加氢精制气体在线脱硫及利用工艺 1. 技术领域
“加氢精制气体在线脱硫及利用工艺” 根据加氢精制装置现有的工艺流程， 针对加 氢精制装置含硫化氢气体点多、 工艺操作条件差异大特点， 开发出专用小型全自动化脱硫 设施， 安装在每条含硫化氢气体管道上， 对每股含硫化氢气体进行单独脱硫， 并改变现有的 加氢精制气体工艺流程， 对每股净化后气体加以分别利用， 变害为宝， 达到节能减排目的。 本发明全面解决了加氢精制装置含硫化氢气体造成的危害， 并可运用于其它石油化工装 置。 2. 背景技术
随着我国环保政策要求日益严格， 对清洁燃料需求量日趋增多， 炼油企业新增的 加氢精制装置也越来越多。由于各炼油企业为降低生产成本， 采购的高硫原油比例不断提 高， 造成加氢精制装置生产时产生的气体中硫化氢含量也在不断升高。硫化氢具有极强毒 害性， 潮湿的硫化氢对碳钢极具腐蚀性， 含硫化氢气体的泄露， 会产生厂区恶臭现象， 并威 胁着人身安全和装置安全生产。 含硫化氢气体排放或燃烧后生成二氧化硫对大气的环境污 染也日趋严重。
加氢精制装置的原料油在经过加氢反应器后， 原料油中的硫化物发生氢解， 转化 成相应的烃和硫化氢。广泛存在于加氢精制装置炼制气体中， 如： 高压分离器顶部气、 低压 分离器顶部气、 脱硫化氢塔顶气、 分馏塔顶气。 这部分气体含有大量的烃类、 氢气， 具有极高 的利用价值和热值， 但是由于硫化氢的存在， 目前加氢精制装置正常生产时只能将这部分 气体排放出本装置再处理或进火炬系统焚烧， 增加了企业生产成本， 并对系统管网和火炬 设施产生严重腐蚀， 影响企业安全生产。
加氢精制装置运行时， 由于含硫原料油连续进入加氢反应器， 循环氢中的硫化氢 浓度不断提高， 降低了氢分压， 直接影响装置生产能力和产品质量。 大多数加氢精制装置采 用排放部分循环氢， 补充新氢， 来保证反应部分的氢分压 ； 也有部分加氢精制装置在高压分 离器和循环氢压缩机入口分液罐之间增加循环氢脱硫塔， 脱除循环氢中的硫化氢， 保证氢 分压， 减少循环氢排放量。现有的加氢精制装置采用循环氢脱硫塔工艺设备包括 ： 贫液罐、 贫液泵、 循环氢脱硫塔、 富液罐、 富液泵。脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺 (MDEA) 溶剂， 在循环 氢脱硫塔内 MDEA 溶剂与循环氢接触， 经过溶解吸收反应， 吸收循环氢中的硫化氢和二氧化 碳， 达到净化循环氢的目的。吸收硫化氢和二氧化碳后的 MDEA 溶剂， 去富液再生装置， 再生 后的 MDEA 溶剂循环使用， 再生出高浓度的酸性气， 去硫磺回收装置作为原料， 获取经济效 益。 现有的加氢精制装置采用塔式脱硫工艺， 投资大， 占地广， 受工艺操作条件的限制， 目前 只用于脱除循环氢中的硫化氢， 无法全面处理加氢精制装置多处含硫化氢气体。
“加氢精制气体在线脱硫及利用工艺” 针对加氢精制装置含硫化氢气体点多、 工艺 操作条件差异大特点， 全面分析加氢精制装置含硫化氢气体的发生源， 将目前塔式脱硫工 艺改为管道在线脱硫工艺， 对每股含硫化氢气体进行单独脱硫， 并改变现有的加氢精制气 体工艺流程， 对每股净化后加氢精制气体加以分别利用， 以获取更大的经济效益和社会效益。 3. 发明内容
3.1 反应机理
在加氢精制装置生产过程中， 原料油中绝大部分硫化物氢解转化为硫化氢， 存在 于气体中。甲基二乙醇胺 (MDEA) 与硫化氢发生缩合反应， 反应速度快， 瞬间完成， 反应式如 下：
(CH3)N(CH2CH2OH)2+H2S ＝ (CH3)N.H2S.(CH2CH2OH)2
反应生成的 (CH3)N.H2S.(CH2CH2OH)2 性质稳定， 对碳钢腐蚀性小。在 120℃再生条 件下， 发生解吸反应， 生成高浓度的硫化氢气体， 解吸后的甲基二乙醇胺 (MDEA) 可循环使 用。硫化氢含量≥ 50％ (V) 的气体可以直接进硫磺回收装置生成硫磺， 产生经济效益。
目前各大炼油厂甲基二乙醇胺溶剂再生装置提供的贫液 [(CH3)N(CH2CH2OH)2] 浓 度为 20％ ~25％ (w)， 贫液中硫化氢含量≤ 1.5g/kg ； 回甲基二乙醇胺溶剂再生装置的富液 [(CH3)N.H2S.(CH2CH2OH)2] 中硫化氢含量≯ 22g/kg。
我国卫生标准规定排放至空气的气体中硫化氢含量≯ 10mg/m3。 炼油化工企业规定进入全厂燃料气管网的干气中硫化氢含量≯ 100ppm(v)。
3.2 工艺流程描述
本发明利用上述反应快速原理， 开发出一种在气体管道内高效脱除气体中的硫化 氢新工艺， 新工艺针对加氢精制装置含硫化氢气体点多、 工艺操作条件差异大特点， 可单独 有效的处理每条气体管道中硫化氢。新工艺设备包括有贫液罐、 注胺泵、 贫液雾化喷头、 胺 液分离器、 富液罐、 富液泵。 其中贫液罐、 富液罐、 富液泵为该工艺系统公用部分 ； 注胺泵、 贫 液雾化喷头、 胺液分离器针对不同的含硫化氢气体作个性化选择 ； 安装在含硫化氢气体管 道上的脱硫设施仅有贫液雾化喷头、 胺液分离器。控制系统可采用 DCS 控制或 PLC 控制。
新工艺流程是 ： 质量百分比浓度为 20％ ~25％的贫液由装置外进入贫液罐， 贫液 温度控制在 45℃左右， 贫液通过注胺泵升压至贫液雾化喷头， 贫液雾化喷头安装在含硫化 氢气体输送管道中心， 贫液雾化喷头喷射贫液的方向同含硫化氢气体流向， 含硫化氢气体 温度控制在 45℃以下， 雾化的贫液与气体中的硫化氢迅速发生化学反应， 反应生成富液 ； 含有富液的气体经过胺液分离器， 分离后的富液自胺液分离器底部流入富液罐， 富液通过 富液泵升压至富液再生装置 ； 净化后的气体自胺液分离器顶部引出至各自用气处。
