CN101265417A - 一种提供石油馏分加氢过程热量的方法 - Google Patents
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Abstract
一种提供石油馏分加氢过程热量的方法，属于石油炼制技术领域，本发明的技术要点是：在加氢反应部分中，石油馏分和氢气混合物经与导热油换热后进加氢反应器入口；在产品精馏部分中，反应产物经与导热油换热后进分馏塔，或该分馏塔底设再沸器，采用导热油为再沸器提供热源。本发明为油品加氢装置提供了一种可靠的热源，等当量热值前提下，本发明的成本低；本发明节约出的干气作为炼厂宝贵的制氢资源，可以用于生产更多的氢气，满足日益增加的加氢能力对氢气的需求。
Description
技术领域
本发明是一种提供石油馏分加氢过程热量的方法，具体地说，是一种利用导热油炉系统为石油馏分加氢过程中的原料加热、产品精馏提供热量的方法。
背景技术
石油馏分加氢是石油加工过程中对中间物料或最终产品进行精制的一个重要工艺。随着石油资源的劣质化，国家对石油产品的环保要求日趋严格，石油馏分加氢过程在一个炼厂中的地位凸显重要。石油馏分加氢过程主要包括反应部分和产品精馏部分，其中反应部分是石油馏分物料在氢气存在下，在一定的反应温度和压力条件下，与加氢催化剂接触，进行油品脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱合及开环、裂化等反应；产品精馏部分是将反应生成物进行产品精馏，得到精制后的满足一定指标要求的石油馏分如汽油馏分和柴油馏分。为了达到一定的反应温度，反应部分一般在反应器前需设加热炉将石油馏分和氢气混合物加热到反应温度；为了保证产品分馏精度，产品精馏部分一般在分馏塔设置进料加热炉或再沸炉。上述加热炉的燃料一般采用炼厂干气，只有少数地处油田的炼厂才有可能用油田气作燃料，当炼厂干气不足时，还少数炼厂采用燃料油作为该加氢过程的燃料。
受石油资源的劣质化和石油产品环保要求日趋严格的压力，炼厂对石油馏分加氢需求不断扩大、加氢条件越来越苛刻，造成对氢气的需求日益扩大。由于炼厂干气是制氢的适宜便利原料，因而炼厂的干气资源非常宝贵。减少作为燃料的炼厂干气量，节约尽可能多的干气用于制氢是各炼厂普遍面临的挑战。本专利提出一种利用燃煤导热油炉系统为石油馏分加氢过程提供热量，替代以炼厂干气或燃料油为燃料的管式炉，节约炼厂干气的方法。
对燃煤导热油炉为石油馏分加氢过程提供热量，替代以炼厂干气或燃料油为燃料的管式炉的方法进行专利及文献检索，目前国内未见专利报道，文献查新显示，燃煤导热油炉作为便利的热源，在化工、食品、油田、建筑等行业广泛应用，但未见文献报道涉及导热油系统替代加氢过程的反应加热炉和产品分馏炉。《石油和化工节能》2000年第6期杜茂敏(导热油炉供热系统在油田生产中的应用前景)中介绍了双温位导热油供热系统在再生气加热器、脱乙烷塔底再沸器、脱丁烷塔底再沸器上的应用，由于其具有节能、高效、管理方便、安全可靠等优点，该系统广泛应用在油气处理场站。但该文献没有涉及导热油系统应用于加氢过程的反应加热炉和产品分馏炉。魏慧冬等在《北方交通》2007年发表(导热油沥青加热系统的改造设计)一文，重点介绍了导热油加热沥青的过程。一些文献还介绍了导热油系统在精细化工、粗苯生产过程中的应用，如朱玉廷等在《燃料与化工》2003年第6期(导热油在精苯生产中的应用)介绍了导热油系统在粗苯精馏工艺中的应用，该导热油系统应用于粗苯精馏塔加热的热源，替代蒸汽。该文献描述的过程不同于本专利提出的燃煤导热油炉为石油加氢过程提供热量方法。
发明内容
本发明的目的是提供一种提供石油馏分加氢过程热量的方法，使用燃煤导热油炉系统，替代现有技术石油馏分加氢过程的以炼厂干气或燃料油为燃料的反应加热炉和产品精馏加热炉，具有成本低、安全性高，操作方便等特点。
本发明具体采用如下技术方案：
