本发明涉及石油化工企业液态烃脱硫技术领域，具体地，涉及一种胺脱液态烃中硫化氢方法及系统。
背景技术：
液态烃脱硫精制系统是石油化工企业轻端产品精制系统，主要用于脱除炼油厂油品加工装置生产的饱和液态烃或不饱和液态烃中的硫化氢、硫醇硫等杂质组分，一般由液态烃脱硫化氢和液态烃脱硫醇两个系统组成。液态烃脱硫化氢是液态烃脱硫系统的第一个环节，一般使用胺液作为脱硫溶剂以去除液态烃中的硫化氢，脱硫溶剂可经再生后循环使用，处理后得到净化液态烃产品，其质量指标为硫化氢含量不大于20mg/nm3。液态烃脱硫醇是液态烃脱硫系统的第二个环节，是液态烃脱硫化氢的后续工序。液态烃脱硫醇过程中使用的脱硫醇剂为15-20质量％naoh碱液，氢氧化钠会先和净化液态烃中的硫化氢反应生成硫化钠等钠盐，产生不可再生的废碱液。目前，多数炼厂液态烃脱硫化氢系统处理后的净化液态烃中硫化氢含量可以达到20mg/nm3指标，但系统胺损耗大，需要定期补充新鲜胺液，同时，后续液态烃脱硫醇系统换碱频率高、碱消耗量大、废碱排放量大。
经分析，硫化氢和胺都是造成液态烃脱硫醇系统碱液耗量大的原因。因此，液态烃脱硫化氢系统应进一步降低净化液态烃中硫化氢含量和夹带胺量，减少自身胺损耗的同时，为液态烃脱硫醇系统减少碱消耗和减少废碱排放量创造条件。
近年来随着加工油品规模扩大，许多石油化工企业液态烃产量增大。随着液态烃脱硫系统处理能力增大，脱硫化氢系统的产品净化液态烃夹带胺量显著增大、胺损耗量增加，脱硫化氢系统新鲜胺补充量和补充频率增加。另外，净化液态烃中的硫化氢和夹带胺还会引起后续脱硫醇系统碱液污染和碱耗增大等一系列问题，造成炼厂配套碱渣处理能力出现瓶颈，企业生产和环保压力大。随着国家环保法规要求的不断严格，整个液态烃脱硫系统(包括脱硫化氢系统和脱硫醇系统)必须严格控制外排碱渣量，碱渣排量越大，碱渣的后续处理费用越高，环保压力越大。
技术实现要素：
针对现有的液态烃脱硫化氢系统胺损耗大，净化液态烃中杂质硫化氢和胺造成后续脱硫醇系统碱耗增大碱渣排放量大等问题，本发明的目的是提供一种胺脱液态烃中硫化氢方法及系统，可解决炼厂液态烃脱硫化氢系统胺损耗大的问题，通过多种技术的结合，在较少设备投资情况下，明显降低净化液态烃中杂质胺夹带量，进一步降低净化液态烃中杂质硫化氢含量，为后续脱硫醇系统降低碱渣排放和节省碱渣处理费用创造条件。
本发明的第一方面提供了一种胺脱液态烃中硫化氢方法，该胺脱液态烃中硫化氢方法包括以下步骤：
a、液态烃由脱硫化氢塔下部进入，贫胺液由脱硫化氢塔上部进入，塔顶得到脱硫化氢塔顶液态烃，塔底得到富胺液；
b、脱硫化氢塔顶液态烃、除盐水和第一含胺水由混合器入口进入混合器，混合器出口得到的混合液进入水洗分离罐，水洗分离罐顶得到净化液态烃产品，罐底得到第一含胺水和第二含胺水；
c、步骤b得到的第一含胺水经水洗泵送至混合器入口，所述第二含胺水送至闪蒸罐气柱的上部；
d、将步骤a得到的富胺液送至闪蒸罐，闪蒸罐气柱顶部得到闪蒸气；
e、闪蒸罐的液体经富液泵送至换热器换热后，再进入溶剂再生塔，塔底得到贫胺液，塔顶得到塔顶气；
f、步骤e得到的贫胺液经贫液泵依次送至换热器和贫液冷却器进行冷却，冷却后的贫胺液送入脱硫化氢塔上部；
g、步骤e得到的塔顶气送入塔顶冷凝冷却器冷却后，再进入回流罐，回流罐顶出口得到酸性气产品，回流罐的液体进入回流泵，回流泵出口得到第一液体和第二液体，第一液体回到溶剂再生塔上部，第二液体作为酸性水产品。
