CN101003748A - 加氢反应流出物分离流程 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种加氢反应流出物分离流程，包括(1)加氢反应流出物进入热高压分离器，(2)热高压分离器分出的气相降温后进入中温高压分离器，(3)中温高压分离器分出的气相降温后进入冷高压分离器，冷高压分离器分出的气相作为循环氢，(4)设置换热塔，热高压分离器液相从下部进入换热塔，中温高压分离器液相从中部进入换热塔，冷高压分离器液相烃从顶部进入换热塔，换热塔底部引出液相去汽提处理，换热塔顶部排出的气相经冷却后进入气液分离器进行分离。与现有技术相比，本发明方法流程简单、高压设备台位减少，换热设备的换热面积显著减小，冷却负荷减少和能量回收利用率高。本发明方法适用于各种利用热分离的加氢反应过程。

Description

加氢反应流出物分离流程
技术领域
本发明涉及一种加氢反应流出物热分离流程，即采用热分离的加氢过程反应流出物的分离方法，特别是加氢裂化过程反应流出物的分离方法。
背景技术
世界范围内原油质量越来越差，由原油加工得到产品的性质也相应变差；而随着环保法规的日益严格，对各种石油产品的质量要求逐步提高。加氢工艺是提供高质量石油产品的重要加工手段，因此受到高度重视，应用范围越来越广泛，处理能力逐年提高。根据原料性质及产品要求的不同，可以采用不同类型的加氢工艺过程，目前广泛使用的加氢工艺包括加氢处理、加氢精制、加氢改质、加氢裂化、加氢降凝等过程。
加氢工艺流程主要包括反应部分和分离部分。加氢反应部分主要包括反应器及加热设备和动力设备等，加氢反应流出物是多种馏分的复杂混合物，因此需要分离部分进行物料及产品的分离。分离部分一般包括分离器、换热器、冷却器、汽提塔、分馏塔等。加氢反应一般在高温高压下进行，反应流出物是高温、高压混合物流，该高温高压混合物流的分离流程设计对设备投资、能量回收及利用、操作费用等均具有重要影响。
现有加氢反应流出物分离***的一种典型流程如图2所示，高温高压加氢反应流出物进入热高压分离器，热高压分离器液相降压后进入热低压分离器；热高压分离器的气相经换热器换热至一定温度后与注水混合后，经空气冷却器冷却进入冷高压分离器，冷高压分离器的气相处理后做为循环氢，冷高压分离器油相与热低压分离器气相冷凝物混合进入冷低压分离器，分离后的气相作为富氢气体，脱硫后可进一步回收氢气。分离后的液相换热后与热低分液相分别进入汽提塔。这种分离过程流程复杂，设备台位较多，冷却负荷大以及能量回收和利用率较低。
USP5,164,070提出了一种加氢裂化过程产品的回收方法，烃类原料进入加氢裂化反应器进行反应，反应后的物流进入第一个汽提塔，其中含有大量硫化氢的气态烃部分，从塔顶回流罐排出，石脑油作为侧线抽出；第一个汽提塔底部的重质馏分进入产品分馏塔进行分馏，顶部分馏出的石脑油和第一个汽提塔侧线抽出的的石脑油一同进入第二个汽提塔进行进一步汽提，从塔顶分出C4 -的气态烃，石脑油馏分再进入一个石脑油分离塔，分为轻、重石脑油产品；产品分馏塔分馏出煤油和柴油，塔底未转化油再进入一个减压分馏塔进一步分馏。该分离流程复杂，所需的设备多，也没有考虑能量回收及利用问题。
USP4,159,937提出了一种加氢裂化产物的分离方法，经过加氢裂化所得到的气液混合产物，采用多段分离分馏出各种加氢裂化产物的方法。气液混合产物首先进入一个热高压分离器，在高温高压(399℃，15MPa)下进行气液分离，其中液相进入一个低压热闪蒸罐(396℃，1.7MPa)进行闪蒸，得到气液两种产物；而热高压分离器气相通过冷凝器冷凝后，进入冷高压分离器，分离出富含氢气的气体；热低分气经冷凝冷却后与从冷高压分离器出来的液相又进入闪蒸罐，在较低的压力(2.0MPa)下分离。该分离流程的不足之处在于能量回收及利用率较低。
USP6,096,191提出一种加氢裂化反应热利用的方法，该方法使用加氢裂化循环氢做为气提气，气提塔在高温、高压下操作，＜371℃的馏分均从汽提部分抽出进一步分离，而将气提塔出来的＞371℃液体烃类全部或部分循环回反应器，从而有效利用反应热，减少原料预热所需的能量。该方法虽然利用反应流出物将循环氢进行加热，利用了反应热，但总的热量利用率较低。
CN98112925.0、CN98112915.3、CN02114456.7等公开了烃类加氢转化或加氢处理过程生成油的分离方法，通过采用多个气液分离器，实现用分离***中的液态烃进一步吸收分离***中的气态烃，提高C3+烃的回收率，但分离***较为复杂，并且没有涉及热量回收利用的问题。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种加氢反应流出物的分离方法，本发明方法具有流程简单、减少设备数量、热量回收利用率高等优点。
