部进口通过管线与气液分离器11的气体出口连接；

[0085] 酸气吸收塔13的底部出口、第三换热器14、富液增压泵16、酸气再生塔15的上部进口顺次连接；

[0086] 酸气再生塔15的底部出口、第三换热器14、第二贫液循环泵17、贫液冷却器19、酸气吸收塔13的中部进口顺次连接；

[0087] 酸气吸收塔13的下部出口、半富液循环泵18、酸气吸收塔13的上部进口顺次连接。

[0088] 应用时，粗酸气进入酸气吸收塔13，与其中部进口进入的脱硫贫液逆向接触，被脱硫贫液吸收其中大部分硫化氢和部分二氧化碳后，继续上行与自酸气吸收塔13上部进口进入的脱硫半富液逆向接触，进一步脱除其中的硫化氢。剩余气体作为富集尾气从酸气吸收塔13的顶部排出。与此同时，酸气吸收塔13塔底形成的部分富液经第三换热器14换热后，经富液增压泵16进入酸气再生塔15，以使其中的酸气再生，再生酸气经酸气再生塔15的顶部出口进入后端硫磺回收单元。酸气再生塔15中形成的再生脱硫贫液由塔底引出，经第三换热器14与上述富液换热后，再通过贫液冷却器19冷却至设定温度，随后通过第二贫液循环泵17泵入酸气吸收塔13进行循环使用。

[0089] 进一步地，通过半富液循环泵18，将酸气吸收塔13的塔底形成的另一部分富液输送至塔上部，以提高富集尾气中硫化氢的脱除深度，同时利于降低二氧化碳的吸收率。可以理解的是，半富液循环泵18的设置，与传统酸气富集系统是有明显的本质区别的。

[0090] 进一步地，本发明实施例提供的脱硫系统还包括：第二分流阀20，该第二分流阀20的第一出口通过管线与净化气分离器2连接；第二分离阀的进口与酸气吸收塔13的顶部出口连通。

[0091] 通过使用第二分流阀20将酸气吸收塔13的顶部排出的富集尾气进行分流，在产品气不超标的前提下可导入净化气分离器2中作为产品天然气，否则进入尾气处理单元进行处理后放空即可。

[0092] 可以理解的是，本发明实施例中所涉及的尾气主要含氮气、二氧化碳。尾气处理单元主要是把含硫化合物如二氧化硫，硫化氢脱除掉，不能直接排入大气。

[0093] 进一步地，本发明实施例提供的脱硫系统还包括：酸气三通阀213，其中，酸气三通阀213进口与气液分离器11的气体出口连接，两个出口端的其中一个与后端硫磺回收单元连接，另一个与酸气吸收塔13底部的气体入口连接。

[0094] 通过设置酸气三通阀213，以便于控制脱硫过程是否需要采用酸气富集单元，在不需要时，可以使酸气直接进入后端硫磺回收单元。可见，通过上述酸气三通阀213，可跳过酸气富集单元恢复到传统的胺法脱硫工艺，提高脱硫工艺的灵活性。

[0095] 进一步地，在脱硫吸收塔1的底部出口和闪蒸组件的入口之间也设置了闪蒸三通阀211，其入口端连接脱硫吸收塔1的底部，一个出口端连接一级闪蒸罐入口，另一个出口端连接二级闪蒸罐入口，如此可跳过二级闪蒸步骤恢复至传统胺法脱硫工艺，提高脱硫工艺的灵活性。

[0096] 类似的，再生塔底部贫液出口也设置了再生塔底三通阀212，其入口连接再生塔底贫液出口，两个出口端分别连接第二换热器和第二换热器，通过切换三通阀，可选择闪蒸前换热以提高闪蒸效率，或是恢复到传统工艺的再生前换热，进一步提高脱硫工艺的灵活性。

[0097] 本发明实施例中，一级闪蒸组件5包括：一级闪蒸罐51、以及与一级闪蒸罐51的顶部出口连接的一级精馏柱61。

[0098] 通过一级闪蒸罐51进行蒸出富液中吸收的大部分烃类和少量二氧化碳，通过一级精馏柱61对一级闪蒸气进行脱硫处理，使形成的一级闪蒸气可作为厂区燃料气使用。

