一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置及方法

專利名稱：一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置及方法
技術領域：
本發明涉及石油化工領域，尤其涉及一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置及方法。
背景技術：
隨著石化企業煉制高硫原油的比例逐年增加，液化石油氣、汽油等石油產品的硫含量不斷升高，必須經過脫硫處理，才能達到產品質量標準。液化石油氣中的硫化物不僅含有硫化氫，而且含有硫醇、硫醚、羰基硫、二硫化物等有機硫化物。目前，煉廠普遍采用胺液吸收法脫除液化石油氣中的硫化氫。現有的胺法脫硫化 氫工藝包括胺液吸收和胺液再生，吸收塔通常采用填料塔或篩板塔，再生塔采用板式塔。含硫化氫的液化石油氣與胺液在吸收塔中逆向接觸反應，硫化氫被胺液吸收，脫除硫化氫后的液化氣去脫硫醇單元。含硫富液經再生塔加熱再生成硫化氫與胺，硫化氫去克勞斯單元生產硫磺，胺液循環利用。實際運行過程中，液化氣脫硫化氫單元與干氣脫硫化氫單元共用一個胺液再生系統，胺液受污染的程度大大增加，脫硫系統中攜帶的焦粉、膠質、胺液降解產物、FeS腐蝕產物等雜質在填料塔或篩板塔中不斷粘附、積聚，導致填料或篩孔堵塞、腐蝕，傳質效率下降，進而造成胺液發泡、夾帶、跑損、硫化氫脫除率低、胺液循環量大、能耗高等一系列問題，嚴重影響到后續脫硫醇裝置的正常運行。為提高液化石油氣脫硫化氫效率，石化企業常采取胺液過濾和注消泡劑等手段改善胺液質量。在一定程度上，可以改善傳質效果，但隨著胺液中雜質的累積和消泡劑的不斷流失，胺液質量又會變差，脫硫效率隨之下降，操作不穩定、難度大，而且增加了助劑的消耗費用。從煉廠操作情況看，胺液有效利用率較低，富液硫化氫實際載荷量遠小于理論載荷量。如胺濃度30%的MDEA，理論硫化氫載荷量為51g/L，而目前大部分煉廠富胺液硫化氫的實際載荷量為15-20 g/L，說明工業在用填料吸收塔本身傳質效率不高，大部分胺液在跑龍套，沒有得到充分利用。為保證脫后液化氣產品硫含量合格，可以提高胺液濃度來實現，但胺液發泡、胺液夾帶現象嚴重，造成胺液大量跑損，胺液的成本費用大大增加。同時操作工況波動大、不易控制，國內一般煉廠不采用。通行的做法是保持合適的胺液濃度，提高胺液循環量。雖然可以控制產品硫化氫含量合格，但是泵的電耗大、且增加了胺液再生系統的處理量，再沸器蒸汽能耗較大。專利申請號為200710164582. 7的專利公開了一種具有高硫化氫脫除率的胺液脫硫方法和專用裝置，對再生塔進行上下段分隔，分別增加泵和連接管路進行二級吸收、二級再生，操作能耗降低30%以上。但該專利只對再生塔部分進行了工藝優化，降低了再沸器蒸汽消耗。無法從根本上解決吸收塔傳質效率低、硫化氫脫除率低、填料堵塞、胺液跑損量大的問題。

發明內容
本發明的目的是提供一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置及方法，以解決解決目前液化石油氣胺法脫硫化氫工藝傳質效率低、硫化氫脫除率低、胺液有效利用率低、胺液跑損量大和填料堵塞等技術難題。本發明的目的通過以下技術方案來實現
一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置，包括液膜吸收塔和胺液輸出系統，所述液膜吸收塔頂部連接有混合貧胺液輸入管，上部設有液化石油氣原料輸入管，下部連接有第一分離罐；所述第一分離罐上部設有一級精制液化石油氣輸出管，下部設有一富級胺液輸出管和廢胺液排出口 ；所述一級精制液化石油氣輸出管與二級精制液化石油氣輸入管相連接，二級精制液化石油氣輸入管末端設有第二分離罐，第二分離罐上部設有二級精制液化石油氣輸出管，下端設有二級富胺液輸出管；所述二級精制液化石油氣輸出管末端連接有三級·精制液化石油氣輸入管，三級精制液化石油氣輸入管末端設有聚結器，聚結器上部設有三級精制液化石油氣輸出管，聚結器下部連接有三級富胺液輸出管；所述胺液輸出系統包括再生后貧胺液輸入管、新鮮胺液輸入管和胺液輸入泵，再生后貧胺液輸入管和新鮮胺液輸入管分別與胺液輸入泵相連接，胺液輸入泵與混合貧胺液輸入管相連接。進一步的，所述一富級胺液輸出管、二級富胺液輸出管和三級富胺液輸出管匯聚于同一出口管。所述液膜吸收塔的內芯采用彎曲不銹鋼纖維絲，直徑在O. 1-0. 3mm，材質為304或316L，鎳含量>22%，抗拉強度>1400Mpa，外觀為S形波紋絲，波幅在O. I-IOmm,波峰或波谷間距在l-50mm,表面親水角0-30°。一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，包括以下步驟
