专利名称：炼厂烃类气体脱硫溶剂串联使用工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及炼厂烃类气体(简称炼厂气，以下同)脱硫溶剂(本专利称吸收剂，下同)串联使用方法。
背景技术：
在炼油厂或石油化工厂，通常有多股H2S浓度(或分压)不等的炼厂烃类气体物流(瓦斯气或液化石油气)，这些炼厂气物流来源于操作条件不同甚至差别很大的装置如催化裂化装置、蜡油加氢裂化装置、渣油加氢脱硫装置、柴油加氢精制装置等，为满足下游装置的再利用要求，对其进行脱H2S处理，脱H2S处理常用的脱硫溶剂(本专利称吸收剂，下同)通常为一种可再生的含水吸收剂，比如胺类水吸收剂。当前，炼油厂或石油化工厂趋向于使用同一种胺类脱硫溶剂对全部炼厂气进行脱H2S处理，以实现脱硫溶剂的集中再生，可降低投资和能耗便于生产管理。
所述多股炼厂气物流，当其组成差异较大时，其应用途径有所不同，此时需要分别进行脱H2S处理，由于所述多股炼厂气物流的H2S浓度或脱H2S处理操作条件(比如压力)的不同，脱H2S处理过程排出的富吸收剂的H2S负荷(吸收剂中H2S分子数与胺分子数之比)存在差别甚至较大差别，在已知的方法中，是将H2S负荷(吸收剂中H2S分子数与胺分子数之比)存在差别甚至较大差别的富吸收剂，分别或集中后直接送至再生器进行再生，然后将再生的吸收剂循环使用，而吸收剂循环量决定着吸收剂再生系统的投资和能耗。其缺点在于将H2S负荷不等的富吸收剂直接送至再生器进行再生，没有充分利用低H2S负荷的富吸收剂潜在的吸收能力。
发明内容
本发明的目的在于提出一种炼厂烃类气体脱硫溶剂串联使用工艺，充分利用低H2S负荷的吸收剂潜在的吸收能力，降低吸收剂循环量。
为达到上述目的，本发明的方法包括下列步骤a)在第一吸收段，使用一种可再生的第一含水吸收剂与第一炼厂气物流接触并吸收其中的H2S，第一净化炼厂气物流和低H2S负荷吸收剂；b)将至少一部分低H2S负荷吸收剂由第一吸收段送至第二吸收段中，与第二炼厂气物流接触并吸收其中的H2S，得到第二净化炼厂气物流和高H2S负荷吸收剂；c)高H2S负荷吸收剂由第二吸收段送至再生器进行再生处理产生含有H2S的再生器尾气和再生吸收剂，将至少一部分由再生器排出的再生吸收剂送至第一段作为第一含水吸收剂循环使用。
本发明的显著效果在于将第一吸收段排出的低H2S负荷吸收剂送至第二吸收段中，作为第二炼厂气物流的吸收剂使用，充分利用低H2S负荷吸收剂的再吸收潜力，可降低第二吸收段贫吸收剂数量，从而降低了吸收剂再生系统投资与能耗。
图1是本发明示意流程图。
图1说明1--第一炼厂气物流，2--第一净化炼厂气物流，3--可再生的第一含水吸收剂，4--低H2S负荷吸收剂，5--高H2S负荷吸收剂，6--第二炼厂气物流，7--第二净化炼厂气物流，8--含H2S、H2O的塔顶气，9--冷凝冷却器，10--回流罐，11--再生器尾气，12--回流液，13-补充水，14-待加热溶剂，15-重沸器，16-已加热溶剂，17-外来热源，18-再生后的溶剂，19--可再生的第二含水吸收剂，A-第一吸收段，B-第二吸收段，C-再生器下面参照附图详细说明本发明的特征。
参见图1，含有H2S的第一炼厂气物流经管线1送入第一吸收段A。在该吸收段中，第一炼厂气物流与经管线3送入的可再生的第一含水吸收剂接触，第一炼厂气物流中H2S被吸收剂吸收，得到净化的第一净化炼厂气物流，由管线2排出，得到含有H2S的低H2S负荷吸收剂，经管线4排出。
第一吸收段A使用的吸收剂宜为含有弱碱的含水混合物，根据需要，还可在其中选加其它组份。所述的弱碱可为链烷醇胺，例如单乙醇胺、二乙醇胺、甲基二乙醇胺或二异丙醇胺。吸收剂通常含有1.5-55％(重量)的碱组份，5-75％(重量)的水和0-55％(重量)的其它组份。
第一吸收段A的接触过程的操作条件绝对压力宜为0.1-28Mpa、温度宜为30--90℃。
第一含水吸收剂的H2S浓度，应保证第一净化炼厂气中的残留的H2S浓度不大于预期值，比如，可保证的第一净化炼厂气物流中残留的H2S浓度不大于预期的1-1/3或更低。