一种提供石油馏分加氢过程热量的方法，包括在反应器中，石油馏分在氢气存在下，与加氢催化剂接触，进行油品加氢脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱合及开环、裂化，反应产物进行精馏，得合格的油品，其特征是，所述的加氢为加氢精制或加氢处理，加氢反应在固定床反应器内进行，反应器入口温度180～300℃，压力2.0～20.0MPa；加氢催化剂为硫化态催化剂或还原态催化剂；在反应部分中，石油馏分和氢气混合物经与导热油换热后进加氢反应器入口；产品精馏部分中，反应产物经与导热油换热后进分馏塔，或该分馏塔底设再沸器，采用导热油为再沸器提供热源。
本发明可以采用导热油串联加热流程，具体方案如下：石油馏分和氢气混合后，先与反应产物换热，然后再与导热油换热后进加氢反应器，换热后的导热油去分馏塔再沸器，换热后回燃煤导热油炉。
加氢反应过程为放热过程，床层总温升为10～180℃，反应器设1～5个床层，通过床层间注入冷氢来调节床层温度分布和反应器出口温度。
采用导热油并联加热流程，具体方案如下：燃煤导热油炉的高温导热油分两股，分别与石油馏分和氢气混合物、以及分馏塔进料或塔底再沸器换热，两股换热后的导热油会合，循环回燃煤导热油炉。
所述的硫化态催化剂首次使用或再生后再使用时，须进行器内硫化，硫化温度最高290℃。
所述石油馏分是汽油馏分、柴油馏分、或两者按照任意比例混合的物料。其中，所述石油馏分中汽油馏分的重量比不小于10％。
所述汽油馏分是直馏汽油馏分、二次加工汽油馏分(例如：焦化汽油馏分)或者二者任意比例的混合物；
所述柴油馏分直馏柴油馏分、二次加工柴油馏分(例如：焦化柴油馏分、催化柴油馏分或其混合物)或者二者任意比例的混合物，所述柴油馏分的干点不超过420℃。
所述石油馏分是初馏点65℃到干点535℃间的任意馏分，优选馏分(初馏点～干点)宽小于100℃的馏分。
采用燃煤导热油炉循环加热导热油，导热油炉出口温度为200～320℃，波动范围小于±3℃，返回温度为160～280℃。
与现有技术相比，本发明的有益效果在于：1)对于一些没有燃料管网的油品企业，本发明为油品加氢装置提供了一种可靠的热源；2)本发明采用的热源成本低廉。在等当量热值前提下，煤与干气或燃料油价格相差大，一般两公斤煤(约相当于1公斤干气或燃料油的热值)的价格只有1公斤干气的30～50％，或燃料油的30～40％。3)本发明能够节约炼厂干气，节约出的干气作为炼厂宝贵的制氢资源，可以用于生产更多的氢气，满足日益增加的加氢能力对氢气的需求。3)本发明的方法可提高加氢装置的安全性，使得加氢装置更加简化，操作方便。
附图说明
图1是本发明实施例1设备连接关系图。
图中，1为石油馏分进气管线，2为加氢管线，3为换热器，4为导热油加热器，5为反应器，6为空冷器，7为汽液分离器，8为循环气管线，9为压缩机，10为分馏塔，11为再沸器。
具体实施方式
实施例：下面通过附图和实施例进一步说明本发明。
本专利实例选用的原料为20wt％焦化汽油和80wt％焦化柴油的混合物(性质见表1～2)，加工量为80万吨/年的焦化汽柴油加氢精制装置，操作条件见表3。装置中反应加热炉采用导热油换热器，分馏塔再沸加热炉采用导热油换热器。
表1本专利实例与对比实例焦化汽油性质
| 项目 | 焦化汽油 | 分析方法 |
| 密度(20℃)，g/cm3酸度，mgKOH/100mL实际胶质，mg/100mL碱性氮，mg/kg溴价，gBr/100mLPONA，质量％ | 0.73821.5287552.8 | ASTM D4052ISO 12185GB/T 258GB/T 509SH/T 0162SH/T 0630-96ASTM D6623 |
| 正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃元素分析C，m％H，m％S，mg/kgN，mg/kg馏程，℃初馏点终馏点 | 23.2618.128.5840.369.6884.7814.26160026049179 | SH/T 0656-98ASTM D5291SH/T 0656-98ASTM D5291SH/T 0253-92SH/T 0657-98ASTM D4629ASTM D86 |
表2本专利实例与对比实例焦化柴油性质
| 项目 | 混合柴油 | 分析方法 |
| 密度(20℃)，g/cm3 | 0.8717 | ASTM D4052ISO 12185 |
