全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺及装置的制造方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及到化工装置及工艺，具体指一种全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置 及工艺。
【背景技术】
[0002] 催化汽油具有低硫和高辛烷值的特点，是我国汽油的主要调和组分之一，含硫量 约200?600mg/kg，在生产国三汽油时，一般经过与其它低硫组分调和后即可满足质量要 求。但是在汽油产品质量不断升级的大背景下，特别是汽油开始执行国四、国五标准之后， 催化汽油进行脱硫已势在必行。
[0003] 目前的催化汽油加氢脱硫工艺基本上采用重汽油单独加氢工艺。汽油经过预分 馏，切割成轻、重汽油，重汽油经过加氢脱硫再与轻汽油混合成为最终的精制汽油产品。现 有技术存在辛烷值损失较大、反应器压降上升快、操作周期短的缺点，并且需要对原料进行 碱洗脱硫醇或无碱脱臭，流程长，投资高。
【发明内容】
[0004] 本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种脱硫选择性好、辛烷 值损失小、投资省、能耗低的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺。
[0005] 本发明所要解决的另一个技术问题是提供一种脱硫选择性好、辛烷值损失小、投 资省、能耗低的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置。
[0006] 本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该全馏分催化汽油选择性加氢脱 硫工艺，其特征在于包括下述步骤：
[0007] 原料油和压力为2. 0-3. OMPaG的第一氢气混合后从顶部进入脱二烯烃反应器内， 在脱二烯烃催化剂作用下进行反应；所述脱二烯烃反应器内自上而下间隔设有第一催化剂 床层和第二催化剂床层；控制脱二烯烃反应器的原料入口温度为120_220°C，所述原料油 和第一氢气的混合体积流量比为1:30-70,所述原料油的空速为2-3/小时；在脱二烯烃反 应器的中部补入温度为90-100°C、压力为2-3MPaG的第二氢气，原料油在第一催化剂床层 反应后与补入的第二氢气一起进入第二催化剂床层；所述第二氢气的补入量根据第二催化 剂床层入口温度调节，使第二催化剂床层入口温度比第一催化剂床层出口温度低5-20°C ;
[0008] 从脱二烯烃反应器底部送出的一反产物与温度为150-200°c的第三氢气混合，所 述一反产物与所述第三氢气的体积流量比为1:300-400，换热后送至加氢脱硫反应器内，在 加氢脱硫催化剂作用下进行脱硫和部分烯烃饱和反应；控制加氢脱硫反应器的物料入口温 度为250-350°C，加氢脱硫反应器内物料空速为2-3/小时；在所述加氢脱硫反应器的中部 补入第一股产物油，所述第一股产物油的补入量为原料总量的5-15%
[0009] 从加氢脱硫反应器底部送出的二反产物加热至350_400°C后从顶部送入加氢脱硫 醇反应器，在加氢脱硫醇催化剂作用下进行硫醇氢解反应，控制加氢脱硫醇反应器内物料 空速为2-3/小时；
[0010] 从加氢脱硫醇反应器底部送出的物料回收热量后送至产物分离器进行气、液、油 三相分离，分离出的气相脱烃脱水后送去氢气管道作为循环氢气继续使用，分离出的液相 送去下游污水处理装置，分离出的油相送至汽提塔脱除硫化氢；
[0011] 控制所述汽提塔的塔顶温度为80-120°C，汽提压力为0. 3-0. 4MPaG ;在汽提塔的 塔底得到精制汽油，回收热量后送至下游，在汽提塔的顶部得到的气相进入回流罐进行油、 水、气三相分离，分离出的油相返回汽提塔，分离出的污水送去污水处理装置，分离出的气 相送去催化裂化装置回收汽提塔塔顶气中C3以上的轻烃。
[0012] 较好的，所述脱二烯烃反应器的原料入口温度为130-200°C，所述原料油和第一氢 气的混合体积流量比为1:40-60 ;加氢脱硫反应器的物料入口温度为280-320°C，所述一反 产物与所述第三氢气的体积流量比为1:340-360。
[0013] 能完成上述工艺的装置组合有多种，较好的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装 置，其特征在于包括：
