量消耗降低，这不仅有利于所得酸性气的后续加工利用，降低脱硫装置的操作费用，还会由于相关设备尺寸相应缩小降低了新建装置的投资。

国内新开发的复合型甲基二乙醇胺溶剂是以为基础组分，加入适量添加剂改善胺溶液的脱硫选择性抗降解和抗腐蚀能力，此外还加入微量辅助添加剂以增加溶剂的抗氧化和抗发泡能力。

复合型甲基二乙醇胺溶剂与传统的其它醇胺脱硫剂相比主要有以下特点对有较高的选择吸收性能，溶剂再生后酸性气中硫化氢浓度可以达到以上。

溶剂损失量小。

其蒸汽压在几种醇胺中最低，而且化学性质稳定，溶剂降解物少。

碱性在几种醇胺中最低，腐蚀性最轻。

装置能耗低。

与的反应热最小，同时最高使用浓度可达，使再生蒸汽消耗量大大降低，故降低了设备体积，节省了投资。

干气液化气脱硫溶剂选用国内新开发的复合型甲基二乙醇胺溶剂。

几种脱硫剂的物化性质见表。

表脱硫剂物化性质脱硫剂项目分子量密度，凝点，运动粘度，蒸气压沸点水中溶解度完全互溶完全互溶反应热液化气脱硫醇液化气脱硫醇有两种方案传统的预碱洗液液抽提脱硫醇及纤维膜接触器技术。

传统的预碱洗液液抽提脱硫醇工艺对原料的适应性较强，但产生的碱渣量较多，单纯的填埋会对环境造成污染。

纤维膜接触器技术特点纤维膜接触器技术，是利用纤维膜对碱液的附着力与液化气不同，反应接触面大大增加，提高了碱液与液化气的反应深度和强度。

纤维膜工艺，装置操作弹性大操作简单，所需操作人员少设备数量少尺寸小，节省占地。

考虑到纤维膜接触器技术的优越性，本可研采用纤维膜液化气汽油脱硫醇组合工艺，碱液再生后循环使用，碱渣送入汽油脱硫醇废碱液处理设施进行处理，成为中和盐水后排入污水处理厂，解决了碱渣处理困难的问题，实现了碱渣零排放。

表液化气脱硫醇主要工艺方案对比工艺方案项目预碱洗液液抽提纤维膜技术技术成熟可靠程度成熟可靠成熟可靠工艺及设备工艺较简单，设备较多工艺较简单，设备较少硫醇脱除彻底彻底占地面积较大较小三废排放碱渣量较多无碱渣产品质量合格，操作稳定合格，操作稳定投资较少较多汽油脱硫醇汽油脱硫醇工艺有固定床脱臭工艺及纤维膜工艺。

固定床脱臭工艺需先经预碱洗，除去汽油中的酸性物质，固定床中催化剂预先载在活性炭上提供给用户，在使用过程中，催化剂无损失，使用寿命长通常可达到三年以上。

硫容达到饱和以后，即可更换床层。

纤维膜脱硫组合工艺技术特点首先在纤维膜接触器上，利用纤维膜对碱液的附着力与汽油不同，反应接触面大大增加，提高了碱液与汽油的反应深度和强度。

脱硫醇所产生的废碱渣，可采用少量二氧化碳将碱渣中和到中性，使中和后盐水可以直接排放到污水处理厂。

整个工艺系统没有任何废碱液产生，从而实现无碱渣排放，不留环保隐患。

两种工艺技术方案比较见表。

表汽油脱硫醇主要工艺方案对比工艺方案项目纤维膜技术废碱渣处理技术预碱洗固定床无碱脱臭技术成熟可靠程度成熟可靠成熟可靠工艺及设备工艺较简单，设备较少工艺较简单，设备较多硫醇脱除彻底彻底占地面积较小较大三废排放无碱渣较多碱渣产品质量合格，操作稳定合格，操作稳定投资较多较少纤维膜接触器汽油脱硫醇工艺具有以下优势工艺简单，催化汽油脱硫化氢预碱洗硫醇转化和碱再生全过程在个罐中完成。

并可在现有装置上简单改造而成，节省投资和占地。

极大提高反应和转化效率。

汽油中硫化氢可基本全部脱出，硫醇可从降到以下在日本保证以下，同时保证铜片腐蚀和博士实验合格。

装置操作弹性大，在进料流量和含硫变化较大情况下仍保证稳定的操作和处理结果。

装置通常保证的操作弹性在设计负荷的，实际操作弹性往往可以达到左右。

完全避免乳化和油碱夹带现象的出现，油中碱含量可保证在以下。

对于避免因夹带而造成对生产的影响和油品损失有着十分突出的经济性。

操作费用和碱耗可分别降低采用进口高效催化剂不仅提高转化效率，对大分子和支链硫醇有同样转化效果，并将碱液在线再生。

核心设备经久耐用，早期安装的纤维膜接触器均已连续使用二十年以上，预期可连续使用五十年。

装置可保持全年百分之百开工率，不需要停工检修。

为了长期稳定保证产品高标准产品规格，降低碱耗和操作费用，实现零污染排放，本可研推荐汽油脱硫醇采用纤维膜技术，产生废碱渣采用二氧化碳中和处理技术。

工艺流程简述反应再生部分原料油自装置外进入装置原料油罐，经原料油泵升压后，再经顶循环油原料油换热器原料油循环油浆换热器加热至左右进入段提升管反应器，在此与的高温催化剂接触并迅速升温汽化，在较短的反应时间内发生催化裂化反应。

