CN110354666A - 一种降低醇胺脱硫化氢系统运行成本的工业装置及应用方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种降低醇胺脱硫化氢系统运行成本的工业装置及应用方法，在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵(6)和溶剂缓冲罐(5)之间增加阴离子交换树脂净化单元(A)，将贫胺溶液循环量1.5％～10％的贫胺溶液引入净化单元(A)，贫胺溶液以40～45℃，体积空速为1.5～10.0h‑1通过阴离子交换树脂净化单元(A)的树脂交换塔(13)，净化后的胺液回到原醇胺脱H2S系统的溶剂缓冲罐(5)返回系统。原醇胺脱H2S系统的其他工艺过程和工艺参数不变。净化单元(A)利用原系统现有的设备条件和公用工程条件，降低能耗和胺耗，净化后设备缓蚀率达到91％以上，降低设备更换费用，降低原醇胺脱H2S装置系统运行成本。

Description

一种降低醇胺脱硫化氢系统运行成本的工业装置及应用方法
技术领域
本发明涉及一种降低醇胺脱H2S(硫化氢)系统运行成本的工业装置及应用方法，更具体地说涉及一种在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，用阴离子交换树脂脱除醇胺溶液中热稳盐，降低醇胺溶液对醇胺脱H2S系统设备腐蚀、降低醇胺脱H2S系统胺耗和能耗、确保产品达标，降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置及应用方法。
背景技术
炼油厂中的干气、液化气，不同程度地含有H2S等硫化物，不管是作为燃料还是作为化工装置的原料，都需要进行脱硫。气体脱硫分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫主要用于需要较高脱硫率的场合，常用的有氧化锌脱硫法、活性炭吸附法；湿法脱硫最普遍使用的为醇胺法脱硫，原料气中的硫化氢和二氧化碳在低温下与醇胺溶剂进行化学反应，生成溶于水的不稳定的络和物，使液态烃得以净化，而这种络和物又在高温下分解，使溶剂得以再生，我国炼厂气脱硫绝大多数采用湿法脱硫。
用于炼厂气脱除硫化氢的醇胺类物质主要有二乙醇胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)以及N-甲基二乙醇胺(MDEA)。其中N-甲基二乙醇胺(MDEA)相对于其它醇胺类，具有对H2S选择性吸收效果好，胺热稳定性好，再生温度低(再生塔底再沸器出口温度一般在125℃左右，加热介质为减温后的蒸汽，温度控制在≯143℃)，能耗低，可进一步减缓MDEA的热降解等优点，成为首选脱硫剂。
液化气自催化裂化装置由泵送至液化气脱硫抽提塔1，用30％左右的MDEA溶液进行抽提，抽提塔1塔顶脱除H2S后的液化气送至液化气脱硫醇装置。干气来自催化裂化装置或延迟焦化装置，经干气冷却器、干气分液罐分液后，进入干气脱硫塔2，与30％左右的MDEA溶液逆向接触，干气中的H2S和部分CO2被溶剂吸收，脱硫塔2塔顶净化干气经分液后送至下游变压吸附制氢装置或工厂燃料气管网。液化气脱硫抽提塔1和干气脱硫塔2塔底的富液合并，与贫液换热后进入富液闪蒸罐3，闪蒸出大部分溶解烃后，再进入再生塔4，再生塔4塔底重沸器由0.4MPa蒸汽供热，塔顶汽经冷凝分离后，酸性气送至硫磺回收装置，再生塔4塔底贫液经换热、冷却器后进入溶剂缓冲罐5，由贫胺液循环泵6送至液化气脱硫抽提塔1和干气脱硫塔2循环使用；贫胺液循环泵6出口设置溶剂过滤器7、活性炭过滤器8和袋式过滤器9串联使用，10％左右的溶剂经过滤后返回溶剂缓冲罐5，以除去溶剂中的杂质。
H2S、CO2与胺液形成相对较弱的盐在加热时可分解，即胺液可通过加热来再生。原料中其它酸性组分与胺液生成的盐在加热时不会分解，不能通过加热再生胺液，这类盐统称为热稳盐(HSS)。原料中的酸性组分与胺液结合形成热稳盐(HSS)的情况有：(1)原料气中SO2、CN-和氯，在胺液中反应生成硫酸盐、硫代硫酸盐或硫氰酸盐、盐酸盐；(2)原料气中CN-能直接水解为甲酸；(3)原料气中的氧从胺液中析出形成降解物、甲酸盐和乙酸盐；(4)原料气中CO在碱性环境中直接反应生成甲酸，同时CO还与胺液反应直接生成甲酰胺。氯离子、硫酸根、硫氰酸根和草酸根能形成相对稳定的盐，在加热时基本不会分解；甲酸盐、乙酸盐和硫代亚磺酸盐在胺液再生工况条件下不会分解，而在重沸器中可能会发生部分分解，从而造成气相区域的化学腐蚀。
醇胺液中热稳盐累积，给醇胺脱硫H2S装置运行带来不良影响：(1)装置腐蚀严重，再生塔重沸器富液返回管对面塔壁、溶剂再生塔下部、贫富胺液换热器、贫胺液冷却器管束、贫胺液泵等均出现明显的腐蚀泄漏，严重时被迫停车抢修，影响醇胺脱H2S装置及相关装置的长周期平稳运行。(2)溶剂消耗量增加。设备腐蚀造成胺液中杂质增加，致使运行后的溶剂颜色变深(呈深褐色)，有效浓度降低，抽提效率下降，胺液发泡流失加剧，增大了吨产品的胺液消耗量。(3)腐蚀造成醇胺液系统不溶性杂质增多，过滤器频频堵塞，胺液系统结垢。(4)脱硫后液化气、干气中的含量严重超标，有时致使液化气中H2S含量达到200～300mg/m3(控制指标20mg/m3)，干气中H2S含量平均为1000mg/m3左右，最高时可达21000mg/m3(控制指标20mg/m3)，严重影响下游装置操作和成品出厂，被迫加大循环胺液量，增加了装置能耗。(5)热稳盐累积严重时，为保证产品质量和防止装置泻漏，被迫外排贫胺溶液，同时向系统补充大量新鲜溶剂，大大增加了操作成本。
为解决脱硫醇胺液中热稳盐累积带来的问题，一般采用离子交换树脂法脱除其中的热稳盐。
CN2699985y公开了一种气体脱硫装置脱硫胺液净化复活装置，该装置采用3A或5A分子筛、弱碱树脂二级组合吸附脱除降解产物和热稳盐。但该技术存在分子筛再生操作成本高，因为胺液呈碱性，碱性环境下采用弱碱性树脂对酸性阴离子的脱除效果差等问题。
CN101104134A公开了一种脱除热稳盐的方法，该方法采用大孔弱碱性树脂做吸附剂，只是采用了直径较小的阴离子交换树脂，因此同样存在碱性环境下对胺液中酸性阴离子脱除效果差的问题。
专利US 4170628公开了一种选用氢氧根型强碱性阴离子交换树脂来处理胺液的方法，可以有效脱除胺液中的热稳盐，选择性好，碱液消耗和产生的废液少，由于干气、液化气夹带的轻烃(凝缩油)、柴油等组分，致使胺液中夹带有机烃类杂质，容易造成树脂污染，而强碱性阴离子交换树脂不耐有机污染。