本发明的第二方面提供了一种胺脱液态烃中硫化氢系统，该胺脱液态烃中硫化氢系统包括脱硫化氢塔、混合器、水洗分离罐、水洗泵、闪蒸罐、富液泵、换热器、溶剂再生塔、塔顶冷凝冷却器、贫液泵、贫液冷却器、回流罐和回流泵；
所述脱硫化氢塔的塔顶液态烃出口与混合器进料口相连，所述混合器的物料出口与水洗分离罐的入口相连，所述水洗分离罐的罐底含胺水出口连接有第一含胺水管线和第二含胺水管线，所述第一含胺水管线经水洗泵与混合器进料管线相连，所述第二含胺水管线与闪蒸罐气柱上部液体入口相连，所述混合器进料管线上连接有除盐水管线，所述脱硫化氢塔的塔底富胺液出口与闪蒸罐物料入口相连，所述闪蒸罐液体出口经富液泵与换热器管程物料入口相连，所述换热器管程物料出口与溶剂再生塔物料入口相连，所述溶剂再生塔的塔顶气相出口经塔顶冷凝冷却器与回流罐相连，所述回流罐液体出口连接有第一液体管线和第二液体管线，所述第一液体管线经回流泵与溶剂再生塔的回流口相连，所述溶剂再生塔的塔底液体出口经贫液泵与换热器壳程入口相连，所述换热器壳程出口经贫液冷却器与脱硫化氢塔上部的贫胺液进口相连。
本发明的胺脱液态烃中硫化氢系统和方法可以明显将净化液态烃夹带胺量降低至0.003-0.01kg(胺)/t(液态烃)，降低净化液态烃中硫化氢含量至2-5mg/nm3，提高净化液态烃产品质量，同时可使脱硫醇系统碱渣排放量降低30-60％，碱渣处理费用相应减少，环境更加友好。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但不构成对本发明的限制。
图1是根据本发明的一种具体实施方式的胺脱液态烃中硫化氢的工艺流程示意图。
图2是一种常规的液态烃脱硫化氢的工艺流程示意图。
附图标记说明
设备：11脱硫化氢塔；12混合器；13水洗分离罐；14水洗泵；15闪蒸罐；16富液泵；17换热器；18溶剂再生塔；19塔顶冷凝冷却器；20回流罐；21回流泵；22贫液泵；23贫液冷却器；24聚结内件；25分液内件；26分胺罐；
物流：1液态烃；2净化液态烃；3闪蒸气；4酸性气；5酸性水；6除盐水。
具体实施方式
为使本发明更加容易理解，下面将结合实施方式和附图来详细说明本发明，这些实施方式仅起说明性作用，并不用于限制本发明。
根据本发明的第一方面，本发明提供了一种胺脱液态烃中硫化氢方法，该胺脱液态烃中硫化氢方法包括以下步骤：
a、液态烃由脱硫化氢塔下部进入，贫胺液由脱硫化氢塔上部进入，塔顶得到脱硫化氢塔顶液态烃，塔底得到富胺液；
b、脱硫化氢塔顶液态烃、除盐水和第一含胺水由混合器入口进入混合器，混合器出口得到的混合液进入水洗分离罐，水洗分离罐顶得到净化液态烃产品，罐底得到第一含胺水和第二含胺水；
c、步骤b得到的第一含胺水经水洗泵送至混合器入口，所述第二含胺水送至闪蒸罐气柱的上部；
d、将步骤a得到的富胺液送至闪蒸罐，闪蒸罐气柱顶部得到闪蒸气；
e、闪蒸罐的液体经富液泵送至换热器换热后，再进入溶剂再生塔，塔底得到贫胺液，塔顶得到塔顶气；
f、步骤e得到的贫胺液经贫液泵依次送至换热器和贫液冷却器进行冷却，冷却后的贫胺液送入脱硫化氢塔上部；
