液化氣脫硫醇鹼液氧化再生方法及裝置的製作方法
2023-04-23 14:53:06 1
專利名稱：液化氣脫硫醇鹼液氧化再生方法及裝置的製作方法
技術領域：
本發明專利涉及一種液化氣脫硫醇鹼液氧化再生新工藝。該脫硫醇鹼液氧化再生工 藝屬於石油、天然氣加工領域產品精製工藝。
背景技術：
液化氣精製過程中，通常通過鹼洗工藝脫除其中的硫醇，以達到液化氣總硫含量達 到國家標準或企業內控標準要求。鹼洗以後，液化氣中的硫醇與氫氧化鈉反應生成了硫 醇鈉，有效濃度下降，需要再生。通常採用鹼洗工藝所產生的鹼渣(工業上對富含硫醇 鈉的氫氧化鈉水溶液的俗稱)通常通過氧化實現再生，在催化劑磺化酞氰鈷等作用下， 硫醇鈉與氧氣反應，產生氫氧化鈉和二硫化物。將二硫化物從氫氧化鈉水溶液中分離， 再生鹼液可循環用於液化氣脫硫醇。
但常規鹼液氧化裝置實際運行時，再生鹼液中氫氧化鈉和二硫化物無法得到完全或 較完全的分離。其中仍含有3000-12000ppm的二硫化物。再生鹼液中二硫化物會進入到 液化氣中，導致脫硫後的液化氣總硫超標。由於二硫化物濃度是逐步累積的，需要經常 更換鹼液才能得到控制。因此鹼渣的排放量較大。
為了提高氧化速率，常規鹼液氧化再生通常在55-65'C下進行。在這種溫度下，產 生的二硫化物基本上隨著尾氣揮發，通常很難成液相與鹼液分離。揮發的二硫化物是汙 染性惡臭氣體，需要進入瓦斯爐焚燒處理。
目前工業上普遍應用的工藝是如下流程(包括脫硫醇和鹼液氧化再生，見附圖l) 液化氣從抽提塔底進入到填料抽提塔，與再生後循環使用的鹼液逆向接觸，完成脫硫醇。 液化氣從塔頂出，進入水洗罐，經過水洗脫除微量的夾帶鹼液後，以精製液化氣出裝置。 脫硫醇後的鹼液從填料抽提塔底出，經過加熱升溫到55。C以上後，全部去氧化再生塔， 從氧化塔底部進入。空氣也從側底部進入到氧化塔，通過一根氣體分布管，將空氣分散 成多股氣流，在塔中藉助填料進行氣液相混合，完成硫醇鈉的部分氧化轉化。鹼液、尾 氣從塔頂出，進入到二硫化物分離罐，完成氣一液分離。大部分二硫化物隨尾氣揮發， 進入到尾氣焚燒系統。少量的二硫化物混在鹼液中，經過二硫化物罐1-5小時的沉降後 鹼液從罐底部出，經過換冷和鹼液循環泵升壓後，去抽提塔繼續脫硫醇。
再生鹼液中採用催化劑磺化酞氰鈷。濃度一般在100-200ppm左右。 由於二硫化物的微乳化，經過沉降後仍無法得到明顯分離。鹼液中的二硫化物隨著
循環周期的延長，逐步累積，增加到5000-12000ppm。此時，這部分鹼液的二硫化物已 經足以使得脫硫醇後的液化氣中，二硫化物濃度也升高100-400ppm，導致產品總硫超標。 需要更換部分或全部鹼液。這一周期一般在30-IOO天之間，嚴重時在30天以內。
由於鹼液中二硫化物升高的原因，脫硫效果呈現出周期性的升高波動趨勢，並且鹼 渣的排放量也較大。在產品質量指標和環保性方面存在一時難以排解的矛盾。 對如何去除或降低再生鹼液中的二硫化物含量，也有一些相關的研究。 如美國環球油品公司在專利CN87101298提出，使再生鹼液中二硫化物還原成硫醇 的兩種方法1 )用帶載體的金屬催化劑的氫化；2 )電化學還原。該工藝技術複雜， 工業應用實用性差。
美國梅裡切姆公司在CN85103113中，敘述了含有硫醇鹽的鹼液再生的改進工藝。 使需要再生的、含有適當氧化催化劑的鹼液在反應區與含氧溶劑接觸。反應區是由在管 道內縱向排列的許多纖維所構成，含氧溶劑與所述鹼液是互不混溶的。當這兩個互不混 溶的液體同時流過反應區時，它們互相接觸，鹼液中的硫醇鹽氧化為二硫化物，並且二 硫化物同時被萃取到溶劑中。但該方法由於需要空氣與萃取溶劑烴類物質直接接觸，存 在安全上的風險。未見工業實際應用的例子。
工業上有將氧化過程與再生後的鹼液反萃取過程分離應用的實例。但反萃取只能將 鹼液中30%左右二硫化物萃取出來，效果有限。並且需要處理含硫烴類溶劑，流程延長， 操作成本增加。因此，此類工業裝置不多。
