CN105833680A - 一种炼厂胺液脱硫方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种炼厂胺液脱硫方法，主要解决现有技术中低H2S负荷的富吸收剂利用不充分、能耗高、效率较低的问题，该方法包括以下步骤：a含H2S的第一炼厂气在第一炼厂气脱硫塔(A)内与脱硫剂逆流接触得到净化第一炼厂气物流和低H2S负荷的富液；b第二炼厂气在第二炼厂气脱硫塔(B)内与来自第一炼厂气脱硫塔的部分/全部低H2S负荷富液、补充的脱硫剂逆流接触，得到净化第二炼厂气物流和高H2S负荷的富液；c高H2S负荷的富液依次经过富液换热器(C)、富液闪蒸罐(D)和溶剂再生塔(F)再生后进入第一炼厂气脱硫塔(A)循环使用，溶剂再生塔塔顶出来的酸性气经气液分离等处理后至硫磺回收等装置。本发明方法可有效降低脱硫剂循环量及再生量，达到节能降耗、减少有效资源的浪费、降低投资的目的。

Description

一种炼厂胺液脱硫方法
技术领域
本发明属于石油炼化技术领域，具体的涉及一种炼厂胺液脱硫方法。
背景技术
在炼化生产过程中，原料油经过一次和二次加工后，其中部分硫化物转化为H2S，H2S最终进入到干气、汽油、液化石油气等产品中。如果这些含硫产品脱硫不达标，作为石油化工原料或燃料使用时将会导致设备、管道的腐蚀，最终造成环境污染，进而危害人体健康。近年来，随着国民经济的发展，石油需求量越来越大，使得国内炼厂对高硫原油和劣质原油的加工量不断增大，在生产中副产大量的含硫产品，增加了脱硫的负荷。另一方面，为减少硫化物排放对环境的污染，国家对燃油产品的质量要求也越来越严格。
常用的脱硫剂通常为可再生的含水吸收剂，目前，炼厂胺液脱硫的流程结构大体上可分为两类：一类是将脱硫吸收部分分散在各配套装置上，溶剂在各装置进行分散再生；另一类是将脱硫吸收部分分散在各配套装置,富溶剂集中到同一再生塔中集中再生。由于多股炼厂气物流的H2S浓度或脱H2S的操作条件不同，脱除后所排出的富液的H2S负荷存在差别，这两类流程都没有考虑贫富流股的质量交换问题，更重要的是，这两种方法都没有充分利用低H2S负荷的富吸收剂的吸收潜力，脱硫系统的操作成本、能耗和投资都是比较高的。
发明内容
本发明的目的就是为了解决上述技术问题，提供一种能耗小、吸收剂再生效率高、能充分利用低H2S负荷的富吸收剂吸收潜力的炼厂胺液脱硫方法。
一种炼厂胺液脱硫方法，包括以下步骤：
①第一炼厂气脱硫：含H2S的第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)下部，与从塔上部来的可再生脱硫剂逆流接触，得到净化的第一炼厂气物流和低H2S负荷的富液；
②第二炼厂气脱硫：含H2S的第二炼厂气进入第二炼厂气脱硫塔(B)下部，步骤①得到的部分或全部低H2S负荷的富液和补充的可再生脱硫剂进入第二炼厂气脱硫塔(B)上部，两者逆流接触得到净化的第二炼厂气物流和高H2S负荷的富液；
③溶剂再生：步骤②得到的高H2S负荷的富液依次经过富液换热器(C)和富液闪蒸罐(D)，由再生塔进料泵(E)升压后进入溶剂再生塔(F)再生，溶剂再生塔(F)塔底设有重沸器(G)，塔底出来的贫液经富液换热器(C)和溶剂储罐(H)后送入第一炼厂气脱硫塔(A)作为脱硫剂循环使用，塔顶出来的酸性气经再生塔酸性气冷却器(I)冷却后进入酸性气分液罐(J)进行气液分离，酸性气分液罐(J)顶部的酸性气送入硫磺回收装置，底部的液相送入溶剂再生塔(F)循环使用。
优选的，步骤①中第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)的进料温度为30-40℃，第一炼厂气脱硫塔(A)的操作温度为35-45℃，操作压力为1-2MPa。
