换热冷却至145°C，再经由管道8进入空冷器E2,进 一步冷凝冷却至约50°C后，经由管道9进入冷高压分离器D1。
[0101] 在冷高压分离器D1中油气分离，罐顶富含氨气的油气S10经缓冲罐D2补充新氨H2 后进入循环氨压缩机K1，由压缩机加压后经由管道12送往换热器E3,与来自热高压分离器 油气S7换热加热至14(TC后，经由管道13进入加热炉对流段预热，再经管道14与航煤原料 S29在换热器E1前混合。
[0102] 由热高压分离器D4及冷高压分离器D1底部分离出来的高溫反应产物S31及S32,经 换热器E4与来自分馈塔C1底部的精制航煤S22换热预热至22%~后，送入分馈塔C1。
[0103] (2)分馈塔部分
[0104] 经预热后的反后产物S16进入分馈塔C1的中部，分馈塔C1操作压力为0.22MPa。在 分馈塔C1内，富含氨气、硫化氨的油气S17由塔顶蒸出，经空冷器E7、水冷器E8冷凝冷却至约 40°C后，经管道18进入回流罐D3,溶解在油中的氨气、硫化氨和少量轻质油的酸性气S19从 罐顶部分离出来，经管道19送出装置，少量轻质油S20经管道20定期送出装置。余下物料S21 全部经由管道21作为回流打回塔顶。
[0105] 脱除了氨气、硫化氨的精制航煤S22由塔底采出，先经换热器E4与塔进料换热冷却 至175°C，然后经换热器E9与原料进一步换热冷却至84°C，最后再经空冷器E5、水冷器E6冷 却至45°CW下，作为精制航煤产品送出界区。分馈塔C1塔底热量由重沸炉F2提供。
[0106] 为确保航煤产品质量，在航煤产品线上设置了吸附脱硫罐R2,所述吸附脱硫罐R2 与所述水冷器E6连接。
[0107] 表2中给出了该工艺中各冷换设备的热负荷数据。
[0108] 表2.冷换系统热负荷汇总表化W)
[0109]
[0110] 实施例3
[0111] 采用炉后混氨流程时包括w下工序(见附图3)
[0112] (1)反应部分
[0113] 航煤原料经加压后，先经换热器E1与反应产物换热后，进入原料加热炉F1加热，再 与循环氨混合，进入航煤脱硫醇反应器R1。
[0114] 在航煤脱硫醇反应器R1内发生加氨反应，燃料油中的硫、氧、氮等非控类化合物被 有效地脱除，同时部分締控、芳控被加氨饱和。
[0115] 反应产物从航煤脱硫醇反应器R1底部出来，先经换热器E1与原料换热后，再进入 热高压分离器D4,热高压分离器D4中闪蒸出来的富含氨气的汽相先经换热器E3与循环氨换 热，再进入空冷器E2进一步冷凝冷却至约50°C后，进入冷高压分离器D1。
[0116] 在冷高压分离器D1中油气分离，罐顶富含氨气的油气经缓冲罐D2补充新氨后进入 循环氨压缩机K1，由压缩机加压送往换热器E3与来自热高压分离器油气换热后，进入加热 炉对流段预热，在航煤脱硫醇反应器R1入口与原料油混合后进入航煤脱硫醇反应器R1。
[0117] 由热高压分离器D4及冷高压分离器D1底部分离出来的高溫反应产物，经换热器E4 与来自分馈塔C1底部的精制航煤换热后，送入分馈塔C1。
[011引（2)分馈塔部分
[0119] 来自冷高压分离器D1、热高压分离器D4底部排出的高溫加氨油，经换热器E4预热 后进入分馈塔C1。
[0120] 在分馈塔C1内，溶解在油中的富含氨气、硫化氨的酸性气由塔顶分离出来，由塔底 得到精制航煤。塔底热量由重沸炉F2提供。塔底精制航煤先经换热器E4与塔进料换热，再经 空冷器E5、水冷器E6冷却至45°C W下，作为精制航煤产品送出界区。
[0121] 为确保航煤产品质量，在航煤产品线上设置了吸附脱硫罐R2。
[0122] 实施例4
[0123] 采用炉前混氨流程时包括W下工序(见附图4)
[0124] (1)反应部分
[0125] 航煤原料经加压并与循环氨混合，先经换热器E1与反应产物换热后，进入原料加 热炉F1加热，然后进入航煤脱硫醇反应器R1。
[0126] 在航煤脱硫醇反应器R1内发生加氨反应，燃料油中的硫、氧、氮等非控类化合物被 有效地脱除，同时部分締控、芳控被加氨饱和。
[0127] 反应产物从航煤脱硫醇反应器R1底部出来，先经换热器E1与原料换热后，再进入 热高压分离器D4,热高压分离器D4中闪蒸出来的富含氨气的汽相先经换热器E3与循环氨换 热，再进入空冷器E2进一步冷凝冷却至约50°C后，进入冷高压分离器D1。