專利CN1632072中，提出一種採用液一液劑鹼抽提和固定床催化氧化相結合進行輕 質油品脫硫醇的技術。它主要採用液一液劑鹼抽提和固定床催化氧化再生工藝相結合的 方式，達到對液化氣和其它輕烴類精製的目的。但事實上二硫化物產生於氧化過程，微 乳化溶解於鹼液中的狀態與催化劑關係不大。因此，也不能從根本上解決問題。
發明內容
本發明所要解決的首要技術問題是針對上述現有技術現狀而提供一種液化氣脫硫 醇鹼液氧化再生方法，其工藝方法更加合理，使鹼液中二硫化物濃度能夠得到有效控制， 鹼液的使用周期大大延長，鹼渣排放量有較大幅度的降低,而方法容易實施。
本發明所要解決的另一個技術問題是針對上述現有技術現狀而提供一種液化氣脫 硫醇鹼液氧化再生裝置，其工藝結構方法更加合理，使鹼液中二硫化物濃度能夠得到有 效控制，鹼液的使用周期大大延長，鹼渣排放量有較大幅度的降低，對傳統的線路改造 十分簡單容易，且容易操作實施。本發明解決上述首要技術問題所採用的技術方案為 一種液化氣脫硫醇鹼液氧化再 生方法，脫硫醇後的鹼液，其中硫醇鈉採用催化劑，在空氣或富氧空氣作用下轉化成氫 氧化鈉和二硫化物，分離後，從而得到再生的鹼液，進行循環利用，其特徵在於所述的 脫硫醇後的鹼液小部分去氧化再生，得到再生的鹼液，然後與大部分脫硫醇後的鹼液合併 摻混，循環去脫硫醇反應器。
所述的脫硫醇後的鹼液大部分與小部分之間比例在1~50。
進一步改進，所述的富氧空氣，氧氣濃度為23-99% (體積)。這樣能使鹼液中的硫 醇得到充分氧化，並使硫組分容易分離出來，提高脫硫效果。所述的富氧空氣，優選氧 氣濃度為25-45% (體積)，便於實際在生產上應用。
進一步改進，所述的富氧空氣通過位於氧化塔底部的氣體分布板分散成0.1-8mm的 氣泡，與脫硫醇後的鹼液進行氣液相接觸反應。與填料分散相比，氣一液相接觸面積大 大擴大，氧化轉化速率提高約5倍以上。
再改進，所述的脫硫醇後的鹼液小部分去氧化再生時候，採用增大氧化塔設計，比現 行常規氧化塔大0.5 5倍的塔體積，延長平均停留時間。可進一步增加鹼液和空氣的停留時 間，加大氧化深度，使得硫醇鈉的轉化效率提高。
再改進，所述的氧化再生其氧化溫度在25 45。C，待再生的鹼液不需要加熱，再生後也 不需要冷卻，節省能源，降低操作費用。
最後，所述的氧化後產生的二硫化物以液體形式浮於鹼液液面之上，通過傾潷分離；極 少量的二硫化物混在鹼液中，經過二硫化物分離罐罐1.5~20小時的沉降後，完成進一步的分 離。鹼液從底部出，與來自抽提塔底部的鹼液混合後，經過鹼液循環泵升壓後，去抽提塔繼 續脫硫醇。
分離出的二硫化物通過吸附精製和雙氧水氧化方法轉化為甲基磺酸。可作為化工原料使 用，用於電鍍行業，達到綜合利用的效果。見申請專利號96115789.5的文獻，分離出的二 硫化物，加入20%的雙氧水，加熱到50-6(TC,在催化劑的作用下，進行氧化反應，經提純、 蒸發濃縮，得到65%左右的甲基磺酸水溶液。
再生鹼液中採用催化劑磺化酞氰鈷或者雙核酞菁鈷磺酸銨，其濃度一般在100-200ppm 左右。
本發明解決上述另一個技術問題所採用的技術方案為 一種液化氣脫硫醇鹼液氧化 再生裝置，原料液化氣輸送到抽提塔的原料進口，抽提塔的上部氣相出口連接到水洗罐的 進口，水洗罐的上部氣相出口引出精製液化氣，水洗罐的下部液相出口引出鹼性汙水，抽提 塔下部的液相出口至少需要連接到氧化塔的原料進口，氧化塔的下部氧化氣進口引入富氧空 氣或空氣，氧化塔的上部出口將經過氧化反應後的鹼液輸送連接到二硫化物分離罐，二硫化物分離罐上部為氧化氣體的出口 ，其特徵在於所述的抽提塔下部的液相出口還需要通過管道 和循環鹼液壓力控制調節閥與另一管道從二硫化物分離罐下部出口過來的脫硫後鹼液或者 補充的新鮮鹼液匯合，再通過鹼液循環泵和循環管道連接到抽提塔上部的鹼液進口，循環管 道上設置有排放鹼渣的排渣口 。
作為改進，所述的抽提塔下部的液相出口通過鹼液流量控制閥再連接到氧化塔的原料進m。
非常有益的改進是，所述氧化塔為空塔結構；也可以在氧化塔內加入規整填料、塔 板或其它任意形狀有助於改善空氣或鹼液分布的塔內件。
有益的改進是，所述氣體分布器採用氣體分布板或分布管或氣體分布半球型頭，氣
體分布孔直徑在0.1um-3mm。