新工艺对每条含硫化氢气体管道原有工艺操作条件改变很小， 安装于含硫化氢气 体管道上的贫液雾化喷头、 胺液分离器造成的气体压力降不大于 0.02MPa， 气体反应温升不 大于 2℃， 基本不影响加氢精制装置现有的工艺流程和工艺操作条件。
3.3 设备描述
3.3.1 贫液罐 ： 贫液罐根据贮存量大小或现场布置情况， 可设计为立式罐或卧式 罐。 卧式罐底部有分液斗， 主要目的是沉降贫液中的固体颗粒， 防止固体颗粒堵塞贫液雾化 喷头。贫液罐顶部设置了氮封， 防止贫液罐内胺液氧化变质。
3.3.2 富液罐 ： 富液罐根据贮存量大小或现场布置情况， 可设计为立式罐或卧式 罐。富 液进罐时会闪蒸出含硫化氢气体， 富液罐顶部安装气液分离器， 气液分离器内安装 有贫液雾化喷头和破沫网。贫液雾化喷头用于脱除气体中的硫化氢， 经破沫网分液后的净
化气体排至放空总管。
3.3.3 富液泵 ： 采用变频调速离心泵。控制富液罐的液位， 保证富液罐所需的闪蒸 空间， 并且可以有效节能。
3.3.4 注胺泵 ： 采用变频调速离心泵。在脱硫工艺条件下， 含硫化氢气体流量和浓 度会发生变化， 变频调速注胺泵可有效调节注胺量， 保证含硫化氢气体的脱硫效率， 并且可 以有效节能。
3.3.5 贫液雾化喷头 ： 采用抗硫材质的旋流型雾化喷头， 贫液雾化喷头部件设计 成一个带法兰盖三通部件， 方便维修和快速更换。贫液雾化喷头安装在含硫化氢气体输送 管道中心， 贫液雾化喷头喷射贫液方向同气体流向一致， 雾化的贫液旋流喷射， 带动气体形 成湍流， 加大传质面积， 使甲基二乙醇胺与含硫化氢气体中的硫化氢充分接触， 脱除气体中 的硫化氢。
3.3.6 胺液分离器 ： 采用旋流分离技术来对气体中夹带的胺液进行回收。胺液分 离器由若干个旋流管集成， 旋流管数量由处理量决定。 旋流管主要由分离锥、 尾管和溢流口 等部分组成。 含液气体在一定的压力作用下从旋流管进口沿切线方向进入旋流管的内部进 行高速旋转， 经分离锥后因流道截面的改变， 使液流增速并形成螺旋流态， 当气体进入尾锥 后因流道截面的进一步缩小， 旋流速度继续增加， 在分离器的内部形成了一个稳定的离心 力场和压力变化区域， 气体在锥管的中心区聚结成气芯， 从溢流口排出， 从而液体和气体的 分离。富液容易发泡， 胺液分离器针对泡沫进行破泡分液， 避免溶剂的 “跑损” 。
3.3.7 凝液分离器 ： 工作原理同胺液分离器。当气体中 C4 以上组分较多及气体带 液时， 选配凝液分离器， 主要作用是脱除气体中夹带的液、 固态杂质， 确保干净的原料气进 入脱硫工序， 减轻胺液发泡现象， 降低胺液发泡损失。
3.3.8PLC 控制系统 ： 在现场配有防爆 PLC 控制柜进行现场控制， 整套设备采用自 动和手动兼容工作模式。在手动状态下， 可启动 PLC 系统上的软按钮， 进行强制操作。在自 动工作模式下， 系统中设备仪表配有变送器， 变送器输出信号给 PLC 系统， PLC 系统采用逻 辑或程序编程控制， 当达到设定值时， PLC 系统输出控制信号使继电器动作， 并驱动防爆电 磁阀动作供给气源驱动执行机构。它的主要特点是全自动操作或按照用户工艺要求在 PLC 系统上设定操作程序运行。
PLC 控制柜通讯接口可将系统的运行信号接入中控室 DCS 系统， 进行远程监控。
控制系统也可以按照用户要求， 进行 DCS 系统组态， 直接由 DCS 系统控制。
3.4 工艺过程控制
加氢精制装置运行时， 按照工艺流程顺序， 产生的含硫化氢气体有高压分离器顶 部气、 低压分离器顶部气、 脱硫化氢塔顶气、 分馏塔顶气。本发明针对该部分含硫化氢气体 分别进行脱硫处理， 并优化每股净化后气体的工艺流程， 使其得到合理的利用。 具体自动控 制工艺流程如下 ：
3.4.1 贫液罐
贫液罐贮存量按不小于 15 分钟贫液最大需求量考虑， 贫液罐上安装有液位一次 表 ( 玻璃液位计 ) 和液位二次表。 液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 供操作人员巡检时观察使用， 液位二次表 LICA-01 与贫液入口管道上液位调节阀 LV-01 连锁， 可以自动控制贫液罐液位 在 20％ ~80％高度， 当贫液罐液位低于 20％或高于 80％液位时， 贫液罐液位二次表自动报警， 提醒操作人员采取措施。贫液罐顶部设置了氮封压力自控阀 PV-01AB， 自动保持贫液罐 压力稳定在 0.03MPa， 防止贫液罐内胺液氧化变质。贫液罐底部有分液斗， 用于收集贫液中 沉降的固体颗粒， 定期进行人工排放杂质， 防止固体颗粒堵塞贫液雾化喷头。
工艺控制流程详见附图 2 ： 胺液储运部分管道及仪表流程图。
3.4.2 高压分离器顶部气体脱硫
高压分离器将反应产物气液两相分离， 高压分离器顶部排放气体温度在 45℃， 至 循环氢压缩机循环使用。由于含硫原料油连续进入加氢反应器， 循环氢中的硫化氢浓度 会不断提高， 降低了氢分压， 影响产品质量， 需要定期排放部分循环氢， 维持循环氢纯度在 85％以上 ； 同时为保持反应器催化剂活性， 循环氢中的硫化氢浓度须维持在 2000ppm。部分 加氢精制装置为减少循环氢排放量， 在高压分离器和循环氢压缩机入口分液罐之间增加循 环氢脱硫塔， 脱除循环氢中的硫化氢。但是循环氢脱硫塔在实际运行时无法有效控制循环 氢中的硫化氢浓度， 经常造成循环氢中基本无硫化氢， 易使反应器催化剂失活， 缩短了装置 运行周期。
