加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及其实施方法与流程

本公开属于石油加工
技术领域：
，涉及一种低压气体中液滴分离、气体选择性吸收以及吸收剂分离的集成装置，具体地说，本公开涉及一种加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及其实施方法。
背景技术：
截止2013年4月，我国正在运行的加氢裂化(改质)装置达40多套，总加工能力已经超过60.0mt/a，占原油一次加工能力的19.0％以上，远超世界平均水平。随着新一轮炼化企业大项目开工建设，以及老企业的扩能改造，加氢裂化装置犹如雨后春笋，装置总数量与总处理能力迅速增长，预计至2020年我国加氢裂化(改质)总处理能力将超过100.0mt/a。尽管加氢裂化技术在研发和应用方面都获得了长足的进步，但在原油加工的总流程中，加氢裂化装置的一次投资费用以及操作费用所占比例仍偏高。因此，为适应未来社会向“低碳、环保、高效、节能”的趋势发展，开发高能效、低投资的加氢裂化(改质)技术，是未来技术发展的重要方向。炼厂干气主要来源于原油的二次加工，如催化裂化、热裂化和延迟焦化等，其中催化流化产生的干气量最大。干气中含有氢气、甲烷、氮气、乙烯和乙烷等，在没有合适的分离回收和综合利用之前，干气大多被作为燃料气或者放火炬烧掉，造成了极大的资源浪费和环境污染。由于干气中硫化氢含量比较高，如果直接作为石油化工生产原料或燃烧，不仅会危害人体健康，污染环境，还会对设备造成腐蚀，因此需要将干气进行脱硫并加以回收后，再作为石油化工生产原料或燃料，以达到变废为宝、保护环境、增加经济效益的目的。现有的加氢装置中，从冷高压分离器和冷低压分离器排出的含硫污水在闪蒸罐中闪蒸出的干气除含有硫化氢外，还会夹带部分的轻烃，这不仅增加了助剂消耗和原料流失，而且给下游关键设备的长周期运转带来了很大的危害。目前加氢装置一般采用胺液进行湿法脱硫，干气夹带烃类液滴会造成脱硫塔溶剂发泡，引起胺液跑损。湿法脱硫不可避免地在脱硫后的干气中夹带胺液液滴，不仅增加胺液的消耗量，而且会影响干气后续的循环利用过程，所以需对脱硫后干气进行脱胺控碱操作，已获得可直接回收利用的干气。传统的加氢装置干气脱烃、脱硫和控碱工艺中，一般采用三台设备串联的工艺进行处理，如图1所示，原料油和氢气进入加氢反应器1，从加氢反应器1出来的混合气通过空冷器2降温后进入冷高压分离器3进行循环氢和冷高分油的分离，得到的循环氢从冷高压分离器3顶部排出，得到的冷高分油进入冷低压分离器4中，在冷低压分离器4中由于压力的降低，冷高分油中部分氢气和轻烃析出形成干气；低分气从冷低压分离器4顶部排出；从冷高压分离器3和冷低压分离器4中分离得到的含硫污水进入闪蒸罐5中进行闪蒸，得到含有轻烃液滴和硫化氢的干气；干气在进入脱硫塔6-2之前先进入分液罐6-1除去干气中夹带的烃类液滴，减少后续脱硫工艺中溶剂发泡现象；在脱硫塔6-2中与贫胺液换热；冷低分油从冷低压分离器4下部流出；脱硫后的干气进入脱胺罐6-3中脱除干气中夹带的碱性胺液，得到纯净的干气以回收利用；富胺液从脱硫塔6-2和脱胺罐6-3底部流出。上述流程当中的分液罐和脱胺罐都采用重力沉降分离，分离效率不高，设备占地面积大而且难以高效解决干气带液的问题。同时，传统的干气分液、脱硫和控碱技术中，干气先后经过分液罐、脱硫塔和脱胺罐，高压设备较多，同时需要大量的高压阀门和管道，设备成本和占地投资大，不符合“低碳、环保、高效、节能”的发展趋势。为解决传统的加氢工艺中低分气脱硫过程中存在的脱硫效率不高、溶剂发泡、设备尺寸和成本较高等问题，国内外许多学者对加氢工艺中气体的脱烃、脱硫和控碱进行了研究。