一种炼厂胺液分质利用方法技术

本发明专利技术公开了一种胺液分质利用方法，可以有效降低炼厂能耗，提高炼厂经济效益。其方法是：来自炼厂各产品脱硫系统的A富胺液和炼厂各中间物料脱硫系统的B富胺液分别进行处理，炼厂各产品脱硫系统的A富胺液再生得到硫化氢含量为600～1000mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的低硫化氢含量贫胺液，返回炼厂各产品脱硫系统使用，炼厂各中间物料脱硫系统的B富胺液再生得到硫化氢含量为1000～1800mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的高硫化氢含量贫胺液，返回炼厂各中间物料脱硫系统使用。返回炼厂各中间物料脱硫系统使用。返回炼厂各中间物料脱硫系统使用。

【技术实现步骤摘要】
一种炼厂胺液分质利用方法
[0001]
本专利技术涉及炼厂溶剂再生装置中胺液分质利用方法，即按照低硫化氢含量的胺液和高硫化氢含量的胺液分别进行再生利用。
[0002]
技术介绍
近年来，随着我国经济持续发展，中国的炼油能力也得到持续快速的扩张。据预测，到2020年底我国炼油能力将增至8.82亿吨。在炼化生产过程中，原料油经过一次和二次加工，原料油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，随着炼油能力的增长，国内产品质量升级和加工原油平均硫含量越来越高，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、管路的腐蚀，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。作为炼厂脱硫的溶剂—胺液的用量也越来越大，导致溶剂再生装置的规模也越来越大，炼厂中溶剂再生装置的能耗也越来越高。
[0003]目前，炼厂脱硫后的富胺液再生一般分为临氢型和非临氢型两种，再生后的贫胺液各自返回加氢装置和非加氢装置进行脱硫，两种贫胺液不混合使用，目的就是为了避免非临氢型贫胺液含有的CO2影响加氢装置正常安全稳定运行。

技术实现思路

[0004]本专利技术的目的是提供一种炼厂胺液分质利用方法，以减少溶剂再生装置的能耗，降低投资，提高炼厂经济效益。
[0005]本专利技术提供一种炼厂胺液分质利用方法，其特征在于包括下述步骤：1）来自炼厂各产品脱硫系统的富胺液A和炼厂各中间物料脱硫系统的富胺液B分别进行处理，来自炼厂各产品脱硫系统的富胺液A进入步骤2），来自炼厂各中间物料脱硫系统的富胺液B进入步骤3）；2）步骤1）来的炼厂各产品物料脱硫系统的富胺液A送至富液A闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸出的A低压瓦斯提起送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的A富胺液换热后送至A再生塔系统进行再生，得到硫化氢含量为600～1000mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的低硫化氢含量贫胺液，低硫化氢含量贫胺液经换热冷却后返回到炼厂各产品脱硫系统作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的A酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，所述A再生塔所需蒸汽耗量在115～130kg/吨溶剂；3）步骤1）来的炼厂各中间物料脱硫系统的富胺液B送至富液B闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸出B低压瓦斯气体送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的B富胺液换热后送至B再生塔系统进行再生，得到硫化氢含量为1000～1800 mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的高硫化氢含量贫胺液，高硫化氢含量贫胺液经换热冷却后返回到炼厂各中间物料脱硫系统作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的B酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，所述B再生塔所需再生蒸汽耗量
在100～115kg/吨溶剂。
[0006]本专利技术所述B再生塔塔顶操作温度110℃～120℃，塔顶操作压力0.08 MPag～0.12MPag。
[0007]本专利技术所述A再生塔塔顶操作温度110℃～120℃，塔顶操作压力0.08 MPag～0.12MPag。
[0008]本专利技术所述富液A闪蒸罐操作温度60℃～65℃，操作压力0.08 MPag～0.12MPag。
[0009]本专利技术所述富液B闪蒸罐操作温度55℃～65℃，操作压力0.08 MPag～0.12MPag。
[0010]本专利技术所述炼厂各产品物料脱硫系统的富胺液是干气/气柜气脱硫系统的富胺液、液化气脱硫系统的富胺液以及炼厂低分气脱硫系统的富胺液等中任意一种，炼厂各中间物料脱硫系统是炼厂循环氢等物料脱硫系统的富胺液。
[0011]本专利技术所述一种炼厂胺液分质利用方法，主要用于炼厂溶剂再生装置中的胺液分质利用，即按照低硫化氢含量的胺液和高硫化氢含量的胺液分别进行再生。其与现有技术相比的优点是：本专利技术与炼厂现有胺液利用方法分为临氢型和非临氢型两类相比，本专利技术的胺液利用方法-分为低硫化氢含量胺液和高硫化氢含量胺液，能够有效降低炼厂溶剂再生装置的能耗，减少炼厂燃料消耗，提高炼厂的经济效益。
[0012]下面用附图和具体实施方式对本专利技术做进一步的详细说明，但并不限制本专利技术的范围。
[0013]附图说明图1为本专利技术一种炼厂胺液分质利用方法的简单流程示意图。
[0014]图中：1-炼厂各产品脱硫系统（如干气/气柜气、液化气等物料脱硫系统），2-A富胺液， 3-富液A闪蒸罐，4-A低压瓦斯气体，5-闪蒸后的A富胺液，6-A再生塔系统，7-低硫化氢含量贫胺液，8-A酸性气，9-炼厂各中间物料脱硫系统（如循环氢等物料脱硫系统），10-B富胺液，11-富液B闪蒸罐，12-B低压瓦斯气体，13-闪蒸后的B富胺液，14-B再生塔系统，15-高硫化氢含量贫胺液，16-B酸性气。
[0015]具体实施方式如图1所示，本专利技术一种炼厂胺液分质利用方法，其方法是：1）来自炼厂各产品脱硫系统1的A富胺液2和炼厂各中间物料脱硫系统9的B富胺液10分别进行处理，来自炼厂各产品脱硫系统1的A富胺液2进入步骤2），来自炼厂各中间物料脱硫系统9的B富胺液10进入步骤3）；2）步骤1）来的炼厂各产品脱硫系统1的A富胺液2送至富液A闪蒸罐3进行闪蒸，闪蒸出的A低压瓦斯气体4送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的A富胺液5换热后送至A再生塔系统6进行再生，得到硫化氢含量为600～1000mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的低硫化氢含量贫胺液7，低硫化氢含量贫胺液7经换热冷却后返回到炼厂各产品脱硫系统1作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的A酸性气8送至硫磺回收装置回收硫磺，所述A再生塔塔顶操作温度110℃～120℃，塔顶操作压力0.08 MPag～0.12MPag，所述A再生塔所需蒸汽耗量在115～130kg/吨溶剂；3）步骤1）来的炼厂各中间物料脱硫系统9的B富胺液10送至富液B闪蒸罐11进行闪蒸，闪蒸出的B低压瓦斯气体12送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的B富胺液13换热后送至B
再生塔系统14进行再生，得到硫化氢含量为1000～1800 mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的高硫化氢含量贫胺液15，高硫化氢含量贫胺液15经换热冷却后返回到炼厂各中间物料脱硫系统9作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的B酸性气16送至硫磺回收装置回收硫磺，所述B再生塔塔顶操作温度110℃～120℃，塔顶操作压力0.08 MPag～0.12MPag，所述B再生塔所需再生蒸汽耗量在100～115kg/吨溶剂。
[0016]本专利技术所述炼厂各中间物料脱硫系统的富胺液是干气/气柜气脱硫系统的富胺液、液化气脱硫系统的富胺液以及炼厂低分气脱硫系统的富胺液等中任意一种，炼厂各中间物料脱硫系统是炼厂循环氢等物料脱硫系统的富胺液。
[0017]所述来自炼厂各产品脱硫系统1（如炼厂干气/气柜、液化气等脱硫系统）的A富胺液2通常温度40℃～50℃，压力0.5 MPag～0.6MPag。
[0018]所述经富液A闪蒸罐3闪蒸本文档来自技高网...

