硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统的制作方法

本实用新型涉及一种硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统，该系统采用煤焦油加氢装置降低硫化氢气体排放量，减少或杜绝剧毒物二甲基二硫(DMDS)的用量，具有良好的经济效益。

背景技术：

煤焦油加氢装置正常操作时，反应系统循环氢中硫化氢浓度控制不小于300ppm。加氢装置所用催化剂的活性金属组分在硫化态时活性最高，因此催化剂在正常使用时是以硫化态形式存在的。使用过程中催化剂上形成硫化物的硫元素与循环氢中的硫化氢达到平衡，保证了催化剂上高价位金属硫化物形态。当循环氢中硫化氢含量过低(小于300ppm)时，这种平衡被打破，氢将催化剂上的金属硫化物还原成低价位金属，甚至还原成单质金属，催化剂活性丧失。为了避免金属硫化物被氢还原，要求反应系统循环氢中硫化氢浓度控制不小于300ppm。

由于煤焦油有其特殊特点，与高硫原油不同，煤焦油组成中硫少氮多，一般情况下氮含量是硫含量的3～5倍。煤焦油经加氢后硫氮转化为硫化氢(H₂S)和氨(NH₃)，在加氢产物冷却过程中二者反应生成硫化铵或硫氢铵，易堵塞管道，所以需注水溶解氨盐。由于氨多硫化氢少，且氨易溶于水，基本上循环氢中硫化氢、氨、铵盐等全部溶于水或油相，导致循环氢中硫化氢含量极低，造成催化剂还原，所以煤焦油加氢过程中需要补硫。现有技术的硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统，具体的流程结构图见图1所示：该系统加热炉3’、与除盐水连接的注水罐4’、精制进料缓冲罐6’、加氢精制反应器8’、精制热高分罐9’、精制冷高分罐10’、裂化进料缓冲罐11’、热低分罐15’、冷低分罐16’、脱硫化氢汽提塔(稳定塔)17’、分馏塔1’8、精制冷高分罐10’、裂化进料缓冲罐11、加氢裂化反应器12’、裂化热高分罐13’、裂化冷高分罐14’；所述的注水罐4’通过管道分别与精制热高分罐9’和裂化热高分罐13’连接；所述的裂化热高分罐13’分别通过管道与裂化冷高分罐14和热低分罐15’连接；所述的精制热高分罐9通过管道分别与精制冷高分罐10’和热低分罐15’连接；所述的裂化冷高分罐14’分别通过管道与加热炉3’和冷低分罐16’连接，且与加热炉连接的管道上设置有循环氢压缩机19’；所述的加热炉通过管路与加氢裂化反应器12’连接、且加热炉通过管路还连接有与新氢源连通的新氢压缩机20’，所述的热炉3’通过管道还连接有注硫罐1’，注硫罐的一端设置有供硫化剂进入的进料管、另一端通过注硫泵2’与加热炉连接；所述的热低分罐15’与精制冷高分罐10’分别通过管道与冷低分罐16’连接；所述的冷低分罐16’通过管路与脱硫化氢汽提塔17’连接，冷低分罐16’上端设置有低分气体排出管路；所述的脱硫化氢汽提塔17’上端设置有塔顶气出口管，塔底部设置有与分馏塔18’中部连接的管路，所述的制进料缓冲罐6’的侧壁设置有与料源连接的管路；所述的加氢裂化反应器12’的底部通过管路与裂化热高分罐13’连接，所述的加氢裂化反应器12’的上端通过管路与裂化进料缓冲罐11’连接，裂化进料缓冲罐11’的进料端与裂化进料源连接；在精制进料缓冲罐6’与加氢精制反应器8’连接的管路上设置有加氢精制进料泵7’作为管路中介质流动的动力源；在注水罐与裂化热高分罐连接的管路(管道)上设置有注水泵5’作为管路中介质流动的动力源；在裂化进料缓冲罐与加氢裂化反应器连接的管路上设置有加氢裂化进料泵21’作为管路中介质流动的动力源。

如果按照上述图1的工艺路线，按每吨煤焦油对应3000Nm³/h循环氢，根据300ppm含量计算，需二甲基二硫(DMDS)1.89kg，按一年15万吨产品油规模，一年需二甲基二硫(DMDS)283.5吨，二甲基二硫单价17000元/吨，一年注硫剂运行费用482万元。

为了降低运行费用，煤焦油加氢行业尝试各种方法，尚无有效措施。主要方法如下：

(1)采用二硫化碳(CS₂)代替二甲基二硫(DMDS)，由于二硫化碳售价较低，约5000元/吨，可有效降低成本；但二硫化碳沸点为46.5℃，易气化，导致人员中毒。

(2)采用液态硫磺代替二甲基二硫(DMDS)，但这必须要求有硫磺回收装置或外采硫磺，由于液态硫磺易凝固堵塞管道，所以较少采用。

(3)通过将酸性水汽提分离硫化氢，硫化氢经干燥后提压补至新氢压缩机入口，从而实现补硫。但是本工艺需要新氢压缩机可抗硫化氢腐蚀，已建煤焦油加氢工厂基本不具备此条件；新建可考虑实施，但流程较长，投资相对较大。

