一种粗苯催化加氢设备的制作方法

本实用新型涉及煤化工技术领域，具体涉及一种粗苯催化加氢设备。

背景技术：

随着有机合成工业的发展，工业纯苯的需求量越来越大，而石油资源的日益紧缺，严重制约了石油粗苯的产量。作为纯苯另一来源的焦化粗苯的地位越来越重要。但由于对环境质量要求的提高，世界各国对油品硫量的限制越来越严格。焦化粗苯是一种从煤焦化的粗煤气中回收得到的轻馏分，主要组分为苯，甲苯，二甲苯，还有少量的非芳烃组分。其净化工艺中，最关键的就是有机硫和易结焦物质的脱除。

粗苯加氢工艺中，粗苯都需要经过预加氢脱除双烯烃，苯乙烯等物质后才能进行深度的脱硫，脱氮等反应。这主要是因为粗苯原料中含有的二烯烃，苯乙烯等不饱和物在高温下极易发生聚合反应，形成一类结构致密的结焦物，堵塞管道和附着在催化剂表面堵塞孔道，使得催化剂快速失活，床层压降增大。其聚合速度在低温下很缓慢，随着温度的升高而加快，特别是在原料来源比较恶劣的情况下，当温度在大于130℃聚合速度会剧烈加快。因此粗苯加氢的关键是在尽可能低的温度下将粗苯中的双烯烃，苯乙烯和胶质等物除去，避免其在高温下结焦。

专利cn101519338a公开了一种粗苯三段加氢工艺，是将粗苯经预分馏脱除c9以上的重组分后，再在低温低压条件下，依次进行一段、二段和三段加氢处理，从而脱除不饱和烃及其他杂质。该方法要求加氢前预分离脱除重苯类物质，且未提及一段低温预加氢反应的条件，而脱重的运行能耗较高。

cn101967078a公开了一种粗苯加氢精制方法，该方法将粗苯经脱芳烃处理后，利用粗苯轻馏分进行两段加氢，在加氢反应器中进行的是以气相为主的反应，该反应过程需要大量的氢气循环，反应氢耗和能耗较高，而且脱除的重芳烃需要另行加工。

cn103274885a公开了一种粗苯加氢工艺，该工艺将粗苯全馏分依次进入液相预加氢、气相预加氢和主加氢反应。采用三段加氢技术，催化加氢前未分离重苯，同时液相预加氢在130～140℃低温下将粗苯中的不饱和烯烃加氢制成饱和烃，但由于目前使用的粗苯原料较为恶劣，此工艺仍存在管道和换热器堵塞问题。

cn103910596a公开了一种全馏分粗苯加氢方法及催化剂，是通过微粒子发生器和静态混合器，将粗苯和氢气混合成直径0.1～20um均匀的微粒子态，然后在还原态金属催化剂的作用下进行一段、二段预加氢，接着在硫化态催化剂作用下进行三段预加氢、四段主加氢。该专利提供了一种粗苯全馏分加氢工艺，且通过四段加氢，能较好的解决粗苯加氢过程中的结焦问题，但是该工艺采用四段加氢且要使用用两个具有特质磁性的微粒子发生器，造成工艺流程长，工业应用设备复杂等缺点。此外，该预加氢段所用的还原态催化剂极易在粗苯高硫气氛中失活。

由此可见，为了保证粗苯加氢装置长期运转，目前主流的粗苯加氢技术均首先要对粗苯原料进行脱重处理，将得到的轻苯作为加氢原料，造成了重苯组分的浪费。而粗苯全馏分加氢工艺方面，大多只是实现延缓粗苯加氢过程的结焦速度，再者目前由于环保严格，粗苯原料来源紧缺，部分粗苯掺混未知油，变得更劣质化，增加了结焦几率，而无法从根本上解决粗苯结焦问题。cn103910596a所提供工艺虽然能解决粗苯加氢过程中的结焦问题，但存在工艺流程长，设备要求复杂等缺点，并且为了追求低温活性使用还原态催化剂，在粗苯高硫的情况下，不可避免的存在催化剂使用寿命短的缺点。

