一種利用低溫熱的MDEA半貧循環脫硫裝置及方法
一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置及方法
技術領域
1.本發明涉及石化化工領域，尤其涉及一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置及方法。
背景技術：
2.煉化裝置所產生的干氣，主要來自于原油一次加工和二次加工，如常減壓蒸餾裝置、蠟油加氫裝置、連續重整裝置、催化裂化裝置、延遲焦化裝置等，其成分主要為c1～c3氣態烴，同時含有一定量的硫化物，主要為硫化氫(h2s)和有機硫化物，如二硫化碳(cs2)。干氣的主要用途有兩種，一種是作為化工產品的原料氣、另一種是作為燃料氣。在作為化工產品原料氣時，若含硫干氣未經過脫硫處理直接作為原料氣使用，不僅會使化工設備遭到腐蝕，而且會導致反應裝置中的催化劑失活；在作為燃料氣燃燒時，若干氣不經脫硫處理，則會將其中的硫化物轉化為硫氧化物，排放到大氣中會影響生態環境。故干氣不管是作為燃料氣或原料氣之前，都要經過脫硫凈化處理方可進行后續操作。
3.目前，干氣脫硫技術采用化學吸收為主，其中比較成熟為胺液吸收再生技術，常用的吸收劑為mea、dea、dipa及mdea等堿性水溶液。其中mdea(甲基二乙醇胺)相比于其他溶劑，它對h2s選擇性較好，對設備腐蝕性較低，同時mdea的蒸汽壓較低，蒸發損失更小，發泡傾向低，穩定性好。
4.對于高含碳原料氣的處理方式大多采用活化mdea工藝。活化溶劑是在mdea溶劑中加入活化劑，如pz、咪唑等，從而提高co2在mdea溶液中的溶解度及mdea和co2的反應速度。活化mdea工藝采用傳統的一段吸收－一段再生的全貧液工藝時，這需要較大程度提高胺液循環量以保證凈化效果，導致脫碳裝置能耗增大，而經案發脫碳傳統工藝改進后的二段吸收－二段再生的半貧液工藝得到廣泛關注。
5.cn108096996a公開了一種mdea選擇性脫硫工藝和系統。該方法利用傳統脫硫工藝，在吸收劑mdea水溶液中添加一定的水溶性共沸有機物，實現了溶劑中水分的部分分離。該裝置使用一個吸收塔，一個解吸塔的傳統脫硫工藝，雖然達到了一定的節能效果，但解吸過程所需能耗全部由高品位蒸汽提供。
6.cn106000009a公開了一種雙塔式mdea處理填埋氣系統。該方法使用活化mdea溶劑對填埋氣體中的co2和h2s進行處理，工藝上采用在再生塔中段抽出半貧液，再生塔塔底抽出貧液，經換熱后兩條線進入吸收塔，減少半貧液經再沸器重新再沸過程的能耗。該裝置再生塔再沸器熱源由全部為蒸汽，裝置能耗還有待考慮。
7.cn202808740u公開了一種基于igcc的燃燒前co2高效捕集裝置。該方法將解吸塔拆分為預解吸塔和解吸塔，預解吸塔只含冷凝器，酸性氣從其塔頂采出，塔底半貧液一部分作為半貧液返回吸收塔中段，另一部分進入解吸塔再生貧液返回吸收塔頂部，解吸塔只含再沸器，塔頂氣相進入預解吸塔塔底作為熱源。該裝置中預解吸塔為常壓操作，對塔底氣相熱品位的高低會影響酸性氣的純度，mdea溶劑對co2的溶解度較小，需要較高的回流比及熱量才能實現硫碳共脫，同時兩個解吸塔熱量全部由解吸塔塔底熱源供熱，塔底熱源為低壓
蒸汽，能耗和經濟效益還有待考慮。
技術實現要素：
8.為減少mdea吸收再生裝置中的能耗，降低過程中的熱源的能耗品級，盡可能利用低品位熱源代替蒸汽，減少蒸汽消耗量，本發明提供一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置及方法。