为了解决胺液中夹带有机物造成强碱型树脂污染和再生效果差的问题，专利USP6245128采用强碱性阴离子交换树脂脱除热稳盐，用7～15％的氯化钠溶液除去吸附在树脂上的热稳盐阴离子，用5～10％的氢氧化钠将树脂转化为氢氧型，树脂再生过程繁琐。专利CN1733355采用强碱性阴树脂处理胺液中的热稳盐，树脂用氢氧化钠再生，每50～100循环采用氯化钠和氢氧化钠对树脂进行一次复苏，树脂交换容量可以维持在新鲜树脂的60～70％。CN100333823C亦采用强碱性阴树脂处理胺液中的热稳盐，树脂用氢氧化钠一步再生，定期用氯化钠和氢氧化钠对树脂进行一次复苏。CN1 102989529A用质量浓度5～7％的Na2SO4和8～10％的NaOH的混合液对树脂进行浸泡，以除去离子交换树脂中的有机物，用NaOH溶液对离子交换树脂进行再生。
专利US 4970344、US 5045291和US 5268155都采用阴离子树脂床和阳离子树脂床来净化胺液，阴离子树脂床脱除热稳盐，阳离子树脂床脱除钠离子等阳离子，但阴树脂与阳树脂再生条件不同，再生操作相对麻烦。
CN102815820A公开了一种脱出烟气脱硫溶液中SO4 2-、Cl-的装置及工艺，主要设备包括溶液过滤器、活性炭吸附槽、除碳过滤器、树脂交换罐。采用活性炭去除脱硫溶液中的油类、硅、钙铁和铝，用除碳过滤器去除脱硫溶液中夹带的活性炭，然后采用大孔弱碱型丙烯酸系树脂脱除脱硫溶液中的SO4 2-、Cl-。由于吸附油类的活性炭粉较粘稠，极易堵塞过滤器，给工业应用带来不便。
专利CN102815819A公开了一种低损耗的脱硫溶液净化工艺，与CN102815820A一样采用活性炭去除脱硫溶液中的油类、硅、钙铁和铝，树脂塔中装填大孔弱碱丙烯酸系树脂或类似的碱性树脂，用压缩气体吹扫和水洗过程以回收离子交换树脂夹带的脱硫溶液，1～2体积的水洗水直接回到脱硫系统，设置循环槽和动力系统，将2～3倍树脂体积的水洗水循环，增加了投资和运行成本，树脂净化过程采用下进上出，再生过程采用上进下出，不利于树脂再生，大孔弱碱性树脂工作范围1-12，在较强的碱性环境下脱除阴离子效果差，醇胺溶液碱性较强，因此用大孔弱碱丙烯酸系树脂或类似的碱性树脂脱除醇胺溶液中的热稳盐不是最佳选择。
目前工业应用的技术有加拿大Eco-Tec公司的AmiPur胺净系统、北京思践通科技有限公司开发的HT-825A胺液净化再生设备和美国Conoco公司和美国MPR公司的脱除悬浮物系统(SSX)和脱除热稳盐系统(HSSX)组合技术及其增加循环水洗的改进技术。
2003年石油与天然气化工《解决胺厂操作问题的最新进展-利用AmiPur再线去除热稳态盐》报道，加拿大Eco-Tec公司的AmiPur胺净系统用于炼油及天然气工业，属于往返式浅床层短循环离子交换树脂净化技术，操作循环包括HSS去除和碱液再生，每20min自动重复一个循环，最早于1998年10月在德克萨斯州的Pasadena皇冠中心炼油厂开始运行，醇胺溶液中热稳盐浓度为2.4％(w)，在30天内降至低于2％(w)，于1999年10月胺净系统扩能后，HSS的浓度降至0.4％(w)，在胺液再生器底部，用电阻探测器监控醇胺液脱硫设备的胺液腐蚀情况，AmiPur胺净系统投运前的1997年全年平均腐蚀率大于65mpy，投运后的1998年为60mpy，AmiPur胺净系扩能后的1999年的平均腐蚀率为12mpy，2000年小于5mpy，自从HSS浓度降到l％(w)以下之后，电阻探测器读数经常为0。石油炼制与化工2004年《用AmiPur胺净化技术去除胺法脱硫装置胺液中的热稳定性盐》报道，镇海炼化采用Eco-Tec公司开发的AmiPur胺净化装置净化催化裂化脱硫系统胺液中HSS，经过2300个运行周期后，催化裂化脱硫系统胺液中HSS质量分数从3.8％下降到0.5％左右，泡沫高度约为3～3.5cm，消泡时间5～6S左右，而原来胺液系统中HSS在7％(w)左右时，泡沫高度约为20cm，消泡时间20S左右，运行4600多个周期，HSS最低降到0.27％左右。但是，该报道同时指出，AmiPur胺净系统属于往返式浅床层短循环离子交换树脂净化技术，虽然脱除热稳盐效果显著，也存在严重缺陷：①增加能耗：采用往返式浅层床离子交换技术，HSS去除和碱液再生每20min自动重复一个循环，将大量树脂再生冲洗水带入胺液脱H2S系统，为维持醇胺脱H2S系统胺液浓度，需要将浅层床离子交换净化设备带入系统中的水蒸发到再生塔塔顶罐，通过外甩酸水维持系统平衡，镇海炼化通过蒸发从再生塔塔顶罐外甩酸水2t/h，增加了能耗；②胺耗加大，20min短循环频繁再生造成每天增加贫胺液消耗72kg，增加胺耗约21.6kg/天；③管路压力波动加大。频繁切换操作，造成管路压力波动加大，PDI无法整定到满足间隙进料的要求。
石油炼制与化工2007年《胺液净化技术在RFCC气体脱硫装置上的应用》还报道，洛阳公司使用了北京思践通科技有限公司开发的HT-825A胺液净化再生设备，亦采用短周期循环运行，可将脱硫系统醇胺溶液中的HSS含量，胺液中热稳盐含量从7.2％降到1.0％以下，该技术与AmiPur胺净系统同属于往返式浅床层短循环离子交换树脂净化技术，存在着相同的缺陷。
美国Conoco公司专利US 5190662和US 5368818以及美国MPR公司申请的胺净化专利US5788864，采用去除固体悬浮物和热稳盐的组合工艺，这套组合胺净化技术较为成熟可靠，但净化树脂上残留的胺液需要水洗，水洗水量大会将脱硫胺液稀释，需要蒸发外甩酸水维持胺液浓度，增大能耗，水洗水量较少，又将造成净化树脂上残留的胺液流失较多，增加物耗，并造成再生碱液COD值增高，为碱渣和废碱液的处理带来冲击。为解决胺液流失和向系统中带入水洗水稀释脱硫胺液的问题，CN101219815B公开了一种胺净化系统，除包括美国Conoco公司和美国MPR公司组合技术的脱除悬浮物系统(SSX)和脱除热稳盐系统(HSSX)，还包括循环液罐和与之相连接的循环泵，循环泵通过阀门管线与脱除悬浮物系统的脱除悬浮物罐和脱除热稳盐系统的脱除热稳盐罐相连接构成循环水洗系统，当除悬浮物罐需要水洗时或/和脱除热稳盐罐需要再生时，通过循环泵将循环液罐中的循环液泵入除悬浮物罐或/和脱除热稳盐罐，将其中的胺液排出至脱硫系统，水洗或/和再生完毕后，用脱硫系统中的胺液将循环液压回至循环液罐，该技术已经工业应用，增加的循环水系统在一定程度上降低了胺液的消耗量和系统带水量，但操作繁琐，也并未杜绝水洗水的带入和胺液的排出，每再生一次排放的循环液0.5m3/次(500Kg/次)，增加胺耗150kg/次，带入醇胺脱硫系统的循环液0.4m3，每次再生后需要通过蒸发外甩酸水400kg/次，增加了胺耗和能耗，还增加了胺净化系统的占地面积和占用空间，增加了设备投资和运行成本，在实际应用时，在现有脱硫装置的基础上建设胺净化装置，现场面积和空间有限，脱硫装置操作定员已定，增加操作繁琐的循环水洗系统，经济性、实用性、可操作性难度加大。
上述专利和文献虽然在脱除热稳盐方面有一定的效果，特别是加拿大Eco-Tec公司的AmiPur胺净系统、北京思践通科技有限公司开发的HT-825A胺液净化再生设备、美国Conoco公司和MPR公司联合开发的脱除悬浮物系统(SSX)和脱除热稳盐系统(HSSX)的组合技术、以及在此基础上增加了循环水洗系统的新的组合技术，或存在带入大量的水进入脱硫系统造成胺液稀释、外甩酸水增加能耗、频繁切换操作管路压力波动大，冲击PDI仪表的缺陷，或存在采用循环水洗系统造成操作繁琐，但并未杜绝循环水的带入和胺液的损耗，还增加了投资和占地面积的缺陷，给实际应用带来一定困扰。
