气分工艺流程

二、工艺流程
4 、MDEA溶液再生部分 ：分离出酸性气中所携带的部 分溶剂和水份，罐底流出的酸性水用酸性水回流泵 P003/1.2送至再生塔顶作冷回流，含H2S和CO2的酸性 气体从分液罐顶分出送出装置，至火炬或去硫磺回收 装置，自再生塔（C-002）底解吸出H2S和CO2的贫液自 压去贫富液换热器（E-001/1-4）脱除部分余热后进入 贫液冷却器（E-002/1.2）冷却至40℃后送回溶剂缓冲 罐（V-004），由溶剂循环泵（P-002/1. 2)打回干气 脱硫抽提塔、液化气脱硫抽提塔顶循环使用，部分贫 液经过过滤器（SR-001、SR-002、 SR-003）过滤后返 回溶剂循环泵（P-002/1.2）入口循环使用 。
2011年大修期间，对C-002进行更换，扩大了 胺液的再生能力（由原来不足30t/h提高到 50t/h）
二、工艺流程
1、干气脱硫部分： 由催化来的含硫干气进入干气分液罐（V-009）分出凝 液后进入干气脱硫塔（C-003/1、2）的下部，与贫液泵 （P-002/1.2）打入塔上部的浓度为25%左右的MDEA贫液 逆流接触，干气中的H2S、CO2等被胺液吸收，脱除H2S、 CO2的净化干气通过旋液分离器进行气液分离，分离后 的胺液并入富液线，净化干气经过旋风分离器进行气液 分离后，进入净化干气沉降罐（V-010/1、2）进一步进 行气液分离（使用C-003/1时，净化干气直接进入净化 干气沉降罐V-010/1），分液后的净化干气自压出装置。 塔底富液自压与液化气脱硫产生的富液汇合，去贫液再 生系统再生后循环使用。干气分液罐（V-009）底的凝 缩油自压去催化装置或去污油罐区。
一、装置简介
2008 年大修期间，对干气脱硫系统进行了扩 能改造，新增一台干气脱硫塔，干气脱硫能力 由原始设计的3万吨/年扩大到6.4万吨/年，同 时还对胺液再生塔进行了扩能改造，增大了塔 盘的开孔率，有效提高了胺液的再生效果。
2010年大修期间，E201、E202技改为并联使 用汽油加氢热水。
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：另一部分塔底液化气经塔 底重沸器（E-201），用蒸汽加热至105.6℃， 利用热虹吸式原理，汽液混相返回C-201以提 供分馏所需热量。从C-201顶分离出的C2、C3 和少量C4组分先经丙烷塔顶空冷器（EC-201） 和丙烷塔顶后冷却器（E-206/1.2）冷至42℃ 左右进入丙烷塔顶回流罐（V-202），一部分 经丙烷塔回流泵（P-202/1.2) 抽出作丙烷塔顶 回流。另一部分经脱乙烷塔进料泵（P-203/1.2） 抽出作脱乙烷塔（C-202）的进料。
二、工艺流程
2、液化气脱硫部分：由催化装置或罐区来的含 硫液化气进入液化气缓冲罐（V-001），经液 化气进料泵（P-001/1.2.3）打入液化气脱硫 抽提塔（C-001）下部与贫液泵（P-002/1.2） 打入塔顶的浓度为25%左右的MDEA贫液逆流接 触，液化气中的H2S、CO2等被胺液吸收，除去 H2S、CO2后的净化液化气从塔顶出来自压去液 化气脱硫醇部分或者返罐区，C-001底部出来 的富液与干气脱硫塔（C-003/1.2）底流出的 富液汇合后一起自压进入贫液再生系统再生循 环使用。
二、工艺流程
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：进入脱乙烷塔C-202（进 料口在15、17、19层塔盘）的馏分在塔内进行 分离，塔顶馏出的C2及C3馏分经脱乙烷塔顶冷 凝器（E-207/1.2）冷至40左右，进入脱乙烷 塔回流罐（V-203）。然后用脱乙烷塔回流泵 （P-204与P-202/2备用）抽出全部作脱乙烷塔 的回流，罐内不凝气排入高压瓦斯系统。塔底 釜液一部分经塔底重沸器（E-202）用蒸汽加 热至68℃左右，根据热虹吸式原理返回塔内， 另一部分经自压去粗丙烯塔C-203。
2R2NH+CO2+H2O←→（（R2NH2）2CO3 碳 酸胺盐 （R2NH2）2CO3 +CO2+H2O←→ （2R2NH 2HCO3