1)從液膜吸收塔頂端和上側端分別輸入新鮮胺液或再生后貧胺液、含硫化氫的液化石油氣原料，在液膜吸收塔中進行混合傳質反應。形成的混合相經O. 5 2min通過液膜吸收塔至第一分離罐，停留10 30min，在第一分離罐得到分離的一級精制液化石油氣和一級富胺液；
2)一級精制液化石油氣通過輸出管進入第二分離罐，停留30 60min，得到分離的二級精制液化石油氣和二級富胺液；
3)二級精制液化石油氣通過輸出管進入聚結器，停留I 2min，得到分離的三級精制液化石油氣和三級富胺液，脫胺后三級精制液化石油氣進入脫硫醇單元處理；以及
4)第一分離罐、第二分離罐和聚結器分離后的一級、二級、三級富胺液合并一道，進入胺液再生系統再生，再生后貧胺液返回液膜吸收塔循環使用，所述新鮮胺液或再生后貧胺液的質量濃度為20-50%，溫度為35-40°C。優選的，所述新鮮胺液或再生后貧胺液溫度為40°C。所述新鮮胺液或再生后貧胺液與液化石油氣質量比為50-200%。所述含硫化氫的液化石油氣原料溫度為30-40°C。本發明的有益效果為
1)傳質效率高、硫化氫脫除率高，精制后液化石油氣硫化氫含量<10mg/Nm3；
2)分離效率高，極大減少了胺液的乳化夾帶和跑損；
3)胺液的有效利用率高。在相同液化氣處理量情況下，胺液循環量小，大幅降低了泵電耗和再生蒸汽能耗；
4)胺液回收率高，減少了新鮮胺液的補充量，降低了助劑成本費用。5)大幅降低后續脫硫醇單元預堿洗的堿耗量，提高了脫硫醇裝置的操作穩定性。6)液膜吸收塔操作彈性大、壓降小、抗堵塞性能好，克服了傳統填料塔因雜質積聚堵塞而造成的傳質效率下降、胺液夾帶跑損、操作波動大、沖塔等技術難題。7)與傳統填料塔相比，液膜吸收塔體積減少3-5倍、占地面積小，大大降低設備投資費用。


圖I為本發明實施例所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置的結構示意圖。 圖中
I、液膜吸收塔；2、第一分離罐；3、第二分離罐；4、聚結器；41、液化石油氣原料輸入管；42、混合貧胺液輸入管；43、一級精制石油液化氣輸出管；44、一級富胺液輸出管；45、廢胺液排出口 ；46、二級精制液化石油氣輸入管；47、二級精制液化石油氣輸入管；48、二級富胺液輸出管；49、三級精制液化石油氣輸入管；5、胺液輸入系統；50、三級精制液化石油氣輸出管；51、三級富胺液輸出管；52、再生后貧胺液輸入管；53、新鮮胺液輸入管；6、胺液輸入栗。
具體實施例方式如圖I所示，一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置，包括液膜吸收塔I和胺液輸出系統5，所述液膜吸收塔I頂部連接有混合貧胺液輸入管42，上部設有液化石油氣原料輸入管41，下部連接有第一分離罐2 ;所述第一分離罐2上部設有一級精制液化石油氣輸出管43，下部設有一富級胺液輸出管44和廢胺液排出口 45 ;所述一級精制液化石油氣輸出管43與二級精制液化石油氣輸入管46相連接，二級精制液化石油氣輸入管46末端設有第二分離罐3，第二分離罐3上部設有二級精制液化石油氣輸出管47，下端設有二級富胺液輸出管48 ;所述二級精制液化石油氣輸出管47末端連接有三級精制液化石油氣輸入管49，三級精制液化石油氣輸入管49末端設有聚結器4，聚結器4上部設有三級精制液化石油氣輸出管50，聚結器4下部連接有三級富胺液輸出管51 ;所述胺液輸出系統5包括再生后貧胺液輸入管52、新鮮胺液輸入管53和胺液輸入泵6，再生后貧胺液輸入管52和新鮮胺液輸入管53分別與胺液輸入泵6相連接，胺液輸入泵6與混合貧胺液輸入管42相連接。所述一富級胺液輸出管44、二級富胺液輸出管48和三級富胺液輸出管51匯聚于同一出口管。所述液膜吸收塔I的內芯采用彎曲不銹鋼纖維絲，直徑在O. 1-0. 3_，不銹鋼材質為304或316L，鎳含量>22%，抗拉強度>1400Mpa，外觀為S形波紋絲，波幅在O. I-IOmm,波峰或波谷間距在l_50mm，表面親水角0-30°。一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，包括以下步驟
