一种利用低温热的MDEA半贫循环脱硫装置及方法
一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置及方法
技术领域
1.本发明涉及石化化工领域，尤其涉及一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置及方法。
背景技术：
2.炼化装置所产生的干气，主要来自于原油一次加工和二次加工，如常减压蒸馏装置、蜡油加氢装置、连续重整装置、催化裂化装置、延迟焦化装置等，其成分主要为c1～c3气态烃，同时含有一定量的硫化物，主要为硫化氢(h2s)和有机硫化物，如二硫化碳(cs2)。干气的主要用途有两种，一种是作为化工产品的原料气、另一种是作为燃料气。在作为化工产品原料气时，若含硫干气未经过脱硫处理直接作为原料气使用，不仅会使化工设备遭到腐蚀，而且会导致反应装置中的催化剂失活；在作为燃料气燃烧时，若干气不经脱硫处理，则会将其中的硫化物转化为硫氧化物，排放到大气中会影响生态环境。故干气不管是作为燃料气或原料气之前，都要经过脱硫净化处理方可进行后续操作。
3.目前，干气脱硫技术采用化学吸收为主，其中比较成熟为胺液吸收再生技术，常用的吸收剂为mea、dea、dipa及mdea等碱性水溶液。其中mdea(甲基二乙醇胺)相比于其他溶剂，它对h2s选择性较好，对设备腐蚀性较低，同时mdea的蒸汽压较低，蒸发损失更小，发泡倾向低，稳定性好。
4.对于高含碳原料气的处理方式大多采用活化mdea工艺。活化溶剂是在mdea溶剂中加入活化剂，如pz、咪唑等，从而提高co2在mdea溶液中的溶解度及mdea和co2的反应速度。活化mdea工艺采用传统的一段吸收－一段再生的全贫液工艺时，这需要较大程度提高胺液循环量以保证净化效果，导致脱碳装置能耗增大，而经案发脱碳传统工艺改进后的二段吸收－二段再生的半贫液工艺得到广泛关注。
5.cn108096996a公开了一种mdea选择性脱硫工艺和系统。该方法利用传统脱硫工艺，在吸收剂mdea水溶液中添加一定的水溶性共沸有机物，实现了溶剂中水分的部分分离。该装置使用一个吸收塔，一个解吸塔的传统脱硫工艺，虽然达到了一定的节能效果，但解吸过程所需能耗全部由高品位蒸汽提供。
6.cn106000009a公开了一种双塔式mdea处理填埋气系统。该方法使用活化mdea溶剂对填埋气体中的co2和h2s进行处理，工艺上采用在再生塔中段抽出半贫液，再生塔塔底抽出贫液，经换热后两条线进入吸收塔，减少半贫液经再沸器重新再沸过程的能耗。该装置再生塔再沸器热源由全部为蒸汽，装置能耗还有待考虑。
7.cn202808740u公开了一种基于igcc的燃烧前co2高效捕集装置。该方法将解吸塔拆分为预解吸塔和解吸塔，预解吸塔只含冷凝器，酸性气从其塔顶采出，塔底半贫液一部分作为半贫液返回吸收塔中段，另一部分进入解吸塔再生贫液返回吸收塔顶部，解吸塔只含再沸器，塔顶气相进入预解吸塔塔底作为热源。该装置中预解吸塔为常压操作，对塔底气相热品位的高低会影响酸性气的纯度，mdea溶剂对co2的溶解度较小，需要较高的回流比及热量才能实现硫碳共脱，同时两个解吸塔热量全部由解吸塔塔底热源供热，塔底热源为低压
蒸汽，能耗和经济效益还有待考虑。
技术实现要素：
8.为减少mdea吸收再生装置中的能耗，降低过程中的热源的能耗品级，尽可能利用低品位热源代替蒸汽，减少蒸汽消耗量，本发明提供一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置及方法。