技术实现要素：

本实用新型的目的在于克服上述技术不足，提供一种粗苯催化加氢工艺，解决现有技术中粗苯加氢工艺中的催化剂使用寿命短的技术问题。

为达到上述技术目的，本实用新型的技术方案提供一种粗苯催化加氢工艺，是对粗苯进行催化重整处理，然后萃取精馏制得纯苯，其特征在于，包括以下步骤：

一段液相催化预加氢步骤：将粗苯与氢气混合后在预硫化型nimo作为催化剂的条件下加热至80～140℃；

二段气相催化预加氢步骤：将一段液相催化预加氢步骤得到的产物在预硫化型niw作为催化剂的条件下加热至170～220℃；

三段主催化加氢反应步骤：将二段气相催化预加氢步骤得到的产物在预硫化型nicomo作为催化剂的条件下加热至270～350℃；

产物收集步骤：萃取精馏三段主催化加氢反应步骤所得的物料，既得各馏程的馏分。

本实用新型还提供了一种粗苯催化加氢设备，其特征在于，包括缓冲罐、列管式固定床反应器、二段加氢反应器、加热炉、三段加氢反应器、气液分离器、汽提塔、第一换热器、第二换热器、第三换热器、氢气输入管，所述缓冲罐的出料端通过第一输料管与所述列管式固定床反应器的进料端连通；所述列管式固定床反应器的出料端通过第二输料管与所述二段加氢反应器的进料端连通；所述二段加氢反应器的出料端通过第三输料管与所述加热炉的进料端连通；所述加热炉的出料端通过第四输料管与所述三段加氢反应器的进料端连通；所述三段加氢反应器的出料端通过第五输料管与所述气液分离器的进料端连通；所述气液分离器的出液端通过所述第六输料管与所述汽提塔的进料端连通、所述气液分离器的出气端通过氢气回收管与所述氢气输入管连通；所述氢气输入管的出气端与所述列管式固定床反应器的进料端连通；所述第一换热器的吸热端与所述第一输料管连接、所述第一换热器的放热端与所述第五输料管连接；所述第二换热器的吸热端与所述第二输料管连接、所述第二换热器的放热端与所述第五输料管连接；所述第三换热器的吸热端与所述第三输料管连接、所述第三换热器的放热端与所述第五输料管连接；并且所述列管式固定床反应器中的换热管与所述第五输料管连通。

与现有技术相比，本实用新型的有益效果包括：

1、该粗苯催化加氢工艺实现了粗苯的全馏分加氢，无需脱除重苯组分，对粗苯资源实现了完全利用；采用三段加氢工艺，一段与二段加氢均作为预加氢，能很好的实现低温下的逐级加氢饱和，在80～140℃低温下，在一段加氢内将最容易结焦的双烯烃、苯乙烯等饱和，然后在170～220℃下双环戊二烯，茚等物质饱和，并且二段加氢采用自下而上的进料，可以缓解结焦，相比目前常见的190～230℃预加氢温度有了很大降低，使得催化剂具有更长的使用寿命；

2、该粗苯催化加氢设备充分利用所述三段加氢反应器内的产物的余热对所述二段加氢反应器及所述列管式固定床反应器提供热量，避免了热源的浪费；具体的，二段加氢反应器的产物通过所述加热炉加热后输送至所述三段加氢反应器，所述三段加氢反应器的产物通过所述第五输料管输送至所述气液分离器进行气液分离，由于所述第一换热器、第二换热器、第三换热器的吸热端均连接于所述第五输料管上，从而可快速降低所述第五输料管内的物料温度，为气液分离做准备，同时，所述第一换热器吸收的热能被所述第一输料管吸收、所述第二换热器吸收的热能被所述第二输料管吸收、所述第三换热器吸收的热能被所述第三输料管吸收，避免热源的浪费。