优选的，步骤②中第二炼厂气进入第二炼厂气脱硫塔(B)的进料温度为30-40℃，第二炼厂气脱硫塔(B)的操作温度为35-45℃，操作压力为0.8-1MPa。
优选的，步骤③中高H2S负荷的富液在富液换热器(C)中的换热温度为80-110℃，之后进入富液闪蒸罐(D)闪蒸脱气，接着由再生塔进料泵(E)升压至0.1-0.3MPa后送入溶剂再生塔(F)再生，溶剂再生塔(F)的操作温度为90-110℃，操作压力为0.03-0.1MPa，重沸器(G)维持塔底温度110-130℃，溶剂再生塔(F)出来的贫液经富液换热器(C)换热冷却至30-50℃。
更优选的，第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)的进料温度为33℃，第一炼厂气脱硫塔的操作温度为30℃，第一炼厂气脱硫塔的操作压力为1.2MPa，第二炼厂气进第二炼厂气脱硫塔的进料温度为35℃，第二炼厂气脱硫塔的操作温度为38℃，第二炼厂气脱硫塔的操作压力为0.9MPa，富液换热器(C)中的换热温度为90℃，再生塔进料泵(E)将富液升压至0.3MPa后进入溶剂再生塔(F)，重沸器(G)维持塔底温度为120℃。
优选的，低H2S负荷的富液进入第二炼厂气脱硫塔(B)前先进行降压闪蒸脱除部分烃类，以减少带入第二炼厂气脱硫塔(B)的烃类组份。
优选的，所述富液换热器(C)为两股物流逆流换热的双物流换热器，所述富液闪蒸罐(D)采用高温低压闪蒸方式，所述重沸器(G)热源由0.4MPa蒸汽提供。
优选的，所述可再生脱硫剂为15-45wt％的链烷醇胺水溶液，包括单乙醇胺水溶液、二乙醇胺水溶液和N-甲基二乙醇胺水溶液。
优选的，所述第一炼厂气脱硫塔(A)、第二炼厂气脱硫塔(B)和溶剂再生塔(F)为填料塔、筛板塔以及泡罩塔中的一种。
本发明与现有技术相比，具有以下有益效果：(1)充分利用低H2S负荷的富吸收剂的吸收潜力，降低脱硫剂循环量及再生量，达到节能降耗的目的；(2)富液换热器使用双物流换热器形成换热网络，充分利用现有热源与冷源，不需单独增加换热器，进一步降低能耗；(3)富液闪蒸罐采用高温低压闪蒸，既能保证装置操作稳定又能降低再生酸性气烃含量，有效减少资源的浪费；(4)再生塔重沸器采用低压蒸汽作为热源，一来防止重沸器管束壁温过高造成溶剂的热降解，二来整体能耗小；(5)同一H2S负荷的富吸收剂集中再生，再生效率高，同时能减少投资。
附图说明
图1为本发明炼厂胺液脱硫方法的流程示意图。
具体实施方式
为使本领域普通技术人员充分理解本发明的技术方案和有益效果，下面结合具体实施例和附图对本发明进行进一步说明。本发明并不仅限于以下实施例。
本发明提供的炼厂胺液脱硫工艺流程如图1所示，其中A为第一炼厂气脱硫塔，B为第二炼厂气脱硫塔，C为富液换热器，D为富液闪蒸罐，E为再生塔进料泵，F为溶剂再生塔，G为重沸器，H为溶剂储罐，I为酸性气冷却器，J为酸性气分液罐，1为第一炼厂气，2为第一脱硫剂，3为低H2S负荷脱硫剂，4为净化第一炼厂气，5为第二脱硫剂，6为第二炼厂气，7为净化第二炼厂气，8为高H2S负荷脱硫剂，9为已加热富液，10为气态烃，11为闪蒸富液，12为再生富液，13为再生贫液，14为已冷却贫液，15为塔顶酸性气，16为冷却酸性气，17为酸性气至硫磺回收，18为酸性水回流，19为贫液补充。第一炼厂气脱硫塔A、第二炼厂气脱硫塔B以及溶剂再生塔F可以是任何一种有效的传质塔结构，例如填料塔、筛板塔、泡罩塔等。富液换热器C为两股物流逆流换热的双物流换热器，其具有可充分利用现有热源与冷源，不需单独增加换热器的优点。富液闪蒸罐D采用高温低压闪蒸方式以保证装置稳定操作，降低再生酸性气烃含量。