9.本發明的技術方案：一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置，包括吸收塔1、閃蒸罐2、半貧液/富液換熱器3、貧液/富液換熱器4、預解吸塔5、次級解吸塔9、半貧液水冷器15、貧液水冷器13、半貧液循環泵16和貧液循環泵14；吸收塔1塔底出口與閃蒸罐2入口相連；閃蒸罐2罐底出口與半貧液/富液換熱器3冷端進口相連，半貧液/富液換熱器3冷端出口與貧液/富液換熱器4冷端進口相連；貧液/富液換熱器4冷端出口與預解吸塔5入口相連；預解吸塔5塔頂出口依次連接預解吸塔塔頂冷卻器6、預解吸塔塔頂回流罐7；預解吸塔塔頂回流罐7一出口回連至預解吸塔5塔頂側入口，另一出口直接采出；預解吸塔5塔底設有兩出口，一出口過預解吸塔塔釜再沸器8循環至預解吸塔5塔底側入口；預解吸塔5塔底另一出口分為兩路分支，一路分支與半貧液/富液換熱器3熱端進口相連，半貧液/富液換熱器3熱端出口過半貧液水冷器15、半貧液循環泵16連接至吸收塔1塔中入口；半貧液/富液換熱器3熱端出口與半貧液水冷器15熱端進口相連；半貧液水冷器15熱端出口與半貧液循環泵16相連；預解吸塔5塔底另一出口的另一路分支與次級解吸塔9入口相連；次級解吸塔9塔頂出口依次連接次級解吸塔塔頂冷卻器10和次級解吸塔塔頂回流罐11，次級解吸塔塔頂回流罐11一出口循環至次級解吸塔9塔頂側入口，另一出口與預解吸塔塔頂回流罐7另一出口并聯至同一管路，直接采出；次級解吸塔9塔底設有兩出口，一出口過次級解吸塔塔釜再沸器12循環至次級解吸塔9塔底側入口；次級解吸塔9塔底另一出口依次過貧液/富液換熱器4、貧液水冷器13、貧液循環泵14連接至吸收塔1塔頂入口；貧液/富液換熱器4熱端出口與貧液水冷器13熱端進口相連；貧液水冷器13熱端出口與貧液循環泵相連。
10.一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，具體如下；
11.干氣a、貧吸收劑b和半貧吸收劑c進入吸收塔1后接觸并進行吸收處理后，得到凈化氣d和富液e；凈化氣d從吸收塔1塔頂出口采出；富液e自吸收塔1塔底出口運輸至閃蒸罐2內；閃蒸罐2用于分離干氣a中所含的烴類，分離后得到閃蒸氣f和閃蒸后的富液g；閃蒸氣f從閃蒸罐2塔頂出口采出；閃蒸后的富液g和來自預解吸塔5的半貧液h于半貧液/富液換熱器3內換熱，得到冷卻的半貧液h和加熱后的富液；冷卻的半貧液h傳輸至半貧液水冷器15內冷卻，得到半貧吸收劑c；半貧吸收劑c經半貧液循環泵16加壓后循環至吸收塔1；加熱后的富液與來自次級解吸塔9的貧液i共同于貧液/富液換熱器4內換熱，得到冷卻的貧液i和再次加熱后的富液；冷卻的貧液i至貧液水冷器13內冷卻得到貧吸收劑b，貧吸收劑b與補充水k、補充mdea溶劑l經貧液循環泵14加壓循環至吸收塔1；再次加熱后的富液于預解吸塔5內處理得到再生氣和半貧液h；預解吸塔5內的半貧液h一部分進入半貧液/富液換熱器3，另一部分進入次級解吸塔9；進入次級解吸塔9的半貧液h經處理得到再生氣和貧液i；貧液i進入貧液/富液換熱器4；預解吸塔5的再生氣和次級解吸塔9的再生氣分別從塔頂出口依次過塔頂冷卻器和塔頂回流罐匯合，得到酸性氣j采出。
12.所述貧吸收劑b為n-甲基二乙醇胺水溶液，半貧吸收劑c包括n-甲基二乙醇胺、水、
硫化氫、二氧化碳。
13.所述n-甲基二乙醇胺水溶液中n-甲基二乙醇胺濃度為30wt％～40wt％，其余為水；所述半貧吸收劑c中n-甲基二乙醇胺濃度為15wt％～40wt％，硫化氫濃度為2wt％～7wt％，二氧化碳濃度為1wt％～5wt％，其余為水。該部分技術應理解為，貧溶劑b中n-甲基二乙醇胺的濃度直接影響h2s的吸收程度，當n-甲基二乙醇胺濃度較高時，一方面可以提升h2s的吸收量，另一方面可以減少貧液循環量，減少解吸塔熱負荷。半貧液h的作用是降低次級解吸塔9能耗，故半貧溶劑對h2s及co2的分離要求無需有太高要求，同時半貧液h中h2s及co2的存在，預解吸塔5塔底溫度會降低。