g、步骤e得到的塔顶气送入塔顶冷凝冷却器冷却后，再进入回流罐，回流罐顶出口得到酸性气产品，回流罐的液体进入回流泵，回流泵出口得到第一液体和第二液体，第一液体回到溶剂再生塔上部，第二液体作为酸性水产品。
本发明中，所述脱硫化氢塔使用胺液(贫胺液)作为脱硫溶剂进行液态烃中硫化氢的脱除。优选地，所述贫胺液中胺的含量为20-50wt％，更优选为25-35wt％，进一步优选为30wt％。脱硫化氢塔采用本领域的常规设置，脱硫化氢塔下部设置液态烃进口，上部设置贫胺液进口，顶部设置脱硫化氢塔顶液态烃出口，底部设置富胺液出口。
根据本发明，所述除盐水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值可以为0.01-0.05，所述第一含胺水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值可以为0.1-0.5。优选地，所述除盐水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值为0.01-0.03，所述第一含胺水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值为0.25-0.35。更优选地，所述除盐水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值为0.02，所述第一含胺水与脱硫化氢塔顶液态烃的质量流量比值为0.28。
本发明中，所述第二含胺水中胺的含量可以为0.5-5wt％，优选为1-3wt％，更优选为2wt％。
根据本发明，所述闪蒸罐的操作压力可以为0.1-0.3mpag，优选为0.15mpag。
优选地，所述闪蒸气中胺的含量不大于0.001wt％。更优选地，闪蒸气中胺的含量为0.0005wt％。
根据本发明，冷却后的贫胺液温度较液态烃进脱硫化氢塔时的温度低0-5℃，优选低1℃。
本发明中未加以限定的各系统组件的工艺参数，均可根据现有技术进行常规选择，属于常规技术手段。
根据本发明的第二方面，本发明提供了一种胺脱液态烃中硫化氢系统，该胺脱液态烃中硫化氢系统包括脱硫化氢塔、混合器、水洗分离罐、水洗泵、闪蒸罐、富液泵、换热器、溶剂再生塔、塔顶冷凝冷却器、贫液泵、贫液冷却器、回流罐和回流泵；
所述脱硫化氢塔的塔顶液态烃出口与混合器进料口相连，所述混合器的物料出口与水洗分离罐的入口相连，所述水洗分离罐的罐底含胺水出口连接有第一含胺水管线和第二含胺水管线，所述第一含胺水管线经水洗泵与混合器进料管线相连，所述第二含胺水管线与闪蒸罐气柱上部液体入口相连，所述混合器进料管线上连接有除盐水管线，所述脱硫化氢塔的塔底富胺液出口与闪蒸罐物料入口相连，所述闪蒸罐液体出口经富液泵与换热器管程物料入口相连，所述换热器管程物料出口与溶剂再生塔物料入口相连，所述溶剂再生塔的塔顶气相出口经塔顶冷凝冷却器与回流罐相连，所述回流罐液体出口连接有第一液体管线和第二液体管线，所述第一液体管线经回流泵与溶剂再生塔的回流口相连，所述溶剂再生塔的塔底液体出口经贫液泵与换热器壳程入口相连，所述换热器壳程出口经贫液冷却器与脱硫化氢塔上部的贫胺液进口相连。
本发明中，所述水洗分离罐为卧式或立式容器型式，其内在靠近净化液态烃出口处设置有聚结内件和分液内件。聚结内件的设置可促进液滴由小液滴聚结为大液滴，分液内件可实现烃相和水相的良好分离。