[0128] 在冷高压分离器D1中油气分离，罐顶富含氨气的油气经缓冲罐D2补充新氨后进入 循环氨压缩机K1，由压缩机加压送往换热器E3与来自热高压分离器油气换热后，进入加热 炉对流段预热，然后与原料油混合后进入换热器E1与反应产物换热。
[0129] 由热高压分离器D4及冷高压分离器D1底部分离出来的高溫反应产物，经换热器E4 与来自分馈塔C1底部的精制航煤换热后，送入分馈塔C1。
[0130] (2)分馈塔部分
[0131 ]分馈塔部分与炉后混氨流程相同。
[0132] 对比例1
[0133] 本对比例采用常规炉后混氨冷高分工艺，工艺流程参见附图7。
[0134] (1)反应部分
[01巧]经加压后的航煤原料S1(40°C，166吨/小时），先经换热器E1与反应产物S5换热至 24rC后，经由管线2进入原料加热炉F1加热至约273.5Γ，再与循环氨S11混合后，经由管道 4进入航煤脱硫醇反应器R1。
[0136] 航煤脱硫醇反应器R1操作条件为2.0MPa，260°C，在航煤脱硫醇反应器R1内发生加 氨反应，燃料油中的硫、氧、氮等非控类化合物被有效地脱除，同时部分締控、芳控被加氨饱 和。
[0137] 反应产物S5溫度26rC，从航煤脱硫醇反应器R1底部出来，先经换热器E1与原料换 热冷却至85.7°C后，再经空冷器E2、水冷器E3冷凝冷却至50°C后，由管线7进入冷高压分离 器D1，冷高压分离器D1中闪蒸出来的富含氨气的汽相S8经由管道8进入缓冲罐D2。
[0138] 富含氨气的油气S8经缓冲罐D2补充新氨H2后进入循环氨压缩机K1，由压缩机加压 后经由管道10送往加热炉对流段预热，在航煤脱硫醇反应器R1入口与原料油S3混合后，经 由管道4进入航煤脱硫醇反应器R1。
[0139] 由冷高压分离器D1底部分离出来的反应产物S12(50°C)，经换热器E4与来自分馈 塔C1底部的精制航煤S19换热预热至22(TC后，送入分馈塔C1。
[0140] (2)分馈塔部分
[0141] 经预热后的反后产物S13进入分馈塔C1的中部，分馈塔C1操作压力为0.22MPa。在 分馈塔C1内，富含氨气、硫化氨的油气S14由塔顶蒸出，经空冷器E7、水冷器E8冷凝冷却至约 40°C后，经管道15进入回流罐D3,溶解在油中的氨气、硫化氨和少量轻质油的酸性气S16从 罐顶部分离出来，经管道16送出装置，少量轻质油S17经管道17定期送出装置。余下物料S18 全部经由管道18作为回流打回塔顶。
[0142] 脱除了氨气、硫化氨的精制航煤S19由塔底采出，先经换热器E4与塔进料换热冷却 至82°C，再经空冷器E5、水冷器E6冷却至45°CW下，作为精制航煤产品送出界区。分馈塔C1 塔底热量由重沸炉F2提供。
[0143] 为确保航煤产品质量，在航煤产品线上设置了吸附脱硫罐R2。
[0144] 表3中给出了该工艺中各冷换设备的热负荷数据。
[0145] 表3.冷换系统热负荷汇总表化W)
[0146]
[0147] 对比例2
[0148] 本对比例采用常规炉前混氨冷高分工艺，工艺流程参见附图8。
[0149] 与对比例1不同之处在于：循环氨S11不是在加热炉F1后与航煤原料混合，而是在 换热器E1入口经由管道11与航煤原料S1混合。混合后的油气混合物S4经由管道4进入换热 器E1与反应产物S5换热。
[0150] 混氨后换热器E1的换热效率有所提高，加热炉F1的物料出口溫度得W降低（出口 溫度260 C) 〇
[0151] 表4中给出了该工艺中各冷换设备的热负荷数据。
[0152] 表4.冷换系统热负荷汇总表化W)
[0153]
[0154] 从W上各实例中可W看出，本发明提出的改进工艺的能源消耗明显低于W往的常 规工艺，而各工艺中采用炉前混氨的能源消耗要普遍低于各相应的炉后混氨工艺。表5中列 出了各种工艺下的的热负荷比较数据。
[0155] 表5各种工艺热负荷比较
[0156]
[0157] 总之，通过W上实施例与对比例的对比，采用本发明提出的热高压分离器加冷高 压分离器的热高压分离器航煤加氨工艺流程后，一方面可使反应系统的冷却负荷降低了 85% W上，另一方面高溫热反应产物使得分馈塔进料溫度得到了一定的提高，从而导致分 馈塔再沸器热负荷降低了约25%。而热高压分离器闪蒸出的汽相与循环氨或新氨的换热