附图说明

图1是本实用新型的工艺流程示意图。

具体实施方式

为了使本实用新型的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本实用新型进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本实用新型，并不用于限定本实用新型。

如图1所示，本实用新型提供了一种粗苯催化加氢工艺，是对粗苯进行催化重整处理，然后萃取精馏制得纯苯，其特征在于，包括以下步骤：

一段液相催化预加氢步骤：将粗苯与氢气混合后在预硫化型nimo作为催化剂的条件下加热至80～140℃；

二段气相催化预加氢步骤：将一段液相催化预加氢步骤得到的产物在预硫化型niw作为催化剂的条件下加热至170～220℃；

三段主催化加氢反应步骤：将二段气相催化预加氢步骤得到的产物在预硫化型nicomo作为催化剂的条件下加热至270～350℃；

产物收集步骤：萃取精馏三段主催化加氢反应步骤所得的物料，既得各馏程的馏分。

具体的，所述一段液相催化预加氢步骤中的催化反应的压强条件为2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为(400～800):1。

具体的，所述二段气相催化预加氢步骤中的催化反应的压强条件为2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为(400～800):1。

具体的，所述三段主催化加氢反应步骤中的催化反应的压强条件为2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为(400～800):1。

并且，所述一段液相催化预加氢步骤之前还包括除尘步骤：将粗苯进行反冲洗过滤，去除粗苯中的粉尘或杂质。

所述三段主催化加氢反应步骤与所述产物收集步骤之间还包括气液分离步骤：分离出所述三段主催化加氢反应步骤得到的产物中残留的氢气，分离出的氢气供给所述一段液相催化预加氢步骤、所述二段气相催化预加氢步骤、所述三段主催化加氢反应步骤循环利用。

其具体工艺包括以下步骤：

(1)将来自罐区的粗苯经过自动反冲洗过滤去除粉尘或杂质后，进入缓冲罐1；

(2)缓冲罐的原料由高压泵抽出与氢气混合后，经过第一换热器8换热，自上而下进入列管式固定床反应器2，进行一段液相催化预加氢步骤，加氢脱除粗苯或掺混料中的苯乙烯、双烯烃和胶质等不饱和物；

(3)步骤(2)的产物经过第二换热器9换热，自下而上进入二段加氢反应器3，进行二段气相催化预加氢步骤，加氢脱除粗苯中的剩余苯乙烯、双烯烃以及双环戊二烯、茚等不饱和物；

(4)步骤(3)的产物经过第三换热器10换热，再进入加热炉4，然后自上而下进入三段加氢反应器5，进行三段主催化加氢反应步骤，加氢脱除粗苯中的硫、氮、烯烃等杂质；

(5)步骤(4)的产物依次经过第三换热器10、第二换热器9、一段液相预加氢列管式固定床反应器2、第一换热器8后进入气液分离器6，分离出的氢气循环使用，分离出的液体产品进入汽提塔7；

(6)汽提塔7顶部排出的含硫化氢、c4以下组分的气体进入尾气处理系统，底部的产品依次经过蒸馏、溶剂萃取和精馏等常规过程得到非芳烃，苯，甲苯和二甲苯、重苯等产品。

一段液相催化预加氢步骤所用的催化剂为预硫化型nimo催化剂，反应条件为温度80～140℃，压力2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为400～800:1。

二段气相催化预加氢步骤所用催化剂为预硫化型niw催化剂，反应条件为温度170～220℃，压力2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为400～800:1。

三段主催化加氢反应步骤所用催化剂为预硫化型nicomo催化剂，反应条件为温度270～350℃，压力2.0～4.0mpa，空速为0.5～2.0h-1，氢油比为400～800:1。