| 运动粘度，mm2/s | ASTM D445 | |
| 20℃ | 7.280 | |
| 50℃ | 2.210 | |
| 酸度，mgKOH/100mL | 4.5 | GB/T 258 |
| 实际胶质，mg/100mL | 710 | GB/T 509 |
| 碱性氮，mg/kg | 368 | SH/T 0162 |
| 溴价，gBr/100mL | 24.5 | SH/T 0630 |
| 计算十六烷指数 | 45 | ASTM D4737 |
| 元素分析 | ||
| C，m％ | 84.76 | SH/T 0656-98ASTM D5291 |
| H，m％ | 13.85 | SH/T 0656-98ASTM D5291 |
| S，m％ | 0.76 | GB/T 17040-97ASTM D4294 |
| N，mg/kg | 1096 | SH/T 0657-98ASTM D4629 |
| 馏程，℃ | ASTM D86 | |
| 初馏点 | 210 | |
| 终馏点 | 386 |
表3本专利实例与对比实例主要工艺参数
如图1所示，焦化汽柴油混合物由石油馏分进气管线1进入，与经循环气管线8来自汽液分离器7的循环气混合后进入换热器3与反应产物换热后进入导热油加热器4，换热到反应器入口温度260℃进入反应器5，在该反应器内，焦化汽柴油混合物在氢气存在下，在一定的反应温度和压力条件下，与加氢催化剂接触，进行油品加氢脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱合及开环、裂化等反应，达310℃的反应产物由反应器5出口流出，反应产物先进入换热器3与原料气换热，后通过空冷器6进入汽液分离器7，在汽液分离器7中，水相由汽液分离器7底部排出，气相由分离器7顶部排出，经压缩机9升压成循环气，该循环气与来自氢气管线2的补充氢气混合形成循环氢进反应系统；油相由分离器下部排出经减压、换热后去分馏塔10进行产物分馏，通过控制塔顶的温度和压力及操作回流比，塔顶制得满足一定馏程的加氢精制汽油馏分。分馏塔底部物料由塔底抽出，部分进入再沸器11，经与来自加热有换热器4的导热油换热后返回塔底，部分作为精制柴油产品出装置。
本实施例中，导热油由燃煤导热油加热炉经导热油循环泵升压的310℃，在导热油加热器4中换热后，温度为270～290℃，再去分馏塔再沸器11，为分馏塔提供热量，出再沸器11的导热油温度为250～270℃返回导热油加热炉，实现导热油加热的循环流程。
在反应压力保持基本不变的前提下，加氢精制催化剂从使用初期到末期，因其活性逐渐下降，催化剂的反应温度(以入口为基准)需由低到高逐渐调整。当反应器入口温度提到最高允许值，也不能保证装置中的所有的产品质量满足相应的标准；或同时装置的加工量下降到难以操作或没有效益时，说明该催化剂一个操作周期结束，催化剂需器外再生，再生后的催化剂可重新装入反应器中使用。本装置加氢精制反应温度(以入口为基准)在一个周期内由初期到末期的范围是260～290℃，当反应器入口温度提到290℃，说明该催化剂一个操作周期结束，需进行再生处理。本装置以反应温度范围为划分标准的第一个操作周期不小于2年，至少可使用3个周期，即催化剂可进行2次再生，寿命至少6年。
本实例以反应温度范围为催化剂的一个操作周期的划分标准，是因为反应温度(以入口为基准)或温位是本专利创新点的一个基础。由于用于本专利目的的、现实可靠的、作为热源的导热油的最高使用温度为320℃，这个最高温度限制了反应温度(以入口为基准)。其实，影响催化剂的操作周期的原因还来源于反应器床层压降。随着加氢催化剂技术水平的不断提高，实际应用中，往往床层压降是影响催化剂的操作周期的主要因素，即由于床层压降超过允许值使得循环压缩机功率超高而无法运行，而此时催化剂具有相当的活性或反应温度(以入口为基准)处于较低的水平。
本实例中，在一个周期内(由初期到末期)反应温度(以入口为基准)的范围是260～290℃，30℃的温度范围对实例一所加工的原料是合适的。