根据本发明，所述水洗分离罐的罐壳体上可设有分液包。
本发明中，水洗分离罐的罐壳体上可设有轻相液柱。
分液包和轻相液柱的设置均是为了使物料分离更加充分彻底，分液包和轻相液柱的具体结构均可根据现有技术进行常规选择。
根据本发明，所述脱硫化氢塔采用板式塔或填料塔，或者采用纤维膜立式反应器型式。
根据本发明，上述的胺脱液态烃中硫化氢方法可通过所述胺脱液态烃中硫化氢系统来实现。
本发明中未加以限定的系统组件，均可根据现有技术进行常规设置。
下面将通过实施例对本发明说明进行详细描述。
实施例
本实施例用于说明本发明的胺脱液态烃中硫化氢方法及系统。
如图1所示，本发明提供一种胺脱液态烃中硫化氢系统，该系统包括脱硫化氢塔11、混合器12、水洗分离罐13、水洗泵14、闪蒸罐15、富液泵16、换热器17、溶剂再生塔18、塔顶冷凝冷却器19、贫液泵22、贫液冷却器23、回流罐20和回流泵21；所述脱硫化氢塔11的塔顶液态烃出口与混合器12进料口相连，所述混合器12的物料出口与水洗分离罐13的入口相连，所述水洗分离罐13的罐底含胺水出口连接有第一含胺水管线和第二含胺水管线，所述第一含胺水管线经水洗泵14与混合器12进料管线相连，所述第二含胺水管线与闪蒸罐15气柱上部液体入口相连，所述混合器12进料管线上连接有除盐水管线，所述脱硫化氢塔11的塔底富胺液出口与闪蒸罐15物料入口相连，所述闪蒸罐15液体出口经富液泵16与换热器17管程物料入口相连，所述换热器17管程物料出口与溶剂再生塔18物料入口相连，所述溶剂再生塔18的塔顶气相出口经塔顶冷凝冷却器19与回流罐20相连，所述回流罐20液体出口分成第一液体管线和第二液体管线，所述第一液体管线经回流泵21与溶剂再生塔18的回流口相连，所述溶剂再生塔18的塔底液体出口经贫液泵22与换热器17壳程入口相连，所述换热器17壳程出口经贫液冷却器23与脱硫化氢塔11上部的贫胺液进口相连。
所述水洗分离罐13内在靠近净化液态烃出口处设置有聚结内件24和分液内件25。所述水洗分离罐13为卧式容器型式。所述脱硫化氢塔11采用填料塔。
一种胺脱液态烃中硫化氢方法，该方法采用上述系统来实现，具体包括如下步骤：
a、液态烃1由脱硫化氢塔11下部进入，贫胺液由脱硫化氢塔11上部进入，塔顶得到脱硫化氢塔顶液态烃，塔底得到富胺液；
b、脱硫化氢塔顶液态烃、除盐水6、第一含胺水由混合器12入口进入混合器12，混合器12出口得到的混合液进入水洗分离罐13，水洗分离罐顶得到净化液态烃2产品，罐底得到第一含胺水和第二含胺水；
c、将步骤b得到的第一含胺水经水洗泵14送至混合器12入口，第二含胺水送入闪蒸罐15气柱的上部；
d、将步骤a得到的富胺液送入闪蒸罐15，闪蒸罐15气柱顶部得到闪蒸气3；
e、闪蒸罐15的液体经富液泵16送入换热器17换热，由换热器17出口再进入溶剂再生塔18，塔底得到贫胺液，塔顶得到塔顶气；
f、步骤e得到的贫胺液经贫液泵22依次送至换热器17和贫液冷却器23冷却，贫液冷却器23出口得到的贫胺液送入脱硫化氢塔11上部；
g、步骤e得到的塔顶气送入塔顶冷凝冷却器19冷却后，再进入回流罐20，回流罐顶出口得到酸性气4产品，回流罐20的液体进入回流泵21，回流泵21出口得到第一液体和第二液体，第一液体回到溶剂再生塔18上部，第二液体作为酸性水5产品。