中国专利cn2407823y提供了一种脱除烟道气中二氧化硫的装置，同样可应用于气体净化领域，该装置由旋流装置以及吸附脱硫装置构成，待处理气体在旋流装置中产生旋转和离心运动，形成旋转气流向上与进液孔倾入的碱性胺液相碰，使碱性胺液形成喷雾状并被甩向塔壁，形成薄液层与塔底进入的带处理气体进行气液接触，增加了接触面积，从而提高脱硫效率；该装置具有吸附面积大、脱硫效率较高、可多级串联脱硫等优点，但该装置内部结构较复杂而且具有运动件，处理量具有一定的限制，无法解决脱硫后气体中夹带碱性胺液的问题。中国专利cn202700346u发明了一种气体脱硫装置，解决了现有脱硫塔只能进行一次脱硫的技术瓶颈，开发了一种二级脱硫装置，待处理气体首先通过一个充满碱性溶液的储液腔中进行一级脱硫，出储液腔后向上运动与向下喷淋的碱性溶液接触进行二级脱硫，该装置可以解决现有脱硫塔只能一级脱硫、脱硫效率不高的技术难题，但是对溶液的消耗量很大，尤其是当处理量比较大的时候，同样无法解决脱硫后气体夹带溶剂问题，脱硫后的气体还需进行二次处理。综上所述，本领域急需开发一种更短工艺流程、更佳工艺效果、更低建设投资、更少占地面积和更优操作条件的加氢装置中干气脱烃、脱硫以及控碱的装置及方法，提高干气分液效率的同时，降低设备成本和占地面积，构建更加紧凑的加氢装置。技术实现要素：本公开提供了一种新颖的加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及其实施方法，从而解决了现有技术中存在的问题。本公开在传统加氢装置干气脱烃、脱硫和控碱技术的最新研究基础上，将旋流强化气液分离、旋流场中颗粒自转加速界面更新强化硫化氢吸收引入到干气的分液、脱硫和控碱工艺中，具有分液和脱硫效率高、压降低、操作维护方便等优点。同时，将传统工艺中分液罐、脱硫塔和脱胺罐三台设备串联的工艺组合到脱液-脱硫-控碱集成装置中，减少高压设备、管道、阀门等，大大减少设备成本的同时，减少设备占地面积，构建更加紧凑的炼油装置。本公开的新型加氢装置中干气脱液-脱硫-控碱集成装置，旋流脱液后的干气去往脱硫塔的管道从设备内部走，同时管道在上升过程中同脱硫塔底部的贫胺液发生换热过程，保证管道中的干气混合气不会因为冷凝而析出油滴，引起胺液发泡，可减少消泡剂的使用量；利用基于离心分离原理的微旋流器取代传统的重力沉降分离，提高了分离效率和降低设备的尺寸，能有效提高干气的纯度。本公开提供了更短工艺流程、更佳工艺效果、更低建设投资、更少占地面积和更优操作条件的加氢装置中干气的旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及方法。一方面，本公开提供了一种加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置，该装置包括：承压壳体和设置在承压壳体内的集液隔板，其中，所述集液隔板将所述承压壳体分为气液分离段a和脱硫控碱段b，所述气液分离段a和脱硫控碱段b通过承压壳体内的升气管连通；其中，所述气液分离段a设有气液相进口、烃类出口、下塔丝网除沫器、微旋流脱烃管组、以及用于安装微旋流脱烃管组的下塔管板；所述脱硫控碱段b中设有集液隔板、气相进口、升气管、气体分布器、富胺液出口、塔板、上塔丝网除沫器、贫胺液进口、微旋流反应脱胺管组、用于安装微旋流反应脱胺管组的上塔管板、以及干气出口。在一个优选的实施方式中，所述承压壳体为立式圆筒形容器。在另一个优选的实施方式中，所述微旋流脱烃管组由微微旋流脱烃管并联组成，其中，单管处理量为30～60m3/h，对应压降为20～100mmh2o柱；在进气含液量为0.5g/m3时，气液分离效率为90％～96％。在另一个优选的实施方式中，所述微旋流反应脱胺管组由微旋流反应脱胺管并联组成，其中，单管处理量为30～60m3/h，对应压降为20～100mmh2o柱；在进气含液量为0.5g/m3时，气液分离效率为90％～96％。