[0099] 其中，对于一级精馏柱61，可以使用小股贫液(例如，按照闪蒸气在标况下体积流量的1/50)来脱除一级闪蒸气中含有的少量硫化氢，因为一级闪蒸气具有两个去处，一个是3
返回到净化气中，要求返混后净化气硫化氢不能超过6mg/m。另一个去处是进入尾气处理单元或作为厂区燃料气，要求总硫不能超过100ppm，满足以上要求即可。

[0100] 本发明实施例中，二级闪蒸组件6包括：与一级闪蒸罐51的底部出口连通的二级闪蒸罐61；以及与二级闪蒸罐61的顶部出口连接的二级精馏柱62；

[0101] 其中，二级精馏柱62的气体出口与第一分流阀7的进口连通。

[0102] 闪蒸三通阀211的入口与第一换热器4的管程出口相连，闪蒸三通阀211的一个出口与一级闪蒸罐51的入口相连，另一个出口与二级闪蒸罐61的入口相连，用于切换单级闪蒸和多级闪蒸。

[0103] 通过二级闪蒸罐61继续蒸出富液中剩余的少部分烃类和大部分二氧化碳，通过二级精馏柱62对二级闪蒸气进行进一步地脱硫处理，提高其中二氧化碳的浓度。

[0104] 可以理解的是，富液中的二氧化碳的含量远高于有机硫含量，因此，在二级闪蒸时，二氧化碳会更容易闪蒸出来，而有机硫则保留在富液中。本发明实施例通过两级闪蒸的压力差以及不同气体的平衡常数差异，将烃类和二氧化碳分别闪蒸出来。

[0105] 举例来说，一级闪蒸压力为0.6～0.8MPa，二级闪蒸压力为0.2～0.3MPa，闪蒸压力的设置需确保一级闪蒸气中主要含烃类，二级闪蒸气中主要含二氧化碳。

[0106] 另外，上述一级精馏柱61和二级精馏柱62中采用的脱硫溶剂与脱硫吸收塔1中使用的脱硫溶剂相同。

[0107] 本发明实施例利用气液分离器11来对粗酸气进行气液分离，以获得酸水和干燥的粗酸气。酸水通过回流泵12泵入至酸气再生塔15中以补充二次蒸汽消耗的水，粗酸气进入酸气富集单元进行富集后进入硫磺回收单元，或不经富集直接进入硫磺回收单元。

[0108] 进一步地，本发明实施例中，第二换热器8与溶剂再生塔9之间的管线上设置有过滤组件22，以过滤二级闪蒸组件6闪蒸后的富液，除去其中的杂质或油污。其中，该过滤组件22可以包括顺次设置的多级过滤器，例如三级，并且过滤器可以为机械过滤器或活性炭过滤器。

[0109] 具体来说，溶剂再生塔9、酸气再生塔15的下部分别设置有第一重沸器23和第二重沸器24。

[0110] 通过使用第一重沸器23和第二重沸器24，可加热溶液，产生二次蒸汽，以对再生塔中的富液进行提馏，再生出其吸收的酸气，实现溶剂再生。

[0111] 本发明实施例中，酸气吸收塔13采用板式塔结构，吸收压力为60～90KPa，塔板数为20层，吸收贫液可以从第8～12层塔板处进入；塔底设有半富液循环泵18，用以将塔底富液输送至塔顶，确保彻底脱除气流中的硫化氢。酸气吸收塔13中所使用的吸收液可以为有机胺的水溶液，其中，有机胺包括但不限于：甲基二乙醇胺、三乙醇胺、羟乙基乙二胺、叔丁胺基乙氧基乙醇中的一种或几种。

[0112] 进一步地，可以在第一贫液循环泵3与脱硫吸收塔1上部进口之间的管线上设置第二冷却器25，用于将贫液的温度由90℃左右降低至小于40℃，以便于循环使用。其中，第二冷却器25包括但不限于：空冷器和/或水冷器。