14.所述吸收塔1的理論塔板數為10～20，液氣比為2～10，操作溫度為30～60℃，操作壓力為5～7mpa；半貧吸收劑c進入吸收塔1的塔板位置為第4～6塊，貧吸收劑b從塔頂進入吸收塔1，干氣a從塔底進入吸收塔1。該部分技術應理解為，低溫高壓有利于吸收，原料干氣及吸收劑以較高的壓力及較低的溫度形式進入吸收塔1，通過塔內的氣液相逆流接觸，使mdea溶劑進行選擇性吸收，將氣相中的h2s脫除，從塔頂得到不含h2s的凈化氣，同時由于半貧吸收劑c從中間進料，使整個塔段內的傳質推動力得到平衡，同時增加了塔內的氣液比，提高了h2s吸收能力。
15.所述閃蒸罐2操作溫度為50～60℃，操作壓力為1～3mpa。該部分技術應理解為，閃蒸過程可通過降低飽和溶液壓力從而達到降低溶質溶解度的效果，吸收塔1塔底的富液經降壓后進入閃蒸罐2將富液中溶解和夾帶的大部分烴類閃蒸出來，避免因酸性氣j中含有過多烴類物質，導致后續h2s加工裝置出現超溫或催化劑失活的情況。
16.所述閃蒸后的富液g依次經半貧液/富液換熱器3及貧液/富液換熱器4內換熱后，得到的再次加熱后的富液升溫至65～75℃。該部分技術應理解為，通過回收貧液和半貧液的熱量，富液的溫度得到提升，有利于后續解吸過程的進行，同時可以有效降低解吸塔塔底再沸器熱負荷，降低裝置能耗。
17.所述再次加熱后的富液進入預解吸塔5的塔板位置為第1～2塊；預解吸塔5塔頂設置預解吸塔塔頂冷卻器6，其中冷凝下的液相全部經預解吸塔塔頂回流罐7回流，為冷凝的氣相全部經預解吸塔塔頂回流罐7采出；預解吸塔5理論塔板數為10～20，操作壓力為0.1～0.3mpa，塔頂氣相溫度為30～40℃；預解吸塔5塔底設置預解吸塔塔釜再沸器8，預解吸塔5塔底一部分液相經預解吸塔塔釜再沸器8氣化返回預解吸塔5內，另一部分液相作為半貧液h采出；采出的半貧液h分為兩股，一股經換熱降溫后進入吸收塔1中段，另一股進入次級解吸塔9；預解吸塔5塔釜溫度為75～85℃，預解吸塔塔釜再沸器8使用低品位熱源供熱，如95℃熱水。該部分技術應理解為，富液經流股間換熱升溫，在較高溫度下進入預解吸塔5，減小塔釜再沸器負荷；通過控制塔頂溫度，保證塔頂氣中所含h2s全部以氣體形式逸出，同時減少逸出氣體中水的含量；塔底半貧液含有h2s等輕組分，并通過控制塔內壓力，使塔釜溫度降低，塔釜再沸器可使用低品位熱源提供熱量，降低次解吸塔塔釜再沸器12熱負荷。
18.所述半貧液h進入次級解吸塔9的塔板位置為第1～2塊；次級解吸塔9塔頂設置解吸塔塔頂冷卻器10，冷凝下的液相經次級解吸塔塔頂回流罐11回流，冷凝的氣相經次級解吸塔塔頂回流罐11采出；次級解吸塔9理論塔板數為10～30，操作壓力為0.1～0.3mpa，塔頂氣相溫度為20～50℃；次級解吸塔9塔底設置次級解吸塔塔釜再沸器12，次級解吸塔9塔底一部分液相作為貧液i采出，經換熱降溫后返回吸收塔1頂部，另一部分液相經次級解吸塔
塔釜再沸器12氣化返回次級解吸塔9內。該技術部分應理解為，由于半貧液h一部分返回吸收塔1，從而降低貧溶劑的循環量和次級解吸塔9塔頂回流量，從而減小塔釜再沸器負荷；通過控制塔頂溫度，使塔頂氣中h2s全部以氣體形式逸出，同時減少逸出氣體中水的含量，塔釜則是控制h2s指標不超標。