在另一个优选的实施方式中，所述升气管上口连接气体分布器，其中，所述气体分布器为列管式或环管式，其气体出口高于集液隔板以上富胺液的最高液面。在另一个优选的实施方式中，所述升气管为光管、翅片管或者沟槽管，部分浸没于集液隔板上的富胺液，干气在上升过程中同富胺液换热。在另一个优选的实施方式中，所述塔板为筛板、泡罩或浮阀。另一方面，本公开提供了一种加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置实施方法，该方法包括以下步骤：(a)干气的旋流分离脱烃操作：从冷高压分离器和冷低压分离器塔底出来的含硫污水在闪蒸罐中闪蒸出含硫化氢和液滴的混合气，该混合气由旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置的气液相进口进入该装置的气液分离段a，经过下塔丝网除沫器进行初步分液后分配进入微旋流脱烃管组中实施进一步的气液分离操作；液滴在离心力作用下从微旋流脱烃管组底流口流出并沉降到底部从烃类出口排出装置，脱烃后干气从微旋流脱烃管组溢流口流出并通过升气管去往该装置的脱硫控碱段b，其含液浓度小于20mg/nm3；(b)干气的胺法逆流吸收主脱硫操作：步骤(a)中得到的脱烃后的干气通过气体分布器均布在塔截面上并向上进入塔板，同时贫胺液从贫胺液进口进入塔体，与干气在塔板进行接触传质，实现胺液对干气的主脱硫过程；以及(c)干气的旋流反应保安脱硫及除碱操作：步骤(b)中得到的完成主脱硫过程后的干气向上经过上塔丝网除沫器完成主脱胺过程，然后分配进入微旋流反应脱胺管组，实现硫化氢的强化吸收和胺液液滴的高效分离；经过脱烃、脱硫和脱胺后的干气从微旋流反应脱胺管组溢流口流出并从塔顶干气出口排出，其硫化物浓度不高于10ppm，游离胺含量不高于20mg/nm3。在一个优选的实施方式中，所述气液分离段a和气体脱硫控碱段b的压力为0.6-1.0mpa。在另一个优选的实施方式中，所述气液分离腔a采用下塔丝网除沫器实现主脱液过程，微旋流脱烃管组强化脱液过程；所述脱硫控碱腔b采用塔板吸收完成主脱硫过程、上塔丝网除沫器完成主脱胺控碱过程，采用微旋流反应脱胺管组完成强化脱硫-控碱过程。有益效果：本公开的加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及其实施方法的主要优点在于：(1)该集成装置将原干气脱硫过程所需3台设备的功能集成在一台设备。该集成装置内部功能区分为气液分离段a和气体脱硫控碱段b；气液分离段a采用微旋流脱烃管组强化分离过程，气体脱硫控碱段b采用塔板吸收完成主脱硫过程、丝网除沫器完成主脱胺过程，采用旋流反应分离管完成保安脱硫-控碱过程。在加氢装置干气脱硫工艺中，该集成装置可以取代重力沉降式脱液罐、脱胺罐和板式脱硫塔3台设备功能。(2)该集成装置使得加氢装置中干气脱硫处理工艺流程缩短和优化。该集成装置可将原干气脱硫系统中脱液罐、脱硫塔、脱胺罐3台设备串联操作的工艺流程缩短为一台设备完成，短流程避免了干气由于压力降和管道降温造成的轻烃析出，引起脱硫过程胺液发泡；干气在集成设备内可同富胺液换热，避免干气中轻烃冷凝析出；高效的旋流脱胺法可防止碱性胺液随干气进入下级工艺中，保证干气的纯度。(3)该集成装置使得加氢装置中干气脱硫处理工艺成本降低。将原加氢工艺干气处理中3塔设备合并成一个塔，减少高压设备、管道、阀门的数量，大大减少设备成本的同时，减少设备占地面积，构建更加紧凑的炼油装置。(4)该集成装置使得干气脱硫过程操作更为本质安全、更为简易。原来加氢装置干气处理系统工艺流程长，导致脱硫塔塔底出现冷凝析油积累，容易引起发泡，需要频繁定期从脱硫塔底部高压阀门撇油操作，降低了装置的本质安全性。该集成装置避免冷凝析油的出现，高压阀门不必频繁操作。