一种高效溶剂再生系统的制作方法

本实用新型涉及一种高效溶剂再生系统。

背景技术：

含硫干气在43℃、1.0mpa条件下自重油催化裂化装置来，进入干气分液罐脱除其携带的液滴及机械杂质，然后进入干气脱硫塔与溶剂循环泵打入塔顶的n甲基一二乙醇胺溶剂逆流接触，干气中的h2s被溶剂吸收。乙醇胺吸收h2s的速率优于co2，但当吸收后气体的硫化氢浓度降到ppm级别后，多余的二氧化碳就会被吸收。dcc装置脱硫前干气中co2含量平均5%，脱硫后干气中co2含量降至0.02%。从干气脱硫塔底来的富液进入富液闪蒸罐，闪蒸出来的气体进入填料段上部和贫液逆流接触，闪蒸烃自填料段顶部，在压力0.25mpa条件下经压力调节阀放入火炬管网。闪蒸后的富液由富液溶剂泵抽出后经贫富液一级换热器加热后进入再生塔再生，再生所需热量由再生塔底重沸器提供。旧工艺条件下富液闪蒸罐温度最高能提至65℃，在此温度下co2并没有被闪蒸走，而是跟随富液进入再生塔。再生温度大约在120℃，这个时候之前被吸收的h2s、co2的会被解吸（释放），由此乙醇胺溶液自身得到再生。最终co2进入酸性气中，导致酸性气纯度仅70%左右。在相同分压下，温度升高，h2s、co2的平衡溶解度均下降，且co2溶解度下降更快，因此升高温度，co2比h2s更容易析出。

技术实现要素：

本实用新型要解决的技术问题是提供一种高效溶剂再生系统，以实现提高进入闪蒸罐富液换热后终温，增强co2闪蒸效果，酸性气纯度提高至93%；降低了再生塔负荷，减少再生塔底蒸汽消耗，降低了生产成本；降低了进空冷贫液温度，降低冷却负荷，降低装置能耗。

为了解决上述技术问题，本实用新型包括干气脱硫塔，干气脱硫塔产生的富液通过干气脱硫塔底部的富液管路连通到富液闪蒸罐，富液闪蒸罐的下部通过贫富液管路连通到再生塔，且所述贫富液管路上设有贫富液换热器，再生塔的下部通过贫液管路连通到溶剂缓冲罐，其结构特点是所述富液管路上依次设有富液一级换热器和富液二级换热器，所述富液管路分别与富液一级换热器和富液二级换热器的进液端连通，所述贫液管路分别与贫富液换热器、富液一级换热器和富液二级换热器的热源进口连通，所述富液一级换热器的出液端通过第一支路连通到所述富液二级换热器的出液端的富液管路，所述富液一级换热器与富液二级换热器之间的富液管路上设有一级冷热流调节阀,所述第一支路上设有闸阀。

采用上述结构后，由于富液闪蒸罐内的温度最高温度为65℃，流入富液闪蒸罐的富液温度也低于65℃，因此富液中的二氧化碳无法被闪蒸走，由于再生塔塔底产生了125℃、0.15mpa的贫液，贫液流入贫液管路，贫液中的热量直接排放增加了后续流程的工作压力和造成了热量的浪费，因此贫液依次流入贫液管路上的贫富液换热器、富液一级换热器和富液二级换热器进行换热，贫液作为热源对流入贫富液换热器、富液一级换热器和富液二级换热器的液体进行加热，回收贫液中的热量降低能耗，富液管路内的富液流入富液一级换热器和富液二级换热器后被加热，富液温度升高后流入富液闪蒸罐，降低富液中的co2的溶解度，提高富液闪蒸效果，有效提高酸性气纯度至93%以上，降低惰性气体含量；降低再生塔负荷，减少再生塔底蒸汽消耗，降低生产成本；同时有助于硫磺装置增加h2s在塔内的传质系数，提高脱硫效率，降低能耗；一级冷热流调节阀能够根据富液的温度进行流量控制，从而达到可准确控制进入闪蒸罐富液终温至80℃-85℃；当富液温度达标后，一级冷热流调节阀减小流量，支路的闸阀开启，富液可直接通过支路输送至富液闪蒸罐，不需要二次加热；当富液温度不达标时，一级冷热流调节阀增大流量，支路的闸阀关闭，富液先经过富液一级换热器进行加热，然后再经过富液二级换热器加热，从而使进入闪蒸罐富液终温至80℃-85℃；所述贫液管路上依次连通到贫富液换热器、富液一级换热器和富液二级换热器，也就是将贫液的部分热量输送到贫富液换热器、富液一级换热器和富液二级换热器，对贫液的部分热量进行了回收，同时降低了进空冷贫液温度，降低冷却负荷，降低装置能耗。