本专利提供了一种降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置及应用方法，装置设备少，占地面积少；装置不需要外加动力系统，运行成本低；有效脱除醇胺溶液中累积的热稳盐，解决醇胺脱H2S装置设备的热稳盐腐蚀问题，设备缓蚀率达到91％以上，消除安全隐患，实现脱硫系统装置长周期运行安全运行，降低设备更换费用；装置无需通过外排胺液来降低装置腐蚀，降低了胺耗；充分利用原装置的条件，实现减少胺液损失量和水洗水带入量，节约能耗和胺耗。该工业装置及应用方法提高了醇胺脱H2S装置的经济效益。
发明内容
本发明提供了一种降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置及应用方法。降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置如图1所示，在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，从贫胺溶液循环泵6后引出一股醇胺贫溶液，进入阴离子交换树脂净化单元A，经阴离子交换树脂净化单元A净化后的醇胺贫溶液，回到原醇胺脱H2S系统溶剂缓冲罐5。原醇胺脱H2S系统其它工艺过程和工艺参数不变。引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5～10％，温度为40～45℃，体积空速1.5～10.0h-1。醇胺贫溶液经净化后，热稳盐含量降低到0.4％以下，降低了醇胺溶液对设备的腐蚀性，设备缓蚀率大于91％，贫溶液中的固态杂质、胶状高分子物质被脱除，色度1.0，醇胺溶液品质提高，降低了胺耗和设备腐蚀，降低设备更换费用，节约能耗和胺耗，原醇胺脱H2S装置系统运行成本减少183.96万元/年，提高了醇胺脱H2S装置的经济效益。
本发明的技术方案如下：
一种降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置，在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵(6)和溶剂缓冲罐(5)之间增加阴离子交换树脂净化单元(A)，阴离子交换树脂净化单元(A)包括：原醇胺贫溶液循环泵(6)后的胺液引出端口经贫胺液进料管线(10)连接流量计(11)、流量计(11)连接过滤器(12)、过滤器(12)连接阴离子交换树脂塔(13)、阴离子交换树脂塔(13)经净化胺液出料管线(14)连接原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐(5)；来自原醇胺脱H2S系统的软化水和碱液通过软水进料管线(15)和碱液进料管线(16)进入阴离子交换树脂塔(13)，对其中的阴离子交换树脂进行逆向再生，废碱液和废水经废液出料管线(17)进入废液处理系统或进入焦化装置进行废水利用；来自原醇胺脱H2S系统的N2经N2进气管线(18)进入阴离子交换树脂塔(13)，在树脂再生前对其进行吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液经树脂塔胺液回收管线(19)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统；来自原醇胺脱H2S系统的N2经N2进气管线(21)进入阴离子交换树脂净化单元(A)的过滤器(12)，在过滤器(12)清洗前对其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液经过滤器胺液回收管线(22)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统。
所述的阴离子交换树脂塔(13)中分段装填两种树脂串联使用，上端装填大孔弱碱型阴离子交换树脂，下端装填强碱型阴离子交换树脂，大孔弱碱型阴离子交换树脂为苯乙烯系大孔弱碱型阴离子交换树脂，或是丙烯酸系大孔弱碱型阴离子交换树脂；强碱型阴离子交换树脂为苯乙烯系凝胶型强碱性阴离子交换树脂、苯乙烯系大孔强碱Ⅰ型阴离子交换树脂或是苯乙烯系大孔强碱Ⅱ型阴离子交换树脂。
所述的分段装填于树脂塔(13)中的两种树脂，分别装填于两个串联使用的树脂塔中，用两个串联使用的阴离子交换树脂塔替代树脂塔(13)，醇胺贫溶液先通过装填大孔弱碱型阴离子交换树脂的树脂塔，再通过装填强碱型阴离子交换树脂的树脂塔。
所述的阴离子交换树脂塔(13)的进出口装填厚度25～40cm的20～40目的石英砂，同时过滤或吸附溶剂中的胶质、固体杂质、捕捉破碎树脂；阴离子交换树脂塔(13)中分段装填的两种树脂之间，装填厚度15～25cm的20～40目的石英砂，防止两种树脂混合。
所述的溶剂过滤器(12)的过滤精度20～40μm。
本发明的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置的应用方法，将一股贫胺溶液从原醇胺贫溶液循环泵(6)后的胺液引出端口引入净化单元A，经贫胺液进料管线(10)连接流量计(11)、经流量计(11)剂量后，进入过滤器(12)滤除固体杂质和部分胶质、进入阴离子交换树脂塔(13)进行净化后，经净化胺液出料管线(14)返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐(5)。
本发明从原醇胺贫溶液循环泵(6)后的贫胺液引出端口引入净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5～10.0％，经流量计(11)计量后，以体积空速1.5～10.0h-1，温度40～45℃，进入树脂塔(13)，醇胺贫溶液先通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，再通过强碱型阴离子交换树脂，依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行。
本发明溶剂过滤器(12)清洗或更换前，通过N2进气管线(21)，用来自原醇胺脱H2S系统的N2对过滤器(12)其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过过滤器胺液回收管线(22)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的放空管线放空或进入火炬系统。