9.本发明的技术方案：一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置，包括吸收塔1、闪蒸罐2、半贫液/富液换热器3、贫液/富液换热器4、预解吸塔5、次级解吸塔9、半贫液水冷器15、贫液水冷器13、半贫液循环泵16和贫液循环泵14；吸收塔1塔底出口与闪蒸罐2入口相连；闪蒸罐2罐底出口与半贫液/富液换热器3冷端进口相连，半贫液/富液换热器3冷端出口与贫液/富液换热器4冷端进口相连；贫液/富液换热器4冷端出口与预解吸塔5入口相连；预解吸塔5塔顶出口依次连接预解吸塔塔顶冷却器6、预解吸塔塔顶回流罐7；预解吸塔塔顶回流罐7一出口回连至预解吸塔5塔顶侧入口，另一出口直接采出；预解吸塔5塔底设有两出口，一出口过预解吸塔塔釜再沸器8循环至预解吸塔5塔底侧入口；预解吸塔5塔底另一出口分为两路分支，一路分支与半贫液/富液换热器3热端进口相连，半贫液/富液换热器3热端出口过半贫液水冷器15、半贫液循环泵16连接至吸收塔1塔中入口；半贫液/富液换热器3热端出口与半贫液水冷器15热端进口相连；半贫液水冷器15热端出口与半贫液循环泵16相连；预解吸塔5塔底另一出口的另一路分支与次级解吸塔9入口相连；次级解吸塔9塔顶出口依次连接次级解吸塔塔顶冷却器10和次级解吸塔塔顶回流罐11，次级解吸塔塔顶回流罐11一出口循环至次级解吸塔9塔顶侧入口，另一出口与预解吸塔塔顶回流罐7另一出口并联至同一管路，直接采出；次级解吸塔9塔底设有两出口，一出口过次级解吸塔塔釜再沸器12循环至次级解吸塔9塔底侧入口；次级解吸塔9塔底另一出口依次过贫液/富液换热器4、贫液水冷器13、贫液循环泵14连接至吸收塔1塔顶入口；贫液/富液换热器4热端出口与贫液水冷器13热端进口相连；贫液水冷器13热端出口与贫液循环泵相连。
10.一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，具体如下；
11.干气a、贫吸收剂b和半贫吸收剂c进入吸收塔1后接触并进行吸收处理后，得到净化气d和富液e；净化气d从吸收塔1塔顶出口采出；富液e自吸收塔1塔底出口运输至闪蒸罐2内；闪蒸罐2用于分离干气a中所含的烃类，分离后得到闪蒸气f和闪蒸后的富液g；闪蒸气f从闪蒸罐2塔顶出口采出；闪蒸后的富液g和来自预解吸塔5的半贫液h于半贫液/富液换热器3内换热，得到冷却的半贫液h和加热后的富液；冷却的半贫液h传输至半贫液水冷器15内冷却，得到半贫吸收剂c；半贫吸收剂c经半贫液循环泵16加压后循环至吸收塔1；加热后的富液与来自次级解吸塔9的贫液i共同于贫液/富液换热器4内换热，得到冷却的贫液i和再次加热后的富液；冷却的贫液i至贫液水冷器13内冷却得到贫吸收剂b，贫吸收剂b与补充水k、补充mdea溶剂l经贫液循环泵14加压循环至吸收塔1；再次加热后的富液于预解吸塔5内处理得到再生气和半贫液h；预解吸塔5内的半贫液h一部分进入半贫液/富液换热器3，另一部分进入次级解吸塔9；进入次级解吸塔9的半贫液h经处理得到再生气和贫液i；贫液i进入贫液/富液换热器4；预解吸塔5的再生气和次级解吸塔9的再生气分别从塔顶出口依次过塔顶冷却器和塔顶回流罐汇合，得到酸性气j采出。
12.所述贫吸收剂b为n-甲基二乙醇胺水溶液，半贫吸收剂c包括n-甲基二乙醇胺、水、
硫化氢、二氧化碳。
13.所述n-甲基二乙醇胺水溶液中n-甲基二乙醇胺浓度为30wt％～40wt％，其余为水；所述半贫吸收剂c中n-甲基二乙醇胺浓度为15wt％～40wt％，硫化氢浓度为2wt％～7wt％，二氧化碳浓度为1wt％～5wt％，其余为水。该部分技术应理解为，贫溶剂b中n-甲基二乙醇胺的浓度直接影响h2s的吸收程度，当n-甲基二乙醇胺浓度较高时，一方面可以提升h2s的吸收量，另一方面可以减少贫液循环量，减少解吸塔热负荷。半贫液h的作用是降低次级解吸塔9能耗，故半贫溶剂对h2s及co2的分离要求无需有太高要求，同时半贫液h中h2s及co2的存在，预解吸塔5塔底温度会降低。