为了对比方便，实例一所述的反应温度均以反应器入口为基准，因为该温度即为导热油加热器的换后温度，即该温度仅取决于导热油的温位。一般意义的催化剂反应温度是指床层平均温度，它是根据反应器入口和出口温度、采用一定的公式的计算值，在反应器总温升相同条件下，它还与床层个数和床层冷氢量有关。
作为本专利的对比实例，选取的原料性质、装置加工量、操作条件、催化剂等与本专利实例相同，得到的产品质量相同，性质见表4。不同处在于装置中采用反应加热炉和分馏塔再沸加热炉。两实例对比结果见表5。
表4本专利实例与对比实例精制汽油、柴油性质
表5本专利实例与对比实例投资和操作成本
| 项目 | 本专利实例 | 对比实例 |
| 投资对比，万元人民币 | 600 | 800 |
| 运行费，万元人民币/年 | 2535 | 3755 |
Claims (10)
1.一种提供石油馏分加氢过程热量的方法，包括在反应器中，石油馏分在氢气存在下，与加氢催化剂接触，进行油品加氢脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱合及开环、裂化，反应产物进行精馏，得合格的油品，其特征是，所述的加氢为加氢精制或加氢处理，加氢反应在固定床反应器内进行，反应器入口温度180～300℃，压力2.0～20.0MPa；加氢催化剂为硫化态催化剂或还原态催化剂；在反应部分中，石油馏分和氢气混合物经与导热油换热后进加氢反应器入口；产品精馏部分中，反应产物经与导热油换热后进分馏塔，或该分馏塔底设再沸器，采用导热油为再沸器提供热源。
2.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，石油馏分和氢气混合后，先与反应产物换热，然后再与导热油换热后进加氢反应器，换热后的导热油去分馏塔进料或者分馏塔再沸器换热后回燃煤导热油炉。
3.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，燃煤导热油炉的高温导热油分两股，分别与石油馏分和氢气混合物、以及分馏塔进料或塔底再沸器换热，两股换热后的导热油会合，循环回燃煤导热油炉。
4.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，加氢反应过程为放热过程，床层总温升为10～180℃，反应器设1～5个床层，通过床层间注入冷氢来调节床层温度分布和反应器出口温度。
5.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，所述的硫化态催化剂首次使用或再生后再使用时，须进行器内硫化，硫化温度最高290℃。
6.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，所述石油馏分是汽油馏分、柴油馏分或者二者的混合物。
7.根据权利要求6所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，所述石油馏分中汽油馏分的重量比不小于10％。
8.根据权利要求7所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，
所述汽油馏分是直馏汽油馏分、二次加工汽油馏分或者二者任意比例的混合物；
所述柴油馏分直馏柴油馏分、二次加工柴油馏分或者二者任意比例的混合物，所述柴油馏分的干点不超过420℃。
9.根据权利要求6所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，所述石油馏分是初馏点65℃到干点535℃间的任意馏分。
10.根据权利要求1所述的提供石油馏分加氢过程热量的方法，其特征是，采用燃煤导热油炉循环加热导热油，导热油炉出口温度为200～320℃，波动范围小于±3℃，返回温度为160～280℃。
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Granted publication date: 20130424 |
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