19.所述半貧液h經換熱后進入半貧液水冷器15，溫度降至50～60℃，經半貧液循環泵16加壓至5～7mpa后返回吸收塔1中段；所述貧液i經換熱后進入貧液水冷器13，溫度降至30～40℃，經貧液循環泵14加壓至5～7mpa后返回吸收塔1頂部。該技術部分應理解為，將半貧吸收劑c及貧吸收劑b降溫增壓至一定條件，使其能夠在吸收塔1內充分吸收原料氣中所含的h2s。
20.本發明的裝置中，各設備之間以及管線與設備之間相互連通和連接的方式可根據需要設置，各設備并不限于上述描述的連接方式。
21.與現有技術相比，本發明的有益效果在于：
22.通過使用新型的半貧循環工藝，可利用低品位熱源代替部分高品位熱源，在降低解吸塔塔釜再沸器負荷的同時，減少了高品位熱源消耗。
23.通過系統集成，充分利用系統內部能量，減少外界公用工程消耗，降低系統能耗，提高了經濟效益。
附圖說明
24.圖1為一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置結構示意圖。
25.圖中：1-吸收塔；2-閃蒸罐；3-半貧液/富液換熱器；4-貧液/富液換熱器；5-預解吸塔；6-預解吸塔塔頂冷卻器；7-預解吸塔塔頂回流罐；8-預解吸塔塔釜再沸器；9-次級解吸塔；10-次級解吸塔塔頂冷卻器；11-次級解吸塔塔頂回流罐；12-次級解吸塔塔釜再沸器；13-貧液水冷器；14-貧液循環泵；15-半貧液水冷器；16-半貧液循環泵；a-干氣；b-貧吸收劑；c-半貧吸收劑；d-凈化氣；e-富液；f-閃蒸氣；g-閃蒸后的富液；h-半貧液；i-貧液；j-酸性氣；k-補充水；l-補充mdea溶劑。
具體實施方式
26.下面將本發明的技術方案進行清楚、完成的描述。顯然，所描述的實施例僅僅是本發明的一部分實施例，而不是全部的實施例，基于本發明的實施例，本領域普通技術人員經改進或調整的所有其他實施例，都屬于本發明的保護范圍。
27.一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置如圖1所示，其具體運行方式主要分為以下幾點。
28.含硫干氣a從吸收塔1底部進入，半貧吸收劑c在塔中段進入吸收塔1，貧吸收劑b從吸收塔1頂部進入，使干氣a與吸收劑進行逆流接觸，在塔頂得到凈化氣d，塔底得到含硫富液e。富液e進入壓力較低的閃蒸罐2，閃蒸罐2罐頂脫出含烴閃蒸氣f，閃蒸罐2底部流出液相閃蒸后的富液g。閃蒸罐2底部閃蒸后的富液g依次經半貧液/富液換熱器3、貧液/富液換熱器4加熱到一定溫度進入預解吸塔5，經降壓解吸，在預解吸塔5塔頂經冷凝得到酸性氣j，塔頂冷凝液相全部返回塔內，塔底得到純度不高的半貧液h。純度不高的半貧液h分為兩股，一股依次經半貧液/富液換熱器3、半貧液水冷器15后降溫至適當溫度，由半貧液循環泵16加
壓返回吸收塔1中部。另一股進入次級解吸塔9，半貧液h在次級解吸塔9塔頂得到酸性氣j，塔底得到貧液i。貧液i依次經貧液/富液換熱器4、貧液水冷器13后，與補充水i和補充mdea溶劑j混合得到貧吸收劑b，貧吸收劑b經貧液循環泵14加壓后，進入吸收塔1頂部。
29.以某煉廠催化裂化裝置得到干氣為例實施，煉廠干氣的組成如表1所示：
30.表1干氣的組成
31.名稱煉廠干氣溫度，℃40壓力，kpa7020質量流量，kg/hr12380組成，質量分率％ 二氧化碳7.96硫化氫7.41甲烷41.04氮氣0.12乙烷16.88丙烷10.74正丁烷12.65異丁烷3.19
32.表2貧吸收劑的組成
33.名稱煉廠干氣溫度，℃40壓力，kpa7000質量流量，kg/hr17770組成，質量分率％ 二氧化碳0.11硫化氫0.06甲烷0氮氣0乙烷0丙烷0正丁烷0異丁烷0水69.83mdea30
34.表3半貧吸收劑的組成
[0035][0036][0037]