本发明净化单元(A)中的阴离子交换树脂塔(13)中阴离子交换树脂穿透后，采用树脂总体积2～4倍的2～4％的NaOH溶液对阴离子交换树脂塔(13)中的强碱型阴离子交换树脂和大孔弱碱型阴离子交换树脂同时进行再生，树脂再生时NaOH溶液以常温、体积空速3.0～4.0h-1先通过强碱型阴离子交换树脂，再通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，废碱液通过废液出料管线(17)进入废碱液处理系统；树脂再生后用4～8倍树脂体积的软化水洗涤树脂塔(13)中的树脂床层，水洗水通过废液出料管线(17)进入焦化装置的焦池废水利用。
本发明树脂塔(13)中树脂再生前，用来自原醇胺脱H2S系统的N2通过连接管线(18)进入阴离子交换树脂塔(13)进行吹扫，将树脂塔中的醇胺溶液通过连接管线(19)吹扫至原装置的地下溶剂罐(20)，回收醇胺溶液，减少胺液损失，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统；阴离子交换树脂塔(13)中树脂再生水洗合格后，用来自N2进气管线(18)的原醇胺脱H2S系统的N2对树脂塔(13)进行吹扫，将树脂塔中的滞存水通过废液出料管线(17)吹扫至焦池或废碱液处理系统。
具体说明如下：
降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置如图1所示，在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，原醇胺脱H2S系统的其它工艺过程和工艺参数不变。阴离子交换树脂净化单元A如图2所示，包括：原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口经贫胺液进料管线10连接流量计11、流量计11连接溶剂过滤器12、溶剂过滤器12连接阴离子交换树脂塔13、阴离子交换树脂塔13经净化胺液出料管线连14连接原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5；来自原醇胺脱H2S系统的软化水和碱液通过软水进料管线15和碱液进料管线16进入阴离子交换树脂塔13，对其中的阴离子交换树脂进行逆向再生，废碱液和废水通过废液出料管线连17进入废液处理系统或进入焦化装置进行废水利用；来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线18进入阴离子交换树脂塔13，在树脂再生前对其进行吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过树脂塔胺液回收管线19进入原装置的地下溶剂罐20，N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统；来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线21进入阴离子交换树脂净化单元A的溶剂过滤器12，在溶剂过滤器12清洗前对其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过过滤器胺液回收管线22进入原装置的地下溶剂罐20，N2通过原地下溶剂罐(20)管线放空或进入火炬系统。
引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5～10％。
实际引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量根据醇胺贫溶液中的热稳盐的含量确定，且决定了净化单元A阴离子交换树脂塔13的操作周期。
当醇胺贫溶液中的热稳盐的含量大于2.0％时，引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的9～10％。
当醇胺贫溶液中的热稳盐的含量介于1.0％～2.0％时，引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的6～9％。
当醇胺贫溶液中的热稳盐的含量介于0.5％～1.0％时，引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的3～6％。
当醇胺贫溶液中的热稳盐的含量小于0.5％时，引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5～3％。
阴离子树脂交换塔13中分段装填两种树脂串联使用，上端装填大孔弱碱型阴离子交换树脂，下端装填强碱型阴离子交换树脂，醇胺贫溶液先通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，再通过强碱型阴离子交换树脂。
分段装填于阴离子树脂交换塔13中的两种树脂，也可以分别装填于两个树脂塔中，醇胺贫溶液先通过装填大孔弱碱型阴离子交换树脂的树脂塔，再通过装填强碱型阴离子交换树脂的树脂塔。
大孔弱碱型阴离子交换树脂可以为苯乙烯系大孔弱碱型阴离子交换树脂，也可以是丙烯酸系大孔弱碱型阴离子交换树脂。
强碱型阴离子交换树脂可以为苯乙烯系凝胶型强碱性阴离子交换树脂，也可以为苯乙烯系大孔强碱Ⅰ型阴离子交换树脂，还可以为苯乙烯系大孔强碱Ⅱ型阴离子交换树脂。
阴离子树脂交换塔13的进出口装填厚度25～40cm的20～40目的石英砂，防止树脂流失，同时过滤或吸附溶剂中的胶质、固体杂质、捕捉破碎树脂。
阴离子树脂交换塔13中分段装填的两种树脂之间，装填厚度15～25cm的20～40目的石英砂，防止两种树脂混合。
引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液，温度为40～45℃。
引入阴离子交换树脂净化单元A的醇胺贫溶液经流量计11计量后，以体积空速1.5～10.0h-1，通过阴离子树脂交换塔13。
经阴离子树脂交换塔13净化后的醇胺贫溶液，通过净化胺液出料管线连14返回醇胺脱H2S装置溶剂缓冲罐5，依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行，不新增泵等动力设备，不增加动力消耗。
醇胺脱H2S系统引入的醇胺贫溶液经净化单元A净化后，热稳盐含量降低到0.4％以下，降低了醇胺溶液对设备的腐蚀性，设备缓蚀率大于91％，贫溶液中的固态杂质、胶状高分子物质被脱除，色度1.0。
阴离子交换树脂净化单元A中阴离子交换树脂塔13中阴离子交换树脂采用质量分数2～4％NaOH溶液再生。
对阴离子交换树脂塔13中阴离子交换树脂再生前，用来自原醇胺脱H2S系统的N2，通过N2进气管线18对阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将树脂塔中的醇胺溶液通过树脂塔胺液回收管线19吹扫至原装置的地下溶剂罐20，回收醇胺溶液，减少醇胺溶液的损失，同时防止醇胺溶液随再生碱液进入废碱液处理系统，造成废碱液处理系统的COD升高；N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统。