参见图1，将低H2S负荷吸收剂由第一吸收段A经管线4送至第二吸收段B中，与经管线6送入第二吸收段B含有H2S的第二炼厂气物流接触，第二炼厂气物流中H2S被吸收剂吸收，得到净化的第二净化炼厂气物流，由管线7排出，得到高H2S负荷吸收剂经管线5排出。
第二吸收段B的接触过程的操作条件绝对压力宜为0.1--25Mpa、温度宜为30--90℃。
参见图1，在第二吸收段B得到的高H2S负荷吸收剂，其较在第一吸收段得到的低H2S负荷吸收剂的H2S负荷高，这一差额由具体操作条件决定，可为0.05-0.5一般为0.1-0.3。
参见图1，从第二吸收段B排出的高H2S负荷吸收剂，由管线5送到通常为塔的再生器C进行处理。由管线8排出的含H2S、H2O的塔顶气，经冷凝冷却器9后，形成主要由水组成的液相和主要由H2S组成的气相，该混相物流进入回流罐10进行气、液分离，气相作为再生器尾气经管线11排出，液相经管线12返回再生器顶部作为回流液使用。再生吸收剂经管线18由再生器C排出。通常，再生器C底部设有重沸器15，重沸器15中产生的汽化后物料经管线16返入再生器C的下部；重沸器15通常使用温度合适的热媒体比如水蒸气加热。经管线11排出的再生器尾气可送入硫回收装置。
再生器C，通常在温度为100-190℃，绝对压力为0.1-0.3Mpa的条件下操作，再生器C的操作条件，应保证再生吸收剂使用点新要求的再生吸收剂的H2S的浓度。
参见图1，第二吸收段B可包括上部吸收区B2和下部吸收区B1。含有H2S的第二炼厂气物流经管线6送入第二吸收段B。在第二吸收段的下部吸收区B1中第二炼厂气物流与经管线4送入的低H2S负荷吸收剂和由上部吸收区B2流下的吸收剂接触，脱除部分H2S后，进入上部吸收区B2中与经管线19送入的可再生的第二含水吸收剂接触，得到净化气体，经管线7由第二吸收区B2排出第二吸收段。含有H2S的高H2S负荷吸收剂经管线5由下部吸收区B1的下端排出第二吸收段B。
第二含水吸收剂的H2S浓度，应保证第二净化炼厂气物流中残留的H2S的浓度不大于预期的1-1/3或更低。
可将一部分经管线4输送的低H2S负荷吸收剂直接送入再生器C。
低H2S负荷吸收剂进入第二吸收段B之前，可经降压闪蒸过程(图中未标出)脱除部分溶解烃类或携带的超饱和烃组分，降低由低H2S负荷吸收剂带入第二吸收段B的烃类组分。
第一吸收段A、第二吸收段B和再生器C，可以是任何一种有效的传质设备或其组合，通常呈塔式结构，可装有适宜的传质元件，例如塔盘、散堆填料或规整填料等。
压力1.1Mpa平均分子量 M＝22.3组成H2S 1.75％(重量)，CO2 5.47％(重量)LPG流量53815Kg/h温度40℃压力1.3Mpa平均分子量 M＝50密度 521Kg/m3组成 H2S 0.35％(重量)工厂对脱硫后的产品质量要求如下净化干气H2S≤20mg/m3(标)净化LPGH2S≤20μg/g为达到以上产品质量要求，实际工艺设计参数如下脱硫剂采用MDEA(N-甲基二乙醇胺)吸收剂浓度30％(重量)贫液质量H2S≤0.5g/l，CO2≤2g/l干气脱硫塔所需贫液量32695.1Kg/h，酸性气负荷(贫液中吸收H2S、CO2的摩尔数/贫液中MDEA的摩尔数)为0.3。
LPG脱硫抽提塔所需贫液量31673Kg/h，酸性气负荷(贫液中吸收H2S、CO2的摩尔数/贫液中MDEA的摩尔数)为0.093。
干气脱硫塔和LPG脱硫抽提塔塔底富液合并后，统一进行再生，吸收剂再生的设计处理量为64368.1Kg/h。
为满足传质的要求，LPG脱硫过程需要合适的油剂比，因此所需的贫液量为31673Kg/h，酸性气负荷仅有0.093。按照本发明利用LPG脱硫富液可进一步吸收H2S的潜力，用于下游脱硫工序可以明显地减少总的吸收剂循环量，以明显地降低设备投资和总的公用工程消耗。
如果采用本发明，将LPG脱硫抽提塔塔底的富液送至干气脱硫塔的中部进一步吸收H2S，可以明显地降低吸收剂的循环量，二者比较见下表。
从上表可以看出，采用本发明后，总的吸收剂循环量可以减少21854.4Kg/h，比原计划减少33.95％，公用工程明显减少，根据工期市场价格，1.0Mpa蒸气70元/吨，电0.5元/Kw·h，循环水0.25元/吨，年开工小时数按8000小时计，则采用本发明后可以节约运行成本163.9万元/年(还不包括由于吸收剂循环量降低，每年少消耗的MDEA量)，并可以节省工程投资276万元。
