一種煉廠胺液脫硫方法
【專利摘要】本發明涉及一種煉廠胺液脫硫方法，主要解決現有技術中低H2S負荷的富吸收劑利用不充分、能耗高、效率較低的問題，該方法包括以下步驟：a含H2S的第一煉廠氣在第一煉廠氣脫硫塔(A)內與脫硫劑逆流接觸得到凈化第一煉廠氣物流和低H2S負荷的富液；b第二煉廠氣在第二煉廠氣脫硫塔(B)內與來自第一煉廠氣脫硫塔的部分/全部低H2S負荷富液、補充的脫硫劑逆流接觸，得到凈化第二煉廠氣物流和高H2S負荷的富液；c高H2S負荷的富液依次經過富液換熱器(C)、富液閃蒸罐(D)和溶劑再生塔(F)再生后進入第一煉廠氣脫硫塔(A)循環使用，溶劑再生塔塔頂出來的酸性氣經氣液分離等處理后至硫磺回收等裝置。本發明方法可有效降低脫硫劑循環量及再生量，達到節能降耗、減少有效資源的浪費、降低投資的目的。
【專利說明】
一種煉廠胺液脫硫方法
技術領域
[0001]本發明屬于石油煉化技術領域，具體的涉及一種煉廠胺液脫硫方法。
【背景技術】
[0002]在煉化生產過程中，原料油經過一次和二次加工后，其中部分硫化物轉化為H2S,H2S最終進入到干氣、汽油、液化石油氣等產品中。如果這些含硫產品脫硫不達標，作為石油化工原料或燃料使用時將會導致設備、管道的腐蝕，最終造成環境污染，進而危害人體健康。近年來，隨著國民經濟的發展，石油需求量越來越大，使得國內煉廠對高硫原油和劣質原油的加工量不斷增大，在生產中副產大量的含硫產品，增加了脫硫的負荷。另一方面，為減少硫化物排放對環境的污染，國家對燃油產品的質量要求也越來越嚴格。
[0003]常用的脫硫劑通常為可再生的含水吸收劑，目前，煉廠胺液脫硫的流程結構大體上可分為兩類:一類是將脫硫吸收部分分散在各配套裝置上，溶劑在各裝置進行分散再生；另一類是將脫硫吸收部分分散在各配套裝置，富溶劑集中到同一再生塔中集中再生。由于多股煉廠氣物流的H2S濃度或脫H2S的操作條件不同，脫除后所排出的富液的H2S負荷存在差另IJ，這兩類流程都沒有考慮貧富流股的質量交換問題，更重要的是，這兩種方法都沒有充分利用低H2S負荷的富吸收劑的吸收潛力，脫硫系統的操作成本、能耗和投資都是比較高的。
【發明內容】
[0004]本發明的目的就是為了解決上述技術問題，提供一種能耗小、吸收劑再生效率高、能充分利用低H2S負荷的富吸收劑吸收潛力的煉廠胺液脫硫方法。
[0005]—種煉廠胺液脫硫方法，包括以下步驟:
[0006]①第一煉廠氣脫硫:含H2S的第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)下部，與從塔上部來的可再生脫硫劑逆流接觸，得到凈化的第一煉廠氣物流和低H2S負荷的富液；
[0007]②第二煉廠氣脫硫:含H2S的第二煉廠氣進入第二煉廠氣脫硫塔(B)下部，步驟①得到的部分或全部低H2S負荷的富液和補充的可再生脫硫劑進入第二煉廠氣脫硫塔(B)上部，兩者逆流接觸得到凈化的第二煉廠氣物流和高H2S負荷的富液；
[0008]③溶劑再生:步驟②得到的高H2S負荷的富液依次經過富液換熱器(C)和富液閃蒸罐(D)，由再生塔進料栗(E)升壓后進入溶劑再生塔(F)再生，溶劑再生塔(F)塔底設有重沸器(G)，塔底出來的貧液經富液換熱器(C)和溶劑儲罐(H)后送入第一煉廠氣脫硫塔(A)作為脫硫劑循環使用，塔頂出來的酸性氣經再生塔酸性氣冷卻器(I)冷卻后進入酸性氣分液罐(J)進行氣液分離，酸性氣分液罐(J)頂部的酸性氣送入硫磺回收裝置，底部的液相送入溶劑再生塔(F)循環使用。
[0009]優選的，步驟①中第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)的進料溫度為30_40°C，第一煉廠氣脫硫塔(A)的操作溫度為35-45°C，操作壓力為l_2MPa。