本发明在高压分离器顶部气体出口管道上设置了凝液分离器， 脱除高分气中的 液、 固态杂质， 凝液分离器底部排液管上安装液位调节阀 LV-03， 自动控制凝液区液位高度， 形成一个液封， 防止高分气窜入污油罐。凝液分离器气体出口管道上安装硫化氢浓度仪的 传感器 AIC-01， 监控循环氢中的硫化氢浓度的变量 ； 胺液分离器 1 气体出口循环氢管道上， 安装硫化氢浓度仪的传感器 AIC-02， 监控净化后循环氢气体中的硫化氢浓度。两个传感器 输出信号进 PLC 控制系统， 启动可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 1， 通过注 胺泵 1 变频调速机构， 调节注胺泵流量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 控制循环氢中的硫 化氢浓度。装置正常运行时循环氢中的硫化氢浓度控制在 2000ppm(v)。 贫液雾化喷头安装在循环氢气体管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同循环氢气体 流向一致。夹带有富液的循环氢气体进入胺液分离器 1 脱除富液， 净化后的循环氢气体自 胺液分离器 1 顶部进入循环氢压缩机入口分液罐， 净化气体管道上安装有压力指示报警仪 PIA-03， 低压时报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。分离的富液进入胺液分离器 1 下部富 液区， 胺液分离器底部排液管上安装液位调节阀 LV-04， 自动控制富液区液位高度， 形成一 个液封， 防止循环氢气体窜入富液罐。分离后的富液流入富液罐。
原有的循环氢定期排放至放空总管， 本发明将定期排放的循环氢减压至 1.0MPa 后， 排放至低压分离器顶部气体管， 与低分气合并脱硫再利用。
高压分离器顶部气体增加本发明的脱硫设施后， 可有效控制循环氢中的硫化氢浓 度， 保证了产品质量， 减少循环氢排放量， 同时也脱除了循环氢中的有害气体二氧化碳， 延 长了反应器催化剂使用寿命， 防止反应器催化剂床层超温事故的发生。
工艺控制流程详见附图 3 ： 高压分离气脱硫部分管道及仪表流程图。
3.4.3 低压分离器顶部气体脱硫
高压分离器分离出的油在低压分离器中进行气液两相二次分离， 低压分离器顶部 排放气体压力为 1.0MPa、 温度在 42℃， 原有的工艺流程是低分气排放至火炬气脱硫装置再 处理。 脱硫装置担负着全厂干气脱硫任务， 一般将各装置来的干气卸压， 再通过干气压缩机 集中升压至脱硫塔脱硫后进入 0.5MPa 全厂燃料气管网。采用本发明可将低分气在本装置 脱硫， 达标后直接进入 0.5MPa 全厂燃料气管网， 减轻火炬气脱硫装置负荷， 有利于处理更
多的火炬气。
本发明在低压分离器顶部气体出口管道上安装有流量计 FICQ-01、 硫化氢浓度仪 AIC-03 的传感器， 监控低分气过程实际的变量 ； 两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启动 可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 2， 通过注胺泵 2 变频调速机构， 调节注胺 泵 2 流量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 确保净化后的低分气硫化氢含量≯ 100ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在低分气体管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同低分气体流向 一致。夹带有富液的低分气进入胺液分离器 2 脱除富液， 净化后的低分气自胺液分离器 2 顶部进入 0.5MPa 全厂燃料气管网。 净化气体管道上安装有压力指示报警仪 PIA-04， 低压时 报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。分离的富液进入胺液分离器 2 下部富液区， 胺液分离 器 2 底部排液管上安装液位调节阀 LV-05， 自动控制富液区液位高度， 形成一个液封， 防止 低分气窜入富液罐， 分离后的富液流入富液罐。
工艺控制流程详见附图 4 ： 低压分离气脱硫部分管道及仪表流程图。
3.4.4 脱硫化氢塔顶气体脱硫