[0014] 与原料油管道依次连接的过滤器和原料油缓冲罐，原料油缓冲罐的底部出口通过 第一泵连接第一换热器的第一通道入口，所述第一换热器的第一通道出口连接第一连接管 道，所述第一连接管道与第一氢气管道相连接后再连接第二换热器的第一通道，第二换热 器的第一通道连接脱二烯烃反应器的物料入口；
[0015] 所述脱二烯烃反应器的物料出口连接出口管道，出口管道与连接第三换热器的第 一通道，所述第三换热器的第一通道出口连接加氢脱硫反应器的物料入口；
[0016] 所述加氢脱硫反应器的物料出口通过加热炉的第一通道连接加氢脱硫醇反应器 的物料入口，所述加氢脱硫醇反应器的物料出口依次连接所述第三换热器的第二通道、所 述第二换热器的第二通道、第四换热器的第二通道和第一冷凝器，然后连接产物分离器的 物料入口；
[0017] 所述产物分离器的气相出口通过第二冷凝器连接旋流分离器，所述旋流分离器的 出口连接循环脱硫塔的物料入口，所述循环脱硫塔的物料出口通过第四氢气管道连接新氢 管道，然后一起进入气液分离器；
[0018] 所述气液分离器的气相出口连接压缩机，压缩机的出口分别连接所述第一氢气管 道、第二氢气管道和第三氢气管道；所述第三氢气管道通过所述加热炉的第二通道连接所 述脱二烯烃反应器的出口管道；所述第二氢气管道连接所述脱二烯烃反应器的中间原料入 P ；
[0019] 所述产物分离器的油相出口通过第二管道连接所述第四换热器的第二通道，然后 进入汽提塔的物料入口；所述产物分离器的油相出口还同时连接第三管道，第三管道通过 第四泵连接所述加氢脱硫反应器的中间原料入口；
[0020] 所述汽提塔的塔顶出口连接回流罐，所述回流罐的气相出口连接催化裂化装置的 吸收稳定系统，所述回流罐的液相出口通过第三泵返回所述汽提塔，所述回流罐的污水出 口连接下游污水处理装置；所述汽提塔的下部设有再沸器，所述再沸器的热源通道连接低 压蒸汽输送管道。
[0021 ] 作为改进，所述循环脱硫塔的塔体内在塔盘的上方和吸收液入口的下方设有液封 盘，液封盘上设有用于供检维修人员进入的缺口；塔体的上封头位置还设有用于安装旋流 管的管板，所述管板与旋流管为可拆卸连接；对应于缺口的位置在塔体上设有人孔；所述 旋流管有多根，旋流管的上端连接在管板上，并且旋流管的上端口伸出管板外露；旋流管的 下端口位于所述液封盘的上方；所述液封盘上还设有用于将液封盘上方的积液导入到塔板 的受液盘上的导流管，所述导流管的出口位于液封盘的下方并对向塔板的受液盘；导流管 的入口位于液封盘的上方，并且导流管的入口高于所述旋流管的出口。
[0022] 与现有技术相比，本发明采用三台反应器串联操作，汽油不经分馏，直接加氢脱 硫，流程短、投资低、操作费用省，并且节能降耗效果突出；与同类技术相比较，汽油产品质 量达到国五标准，在保证汽油加氢脱硫后硫含量> l〇mg/kg指标的同时，可使汽油辛烷值 损失达到非常低的水平，Λ RON > 0. 7单位，具有广阔的应用前景。
【附图说明】
[0023] 图1为本发明实施例示意图；
[0024] 图2为本发明实施例中循环脱硫塔上部的剖视示意图；
[0025] 图3为沿图2中A-A线的剖视图；
[0026] 图4为沿图2中B-B线的剖视图。
【具体实施方式】
[0027] 以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
[0028] 实施例1
[0029] 该全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺包括下述步骤：
[0030] 原料油和压力为2. 0-3. OMPaG的第一氢气混合后从顶部进入脱二烯烃反应器1 内，在脱二烯烃催化剂作用进行反应；脱二烯烃反应器1内自上而下间隔设有第一催化剂 床层和第二催化剂床层，物料在第一催化剂床层反应后与补入的第二氢气一起进入第二催 化剂床层；控制脱二烯烃反应器的原料入口温度为120-220°C，优选130-200°C ;所述原料 油和第一氢气的混合体积流量比为1:30-70,优选1:50 ;所述原料油的空速为2-3/小时； 在脱二烯烃反应器的中部补入温度为90-100°C、压力为2-3MPaG的第二氢气，所述第二氢 气的补入量根据第二催化剂床层的入口温度调节，使第二催化剂床层的入口温度比第一催 化剂床层入口温度低5-20 °C。
[0031] 从脱二烯烃反应器底部送出的一反产物与温度为150-200°C的第三氢气混合，所 述一反产物与所述第三氢气的体积流量比为1:300-400,优选1:350 ;换热后送至加氢脱硫 反应器2内，在加氢脱硫催化剂作用下进行脱硫和部分烯烃饱和反应；控制加氢脱