【技术保护点】

【技术特征摘要】
1.一种炼厂胺液分质利用方法，其特征在于包括下述步骤：1）来自炼厂各产品脱硫系统的A富胺液和炼厂各中间物料脱硫系统的B富胺液分别进行处理，来自炼厂各产品脱硫系统的A富胺液进入步骤2），来自炼厂各中间物料脱硫系统的B富胺液进入步骤3）；2）步骤1）来的炼厂各产品脱硫系统的A富胺液送至富液A闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸出的A低压瓦斯气体送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的A富胺液换热后送至A再生塔系统进行再生，得到硫化氢含量为600～1000mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的低硫化氢含量贫胺液，低硫化氢含量贫胺液经换热冷却后返回到炼厂各产品脱硫系统作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的A酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，所述A再生塔所需蒸汽耗量在115～130kg/吨溶剂；3）步骤1）来的炼厂各中间物料脱硫系统的B富胺液送至富液B闪蒸罐进行闪蒸，闪蒸出的B低压瓦斯气体送至炼厂低压瓦斯管网使用，闪蒸后的B富胺液换热后送至B再生塔系统进行再生，得到硫化氢含量为1000～1800 mg/L，贫胺液浓度为20～40mol%的高硫化氢含量贫胺液，高硫化氢含量贫胺液经换热冷却后返回到炼厂各中间物料脱硫系统作为溶剂继续脱硫使用，再生产生的B酸性气送至硫磺回收装置回收硫磺，所述B再生塔所需再生蒸汽耗量在100～115kg/吨溶剂。2.根据权利要求1所述的一种炼厂胺液分质利用方法，其特征在于：所述炼厂各产品脱硫系统的富胺液是干气/气柜气脱硫系统的富胺液、液化气脱硫系统的富胺液以及炼厂低分气脱硫系统的富胺液等中任意一种，炼厂各中间物料脱硫系统是炼厂循环氢物料脱硫系统的富胺液。3.根据权利要求1所述的一种炼厂胺液分质利...

【专利技术属性】
技术研发人员：赵建炜，庄肃青，李文慧，朱华兴，张帆，王金兰，郭文豪，
申请(专利权)人：中石化洛阳工程有限公司中石化炼化工程集团股份有限公司，
类型：发明
国别省市：