低压分离器分离出的油在脱硫化氢塔内加热， 脱除油中的硫化氢。脱硫化氢塔顶 气体经过冷却、 气液分离后出装置， 排放气体压力为 0.6MPa、 温度在 40℃。当脱硫化氢塔顶 气体中硫化氢含量≥ 50％ (V) 时， 直接进硫磺回收装置， 不需要增加脱硫设施。 当脱硫化氢 塔顶气体中硫化氢含量＜ 50％ (V) 时， 须进干气脱硫装置再处理。干气脱硫装置担负着全 厂干气脱硫任务， 需要将脱硫塔顶气体卸压， 再通过干气压缩机集中升压至脱硫塔脱硫后 进入 0.5MPa 全厂燃料气管网。采用本发明可将脱硫化氢塔顶气在本装置脱硫， 达标后直接 进入 0.5MPa 全厂燃料气管网， 减轻干气压缩机负荷， 节约电能。 本发明在脱硫化氢塔顶气出口管道上安装有流量 FICQ-02、 硫化氢浓度仪 AIC-04 的传感器， 监控脱硫化氢塔顶气过程实际的变量 ； 两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启 动可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 3， 通过注胺泵 3 变频调速机构， 调节 注胺泵 3 流量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 确保净化后的脱硫化氢塔顶气硫化氢含量 ≯ 100ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在脱硫化氢塔顶气管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同脱硫化 氢塔顶气流向一致。夹带有富液的脱硫化氢塔顶气进入胺液分离器 3 脱除富液， 净化后的 脱硫化氢塔顶气自胺液分离器 3 顶部进入 0.5MPa 全厂燃料气管网。净化气体管道上安装 有压力指示报警仪 PIA-05， 低压时报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。 分离的富液进入胺 液分离器 3 下部富液区， 液胺分离器 3 底部排液管上安装液位调节阀 LV-06， 自动控制富液 区液位高度， 形成一个液封， 防止脱硫化氢塔顶气窜入富液罐， 分离后的富液流入富液罐。
工艺控制流程详见附图 5 ： 脱硫化氢塔顶气脱硫部分管道及仪表流程图。
3.4.5 分馏塔顶气体脱硫
分馏塔顶气体经过冷却、 气液分离后出装置， 排放压力为 0.15MPa、 温度在 40℃。 由于排放压力较低， 气体中含硫化氢， 大部分加氢精制装置将其排放至火炬燃烧。 采用本发 明可将分馏塔顶气在本装置脱硫， 达标后作为燃料气直接供本装置加热炉低压火嘴燃烧。
本发明在分馏塔顶气出口管道上安装有流量 FICQ-03、 硫化氢浓度仪 AIC-05 的传 感器， 监控分馏塔顶气过程实际的变量 ； 两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启动可编程 控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 4， 通过注胺泵 4 变频调速机构， 调节注胺泵 4 流
量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 确保净化后的分馏塔顶气硫化氢含量≯ 100ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在分馏塔顶气管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同分馏塔顶气 流向一致。 夹带有富液的分馏塔顶气进入胺液分离器 4， 净化后的分馏塔顶气自胺液分离器 4 顶部进入加热炉燃料气分液罐。分离的富液进入胺液分离器 4 下部富液区， 胺液分离器 4 底部排液管上安装液位调节阀 LV-07， 自动控制富液区液位高度， 形成一个液封， 防止分馏 塔顶气窜入富液罐， 分离后的富液流入富液罐。
工艺控制流程详见附图 6 ： 分馏塔顶气脱硫部分管道及仪表流程图。
3.4.6 富液罐
富液自各胺液分离器底部汇流至富液罐， 富液罐贮量与贫液区贮量相等， 富液罐 罐体上安装有液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 和液位二次表， 液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 供操 作人员巡检时观察使用， 液位二次表传感器 LICA-02 输出信号进 PLC 控制系统， 启动可编程 控制器， PLC 按所编程序输出信号到富液泵， 通过富液泵变频调速机构， 调节富液泵流量， 自 动控制溶剂罐富液区液位在 50％高度， 当溶剂罐富液区液位低于 20％或高于 80％液位时， 溶剂罐富液区液位二次表自动报警， 提醒操作人员采取措施。富液通过富液泵升压至富液 再生装置。 富液进富液罐会发生闪蒸， 富液罐顶排出的气体含有硫化氢， 富液罐顶部气液分 离器中安装有贫液雾化喷头， 净化富液罐闪蒸气体。富液罐顶部气液分离器出口处装有破 沫网， 出口管道上设置压控阀 PV-02， 自动保持富液罐压力稳定在 0.03MPa。净化后的富液 罐闪蒸气体排入放空总管。
工艺控制流程详见附图 2 ： 胺液储运部分管道及仪表流程图。
3.5 设备布置
3.5.1 本发明运用于新建的加氢精制装置
本发明脱硫设施安装于管道上部分有 ： 气体流量计、 硫化氢浓度仪、 贫液雾化喷 头， 该部分尽量靠近排放源安装， 减少含硫化氢气体对后续管道和设备的腐蚀 ； 胺液分离器 是立式容器， 占地面积小， 高度低， 可就近布置在气体脱硫处。胺液储运部分 ： 贫液罐、 富液 罐、 注胺泵、 富液泵、 PLC 控制柜集中布置， 可设计一个两层框架， 上层布置贫液罐、 富液罐， 下层布置注胺泵、 富液泵、 PLC 控制柜。
3.5.2 本发明运用于现有的加氢精制装置改造
本发明运用于现有的加氢精制装置改造时， 可以根据现场实际情况， 利用已有设 施分开布置。贫液罐、 富液罐布置在已有框架上， 注胺泵和富液泵布置在已有泵区， PLC 控 制柜布置在操作室内。