溶剂再生塔F塔底设置的重沸器G的热源由0.4MPa蒸汽提供，以防止重沸器管束壁温过高，造成溶剂的热降解。本发明所使用的机泵采用节能型化工流程泵并配以节能型电机，可有效提高机泵及电机的效率，各设备、各管线严格按有关标准规定进行保温，尽量减少热损失。本发明所使用的可再生脱硫剂为含有弱碱的含水混合物，所述弱碱可为链烷醇胺(例如单乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基二乙醇胺等)，弱碱组分的质量分数为15-45％，还可根据需要向其中添加其他组份。
来自某石化企业的催化裂化装置的产品—干气和液化气，进行脱H2S精制，其中干气含有1.39wt％H2S和8.15wt％CO2，液化气含有1.35wt％H2S。该石化企业对脱硫后产品的质量要求为：净化干气中H2S≤150mg/m3，净化液化气中H2S≤50mg/m3。
实施例1
脱硫工艺过程如下:
以30000kg/h的进料量、35℃的进料温度、1.3MPa的进料压力将液化气送入第一炼厂气脱硫塔(A)下部，塔的操作温度为35℃，操作压力为1.112MPa，使其与从塔上部输入的浓度为30wt％的吸收剂MDEA(N-甲基二乙醇胺)逆流接触，充分吸收后得到净化的液化气物流(H2S＝5mg/m3≤50mg/m3)和低H2S负荷的富液。
以4900m3/h的进料量、38℃的进料温度、1.0MPa的进料压力将干气送入第二炼厂气脱硫塔(B)下部，塔的操作温度为36℃，操作压力为0.85MPa，将来自第一炼厂气脱硫塔(A)塔釜的部分或全部低H2S负荷的富液和补充的可再生吸收剂N-甲基二乙醇胺(MDEA)送入第二炼厂气脱硫塔(B)上部，两者逆流接触进行传质。干气中的酸性物质(H2S、CO2)等被脱硫剂吸收，得到净化的干气物流(H2S＝10mg/m3≤150mg/m3)和高H2S负荷的富液。
高H2S负荷的富液至富液换热器(C)换热至90℃后进入富液闪蒸罐(D)，经闪蒸脱气后由再生塔进料泵(E)升压至0.31MPa进入溶剂再生塔(F)再生，溶剂再生塔(F)的操作温度为100℃，操作压力为0.06MPa，溶剂再生塔(F)塔底设有重沸器(G)，维持塔底温度115℃，溶剂再生塔底出来的贫液送至富液换热器(C)换热冷却至38℃后进入溶剂储罐(H)，之后送入第一炼厂气脱硫塔(A)作为脱硫剂循环使用。溶剂再生塔塔顶出来的酸性气经再生塔酸性气冷却器(I)冷却后进入酸性气分液罐(J)进行气液分离后送至硫磺回收装置，再生酸性气分液罐底部的液相返回溶剂再生塔上部回流循环使用。损耗的吸收剂由装置外来的贫剂补充。
实施例2
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：吸收剂浓度45wt％，液化气进料量30000kg/h，进料温度30℃，进料压力1.1MPa，液化气脱硫塔的操作温度35℃，操作压力1MPa，干气进料量4900m3/h，进料温度30℃，进料压力0.9MPa，干气脱硫塔德操作温度35℃，操作压力0.8MPa，富液换热器温度80℃，再生塔进料泵(E)升压至0.1MPa，溶剂再生塔操作温度90℃，操作压力0.03MPa，重沸器维持塔底温度110℃，富液换热器换热冷却温度30℃。
实施例3
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：吸收剂浓度15wt％，液化气进料量30000kg/h，进料温度40℃，进料压力2.1MPa，液化气脱硫塔的操作温度45℃，操作压力2MPa，干气进料量4900m3/h，进料温度40℃，进料压力1.1MPa，干气脱硫塔德操作温度45℃，操作压力1MPa，富液换热器温度110℃，再生塔进料泵(E)升压至0.3MPa，溶剂再生塔操作温度110℃，操作压力0.1MPa，重沸器维持塔底温度130℃，富液换热器换热冷却温度50℃。