[0010]優選的，步驟②中第二煉廠氣進入第二煉廠氣脫硫塔(B)的進料溫度為30-40°C，第二煉廠氣脫硫塔(B)的操作溫度為35-45°C，操作壓力為0.8-lMPa。
[0011]優選的，步驟③中高H2S負荷的富液在富液換熱器(C)中的換熱溫度為80-110°C，之后進入富液閃蒸罐(D)閃蒸脫氣，接著由再生塔進料栗(E)升壓至0.1-0.3MPa后送入溶劑再生塔(F)再生，溶劑再生塔(F)的操作溫度為90-110°C，操作壓力為0.03-0.1MPa，重沸器(G)維持塔底溫度110-130°C，溶劑再生塔(F)出來的貧液經富液換熱器(C)換熱冷卻至30-50。。。
[0012]更優選的，第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)的進料溫度為33°C，第一煉廠氣脫硫塔的操作溫度為30°C，第一煉廠氣脫硫塔的操作壓力為1.2MPa，第二煉廠氣進第二煉廠氣脫硫塔的進料溫度為35°C，第二煉廠氣脫硫塔的操作溫度為38°C，第二煉廠氣脫硫塔的操作壓力為0.9MPa，富液換熱器(C)中的換熱溫度為90°C，再生塔進料栗(E)將富液升壓至0.3MPa后進入溶劑再生塔(F)，重沸器(G)維持塔底溫度為120°C。
[0013]優選的，低H2S負荷的富液進入第二煉廠氣脫硫塔(B)前先進行降壓閃蒸脫除部分烴類，以減少帶入第二煉廠氣脫硫塔(B)的烴類組份。
[0014]優選的，所述富液換熱器(C)為兩股物流逆流換熱的雙物流換熱器，所述富液閃蒸罐(D)采用高溫低壓閃蒸方式，所述重沸器(G)熱源由0.4MPa蒸汽提供。
[0015]優選的，所述可再生脫硫劑為15_45wt%的鏈烷醇胺水溶液，包括單乙醇胺水溶液、二乙醇胺水溶液和N-甲基二乙醇胺水溶液。
[0016]優選的，所述第一煉廠氣脫硫塔(A)、第二煉廠氣脫硫塔(B)和溶劑再生塔(F)為填料塔、篩板塔以及泡罩塔中的一種。
[0017]本發明與現有技術相比，具有以下有益效果:(I)充分利用低H2S負荷的富吸收劑的吸收潛力，降低脫硫劑循環量及再生量，達到節能降耗的目的；(2)富液換熱器使用雙物流換熱器形成換熱網絡，充分利用現有熱源與冷源，不需單獨增加換熱器，進一步降低能耗；(3)富液閃蒸罐采用高溫低壓閃蒸，既能保證裝置操作穩定又能降低再生酸性氣烴含量，有效減少資源的浪費；(4)再生塔重沸器采用低壓蒸汽作為熱源，一來防止重沸器管束壁溫過高造成溶劑的熱降解，二來整體能耗小；(5)同一H2S負荷的富吸收劑集中再生，再生效率高，同時能減少投資。
【附圖說明】
[0018]圖1為本發明煉廠胺液脫硫方法的流程示意圖。
【具體實施方式】
[0019]為使本領域普通技術人員充分理解本發明的技術方案和有益效果，下面結合具體實施例和附圖對本發明進行進一步說明。本發明并不僅限于以下實施例。
[0020]本發明提供的煉廠胺液脫硫工藝流程如圖1所示，其中A為第一煉廠氣脫硫塔，B為第二煉廠氣脫硫塔，C為富液換熱器，D為富液閃蒸罐，E為再生塔進料栗，F為溶劑再生塔，G為重沸器，H為溶劑儲罐，I為酸性氣冷卻器，J為酸性氣分液罐，I為第一煉廠氣，2為第一脫硫劑，3為低H2S負荷脫硫劑，4為凈化第一煉廠氣，5為第二脫硫劑，6為第二煉廠氣，7為凈化第二煉廠氣，8為高H2S負荷脫硫劑，9為已加熱富液，10為氣態烴，11為閃蒸富液，12為再生富液，13為再生貧液，14為已冷卻貧液，15為塔頂酸性氣，16為冷卻酸性氣，17為酸性氣至硫磺回收，18為酸性水回流，19為貧液補充。第一煉廠氣脫硫塔A、第二煉廠氣脫硫塔B以及溶劑再生塔F可以是任何一種有效的傳質塔結構，例如填料塔、篩板塔、泡罩塔等。富液換熱器C為兩股物流逆流換熱的雙物流換熱器，其具有可充分利用現有熱源與冷源，不需單獨增加換熱器的優點。富液閃蒸罐D采用高溫低壓閃蒸方式以保證裝置穩定操作，降低再生酸性氣烴含量。溶劑再生塔F塔底設置的重沸器G的熱源由0.4MPa蒸汽提供，以防止重沸器管束壁溫過高，造成溶劑的熱降解。本發明所使用的機栗采用節能型化工流程栗并配以節能型電機，可有效提高機栗及電機的效率，各設備、各管線嚴格按有關標準規定進行保溫，盡量減少熱損失。本發明所使用的可再生脫硫劑為含有弱堿的含水混合物，所述弱堿可為鏈烷醇胺(例如單乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基二乙醇胺等)，弱堿組分的質量分數為15-45%，還可根據需要向其中添加其他組份。