该实施例中，所得净化液态烃2中硫化氢含量为4mg/nm3，净化液态烃2中夹带胺量为0.005kg(胺)/t(液态烃)，同时不增加系统能耗。
对比例1
本对比例用于说明现有的液态烃脱硫化氢系统和方法。
如图2所示，现有技术中的液态烃脱硫化氢系统包括脱硫化氢塔11、分胺罐26、闪蒸罐15、富液泵16、换热器17、溶剂再生塔18、塔顶冷凝冷却器19、贫液泵22、贫液冷却器23、回流罐20和回流泵21。
液态烃1进入脱硫化氢塔11下部，贫胺液进入脱硫化氢塔上部，塔顶得到脱硫化氢塔顶液态烃，塔底得到富胺液；脱硫化氢塔顶液态烃进入分胺罐26，分胺罐顶得到净化液态烃2产品，罐底得到分胺罐底液送到闪蒸罐15物料入口；脱硫化氢塔11塔底得到的富胺液送入闪蒸罐15物料入口，闪蒸罐15气柱顶部得到闪蒸气3，闪蒸罐15的液体进入富液泵16；富液泵出口富胺液送入换热器17换热，由换热器17出口再进入溶剂再生塔18，塔底得到贫胺液，塔顶得到塔顶气；贫胺液送入贫液泵22，由贫液泵22出口再进入换热器17和贫液冷却器23冷却，贫液冷却器23出口得到的贫胺液分成两股，一股送入脱硫化氢塔11上部，另一股送入闪蒸罐15气柱的上部；溶剂再生塔18的塔顶气送入塔顶冷凝冷却器19冷却后，再进入回流罐20，回流罐顶出口得到酸性气4产品，回流罐20的液体进入回流泵21，回流泵21出口得到第一液体和第二液体，第一液体回到溶剂再生塔18上部，第二液体作为酸性水5产品。
该对比例中，所得净化液态烃2中硫化氢含量为20mg/nm3，净化液态烃2中夹带胺量为0.134kg(胺)/t(液态烃)。
与对比例相比，本发明增设了混合器12、水洗分离罐13、水洗泵14，通过混合器12将注入的除盐水6和第一含胺水与脱硫化氢塔顶液态烃充分混合，促使脱硫化氢塔顶液态烃中的胺由烃相溶解进入水相，并通过水洗分离罐13内的聚结内件24促进液滴聚结由小液滴变为大液滴，通过其分液内件25实现烃相和水相的良好分离，排出一定量的含胺水以调节和控制净化液态烃中杂质胺和硫化氢含量；通过第二含胺水送入闪蒸罐15气柱上部，替代贫胺液与罐内闪蒸气3接触，更好地降低闪蒸气3中的硫化氢含量，并避免对比例中胺液被闪蒸气3夹带造成胺损耗的情况发生，同时不增加系统能耗。
本发明的胺脱液态烃中硫化氢系统和方法，通过多种技术相结合，可以在不改动脱硫化氢塔11和溶剂再生塔18直径及配套设施的情况下，通过较少的设备投资，将产品净化液态烃2中硫化氢含量由原来的20mg/nm3降低至4mg/nm3，同时将产品净化液态烃2夹带胺量由原来的0.134kg(胺)/t(液态烃)降低至0.005kg(胺)/t(液态烃)，不增加系统能耗，提高液态烃1的硫化氢脱除率，减少胺跑损量，以液态烃1处理量50t/h计算，每年可减少胺损失量为54.18t，同时可降低后续液态烃脱硫醇系统碱渣排放量50％，碱渣处理费用相应减少，环境更加友好，本发明获得了好的环保效益和经济效益。
以上已经描述了本发明的实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的实施例。在不偏离所说明实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
本文用于企业家、创业者技术爱好者查询，结果仅供参考。