实施例4
本实施例脱硫工艺的操作参数与实施例1相同，在操作步骤做如下改进：液化气脱硫塔塔底抽出的低H2S负荷的富吸收剂进入一富液闪蒸罐进行降压闪蒸，压力为0.26MPa，此时富液中含有的部分烃类被闪蒸出，避免进入干气脱硫塔，脱除部分烃类的低H2S负荷的富吸收剂送入干气脱硫塔。
实施例5
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：采用吸收剂浓度为32wt％，液化气进入液化气脱硫塔的进料温度为33℃，液化气进料量30000kg/h，进料压力1.3MPa，液化气脱硫塔的操作温度30℃，操作压力为1.2MPa，充分吸收后得到净化的液化气物流(H2S＝2mg/m3≤50mg/m3)，干气进第二炼厂气脱硫塔的进料温度为35℃，干气进料量为4900m3/h，干气脱硫塔的操作温度为38℃，操作压力为0.9MPa，充分吸收脱硫后，得到净化的干气物流(H2S＝3mg/m3≤150mg/m3)和高H2S负荷的富液。富液换热器(C)中的换热温度为90℃，再生塔进料泵(E)将富液升压至0.3MPa后进入溶剂再生塔(F)，重沸器(G)维持塔底温度为120℃。
实施例6
来自某石化企业的催化裂化装置的产品—干气和液化气，进行脱硫化氢精制，其中干气含有0.25wt％H2S和0.54wt％CO2，液化气含有0.27wt％H2S。该石化企业对脱硫后产品的质量要求为：净化干气中H2S≤150mg/m3，净化液化气中H2S≤50mg/m3。
采用本发明的脱硫方法进行脱硫，操作条件为：吸收剂为30wt％的单乙醇胺水溶液，液化气进料量为24388kg/h，进料温度32℃，进料压力1.4MPa，操作温度32℃、操作压力1.213MPa；干气进料量为4366m3/h，进料温度38℃，进料压力1.0MPa，操作温度35℃、操作压力0.95MPa；富液换热器温度90℃，升压压力0.26MPa，溶剂再生塔操作温度105℃、操作压力0.1MPa，重沸器维持塔底温度123℃，换热冷却温度38℃。
为了进行对比，我们将同样的干气和液化气在相同的操作条件下(与前述实施例6条件相同)分别进行脱硫，脱硫后的富液合并后再集中再生，此时干气脱硫塔脱硫所需贫液量为15000kg/h，液化气脱硫塔脱硫所需贫液量为3000kg/h，合并后吸收剂的再生量为18000kg/h。而采用本发明方法(利用液化气脱硫富液进一步吸收干气中的H2S)来自再生塔的循环至干气脱硫塔的贫液流量由串联前的15000kg/h减少为12000kg/h，减少贫胺液循环量3000kg/h，也减少了富液的再生量，贫液循环泵能耗及再生塔重沸器负荷也因此降低，其中重沸器负荷由串级使用前的2748MJ/h减少为2370MJ/h，减少了378MJ/h，较之间节省了14％的能耗。

Claims (9)

1.一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于，包括以下步骤：
①第一炼厂气脱硫：含H2S的第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)下部，与从塔上部来的可再生脱硫剂逆流接触，得到净化的第一炼厂气物流和低H2S负荷的富液；
②第二炼厂气脱硫：含H2S的第二炼厂气进入第二炼厂气脱硫塔(B)下部，步骤①得到的部分或全部低H2S负荷的富液和补充的可再生脱硫剂进入第二炼厂气脱硫塔(B)上部，两者逆流接触得到净化的第二炼厂气物流和高H2S负荷的富液；