本发明加氢反应流出物分离方法包括以下内容：
(1)加氢反应流出物进入热高压分离器，热高压分离器的操作温度为180～400℃，优选为200～380℃；
(2)热高压分离器分出的气相换热降温后进入中温高压分离器，中温高压分离器的操作温度为140～180℃，优选为145～155℃；
(3)中温高压分离器分出的气相冷却后进入冷高压分离器，冷高压分离器分出的气相为循环氢，冷高压分离器的操作温度为38～65℃，优选45～55℃；
(4)设置换热塔，换热塔设置5～30块理论塔板，优选设置10～15块理论塔板，上述(1)中的热高压分离器分离出的液相从下部进入换热塔，上述(2)中的中温高压分离器分离出的液相从中部进入换热塔，上述(3)中的冷高压分离器分离出的液相烃从顶部进入换热塔；
(5)换热塔的操作压力为0.5～10.5MPa，优选为1.0～6.5MPa，换热塔塔底温度为180～400℃，优选为200～380℃，换热塔底部引出液相物料进一步处理，如进行包括汽提处理或分馏处理等，换热塔顶部排出的富氢气相物料进一步处理或利用。上述操作过程具体操作条件可以由本领域技术人员按原料性质、加工目的和采用的工艺技术等因素确定。
上述热高压分离器、中温高压分离器和冷高压分离器的操作压力与反应***压力一致，只有物流通过设备时的压力损失。
本发明加氢反应流出物分离流程中，由于换热塔主要是用于直接换热，其此所需理论板数较少，可以采用板式塔，也可以采用填料塔。冷高压分离器分离出的液相烃直接进入换热塔塔顶，热高压分离器分离出的液相从换热塔塔板底部进入换热塔，也可以从换热塔下部1～5块理论板处进入换热塔，中温高压分离器分离出的液相从换热塔中部适宜位置引入换热塔。换热塔顶排出的气相物料可以冷却降温后进入冷低压分离器。换热塔的直径可以根据进入换热塔物流流量及性质，按本领域一般知识设计确定，对本发明方法来说，由于进入换热塔的绝大部分物料从塔底以液相形式排出，换热塔中上部的汽相负荷较低，因此可以采用下部直径较大、上部直径较小的变塔径换热塔结构。
加氢反应流出物进入热高压分离器之前可以与其它物流换热降温，该换热过程以及热高压分离器分离出的气相物流的换热过程，均是加氢反应流出物热量的利用过程，例如可以与本***中的反应原料进行换热。加氢反应流出物中通常含有加氢反应生成的硫化氢和氨等物质，为防止这些物质反应结晶堵塞设备及管道，在中温高压分离器分离出的气相物流中一般需注入适量水，注水量根据物流中硫化氢和氨的含量确定。中温高压分离器分出气相的冷却一般采用空气冷却器或循环水冷却器，也可以采用两种冷却方式结合。中温高压分离器分离出的气相物流及换热塔顶气相物流的温位较低，该部分能量一般不能回收利用。
本发明方法可以用于各种加氢反应过程，如加氢处理、加氢精制、加氢改质、加氢裂化、加氢降凝等过程，特别适用于加氢裂化过程。
与现有技术相比，本发明加氢反应流出物分离方法具有流程简单、高压设备台位减少、换热设备的换热面积显著减小、冷却负荷减少以和能量回收利用率高等优点。
附图说明
图1是本发明加氢反应流出物分离方法一种具体流程示意图；
图2是现有加氢反应流出物分离方法一种典型流程示意图。
其中：1-热高压分离器，2-中温高压分离器，3-冷高压分离器，4-换热塔，5-冷低压分离器A，6-热高分气换热器A，7-热高分气空气冷却器，8-富氢气体冷却器A，9-注水，10-循环氢，11-冷低压分离器A富氢气体，12-冷低压分离器A凝液，13-汽提塔进料，14-热低压分离器，15-冷低压分离器B，16-热高分气换热器B，17-热低分气冷却器B。
具体实施方式
下面结合附图和实施例进一步说明本发明加氢反应流出物分离方法具体过程，以及与现有分离方式的效果对比。
现有加氢流出物分离***的一种典型过程如图2所示，高温高压加氢反应流出物进入热高压分离器1，热高压分离器1液相降压后进入热低压分离器14，热低压分离器14液相与经换热后的冷低压分离器15凝液混合作为汽提塔进料13。热高压分离器1的气相经与热高分气换热器A6换热降温，再与低分液相烃换热器B16进一步换热降温，然后与注入水9混合经空气冷却器进一步冷却，进入冷高压分离器3。冷高压分离器3的气相经处理(脱硫化氢等处理)后做为循环氢10。冷高压分离器3油相与热低压分离器14气相物流经冷却器B17冷凝液混合，然后进入冷低压分离器B15进行气液分离。冷低压分离器B15分离后的气相经冷却器A8冷却后进入冷低压分离器A5，冷低压分离器B15分离后的液相经热高分气换热器B16换热升温后与热低压分离器液相混合作为汽提塔进料13。冷低压分离器A5的气相冷低压分离器A富氢气体11和冷低压分离器凝液12进一步处理或利用。