采用本發明的一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置及方法對上述干氣進行凈化，得到凈化氣。具體工藝過程如下：
[0038]
含硫干氣a從吸收塔1底部進入，半貧吸收劑c從第五塊塔板進入吸收塔1，貧吸收劑b從吸收塔1頂部進入，使干氣a與吸收劑進行逆流接觸，在塔頂得到凈化氣d，流量11110kg/hr，塔底得到含硫富液e，流量31480kg/hr。富液e進入閃蒸罐2，閃蒸罐2壓力3000kpa，閃蒸罐2罐頂脫出含烴閃蒸氣f，流量16.9kg/hr，閃蒸罐2底部流出液相閃蒸后的富液g，流量31470kg/hr。閃蒸罐2底部閃蒸后的富液g溫度為59℃，依次經半貧液/富液換熱器3、貧液/富液換熱器4加熱到70℃，從預解吸塔5塔頂進料，理論塔板數為15塊，壓力降低至150kpa，在塔頂經冷凝得到酸性氣j，流量374.9kg/hr，塔頂冷凝液相全部返回塔內，塔底得到貧液h，流量為31090kg/hr，溫度71℃。預解吸塔5塔釜設有再沸器，再沸器由95℃熱媒水供熱。半貧液h分為兩股，進次級解吸塔9和返回吸收塔1流量按照6：4的比例進行操作，返回吸收塔的半貧液h依次經半貧液/富液換熱器3、半貧液水冷器15后降溫至56℃，由半貧液循環泵16加壓至7000kpa返回吸收塔1第五塊塔板。進入次級解吸塔9的半貧液h流股從次級解吸塔9塔頂進料，次級解吸塔9理論塔板數為15塊，半貧液h流量18660kg/hr，在次級解吸塔9塔頂得到酸性氣j，流量928.6kg/hr，塔底得到貧液i，流量為17730kg/hr。貧液i依次經貧液/富液換熱器4、貧液水冷器13降溫至40℃，與補充水i和補充mdea溶劑j混合得到貧吸收劑b，流量17770kg/hr，貧吸收劑b經貧液循環泵14加壓至7000kpa，進入吸收塔1頂部。最終得到塔頂凈化氣組成如下。
[0039]
表4凈化氣的組成
[0040]
名稱煉廠干氣溫度，℃42.2壓力，kpa7000質量流量，kg/hr11110組成，質量分率％ 二氧化碳5.82硫化氫0甲烷45.58氮氣0.14乙烷18.76丙烷11.95正丁烷14.09異丁烷3.55水0.11mdea0
[0041]
酸性氣組成如下。
[0042]
表5酸性氣
[0043][0044]
[0045]
本發明與傳統的mdea脫硫工藝相比，本發明將解吸塔完全拆分為預解吸塔和次級解吸塔兩個，使用價格低廉的低品位熱源代替部分高品位熱源，降低了蒸汽消耗量，達到節約成本的目的。傳統的mdea脫硫工藝達到相同的工藝指標所用到的解吸塔塔釜再沸器能耗約1886kw，全部由蒸汽供能，此技術方法的mdea脫硫工藝，預解吸塔和次級解吸塔塔釜再沸器共需能耗1307.6kw，能耗降低30.6％。預解吸塔再沸器能耗154.6kw，所用95℃熱媒水供熱，蒸汽供熱的次級解吸再沸器能耗為1153kw，減少低壓蒸汽消耗約38.9％。
[0046]
本實施例說明只是示例性的，而不是全部的實施例，本領域普通技術人員經改進或調整的所有其他實施例，全部處于本發明的保護范疇。
技術特征：
1.一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置，其特征在于，所述利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫裝置包括吸收塔(1)、閃蒸罐(2)、半貧液/富液換熱器(3)、貧液/富液換熱器(4)、預解吸塔(5)、次級解吸塔(9)、半貧液水冷器(15)、貧液水冷器(13)、半貧液循環泵(16)和貧液循環泵(14)；吸收塔(1)塔底出口與閃蒸罐(2)入口相連；閃蒸罐(2)罐底出口與半貧液/富液換熱