CN101173190A

CN101173190A - 费托合成油的加工流程

Info

Publication number: CN101173190A
Application number: CNA2007101575839A
Authority: CN
Inventors: 金国干; 金月昶; 李柏; 杜喜研; 康久常; 张晶; 高诚; 周彦文; 任泓; 李含非; 崔云海; 刘金纯; 惠益嘉; 刘洪洋
Original assignee: FUSHUN BRANCH CHINA PETROLEUM GROUP ENGINEERING DESIGN Co Ltd
Current assignee: FUSHUN BRANCH CHINA PETROLEUM GROUP ENGINEERING DESIGN Co Ltd
Priority date: 2007-10-22
Filing date: 2007-10-22
Publication date: 2008-05-07
Anticipated expiration: 2027-10-22
Also published as: CN101173190B

Abstract

本发明是一种费托合成油的加工流程，它包括加氢、低温油洗、脱碳和PSA四部分，合成油经过过滤器和氢气混合经换热进入加氢预精制反应器，再经过加热炉加热300～380℃进入加氢精制反应器，脱出原料中的含氧化合物、不饱和烃以及金属杂质；加氢精制产物经换热后进入热高分离器进行油、气两相分离，经换热和加热炉加热后进入加氢裂化反应器进行加氢裂化，裂化产物和精制产物混合去分馏系统；加氢精制、加氢裂化反应器采用二段串联联合流程，共用一套循环氢系统；加氢精制生成油和加氢裂化生成油共用一套分馏系统，分馏系统采用三塔流程；本发明低温油洗工艺耗汽量少，轻烃回收多，配套投资少，脱碳工艺减少了耗能，提高了氢气回收率。

Description

费托合成油的加工流程

技术领域：

本发明涉及化工技术领域，确切地说它是一种费托合成油的加工流程，即间接液化煤基合成油加氢、低温油洗、脱碳及PSA工艺流程。

背景技术：

自主知识产权煤基合成油技术是在国家863计划、中国科学院等政府部门和包括本项目业主在内的多家企业支持下，由中国科学院山西煤炭化学研究所合成油工程研究中心(Synfuels China)历时8年开发的包括核心的合成技术和成套工艺在内的煤炭间接液化过程技术，经过中试的验证，具备进入第一期工业化项目建设的技术条件。

间接液化煤基合成油加氢、低温油洗、脱碳及PSA工艺技术不同以往的天然油加氢等工艺技术。虽然它们有许多相同之处，但对于间接液化煤基合成油尚有特殊之处。例如，从合成反应出来的轻质馏分油中铁含量高，经过加氢反应，生成游离铁，很快堵塞反应器；轻质馏分油和重质馏分油含有甲酸、乙酸等环烷酸，对设备腐蚀严重，重质蜡极易凝固等等。为了尽量的回收轻质油，利用低温油洗的方法；由于间接液化煤基合成油的生产过程中产生大量的CO₂，因此要想方法脱出。

在国外，现在只有南非有2套间接液化煤基成油生产装置，并已运行了多年。但是，由于煤种的不同，所采用的合成催化剂的不同以及操作条件的不同，均可使合成油的性质有些差别，我们工艺技术就是针对国内的煤种，用我国自主知识产权的合成油技术(包括催化剂)而形成的。

发明内容：

本发明提供了一种间接液化煤基合成油加氢、低温油洗、脱碳及PSA工艺，该工艺是针对间接液化煤基合成油的物性特点开发的成套油品加工流程。加氢工艺采用了加氢精制、加氢裂化二段串联联合流程，使用了钼金属催化剂(还可以使用钴金属催化剂)，共用一套循环氢系统，既简化了工艺流程，又减少了循环氢压缩机的设计流量；加氢精制采用加氢预精制及加氢精制两个反应器，分别在不同温度下脱除原料中的含氧化合物、不饱和烃以及金属杂质；加氢精制和加氢裂化两个进料加热炉都采用炉前加混氢，简化了换热流程，提高了换热效率。同时保证反应器入口温度的平稳控制，也避免加热炉炉管使用耐高温合金钢；加氢精制和加氢裂化采用热高分方案，不但回收了热能，也降低了生成物的冷却负荷；本装置加氢精制生成油和加氢裂化生成油共用一套分馏系统，简化了流程，节省投资；分馏系统采用三塔流程，提高了产品分离精度和产品质量；本装置不设置催化剂再生系统，从而节省装置投资；本装置催化剂采用干法预硫化技术，硫化剂推荐二甲基二硫(DMDS)，因为它毒性低，使用安全，也可以使用二硫化碳作为催化剂；为保证装置安全运行，除了选用先进可靠的自动控制、安全联锁外，加氢反应部分设置了紧急放空泄压系统，既当装置出现严重异常情况时，人为启动该泄压系统，对系统进行泄压，另外还设有高压事故氮气系统，既当反应器出现严重高温无法消除时，补入氮气以降低反应器温度。

