催化裂解气体脱硫装置技术改进

１　９９６Ａ年第ｌ８卷第３期　ｌ９　催化裂解气体脱硫装置技术改进　ｌ９一　摘要炼油厂　执笔主丝　垂婴立　催化鞋解气体脱硫装置第一周期开工中舟在脱硫鼓粟差、胺液再生效粟不好以及胺耗过大等　．　３　，胺耗由Ｏ．８恤Ｂ／ｔ降至Ｏ．１２ｋ＆／ｔ，胺液再生效粟齐明显改善。　主蹰词　塑　盥技术改进花￡１．２液化气脱硫系统　丁￡　我厂催化裂解联合装置的核心是ｄ　００ｋｔ／　ａ催化裂解大型工业化装置，与之相配套的　入吸收塔（Ｃ４０］），通过２２层浮阀塔盘自下　而上与塔顶注入的贫胺掖逆流接触，净化干　气从塔顶出来进入瓦斯管网。　催化裂解稳定液化气进入缓冲罐后，泵　送至吸收塔（Ｃ４　０２），通过１３层筛孔塔盘自　四套装置分别为５０ｋｌ：／ａ干气及２００ｋｔ／ａ液化　气脱硫；２００ｋｔ／ａ液化气脱硫醇；１２０ｋ［／＇ａ汽油　脱硫醇以及２００ｋｔ／ａ气体分馏　自ｌ９９　５年３　月份联合装置投料试车一次成功以后，装置　的工况是良好的．但也遇到一些局部问题。本　下而上与塔顶注入的贫胺液逆流接触．净化　液化气经塔顶扩径部分沉降掉可能携带的胺　液后，进入液化气脱硫醇装置　１．３胺液再生系统　从干气吸收塔（ｃ　０１）底和液化气吸收　塔（Ｃ４　０２）底经自压而出的富胺液羟过滤器　（现未用）后进入富胺液脱气罐（Ｄ４　０３）以除　去携带的少量气态烃，再经泵升压后经Ｅ　４　０Ｉ　文就气体脱硫装置的问题与处理作一总结。　１装置简况　裂解气体脱硫装置由５０ｋｔ／ａ干气脱硫　系统、２００ｋｔ／ａ蔽化气脱硫系统以及共用的溶　剂再生系统三部分组成，其原则流程见图１。　净　量王　堡！垦　化气　。　０酸性气　与再生塔（Ｃ４０３）底出来的贫液换热升温进　０４０２　Ｅ４０２　入再生塔予以再生。塔顶酸性气进入二套硫　Ｅ４０４　一磺回收装置，塔底再生贫液经Ｅ４０１换热和　经引０２冷却后流入溶剂储罐（Ｄ４Ｏｄ）循环使　用。　。　Ｐ４０３　Ｐ４０２　Ｐ｛ｏ１　Ｐ　０５　２存在问题与分析　图１　催化裂解气体）ｌ；ｌ硫装置　原Ⅱ　流程圈（原设计）　催化裂解气体脱琉装置从ｌ　９９５年３月　２６日开始投运起，至５月ｌ　０日停工止，第一　周期共计试运行１　６天，其问的主要问题如　下：　１．１干气脱硫系统　催化裂解稳定干气经分液罐（Ｄｄ０【）进　本工作是在祝良富怠工程师的主持下进行的　安庆石化　２．１胺耗过大　装置首次试运行采用二异丙醇胺作为脱　硫剂。入厂溶剂的浓度为８５　，使用时配制　成２Ｏ　～２５　的水溶液。该溶剂除了粘度过　大导致溶液配制操作困难外，其主要问题是　胺耗过太，经统计纯胺的单耗达０．８０ｋｇ／ｔ　胺耗过大的直接原因是胺液发泡导致气　相带液。实际生产中，当干气负荷达３　５００　Ｎｍ。／ｈ以上时，干气带胺液的现象便比较严　重。　‘　二异丙醇胺（ＤＩＰＡ）本身不戋为一种良　好的脱硫剂　具有潜在的推广前景　但是国产　ＤＩＰＡ的纯度实际上比较低，并台有一异丙酵　胺，三异丙醇胺等，它们是导致胺液发泡的主　要原因。