與現有技術相比，本發明的優點在於液化氣脫硫醇鹼液氧化再生方法和裝置，其工
藝方法和結構更加合理科學，具體體現如下
(1) 通過採用富氧空氣、提高氣體分散度、減少氧化鹼液的流量、擴大氧化塔容積， 實現深度氧化，使得硫醇鈉一次通過氧化塔後的轉化率提高。在減少進入氧化塔鹼液量 的前提下，仍能夠保證循環鹼液中硫醇鈉濃度不升高。
(2) 由於僅僅需要少量的鹼液氧化再生就能夠保證鹼液的硫平衡。大部分鹼液可以 直接自循環去脫硫醇。再生鹼液中二硫化物不可避免要升高，但自循環鹼液中沒有二硫 化物的升高。二者摻混後，其中的二硫化物濃度較低，並顯著低於常規工藝的全流量氧 化工藝。由於鹼液中二硫化物濃度能夠得到有效控制，鹼液的使用周期大大延長。鹼渣 排放量有較大幅度的降低。
(3)特別是在氧化塔和鹼液循環泵之間增加一條跨線，並在此跨線上增加鹼液流量控 制閥。使得大部分鹼液不經過氧化再生而直接循環用作脫硫醇，其中的二硫化物濃度不 再增加，但硫醇鈉濃度隨著每次循環有所提高。脫硫醇鹼液只有部分進入氧化塔再生， 但由於硫醇鈉單程轉化率提高,氧化塔硫醇鈉轉化總能力大於或等於脫硫醇後鹼液中硫 增加總量，保證鹼液中硫平衡，鹼液中硫化鈉與二硫化物均維持較低水平，可實現長周 期使用。自循環鹼液與氧化再生後的鹼液合併混合後，其中的二硫化物濃度比再生鹼液 中低；硫醇鈉濃度比自循環鹼液低。鹼液中二硫化物和硫醇鈉濃度的累積趨勢得到有效 控制，達到合格鹼液的使用標準。
總之，該工藝方法和結構更加合理，對傳統的線路改造十分簡單容易，且容易操作， 實施容易，成本低，效果好，經濟效益突出。
圖1是傳統液化氣脫硫醇及鹼液常規全流量氧化再生工藝圖； 圖2是本發明的液化氣脫硫醇及鹼液部分氧化再生工藝圖3是圖2的局部放大圖。
具體實施例方式
以下結合實施例對本發明作進一步詳細描述。
如圖2-3所示意， 一種液化氣脫硫醇鹼液氧化再生裝置，原料液化氣l輸送到抽提 塔2的原料進口，抽提塔2的上部氣相出口連接到水洗罐3的進口，水洗罐的上部氣相出口 引出精製液化氣4，水洗罐3的下部液相出口引出鹼性汙水5，抽提塔2下部的液相出口至 少需要通過鹼液流量控制閥6連接到氧化塔7的原料進口 ，氧化塔7的下部氧化氣進口引入 富氧空氣或空氣8，氧化塔7的上部出口將經過氧化反應後的鹼液輸送連接到二硫化物分離 罐9， 二硫化物分離罐9上部為氧化氣體的出口 10，其關鍵之處在於抽提塔2下部的液相出 口還需要通過管道12和循環鹼液壓力控制調節閥11與另一管道13從二硫化物分離罐下部 出口過來的脫硫後鹼液或者補充的新鮮鹼液匯合，再通過鹼液循環泵14和循環管道15連接 到抽提塔2上部的鹼液進口，循環管道上設置有排放鹼渣的排渣口 16。氧化塔7比現行常規 氧化塔大0.5~5倍以上的塔體積，延長平均停留時間。而且在氧化塔安裝了一個微孔分布板， 氣體分布孔直徑在0.1um-3mm，富氧空氣從底部進入到氧化塔，通過該分布板分散成為直 徑l-8mm的均勻氣泡，氧化塔為拆除了填料的空塔結構。與填料分散相比，氣一液相接觸面 積大大擴大，氧化轉化速率提高約5倍以上。也可以在氧化塔內加入規整填料、塔板或其它 任意形狀有助於改善空氣或鹼液分布的塔內件，以進一步提高傳質效果。富氧空氣優選氧 氣濃度為25-45% (體積)。
實施例h
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為730mg/m 其中硫 醇硫為700 mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13。/。wt，硫醇鈉濃 度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為820ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃度 160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為87 mg/m 其中硫醇硫為9 mg/m3 。