鉴于各种补硫工艺的缺点，有必要开发一种新型工艺，关键在于回收硫化氢，且操作方便，可有效降低运行成本。

技术实现要素：

本实用新型针对现有技术的上述不足，提供一种采用油溶硫化氢做注硫剂、成本低、就地取材、充分利用装置现有资源的硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统。

为了解决上述技术问题，本实用新型采用的技术方案为：一种硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统，该系统包括加热炉、与除盐水连接的注水罐、精制进料缓冲罐、加氢精制反应器、精制热高分罐、精制冷高分罐、裂化进料缓冲罐、热低分罐、冷低分罐、脱硫化氢汽提塔(稳定塔)、分馏塔、精制冷高分罐、裂化进料缓冲罐、加氢裂化反应器、裂化热高分罐、裂化冷高分罐；

所述的注水罐通过管道分别与精制热高分罐和裂化热高分罐连接；所述的裂化热高分罐分别通过管道与裂化冷高分罐和热低分罐连接；所述的精制热高分罐通过管道分别与精制冷高分罐和热低分罐连接；所述的裂化冷高分罐分别通过管道与加热炉和冷低分罐连接，且与加热炉连接的管道上设置有循环氢压缩机；所述的加热炉通过管路与加氢裂化反应器连接、且加热炉通过管路还连接有与新氢源连通的新氢压缩机；所述的热低分罐与精制冷高分罐分别通过管道与冷低分罐连接；所述的冷低分罐通过管路与脱硫化氢汽提塔连接，冷低分罐上端设置有低分气体排出管路；所述的脱硫化氢汽提塔上端设置有塔顶气出口管，靠近塔顶的侧壁设置有与精制进料缓冲罐连通的管路，塔底部设置有与分馏塔中部连接的管路，所述的精制进料缓冲罐的侧壁设置有与料源连接的管路、精制进料缓冲罐的底部通过管路与加氢精制反应器；所述的加氢裂化反应器的底部通过管路与裂化热高分罐连接，所述的加氢裂化反应器的上端通过管路与裂化进料缓冲罐连接，裂化进料缓冲罐的进料端与裂化进料源连接。

采用上述结构，不需要外加硫化胶、注硫罐、注硫泵等设备；加氢反应产物经冷却后，送至脱硫化氢汽提塔中脱除硫化氢，然后进分馏塔分馏得到产品石脑油组分和柴油组分。在脱硫化氢汽提塔操作过程中，塔底物料不含硫化氢，硫化氢在塔顶部富集，塔顶回流气相作为含硫燃料气外送脱硫(塔顶气)，而塔顶的轻油相则会溶解有大量硫化氢，含量高达7500ppm；因此，本实用创造性的在脱硫化氢汽提塔轻油汇集处与精制进料缓冲罐直接设置了一根连通管路，则就可以将塔顶轻油部分回注至加氢装置的精制进料缓冲罐内与原料充分混合，即原料中含有大量硫化氢，即可实现有效补充注硫剂；无需外部添加硫化剂；如果按每吨煤焦油对应3000Nm³/h循环氢，根据300ppm含量计算，需要回注汽提塔塔顶轻油0.16吨(相对每吨原料)即可满足要求，此外，脱硫化氢汽提塔塔顶轻油回注，还能起到稀释原料油的作用，缓和加氢反应。

与其它注硫方案相比，本实用结构简单、可行高，只需要充分利用装置现有设备和物料，不需要额外增加设备，利用煤焦油组成中自有的硫进行补充，简单可行，方便装置改造。即在原有的工艺流程中，从脱硫化氢汽提塔塔顶回流泵出口增设一条跨线接至原料缓冲罐入口，二者充分混合，再通过加氢精制进料泵送至反应系统，可保证催化剂的安全运行。因此，本工艺方法针对15万吨/年煤焦油加氢，节省了482万元/年，经济效益很好。另外，本发明与其它现有额外注入硫化剂的方案相比，有效减少了硫化氢的排放，降低了硫化氢的处理费用，具有一定的环保效益。

作为优选，本实用所述的脱硫化氢汽提塔与精制进料缓冲罐连通的管路的高度高于精制进料缓冲罐与料源连接的管路的高度；采用该结构可以使得脱硫化氢汽提塔塔顶轻油回注后与原料充分混合接触、稀释原料油，缓和加氢反应。

作为优选，本实用所述的脱硫化氢汽提塔上、与精制进料缓冲罐连通的管路的接口位于脱硫化氢汽提塔塔顶轻油汇集处；采用该结构可以保证塔顶轻油充分回注到精制进料缓冲罐内，起到补硫和稀释原料油的作用。