14.所述吸收塔1的理论塔板数为10～20，液气比为2～10，操作温度为30～60℃，操作压力为5～7mpa；半贫吸收剂c进入吸收塔1的塔板位置为第4～6块，贫吸收剂b从塔顶进入吸收塔1，干气a从塔底进入吸收塔1。该部分技术应理解为，低温高压有利于吸收，原料干气及吸收剂以较高的压力及较低的温度形式进入吸收塔1，通过塔内的气液相逆流接触，使mdea溶剂进行选择性吸收，将气相中的h2s脱除，从塔顶得到不含h2s的净化气，同时由于半贫吸收剂c从中间进料，使整个塔段内的传质推动力得到平衡，同时增加了塔内的气液比，提高了h2s吸收能力。
15.所述闪蒸罐2操作温度为50～60℃，操作压力为1～3mpa。该部分技术应理解为，闪蒸过程可通过降低饱和溶液压力从而达到降低溶质溶解度的效果，吸收塔1塔底的富液经降压后进入闪蒸罐2将富液中溶解和夹带的大部分烃类闪蒸出来，避免因酸性气j中含有过多烃类物质，导致后续h2s加工装置出现超温或催化剂失活的情况。
16.所述闪蒸后的富液g依次经半贫液/富液换热器3及贫液/富液换热器4内换热后，得到的再次加热后的富液升温至65～75℃。该部分技术应理解为，通过回收贫液和半贫液的热量，富液的温度得到提升，有利于后续解吸过程的进行，同时可以有效降低解吸塔塔底再沸器热负荷，降低装置能耗。
17.所述再次加热后的富液进入预解吸塔5的塔板位置为第1～2块；预解吸塔5塔顶设置预解吸塔塔顶冷却器6，其中冷凝下的液相全部经预解吸塔塔顶回流罐7回流，为冷凝的气相全部经预解吸塔塔顶回流罐7采出；预解吸塔5理论塔板数为10～20，操作压力为0.1～0.3mpa，塔顶气相温度为30～40℃；预解吸塔5塔底设置预解吸塔塔釜再沸器8，预解吸塔5塔底一部分液相经预解吸塔塔釜再沸器8气化返回预解吸塔5内，另一部分液相作为半贫液h采出；采出的半贫液h分为两股，一股经换热降温后进入吸收塔1中段，另一股进入次级解吸塔9；预解吸塔5塔釜温度为75～85℃，预解吸塔塔釜再沸器8使用低品位热源供热，如95℃热水。该部分技术应理解为，富液经流股间换热升温，在较高温度下进入预解吸塔5，减小塔釜再沸器负荷；通过控制塔顶温度，保证塔顶气中所含h2s全部以气体形式逸出，同时减少逸出气体中水的含量；塔底半贫液含有h2s等轻组分，并通过控制塔内压力，使塔釜温度降低，塔釜再沸器可使用低品位热源提供热量，降低次解吸塔塔釜再沸器12热负荷。
18.所述半贫液h进入次级解吸塔9的塔板位置为第1～2块；次级解吸塔9塔顶设置解吸塔塔顶冷却器10，冷凝下的液相经次级解吸塔塔顶回流罐11回流，冷凝的气相经次级解吸塔塔顶回流罐11采出；次级解吸塔9理论塔板数为10～30，操作压力为0.1～0.3mpa，塔顶气相温度为20～50℃；次级解吸塔9塔底设置次级解吸塔塔釜再沸器12，次级解吸塔9塔底一部分液相作为贫液i采出，经换热降温后返回吸收塔1顶部，另一部分液相经次级解吸塔
塔釜再沸器12气化返回次级解吸塔9内。该技术部分应理解为，由于半贫液h一部分返回吸收塔1，从而降低贫溶剂的循环量和次级解吸塔9塔顶回流量，从而减小塔釜再沸器负荷；通过控制塔顶温度，使塔顶气中h2s全部以气体形式逸出，同时减少逸出气体中水的含量，塔釜则是控制h2s指标不超标。