3.6 工艺性能保证
3.6.1 本发明脱硫设施的气相进口与出口之间的压力降≯ 0.02MPa。
3.6.2 本发明脱硫设施净化后的气体温升≯ 2℃。
3.6.3 本发明脱硫设施可以根据要求， 调节控制净化后气体中的硫化氢浓度。
3.6.4 本发明脱硫设施净化后气体中的硫化氢浓度≯ 100ppm(v)。
3.6.5 本发明脱硫设施净化、 脱液后气体中游离胺含量≯ 20mg/L。
3.7 工艺技术特点
3.7.1 本发明针对炼油加氢精制装置现有生产工艺， 充分利用炼油厂已有的富液
再生装置， 开发出专用小型化成套脱硫设施， 结构简单， 运行可靠， 占地面积小， 可以作为一 个独立脱硫模块嵌入已有的含硫化氢气体输送管道系统内， 脱除每条气体管道中硫化氢， 为有效利用每一股工艺气体的价值创造条件。
3.7.2 本发明脱硫设施的气相进口与出口之间的压力降小， 净化含硫化氢气体后 的温升小， 对含硫化氢气体的输送管道系统操作条件改变很小。尤其适用于现有加氢精制 装置改造。
3.7.3 本发明脱硫设施适用范围广， 只要含硫化氢的气体输送管道操作温度 ≯ 50℃、 操作压力≮ 0.1MPa(g) 均可本脱硫设施。
3.7.4 本发明脱硫设施相对于其它的脱硫设施， 具有调节气体中硫化氢浓度的功 能。
3.7.5 本发明脱硫设施自动化程度高， 采用逻辑控制或顺序控制， 利用变频调速节 能技术， 自动调节贫液用量， 确保脱硫效率， 无须专人值守， 生产运行成本低。 4. 附图说明
附图以 80 万吨 / 年柴油加氢精制装置为例。原料油为延迟焦化装置和其它装置 所生产的混合柴油 ； 主要产品为精制柴油、 粗汽油。 加氢精制装置反应部分采用反应加热炉 炉前混氢工艺， 反应器反应温度 326℃、 操作压力 8.5MPa(g)、 氢油比 400， 在临氢状态下， 脱 除原料中硫、 氮、 氧化物 ； 反应油冷却后， 经高压分离器、 低压分离器进行油气分离， 进入分 馏部分。分馏部分工艺是 ： 低压分离器油进脱硫化氢塔， 通过过热蒸汽进行汽提， 脱除大部 分硫化氢 ； 脱硫化氢塔底油经重沸炉加热后， 进分馏塔， 分馏出精制柴油和粗汽油。
附图中仅表示加氢精制装置运行时， 产生含硫化氢气体部分的工艺管道及仪表流 程， 包括高压分离器顶部气、 低压分离器顶部气、 脱硫化氢塔顶气、 分馏塔顶气的工艺管道 及仪表流程。附图中针对该部分含硫化氢气体， 增加了 “加氢精制气体在线脱硫及利用工 艺” 工艺管道及仪表流程。
4.1 附图 1 ： 工艺原则流程图。
4.2 附图 2 ： 胺液储运部分工艺管道及仪表流程图。
4.3 附图 3 ： 高压分离气脱硫部分工艺管道及仪表流程图。
4.4 附图 4 ： 低压分离气脱硫部分工艺管道及仪表流程图。
4.5 附图 5 ： 脱硫化氢塔顶气脱硫部分工艺管道及仪表流程图。
4.6 附图 6 ： 分馏塔顶气脱硫部分工艺管道及仪表流程图。 5. 具体实施方式
5.1 项目概况
中石化安庆分公司炼油二部 80 万吨 / 年柴油加氢精制装置 (III 加氢装置 )， 加工 常减压、 催化、 焦化、 裂解装置的混合柴油， 原料油中硫含量为 0.73％ ( 质量百分比 )， 主产 品为精制柴油、 粗汽油。 加氢精制装置反应部分采用炉前混氢工艺， 反应器采用国产催化剂 RN-10 型， 反应温度 326℃， 操作压力 8.5MPa(g)， 氢油比 400 ； 装置年开工 8000 小时， 连续生 产。主要工艺流程是 ： 原料油→加氢反应器→换热冷却→高压分离器→低压分离器→分馏 塔→精制柴油、 粗汽油。该装置未设脱硫化氢塔， 油中的硫化氢在分馏塔处脱除。正常生产时产生的含硫化氢气体有 ： 高压分离器顶气、 低压分离器顶气、 分馏塔顶气。其中高压分离 器顶排放气为间断排放， 用于控制循环氢中的硫化氢浓度， 保证氢分压 ； 间断排放的循环氢 与其它两套加氢装置间断排放的循环氢混合， 进已有的胺法脱硫塔脱硫， 脱除硫化氢后的 气体进 PSA 制氢装置作制氢原料。低压分离器顶排放气为连续排放， 排放至火炬气脱硫装 置火炬气压缩机入口罐， 与其它装置来的火炬气集中脱硫后， 进全厂燃料气管网。 分馏塔顶 排放气为连续排放， 该部分气体硫化氢含量高达 56(V)％， 但是由于排放压力低， 无法进硫 磺回收装置， 目前将其排放至催化干气压缩机入口罐， 与其它装置来的干气集中脱硫后， 进 全厂燃料气管网。
针对该装置的现状， 本次设计在已有工艺流程上， 增加高压分离器气体脱硫设施、 低压分离器气体脱硫设施、 分馏塔气体脱硫设施， 并相应改造脱硫后气体的工艺流程， 使其 得到合理的利用。 原有的工艺流程保留， 新增的脱硫工艺流程与其并联， 方便生产流程的调 整。
5.2 脱硫设施的原料性质
5.2.1 排放气体的性质及工艺参数
表 5-2-180 万吨 / 年柴油加氢精制装置含硫化氢气体性质及工艺参数
气体组成 氢气 (V)％ 高压分离器 顶气 低压分离器 顶气 分馏塔顶气 90.7 79.6 19.0 氮 气 甲 烷 乙 烷 丙 烷 异丁 烷 正丁 烷 碳 五 硫化 氢 流量 (Nm3/h) 75000 700 350 操作 压力 MPa(g) 7.5 1.0 0.15 操作 温度 ℃ 45 45 402 8.0 4.25.5 6.3 2.40.3 0.6 3.70.2 0.3 5.40.1 0.1 1.50.1 0.1 3.20.1 1.4 4.61.0 3.6 56.0