上述工艺实现了粗苯或掺混料的全馏分的加氢，无需脱除重苯组分，对粗苯资源实现了完全利用。

液相预加氢采用列管式固定床反应器2，可以有效降低原料进反应器入口温度，原料在列管式固定床反应器2内实现接触式换热升温，可有效避免在进反应器前因温度过高就自聚结焦堵塞管道及换热器，再者所述列管式固定床反应器2设置有两个，并且采用并联式连接，正常只有一台反应器投用，另一台处于备用状态，可以在线切换，无需停车清焦，可以保证装置有效运行时间。

采用三段加氢工艺，一段与二段加氢均作为预加氢，能很好的实现低温下的逐级加氢饱和。在80～140℃低温下，在一段加氢内将最容易结焦的双烯烃、苯乙烯等饱和，然后在170～220℃下双环戊二烯，茚等物质饱和，并且二段加氢采用自下而上的进料，可以缓解结焦，相比目前常见的190～230℃预加氢温度有了很大降低，使得催化剂具有更长的使用寿命。

本实用新型的三段反应器均用硫化型催化剂，可以缩短开工时间，操作简单。

本实用新型还提供了一种粗苯催化加氢设备，其特征在于，包括缓冲罐1、列管式固定床反应器2、二段加氢反应器3、加热炉4、三段加氢反应器5、气液分离器6、汽提塔7、第一换热器8、第二换热器9、第三换热器10、氢气输入管11，所述缓冲罐1的出料端通过第一输料管a与所述列管式固定床反应器2的进料端连通；所述列管式固定床反应器2的出料端通过第二输料管b与所述二段加氢反应器3的进料端连通；所述二段加氢反应器3的出料端通过第三输料管c与所述加热炉4的进料端连通；所述加热炉4的出料端通过第四输料管d与所述三段加氢反应器5的进料端连通；所述三段加氢反应器5的出料端通过第五输料管e与所述气液分离器6的进料端连通；所述气液分离器6的出液端通过所述第六输料管f与所述汽提塔7的进料端连通、所述气液分离器6的出气端通过氢气回收管g与所述氢气输入管11连通；所述氢气输入管11的出气端与所述列管式固定床反应器2的进料端连通；所述第一换热器8的吸热端与所述第一输料管a连接、所述第一换热器8的放热端与所述第五输料管e连接；所述第二换热器9的吸热端与所述第二输料管b连接、所述第二换热器9的放热端与所述第五输料管e连接；所述第三换热器10的吸热端与所述第三输料管c连接、所述第三换热器10的放热端与所述第五输料管e连接；并且所述列管式固定床反应器2中的换热管(换热管为所述列管式固定床反应器2的内部结构，图中未示出)与所述第五输料管e连通；该粗苯催化加氢设备充分利用所述三段加氢反应器5内的产物的余热对所述二段加氢反应器3及所述列管式固定床反应器2提供热量，避免了热源的浪费；具体的，二段加氢反应器3的产物通过所述加热炉4加热后输送至所述三段加氢反应器5，所述三段加氢反应器5的产物通过所述第五输料管e输送至所述气液分离器6进行气液分离，由于所述第一换热器8、第二换热器9、第三换热器10的吸热端均连接于所述第五输料管e上，从而可快速降低所述第五输料管e内的物料温度，为气液分离做准备，同时，所述第一换热器8吸收的热能被所述第一输料管a吸收、所述第二换热器9吸收的热能被所述第二输料管b吸收、所述第三换热器10吸收的热能被所述第三输料管c吸收，避免热源的浪费。

优选的，所述第一换热器8设置于所述第五输料管e上远离所述三段加氢反应器5的一端；所述第三换热器10设置于所述第五输料管e上靠近所述三段加氢反应器5的一端；所述第二换热器9设置于所述第五输料管e上，并位于所述第一换热器8与所述第三换热器之间10；所述列管式固定床反应器2中的换热管与所述第五输料管e的连通段位于所述第一换热器8与所述第二换热器9之间，从而使得所述第一换热器8的放热端、列管式固定床反应器2中的换热管、第二换热器9的放热端、第三换热器10的放热端的温度依次增大，从而与一段液相催化预加氢步骤、二段气相催化预加氢步骤、三段主催化加氢反应步骤所需的温度依次增大相对应。