19.所述半贫液h经换热后进入半贫液水冷器15，温度降至50～60℃，经半贫液循环泵16加压至5～7mpa后返回吸收塔1中段；所述贫液i经换热后进入贫液水冷器13，温度降至30～40℃，经贫液循环泵14加压至5～7mpa后返回吸收塔1顶部。该技术部分应理解为，将半贫吸收剂c及贫吸收剂b降温增压至一定条件，使其能够在吸收塔1内充分吸收原料气中所含的h2s。
20.本发明的装置中，各设备之间以及管线与设备之间相互连通和连接的方式可根据需要设置，各设备并不限于上述描述的连接方式。
21.与现有技术相比，本发明的有益效果在于：
22.通过使用新型的半贫循环工艺，可利用低品位热源代替部分高品位热源，在降低解吸塔塔釜再沸器负荷的同时，减少了高品位热源消耗。
23.通过系统集成，充分利用系统内部能量，减少外界公用工程消耗，降低系统能耗，提高了经济效益。
附图说明
24.图1为一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置结构示意图。
25.图中：1-吸收塔；2-闪蒸罐；3-半贫液/富液换热器；4-贫液/富液换热器；5-预解吸塔；6-预解吸塔塔顶冷却器；7-预解吸塔塔顶回流罐；8-预解吸塔塔釜再沸器；9-次级解吸塔；10-次级解吸塔塔顶冷却器；11-次级解吸塔塔顶回流罐；12-次级解吸塔塔釜再沸器；13-贫液水冷器；14-贫液循环泵；15-半贫液水冷器；16-半贫液循环泵；a-干气；b-贫吸收剂；c-半贫吸收剂；d-净化气；e-富液；f-闪蒸气；g-闪蒸后的富液；h-半贫液；i-贫液；j-酸性气；k-补充水；l-补充mdea溶剂。
具体实施方式
26.下面将本发明的技术方案进行清楚、完成的描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例，基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。
27.一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置如图1所示，其具体运行方式主要分为以下几点。
28.含硫干气a从吸收塔1底部进入，半贫吸收剂c在塔中段进入吸收塔1，贫吸收剂b从吸收塔1顶部进入，使干气a与吸收剂进行逆流接触，在塔顶得到净化气d，塔底得到含硫富液e。富液e进入压力较低的闪蒸罐2，闪蒸罐2罐顶脱出含烃闪蒸气f，闪蒸罐2底部流出液相闪蒸后的富液g。闪蒸罐2底部闪蒸后的富液g依次经半贫液/富液换热器3、贫液/富液换热器4加热到一定温度进入预解吸塔5，经降压解吸，在预解吸塔5塔顶经冷凝得到酸性气j，塔顶冷凝液相全部返回塔内，塔底得到纯度不高的半贫液h。纯度不高的半贫液h分为两股，一股依次经半贫液/富液换热器3、半贫液水冷器15后降温至适当温度，由半贫液循环泵16加
压返回吸收塔1中部。另一股进入次级解吸塔9，半贫液h在次级解吸塔9塔顶得到酸性气j，塔底得到贫液i。贫液i依次经贫液/富液换热器4、贫液水冷器13后，与补充水i和补充mdea溶剂j混合得到贫吸收剂b，贫吸收剂b经贫液循环泵14加压后，进入吸收塔1顶部。
29.以某炼厂催化裂化装置得到干气为例实施，炼厂干气的组成如表1所示：
30.表1干气的组成
31.名称炼厂干气温度，℃40压力，kpa7020质量流量，kg/hr12380组成，质量分率％ 二氧化碳7.96硫化氢7.41甲烷41.04氮气0.12乙烷16.88丙烷10.74正丁烷12.65异丁烷3.19
32.表2贫吸收剂的组成
33.名称炼厂干气温度，℃40压力，kpa7000质量流量，kg/hr17770组成，质量分率％ 二氧化碳0.11硫化氢0.06甲烷0氮气0乙烷0丙烷0正丁烷0异丁烷0水69.83mdea30
34.表3半贫吸收剂的组成