5.2.2 贫液组成
表 5-2-2 贫液组成数据
介质 单位 组成 H2O m％ 78.5 H2S g/L 1.45 CO2 g/L 0.04 烃 ( 以 C3 计 ) 微量 MDEA m％ 20 5.3 脱硫设施的产品质量要求 高压分离器气体脱硫后气体硫化氢含量控制在 2000ppm(v) ； 游离胺含量≯ 20mg/L。 低压分离器净化后气体硫化氢含量≯ 100ppm(v) ； 游离胺含量≯ 20mg/L。
分馏塔气体脱硫后气体硫化氢含量≯ 100ppm(v) ； 游离胺含量≯ 20mg/L。
富液中硫化氢含量≯ 22g/kg。
5.4 工艺计算
中石化安庆分公司炼油二部富液再生装置贫液控制指标 ： 20％ (m) 贫液硫化氢含 量≯ 1.5g/kg ； 富液控制指标 ： 富液中 H2S 含量≯ 21.5g/kg。设计取值 ： 1kg 贫液吸收硫化
氢 20g。 5.4.1 高压分离器顶部气体脱硫
由 表 5-2-1 工 艺 参 数 可 得， 标 准 状 态 下， 高压分离器顶排放气平均分子量为 3 3 4.033， 密度为 0.18kg/Nm ， 硫化氢含量为 15.2g/Nm ； 生产状态下， 需要将高分气中硫化氢 3 含量从 10000ppm(v) 降至 2000ppm(v)， 1Nm 高分气中需脱除硫化氢 12.16 克， 75000Nm3/h 的 高压分离器顶排放气脱除硫化氢达标， 需要浓度为 20％ (m) 贫液 45.6t/h。
5.4.2 低压分离器顶部气体脱硫
由 表 5-2-1 工 艺 参 数 可 得， 标 准 状 态 下， 低压分离器顶排放气平均分子量为 3 3 7.226， 密度为 0.323kg/Nm ， 硫化氢含量为 54.8g/Nm 。 生产状态下， 700Nm3/h 的低压分离器 顶排放气脱除硫化氢， 净化后气体硫化氢含量≯ 100ppm(v)， 计算后需要浓度为 20％ (m) 贫 液 1.9t/h。
5.4.3 分馏塔顶气体脱硫
由表 5-2-1 工艺参数可得， 标准状态下， 分馏塔顶排放气平均分子量为 30.583， 密 3 3 3 度为 1.365kg/Nm ， 硫化氢含量为 852g/Nm 。生产状态下， 350Nm /h 的分馏塔顶排放气脱除 硫化氢， 净化后气体硫化氢含量≯ 100ppm(v)， 计算后需要浓度为 20％ (m) 贫液 12.3t/h。
由上述工艺计算可得， 本项目正常操作状态下共需要 20％ (m) 贫液 (MDEA)59.8t/h。 5.5 设计规模
本次脱硫设施设计操作弹性 ： 60 ～ 125％。
本次脱硫设施设计年运行时间为 8000 小时， 连续生产。
5.6 加氢精制气体在线脱硫及利用工艺改造方案
5.6.1 贫液罐
贫液罐贮量按不小于 15 分钟贫液最大需求量考虑， 公称容积为 25m3， 采用卧式罐， 设计压力 2.5MPa， 外形尺寸∮ 2200×5800( 切 )mm。贫液罐底部外侧有分液斗， 外形尺寸 ∮ 500×600mm。贫液罐上安装有液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 和液位二次表。液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 供操作人员巡检时观察使用， 液位二次表 LICA-01 与贫液入口管道上液位调 节阀 LV-01 连锁， 可以自动控制贫液罐液位在 20％ ~80％高度， 当贫液罐液位低于 20％或高 于 80％液位时， 贫液罐液位二次表自动报警， 提醒操作人员采取措施。贫液罐顶部设置了 氮封压力自控阀 PV-01AB， 自动保持贫液罐压力稳定在 0.03MPa， 防止贫液罐内胺液氧化变 质。贫液罐底部有分液斗， 用于沉降贫液中的固体颗粒， 定期进行人工排放杂质， 防止固体 颗粒堵塞贫液雾化喷头。
工艺控制流程详见附图 2 ： 胺液储运部分管道及仪表流程图。
5.6.2 高压分离器顶部气体脱硫
本发明在高压分离器顶部气体出口管道上设置了凝液分离器， 脱除高分气中的 液、 固态杂质， 分离的凝液进入凝液分离器下部凝液区， 凝液区安装有液位二次表 LICA-03， 与凝液分离器底部排液管上液位调节阀 LV-03 连锁， 自动控制凝液区液位在设定范围内， 形成一个液封， 防止高分气窜入污油罐。 当凝液区液位低于或高于设定液位时， 凝液分离器 液位二次表 LICA-03 自动报警， 提醒操作人员采取措施。分离后的凝液流入污油罐。
凝液分离器气体出口管道上安装硫化氢浓度仪的传感器 AIC-01， 监控循环氢中
的硫化氢浓度的变量 ； 胺液分离器 1 气体出口循环氢管道上， 安装硫化氢浓度仪的传感器 AIC-02， 监控净化后循环氢气体中的硫化氢浓度。两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启 动可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 1， 通过注胺泵 1 变频调速机构， 调节注 胺泵流量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 控制循环氢中的硫化氢浓度。 