[0021]來自某石化企業的催化裂化裝置的產品一干氣和液化氣，進行脫H2S精制，其中干氣含有1.39wt%H2S和8.15wt%ra2，液化氣含有1.35wt%H2S。該石化企業對脫硫后產品的質量要求為:凈化干氣中H2S < 150mg/m3，凈化液化氣中H2S < 50mg/m3。
[0022]實施例1
[0023]脫硫工藝過程如下:
[0024]以30000kg/h的進料量、35°C的進料溫度、1.3MPa的進料壓力將液化氣送入第一煉廠氣脫硫塔(A)下部，塔的操作溫度為35 0C，操作壓力為1.112MPa，使其與從塔上部輸入的濃度為30^%的吸收劑MDEA(N-甲基二乙醇胺)逆流接觸，充分吸收后得到凈化的液化氣物流(H2S = 5mg/m3 < 50mg/m3)和低H2S負荷的富液。
[0025]以49001113/11的進料量、38°(:的進料溫度、1.010^的進料壓力將干氣送入第二煉廠氣脫硫塔(B)下部，塔的操作溫度為360C，操作壓力為0.85MPa，將來自第一煉廠氣脫硫塔(A)塔釜的部分或全部低H2S負荷的富液和補充的可再生吸收劑N-甲基二乙醇胺(MDEA)送入第二煉廠氣脫硫塔(B)上部，兩者逆流接觸進行傳質。干氣中的酸性物質(H2SXO2)等被脫硫劑吸收，得到凈化的干氣物流(H2S= 10mg/m3 < 150mg/m3)和高H2S負荷的富液。
[0026]高H2S負荷的富液至富液換熱器(C)換熱至90°C后進入富液閃蒸罐(D)，經閃蒸脫氣后由再生塔進料栗(E)升壓至0.31MPa進入溶劑再生塔(F)再生，溶劑再生塔(F)的操作溫度為100°C，操作壓力為0.06MPa，溶劑再生塔(F)塔底設有重沸器(G)，維持塔底溫度115°C，溶劑再生塔底出來的貧液送至富液換熱器(C)換熱冷卻至38°C后進入溶劑儲罐(H)，之后送入第一煉廠氣脫硫塔(A)作為脫硫劑循環使用。溶劑再生塔塔頂出來的酸性氣經再生塔酸性氣冷卻器(I)冷卻后進入酸性氣分液罐(J)進行氣液分離后送至硫磺回收裝置，再生酸性氣分液罐底部的液相返回溶劑再生塔上部回流循環使用。損耗的吸收劑由裝置外來的貧劑補充。
[0027]實施例2
[0028]本實施例脫硫工藝除了操作參數其他各步驟均與實施例1相同，具體參數如下:吸收劑濃度45wt%，液化氣進料量30000kg/h，進料溫度30°C，進料壓力1.1MPa，液化氣脫硫塔的操作溫度350C，操作壓力IMPa，干氣進料量4900m3/h，進料溫度30°C，進料壓力0.9MPa，干氣脫硫塔德操作溫度35°C，操作壓力0.8MPa，富液換熱器溫度80°C，再生塔進料栗(E)升壓至0.1MPa，溶劑再生塔操作溫度90°C，操作壓力0.03MPa，重沸器維持塔底溫度110°C，富液換熱器換熱冷卻溫度30 °C。
[0029]實施例3
[0030]本實施例脫硫工藝除了操作參數其他各步驟均與實施例1相同，具體參數如下:吸收劑濃度15wt%，液化氣進料量30000kg/h，進料溫度40°C，進料壓力2.1MPa，液化氣脫硫塔的操作溫度45°C，操作壓力2MPa，干氣進料量4900m3/h，進料溫度40°C，進料壓力I.IMPa，干氣脫硫塔德操作溫度45°C，操作壓力IMPa，富液換熱器溫度110°C，再生塔進料栗(E)升壓至