[0035][0036][0037]
采用本发明的一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置及方法对上述干气进行净化，得到净化气。具体工艺过程如下：
[0038]
含硫干气a从吸收塔1底部进入，半贫吸收剂c从第五块塔板进入吸收塔1，贫吸收剂b从吸收塔1顶部进入，使干气a与吸收剂进行逆流接触，在塔顶得到净化气d，流量11110kg/hr，塔底得到含硫富液e，流量31480kg/hr。富液e进入闪蒸罐2，闪蒸罐2压力3000kpa，闪蒸罐2罐顶脱出含烃闪蒸气f，流量16.9kg/hr，闪蒸罐2底部流出液相闪蒸后的富液g，流量31470kg/hr。闪蒸罐2底部闪蒸后的富液g温度为59℃，依次经半贫液/富液换热器3、贫液/富液换热器4加热到70℃，从预解吸塔5塔顶进料，理论塔板数为15块，压力降低至150kpa，在塔顶经冷凝得到酸性气j，流量374.9kg/hr，塔顶冷凝液相全部返回塔内，塔底得到贫液h，流量为31090kg/hr，温度71℃。预解吸塔5塔釜设有再沸器，再沸器由95℃热媒水供热。半贫液h分为两股，进次级解吸塔9和返回吸收塔1流量按照6：4的比例进行操作，返回吸收塔的半贫液h依次经半贫液/富液换热器3、半贫液水冷器15后降温至56℃，由半贫液循环泵16加压至7000kpa返回吸收塔1第五块塔板。进入次级解吸塔9的半贫液h流股从次级解吸塔9塔顶进料，次级解吸塔9理论塔板数为15块，半贫液h流量18660kg/hr，在次级解吸塔9塔顶得到酸性气j，流量928.6kg/hr，塔底得到贫液i，流量为17730kg/hr。贫液i依次经贫液/富液换热器4、贫液水冷器13降温至40℃，与补充水i和补充mdea溶剂j混合得到贫吸收剂b，流量17770kg/hr，贫吸收剂b经贫液循环泵14加压至7000kpa，进入吸收塔1顶部。最终得到塔顶净化气组成如下。
[0039]
表4净化气的组成
[0040]
名称炼厂干气温度，℃42.2压力，kpa7000质量流量，kg/hr11110组成，质量分率％ 二氧化碳5.82硫化氢0甲烷45.58氮气0.14乙烷18.76丙烷11.95正丁烷14.09异丁烷3.55水0.11mdea0
[0041]
酸性气组成如下。
[0042]
表5酸性气
[0043][0044]
[0045]
本发明与传统的mdea脱硫工艺相比，本发明将解吸塔完全拆分为预解吸塔和次级解吸塔两个，使用价格低廉的低品位热源代替部分高品位热源，降低了蒸汽消耗量，达到节约成本的目的。传统的mdea脱硫工艺达到相同的工艺指标所用到的解吸塔塔釜再沸器能耗约1886kw，全部由蒸汽供能，此技术方法的mdea脱硫工艺，预解吸塔和次级解吸塔塔釜再沸器共需能耗1307.6kw，能耗降低30.6％。预解吸塔再沸器能耗154.6kw，所用95℃热媒水供热，蒸汽供热的次级解吸再沸器能耗为1153kw，减少低压蒸汽消耗约38.9％。
[0046]
本实施例说明只是示例性的，而不是全部的实施例，本领域普通技术人员经改进或调整的所有其他实施例，全部处于本发明的保护范畴。
技术特征：