鹼液從抽提塔底部出，經過循環跨線及壓力控制調節閥，其中的6t/h經過鹼液循環 泵加壓，直接去抽提塔。
另外2t/h經過流量控制閥後，再經過換熱器升溫到55 — 6(TC，從下部進入到氧化塔。
約40NM7h的空氣也從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為40 M3，塔底部裝有氣體分布板， 分布板的孔徑為O. 2mm。塔內裝有不鏽鋼規整填料。鹼液在塔中氧化後，與尾氣從塔頂 出。進入到二硫化物分離罐。從分離罐底部出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為13.8。/。wt，硫 醇鈉濃度為1.3%， 二硫化物濃度為3300ppm，催化劑磺化酞氰鈷濃度160ppm。
該部分鹼液經過換冷降溫到35。C後，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提 塔。進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.67%， 二硫化物濃度為1440ppm。
按照上述流程連續運行40天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.85%， 二硫 化物濃度為1560ppm。精製液化氣中的總硫基本保持在70-130 mg/rr^之間，滿足產品質 量要求。
二硫化物分離罐中沒有液體二硫化物出現。氧化塔尾氣中二硫化物濃度9.2—9.9% v,環保汙染較重。
實施例2:
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為750mg/m 其中硫 醇硫為720mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13。/。wt，硫醇鈉濃 度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為800ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃度 160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為 83mg/m氣其中硫醇硫為12 mg/m3 。
鹼液從抽提塔底部出，經過循環跨線及壓力控制調節閥，其中的6t/h經過鹼液循環 泵增壓，直接去抽提塔。
其餘2t/h鹼液經過流量控制閥後，從下部進入到氧化塔。約13.5NM7h的3(B富氧空 氣也從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為20M3,塔內沒有填料，塔底部裝有氣體分布板， 分布板的孔徑為O. 2mm。鹼液在塔中氧化後，與尾氣從塔頂出。進入到二硫化物分離罐。 從分離罐底部出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為13.6。/。wt，硫醇鈉濃度為1.2%， 二硫化物濃 度為2700ppm，催化劑磺化酞氰鈷濃度160ppm。
該部分鹼液不需要換冷，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提塔。進入抽 提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.65%， 二硫化物濃度為1275卯m
按照上述流程連續運行40天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.55-1.70%， 二硫化物濃度為1100-1300ppm。精製液化氣中的總硫基本保持在60-100mg/i^之間，滿 足產品質量要求。二硫化物分離罐中有液體二硫化物積聚；氧化塔尾氣中二硫化物濃度 0.5—0.8%v,環保汙染大大減輕。
按照上述流程連續運行40天後，從二硫化物分離罐分離出液相二硫化物，回收速率 平均llkg/h.