本发明加氢流出物分离***在上述现有流程基础上进行改进，如图1所示，省去了高压换热器B16、冷却器B17、热低压分离器14和冷低压分离器B15，增加了中温高压分离器2和换热塔4。具体分离流程为：高温高压加氢反应流出物进入热高压分离器1。热高压分离器1的气相经与换热器A6换热降温后进入中温高压分离器2，中温高压分离器2分离出的气相与注入水9混合后经空气冷却器7进一步冷却，然后进入冷高压分离器3，冷高压分离器3的气相处理(脱硫化氢等处理)后做为循环氢10。热高压分离器1液相降压后进入换热塔4的下部，中温高压分离器2分离出的液相进入换热塔4的中部，冷高压分离器3分离出的液相烃进入换热塔4的顶部。换热塔4顶部排放气经冷却器A8进一步冷却后进入冷低压分离器A5，冷低压分离器A5分离出冷低压分离器A富氢气体11和冷低压分离器A凝液12进一步处理或利用。换热塔4底部排出的加氢液相产物作为汽提塔进料13。
从上述对比可以看出，本发明方法减少了高压换热器16、热低压分离器14、冷低压分离器B15和冷却器B17，增加中温高压分离器2和换热塔4，设备数量减少，分离流程简化。高压换热器是本***中成本高、不易维护的设备，本发明使用的分离器结构简单，易于维护。另外，本发明和现有技术中虽然都使用空气冷却器(高压)，但由于换热负荷大大降低，因此高压空气冷却器的负荷大大降低，由此带来的设备成本和维护成本大大降低。本发明方法中，将现有方法中一部分不能回收的热量充分回收利用，同时采用换热塔直接接触式的换热方式，大大提高了热量的回收利用率，降低了热量损失。
实施例1和比较例1
下面通过实施例将某150×104t/a加氢裂化工艺中加氢反应流出物采用本发明和现有方案进行对比，进一步说明本发明方案的技术效果。
实施例1按本发明流程(图1)操作，比较例1按现有流程(图2)操作。
实施例1和比较例1中，加氢裂化反应流出物经初步换热后温度为288℃，压力为16.3MPa，流量为335830kg/h，焓值为101970KW。
实施例1中，热高压分离器1操作温度为288℃，换热器A6的热负荷为22612KW，中温高压分离器2的操作温度为166℃，空气冷却器7热负荷为17719KW(不能利用的热量)，冷高压分离器3的操作温度为49℃。换热塔4采用15块理论塔板，三种物流的进料口分别设置在顶部、中部(第9块理论板处)和下部，换热塔4底部排出的汽提塔进料13的温度为259.7℃，压力为4.5MPa。冷低压分离器A5操作温度为40℃，冷却器A8热负荷为80KW(不能利用的热量)。
比较例1中，热高压分离器1的操作温度为288℃，换热器A6的热负荷为16041KW，换热器B16热负荷为6571KW。热低压分离器14操作温度为288℃，压力为2.6MPa。空气冷却器7热负荷为20694KW(不能利用的热量)，冷高压分离器3的操作温度为49℃。冷却器A8热负荷为37KW(不能利用的热量)，冷却器B17热负荷为2351KW(不能利用的热量)，冷低压分离器B15的操作温度为49℃，冷低压分离器A5操作温度为40℃，压力1.5MPa。汽提塔进料13温度为260.3℃，压力为2.6MPa。
下面通过对比数据说明两者的能量利用、设备、物料等方面的差别(以对比例为基准)。从对比结果可以看出，与现有方法相比，本发明方法具有设备台位和负荷减少、冷却器负荷大大降低、可回收热量大大提高等优点，同时其它物料数据基本相同，不影响工艺过程的正常操作。
表1冷却器负荷对比
项目   比实例1 实施例1
热高压分离器气相冷却(7-空气冷却器)，KW   基准 基准-2975
热低压分离器气相冷却(17-冷却器B)，KW   基准 基准-2351
冷低压分离器气相冷却(8-冷却器A)，KW   基准 基准+43
总计   基准 基准-5283
表2可回收热量对比
项目     比实例1     实施例1
可回收能量，KW     基准     基准+6571
反应加热炉热负荷，KW     基准     基准-6571
表3设备数量及规模对比
 项目  比实例1     实施例1
 7-空气冷却器
 规格，m  10.5×3     10.5×3
 数量，片  8     8
 换热面积，m2  1775     1497
 风机功率，kw  30     30
 2-中温高压分离器，mm  无     Φ2400×5650
 14-热低压分离器，mm  Φ3000×7680     无
 3-冷高压分离器，mm  Φ3200×7950     Φ3200×7960