1.一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置，其特征在于，所述利用低温热的mdea半贫循环脱硫装置包括吸收塔(1)、闪蒸罐(2)、半贫液/富液换热器(3)、贫液/富液换热器(4)、预解吸塔(5)、次级解吸塔(9)、半贫液水冷器(15)、贫液水冷器(13)、半贫液循环泵(16)和贫液循环泵(14)；吸收塔(1)塔底出口与闪蒸罐(2)入口相连；闪蒸罐(2)罐底出口与半贫液/富液换热器(3)冷端进口相连，半贫液/富液换热器(3)冷端出口与贫液/富液换热器(4)冷端进口相连；贫液/富液换热器(4)冷端出口与预解吸塔(5)入口相连；预解吸塔(5)塔顶出口依次连接预解吸塔塔顶冷却器(6)、预解吸塔塔顶回流罐(7)；预解吸塔塔顶回流罐(7)一出口回连至预解吸塔(5)塔顶侧入口，另一出口直接采出；预解吸塔(5)塔底设有两出口，一出口过预解吸塔塔釜再沸器(8)循环至预解吸塔(5)塔底侧入口；预解吸塔(5)塔底另一出口分为两路分支，一路分支与半贫液/富液换热器(3)热端进口相连，半贫液/富液换热器(3)热端出口过半贫液水冷器(15)、半贫液循环泵(16)连接至吸收塔(1)塔中入口；预解吸塔(5)塔底另一出口的另一路分支与次级解吸塔(9)入口相连；次级解吸塔(9)塔顶出口依次连接次级解吸塔塔顶冷却器(10)和次级解吸塔塔顶回流罐(11)，次级解吸塔塔顶回流罐(11)一出口循环至次级解吸塔(9)塔顶侧入口，另一出口与预解吸塔塔顶回流罐(7)另一出口并联至同一管路，直接采出；次级解吸塔(9)塔底设有两出口，一出口过次级解吸塔塔釜再沸器(12)循环至次级解吸塔(9)塔底侧入口；次级解吸塔(9)塔底另一出口依次过贫液/富液换热器(4)、贫液水冷器(13)、贫液循环泵(14)连接至吸收塔(1)塔顶入口。2.一种利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法具体如下；干气(a)、贫吸收剂(b)和半贫吸收剂(c)进入吸收塔(1)后接触并进行吸收处理后，得到净化气(d)和富液(e)；净化气(d)从吸收塔(1)塔顶出口采出；富液(e)自吸收塔(1)塔底出口运输至闪蒸罐(2)内；闪蒸罐(2)用于分离干气(a)中所含的烃类，分离后得到闪蒸气(f)和闪蒸后的富液(g)；闪蒸气(f)从闪蒸罐(2)塔顶出口采出；闪蒸后的富液(g)和来自预解吸塔(5)的半贫液(h)于半贫液/富液换热器(3)内换热，得到冷却的半贫液(h)和加热后的富液；冷却的半贫液(h)传输至半贫液水冷器(15)内冷却，得到半贫吸收剂(c)；半贫吸收剂(c)经半贫液循环泵(16)加压后循环至吸收塔(1)；加热后的富液与来自次级解吸塔(9)的贫液(i)共同于贫液/富液换热器(4)内换热，得到冷却的贫液(i)和再次加热后的富液；冷却的贫液(i)至贫液水冷器(13)内冷却得到贫吸收剂(b)，贫吸收剂(b)与补充水(k)、补充mdea溶剂(l)经贫液循环泵(14)加压循环至吸收塔(1)；再次加热后的富液于预解吸塔(5)内处理得到再生气和半贫液(h)；预解吸塔(5)内的半贫液(h)一部分进入半贫液/富液换热器(3)，另一部分进入次级解吸塔(9)；进入次级解吸塔(9)的半贫液(h)经处理得到再生气和贫液(i)；贫液(i)进入贫液/富液换热器(4)；预解吸塔(5)的再生气和次级解吸塔(9)的再生气分别从塔顶出口依次过塔顶冷却器和塔顶回流罐汇合，得到酸性气(j)采出。3.根据权利要求2所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述贫吸收剂(b)为n-甲基二乙醇胺水溶液，半贫吸收剂(c)包括n-甲基二乙醇胺、水、硫化氢、二氧化碳。4.根据权利要求3所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述n-甲基二乙醇胺水溶液中n-甲基二乙醇胺浓度为30wt％～40wt％，其余为水；所述半贫吸收剂(c)中n-甲基二乙醇胺浓度为15wt％～40wt％，硫化氢浓度为2wt％～7wt％，二氧化碳浓度