目前ＤＩＰＡ的使用范围并不广。国内　南京炼油厂有一套脱硫装置采用ＤＩＰＡ，处理　催化裂化及焦化炼厂气。该厂自１　９８１年开始　使用ＤＩＰＡ，虽然使用情况较好，但据调查有　三十特殊的因素，一是使用进口ＤＩＰＡ，浓度　在９８　以上；二是使用了进口阻泡剂；三是　增大了塔盘开孔率，降低了阀孔气速　２．２脱硫效率较低　为了防止大量发泡带液，操作上采取了　压低胺液循环量的办法以减少液相负荷，导　致气液比偏大，吸收效果较差。由于胺液再　生效果不好，也严重降低了脱硫效率。经统　计，即使在干气负荷＜３　５００Ｎｍ。／ｈ（相当于催　化裂解加工量＜ｌ　０００ｔ／ｄ），干气Ｈ２Ｓ含量＜　２．０　的情况下，脱硫合格率也仅达８８．５　。　２．３再生效果较差　再生贫液的Ｈ　含量高达５～７　ｓ／ｇ。再　生效果差的主要原因是酸性气带水。从实际　操作情况看，由于酸性水回流罐容积偏小，酸　性气很易带液并沉积于酸性气管线中，造成　酸性气管线堵塞，使酸性气出不击，导致再生　塔弊压，当塔压上升到一定程度时即冲破阻　力，此时再生塔压力又大幅度下降，气速会突　然增大，大量的酸性承被再次携带进入酸性　气管线．以致形成恶性循环。从而波得再生压　力在０．０６～Ｏ．１　３￣ｆＰａ之间周期性波动，再生　塔内气相负荷亦随之大起大落，再生操作不　能正常。　２．４装置抗干扰能力脆弱　当裂解装置操作波动导致干气、液化气　带有Ｃｓ以上组份时，部份汽油组份易被带入　脱硫系统。另外，干气由再吸收培携带出的少　量轻油馏份的液滴也不易脱除，从而进入胺　液循环系统。以上情况也易Ｂｆ起胺液发泡　故　当裂解装置特别是其吸收稳定系统发生操作　波动时，往往引起气体脱琉系统操作不正常，　胺液发泡导致胺耗增大，并难以恢复。　净化干气出塔后投有沉降设施，也使得　若发生干气大量带胺液时无补救手段，从而　限制了装置的操作自由度。在干气容易带液　的情况下无有效的弥补措施，只能靠压低胺　液循环量做有限的预防。　３揎术改进与效果　３　１揎术改进措施　３．１．１　采用Ｎ一甲基二乙醇胺（ＭＤＥＡ）脱　硫荆　经过调查分析，决定予大修后的第二周　期试生产时改用ＭＤＥＡ脱琉剂，考虑到系统　中ＤＩＰＡ无法退出的情况，直接向原二异丙　醇胺溶液系统中加入Ｎ一甲基二乙醇胺脱硫　剂　初期形成的混合溶液中，二者分子比例约　为ＤＩＰＡ：ＭＤＥＡ＝１：２。混合溶液的质量浓　度为２１．５　，分子浓度为１．７２６ｋｇｍｏｔ／ｍ　。　实际使用过程中，由于补入系统中的总　是ＭＤＥＡ，故随着时问的推移，最初的溶液组　成逐渐改变为ＭＤＥＡ占绝对主导地位。　３　１　２改进稳定干气脱液设施　将原３．　ｍ’的稳定干气分液罐更新为　１７ｍ。的新罐，以设计负荷计算，气体线建由　１．６６ｍ／ｓ降低为０．９４ｍ／ｓ；停留时问由】．８ｌｓ　上升至９．０４ｓ。并于新的稳定干气脱范罐出　口增设旋分器以尽可能多地除去进料气体携　ｌ　９８６Ａ年带的小液滴，加强了装置的抗干扰能力。　３．１．３增设净化千气脱液设施　第ｌ８卷第３期　２１　回胺液循环系统重新使用。　