附图说明附图是用以提供对本公开的进一步理解的，它只是构成本说明书的一部分以进一步解释本公开，并不构成对本公开的限制。图1是传统加氢装置中干气脱烃、脱硫和控碱工艺系统流程图。图2是本发明优选实施方式中应用本发明的新型加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置的短流程加氢装置的干气处理流程图。图3是本发明优选实施方式的新型加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置简图。图4是本发明优选实施方式中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的压降与分离效率关系曲线。图5是本发明优选实施方式中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的处理量与压降关系曲线。具体实施方式本申请的发明人经过广泛而深入的研究后发现，原油的二次加工会产生大量的干气，如催化裂化、热裂化和延迟焦化等，其中催化流化产生的干气量最大。干气中含有氢气、甲烷、氮气、乙烯和乙烷等，在没有合适的分离回收和综合利用之前，干气大多被作为燃料气或者放火炬烧掉，造成了极大的资源浪费和环境污染。由于干气中硫化氢含量比较高，如果直接作为石油化工生产原料或燃烧，不仅会危害人体健康，污染环境，还会对设备造成腐蚀，因此需要将干气进行脱硫并加以回收后，再作为石油化工生产原料或燃料，已达到变废为宝、保护环境、增加经济效益的目的。现有的加氢装置中，从冷高压分离器和冷低压分离器排出的含硫污水在闪蒸罐中闪蒸出的干气除含有硫化氢外，还会夹带部分的轻烃，这不仅增加了助剂消耗和原料流失，而且给下游关键设备的长周期运转带来了很大的危害。目前加氢装置一般采用胺液进行湿法脱硫，干气夹带烃类液滴会造成脱硫塔溶剂发泡，引起胺液跑损。湿法脱硫不可避免地在脱硫后的干气中夹带胺液液滴，不仅增加胺液的消耗量，而且会影响干气后续的循环利用过程，所以需对脱硫后干气进行脱胺控碱操作，以获得可直接回收利用的干气。针对传统的加氢装置干气脱烃、脱硫和脱胺处理方法中存在的分离效率不高、设备体积大、工艺流程长以及轻烃析出引起溶剂发泡等问题，本发明提出了如下解决思路和方法：(1)针对传统设备基于重力分离，存在设备表观中表观气速小、分离效率低、设备体积大的问题，提出微旋流分离强化方法。利用离心力场气液两相密度差实现液滴的高效分离，其分离因子是重力沉降的几千倍，具有分离效率高、压降低、结构紧凑和操作维护简单等优点。(2)针对传统工艺中脱硫和脱胺效率不高引起干气脱硫效率下降、得到的干气不能直接回收利用等问题，提出胺法逆流脱硫完成主脱硫过程，辅以旋流脱硫保安脱硫过程，同时高效分离脱硫碱液的思路。旋流场中胺液液滴的高速自转加快了气液界面的更新速率，有助于胺液对硫化氢的吸收，同时利用旋流场中气液分离的作用高效脱除循环氢夹带的胺液液滴，实现强化脱硫和脱胺的双重作用。(3)针对传统的多台单一功能的设备的串联工艺，存在设备成本和占地面积大、高压管线长，设备压降大，易造成轻烃析出引起胺液发泡的问题，提出设备功能的集成新思路。将传统干气工艺中分液罐、脱硫塔和脱胺罐组合设计为旋流脱液-旋流脱硫-旋流控碱集成设备。集成设备中干气从分液罐去往脱硫塔的管道从设备内部走，同时管道在上升过程中同脱硫塔底部的贫胺液发生换热过程，可有效避免轻烃因压力和温度降低而析出。基于上述研究及发现，本发明创造性地开发了一种新型加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置及其实施方法，有效解决了现有加氢装置中干气处理存在的问题。