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      一種煉廠胺液脫硫方法

      文檔序號:10479158閱讀:315來源:國知局
      一種煉廠胺液脫硫方法
      【專利摘要】本發(fā)明涉及一種煉廠胺液脫硫方法,主要解決現(xiàn)有技術(shù)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(nèi)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(nèi)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(jīng)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(huán)使用,溶劑再生塔塔頂出來的酸性氣經(jīng)氣液分離等處理后至硫磺回收等裝置。本發(fā)明方法可有效降低脫硫劑循環(huán)量及再生量,達到節(jié)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(shù)領域
      [0001]本發(fā)明屬于石油煉化技術(shù)領域,具體的涉及一種煉廠胺液脫硫方法。
      【背景技術(shù)】
      [0002]在煉化生產(chǎn)過程中,原料油經(jīng)過一次和二次加工后,其中部分硫化物轉(zhuǎn)化為H2S,H2S最終進入到干氣、汽油、液化石油氣等產(chǎn)品中。如果這些含硫產(chǎn)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(huán)境污染,進而危害人體健康。近年來,隨著國民經(jīng)濟的發(fā)展,石油需求量越來越大,使得國內(nèi)煉廠對高硫原油和劣質(zhì)原油的加工量不斷增大,在生產(chǎn)中副產(chǎn)大量的含硫產(chǎn)品,增加了脫硫的負荷。另一方面,為減少硫化物排放對環(huán)境的污染,國家對燃油產(chǎn)品的質(zhì)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(jié)構(gòu)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(zhì)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(tǒng)的操作成本、能耗和投資都是比較高的。

      【發(fā)明內(nèi)容】

      [0004]本發(fā)明的目的就是為了解決上述技術(shù)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(jīng)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(jīng)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(huán)使用,塔頂出來的酸性氣經(jīng)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(huán)使用。
      [0009]優(yōu)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(yōu)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(yōu)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(jīng)富液換熱器(C)換熱冷卻至30-50。。。
      [0012]更優(yōu)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(yōu)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(yōu)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(yōu)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(yōu)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(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)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(huán)量及再生量,達到節(jié)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(wǎng)絡,充分利用現(xiàn)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(wěn)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??;(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(fā)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(shù)人員充分理解本發(fā)明的技術(shù)方案和有益效果,下面結(jié)合具體實施例和附圖對本發(fā)明進行進一步說明。本發(fā)明并不僅限于以下實施例。
      [0020]本發(fā)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(xiàn)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(tài)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(zhì)塔結(jié)構(gòu),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(xiàn)有熱源與冷源,不需單獨增加換熱器的優(yōu)點。富液閃蒸罐D(zhuǎn)采用高溫低壓閃蒸方式以保證裝置穩(wěn)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(fā)明所使用的機栗采用節(jié)能型化工流程栗并配以節(jié)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(guī)定進行保溫,盡量減少熱損失。本發(fā)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(zhì)量分數(shù)為15-45%,還可根據(jù)需要向其中添加其他組份。
      [0021]來自某石化企業(yè)的催化裂化裝置的產(chǎn)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(yè)對脫硫后產(chǎn)品的質(zhì)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(zhì)。干氣中的酸性物質(zhì)(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(jīng)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(huán)使用。溶劑再生塔塔頂出來的酸性氣經(jīng)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(huán)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(shù)其他各步驟均與實施例1相同,具體參數(shù)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(shù)其他各步驟均與實施例1相同,具體參數(shù)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(shù)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(shù)其他各步驟均與實施例1相同,具體參數(shù)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(yè)的催化裂化裝置的產(chǎn)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(yè)對脫硫后產(chǎn)品的質(zhì)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(fā)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(fā)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(huán)至干氣脫硫塔的貧液流量由串聯(lián)前的15000kg/h減少為12000kg/h,減少貧胺液循環(huán)量3000kg/h,也減少了富液的再生量,貧液循環(huán)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(jié)省了14%的能耗。
      【主權(quán)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(jīng)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(jīng)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(huán)使用,塔頂出來的酸性氣經(jīng)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(huán)使用。2.如權(quán)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(quán)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(quán)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(jīng)富液換熱器(C)換熱冷卻至30-50°C。5.如權(quán)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(quán)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(quán)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(quán)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(quán)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(fā)明人】鄢烈祥, 孫珊珊, 史彬
      【申請人】武漢理工大學
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