低温油洗采用三塔流程，耗汽量少，轻烃回收多，配套投资少；脱碳工艺充分利用富液的压力位能，用带压闪蒸气为动力喷射抽吸低压系统；按照不同压力等级分级利用蒸汽热能，并通过闪蒸槽将贫液闪蒸出来的蒸汽抽到低压系统再次利用，从而大幅度降低脱碳溶液的再生蒸汽消耗；PSA采用吸收塔多次均压的目的是尽可能的回收有效组分氢气，以提高产品氢的收率。

上述工艺流程中：

1)加氢工艺中，加氢预精制反应器压力控制在8～12MPa(A)，温度控制在150～250℃；加氢精制反应器压力控制在6～12MPa(A)，温度控制在300～420℃；加氢裂化反应器压力控制在5～10MPa(A)，温度控制在350～420℃；

2)低温油洗工艺中，吸收塔压力控制在2～4MPa(A)，温度控制在-30～-40℃；解吸塔压力控制在2～4MPa(A)，温度控制在60～-30℃；稳定塔压力控制在1～2MPa(A)，温度控制在50～250℃；

3)脱碳工艺中，吸收塔压力控制在2～3MPa(A)，温度控制在80～100℃；加压再生塔压力控制在0.1～0.5MPa(A)，温度控制在80～150℃；常压再生塔压力控制在0.05～0.5MPa(A)，温度控制在70～130℃；

4)PSA工艺中，吸附塔压力控制在2.0～2.5MPa(A)，温度控制在40～60℃。

本发明优点是：

1)加氢工艺简化了工艺，提高了产品质量，节省了投资；

2)低温油洗工艺耗汽量少，轻烃回收多，配套投资少；

3)脱碳工艺减少了耗能；

4)PSA工艺提高了氢气回收率。

附图说明

附图1至图3为油品加工工艺流程示意图

附图4为低温油洗工艺流程示意图

附图5为脱碳工艺流程示意图

附图6为PSA工艺流程示意图

具体实施方式：

1.加氢工艺

来自界区的轻质馏分油和油洗石脑油经轻质馏分油过滤器(SR-102)过滤后，进入轻质馏分油缓冲罐(D-102)；来自界区的重质蜡经重质蜡过滤器(SR-103)过滤后，进入重质蜡缓冲罐(D-103)；来自界区的重质馏分油经重质馏分油过滤器(SR-101)过滤后，进入重质馏分油缓冲罐(D-101)，缓冲罐均用氮气进行密封，防止与空气接触。

轻质馏分油和油洗石脑油与重质馏分油，分别经轻质馏分油进料泵(P-102)、重质馏分油进料泵(P-101)升压后混合。再与从循环氢压缩机(K-101)来的循环氢和与新氢压缩机(K-102)来的新氢混合后，进入混合油-精制反应产物换热器(E-101)与精制反应生成物换热，进入加氢预精制反应器(R-101)进行加氢预精制反应。

重质蜡经重质蜡进料泵(P-103)升压后，先与从加氢预精制反应器来的预精制反应产物混合，再与从循环氢压缩机来的循环氢和与新氢压缩机来的新氢混合后，进入精制原料-精制反应产物换热器(E-102)与精制反应生成物换热，然后进入精制反应进料加热炉(F-101)加热后再进入加氢精制反应器(R-102)进行加氢精制反应，将原料油的烯烃饱和，并脱除原料油中的金属杂质。精制反应器床层各点温度通过调节冷氢量进行调节。

精制反应产物依次进入E-101、E-102、E-103换热，再进入精制反应产物热高压分离器(D-104)，在高压分离器中进行油、气两相分离。液体经减压后，进入热低压分离器(D-109)。气体经精制反应产物空冷器(A-101)冷却后，进入精制反应产物冷高压分离器(D-105)，在高压分离器中进行油、气两相分离。冷高分液相生成物经减压后入冷低压分离器(D-110)。

精制反应产物冷高压分离器气相经循环氢-裂化反应产物换热器(E-105)与裂化生成物换热后，与分馏系统来的循环油混合，经裂化原料-裂化反应产物换热器(E-104)与裂化反应生成物换热，然后入裂化反应进料加热炉(F-102)加热后，进入加氢裂化反应器(R-103)进行加氢裂化反应。

加氢裂化生成物经换热后进入裂化反应产物热高压分离器(D-106)，在高压分离器中进行油、气两相分离。液体经减压后，进入热低压分离器。气体经裂化反应产物空冷器(A-102)及裂化反应产物水冷器(E-106)，进入裂化反应产物冷高压分离器(D-107)，在高压分离器中进行油、气两相分离。其气相进入循环氢压缩机入口分液罐(D-108)进行气液两相分离，气体经循环氢压缩机升压后做为循环氢循环使用，分离出的污水送厂内污水装置处理。