[0113] 本发明实施例提供的脱硫系统，具有灵活的工艺切换设计，通过在关键位置设置控制阀来实现：

[0114] 闪蒸三通阀211用于切换单级闪蒸和多级闪蒸；再生塔底三通阀212用于切换常温闪蒸和预热闪蒸；酸气切换阀213用于选择是否采用酸气富集单元；第一分流阀7和第二分流阀20用于控制二氧化碳返混至净化气中的量，通过调节控制阀，可将工艺流程还原为传统胺法脱硫工艺。

[0115] ,另一方面，本发明实施例还提供了一种脱硫方法，其中，该脱硫方法应用上述涉及的任一种脱硫系统。

[0116] 具体地，该方法包括以下步骤：

[0117] 利用酸气吸收单元进行酸性气体吸收：将原料天然气由脱硫吸收塔1的下部进口进料，将脱硫溶剂利用第一贫液循环泵3由脱硫吸收塔1的上部进口进料，在脱硫吸收塔1中，原料天然气与脱硫溶剂逆向接触，利用脱硫溶剂进行脱硫处理，形成的富液由脱硫吸收塔1的底部出口排出，形成的净化气由脱硫吸收塔1的顶部出口进入净化气分离器2进行气液分离。

[0118] 利用闪蒸单元进行多级闪蒸：所述富液通过第一换热器4，与来自溶剂再生塔9的贫液换热升温至设定温度后依次进入一级闪蒸组件5和二级闪蒸组件6进行闪蒸，形成主成分为二氧化碳的二级闪蒸气，二级闪蒸气通过第一分流阀7控制流量返至所述净化气中，以补偿净化气中因脱硫溶剂过度吸收二氧化碳而造成的产品气损失。

[0119] 利用溶剂再生单元进行脱硫溶剂再生：二级闪蒸组件6闪蒸后得到的富液经第二换热器8换热后进入溶剂再生塔9中进行再生，使酸气解吸，形成的再生贫液由溶剂再生塔9的底部出口排至第二换热器8中与二级闪蒸组件6闪蒸后的富液进行换热，然后由第一贫液循环泵3再次循环至脱硫吸收塔1进行再利用；

[0120] 利用酸气富集单元进行酸气富集：所述酸性气体解吸后形成的粗酸气由溶剂再生塔9的顶部出口经第一冷却器10冷却至设定温度后，由气液分离器11进行气液分离，分离得到的液体由回流泵12返回至溶剂再生塔9中进行再利用，分离得到的粗酸气进入酸气富集单元进行提浓。

[0121] 进一步地，该方法还包括酸气富集步骤：粗酸气进入酸气吸收塔13，与脱硫贫液(即，吸收液)逆向接触进行一级脱硫处理，继续上行与自酸气吸收塔13上部进口进入的脱硫半富液逆向接触进行二级脱硫处理(即，深度脱硫处理)。

[0122] 剩余气体作为富集尾气从酸气吸收塔13的顶部排出。

[0123] 酸气吸收塔13塔底形成的部分富液经第三换热器14换热后，经富液增压泵16进入酸气再生塔15，以使酸气再生，再生酸气(又称富集酸气)进入后端硫磺回收单元。

[0124] 酸气再生塔15中形成的再生脱硫贫液由塔底引出，经第三换热器14与酸气吸收塔13塔底形成的富液换热，再通过贫液冷却器19冷却至设定温度，通过第二贫液循环泵17进入酸气吸收塔13进行循环使用。

[0125] 通过半富液循环泵18，将酸气吸收塔13塔底形成的脱硫半富液循环泵18入塔上部，其作为脱硫半富液，以提高富集尾气中硫化氢的脱除深度。

[0126] 本发明实施例中，半富液是指酸气吸收塔13底部的吸收液，例如胺液，其吸收了一些硫化氢和二氧化碳，因此对二氧化碳的吸收能力较弱。通过将半富液打到酸气吸收塔13，是为了保证将富集尾气中的硫化氢尽可能吸收干净，同时又尽量少吸收二氧化碳。本发明实施例将贫液从酸气吸收塔13中段打入，然后用半富液来保证硫化氢不超标，能够有效减少二氧化碳的吸收量以及提高酸气中硫化氢的浓度。