３．１．４再生塔】页回流罐更新换大　将原２．４ｍ　的酸性水回流罐更新　新罐　在于气脱琉塔出口新增９．５ｍ　的净化干　气分液罐，并加设旋分设施　这样一旦发生干　气带液现象，便可将携带的胺液分离出来，压　窖积达ｌ　４．５ｍ。，使酸性气停留时间增加到原　来的６倍。　表ｔ气体脱硫装置技术改进ｌＩ匀后典型操作工况比较　３．２效果　也可以在高负荷下放心地提高胺液的操作浓　度，而不增加胺液循环量，从而在较高的气液　３．２．１胺耗大幅度降低　ＩｖｌｑＤＥＡ溶荆的特点是凝点低，粘度小，加　比下操作．脱琉教果明显好转，在裂解加工量　入操作方便，不易发泡。第二周期试生产从　≤ｌ　２００ｔ／ｄ，干气硫化氢含量≤２．５　情况下，　１　９ｇ５年７月ｊ日起到ｌ　９９６年７月已运行一　脱琉合格率达９８　以上。　年，并仍处于良好工况中。实践表明，在装置　由表１还可以看出，第二周期操作中，在　负荷率明显高于第一周期的情况下，胺耗明　干气Ｈ　含量相同而负荷明显高于第一周期　显降低，达到０．１２ｋｇ／ｔ　３．２．２脱硫效率提高　的情况下，脱硫效果却更好，表现在净化干气　中Ｉ－［￣Ｓ和总琉含量都更低。即使干气负荷高　由表ｌ可见，由于干气带胺掖现象大为　达６　８００Ｎｍ　／ｈ，气液比高达ｌ　０．３６，仍然可以　改善，操作时可以在较低胺液浓度情况下将　得到很满意的脱硫效果，且无明显的胺液跑　胺液循环量提起来，在较低的气液比下操作；　损　安３．２．３再生效果改善　庆石化　３．２．４经济效益显著　胺液再生塔顶回流罐换大后，酸性气带　产品合格率提高即体现了很大经济价　液现象消除，酸性气管线积液导致再生塔冲　值。同时，由于ＩｖｌＤＥＡ再生所需解吸热小并可　塔的情况再没有发生，再生塔压力不再有周　在较大气蔽比下操作，蒸汽消耗便可减少。除　期性大幅度波动。再生系统的操作因而很平　此以外，仅就溶剂消耗减少一项即可看到以　稳，胺液再生效果明显改善，一般情况下贫液　上技术改进措施所带来的明显经济效益　ｓ含量达３ｍｇ／Ｌ以下。图２示出了胺液再　生塔压力控制的改善情况。　以每年４Ｏ万ｔ处理能力计，干气和液化　气总产率４５　．现ＤＩＰＡ价格２．１万元／ｔ，　ＭＤＥＡ价格３．１万元／ｔ，则一年减少溶剂费　用：　０】５Ｉ　第　周期　ｄＯ×ｌ０‘×ｄ　５　×１／ｌ　０００×（Ｏ．８×２．１／　０．８５—０．１２×３．１／０．９５）一２８５万元　表２气体脱硫装置典型酸性气组成　。　躲　表３气体脱硫装置技术改进前后产品质量比较　连：＊统计条件：裂肝加工量＜１　０００ｔ／ｄ－ｆ－￣＜３　５００Ｎｍ’／ｂ，干气Ｈ￣Ｓ＜２・０　；　＊＊统计条件：裂辉加工量≤１　２００：／ｄ　干气≤４　５００Ｎｍ’／ｈ，干气Ｈ２Ｓ≤２．５　．　４小结　酸性气带液。采取了更换脱琬剂、改进干气及　酸性气脱液设施等技术改进措施，解决丁上　述问题，同时也获得了可观的经济效益。　催化裂解气体脱硫装置第一周期开工中　存在的脱硫效果差、胺液再生效果不好以及　胺耗过大等同题，其本质原因是干气带液和