上述反应是可逆反应，低温（＜45℃）时向右 进行，高温（＞120℃）时向左进行。
三、工艺原理
（2）预碱洗脱硫化氢基本原理 ：经过 MDEA 溶液脱硫化氢后的液化气中仍含 有部分硫化氢，硫化氢用 4～20%NaOH 溶液进行中和，其化学反应式为： 2NaOH + H2S→ Na2S + H2O 此反应属于强碱与弱酸的酸碱中和反应， 生成的可溶性盐和水，是不可逆反应。
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：经脱硫、脱硫醇后的液化气自脱 硫醇部分或自液化气球罐罐区进入V-201，用丙烷塔进 料泵（P-201/1.2）抽出经原料-重组分换热器（E-204） 与从丙烷塔底出来的碳四组分换热，再经原料加热器 （E-205）与蒸汽换热至65℃左右后进入丙烷塔（C201）（第29或31、35层塔板），在丙烷塔内进行分 离。液化气中≥C4馏分流入塔底。塔底抽出液先去原 料-重组分换热器（E-204）与进料液化气换热后，经 重组分外送冷却器（E-209）冷却至40℃以下去C-205 固定床脱硫后送至混合碳四储罐。
二、工艺流程
Hale Waihona Puke Baidu
二、工艺流程
3 、液化气脱硫醇部分：经脱硫后的净化液化气经液化气——碱 液混合器（M-101）与浓度为10%左右的碱液充分混合后进入液 化气预碱洗罐（V-101），除去液化气中微量的H2S组份，从罐底 流出的碱液进入液化气——碱液混合器循环使用，碱渣自压送出 装置，浓度为10%的新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P-101/1） 间断补充；经预碱洗后的液化气自（V-101）顶出来，进入液化 气脱硫醇抽提塔（C-101）的下部，用溶解有磺化酞菁钴催化剂 的碱液进行液——液抽提，脱除硫醇的液化气从塔顶出来经水洗 混合器（M-102）与凝结水冷凝水或者新鲜水充分混合后进入水 洗沉降罐（V-102），洗去液化气中携带的碱滴，然后自压进入 液化气砂滤塔（C-102）下部，进一步分离出碱滴、水分，分离 净化后的液化气自压送至分馏系统或液化气罐区。C101底部出来 的碱液自压去氧化塔氧化再生循环利用。
三、工艺原理
（3）脱硫醇基本原理
经过两级脱硫化氢后的液化气所含硫主要以硫
醇性硫的形式存留在液化气中，用含有催化剂 （磺化钛菁钴 100～300 ppm）的碱液（6～ 20%NaOH 溶液）将液化气中硫醇抽提出来， 其化学方程式为：
催化剂
NaOH + RSH
RSNa + H2O
三、工艺原理
（3）脱硫醇基本原理：经过抽提后的碱液含有 硫醇钠盐，进入氧化塔进行氧化再生。氧分子 与催化剂（磺化钛菁钴）形成不稳定的活化络 合物，活化络合物与硫醇钠水解生成的硫醇阴 离子 RSˉ反应生成自由基 RS·，自由基 RS·很 快二聚成稳定的二硫化物。氧化后的硫醇钠将 转变为二硫化物，碱液由此得以再生，循环使 用，其转变的化学方程式为：
三、工艺原理
液化气中的H2S和CO2 在低温下与脱硫 溶剂进行化学反应，生成一种不稳定的 络合物，使液化气得以净化，而这种络 合物又在高温下分解，使溶剂得以再生， 并循环使用。其化学反应方程式为：
三、工艺原理
2R2NH+H2S←→（R2N H2）2S 硫化胺盐 （R2NH2）2S+H2S←→（2R2NH 2 HS 酸式 硫化胺盐
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15万吨/年气体分馏装置 工艺技术简介 2011年5月
气体分馏装置全貌
一、装置简介
15万吨/年气体分馏装置是由干气、液化石油 气脱硫，液化气脱硫醇及气体分馏系统三部分 组成。
干气脱硫是脱除催化干气中的硫化氢； 液化气脱硫及脱硫醇是脱除液化气中的无机硫
(主要是硫化氢)和有机硫（主要是硫醇），使 精制后液化气中的总硫含量及铜片腐蚀合格； 气体分馏是以脱硫醇后的液化气为原料，经过 三塔精馏分离成丙烷、丙烯和重组分。
二、工艺流程
二、工艺流程