从热低压分离器分出的溶解气经热低分气水冷器(E-107)冷却后至冷低压分离器，进行油、气、水三相分离，其气相至PSA装置，液相冷低分油与精制生成油换热后与热低压分离器分出的生成油混合，进入分馏系统，分离出的污水送厂内污水装置处理。

从界区输送来的氢气，经新氢压缩机入口分液罐(D-111)脱液后，进入新氢压缩机。新氢压缩机共两台，满负荷运行时一开一备。升压后的新氢与循环氢混合，为反应混氢。多余部分经新氢返回冷却器(E-108)冷却后返回至新氢入口分液罐，以调节反应系统压力。

冷低分生成油经精制产物-冷低分油换热器(E-103)换热后与热低分油混合，经分馏塔进料加热炉(F-201)加热后，进入产品分馏塔(T-201)，塔顶气相经分馏塔顶空冷器(A-201)、水冷器(E-201)冷凝、冷却后，进入分馏塔顶回流罐(D-201)，其气相进入油洗装置，液相经分馏塔顶回流泵(P-203)抽出，一部分做为分馏塔顶回流，另一部分做为石脑油送出装置。分馏塔设一侧线，其馏出物进入柴油汽提塔(T-202)，轻组分返回产品分馏塔，塔底馏出物经柴油泵(P-202)加压后，再经柴油空冷器(A-202)冷却后送出装置。

产品分馏塔底油经分馏塔底泵(P-201)加压后进入减压塔(T-203)，塔顶油气经减压塔顶水冷器(E-202)冷却后，进入减顶分水罐(D-202)进行气液分离，气相经真空泵(P-206)抽出后排入大气。在减压塔上部抽出一侧线，经重柴油泵(P-205)加压后，再经重柴油空冷器(A-203)冷却，一部分作为顶部回流，另一部分作为重柴油产品出装置。塔底油经循环油泵(P-204)加压后，进入循环油缓冲罐(D-203)。

循环油经裂化反应进料泵(P-207)加压后，进入裂化反应系统。

2.低温油洗工艺

经气体压缩机(C-301)压缩至2.6MPa(绝)的压缩富气送至吸收稳定部分。压缩富气汇合来自吸收塔底的吸收剂和来自解吸塔顶的解吸气经冷凝冷却器(E-309)冷凝冷却至40℃，进入气压机出口油气分离器(D-302)。平衡汽化后，油气与吸收塔顶干气换热在经冷却后由吸收塔底进入吸收塔(T-301)与吸收剂逆流接触。

从吸收塔顶出来的贫气与油气换热后，做为产品干气送出装置；塔底部抽出的富吸收剂与稳定塔底贫吸收剂换热后进入(D-302)。

(D-302)平衡汽化得到的液体凝缩油由解吸塔进料泵(P-301/AB)抽出，进入解吸塔顶部，解吸塔底由重沸器(E-306)提供热量以脱除凝缩油中的C2组份，解吸塔底的富吸收剂由稳定塔(T-303)进料泵(P-303)抽出，经稳定塔进料加热器(E-305)与贫吸收剂换热后，进入稳定塔中部第15、20层两个进料口。

稳定塔(T-303)由塔底重沸器提供热量，C₄以下轻组分从稳定塔顶出来，经稳定塔顶空冷(A-301)冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐(D-303)。

液化石油气由稳定塔回流泵(P-305/AB)从(D-303)抽出加压，一部分做为稳定塔回流，送至稳定塔(T-303)顶部第48层塔盘上，另一部分做为产品送出装置。

贫吸收剂自稳定塔底出来经稳定塔进料加热器(E-305)，经吸收剂循环泵(P-304/AB)加压，再经吸收剂换热器(E-304)、吸收剂冷却器(E-303)，送至吸收塔(T-301)第40层塔盘上。另一部分作为产品出装置。

3.脱碳工艺

(1)变压再生两个塔(T-402)和(T-403)的压力高低和溶液流量分配的主要依据是供热量多少和品位高低。

(2)本工艺中的操作参数是依据造成加压再生塔(T-403)与常压再生塔(T-402)压力差别的可调式亚音速喷射器的设计要求来确定。根据生产负荷，选择可调式亚音速喷射器的操作条件，达到最佳喷射效果，充分利用加压再生塔(T-403)塔顶解吸出来的CO₂再生气去引射常压再生塔(T-402)，抽吸CO₂，降低CO₂分压，增大溶液的解吸推动力，从而减少半贫液汽提蒸汽的需要量。