 15-冷低压分离器B  Φ2800×7660     无
 4-换热塔  无     15块理论塔板
 17-热低压分离器气相冷却器B     无
 规格，m  10.5×1.5     /
 数量，片  2     /
 换热面积，m2  112     /
 风机功率，kw  11     /
 16-冷低压分离器油换热器B     无
 规格，mm  DFU1000×6000     /
 换热面积，m2  350     /
 8-冷低压分离器气相冷却器A
 规格，mm  AES400×4500     AES400×4500
 换热面积，m2  29     29
表4循环氢纯度和流量对比
    项目     比实例1   实施例1
    循环氢流量
    质量流量，kg/h     基准   基准+3521
    摩尔流量，kmol/h     基准   基准+50
    平均分子量     基准   基准+0.25
    循环氢组成，(v)％
    H2     基准   基准-0.43
    H2S     基准   基准+0.04
    C1     基准   基准+0.01
    C2     基准   基准+0.02
    C3     基准   基准+0.07
    i-C4     基准   基准+0.11
    n-C4     基准   基准+0.05
    H2O     基准   基准+0
    C5+     基准   基准+0.13
表5冷低压分离器气相11纯度和流量
项目   比实例1   实施例1
低压分离器气相流量
质量流量，kg/h   基准   基准-182
摩尔流量，kmol/h   基准   基准-22
 低分气组成，(v)％
 H2   基准 基准-0.09
 H2S   基准 基准+0.97
 C1   基准 基准-0.14
 C2   基准 基准+0.32
 C3   基准 基准-0.13
 i-C4   基准 基准-0.18
 n-C4   基准 基准-0.04
 H2O   基准 基准+0
 C5+   基准 基准-0.71
表6氢气平衡对比
项目     比实例1     实施例1
来自反应产物氢气总数，kg/h     23736.8     23736.8
循环氢带走氢气，kg/h     23062     23034
低分气带走氢气，kg/h     599     565
汽提塔料带走氢气，kg/h     75.8     137.8
表7汽提塔进料13中H2S量对比
 项目     比实例1     实施例1
 H2S，kg/h     476.9     167.3
实施例2和比较例2
下面通过实施例将某150×104t/a焦化全馏分油加氢改质工艺中加氢反应流出物采用本发明和现有方案进行对比(流程模拟软件PRO II计算结果)，进一步说明本发明方案的技术效果。
实施例2按本发明流程(图1)操作，比较例2按现有流程(图2)操作。
实施例2和比较例2中，加氢改质反应流出物经初步换热后温度为350℃，压力为8.5MPa，流量为235600kg/h，焓值为72500KW。
实施例2中，热高压分离器1的操作温度为350℃，换热器A6的热负荷为20400KW，中温高压分离器2操作温度为145℃，空气冷却器7热负荷为11300KW(不能利用的热量)，冷高压分离器3的操作温度为50℃。换热塔4采用5块理论塔板，三种物流的进料口分别设置在顶部、中部(第2块理论板处)和下部，换热塔4底部排出的汽提塔进料13温度为315℃，压力为1.5MPa。冷低压分离器A5操作温度为40℃，冷却器A8热负荷为70KW(不能利用的热量)。
比较例1中，热高压分离器1操作温度为350℃，换热器A6的热负荷为15300KW，换热器B16热负荷为5100KW。热低压分离器14操作温度为350℃，压力为2.6MPa。空气冷却器7热负荷为15200KW(不能利用的热量)，冷高压分离器3的操作温度为50℃。冷却器A8热负荷为25KW(不能利用的热量)，冷却器B17热负荷为2100KW(不能利用的热量)，冷低压分离器B15的操作温度为50℃，冷低压分离器A5操作温度为40℃，压力1.5MPa。汽提塔进料13温度为315℃，压力为1.5MPa。
下面通过对比数据说明两者的能量利用、设备、物料等方面的差别(以对比例为基准)。从对比结果可以看出，与现有方法相比，本发明方法具有设备台位和负荷减少、冷却器负荷大大降低、可回收热量大大提高等优点。
表8冷却器负荷对比
项目   比实例1   实施例1