器(3)冷端進口相連，半貧液/富液換熱器(3)冷端出口與貧液/富液換熱器(4)冷端進口相連；貧液/富液換熱器(4)冷端出口與預解吸塔(5)入口相連；預解吸塔(5)塔頂出口依次連接預解吸塔塔頂冷卻器(6)、預解吸塔塔頂回流罐(7)；預解吸塔塔頂回流罐(7)一出口回連至預解吸塔(5)塔頂側入口，另一出口直接采出；預解吸塔(5)塔底設有兩出口，一出口過預解吸塔塔釜再沸器(8)循環至預解吸塔(5)塔底側入口；預解吸塔(5)塔底另一出口分為兩路分支，一路分支與半貧液/富液換熱器(3)熱端進口相連，半貧液/富液換熱器(3)熱端出口過半貧液水冷器(15)、半貧液循環泵(16)連接至吸收塔(1)塔中入口；預解吸塔(5)塔底另一出口的另一路分支與次級解吸塔(9)入口相連；次級解吸塔(9)塔頂出口依次連接次級解吸塔塔頂冷卻器(10)和次級解吸塔塔頂回流罐(11)，次級解吸塔塔頂回流罐(11)一出口循環至次級解吸塔(9)塔頂側入口，另一出口與預解吸塔塔頂回流罐(7)另一出口并聯至同一管路，直接采出；次級解吸塔(9)塔底設有兩出口，一出口過次級解吸塔塔釜再沸器(12)循環至次級解吸塔(9)塔底側入口；次級解吸塔(9)塔底另一出口依次過貧液/富液換熱器(4)、貧液水冷器(13)、貧液循環泵(14)連接至吸收塔(1)塔頂入口。2.一種利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法具體如下；干氣(a)、貧吸收劑(b)和半貧吸收劑(c)進入吸收塔(1)后接觸并進行吸收處理后，得到凈化氣(d)和富液(e)；凈化氣(d)從吸收塔(1)塔頂出口采出；富液(e)自吸收塔(1)塔底出口運輸至閃蒸罐(2)內；閃蒸罐(2)用于分離干氣(a)中所含的烴類，分離后得到閃蒸氣(f)和閃蒸后的富液(g)；閃蒸氣(f)從閃蒸罐(2)塔頂出口采出；閃蒸后的富液(g)和來自預解吸塔(5)的半貧液(h)于半貧液/富液換熱器(3)內換熱，得到冷卻的半貧液(h)和加熱后的富液；冷卻的半貧液(h)傳輸至半貧液水冷器(15)內冷卻，得到半貧吸收劑(c)；半貧吸收劑(c)經半貧液循環泵(16)加壓后循環至吸收塔(1)；加熱后的富液與來自次級解吸塔(9)的貧液(i)共同于貧液/富液換熱器(4)內換熱，得到冷卻的貧液(i)和再次加熱后的富液；冷卻的貧液(i)至貧液水冷器(13)內冷卻得到貧吸收劑(b)，貧吸收劑(b)與補充水(k)、補充mdea溶劑(l)經貧液循環泵(14)加壓循環至吸收塔(1)；再次加熱后的富液于預解吸塔(5)內處理得到再生氣和半貧液(h)；預解吸塔(5)內的半貧液(h)一部分進入半貧液/富液換熱器(3)，另一部分進入次級解吸塔(9)；進入次級解吸塔(9)的半貧液(h)經處理得到再生氣和貧液(i)；貧液(i)進入貧液/富液換熱器(4)；預解吸塔(5)的再生氣和次級解吸塔(9)的再生氣分別從塔頂出口依次過塔頂冷卻器和塔頂回流罐匯合，得到酸性氣(j)采出。3.根據權利要求2所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述貧吸收劑(b)為n-甲基二乙醇胺水溶液，半貧吸收劑(c)包括n-甲基二乙醇胺、水、硫化氫、二氧化碳。4.根據權利要求3所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述n-甲基二乙醇胺水溶液中n-甲基二乙醇胺濃度為30wt％～40wt％，其余為水；所述半貧吸收劑(c)中n-甲基二乙醇胺濃度為15wt％～40wt％，硫化氫濃度為2wt％～7wt％，二氧化碳濃度