实施例二某厂催化裂化装置的设计规模为300×104t/a，其产品干气及液化石油气(以下简称LPG)的流量及组成同实施例一。同时，该厂设有的蜡油加氢裂化装置的设计规模为120×104t/a，其产品干气及液化石油气(以下简称LPG)的流量组成如下
干气流量 6791Kg/h温度 42℃压力 1.35Mpa平均分子量 M＝17.89组成 H2S 9.2％(重量)LPG 流量 4261 Kg/h温度 40℃压力 1.4 Mpa平均分子量 M＝52组成 H2S 3.48％(重量)工厂对脱硫后的产品质量要求如下净化干气H2S≤0.5mg/m3(标)净化LPG H2S≤20μg/g在本实施例中，加氢裂化装置的LPG作气体分馏原料以回收异丁烷，而催化裂化装置的LPG作民用液化气；加氢裂化装置的干气作制氢原料，而催化裂化装置的干气作燃料气，此时需分别进行脱H2S处理，由于上述多股炼厂气物流的H2S浓度的不同，脱H2S处理过程排出的富吸收剂的H2S负荷(吸收剂中H2S分子数与胺分子数之比)存在较大差别，按本发明炼厂气脱硫溶剂串联使用工艺充分利用低H2S负荷吸收剂潜在的吸收能力，实现了降低吸收剂循环量的目的。具体做法是将催化裂化装置LPG脱硫抽提塔塔底的富液，作为低H2S负荷吸收剂，送至加氢裂化装置的干气脱硫塔或/和加氢裂化装置的LPG脱硫抽提塔的中部进一步吸收H2S。将催化裂化装置的干气脱硫塔底的富液，作为低H2S负荷吸收剂送至加氢裂化装置的干气或/和加氢裂化装置的LPG脱硫抽提塔的中部进一步吸收H2S。根据需要，低H2S负荷吸收剂进入第二吸收段之前，可经降压闪蒸过程脱除部分溶解烃类或携带的超饱和烃组分，降低H2S负荷吸收剂带入第二吸收段的烃类组分。
权利要求
1.本专发明所述的炼厂烃类气体脱硫溶剂串联使用工艺是指在炼厂气物流脱硫工艺中将第一段排出的低H2S负荷(吸收剂中H2S分子数与胺分子数之比)吸收剂(即脱硫溶剂，下同)部分和/或全部进入第二段再吸收H2S，充分利用低H2S负荷的富吸收剂潜力，降低吸收剂循环量，节约投资和降低能耗。
2.根据权利要求1所述的烃类气体脱硫溶剂(本发明称吸收剂)为含有弱碱的含水混合物，根据需要，还可在其中选加其它组份。所述的弱碱可为链烷醇胺，例如单乙醇胺、二乙醇胺、甲基二乙醇胺或二异丙醇胺。吸收剂通常含有1.5-55％重量)的碱组份，5-75％(重量)的水和0-55％(重量)的其它组份。
3.根据权利要求1所述的低H2S负荷吸收剂是指保证第一净化炼厂气中的残留的H2S浓度不大于预期值，比如，可保证的第一净化炼厂气物流中残留的H2S浓度不大于预期的1-1/3或更低时，H2S负荷未达到吸收剂的最大负荷的已吸收部分H2S的吸收剂。低H2S负荷吸收剂的负荷与高负荷的差值可为0.05-0.5一般为0.1-0.3。其循环到第二段的量为第一段排出吸收剂的总量的5-100％(重量)。
4.根据权利要求1所述的低H2S负荷吸收剂循环到第二段的入口在可再生的第二含水吸收剂入口与第二炼厂气物流入口之间的任意位置。
5.根据权利要求1所述的工艺中主要设备第一吸收段、第二吸收段和再生器，可以是任何一种有效的传质设备或其组合，通常呈塔式结构，可装有适宜的传质元件，例如塔盘、散堆填料或规整填料等。
6.根据权利要求5所述的第一吸收段、第二吸收段和再生器的适宜操作条件为第一吸收段绝对压力宜为0.1-28Mpa、温度宜为30-90℃。第二吸收段绝对压力宜为0.1--25Mpa、温度宜为30--90℃。再生器温度为100-190℃，绝对压力为0.1-0.3Mpa
7.根据权利要求1所述低H2S负荷吸收剂的一部分和/或全部直接循环到第二段和/或在循环到第二段的入口之前先进行降压闪蒸过程脱除部分溶解烃类或携带的超饱和烃组分，降低H2S负荷吸收剂带入第二吸收段的烃类组分。
全文摘要
一种炼厂烃类气体(简称炼厂气，以下同)脱硫溶剂串联使用方法，将处理第一炼厂气物流的第一吸收段排出的低H
文档编号C10G70/00GK1467264SQ0212257
公开日2004年1月14日 申请日期2002年6月7日 优先权日2002年6月7日
发明者牟湘鲁 申请人:上海博申工程技术有限公司