I)從液膜吸收塔頂端和上側端分別輸入新鮮胺液或再生后貧胺液、含硫化氫的液化石油氣原料，在液膜吸收塔中進行混合傳質反應。形成的混合相經O. 5 2min通過液膜吸收塔至第一分離罐，停留10 30min，在第一分離罐得到分離的一級精制液化石油氣和一級富胺液；2)一級精制液化石油氣通過輸出管進入第二分離罐，停留30 60min，得到分離的二級精制液化石油氣和二級富胺液；
3)二級精制液化石油氣通過輸出管進入聚結器，停留I 2min，得到分離的三級精制液化石油氣和三級富胺液，脫胺后三級精制液化石油氣進入脫硫醇單元處理；以及
4)第一分離罐、第二分離罐和聚結器分離后的一級、二級、三級富胺液合并一道，進入胺液再生系統再生，再生后貧胺液返回液膜吸收塔循環使用。所述新鮮胺液或再生后貧胺液的質量濃度為20-50%，溫度為35_40°C。所述新鮮胺液或再生后貧胺液與液化石油氣質量比為50-200%。所述含硫化氫的液化石油氣原料溫度為 30-40°C。應用實例 實際生產時，通過再生后貧胺液輸入管52和新鮮胺液輸入管53分別將溫度為35-45°C的再生后貧胺液和溫度為20-40°C的新鮮胺液，經胺液輸入泵6和混合貧胺液輸入管42輸入至液膜吸收塔I，流經、潤濕纖維表面形成液膜，貧胺液(MDEA)的質量濃度為20-50%。將溫度為30_45°C的含硫化氫的液化石油氣從原料輸入管41輸入至液膜吸收塔1，與a步驟輸入的貧胺液混合為混合相，混合相經O. 5 2min通過液膜吸收塔I至第一分離罐2，在第一分離罐2得到分離的一級精制液化石油氣和一級富胺液，其中貧胺液進料量(重量)為液化石油氣原料進料量(重量)的50-200%。精制液化石油氣在分離罐3停留10 30min，然后從一級精制液化石油氣輸出管43中輸出后，經二級精制液化石油氣輸入管46進入第二分離罐3中，停留30 60min，將攜帶的微量胺液沉降分離，得到分離的二級精制液化石油氣和二級富胺液。從二級精制液化石油氣輸出管47出來的液化石油氣經過三級精制液化石油氣輸入管進入聚結器，停留I 2min，進一步脫除液化氣中溶解度的富胺液，得到分離的三級精制液化石油氣和三級富胺液。分離后的三級精制液化石油氣進入脫硫醇單元處理。第一分離罐2、第二分離罐3、聚結器4分離后的第一富胺液、第二富胺液、第三富胺液合并一道，進入胺液再生系統處理。再生后貧胺液返回液膜吸收塔循環使用。胺液降解產生的廢液從第一分離罐2廢液排出口 45排出處理。具體脫硫化氫裝置和設定的技術參數及精制產品檢測結果如下
當催化液化石油氣原料流量為200L/h時，測定原料中硫化氫含量為12000mg/Nm3，進料溫度為37. 6°C，壓力I. 49 MPa，胺液流量為80L /h，循環胺液濃度為25%，在液膜吸收塔內反應時間為I. 17min，在第一分離罐精制液化石油氣停留時間為lOmin，第二分離罐停留30min,聚結器停留2. Omin,精制石腦油經過檢測硫化氫含量為8. 9mg/Nm3,脫除率達到99. 9%，殘液含量測不出。當催化液化石油氣原料流量為400L/h時，測定原料中硫化氫含量為12000mg/Nm3，進料溫度為37. 6°C，壓力I. 49 MPa，胺液流量為150L /h，循環胺液濃度為25%，在液膜吸收塔內反應時間為O. 59min，在第一分離罐精制液化石油氣停留時間為12min，第二分離罐停留30min，聚結器停留I. lmin，精制石腦油經過檢測硫化氫含量為7. 6mg/Nm3，脫除率達到99.9%，殘液含量為O. Olml (胺液)/L (液化氣)。本發明的脫硫化氫裝置和脫硫化氫方法，也可以用于輕汽油等輕質油品的精制，在此就不一一列舉其技術參數。
雖然以上僅描述了本發明的具體實施方式
范例，但是本領域的技術人員應當理解，這些僅是舉例說明，本發明的保護范圍是由所附權利要求書限定的。本領域的技術人員在不背離本發明的原理和實質的前提下， 可以對這些實施方式做出多種變更或修改，但這些變更或修改均落入本發明的保護范圍。
權利要求
