催化重整预加氢反应产物的二级冷凝分离方法及装置制造方法
【专利摘要】本发明涉及催化重整预加氢反应产物的二级冷凝分离方法及装置，特别涉及重整预加氢反应部分的氢气二级冷凝分离流程。主要包括以下步骤：预加氢反应部分得到的产物首先进入一级高压分离罐进行气液分离，气相经过换热冷却后进入二级高压分离罐进一步冷凝分离氢气，液相经过降压后进入低压分离罐；一级高压分离罐的气相进入二级高压分离罐进行气液分离，气相作为循环氢返回预加氢反应部分或作为装置产氢并入氢气管网外送，液相经过换热后与一低分罐液相混合进入后续加工流程。本发明适用于催化重整预加氢产物的气液分离，在不影响循环氢纯度、低分油收率情况下，避免了一级高压分离罐液相的冷却，显著降低装置后续分馏系统的能耗；同时一级高压分离罐气相流量明显减小，极大地降低了产物分离部分的冷却负荷。
【专利说明】催化重整预加氢反应产物的二级冷凝分离方法及装置
【技术领域】
[0001]本发明属于炼油工艺过程重整预加氢反应产物分离【技术领域】，特别涉及催化重整预加氢产物氢气分离的二级冷凝分离方法。
【背景技术】
[0002]催化重整工艺是炼油和石化工业中的重要加工过程，主要用来生产高辛烷值汽油或高芳烃含量汽油。催化重整过程催化剂对原料要求较为苛刻，因此重整工艺中需要通过预加氢、预分馏过程将原料中的杂质(S、N、As)去除并将轻组分分离(即拔头)。在预加氢反应流程中，产物离开反应器的温度为280~300°C，与进料换热后温度仍高达95~140°C，压力为1.8~2.6MPa，此时的汽油处于气液两相状态，为了分离出产物中的氢气以循环使用或外送，目前大多数装置在生产或设计中采用将产物空冷、水冷，使温度降低到40°C以下再进行气液分离。上述流程得到的精制油温度降低到了 40°C以下，而后续的加工过程(汽提或分馏)又需要将精制油温度升高到其泡点温度(140~180°C)，如此的重复冷却-加热过程不仅消耗了大量的冷却负荷，也加大了下游流程的加热能耗。
[0003]目前，气液冷凝冷却分离方法中采用二级或多级冷凝分离方法具有明显节能优势，例如炼油工艺中常压塔顶油气和催化裂化主分馏塔顶油气的冷凝冷却分离均采用二级冷凝分离方法。
[0004]本发明根据催化重整预加氢反应部分的工艺特点，在温度介于150~300°C、压力介于1.8~3.0MPa的石脑油馏分和氢气进行分离时，采用二级或多级冷凝冷却分离避免精制油的重复冷却-加热，将热能(温度)和压力能分别进行回收。二级或多级冷凝冷却分离流程减小冷却负荷和下游处理的加热负荷，可以显著降低过程能耗，具有更明显的节能特点。
`[0005]本发明为解决催化重整预加氢反应部分精制油的重复冷却-加热问题，采用二级(多级)冷凝冷却分离方法将预加氢产物预先分离出需冷却物流和不需冷却物流，不需冷却物流——一级高压分离罐油直接进入低压分离罐进行热量回收，充分降低冷凝和下游加热的能耗；需冷却物流——一级高压分离罐气直接进入二级高压分离罐进行压力回收，避免氢气重复降压和升压过程；二级高压分离罐液相通过与一级高压分离罐气相换热进一步提高温度后，与低压分离罐液相混合后温度为90~130°C，大大降低了下游分离部分的加热能耗。
【发明内容】
[0006]本发明的目的通过本发明方法实现，即本发明提供了一种基于二级冷凝分离方法的催化重整预加氢产物分离方法，涉及下述方案:
方案1、一种基于二级冷凝分离方法的催化重整预加氢产物分离方法，其包括:
在预加氢工段中，采用二级冷凝分离步骤；
在预加氢工段中，采用二级高压分离罐进一步冷凝分离一级高压分离罐分离出的气相。
[0007]方案2、根据方案I所述方法，其中，用于催化重整预加氢分离方法的二级冷凝分离步骤包括预加氢反应产物(主要为石油烃类，馏程45~190°C之间)进入一级高压分离罐进行一次气液分离；一级高压分离罐分离出的气相(一般主要包括氢气和Cl~CS的轻烃)经过冷却后，进入二级高压分离罐进行二次的气液分离，一级高压分离罐分离出的液相(一般主要包括C5~C12的烃类)经过降压后进入低压分离罐；二级高压分离罐液相与低压分离罐液相(一般主要包括C5~C12的烃类)合并后进入下游分离部分。
[0008]方案3、根据前述方案任一项所述方法，其中预加氢反应产物与预加氢进料换热后不经冷却直接进入一级高压分离罐进行气液分离。 [0009]方案4、根据前述方案任一项所述方法，其中产物进入一级高压分离罐的温度为80~160°C之间，压力为1.3~2.8MPa之间。