阴离子交换树脂塔13中阴离子交换树脂再生时，来自原醇胺脱H2S系统的软水和碱液通过软水进料管线15和碱液进料管线16混和成2～4％NaOH溶液，进入阴离子交换树脂塔13，对其中的强碱型阴离子交换树脂和大孔弱碱型阴离子交换树脂同时进行逆向再生，NaOH溶液在体积空速3.0～4.0h-1、常温下先通过强碱型阴离子交换树脂，再通过大孔弱碱型阴离子交换树脂。
阴离子交换树脂塔13中阴离子交换树脂，再生需要的NaOH溶液体积为树脂总体积的2～4倍。
阴离子交换树脂塔13中阴离子交换树脂，再生后用4～8倍树脂总体积的软化水洗涤树脂床层，水洗水进入焦池废水利用。水洗合格后用来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线18，将树脂塔中的水通过废液出料管线连17吹扫至排放系统，防止阴离子交换树脂塔13引入醇胺溶液时，将阴离子交换树脂塔13中的水带入醇胺脱H2S系统造成胺液稀释，或外甩酸水维持胺液浓度造成能耗增加。
阴离子交换树脂净化单元A的溶剂过滤器12的过滤精度20～40μm。
阴离子交换树脂净化单元A的溶剂过滤器12清洗或更换前，来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线21进入溶剂过滤器12，对其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过过滤器胺液回收管线22进入原装置的地下溶剂罐20，N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统。
在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行，不新增泵等动力设备，不增加动力消耗。
醇胺脱H2S系统增加阴离子交换树脂净化单元A后，醇胺脱H2S系统的其他工艺过程和工艺参数不变，净化后贫胺液色度1.0，热稳盐含量降低到0.4％，设备缓蚀率达到91％以上，降低设备更换费用，节约能耗和胺耗，原醇胺脱H2S装置系统运行成本减少183.96万元/年。
本发明的优点是：提供一种运行过程简单、设备少、占地面积少、操作成本低的净化装置；装置依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行，不新增泵等动力设备，不增加动力消耗；阴离子交换树脂净化单元A的阴离子树脂塔13中分段装填大孔弱碱型和强碱性两种阴离子交换树脂串联使用，大孔弱碱型树脂抗有机污染能力强，能有效脱除胶状高分子物质，保护强碱性树脂免受污染，强碱性树脂脱除热稳盐效果好，使用周期和使用寿命长，运行成本低；胺贫液经阴离子交换树脂净化单元A后净化后，热稳盐含量降低到0.4％，贫胺液色度0.5，设备缓蚀率达到91％以上，降低设备更换费用；系统无须再外排醇胺溶液降低设备腐蚀，实现了装置胺液减排；原系统也无须因外排胺液再补充新鲜胺液，降低胺耗成本；充分利用原醇胺脱H2S系统的现场条件，减少胺液损失量和水洗水带入量。本发明的装置因降低了原醇胺脱H2S系统的胺耗，减少外甩酸水节约了能耗，降低设备腐蚀减少设备更换费用，从而提高该原醇胺脱H2S系统及相关装置的经济效益。
附图说明
图1：为降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置示意图；
图2：为阴离子交换树脂净化单元A示意图；
图中：1 液化气脱硫抽提塔 2 干气脱硫塔 3 富液闪蒸罐 4 再生塔 5 溶剂缓冲罐 6 贫胺液循环泵 7 溶剂过滤器 8 活性炭过滤器 9 袋式过滤器 10 贫胺液进料管线11 流量计 12 过滤器 13 阴离子交换树脂塔 14 净化胺液出料管线 15 软水进料管线16 碱液进料管线 17 废液出料管线 18 N2进气管线 19 树脂塔胺液回收管线 20 地下溶剂罐 21 N2进气管线 22 过滤器胺液回收管线
具体实施方式
在原醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，从贫胺液循环泵6后的引出端口引出一股贫胺液进入阴离子交换树脂净化单元净化单元A，经阴离子交换树脂净化单元A净化后的贫胺液，回到原醇胺脱H2S系统的溶剂缓冲罐5，原醇胺脱H2S系统的其它工艺过程和工艺参数不变。
降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置如图1所示，
在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵6和溶剂缓冲罐5之间增加阴离子交换树脂净化单元A，将一股贫胺溶液引入阴离子交换树脂净化单元A，贫胺溶液以40～45℃，体积空速为1.5～10.0h-1通过阴离子交换树脂净化单元A的阴离子交换树脂塔13，净化后的胺液回到原醇胺脱H2S系统的溶剂缓冲罐5返回系统，原醇胺脱H2S系统的其他工艺过程和工艺参数不变。阴离子交换树脂净化单元A包括：原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口经贫胺液进料管线10连接流量计11、流量计11连接溶剂过滤器12、溶剂过滤器12连接阴离子交换树脂塔13、阴离子交换树脂塔13经净化胺液出料管线14连接原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5；来自原醇胺脱H2S系统的软化水和碱液通过软水进料管线15和碱液进料管线16进入阴离子交换树脂塔13，对其中的阴离子交换树脂进行逆向再生，废碱液和废水通过废液出料管线连17进入废液处理系统或进入焦化装置进行废水利用；来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线18进入阴离子交换树脂塔13，在树脂再生前对其进行吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过树脂塔胺液回收管线19进入原装置的地下溶剂罐20，N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统；来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线21进入阴离子交换树脂净化单元A的过滤器12，在溶剂过滤器12清洗前对其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过过滤器胺液回收管线22进入原装置的地下溶剂罐20，N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统。