[0127] 本发明实施例提供的脱硫系统及方法中，所使用的脱硫溶剂有机硫脱除率应满足≥90％。该溶剂包括但不限于物理溶剂、化学溶剂及物理化学溶剂，除溶剂主体成分外，还包括但不限于活化剂、抑制剂、阻泡剂等。举例来说，可以使用贫胺液作为脱硫溶剂，以确保硫的脱除率足够高。针对以上两种类型的脱硫溶剂，都能在保证较高有机硫脱除率的同时，降低二氧化碳的脱除率，提高酸气浓度。物理化学溶剂酸气负荷不超过0.55mol/mol(以碱性物质计)；物理溶剂酸气负荷不超过0.8mol/mol(以物理溶剂计)；化学溶剂酸气负荷不超过0.8mol/mol(以碱性物质计)。

[0128] 脱硫吸收塔1中，原料天然气与脱硫溶剂的逆向接触可以在5.0‑7.0MPa压力下进行。

[0129] 二级闪蒸组件6闪蒸后得到的富液经第二换热器8换热后，可以使其温度达到80‑90℃，并且，其进入溶剂再生塔9中进行再生时，再生压力可以为110‑120KPa。

[0130] 酸性气体解吸后形成的贫液的温度自溶剂再生塔9的底部引出时，其温度在120℃左右，例如125℃，其通过第二换热器8与富液换热，温度可降低至90℃左右。

[0131] 进一步地，可以在第一贫液循环泵3与脱硫吸收塔1上部进口之间的管线上设置第二冷却器25，用于将贫液的温度由90℃左右降低至小于40℃，以便于循环使用。其中，第二冷却器25包括但不限于：空冷器和/或水冷器。

[0132] 本发明实施例还通过一具体实例利用本发明的脱硫方法和利用传统胺法工艺对原料天然气进行脱硫，其中所涉及的原料天然气及各中间气的组成可参见表1。

[0133] 表1

[0134] 物料 H2S含量％ CO2含量％ CH4含量％ 有机硫含量mg/m3 流率kmol/h原料气 1.56 4.35 94.09 120 1000一级闪蒸气 0.007 211.212 72.21 8.5 5.13
二级闪蒸气 0.02 78.56 20.212 2.3 22.94
粗酸气 38.65 60.10 1.25 21163 40.1
富集酸气 54.42 44.17 1.41 21105 213.3
富集尾气 1.17 91.81 7.02 1106 17.10
3
净化气(本发明) 2.2mg/m 1.91 98.09 8.5 954.2
3
净化气(常规工艺) 1.5mg/m 0.06 99.94 6.8 937.6

[0135] 由表1可知，采用常规胺法有机硫脱除工艺，因脱硫溶液难以对二氧化碳和有机硫选择性脱除，有机硫脱除率较高时，二氧化碳也几乎全部脱除，在原料天然气中二氧化碳含量为4.35％的情况下，净化气中二氧化碳仅剩余0.06％。

[0136] 采用本发明实施例提供的方法，因二级闪蒸气返混，净化气中二氧化碳的含量提升至1.91％，选择性大大改善。对于一个处理量为400万方/天的中等规模的天然气净化厂来说，每天约减少7.5万方脱除损耗。普通工艺产生的酸气，硫化氢含量为38.65％，而采用本发明实施例提供的方法后，经过多级闪蒸和酸气富集两次提浓，酸气中的硫化氢浓度大幅提高至54.42％，酸气质量改善明显，并且，有机硫脱除率仍大于90％。可见，本发明实施例提供的脱硫系统和方法，相对与传统胺法有机硫脱除工艺，具有较大的优势。

[0137] 以上所述仅是为了便于本领域的技术人员理解本发明的技术方案，并不用以限制本发明。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。