[0010]方案5、根据前述方案任一项所述方法，其中一级高压分离罐分离出的气相经过冷却后进入二级高压分离罐进一步冷凝分离气相，冷却温度为30~50°C，压力为1.2~2.6MPa0
[0011]方案6、根据前述方案任一项所述方法，其中一级高压分离罐分离出的液相经过降压后进入低压分离罐，低压分离罐压力为0.9~1.6MPa。
[0012]方案7、根据前述方案任一项所述方法，其中二级高压分离罐液相经过换热后与低压分离油混合进入下游分离部分，其中分离部分例如汽提和分馏部分。
[0013]方案8、根据前述方案任一项所述方法，其中二级高压分离罐气相作为循环氢经过脱硫或直接返回预加氢反应部分或者作为装置产氢被输出。
[0014]方案9、根据前述方案任一项所述方法，其中包括:一级高压分离罐油通过液力透平或限流阀降压后进入低压分离罐。
[0015]方案10、根据前述方案任一项所述方法，其中该流程的冷却负荷是一级高压分离罐的气相物流，气相物流与二级高压分离罐液相或循环氢换热后经过空冷进一步冷却进入二级高压分离罐。
[0016]方案11、根据前述方案任一项所述方法，其中在一级高压分离罐气相进入二级高压分离罐的冷却之前经过换热步骤。
[0017]方案12、催化重整预加氢装置，其中包括二级冷凝分离设备，例如一级高压分离罐、二级高压分离罐、低压分离罐。
[0018]方案13、根据方案12的装置,其用于实施方案I~11任一项的方法。
[0019]根据本发明另一种具体实施方案，其适合于固定床半再生重整、循环再生重整以及连续重整等工艺装置的预加氢反应气液分离过程，预加氢反应压力为1.8~3.0MPa，反应温度为200~300°C。预加氢反应流程采用先拔头后加氢的前分懼流程或先加氢后拔头的后分馏流程，分馏部分采用汽提分馏单塔或双塔流程。
[0020]根据本发明另一种具体实施方案，其中催化重整预加氢反应部分的氢气流程为循环氢加补充氢的循环氢流程，或重整产氢一次通过预加氢反应部分的氢气流程，二级高压分罐压力决定了气液分离部分分离出氢气压力大小。
[0021]根据本发明另一种具体实施方案，将经过与进料换热的预加氢产物直接进入加设的一级高压分离罐，分离罐温度在80~160°C之间，此时的预加氢产物处于气液两相状态；将一级高压分离罐气相(包含汽油气相和氢气)引出，经过换热、空冷冷却到40°C以下后进入二级高压分离罐分相，二级高压分离罐气相为纯度较高(90%~99%)的循环氢或外送氢气，二级高压分离罐液相作为下游进料；一级高压分离罐液相经过减压后进入低压分离罐，压力为0.9~1.6MPa，一级低压分离油与二高压分离罐油合并进入下游分馏系统，一级低压分离气经过加压后与二高压分离罐气混合作为循环氢或外送氢气。
[0022]根据本发明另一种具体实施方案，气相返回预加氢反应部分(对于氢气循环流程)或者作为装置产氢(对于重整产氢一次通过预加氢流程)被送出。
[0023]根据本发明另一种具体实施方案，所述预加氢反应压力为1.8~3.0MPa，反应温度为200~300°C。
[0024]根据本发明另一种具体实施方案，预加氢反应流程采用先拔头(分馏出较轻组分输出装置)后加氢的前分馏流程或先加氢后拔头的后分馏流程，分馏部分采用汽提分馏单塔或双塔流程。
[0025]根据本发明另一种具体实施方案，催化重整预加氢反应部分的氢气流程为循环氢加补充氢的循环氢流程，或重整产氢一次通过预加氢反应部分的氢气流程，二级高压分罐压力决定了气液分离部分分离出氢气压力大小，例如二级高压分离罐压力1.8^2.3MPa。
【专利附图】
【附图说明】
[0026]附图1是本发明一种二级冷凝分离方法分离预加氢产物工艺过程具体实施方案的示意图。其中，1:预加氢产物；2:预加氢进料；2’:预加氢进料换热器；3:—级高压分离罐；3’:一级高压分离罐分离出的气相；4:低压分离罐；5:二级高压分离罐；5’:二级高压分离罐分离出的气相；6:—级高压分离罐液相；7:二级高压分离罐液相；8:低压分离罐液相；9:低压分离罐气相；10:空冷；11:二级高压分离罐分离出的气相(氢气)与低压分离罐气相(氢气)合并气体。`
【具体实施方式】
[0027]以下结合实施例来进一步解释本发明，但实施例并不对本发明做任何形式的限定。
[0028]实施例1
本实施例以炼油厂100万吨/年连续重整装置为例，具体说明本发明二级冷凝分离方法。