所述贫富液换热器的进液端和出液端的所述贫富液管路上均设有闸阀，所述贫富液换热器的进液端和出液端的所述贫富液管路上并联有第二支路，所述第二支路设有二级冷热流调节阀。贫富液的温度与再生塔内部的温度的温差大时,第二支路上的二级冷热流调节阀关闭，贫富液管路上的闸阀开启，贫富液流入贫富液换热器进行换热，也就是将再生塔产生的贫液中的热量部分转移到贫富液中，从而使贫富液进入再生塔的初始温度升高，降低了再生塔的蒸汽消耗，节约能源，同时还是将再生塔产生的贫液中的热量进行再利用，降低了进空冷贫液温度，降低冷却负荷，降低装置能耗；当贫富液的温度与再生塔内部的温度的温差小时,第二支路上的二级冷热流调节阀开启，贫富液管路上的闸阀关闭，贫富液直接送入再生塔反应，避免贫富液温度过高影响在再生塔内的再生反应。

所述富液闪蒸罐的上部通过回气管路与所述干气脱硫塔的上部连通，所述回气管路上并联有两条与干气脱硫塔连通的第三支路和第四支路，所述第三支路和所述第四支路均设有闸阀。回气管路、第三支路和第四支路与干气脱硫塔连通的位置不同，能够实现灵活调整干气脱硫塔进料位置，降低二氧化碳吸收率。

附图说明

下面结合附图和实施例对本实用新型作进一步说明：

图1是现有技术的结构示意图；

图2是本实用新型的结构示意图。

图中：1-干气分液罐，2-干气脱硫塔，3-干气胺液回收器，4-富液闪蒸罐，5-富液管路，6-富液过滤器，7-富液一级换热器，8-富液二级换热器，9-贫富液管路，10-再生塔，11-富溶剂泵，12-贫富液换热器，13-一级冷热流调节阀，14-二级冷热流调节阀，15-闸阀，16-回气管路，17-贫液管路，18-第一支路，19-第二支路，20-贫液加压泵，21-贫液空冷器，22-贫液冷却器，23-循环管路，24-溶剂循环泵，25-第三支路，26-第四支路，27-溶剂缓冲罐。

具体实施方式

为了对本实用新型的设计思想和基于设计思想而做出的具体实施方式有一个更加清楚的理解，在描述本实用新型的具体实施方式之前有必要对现有的溶剂再生系统做简单介绍。参照图1所示，含硫干气在43℃、1.0mpa条件下自重油催化裂化装置来，进入干气分液罐1脱除其携带的液滴及机械杂质，然后进入干气脱硫塔2下部与溶剂循环泵24打入塔顶的n甲基一二乙醇胺溶剂逆流接触，干气中的h2s被溶剂吸收。脱除h2s的干气至干气胺液回收器3经重力沉降和丝网除沫器，分离携带的溶剂。干气经调节阀外送至干气管网。从干气脱硫塔2底来的富液经液位调节阀后进入富液过滤器6，过滤后的富液进入富液闪蒸罐4，闪蒸出来的气体进入填料段上部和贫液逆流接触，闪蒸烃自填料段顶部，在压力0.25mpa条件下经压力调节阀放入火炬管网。闪蒸后的富液由富液溶剂泵抽出后经贫富液换热器12加热后经调节阀进入再生塔10再生，再生所需热量由再生塔10底重沸器提供。溶剂半贫液在120℃左右自塔底引出经重沸器加热部分汽化返回再生塔10。从再生塔10底出来的贫液在125℃、0.15mpa条件下引入贫富液换热器12，然后经由贫液加压泵20加压后经贫液空冷器21和贫液冷却器22冷却后至溶剂缓冲罐27，由溶剂循环泵24送至干气脱硫塔2循环使用。乙醇胺吸收h2s的速率优于co2，但当吸收后气体的h2s浓度降到ppm级别后，多余的co2就会被吸收。dcc装置脱硫前干气中co2含量平均5%，脱硫后干气中co2含量降至0.02%。旧工艺条件下富液闪蒸罐4温度最高能提至65℃。在此温度下co2并没有被闪蒸走，而是跟随富液进入再生塔10。再生温度大约在120℃，这个时候之前被吸收的h2s、co2的会被解吸（释放），由此乙醇胺溶液自身得到再生。最终co2进入酸性气中，导致酸性气纯度仅70%左右。在相同分压下，温度升高，h2s、co2的平衡溶解度均下降，且co2溶解度下降更快，因此升高温度，co2比h2s更容易析出。