為1wt％～5wt％，其余為水。5.根據權利要求2-4任一所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述吸收塔(1)的理論塔板數為10～20，液氣比為2～10，操作溫度為30～60℃，操作壓力為5～7mpa；半貧吸收劑(c)進入吸收塔(1)的塔板位置為第4～6塊，貧吸收劑(b)從塔頂進入吸收塔(1)，干氣(a)從塔底進入吸收塔(1)。6.根據權利要求2-4任一所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述閃蒸罐(2)操作溫度為50～60℃，操作壓力為1～3mpa。7.根據權利要求2所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述再次加熱后的富液升溫至65～75℃。8.根據權利要求2-4任一所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述再次加熱后的富液進入預解吸塔(5)的塔板位置為第1～2塊；預解吸塔(5)塔頂設置預解吸塔塔頂冷卻器(6)，其中冷凝下的液相全部經預解吸塔塔頂回流罐(7)回流，冷凝的氣相全部經預解吸塔塔頂回流罐(7)采出；預解吸塔(5)理論塔板數為10～20，操作壓力為0.1～0.3mpa，塔頂氣相溫度為30～40℃；預解吸塔(5)塔底設置預解吸塔塔釜再沸器(8)，預解吸塔(5)塔底一部分液相經預解吸塔塔釜再沸器(8)氣化返回預解吸塔(5)內，另一部分液相作為半貧液(h)采出；采出的半貧液(h)分為兩股，一股經換熱降溫后進入吸收塔(1)中段，另一股進入次級解吸塔(9)；預解吸塔(5)塔釜溫度為75～85℃，預解吸塔塔釜再沸器(8)使用低品位熱源供熱。9.根據權利要求書8所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述半貧液(h)進入次級解吸塔(9)的塔板位置為第1～2塊；次級解吸塔(9)塔頂設置解吸塔塔頂冷卻器(10)，冷凝下的液相經次級解吸塔塔頂回流罐(11)回流，冷凝的氣相經次級解吸塔塔頂回流罐(11)采出；次級解吸塔(9)理論塔板數為10～30，操作壓力為0.1～0.3mpa，塔頂氣相溫度為20～50℃；次級解吸塔(9)塔底設置次級解吸塔塔釜再沸器(12)，次級解吸塔(9)塔底一部分液相作為貧液(i)采出，經換熱降溫后返回吸收塔(1)頂部，另一部分液相經次級解吸塔塔釜再沸器(12)氣化返回次級解吸塔(9)內。10.根據權利要求書2所述的利用低溫熱的mdea半貧循環脫硫方法，其特征在于，所述半貧液(h)經換熱后進入半貧液水冷器(15)，溫度降至50～60℃，經半貧液循環泵(16)加壓至5～7mpa后返回吸收塔(1)中段；所述貧液(i)經換熱后進入貧液水冷器(13)，溫度降至30～40℃，經貧液循環泵(14)加壓至5～7mpa后返回吸收塔(1)頂部。
技術總結
本發明屬于石化化工領域，提供一種利用低溫熱的MDEA半貧循環脫硫裝置及方法，裝置包括吸收塔、閃蒸罐、半貧液/富液換熱器、貧液/富液換熱器、預解吸塔、預解吸塔塔底再沸器、預解吸塔塔頂冷凝器、次級解吸塔、次級解吸塔塔底再沸器、次級解吸塔塔頂冷凝器、半貧液水冷器、貧液水冷器，半貧液循環泵、貧液循環泵。本發明將解吸塔拆分為預解吸塔和次級解吸塔兩個，將預解吸塔得到的未經完全純化的半貧液一部分用于吸收酸性氣，降低解吸過程的能耗，減小次級解吸塔的處理量及貧液的循環量，從而降低解吸塔的汽提量和再沸器負荷。使用價格低廉的低品位熱源代替蒸汽，減輕了次級解吸塔的蒸汽消耗量，達到了節約成本的目的。達到了節約成本的目的。達到了節約成本的目的。