树脂再生采用质量分数2～4％的NaOH溶液逆向再生，亦即再生碱液先通过强碱型阴离子交换树脂，再通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，再生碱液用量为2～4倍树脂体积，再生碱液以体积空速3.0～4.0h-1通过阴离子交换树脂塔13，废碱液通过废液出料管线17进入废碱液处理系统；树脂再生后用4～8倍树脂体积的软化水洗涤阴离子交换树脂塔13中的树脂床层，水洗水通过废液出料管线17进入焦化装置的焦池废水利用，水洗合格后用来自N2进气管线18的原醇胺脱H2S系统的N2对阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将树脂塔中的滞存水通过废液出料管线17吹扫至焦池或废碱液处理系统，防止引入醇胺溶液时，将阴离子交换树脂塔13中的水带入醇胺脱H2S系统，造成胺液稀释，外甩酸水维持胺液浓度增加能耗费用。
阴离子交换树脂塔13中装填的大孔弱碱型阴离子交换树脂为上海罗门哈斯化工有限公司的67f大孔弱碱型阴离子交换树脂，阴离子交换树脂塔13中装填的强碱型阴离子交换树脂为天津南开和成科技有限公司的大孔强碱型树脂D-296R。
通过调节流量计11控制醇胺贫溶液进入阴离子交换树脂塔13的空速，醇胺贫溶液经溶剂过滤器12过滤后进入阴离子交换树脂塔13脱除热稳盐，对流出树脂塔的醇胺溶液进行取样，通过离子色谱分析其中的热稳盐含量、通过比色法进行分析色度，并与进入本装置前的醇胺溶液进行对比，当阴离子交换树脂塔13出口胺液中热稳盐含量接近进口胺液中热稳盐含量时，树脂穿透，以此确定树脂的操作周期长度。
下面通过实施例进一步说明本发明，但本发明并不限于实施例，本发明的权限以权利要求书为准。
实施例1
从原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口引出一股醇胺贫溶液，经连接管10进入阴离子交换树脂净化单元A，引出的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的10％，热稳盐含量2.34％，温度为45℃，通过流量计11计量后，以体积空速10.0h－1进入阴离子交换树脂塔13，净化后的醇胺液经过净化胺液出料管线14返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5，对流出阴离子交换树脂塔13的醇胺贫溶液进行取样，分析热稳盐含量，结果见表1。
实施例2
从原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口引出一股醇胺贫溶液，经连接管10进入阴离子交换树脂净化单元A，引出的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的9.0％，热稳盐含量1.81％，温度为40℃，通过流量计11计量后，以体积空速9.0h－1进入阴离子交换树脂塔13，净化后的醇胺液经过净化胺液出料管线14返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5，对流出阴离子交换树脂塔13的醇胺贫溶液进行取样，分析热稳盐含量，结果见表1。
实施例3
从原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口引出一股醇胺贫溶液，经连接管10进入阴离子交换树脂净化单元A，引出的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的6.0％，热稳盐含量1.54％，温度为40℃，通过流量计11计量后，以体积空速6.0h－1进入阴离子交换树脂塔13，净化后的醇胺液经过净化胺液出料管线14返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5，对流出阴离子交换树脂塔13的醇胺贫溶液进行取样，分析热稳盐含量，结果见表1。
实施例4
从原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口引出一股醇胺贫溶液，经连接管10进入阴离子交换树脂净化单元A，引出的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的3.0％，热稳盐含量0.89％，温度为40℃，通过流量计11计量后，以体积空速3.0h－1进入阴离子交换树脂塔13，净化后的醇胺液经过净化胺液出料管线14返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5，对流出阴离子交换树脂塔13的醇胺贫溶液进行取样，分析热稳盐含量，结果见表1。
实施例5
从原醇胺贫溶液循环泵6后的胺液引出端口引出一股醇胺贫溶液，经连接管10进入阴离子交换树脂净化单元A，引出的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5％，热稳盐含量0.49％，温度为40℃，通过流量计11计量后，以体积空速1.5h－1进入阴离子交换树脂塔13，净化后的醇胺液经过净化胺液出料管线14返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐5，对流出阴离子交换树脂塔13的醇胺贫溶液进行取样，分析热稳盐含量，结果见表1。
表1不同实施例中树脂交换塔脱除热稳盐效果
实施例6
醇胺脱H2S系统的贫胺液通过本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置的阴离子交换树脂净化单元A净化后，对系统内醇胺贫溶液的热稳盐含量和色度指标进行监测，监测结果见表2。
表2醇胺脱H2S系统采用阴离子交换树脂净化单元A后醇胺贫溶液指标
实施例7
对热稳盐含量为1.3％及净化后热稳盐含量0.412％和0.325％的醇胺贫溶液，分别在100℃和125℃、N2保护下进行挂片试验，测量腐蚀性，计算缓蚀效果。挂片试验采用GB10124—88《金属材料实验室均匀腐蚀全浸试验方法》。挂片为20#碳钢，与生产装置材质相同。经本装置处理后的醇胺贫溶液与引入装置前的醇胺贫溶液相比，腐蚀性降低，设备缓蚀率超过91％。
表3本装置处理后的醇胺贫溶液的缓蚀效果
实施例8新增
醇胺脱H2S系统的热稳盐含量2.65％，液化气、干气中的硫含量严重超标，用本申请的阴离子交换树脂净化单元A净化后，醇胺液中热稳盐含量降低，醇胺脱硫化氢系统操作条件不变，净化后醇胺液脱硫化氢效果显著改善，达到20mg/m3的规定指标，对比结果列于表4。
表4净化前后醇胺贫溶液脱H2S效果对比
实施例9