在本公开的第一方面，提供了一种加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置，该装置包括：承压壳体和设置在承压壳体内的集液隔板，其中，所述承压壳体为立式圆筒形容器；所述集液隔板将所述承压壳体分为气液分离段a和脱硫控碱段b，所述气液分离段a和脱硫控碱段b通过承压壳体内的升气管连通；其中，所述气液分离段a设有气液相进口、烃类出口、下塔丝网除沫器、微旋流脱烃管组、以及用于安装微旋流脱烃管组的下塔管板；所述脱硫控碱段b中设有集液隔板、气相进口、升气管、气体分布器、富胺液出口、塔板、上塔丝网除沫器、贫胺液进口、微旋流反应脱胺管组、用于安装微旋流反应脱胺管组的上塔管板、以及干气出口。在本公开中，所述微旋流脱烃管组由微微旋流脱烃管并联组成，其中，单管处理量为30～60m3/h，对应压降为20～100mmh2o柱；在进气含液量为0.5g/m3时，气液分离效率为90％～96％，可根据不同的处理量调节单管并联数量和布管方式。在本公开中，所述微旋流反应脱胺管组由微旋流反应脱胺管并联组成，其中，单管处理量为30～60m3/h，对应压降为20～100mmh2o柱；在进气含液量为0.5g/m3时，气液分离效率为90％～96％，可根据不同的处理量调节单管并联数量和布管方式。在本公开中，所述升气管上口连接气体分布器，其中，所述气体分布器为列管式或环管式，其气体出口高于集液隔板以上富胺液的最高液面。在本公开中，所述升气管为光管、翅片管或者沟槽管，部分浸没于集液隔板上的富胺液，干气在上升过程中同富胺液换热，可避免干气中轻烃冷凝析出引起脱硫过程溶剂发泡。在本公开中，所述塔板为筛板、泡罩、浮阀等结构形式。在本公开的第二方面，提供了一种加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置实施方法，该方法包括以下步骤：(a)干气的旋流分离脱烃操作：从冷高压分离器和冷低压分离器塔底出来的含硫污水在闪蒸罐中闪蒸出含硫化氢和液滴的混合气，该混合气由旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置的气液相进口进入该装置的气液分离段a，经过下塔丝网除沫器进行初步分液后分配进入微旋流脱烃管组中实施进一步的气液分离操作；液滴在离心力作用下从微旋流脱烃管组底流口流出并沉降到底部从烃类出口排出装置，脱烃后干气从微旋流脱烃管组溢流口流出并通过升气管去往该装置的脱硫控碱段b，其含液浓度小于20mg/nm3；(b)干气的胺法逆流吸收主脱硫操作：步骤(a)中得到的脱烃后的干气通过气体分布器均布在塔截面上并向上进入塔板，同时贫胺液从贫胺液进口进入塔体，与干气在塔板进行接触传质，实现胺液对干气的主脱硫过程；以及(c)干气的旋流反应保安脱硫及除碱操作：步骤(b)中得到的完成主脱硫过程后的干气向上经过上塔丝网除沫器完成主脱胺过程，然后分配进入微旋流反应脱胺管组，实现硫化氢的强化吸收和胺液液滴的高效分离；经过脱烃、脱硫和脱胺后的干气从微旋流反应脱胺管组溢流口流出并从塔顶干气出口排出，其硫化物浓度不高于10ppm，游离胺含量不高于20mg/nm3。在本公开中，所述气液分离段a和气体脱硫控碱段b的压力为0.6-1.0mpa。在本公开中，所述气液分离腔a采用下塔丝网除沫器实现主脱液过程，微旋流脱烃管组强化脱液过程；所述脱硫控碱腔b采用塔板吸收完成主脱硫过程、上塔丝网除沫器完成主脱胺控碱过程，采用微旋流反应脱胺管组完成强化脱硫-控碱过程。在本公开中，脱烃后气相仅通过升气管进入脱硫控碱腔，短流程可避免输送过程中干气由于压力降和管道降温造成的轻烃析出，引起脱硫过程溶剂发泡，同时干气通过升气管中同胺液换热，可进一步抑制轻烃的析出。以下参看附图。图2是本发明优选实施方式中应用本发明的新型加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置的短流程加氢装置的干气处理流程图。