0.3MPa，溶劑再生塔操作溫度110°C，操作壓力0.1MPa，重沸器維持塔底溫度130°C，富液換熱器換熱冷卻溫度50 °C。
[0031 ] 實施例4
[0032]本實施例脫硫工藝的操作參數與實施例1相同，在操作步驟做如下改進:液化氣脫硫塔塔底抽出的低H2S負荷的富吸收劑進入一富液閃蒸罐進行降壓閃蒸，壓力為0.26MPa，此時富液中含有的部分烴類被閃蒸出，避免進入干氣脫硫塔，脫除部分烴類的低H2S負荷的富吸收劑送入干氣脫硫塔。
[0033]實施例5
[0034]本實施例脫硫工藝除了操作參數其他各步驟均與實施例1相同，具體參數如下:采用吸收劑濃度為3 2 w t %，液化氣進入液化氣脫硫塔的進料溫度為3 3 °C，液化氣進料量30000kg/h，進料壓力I.3MPa，液化氣脫硫塔的操作溫度30°C，操作壓力為I.2MPa，充分吸收后得到凈化的液化氣物流(H2S = 2mg/m3 < 50mg/m3)，干氣進第二煉廠氣脫硫塔的進料溫度為35°C，干氣進料量為4900m3/h，干氣脫硫塔的操作溫度為38°C，操作壓力為0.9MPa，充分吸收脫硫后，得到凈化的干氣物流(H2S = 3mg/m3< 150mg/m3)和高H2S負荷的富液。富液換熱器(C)中的換熱溫度為90°C，再生塔進料栗(E)將富液升壓至0.3MPa后進入溶劑再生塔(F)，重沸器(G)維持塔底溫度為120°C。
[0035]實施例6
[0036]來自某石化企業的催化裂化裝置的產品一干氣和液化氣，進行脫硫化氫精制，其中干氣含有0.25wt %H2S和0.54wt%C02，液化氣含有0.27wt %H2S。該石化企業對脫硫后產品的質量要求為:凈化干氣中H2S < 150mg/m3，凈化液化氣中H2S < 50mg/m3。
[0037]采用本發明的脫硫方法進行脫硫，操作條件為:吸收劑為30^%的單乙醇胺水溶液，液化氣進料量為24388kg/h，進料溫度32 °C，進料壓力1.4MPa，操作溫度32 V、操作壓力
1.213MPa ；干氣進料量為4366m3/h，進料溫度38°C，進料壓力1.0MPa，操作溫度35 °C、操作壓力0.95MPa;富液換熱器溫度90 °C，升壓壓力0.26MPa，溶劑再生塔操作溫度105 °C、操作壓力
0.1MPa，重沸器維持塔底溫度123°C，換熱冷卻溫度38°C。
[0038]為了進行對比，我們將同樣的干氣和液化氣在相同的操作條件下(與前述實施例6條件相同)分別進行脫硫，脫硫后的富液合并后再集中再生，此時干氣脫硫塔脫硫所需貧液量為15000kg/h，液化氣脫硫塔脫硫所需貧液量為3000kg/h，合并后吸收劑的再生量為18000kg/h。而采用本發明方法(利用液化氣脫硫富液進一步吸收干氣中的1125)來自再生塔的循環至干氣脫硫塔的貧液流量由串聯前的15000kg/h減少為12000kg/h，減少貧胺液循環量3000kg/h，也減少了富液的再生量，貧液循環栗能耗及再生塔重沸器負荷也因此降低，其中重沸器負荷由串級使用前的2748MJ/h減少為237OMJ/h，減少了 378MJ/h，較之間節省了14%的能耗。
【主權項】
1.一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于，包括以下步驟: ①第一煉廠氣脫硫:含H2S的第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)下部，與從塔上部來的可再生脫硫劑逆流接觸，得到凈化的第一煉廠氣物流和低H2S負荷的富液； ②第二煉廠氣脫硫:含H2S的第二煉廠氣進入第二煉廠氣脫硫塔(B)下部，步驟①得到的部分或全部低H2S負荷的富液和補充的可再生脫硫劑進入第二煉廠氣脫硫塔(B)上部，兩者逆流接觸得到凈化的第二煉廠氣物流和高H2S負荷的富液； ③溶劑再生:步驟②得到的高H2S負荷的富液依次經過富液換熱器(C)和富液閃蒸罐(D)，由再生塔進料栗(E)升壓后進入溶劑再生塔(F)再生，溶劑再生塔(F)塔底設有重沸器(G)，塔底出來的貧液經富液換熱器(C)和溶劑儲罐(H)后送入第一煉廠氣脫硫塔(A)作為脫硫劑循環使用，塔頂出來的酸性氣經再生塔酸性氣冷卻器(I)冷卻后進入再生酸性氣分液罐(J)進行氣液分離，再生酸性氣分液罐(J)頂部的酸性氣送入硫磺回收裝置，底部的液相送入溶劑再生塔(F)循環使用。