③溶剂再生：步骤②得到的高H2S负荷的富液依次经过富液换热器(C)和富液闪蒸罐(D)，由再生塔进料泵(E)升压后进入溶剂再生塔(F)再生，溶剂再生塔(F)塔底设有重沸器(G)，塔底出来的贫液经富液换热器(C)和溶剂储罐(H)后送入第一炼厂气脱硫塔(A)作为脱硫剂循环使用，塔顶出来的酸性气经再生塔酸性气冷却器(I)冷却后进入再生酸性气分液罐(J)进行气液分离，再生酸性气分液罐(J)顶部的酸性气送入硫磺回收装置，底部的液相送入溶剂再生塔(F)循环使用。
2.如权利要求1所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：步骤①中第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)的进料温度为30-40℃，第一炼厂气脱硫塔(A)的操作温度为35-45℃，操作压力为1-2MPa。
3.如权利要求1所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：步骤②中第二炼厂气进入第二炼厂气脱硫塔(B)的进料温度为30-40℃，第二炼厂气脱硫塔(B)的操作温度为35-45℃，操作压力为0.8-1MPa。
4.如权利要求1所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：步骤③中高H2S负荷的富液在富液换热器(C)中的换热温度为80-110℃，之后进入富液闪蒸罐(D)闪蒸脱气，接着由再生塔进料泵(E)升压至0.1-0.3MPa后送入溶剂再生塔(F)再生，溶剂再生塔(F)的操作温度为90-110℃，操作压力为0.03-0.1MPa，重沸器(G)维持塔底温度110-130℃，溶剂再生塔(F)出来的贫液经富液换热器(C)换热冷却至30-50℃。
5.如权利要求1所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：第一炼厂气进入第一炼厂气脱硫塔(A)的进料温度为33℃，第一炼厂气脱硫塔的操作温度为30℃，第一炼厂气脱硫塔的操作压力为1.2MPa，第二炼厂气进第二炼厂气脱硫塔的进料温度为35℃，第二炼厂气脱硫塔的操作温度为38℃，第二炼厂气脱硫塔的操作压力为0.9MPa，富液换热器(C)中的换热温度为90℃，再生塔进料泵(E)将富液升压至0.3MPa后进入溶剂再生塔(F)，重沸器(G)维持塔底温度为120℃。
6.如权利要求1所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：低H2S负荷的富液进入第二炼厂气脱硫塔(B)前先进行降压闪蒸脱除部分烃类，以减少带入第二炼厂气脱硫塔(B)的烃类组份。
7.如权利要求1-6任一项所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：所述富液换热器(C)为双物流换热器，所述富液闪蒸罐(D)采用高温低压闪蒸方式，所述重沸器(G)热源由0.4MPa蒸汽提供。
8.如权利要求1-6任一项所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：所述可再生脱硫剂为15-45wt％的链烷醇胺水溶液，包括单乙醇胺水溶液、二乙醇胺水溶液和N-甲基二乙醇胺水溶液。
9.如权利要求1-6任一项所述的一种炼厂胺液脱硫方法，其特征在于：所述第一炼厂气脱硫塔(A)、第二炼厂气脱硫塔(B)和溶剂再生塔(F)为填料塔、筛板塔以及泡罩塔中的一种。
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