1.一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置，包括液膜吸收塔(I)和胺液輸出系統(5)，其特征在于液膜吸收塔(I)頂部連接有混合貧胺液輸入管(42 )，液膜吸收塔(I)上部設有液化石油氣原料輸入管(41)，液膜吸收塔(I)下部連接有第一分離罐(2);第一分離罐(2)上部設有一級精制液化石油氣輸出管(43)，第一分離罐(2)下部設有一富級胺液輸出管(44)和廢胺液排出口(45)，一級精制液化石油氣輸出管(43)與二級精制液化石油氣輸入管(46)連接，二級精制液化石油氣輸入管(46)末端設有第二分離罐(3)，第二分離罐(3)上部設有二級精制液化石油氣輸出管(47)，第二分離罐(3)下端設有二級富胺液輸出管(48)，二級精制液化石油氣輸出管(47)末端連接有三級精制液化石油氣輸入管(49)，三級精制液化石油氣輸入管(49)末端設有聚結器(4)，聚結器(4)上部設有三級精制液化石油氣輸出管(50)，聚結器(4)下部連接有三級富胺液輸出管(51);胺液輸出系統(5)包括再生后貧胺液輸入管(52)、新鮮胺液輸入管(53)和胺液輸入泵(6)，再生后貧胺液輸入管(52)和新鮮胺液輸入管(53)分別與胺液輸入泵(6)相連接，胺液輸入泵(6)與混合貧胺液輸入管(42)相連接。
2.根據權利要求I所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置，其特征在于所述一富級胺液輸出管(44)、二級富胺液輸出管(48)和三級富胺液輸出管(51)匯聚于同一出口管。
3.根據權利要求2所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置，其特征在于所述液膜吸收塔(I)的內芯采用彎曲不銹鋼纖維絲，直徑在0. 1-0. 3mm，材質為304或316L，鎳含量>22%,抗拉強度>1400Mpa，外觀為S形波紋絲，波幅在0. I-IOmm,波峰或波谷間距在l_50mm，表面親水角0-30°。
4.一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，其特征在于，包括以下步驟 1)從液膜吸收塔頂端和上側端分別輸入新鮮胺液或再生后貧胺液、含硫化氫的液化石油氣原料，在液膜吸收塔中進行混合傳質反應，形成的混合相經0. 5 2分鐘通過液膜吸收塔至第一分離罐，停留10 30分鐘，在第一分離罐得到分離的一級精制液化石油氣和一級富胺液； 2)一級精制液化石油氣通過輸出管進入第二分離罐，停留30 60min，得到分離的二級精制液化石油氣和二級富胺液； 3)二級精制液化石油氣通過輸出管進入聚結器，停留I 2min，得到分離的三級精制液化石油氣和三級富胺液，脫胺后三級精制液化石油氣進入脫硫醇單元處理；以及 4)第一分離罐、第二分離罐和聚結器分離后的一級、二級、三級富胺液合并一道，進入胺液再生系統再生，再生后貧胺液返回液膜吸收塔循環使用。
5.根據權利要求4所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，其特征在于所述新鮮胺液或再生后貧胺液的質量濃度為20-50%，溫度為35-40°C。
6.根據權利要求5所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，其特征在于所述新鮮胺液或再生后貧胺液溫度為40°C。
7.根據權利要求4所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，其特征在于所述新鮮胺液或再生后貧胺液與液化石油氣質量比為50-200%。
8.根據權利要求7所述的一種脫除液化石油氣中硫化氫的方法，其特征在于所述含硫化氫的液化石油氣原料溫度為30-40°C。
全文摘要
本發明涉及一種脫除液化石油氣中硫化氫的裝置及方法，所述裝置包括液膜吸收塔和胺液輸出系統。所述方法包括從液膜吸收塔頂端和上側端分別輸入新鮮胺液或再生后貧胺液，在第一分離罐得到分離的一級精制液化石油氣和一級富胺液；得到分離的二級精制液化石油氣和二級富胺液；二得到分離的三級精制液化石油氣和三級富胺液，脫胺后三級精制液化石油氣進入脫硫醇單元處理；以及進入胺液再生系統再生。本發明的有益效果傳質效率高、硫化氫脫除率高分離效率高，胺液的有效利用率高，克服了傳統填料塔因雜質積聚堵塞而造成的傳質效率下降、胺液夾帶跑損、操作波動大、沖塔等技術難題。
文檔編號C10L3/12GK102757832SQ20121026957
公開日2012年10月31日 申請日期2012年7月31日 優先權日2012年7月31日
發明者喻武鋼, 夏桂友, 祁永生, 聶通元, 蔡喜洋, 賀立明 申請人:寧波中一石化科技有限公司