本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置，阴离子交换树脂净化单元A阴离子交换树脂塔13中穿透后的阴离子交换树脂，采用2～4倍树脂总体积(2～4BV)、质量分数2～4％NaOH溶液，对强碱型阴离子交换树脂和大孔弱碱型阴离子交换树脂同时进行逆向再生，再生前通过N2进气管线18用来自原醇胺脱H2S系统的N2，对入阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将残留在树脂塔中的醇胺溶液树，通过树脂塔胺液回收管线19吹扫至原装置的地下溶剂罐20，回收醇胺溶液，减少胺液损失。再生时NaOH溶液在体积空速3.0～4.0h-1、常温下先通过强碱型阴离子交换树脂床层，再通过大孔弱碱型阴离子交换树脂床层，再生后用软化水洗涤树脂床层，洗涤水通过废液出料管线17去焦池。再生后的树脂用于净化醇胺贫溶液，阴离子交换树脂塔13入口醇胺贫溶液的浓度为1.3％，体积空速为6.0h－1，检测阴离子交换树脂塔13出口醇胺溶液中的热稳盐含量。表5给出了阴离子交换树脂塔13中的树脂再生条件及再生结果。
表5树脂再生条件及再生结果
实施例10
阴离子交换树脂塔13中树脂再生前，用来自原醇胺脱H2S系统的N2通过N2进气管线18进入阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将树脂塔中的醇胺溶液通过树脂塔胺液回收管线19吹扫至原装置的地下溶剂罐20，回收醇胺溶液，减少胺液损失，同时减少随再生碱液进入废碱液处理系统的醇胺溶液量，给废碱液处理系统造成冲击，N2通过原地下溶剂罐20的管线放空或进入火炬系统；阴离子交换树脂塔13中树脂再生水洗合格后，用来自N2进气管线18的原醇胺脱H2S系统的N2对阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将树脂塔中的滞存水通过废液出料管线17吹扫至焦池或废碱液处理系统，防止引入醇胺溶液时，将阴离子交换树脂塔13中的水带入醇胺脱H2S系统造成胺液稀释，降低外甩酸水维持醇胺脱H2S系统胺液浓度的能耗费用。
用阴离子交换树脂净化单元A净化醇胺贫溶液，胺液损失及带入醇胺脱H2S系统再生水情况列于表6。
表6降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置再生一次胺液损失及带入醇胺脱H2S系统再生水情况
实施例11
净化单元A对醇胺贫溶液进行净化，依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行，不增加动力系统，其它工艺过程和工艺参数不变。操作费用情况列于表7。
表7降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置操作费用
实施例12
本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用前，设备达不到2年一修的标准，中间换热器和贫溶剂循环泵因腐蚀泄露一般需要更换一次，降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置应用后，设备达到2年一修，节约设备更换费用106万元/年，节省的设备更换费用列于表8。
表8降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置应用后节省设备更换费用情况
实施例13
本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用前，热稳盐含量高，除造成设备腐蚀泄露，还造成溶液发炮，胺液消耗加大，液化气、干气产品硫含量时常超标，为避免设备腐蚀泄露，确保产品达标，不定期外排热稳盐含量高的醇胺溶液，补充等量的新鲜胺液，造成胺耗增加。降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用后，降低了胺液中热稳盐含量，发泡现象得到改善，降低了炼厂气吨产品胺耗，不再外排胺液，节约费用112.5万元/年，情况列于表9。
表9降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置应用后醇胺脱H2S系统降低胺耗及费用情况
备注：1装置液化气、干气处理量共300万吨/年；2N-甲基乙二醇胺价格以15000元/吨计。
实施例14
本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用后，节约了醇胺脱H2S系统设备更换费用，降低了总胺耗，但造成了树脂再生造成的胺耗损失费用、增加了树脂费用和树脂再生费用、外甩带入系统再生水的费用。与降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用前相比，原醇胺脱H2S系统每年运行费用降低183.96万元，费用情况列于表10。
表10降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置应用后醇胺脱H2S系统费用变化情况
对比实施例1
本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置投用前，本胺脱H2S系统采用往返式浅床层短循环离子交换树脂净化装置，20min短循环频繁再生，每天从再生塔塔顶罐通过蒸发外甩酸水48t维持胺液浓度，增加了能耗，每天随再生液排出72kg贫胺液，增加胺耗约21.6kg/天，采用本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置，阴离子交换树脂塔13中的树脂再生前，用来自原醇胺脱H2S系统的N2对阴离子交换树脂塔13进行吹扫，将树脂塔中的醇胺溶液吹扫至原装置的地下溶剂罐20，再生时带走的仅为吹扫后吸附于树脂上的少量醇胺溶液，醇胺贫胺液损失量30kg/天，增加胺耗约9.0kg/天，损失量大大降低。再生后的水洗水去焦池，树脂塔中的残存水通过N2进气管线18中的N2吹扫至排放系统，树脂再生后再次引入醇胺溶液进入阴离子交换树脂塔13净化时，带入醇胺脱H2S系统的水仅为N2吹扫后树脂上残留的少量湿存水，带入系统的再生水量仅有50kg/天，需要外甩的酸水量大大降低，降低了外甩酸水所需能耗。采用本申请的工业装置与采用往返式浅床层短循离子交换树脂净化装置相比，降低胺耗5.67万元/年，降低外甩酸水所需能耗473.17万元/年，合计478.84万元/年，情况列于表11。
表11降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置与往返式浅床层短循离子交换树脂净化装置胺耗能耗对比
备注：1N-甲基乙二醇胺价格以15000元/吨计；2本申请热稳盐脱除单元再生频率以1天/次计算。478.84
对比实施例2