为1wt％～5wt％，其余为水。5.根据权利要求2-4任一所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述吸收塔(1)的理论塔板数为10～20，液气比为2～10，操作温度为30～60℃，操作压力为5～7mpa；半贫吸收剂(c)进入吸收塔(1)的塔板位置为第4～6块，贫吸收剂(b)从塔顶进入吸收塔(1)，干气(a)从塔底进入吸收塔(1)。6.根据权利要求2-4任一所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述闪蒸罐(2)操作温度为50～60℃，操作压力为1～3mpa。7.根据权利要求2所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述再次加热后的富液升温至65～75℃。8.根据权利要求2-4任一所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述再次加热后的富液进入预解吸塔(5)的塔板位置为第1～2块；预解吸塔(5)塔顶设置预解吸塔塔顶冷却器(6)，其中冷凝下的液相全部经预解吸塔塔顶回流罐(7)回流，冷凝的气相全部经预解吸塔塔顶回流罐(7)采出；预解吸塔(5)理论塔板数为10～20，操作压力为0.1～0.3mpa，塔顶气相温度为30～40℃；预解吸塔(5)塔底设置预解吸塔塔釜再沸器(8)，预解吸塔(5)塔底一部分液相经预解吸塔塔釜再沸器(8)气化返回预解吸塔(5)内，另一部分液相作为半贫液(h)采出；采出的半贫液(h)分为两股，一股经换热降温后进入吸收塔(1)中段，另一股进入次级解吸塔(9)；预解吸塔(5)塔釜温度为75～85℃，预解吸塔塔釜再沸器(8)使用低品位热源供热。9.根据权利要求书8所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述半贫液(h)进入次级解吸塔(9)的塔板位置为第1～2块；次级解吸塔(9)塔顶设置解吸塔塔顶冷却器(10)，冷凝下的液相经次级解吸塔塔顶回流罐(11)回流，冷凝的气相经次级解吸塔塔顶回流罐(11)采出；次级解吸塔(9)理论塔板数为10～30，操作压力为0.1～0.3mpa，塔顶气相温度为20～50℃；次级解吸塔(9)塔底设置次级解吸塔塔釜再沸器(12)，次级解吸塔(9)塔底一部分液相作为贫液(i)采出，经换热降温后返回吸收塔(1)顶部，另一部分液相经次级解吸塔塔釜再沸器(12)气化返回次级解吸塔(9)内。10.根据权利要求书2所述的利用低温热的mdea半贫循环脱硫方法，其特征在于，所述半贫液(h)经换热后进入半贫液水冷器(15)，温度降至50～60℃，经半贫液循环泵(16)加压至5～7mpa后返回吸收塔(1)中段；所述贫液(i)经换热后进入贫液水冷器(13)，温度降至30～40℃，经贫液循环泵(14)加压至5～7mpa后返回吸收塔(1)顶部。
技术总结
本发明属于石化化工领域，提供一种利用低温热的MDEA半贫循环脱硫装置及方法，装置包括吸收塔、闪蒸罐、半贫液/富液换热器、贫液/富液换热器、预解吸塔、预解吸塔塔底再沸器、预解吸塔塔顶冷凝器、次级解吸塔、次级解吸塔塔底再沸器、次级解吸塔塔顶冷凝器、半贫液水冷器、贫液水冷器，半贫液循环泵、贫液循环泵。本发明将解吸塔拆分为预解吸塔和次级解吸塔两个，将预解吸塔得到的未经完全纯化的半贫液一部分用于吸收酸性气，降低解吸过程的能耗，减小次级解吸塔的处理量及贫液的循环量，从而降低解吸塔的汽提量和再沸器负荷。使用价格低廉的低品位热源代替蒸汽，减轻了次级解吸塔的蒸汽消耗量，达到了节约成本的目的。达到了节约成本的目的。达到了节约成本的目的。