如图2所示，原料油和氢气进入加氢反应器1后从加氢反应器1出来的混合气通过空冷器2降温冷凝后进入冷高压分离器3中进行循环氢、烃类液滴以及含硫污水的分离，得到的循环氢从冷高压分离器3顶部排出，得到液相冷高分油以及少量含硫污水进入冷低压分离器4，得到的低分气从冷低压分离器4顶部排出，从冷高压分离器3和冷低压分离器4分离得到的含硫污水在闪蒸罐5中闪蒸出含硫化氢和液滴的混合气，然后进入到旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置6中与贫胺液换热，进行脱烃、脱硫和脱胺处理，以得到可直接回收利用的干气；冷低分油从旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置6和冷低压分离器4下部流出，含硫污水从闪蒸罐5底部流出，富胺液从旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置6下部流出。本工艺中将原来的分液罐、脱硫塔和脱胺罐三个塔设备组合成一个旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置，大大减少了高压设备、阀门、管道等的数量和设备的占地面积，降低设备成本和土地资源的同时，提高设备本身和操作的安全性。集成装置取消了传统的干气从分液罐到脱硫塔的较长的管道输送，可抑制干气在管道传送过程中因温度下降造成部分轻烃析出，进而污染脱硫塔中的胺液，造成溶剂发泡。图3是本发明优选实施方式的新型加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置简图。如图3所示，从冷高压分离器和冷低压分离器塔底出来的含硫污水在闪蒸罐中闪蒸出含硫化氢和液滴的混合气，混合气由旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置的气液相进口62进入该装置的气液分离段a，经过下塔丝网除沫器63进行初步分液后分配进入微旋流脱烃管组64中实施进一步的气液分离：液滴在离心力作用下从微旋流脱烃管组64底流口流出并沉降到底部从烃类出口617排出装置，脱烃后干气从微旋流脱烃管组64溢流口流出并通过升气管66去往集成装置的脱硫控碱段b；干气在升气管66中上升的过程中与脱硫控碱段b底部的胺液发生换热过程，可防止干气因温度和压力降低析出油滴而引起胺液发泡进入脱硫控碱段b中的干气通过气体分布器613均布在塔截面上并向上进入塔板612，同时贫胺液从贫胺液进口67进入塔体，与干气在塔板612上进行接触传质，实现胺液对干气的主脱硫过程；完成主脱硫过程后的干气向上首先经过上塔丝网除沫器611完成主脱胺过程，然后分配进入微旋流反应脱胺管组68，胺液液滴在离心力作用下绕轴线公转的同时，自身产生高速自转，加快胺液液滴与硫化氢接触界面的更新，强化吸收干气中夹带的硫化氢气体，从而强化整个干气的脱硫效率；同时，胺液液滴在微旋流反应脱胺管组68中离心分离的作用下，从微旋流反应脱胺管组68底流口排出返回到塔板612区域，实现碱性胺液的强化分离；经过脱烃、脱硫和脱胺后的干气从集成装置6顶部干气出口69排出装置进行回收利用；该装置包括：承压壳体61和设置在承压壳体61内的集液隔板614，其中，所述集液隔板614将所述承压壳体61分为气液分离段a和脱硫控碱段b，所述气液分离段a和脱硫控碱段b通过承压壳体61内的升气管66连通；其中，所述气液分离段a设有气液相进口62、烃类出口617、下塔丝网除沫器63、微旋流脱烃管组64、以及用于安装微旋流脱烃管组64的下塔管板616；所述脱硫控碱段b中设有集液隔板614、气相进口65、升气管66、气体分布器613、富胺液出口615、塔板612、上塔丝网除沫器611、贫胺液进口67、微旋流反应脱胺管组68、用于安装微旋流反应脱胺管组68的上塔管板610、以及干气出口69。