[0029]此装置采用UOP同轴连续重整工艺，预加氢部分为先加氢后分馏流程，分馏部分采用先汽提后分馏的工艺，汽提塔进料温度158°C，压力为1.1MPa0重整预加氢反应器产物冷凝后组成为:循环氢流量，5679.5kg/h ;液相流量，133372.9kg/h，液相蒸馏数据如表1所
/Jn ο
[0030]表1重整预加氢产物液相的蒸馏数据
恩氏蒸馆 I初馆点 |5% 110? 130? 150? 170% 190? 195? |干点
温度，V K4.0 K7.4 |54.4 |57.8 |l03.5 |?22.0 |?46.2 |l71.0 |?89.0
原流程采用一次冷凝分馏流程，重整预加氢反应产物与预加氢进料换热后温度为
119°C，压力为1.9 MPa，空冷冷却到40°C进入分离罐进行汽液分离，其冷却物流流量为
139052.4 kg/h，经模拟计算，其冷却负荷为:7.96 X IO6 kcal/h，液相温度为40°C，下游需将液相换热升温到150°C进入分馏塔，共需加热负荷8.23 X IO6 kcal/h。
[0031]本发明将换热后的预加氢反应产物直接进入一级高压分离罐，压力为2.0MPaJ^度为119°C，此时一级高压分离罐气相物流流量为:25471.0kg/h，与二级高压分离罐液相换热后温度104°C，经空冷冷却到40°C，其冷负荷为2.40X 106kcal/h。一级高压分离罐液相经过节流，压力降至1.4MPa进入低压分离罐，低压分离罐气相流量为:320.9kg/h，与二级高压分离罐气相混合后，氢气纯度为94.77%，低压分离罐液相(流量为113259.8kg/h)与二级高压分离罐液相(流量为18123.8kg/h)混合后温度为117°C，降低后续加热负荷:5.47 X IO6 kcal/h。经过二级冷凝分离方法改造前后氢气纯度对比如表2。
[0032]表2改造前后氢气纯度对比
【权利要求】
1.一种基于二级冷凝分离方法的催化重整预加氢产物分离方法，其包括: 在预加氢工段中，采用二级冷凝分离步骤； 在预加氢工段中，采用二级高压分离罐进一步冷凝分离一级高压分离罐分离出的气相。
2.根据权利要求1所述方法，其中，用于催化重整预加氢分离方法的二级冷凝分离步骤包括预加氢反应产物进入一级高压分离罐进行一次气液分离；一级高压分离罐分离出的气相经过冷却后，进入二级高压分离罐进行二次的气液分离，一级高压分离罐分离出的液相经过降压后进入低压分离罐；二级高压分离罐液相与低压分离罐液相合并后进入下游分离部分。
3.根据前述权利要求任一项所述方法，其中预加氢反应产物与预加氢进料换热后不经冷却直接进入一级高压分离罐进行气液分离。
4.根据前述权利要求任一项所述方法，其中产物进入一级高压分离罐的温度为80~160°C之间，压力为1.3~2.8MPa之间。
5.根据前述权利要求任一项所述方法，其中一级高压分离罐分离出的气相经过冷却后进入二级高压分离罐进一步冷凝分离气相，冷却温度为30~50°C，压力为1.2~2.6MPa。
6.根据前述权利要求任一项所述方法，其中一级高压分离罐分离出的液相经过降压后进入低压分离罐，低压分离罐压力为0.9~1.6MPa。
7.根据前述权利要求任一项所述方法，其中二级高压分离罐液相经过换热后与低压分离油混合进入下游分离部`分，其中分离部分例如汽提和分馏部分。
8.根据前述权利要求任一项所述方法，其中二级高压分离罐气相作为循环氢经过脱硫或直接返回预加氢反应部分或者作为装置产氢被输出。
9.根据前述权利要求任一项所述方法，其中包括:一级高压分离罐油通过液力透平或限流阀降压后进入低压分离罐。
10.根据前述权利要求任一项所述方法，其中该流程的冷却负荷是一级高压分离罐的气相物流，气相物流与二级高压分离罐液相或循环氢换热后经过空冷进一步冷却进入二级闻压分尚罐。
11.根据前述权利要求任一项所述方法，其中在一级高压分离罐气相进入二级高压分离罐的冷却之前经过换热步骤。
12.催化重整预加氢装置，其中包括二级冷凝分离设备，例如一级高压分离罐、二级高压分离罐、低压分离罐。
13.根据权利要求12的装置，其用于实施权利要求1~11任一项的方法。
【文档编号】C10G31/06GK103725313SQ201210381799
【公开日】2014年4月16日 申请日期:2012年10月10日 优先权日:2012年10月10日
【发明者】田涛, 陈清林, 王北星, 张冰剑, 胡鹏飞, 叶剑云, 王跃 申请人:中国石油化工集团公司, 中国石化咨询公司, 中山大学