针对上述技术问题，参照图2所示，该高效溶剂再生系统包括干气分液罐1（型号：v3202），干气分液罐1的出气端通过管路连通到干气脱硫塔2（型号：t3202）的中下部，干气脱硫塔2通过出气管路连通到干气胺液回收器3，脱除h2s的干气至干气胺液回收器3（型号：v3204）经重力沉降和丝网除沫器，干气经调节阀外送至干气管网，干气脱硫塔2产生的富液通过干气脱硫塔2底部的富液管路5连通到富液闪蒸罐4，富液管路5上依次设有富液过滤器6、富液一级换热器7和富液二级换热器8，富液管路5分别与富液一级换热器7和富液二级换热器8的进液端连通，富液一级换热器7的出液端通过第一支路18连通到富液二级换热器8的出液端的富液管路5，富液一级换热器7与富液二级换热器8之间的富液管路5上设有一级冷热流调节阀13,第一支路18上设有闸阀15；富液闪蒸罐4的上部通过回气管路16与干气脱硫塔2的上部连通，闪蒸出来的气体进入填料段上部，自填料段顶部，在压力0.25mpa条件下，闪蒸烃经压力调节阀送入火炬管网，富液闪蒸罐4的下部通过贫富液管路9连通到再生塔10，也就是产生的贫富液自富液闪蒸罐4流入再生塔10，贫富液管路9上设有富溶剂泵11和贫富液换热器12，贫富液换热器12的进液端和出液端的贫富液管路9上均设有闸阀15，贫富液换热器12的进液端和出液端的贫富液管路9上并联有第二支路19，第二支路19设有二级冷热流调节阀14。第二支路19设有二级冷热流调节阀14；贫富液的温度与再生塔10内部的温度的温差大时,第二支路19上的二级冷热流调节阀14关闭，贫富液管路9上的闸阀15开启，贫富液流入贫富液换热器12进行换热，也就是将再生塔产生的贫液中的热量部分转移到贫富液中，从而使贫富液进入再生塔的初始温度升高，降低了再生塔的蒸汽消耗，节约能源，同时还是将再生塔产生的贫液中的热量进行再利用，降低了进空冷贫液温度，降低冷却负荷，降低装置能耗；当贫富液的温度与再生塔10内部的温度的温差小时,第二支路19上的二级冷热流调节阀14开启，贫富液管路9上的闸阀15关闭，贫富液直接送入再生塔反应，避免贫富液温度过高影响在再生塔内的再生反应；再生塔10的下部通过贫液管路17连通到溶剂缓冲罐27，贫液管路17分别与贫富液换热器12、富液一级换热器7和富液二级换热器8的热源进口连通，富液二级换热器8与溶剂缓冲罐27之间的贫液管路17上依次设有贫液加压泵20、贫液空冷器21和贫液冷却器22，贫液加压泵20能够为贫液的输送提供动力，贫液空冷器21和贫液冷却器22能够将贫液的温度降下来，溶剂缓冲罐27通过循环管路23连通到回气管路16，循环管路23上设有溶剂循环泵24，回气管路16上并联有两条与干气脱硫塔2连通的第三支路25和第四支路26，第三支路25和第四支路26均设有闸阀15,回气管路16、第三支路25和第四支路26与干气脱硫塔2连通的位置不同，能够实现灵活调整干气脱硫塔2进料位置，降低二氧化碳吸收率。

本实用新型在使用时，现有的情况是富液闪蒸罐4内的温度最高温度为65℃，流入富液闪蒸罐4的富液温度也低于65℃，因此富液中的二氧化碳无法被闪蒸走；由于再生塔10塔底产生了125℃、0.15mpa的贫液，贫液流入贫液管路17，贫液中的热量直接排放增加了后续流程的工作压力和造成了热量的浪费，也就是贫液空冷器21和贫液冷却器22的工作压力增大和能源消耗浪费，因此贫液依次流入贫液管路17上的贫富液换热器12、富液一级换热器7和富液二级换热器8进行换热，贫液作为热源对流入贫富液换热器12、富液一级换热器7和富液二级换热器8的液体进行加热，回收贫液中的热量降低能耗，富液管路5内的富液流入富液一级换热器7和富液二级换热器8后被加热，富液温度升高后流入富液闪蒸罐4，降低富液中的co2的溶解度，提高富液闪蒸效果，有效提高酸性气纯度至93%以上，降低惰性气体含量；降低再生塔10负荷，减少再生塔10底蒸汽消耗，降低生产成本；同时有助于硫磺装置增加h2s在塔内的传质系数，提高脱硫效率，降低能耗；一级冷热流调节阀13能够根据富液的温度进行流量控制，从而达到可准确控制进入闪蒸罐富液终温至80℃-85℃；当富液温度达标后，一级冷热流调节阀13减小流量，支路的闸阀15开启，富液可直接通过支路输送至富液闪蒸罐4，不需要二次加热；当富液温度不达标时，一级冷热流调节阀13增大流量，支路的闸阀15关闭，富液先经过富液一级换热器7进行加热，然后再经过富液二级换热器8加热，从而使进入闪蒸罐富液终温至80℃-85℃；贫液管路17上依次连通到贫富液换热器12、富液一级换热器7和富液二级换热器8，也就是将贫液的部分热量输送到贫富液换热器12、富液一级换热器7和富液二级换热器8，对贫液的部分热量进行了回收，同时降低了进空冷贫液温度，降低冷却负荷，降低装置能耗。