图4是本发明优选实施方式中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的压降与分离效率关系曲线。如图4所示，本发明中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的分离效果最高可达95％(极值点)，当压降在13mm—110mmh2o柱之间时都处于高效工作区(20mmh2o柱为临界点)，说明其操作弹性很大。图5是本发明优选实施方式中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的处理量与压降关系曲线。如图5所示，本发明中微旋流脱烃管组64和微旋流反应脱胺管组68的压降随着处理量的增大而增大，但单管的处理量不超过40m3/h时，压降不超过50mmh2o柱，压降与其他分离技术相比较低。实施例下面结合具体的实施例进一步阐述本发明。但是，应该明白，这些实施例仅用于说明本发明而不构成对本发明范围的限制。下列实施例中未注明具体条件的试验方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件。除非另有说明，所有的百分比和份数按重量计。实施例1：使用本发明的加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置进行柴油加氢改质。(1)工艺流程如图2-3所示。(2)装置参数参见下表1。表1实施例1中集成装置设计参数项目气液分离段(a)脱硫控碱段(b)公称直径，mm14001400切线高度，mm460018600压力，mpa0.80.8温度，℃4545主要介质干气、h2s、烃类液滴干气、h2s和胺液液滴(3)物料参数参见下表2。表2实施例1中物料参数(4)实施效果本实施例应用新型的加氢装置中干气旋流分液-旋流脱硫-旋流控碱集成装置，能有效达到加氢流程中干气的脱烃、脱硫和脱胺目的，同时与传统的干气旋流脱硫-控碱装置相比具有许多无法比拟的优势，具体体现在以下四个方面：(i)工艺效果：干气经过集成装置的气液分离段后烃类液滴含量由之前的2723ppm降低到10ppm，有效回收了干气中夹带的烃类资源，同时避免了干气中夹带液滴引起脱硫控碱段溶剂发泡的问题，降低了整个装置的消泡剂使用量和撇油量；经过脱硫控碱段的硫化氢强化吸收与胺液液滴分离后，干气中硫化氢含量由100ppm以上降低到1ppm以下，脱硫效率超过96％，胺液液滴由之前的4215ppm减低到17ppm，胺液溶剂使用量同比降低了63％。(ii)建设投资：将传统加氢装置中干气脱硫工艺中分液罐、脱硫塔和脱胺罐三个设备集成为一个设备，设备总重仅75吨，相比传统工艺减少近50吨，同时短流程减少了工艺流程中高压设备、阀门、管道的数量，大大减低了加氢工艺的建设成本。(iii)装置占地：集成装置占地面积不超过2m2，与传统的三塔串联工艺相比，节省占地面积约20m2，并使整个加氢工艺流程更加紧凑。(iv)操作条件：组合塔设备降低了脱硫过程中溶剂发泡现象，减少装置的撇油量，从而减少阀门的开关次数，提高装置的本质安全性；同时，设备减少后，管道、阀门的减少，使得装置的密封面数量大大减少，提升了装置的安全性。上述所列的实施例仅仅是本公开的较佳实施例，并非用来限定本公开的实施范围。即凡依据本申请专利范围的内容所作的等效变化和修饰，都应为本公开的技术范畴。在本公开提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本公开的上述讲授内容之后，本领域技术人员可以对本公开作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。当前第1页12