装置正常运行时循 环氢中的硫化氢浓度控制在 2000ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在循环氢气体管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同循环氢气体 流向一致。夹带有富液的循环氢气体进入胺液分离器 1 脱除富液， 净化后的循环氢气体自 胺液分离器 1 顶部进入循环氢压缩机入口分液罐， 净化气体管道上安装有压力指示报警仪 PIA-03， 低压时报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。分离的富液进入胺液分离器 1 下部富 液区， 富液区安装有液位二次表 LICA-04， 与胺液分离器 1 底部排液管上液位调节阀 LV-04 连锁， 自动控制富液区液位在设定范围内， 形成一个液封， 防止循环氢气体窜入富液罐。当 富液区液位低于或高于设定液位时， 胺液分离器 1 液位二次表 LICA-04 自动报警， 提醒操作 人员采取措施。分离后的富液流入富液罐。
注胺泵 1 ： 采用变频调速离心泵。流量 27~57m3/h， 扬程 770m 水柱。
贫液雾化喷头 ： 切向型贫液雾化喷头三个， 间距 6m 一个， 喷嘴流量 5.5L/s， 喷嘴的 雾化角在 20° ~30°之间， 贫液雾化液滴粒径在 0.5mm~1.5mm 范围内。 注液分离器 1 ： 立式容器， 设计压力 10.0MPa， 外形尺寸∮ 1200×4200mm。
凝液分离器 ： 立式容器， 设计压力 10.0MPa， 外形尺寸∮ 1200×4200mm。
注胺管道流体计算 ： 经计算， 注胺管道管径由 DN200 扩径至 DN300。
高压分离器顶部气体增加本发明的脱硫设施后， 可有效控制循环氢中的硫化氢浓 度， 保证了精制柴油产品质量， 延长了加氢反应器催化剂使用寿命， 减少循环氢排放量， 同 时也脱除了循环氢中的有害气体二氧化碳， 防止加氢反应器催化剂床层超温事故的发生。
工艺控制流程详见附图 3 ： 高压分离气脱硫部分管道及仪表流程图。
5.6.3 低压分离器顶部气体脱硫
本发明在低压分离器顶部气体出口管道上安装有流量计 FICQ-01、 硫化氢浓度仪 AIC-03 的传感器， 监控低分气过程实际的变量 ； 两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启动 可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 2， 通过注胺泵 2 变频调速机构， 调节注胺 泵 2 流量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 确保净化后的低分气硫化氢含量≯ 100ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在低分气体管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同低分气体流向 一致。夹带有富液的低分气进入胺液分离器 2 脱除富液， 净化后的低分气自胺液分离器 2 顶部进入 0.5MPa 全厂燃料气管网。 净化气体管道上安装有压力指示报警仪 PIA-04， 低压时 报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。分离的富液进入胺液分离器 2 下部富液区， 富液区安 装有液位二次表 LICA-05， 与胺液分离器 2 底部排液管上液位调节阀 LV-05 连锁， 自动控制 富液区液位在设定范围内， 形成一个液封， 防止低分气窜入富液罐。 当富液区液位低于或高 于设定液位时， 胺液分离器 2 液位二次表 LICA-05 自动报警， 提醒操作人员采取措施。分离 后的富液流入富液罐。
注液泵 2 ： 采用变频调速离心泵。流量 1.2~2.5m3/h， 扬程 120m 水柱。
贫液雾化喷头 ： 切向型贫液雾化喷头两个， 间距 6m 一个， 喷嘴流量 0.35L/s， 喷嘴 的雾化角在 20° ~30°之间， 贫液雾化液滴粒径在 0.5mm~1.0mm 范围内。
胺液分离器 2 ： 立式容器， 设计压力 2.5MPa， 外形尺寸∮ 600×2200mm。
注胺管道流体计算 ： 经计算， 注胺管道管径由 DN50 扩径至 DN100。
净化低分气改向至 0.5MPa 全厂燃料气管网后， 可有效降低火炬气脱硫装置火炬 气压缩机入口罐的压力， 减轻火炬气脱硫装置负荷， 有利于接受处理更多的低压火炬气， 同 时也避免了低分气减压后再升压， 不合理的耗能现象。
工艺控制流程详见附图 4 ： 低压分离气脱硫部分管道及仪表流程图。
5.6.4 分馏塔顶气体脱硫
本发明在分馏塔顶气出口管道上安装有流量 FICQ-03、 硫化氢浓度仪 AIC-05 的传 感器， 监控分馏塔顶气过程实际的变量 ； 两个传感器输出信号进 PLC 控制系统， 启动可编程 控制器， PLC 按所编程序输出信号到注胺泵 4， 通过注胺泵 4 变频调速机构， 调节注胺泵 4 流 量， 从而调节贫液雾化喷头喷射量， 确保净化后的分馏塔顶气硫化氢含量≯ 100ppm(v)。