與實施例l比較，氣體分布器替代填料分散、富氧空氣、氧化溫度常溫;效果液體二硫 化物可以回收,尾氣中二硫化物濃度大大降低。
實施例3:
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為710mg/m 其中硫 醇硫為685 mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13.P/。wt，硫醇鈉 濃度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為780ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃 度160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為 71mg/mS，其中硫醇硫為11 mg/m3。
鹼液從抽提塔底部出，經過循環跨線及壓力控制調節閥，其中的6t/h經過鹼液循環 泵增壓，直接去抽提塔。
另外2t/h經過流量控制閥後，從中上部進入到氧化塔。約10.4NM7h的30y。富氧空氣 也從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為20 M3，塔底部裝有氣體分布板,分布板的孔徑為 0.2mm。鹼液在塔中氧化後，從塔底部出，進入到二硫化物分離罐。尾氣與二硫化物從塔 頂出。，進入到二硫化物分離罐。從分離罐底部出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為14。/。wt， 硫醇鈉濃度為1.3%, 二硫化物濃度為2500ppm，催化劑磺化酞氰鈷濃度160ppm。
該部分鹼液不需要換冷，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提塔。進入抽 提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.67%， 二硫化物濃度為1210ppm
按照上述流程連續運行40天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.55-1.70%， 二硫化物濃度為1050-1250ppm。精製液化氣中的總硫基本保持在60-100 mg/n^之間，滿 足產品質量要求。二硫化物分離罐中沒有液體二硫化物出現。氧化塔尾氣中二硫化物濃 度0.5—0.8^v，環保汙染很輕。
按照上述流程連續運行40天後，從二硫化物分離罐分離出液相二硫化物,回收速率 平均10.5kg/h.
與實施例2比較，鹼液與空氣逆流,效果基本相同。
實施例4:
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為670mg/m 其中硫 醇硫為648mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13.5。/。wt，硫醇鈉 濃度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為780ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃
度160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為 89mg/m 其中硫醇硫為10 mg/m3。
鹼液從抽提塔底部出，經過循環跨線及壓力控制調節閥，其中的6t/h經過鹼液循環 泵增壓，直接去抽提塔。
其餘2t/h鹼液經過流量控制闠後，從下部進入到氧化塔。18醒7h的30。/。富氧空氣也 從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為20 M夂塔底部裝有氣體分布板，分布板的孔徑為 6.0mm。鹼液在塔中氧化後，與尾氣從塔頂出。進入到二硫化物分離罐。從分離罐底部 出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為13.9Q/。wt，硫醇鈉濃度為1.4%， 二硫化物濃度為2970ppm。
該部分鹼液不需要換冷，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提塔。進入抽 提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.7%， 二硫化物濃度為1380ppm
按照上述流程連續運行25天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.7-1.9%， 二 硫化物濃度為1500-1600ppm。精製液化氣中的總硫上升到110-150 mg/mS之間，產品質 量開始卡邊。
二硫化物分離罐中有液體二硫化物出現。氧化塔尾氣中二硫化物濃度0.8 — 1.2^v， 環保汙染較輕。
按照上述流程連續運行25天後，從二硫化物分離罐分離出液相二硫化物，回收速率 平均8.3kg/h。
與實施例2比較,氣體分布器孔徑大;效果再生鹼液使用周期縮短。 實施例5:
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為690mg/i^，其中硫 醇硫為673 mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13.4。/。wt，硫醇鈉 濃度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為7卯ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃 度160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為 63mg/m3，其中硫醇硫為8 mg/m3。
鹼液從抽提塔底部出，經過循環跨線及壓力控制調節閥，其中的6t/h經過鹼液循環 泵增壓，直接去抽提塔。
其餘2t/h鹼液經過流量控制閥後，從下部進入到氧化塔。約5. 3固7h的95。/。富氧空氣 也從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為20 M3,塔底部裝有氣體分布板，分布板的孔徑為 0.2mm。鹼液在塔中氧化後，與尾氣從塔頂出。進入到二硫化物分離罐。從分離罐底部 出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為13.9。/。wt，硫醇鈉濃度為0.8%， 二硫化物濃度為1017ppm，
催化劑磺化酞氰鈷濃度160ppm。
該部分鹼液不需要換冷，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提塔。進入抽 提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.55%， 二硫化物濃度為1010ppm
按照上述流程連續運行4天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度為1.55-1.70%， 二硫化物濃度為800-1200ppm。精製液化氣中的總硫基本保持在60-100 mg/ri^之間，滿 足產品質量要求。氧化塔尾氣中二硫化物濃度0.5—0.7 %v.