专利CN1012119815B再生一次排放的循环液0.5m3/次(500Kg/次)，增加胺耗150kg/次；带入醇胺脱硫系统的循环液0.4m3，每次再生后需要通过蒸发外甩酸水400kg/次。本申请的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置，通过阴离子交换树脂塔胺液回收单元回收树脂塔中的滞存胺液，再生一次排放的胺液(30％)30kg/次，增加胺耗9.0kg/次；通过树脂再生和废液处理单元吹扫出树脂塔中的滞存水，带入醇胺脱硫系统的水洗水50kg/次，每次再生后需要通过蒸发外甩酸水50kg/次，醇胺溶液损失更低，带入醇胺脱H2S系统的再生水更少，需要外甩的酸水量更少，费用更低，节约胺耗万元/年，降低能耗万元/年，对比情况列于表12。
表12本申请的工业装置与CN1012119815B装置胺液损失与带入系统的水的情况对比
备注：热稳盐脱除单元再生频率以1天/次、开工以300天/年计算。

Claims (10)

1.一种降低醇胺脱硫化氢系统运行成本的工业装置，在醇胺脱H2S系统的贫胺液循环泵(6)和溶剂缓冲罐(5)之间增加阴离子交换树脂净化单元(A)，阴离子交换树脂净化单元(A)包括：原醇胺贫溶液循环泵(6)后的胺液引出端口经贫胺液进料管线(10)连接流量计(11)、流量计(11)连接过滤器(12)、过滤器(12)连接阴离子交换树脂塔(13)、阴离子交换树脂塔(13)经净化胺液出料管线(14)连接原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐(5)；来自原醇胺脱H2S系统的软化水和碱液通过软水进料管线(15)和碱液进料管线(16)进入阴离子交换树脂塔(13)，对其中的阴离子交换树脂进行逆向再生，废碱液和废水经废液出料管线(17)进入废液处理系统或进入焦化装置进行废水利用；来自原醇胺脱H2S系统的N2经N2进气管线(18)进入阴离子交换树脂塔(13)，在树脂再生前对其进行吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液经树脂塔胺液回收管线(19)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统；来自原醇胺脱H2S系统的N2经N2进气管线(21)进入阴离子交换树脂净化单元(A)的过滤器(12)，在过滤器(12)清洗前对其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液经过滤器胺液回收管线(22)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统。
2.根据权利要求1所述的工业装置，其特征在于：阴离子交换树脂塔(13)中分段装填两种树脂串联使用，上端装填大孔弱碱型阴离子交换树脂，下端装填强碱型阴离子交换树脂，大孔弱碱型阴离子交换树脂为苯乙烯系大孔弱碱型阴离子交换树脂，或是丙烯酸系大孔弱碱型阴离子交换树脂；强碱型阴离子交换树脂为苯乙烯系凝胶型强碱性阴离子交换树脂、苯乙烯系大孔强碱Ⅰ型阴离子交换树脂或是苯乙烯系大孔强碱Ⅱ型阴离子交换树脂。
3.根据权利要求1或2所述的的工业装置，其特征在于：分段装填于阴离子交换树脂塔(13)中的两种树脂，分别装填于两个串联使用的树脂塔中，用两个串联使用的阴离子交换树脂塔替代阴离子交换树脂塔(13)，醇胺贫溶液先通过装填大孔弱碱型阴离子交换树脂的树脂塔，再通过装填强碱型阴离子交换树脂的树脂塔。
4.根据权利要求1或2所述的工业装置，其特征在于：阴离子交换树脂塔(13)的进出口装填厚度25～40cm的20～40目的石英砂，同时过滤或吸附溶剂中的胶质、固体杂质、捕捉破碎树脂；阴离子交换树脂塔(13)中分段装填的两种树脂之间，装填厚度15～25cm的20～40目的石英砂，防止两种树脂混合。
5.根据权利要求1所述的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置，其特征在于：过滤器(12)的过滤精度20～40μm。
6.根据权利要求1所述的降低醇胺脱硫化氢系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：将一股贫胺溶液从原醇胺贫溶液循环泵(6)后的胺液引出端口引入净化单元A，经贫胺液进料管线(10)连接流量计(11)、经流量计(11)剂量后，进入过滤器(12)滤除固体杂质和部分胶质、进入阴离子交换树脂塔(13)进行净化后，经净化胺液出料管线(14)返回原醇胺脱H2S装置的溶剂缓冲罐(5)。
7.根据权利要求6所述的降低醇胺脱H2S系统运行成本的工业装置的应用方法，其特征在于：从原醇胺贫溶液循环泵(6)后的贫胺液引出端口引入净化单元A的醇胺贫溶液的量为醇胺贫溶液循环量的1.5～10.0％，经流量计(11)计量后，以体积空速1.5～10.0h-1，温度40～45℃，进入阴离子交换树脂塔(13)，醇胺贫溶液先通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，再通过强碱型阴离子交换树脂，依靠原醇胺脱H2S系统的压力差运行。
8.根据权利要求6所述的应用方法，其特征在于：过滤器(12)清洗或更换前，通过N2进气管线(21)，用来自原醇胺脱H2S系统的N2对过滤器(12)其进行逆向吹扫，回收醇胺溶液，回收的醇胺溶液通过过滤器胺液回收管线(22)进入原装置的地下溶剂罐(20)，N2通过原地下溶剂罐(20)的放空管线放空或进入火炬系统。
9.根据权利要求6所述的应用方法，其特征在于：净化单元(A)中的阴离子交换树脂塔(13)中阴离子交换树脂穿透后，采用树脂总体积2～4倍的2～4％的NaOH溶液对阴离子交换树脂塔(13)中的强碱型阴离子交换树脂和大孔弱碱型阴离子交换树脂同时进行再生，树脂再生时NaOH溶液以常温、体积空速3.0～4.0h-1先通过强碱型阴离子交换树脂，再通过大孔弱碱型阴离子交换树脂，废碱液通过废液出料管线(17)进入废碱液处理系统；树脂再生后用4～8倍树脂体积的软化水洗涤阴离子交换树脂塔(13)中的树脂床层，水洗水通过废液出料管线(17)进入焦化装置的焦池废水利用。
10.根据权利要求6所述的应用方法，其特征在于：阴离子交换树脂塔(13)中树脂再生前，用来自原醇胺脱H2S系统的N2通过连接管线(18)进入阴离子交换树脂塔(13)进行吹扫，将树脂塔中的醇胺溶液通过连接管线(19)吹扫至原装置的地下溶剂罐(20)，回收醇胺溶液，减少胺液损失，N2通过原地下溶剂罐(20)的管线放空或进入火炬系统；阴离子交换树脂塔(13)中树脂再生水洗合格后，用来自N2进气管线(18)的原醇胺脱H2S系统的N2对阴离子交换树脂塔(13)进行吹扫，将树脂塔中的滞存水通过废液出料管线(17)吹扫至焦池或废碱液处理系统。
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