热高压分离器气相冷却(7-空气冷却器)，KW   基准   基准-3900
热低压分离器气相冷却(17-冷却器B)，KW   基准   基准-2100
冷低压分离器气相冷却(8-冷却器A)，KW   基准   基准+45
总计   基准   基准-5955
表9可回收热量对比
项目     比实例1     实施例1
可回收能量，KW     基准     基准+5100
反应加热炉热负荷，KW     基准     基准-5100
表10设备数量及规模对比
    项目     比实例1   实施例1
    7-空气冷却器
    规格，m     10.5×3   10.5×3
    数量，片     6   6
    换热面积，m2     1316   1122
    风机功率，kw     25   25
    2-中温高压分离器，mm     无   Φ2160×5090
  14-热低压分离器，mm     Φ2700×6900     无
  3-冷高压分离器，mm     Φ2700×6350     Φ2700×6350
  15-冷低压分离器B     Φ2200×6100     无
  4-换热塔     无     5块理论塔板
  17-热低压分离器气相冷却器B     无
  规格，m     10.5×1.5     /
  数量，片     2     /
  换热面积，m2     90     /
  风机功率，kw     9     /
  16-冷低压分离器油换热器B     无
  规格，mm     DFU1000×6000     /
  换热面积，m2     280     /
  8-冷低压分离器气相冷却器A
  规格，mm     AES400×4500     AES400×4500
  换热面积，m2     22     22

Claims (10)

1、一种加氢反应流出物分离流程，包括以下内容：
(1)加氢反应流出物进入热高压分离器，热高压分离器的操作温度为180～400℃；
(2)热高压分离器分出的气相换热降温后进入中温高压分离器，中温高压分离器的操作温度为140～180℃；
(3)中温高压分离器分出的气相冷却后进入冷高压分离器，冷高压分离器分出的气相为循环氢，冷高压分离器的操作温度为38～65℃；
(4)设置换热塔，换热塔设置5～30块理论塔板，上述(1)中的热高压分离器分离出的液相从下部进入换热塔，上述(2)中的中温高压分离器分离出的液相从中部进入换热塔，上述(3)中的冷高压分离器分离出的液相烃从顶部进入换热塔；
(5)换热塔的操作压力为0.5～10.5MPa，换热塔塔底温度为180～400℃，换热塔底部引出液相物料进一步处理，换热塔顶部排出的富氢气相物料进一步处理或利用。
2、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的热高压分离器的操作温度为200～380℃。
3、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的中温高压分离器的操作温度为145～155℃。
4、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的冷高压分离器的操作温度为45～55℃。
5、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的换热塔设置10～15块理论塔板。
6、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的换热塔的操作压力为01.0～6.5MPa。
7、按照权利要求1或6所述的分离流程，其特征在于：所述的换热塔塔底温度为200～380℃。
8、按照权利要求1或6所述的分离流程，其特征在于：所述的换热塔底部引出液相物料进行包括汽提处理或分馏处理。
9、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的热高压分离器、中温高压分离器和冷高压分离器的操作压力与反应***压力一致。
10、按照权利要求1所述的分离流程，其特征在于：所述的加氢反应流出物进入热高压分离器之前换热降温，在中温高压分离器分离出的气相物流中注入水。
CNB2007100010499A 2007-01-22 2007-01-22 加氢反应流出物分离流程 Active CN100510021C (zh)

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