附图说明

附图1现有技术硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统的结构示意图。

附图2本实用新型硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统结构示意图。

具体实施方式

下面结合附图进一步详细描述本实用新型，但本实用新型不仅仅局限于以下实施例。

如附图2所示，本实用新型采用的技术方案为：一种硫化氢回收补硫的煤焦油加氢系统，该系统包括

加热炉3、与除盐水连接的注水罐4、精制进料缓冲罐6、加氢精制反应器8、精制热高分罐9、精制冷高分罐10、裂化进料缓冲罐11、热低分罐15、冷低分罐16、脱硫化氢汽提塔(稳定塔)17、分馏塔18、精制冷高分罐、裂化进料缓冲罐11、加氢裂化反应器12、裂化热高分罐13、裂化冷高分罐14；

所述的注水罐4通过管道分别与精制热高分罐9和裂化热高分罐13连接；

所述的裂化热高分罐13分别通过管道与裂化冷高分罐14和热低分罐15连接；

所述的精制热高分罐9通过管道分别与精制冷高分罐10和热低分罐15连接；

所述的裂化冷高分罐14分别通过管道与加热炉3和冷低分罐16连接，且与加热炉连接的管道上设置有循环氢压缩机；所述的加热炉通过管路与加氢裂化反应器12连接、且加热炉通过管路还连接有与新氢源连通的新氢压缩机；

所述的热低分罐15与精制冷高分罐10分别通过管道与冷低分罐16连接；

所述的冷低分罐16通过管路与脱硫化氢汽提塔17连接，冷低分罐16上端设置有低分气体排出管路；

所述的脱硫化氢汽提塔17上端设置有塔顶气出口管，靠近塔顶的侧壁设置有与精制进料缓冲罐6连通的管路，塔底部设置有与分馏塔18中部连接的管路，所述的精制进料缓冲罐6的侧壁设置有与料源连接的管路、精制进料缓冲罐的底部通过管路与加氢精制反应器8；

所述的加氢裂化反应器12的底部通过管路与裂化热高分罐13连接，所述的加氢裂化反应器12的上端通过管路与裂化进料缓冲罐11连接，裂化进料缓冲罐11的进料端与裂化进料源连接。

采用上述结构，不需要外加硫化胶、注硫罐、注硫泵等设备；加氢反应产物经冷却后，送至脱硫化氢汽提塔中脱除硫化氢，然后进分馏塔分馏得到产品石脑油组分和柴油组分。在脱硫化氢汽提塔操作过程中，塔底物料不含硫化氢，硫化氢在塔顶部富集，塔顶回流气相作为含硫燃料气外送脱硫(塔顶气)，而塔顶的轻油相则会溶解有大量硫化氢，含量高达7500ppm；因此，本实用创造性的在脱硫化氢汽提塔轻油汇集处与精制进料缓冲罐直接设置了一根连通管路，则就可以将塔顶轻油部分回注至加氢装置的精制进料缓冲罐内与原料充分混合，即原料中含有大量硫化氢，即可实现有效补充注硫剂；无需外部添加硫化剂；如果按每吨煤焦油对应3000Nm³/h循环氢，根据300ppm含量计算，需要回注汽提塔塔顶轻油0.16吨(相对每吨原料)即可满足要求，此外，脱硫化氢汽提塔塔顶轻油回注，还能起到稀释原料油的作用，缓和加氢反应。

与其它注硫方案相比，本实用结构简单、可行高，只需要充分利用装置现有设备和物料，不需要额外增加设备，利用煤焦油组成中自有的硫进行补充，简单可行，方便装置改造。即在原有的工艺流程中，从脱硫化氢汽提塔塔顶回流泵出口增设一条跨线接至原料缓冲罐入口，二者充分混合，再通过加氢精制进料泵送至反应系统，可保证催化剂的安全运行。因此，本工艺方法针对15万吨/年煤焦油加氢，节省了482万元/年，经济效益很好。另外，本发明与其它现有额外注入硫化剂的方案相比，有效减少了硫化氢的排放，降低了硫化氢的处理费用，具有一定的环保效益。

本实用所述的脱硫化氢汽提塔17与精制进料缓冲罐6连通的管路的高度高于精制进料缓冲罐与料源连接的管路的高度；采用该结构可以使得脱硫化氢汽提塔塔顶轻油回注后与原料充分混合接触、稀释原料油，缓和加氢反应。

本实用所述的脱硫化氢汽提塔17上、与精制进料缓冲罐6连通的管路的接口位于脱硫化氢汽提塔塔顶轻油汇集处；采用该结构可以保证塔顶轻油充分回注到精制进料缓冲罐6内，起到补硫和稀释原料油的作用。

本实用新型，在精制进料缓冲罐6与加氢精制反应器8连接的管路上设置有加氢精制进料泵7作为管路中介质流动的动力源；在注水罐与裂化热高分罐连接的管路(管道)上设置有注水泵5作为管路中介质流动的动力源；在裂化进料缓冲罐与加氢裂化反应器连接的管路上设置有加氢裂化进料泵21作为管路中介质流动的动力源。

本实用新型，所述的分馏塔，中间与稳定塔的管道连接，上部设置有石脑油组分出料管、下部设置有未转化的油的出料管、侧壁位于中部靠下设置有柴油组分出料管；本发明的各个设备均为行业的常规设备，管路中的介质走向按照附图箭头所指方向。