4 、MDEA溶液再生部分 ：由干气脱硫抽提塔（C003/1、2）、液化气脱硫抽提塔（C-001）下部自压流 出的富液汇合首先进入贫富液换热器（E-001/1-4）与 贫液换热,富液温度换热至95℃后进入富液闪蒸罐（V002）闪蒸出富液中所含的少量干气、液化气、硫化氢 组分，罐顶馏出的少量干气、液化气、硫化氢组份自 压去低压瓦斯系统，富液从罐底流出进入再生塔（C002）第四层塔盘，经再生塔底重沸器（E-004）加热 至121℃左右，富液中所含的H2S和CO2等成份被解吸出 来，与水蒸汽一起经再生塔顶冷凝冷却器（E-003/1.2） 冷凝至40℃后进入酸性气分液罐（V-003），
三、工艺原理
其精馏过程需有以下几点基本条件： a.被分离的物质的相对挥发度不等于1。 b.汽、液两相必须同时存在并相互逆流
接触。 c.相互接触的两相有不平衡性，即具有温
度差和浓度差。 d.具有一定数量的塔盘。
催化剂
4RSNa + O2 + 2H2O 2RSSR + 4NaOH
三、工艺原理
2 、气体分馏基本原理 精馏塔中的气、液两相，在塔盘上多次
逆流接触，使气相中的重组分多次部分 冷凝、液相中的轻组分多次部分汽化， 使用这种多次部分汽化和部分冷凝的方 法分离混合物，达到提纯物质的目的， 得到理想的产品，这就是精馏的基本原 理。
一、装置简介
气体分馏装置设计处理液化气能力为15×104 吨/年。液化气经气体分馏装置处理后，可提 供大于99.0%（mol%）的丙烯、高纯度的丙 烷及混合碳四等产品。
2006 年大修期间，对装置进行了全面节能改 造，本次改造中E202、E203/1.2由原来使用蒸 汽技改为使用三催化热水，大大节约了本装置 能耗。同时还增设了固体脱硫塔（C205），脱 除重组分中的H2S及元素硫，以解决混合碳四 腐蚀不合格的问题。
二、工艺流程
三、工艺原理
1、脱硫基本原理 （1）MDEA溶液脱硫化氢基本原理 ：干气、 液化气脱硫一般有湿式脱硫法和干式脱硫法两 种脱硫方式，湿式脱硫法脱硫剂有一乙醇胺 (MEA)、二乙醇胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)、 甲基二乙醇胺(MDEA)等等，干式脱硫法脱硫 剂有锌、铁、锰等金属氧化物、活性碳等，我 装置选用的是湿式脱硫法中以N-甲基二乙醇胺 (MDEA)为基础的复合配方溶剂，它的工艺原 理如下：
二、工艺流程
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：丙烯塔为双塔串联操作，粗丙烯塔C203（进 料口在36、40、44层塔盘）顶部气相进入精丙烯塔（C-204）底 部。精丙烯塔顶部出来的气相经精内烯塔顶空冷器（EC-202/1-4） 和精丙烯塔顶冷却器（E-208/1.2）冷却至44.6℃左右进入精丙烯 塔回流罐（V-204）。经精丙烯回流泵P-206/1.2）抽出。一部分 打回精丙烯塔顶提供液相回流，另一部分经丙烯外送冷却器E211）冷却至40℃以下出装置，去聚丙烯或液化气罐区。精丙烯 塔（C204）底釜液由精丙烯塔底泵（P-205/1.2）抽出全部打入 粗丙烯塔（C-203）顶部作粗丙烯塔的回流。粗丙烯塔底釜液一 部分经塔底重沸器（E-203/1.2），热源是0.8MPa蒸汽（或者三 催热水）加热至56℃左右返回（C-203）底作为汽相。另一部分 釜液经丙烷外送冷却器（E-210）冷却至40℃以下去丙烷罐或去 重组分线与重组分混合作为民用液化气去液化气罐区。
二、工艺流程
二、工艺流程
5、 催化剂碱液再生部分：
从液化气脱硫醇抽提塔（C-101）底部抽出的含硫醇钠 的碱液经碱液加热器（E-101）加热至65℃左右后与非 净化风混合后进入氧化塔（C-103）再生，在催化剂 （磺化酞菁钴）的作用下，硫醇钠与氧气充分接触生成 二硫化物，使碱液得以再生，再生后的催化剂碱液用催 化剂碱液循环泵（P-101/1. 2)抽出打入催化剂碱液冷 却器（E-102）冷却，冷却至30-35℃后送入液化气脱 硫醇抽提塔（C-101）的上部循环使用，氧化生成的二 硫化物从二硫化物分离罐（V-103)随碱渣间断自压送出 装置，分离出的尾气自压至三催烟囱或现场放空。