优选的，所述列管式固定床反应器2设置有两个，两个所述列管式固定床反应器2并联布置于所述第一输料管a与所述第二输料管b之间；此时两个所述列管式固定床反应器2中的换热管并联布置于所述第一换热器8与所述第二换热器9之间。

优选的，所述列管式固定床反应器2的进料端设置于其顶部，所述列管式固定床反应器2的出料端设置于其底部。

本实用新型的实施例采用分析一段和二段加氢生成油中的双烯值及溴值来验证本实用新型工艺的低温加氢效果；采用分析一段加氢反应器进出口压降来考察本实用新型工艺的抗结焦能力；采用分析三段出口产品总硫，氮和芳烃饱和率来验证本实用新型工艺的加氢精制效果。

本实用新型所用加氢催化剂物性见表1

表1：

实施例1：

原料为焦化粗苯，其所含组成及质量分数如下：总芳烃93.1％，双烯值2.5gi/100g，溴值14.9gbr/100g，总硫2567mg/kg，总氮含量为589mg/kg。其加氢反应条件为：一段加氢反应温度80℃，压力2.0mpa，空速1.0h^-1，氢油比为400:1；二段加氢反应温度190℃，压力4.0mpa，空速1.0h^-1，氢油比600：1；三段加氢反应温度270℃，压力3.0mpa，空速1.0h^-1，氢油比600:1。加氢反应连续运行120天后，其结果见表2。

表2实施例1加氢反应结果

实施例2：

原料为焦化粗苯，其所含组成及质量分数如下：总芳烃63.1％，双烯值10.5gi/100g，溴值79.4gbr/100g，总硫3567mg/kg，总氮含量为889mg/kg。其加氢反应条件为：一段加氢反应温度130℃，压力4.0mpa，空速0.5h^-1，氢油比为800:1；二段加氢反应温度220℃，压力2.0mpa，空速1.5h^-1，氢油比800：1；三段加氢反应温度310℃，压力2.0mpa，空速0.5h^-1，氢油比300:1。加氢反应连续运行120天后，其结果见表3。

表3实施例2加氢反应结果

实施例3：

原料为焦化粗苯掺混其他料，其所含组成及质量分数如下：总芳烃53.1％，双烯值12gi/100g，溴值51.4gbr/100g，总硫5567mg/kg，总氮含量为789mg/kg。其加氢反应条件为：一段加氢反应温度150℃，压力3.0mpa，空速2.0h^-1，氢油比为600:1；二段加氢反应温度170℃，压力3.0mpa，空速2.0h^-1，氢油比400：1；三段加氢反应温度350℃，压力4.0mpa，空速2.0h^-1，氢油比450:1。加氢反应连续运行120天后，其结果见表4。

表4实施例3加氢反应结果

从上3个实施例可知，经过120天连续运行，一段加氢反应器进出口压降基本保持在10kpa以下，各反应器内基本无结焦物生成。经过一段液相加氢粗苯或掺混料中的双烯烃将至0.5gi/100g左右，在低温下将最易结焦的双烯烃基本脱除干净，经过二段加氢后较难的双烯烃也脱除完全，有效解决了双烯烃或其他活泼烃在高温下易结焦的问题，此外经过前两段加氢，单烯烃也得到50％左右的饱和，减轻了三段加氢的负担，较好的保证主加氢催化剂的使用寿命。上述结果表明本实用新型所提供的液相列管式固定床预加氢工艺能很好的解决粗苯原料劣质化情况下，加氢过程管道和反应器不结焦问题。三段加氢后粗苯中总硫、氮均在0.5mg/kg左右，且芳烃饱和较低。

以上所述本实用新型的具体实施方式，并不构成对本实用新型保护范围的限定。任何根据本实用新型的技术构思所做出的各种其他相应的改变与变形，均应包含在本实用新型权利要求的保护范围内。