反应油气与待生催化剂在提升管出口处经提升管出口粗旋迅速分离，再经单级旋风分离器进步除去携带的催化剂细粉，最后离开沉降器，进入分馏塔。

二段提升管进料为段反应过程未裂化的重油组分。

该部分重油在相对缓和的条件下进行裂化反应，反应后的产物与段反应油气进入同个沉降器进行油气分离。

待生催化剂经提升管出口粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。

汽提后的催化剂沿待生立管下流进入再生器，在左右的再生温度富氧及助燃剂的条件下进行逆流完全再生。

烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器取走。

再生后的催化剂通过再生斜管，进入提升管反应器底部，以干气作提升介质，完成催化剂加速整流过程，然后与雾化原料接触。

再生器烧焦所需的主风由主风机提供，其中部分主风经增压机升压后，分别作为外取热器流化风提升风及待生套筒流化风。

再生器烧焦产生的烟气，先经再生器旋风分离器分离其中携带的催化剂，再经三级旋风分离器进步分离催化剂后，进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机组。

烟气出烟气轮机后进入余热锅炉进步回收烟气的显热后排入大气。

分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔上部进行分馏。

分馏塔顶油气自分馏塔顶出来，与气体常压塔顶气柴油加氢汽提塔顶气聚丙烯尾气和气体分馏气体汇合，先经分馏塔顶油气热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气空冷器和分馏塔顶油气冷凝冷却器冷却至，进入分馏塔顶油气分离器进行气液相分离。

分离出的粗汽油由粗汽油泵抽出后打入吸收塔作吸收剂。

富气进入气压机。

酸性水由酸性水泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线。

轻柴油自分馏塔抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，经轻柴油富吸收油换热器轻柴油热水换热器及轻柴油空冷器冷却至后，路作为产品直接出装置，另路经贫吸收油冷却器冷却到送至再吸收塔作吸收剂。

回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经回炼油泵升压后，路进入二段提升管反应器，路返回分馏塔。

分馏塔多余的热量分别由顶循环回流中段循环回流及油浆循环回流取走。

顶循环回流自分馏塔抽出，用顶循环油泵升压，经顶循环油原料油换热器，顶循环油热水换热器温度降至后返回分馏塔。

中段回流油自分馏塔抽出后，用中循环油泵升压，经中段油循环油浆换热器，再经稳定塔底重沸器中段油热水换热器，温度降至返回分馏塔。

油浆自分馏塔底由油浆泵抽出后经中段油循环油浆换热器原料油循环油浆换热器换热，再经循环油浆蒸汽发生器发生中压饱和蒸汽后，温度降至，部分返回分馏塔底。

部分作为产品经产品油浆冷却器冷却至后，直接出装置送至燃料油罐区。

必要时回炼油浆可自泵出口直接送至二段提升管反应器回炼。

吸收稳定部分从分馏塔顶油气分离器来的富气进入气压机进行压缩。

气压机出口富气先与富气洗涤水汇合起至压缩富气空冷器冷凝，再与解吸塔顶气及吸收塔底油混合，经压缩富气冷凝冷却器冷却至，进入气压机出口油气分离器进行气液分离，分离后的气体进入吸收塔用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。

贫气至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进步吸收后，干气自塔顶分出送至工厂燃料系统。

凝缩油由解吸塔进料泵从气压机出口油气分离器抽出后分成两路，路直接进入解吸塔顶部，另路经稳定汽油凝缩油换热器加热进入解吸塔上部。

解吸过程由塔底重沸器提供热源，以解吸出凝缩油中的组分。

解吸塔重沸器采用低压蒸气作热源，脱乙烷汽油由塔底经稳定塔进料泵抽出，经稳定塔进料换热器与稳定汽油换热后送至稳定塔进行多组分分馏，稳定塔底重沸器由分馏塔中段循环回流油提供热量。

液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶油气冷凝冷却器冷至后进入稳定塔顶回流罐。

液化石油气经稳定塔顶回流油泵抽出后，部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制部分脱硫及脱硫醇。

稳定汽油从稳定塔底流出，经稳定塔进料换热器，稳定汽油凝缩油换热器，稳定汽油除盐水换热器，分别与脱乙烷汽油凝缩油热水换热后，再经稳定汽油冷却器冷却至，部分由稳定汽油泵抽出送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至产品精制装置脱硫醇。

气压机出口油气分离器分离出的酸性水，送至装置外污水汽提装置处理。

干气液化气脱硫含硫干气液化石油气首先进入干气脱硫塔液化石油气脱硫塔下部，干气液化石油气自塔底由下而上与来自塔顶的脱硫剂贫液逆向接触。

含硫干气液化石油气中的硫化氢即被溶液所吸收，脱除硫化氢后的净化干气液化石油气自塔顶排出，净化干气出装置，脱除硫化氢后的液化气进入液化石油气脱硫醇部分，含硫化氢的富溶液自塔底送至硫磺装置溶剂再生部分进行再生。

液化气脱硫醇液化气流过两台并联的篮式过滤器，除去超过微米的固体颗粒例如硫化铁，进入纤维膜接触器的上端，在纤维膜上与来自碱液再生单元的再生碱液接触，除去硫化氢和硫醇钠。

碱液顺着纤维膜进入容器底部的液相，使用过的碱液由液位阀控制进入碱液再生系统。

液化气继续进入第二台纤维膜接触器的上部，与循环使用的新鲜水在纤维膜上逆流接触。

液化气物流中夹带的少量钠从液化气中抽提到水相中。

液化气经过丝网聚结器除去多余的水分后进入储罐，废水进入污水处理系统。

水洗