2.如權利要求1所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:步驟①中第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)的進料溫度為30-40°C，第一煉廠氣脫硫塔(A)的操作溫度為35-45°C，操作壓力為l_2MPa。3.如權利要求1所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:步驟②中第二煉廠氣進入第二煉廠氣脫硫塔(B)的進料溫度為30-40°C，第二煉廠氣脫硫塔(B)的操作溫度為35-45°C，操作壓力為0.8-lMPa。4.如權利要求1所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:步驟③中高H2S負荷的富液在富液換熱器(C)中的換熱溫度為80-110°C，之后進入富液閃蒸罐(D)閃蒸脫氣，接著由再生塔進料栗(E)升壓至0.1-0.3MPa后送入溶劑再生塔(F)再生，溶劑再生塔(F)的操作溫度為90-110°C，操作壓力為0.03-0.110^，重沸器(6)維持塔底溫度110-130°(:，溶劑再生塔卬)出來的貧液經富液換熱器(C)換熱冷卻至30-50°C。5.如權利要求1所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:第一煉廠氣進入第一煉廠氣脫硫塔(A)的進料溫度為33°C，第一煉廠氣脫硫塔的操作溫度為30°C，第一煉廠氣脫硫塔的操作壓力為1.2MPa，第二煉廠氣進第二煉廠氣脫硫塔的進料溫度為35°C，第二煉廠氣脫硫塔的操作溫度為38°C，第二煉廠氣脫硫塔的操作壓力為0.9MPa，富液換熱器(C)中的換熱溫度為90°C，再生塔進料栗(E)將富液升壓至0.3MPa后進入溶劑再生塔(F)，重沸器(G)維持塔底溫度為120 °C。6.如權利要求1所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:低H2S負荷的富液進入第二煉廠氣脫硫塔(B)前先進行降壓閃蒸脫除部分烴類，以減少帶入第二煉廠氣脫硫塔(B)的烴類組份。7.如權利要求1-6任一項所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:所述富液換熱器(C)為雙物流換熱器，所述富液閃蒸罐(D)采用高溫低壓閃蒸方式，所述重沸器(G)熱源由0.4MPa蒸汽提供。8.如權利要求1-6任一項所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:所述可再生脫硫劑為15-45wt %的鏈烷醇胺水溶液，包括單乙醇胺水溶液、二乙醇胺水溶液和N-甲基二乙醇胺水溶液。9.如權利要求1-6任一項所述的一種煉廠胺液脫硫方法，其特征在于:所述第一煉廠氣脫硫塔(A)、第二煉廠氣脫硫塔(B)和溶劑再生塔(F)為填料塔、篩板塔以及泡罩塔中的一種。
【文檔編號】B01D53/96GK105833680SQ201610255895
【公開日】2016年8月10日
【申請日】2016年4月22日
【發明人】鄢烈祥, 孫珊珊, 史彬
【申請人】武漢理工大學