贫液雾化喷头安装在分馏塔顶气管道中心， 贫液雾化喷头喷射方向同分馏塔顶气 流向一致。 夹带有富液的分馏塔顶气进入胺液分离器 4， 净化后的分馏塔顶气自胺液分离器 4 顶部 进入加热炉燃料气分液罐。净化气体管道上安装有压力指示报警仪 PIA-06， 低压时 报警， 防范本脱硫设施事故状态发生。分离的富液进入胺液分离器 4 下部富液区， 富液区安 装有液位二次表 LICA-07， 与胺液分离器 4 底部排液管上液位调节阀 LV-07 连锁， 自动控制 富液区液位在设定范围内， 形成一个液封， 防止分馏塔顶气窜入富液罐。 当富液区液位低于 或高于设定液位时， 胺液分离器 4 液位二次表 LICA-07 自动报警， 提醒操作人员采取措施。 分离后的富液流入富液罐。
工艺控制流程详见附图 6 ： 分馏塔顶气脱硫部分管道及仪表流程图。
注胺泵 4 ： 采用变频调速离心泵。流量 8~17m3/h， 扬程 30m 水柱。
贫液雾化喷头 ： 切向型贫液雾化喷头两个， 间距 6m 一个， 喷嘴流量 2.1L/s， 喷嘴的 雾化角在 20° ~30°之间， 贫液雾化液滴粒径在 0.5mm~1.0mm 范围内。
胺液分离器 4 ： 立式容器， 设计压力 2.5MPa， 外形尺寸∮ 800×3200mm。
注胺管道流体计算 ： 经计算， 注胺管道管径由 DN80 扩径至 DN150。
采用本发明可将分馏塔顶气在本装置脱硫， 达标后作为燃料气直接供本装置加热 炉使用。 减轻干气脱硫装置负荷， 减少干气压缩机的耗能， 避免高浓度硫化氢对管道和设备 的腐蚀。
5.6.5 富液罐
富液罐贮量与贫液区贮量相等， 采用卧式罐， 公称容积为 25m3， 设计压力 2.5MPa， 外形尺寸∮ 2200×5800( 切 )mm。 富液自各胺液分离器底部汇流至富液罐， 富液罐罐体上安 装有液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 和液位二次表， 液位一次表 ( 玻璃液位计 ) 供操作人员巡 检时观察使用， 液位二次表传感器 LICA-02 输出信号进 PLC 控制系统， 启动可编程控制器， PLC 按所编程序输出信号到富液泵， 通过富液泵变频调速机构， 调节富液泵流量， 自动控制 溶剂罐富液区液位在 50％高度， 当溶剂罐富液区液位低于 20％或高于 60％液位时， 溶剂罐 富液区液位二次表自动报警， 提醒操作人员采取措施。富液通过富液泵升压至富液再生装 置。
富液进富液罐会发生闪蒸， 富液罐顶排出的气体含有硫化氢， 富液罐顶部安装有 气液分离头， 外形尺寸∮ 800×2000mm， 气液分离头中安装有贫液雾化喷头， 净化富液罐闪蒸气体。富液罐顶部气液分离器出口处装有破沫网， 出口管道上设置压控阀 PV-02， 自动保 持富液罐压力稳定在 0.03MPa。净化后的富液罐闪蒸气体排入放空总管。
气液分离头中安装切向型贫液雾化喷头 1 个， 喷嘴流量 0.3L/s， 喷嘴雾化角在 45° ~90°之间， 贫液雾化液滴粒径在 0.5mm~1.0mm 范围内。贫液由胺液泵 4 供给。
工艺控制流程详见附图 2 ： 胺液储运部分管道及仪表流程图。
5.7 设备平面布置
中 石 化 安 庆 分 公 司 炼 油 二 部 80 万 吨 / 年 柴 油 加 氢 精 制 装 置 氢 气 压 缩 机 厂 房西侧已布置有硫化剂罐、 净化风罐和低压蒸汽分水罐， 距离装置西侧边界线有一块 18m×10m( 长 × 宽 ) 的空地。本次设计将胺液储运部分布置在此处， 新建一个两层框架结 构， 框架尺寸为 9m×6m×4.2m( 长 × 宽 × 高 )， 上层布置贫液罐、 富液罐， 下层布置注液泵 1/AB、 注液泵 2/AB、 注液泵 4/AB、 富液泵、 PLC 控制柜。PLC 控制柜通讯接口将系统的运行信 号接入中控室 DCS 系统， 进 行远程监控。胺液储运部分集中布置有利于操作管理。
高压分离气脱硫部分的硫化氢浓度仪、 贫液雾化喷头安装于空冷框架管廊的高压 分离气管道上， 注液分离器 1 布置在循环氢压缩机入口分液罐旁。
低压分离气脱硫部分的气体流量计、 硫化氢浓度仪、 贫液雾化喷头安装于装置主 管廊的低压分离气管道上， 注液分离器 2 布置在装置主管廊外侧。
分馏塔顶气体脱硫部分的气体流量计、 硫化氢浓度仪、 贫液雾化喷头安装于装置 主管廊管道上， 注液分离器 4 布置在装置主管廊外侧， 与注液分离器 2 布置在一起。
5.8 经济效益简评
5.8.1 低压分离气、 分馏塔顶气脱硫后， 当作燃料气直接供本装置加热炉 F-301 使 用， 可使本装置燃料气耗量由 720kg/h 降至 353kg/h。
5.8.2 高压分离气、 低压分离气、 分馏塔顶气脱硫后， 直接将富液送至硫磺回收装 置附属的富液再生装置， 可提供给硫磺回收装置原料 - 硫化氢 1476kg/h。
5.8.3 低压分离气脱硫后， 直接供本装置加热炉 F-301 使用， 可使火炬气脱硫装置 3 多处理火炬气 700Nm /h。分馏塔顶气脱硫后， 直接供本装置加热炉 F-301 使用， 可使干气脱 3 硫装置多处理干气 350Nm /h。有利于调整全厂干气处理流程， 避免气体减压后再升压不合 理的耗能现象， 使干体压缩机减少无谓功率约 100kW。
5.8.4 高压分离气脱硫后， 可使循环氢浓度控制在最佳范围内， 保证了精制柴油产 品质量， 延长了加氢反应器催化剂使用寿命， 减少循环氢排放量， 同时也脱除了循环氢中的 有害气体二氧化碳， 防止加氢反应器催化剂床层超温事故的发生。
5.8.5 高压分离气、 低压分离气、 分馏塔顶气在发生源处脱硫后， 可使后续管道和 设备使用寿命大大延长， 节约了投资 ； 同时使硫化氢危害区域大大减少， 安全生产保障得到 了提高， 经济效益和社会效益明显。