(3)由于常压再生塔(T-402)被抽吸，其塔底温度比加压再生塔(T-403)塔底温度低15-25℃，为了充分利用蒸汽热量，本工艺流程中采用两个煮沸器(E-403)和(E-404)，蒸汽在加压再生塔(T-403)塔底煮沸贫液后，仍可去常压再生塔(T-402)塔底煮沸器加热半贫液，使低品位热能也能用于溶液再生。

(4)通过贫液闪蒸槽(D-403)，将带压的高温贫液从煮沸器获取的热量闪蒸出来，给常压再生塔(T-402)中半贫液汽提使用。由于热量的二次利用，使半贫液再生所需的外供蒸汽量减少。

(5)该流程包含加压再生塔的加压闪蒸段和加压汽提段，以及常压再生塔汽提段，其中安装填料或塔板以增加气液传质效率；喷射器(P-404)必须采用可调式亚音速喷射器，并要求与蒸汽热源条件相匹配。

4.PSA工艺

干气进入由8个吸附塔(T-501～T-508)组成的PSA-H₂系统。干气从吸附塔底部进入塔内，杂质组分被吸附剂吸附下来，难以吸附的氢气由吸附塔顶部出去得到产品氢气，吸附剂所吸附的杂质组分由再生步骤通过吸附塔底部排出去。在变压吸附系统中，每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、多次压力均衡降(EiD)、逆放(D)、抽空(V)、多次压力均衡升(EiR)、最终升压(FR)等步骤。采用多次均压的目的是尽可能的回收有效组分氢气，以提高产品氢的收率。逆放步骤排出了吸附器中吸留的部分杂质组分，剩余的杂质通过抽空步骤进一步完全解吸，解吸气经过解吸气缓冲罐和混合罐稳压后经过压缩机送至燃料气管网。

Claims

1.间接液化煤基合成油加氢、低温油洗、脱碳及PSA工艺，它包括加氢、低温油洗、脱碳和PSA四部分，其特征在于：合成油经过过滤器和氢气混合经换热进入加氢预精制反应器，再经过加热炉加热300～380℃进入加氢精制反应器，脱出原料中的含氧化合物、不饱和烃以及金属杂质；加氢精制产物经换热后进入热高分离器进行油、气两相分离，热高分气相产物经冷高分分离后，气相产物和分馏系统循环油混合，经换热和加热炉加热后进入加氢裂化反应器进行加氢裂化，裂化产物和精制产物混合去分馏系统；加氢精制、加氢裂化反应器采用二段串联联合流程，共用一套循环氢系统；本装置加氢精制生成油和加氢裂化生成油共用一套分馏系统，分馏系统采用三塔流程；

不设置催化剂再生系统；催化剂采用干法预硫化技术，硫化剂采用二甲基二硫；加氢反应部分设置了紧急放空泄压系统，还设有高压事故氮气系统；

低温油洗工艺采用三塔流程，油气进入吸收塔和吸收剂逆流接触，塔底富吸收剂进入解吸塔，解吸后的富吸收剂进入稳定塔，塔顶产品是液化气，塔底产品是石脑油；

脱碳工艺充分利用富液的压力位能，用带压闪蒸气为动力喷射抽吸低压系统，按照不同压力等级分级利用蒸汽热能，并通过闪蒸槽将贫液闪蒸出来的蒸汽抽到低压系统再次利用，从而大幅度降低脱碳溶液的再生蒸汽消耗；设备使用了吸收塔、加压再生塔和吸附塔，采用了两个煮沸器E-403和E-404，蒸汽在加压再生塔(T-403)塔底煮沸贫液后，仍可去常压再生塔T-402塔底煮沸器加热半贫液，使低品位热能也能用于溶液再生；

PSA采用多次均压回收有效组分氢气，干气从吸附塔底进入，塔顶回收氢气，杂组分从塔底排出。

2.根据权利要求1所述的间接液化煤基合成油加氢、低温油洗、脱碳和PSA工艺，其特征在于：

1)加氢预精制反应器压力控制在8～12MPa(A)，温度控制在150～250℃；加氢精制反应器压力控制在6～12MPa(A)，温度控制在300～420℃；加氢裂化反应器压力控制在5～10MPa(A)，温度控制在350～420℃；

2)低温油洗工艺吸收塔压力控制在2～4MPa(A)，温度控制在-30～-40℃；解吸塔压力控制在2～4MPa(A)，温度控制在-30～60℃；稳定塔压力控制在1～2MPa(A)，温度控制在50～250℃；

3)脱碳工艺吸收塔压力控制在2～3MPa(A)，温度控制在90～100℃；加压再生塔压力控制在0.1～0.5MPa(A)，温度控制在80～150℃；常压再生塔压力控制在0.05～0.5MPa(A)，温度控制在70～130℃；

4)吸附塔压力控制在2.0～2.5MPa(A)，温度控制在40～60℃。