按照上述流程連續運行4天後，從二硫化物分離罐分離出液相二硫化物，回收速率平 均12kg/h.
與實施例2比較,氧氣濃度提高到95%，效果:再生鹼液中的二硫化物濃度進一步降低， 脫硫效果更好。
對照例
進料量為35t/h的液化氣，從抽提塔下部進；液化氣中總硫含量為700mg/m 其中硫 醇硫為655 mg/m3。
進料量為8t/h的鹼液，從抽提塔上部進。鹼液中氫氧化鈉濃度為13。/。wt，硫醇鈉濃 度為1.8% (以硫計算)，二硫化物濃度為800ppm (以硫計算)，催化劑磺化酞氰鈷濃度 160ppm。
在抽提塔中完成大部分硫醇的脫除後，液化氣經過水洗出裝置。液化氣中總硫為80 mg/m3,其中硫醇硫為8 mg/m3。
鹼液從抽提塔底部出，經過換熱器升溫到55—6(TC，以8t/h的全流量從下部進入到 氧化塔。約40NMVh的空氣也從氧化塔底部進入。氧化塔的體積為40M 塔內裝有不鏽鋼 規整填料。塔底部裝有氣體分布管，氣體分布孔的孔徑為12mm。鹼液在塔中氧化後，與 尾氣從塔頂出。進入到二硫化物分離罐。從分離罐底部出的鹼液中，氫氧化鈉濃度為 13.3%wt，硫醇鈉濃度為1.6%， 二硫化物濃度為3840ppm，催化劑磺化酞氰鈷濃度160ppm。 氧化塔尾氣中二硫化物濃度6 — 11 % v
該部分鹼液經過換冷降溫到35'C後，與自循環鹼液混合，經過循環泵升壓後去抽提 塔。按照上述流程連續運行7天後，進入抽提塔前的鹼液，硫醇鈉濃度升高到1.96%， 二 硫化物濃度升高到3980ppm。精製液化氣中的總硫基本上升到150-170mg/r^之間，不能 滿足產品質量要求。需要用新鹼液更換這部分再生鹼液。
可見常規氧化工藝與實施例l對照，特徵是採用空氣加熱和全氧化填料塔，但是再生 鹼液使用周期短。
實施例6:
在一個帶槳葉式攪拌的500升反應釜中，加入實例3中分離出的二硫化物100公斤,在 緩慢加入180公斤20%的雙氧水，攪拌下30分鐘加熱到55-6(TC,反應2小時，得到41%左 右的甲基磺酸水溶液。可作為初級化工原料使用。
使二硫化物生產甲基磺酸。
權利要求
1.一種液化氣脫硫醇鹼液氧化再生方法，脫硫醇後的鹼液，其中硫醇鈉採用催化劑，在空氣或富氧空氣作用下轉化成氫氧化鈉和二硫化物，分離後，從而得到再生的鹼液，進行循環利用，其特徵在於所述的脫硫醇後的鹼液小部分去氧化再生，得到再生的鹼液，然後與大部分脫硫醇後的鹼液合併摻混，循環去脫硫醇反應器。
全文摘要
一種液化氣脫硫醇鹼液氧化再生方法，脫硫醇後的鹼液，其中硫醇鈉採用催化劑，在空氣或富氧空氣作用下轉化成氫氧化鈉和二硫化物，分離後，從而得到再生的鹼液，進行循環利用，其特徵在於所述的脫硫醇後的鹼液小部分去氧化再生，得到再生的鹼液，然後與大部分脫硫醇後的鹼液合併摻混，循環去脫硫醇反應器。本發明還公開了相關的裝置。該工藝方法和結構更加合理，對傳統的線路改造十分簡單容易，且容易操作，實施容易，成本低，效果好，經濟效益突出。
文檔編號B01D53/96GK101371967SQ20071007100
公開日2009年2月25日 申請日期2007年8月24日 優先權日2007年8月24日
發明者銘 王, 聶通元 申請人:寧波中一石化科技有限公司