CN102041054A - 一种重质原料预处理工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种重质原料预处理工艺，该工艺包括电脱盐工艺及柴油分离工艺，电脱盐工艺采用四级电脱盐系统脱除重质原料中含有的钠盐，得到原料油，柴油分离工艺将反应油气经人形挡板与原料油逆流接触，洗涤其中的催化剂并脱过热后进入分馏塔中进行分馏，原料油经油气-热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器及分馏塔顶油气冷却器冷却，进入分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离，回收重质原料中含有的轻柴油馏分。与现有技术相比，本发明实现原料中钠盐的脱除，原料中所含的柴油馏分可全部分离，既回收了品质好的柴油，又节省了提升管的有效加工负荷，节省了能量消耗，还可节省一套常压蒸馏装置的费用。

Description

一种重质原料预处理工艺

技术领域

本发明涉及一种原料的预处理工艺，尤其是涉及一种重质原料预处理工艺。

背景技术

近年来，世界范围内原油重质化、劣质化倾向日趋明显，另一方面环境保护的要求日益严格，对成品油的质量提出了越来越严格的标准。在石油加工过程中，重质原料油中所含的盐类会造成装置腐蚀和结垢；并且重质原料中含有一定比例的柴油馏分，增加了反应系统的负荷。随着重质原料油加工深度的不断提高，下游装置对重质原料提出了更高的要求，如何通过高效低耗的手段实现重质原料深度电脱盐并且分离出柴油馏分，是原料预处理的发展方向。

原油中的盐类主要以碱金属和碱土金属盐的形式存在。这些盐类大部分以无机盐的形式富集在原油所含的水中，小部分以颗粒形态悬浮于油相中。在重质原料所含的水中，直径较大的悬浮水较容易的通过静态沉降分离；而以乳状液形式存在的乳化水，尤其是微米级的乳化水，即使在电场中也难易脱除。一般来说，商品原油经过了物理沉降、化学破乳和电场破乳等脱水工艺后，水含量小于0.5％，此时，重质原料中的无机盐主要溶解在乳化水中，因此，通过采用能适应重质原料特点的两级电脱盐工艺手段脱除油相中的微米水滴，是实现重质原料深度电脱盐的主要途径。

对于重质原料中含有的一定比例的柴油馏分，此馏分在重质原料进提升管之前应予以分离，既可避免高十六烷值的柴油被进一步裂化，又能减轻反应系统的负荷。

(1)电脱盐系统

重质原料电脱盐与原油电脱盐的不同之处是：比重大；油水密度差小；粘度大。因此应选择与原料性质相匹配的电脱盐工艺和设备至关重要。

目前电脱盐技术主要有：交直流电脱盐技术；高速电脱盐技术；重质油深度电脱盐技术等。以上技术各有其特点。

交直流电脱盐技术

国内外现役的原油电脱盐设备多为此类电脱盐技术。该技术存在的突出问题是：对重质原油的脱盐效果较差；污水含油高；电耗高，易短路造成电脱盐装置跳闸。

高速电脱盐技术

对于高速电脱盐脱水技术而言，其脱盐率和脱后污水含油受到电场强度、占空比、破乳剂型号及用量、洗涤水用量等多种因素的影响，且这些因素彼此间不是孤立的，有些因素之间还存在着协同作用。如果工艺条件选择不当，不但会影响电脱盐效率，而且会因过度乳化而造成短路跳闸现象，使电脱盐装置无法正常操作。

重质原料深度电脱盐技术

由于重质原料形成的是一种比较稳定的乳化液，炼油厂广泛采用的是加破乳剂和高压电场联合作用的脱盐方法，即所谓电脱盐脱水。为提高水滴沉降速度，电脱盐过程是在80～120℃甚至更高(如150℃)的温度下进行的。重质原料自油罐抽出，与破乳剂、洗涤水按比例混合后经预热送入一级电脱盐罐进行第1次脱盐、脱水。在电脱盐罐内，在破乳剂和高压电场(强电场梯度500～1000v/cm，弱电场梯度为150～300v/cm)的共同作用下，乳化液被破坏，小水滴聚生成大水滴，通过沉降分离，排出污水(主要是水及溶解在其中的盐，还有少量的油)。一级电脱盐的脱盐效率约为90％～95％。经一级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第2次脱盐、脱水。通常二级电脱盐罐排出的水含盐量不高，可将它回流到一级混合阀前，这样既节省用水又减少含盐污水的排出量。在电脱盐罐前注水的目的在于溶解重质原料中的结晶盐，同时也可减弱乳化剂的作用，有利于水滴的聚集。经过2次或3次、4次电脱盐工序，重质原料中的含盐和含水量已能达到要求。

综上，重质原料预处理首先采用深度脱盐技术脱盐后再进行柴油分离可以达到最佳效果。利用目前成熟的电脱盐专利技术及其成套设备，将传统意义上用于常减压蒸馏装置的该系统移植到催化裂化装置内，直接为催化裂化过程服务尚属首次。

(2)柴油分离系统

重质原料中含有一定比例的柴油馏分，此馏分在重质原料进提升管之前应予以分离，既可避免高十六烷值的柴油被进一步裂化，又能减轻反应系统的负荷。

通过工艺物料之间的换热和简单的闪蒸不能实现柴油与重质原料分离的目的。常规工艺是采用加热炉加热原料，然后进闪蒸塔或分馏塔将柴油分出，但该工艺投资高，占地面积大，非最佳路线。

发明内容

本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种节约成本、节省能耗的重质原料预处理工艺。

本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：

一种重质原料预处理工艺，其特征在于，该工艺包括电脱盐工艺及柴油分离工艺，所述的电脱盐工艺采用四级电脱盐系统脱除重质原料中含有的钠盐，将重质原料与破乳剂、水混合后经预热送入一级电脱盐罐、二级电脱盐罐、三级电脱盐罐及四级电脱盐罐后得到原料油，所述的柴油分离工艺将反应油气经人形挡板与原料油逆流接触，洗涤其中的催化剂并脱过热后进入分馏塔中进行分馏，原料油经油气-热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器及分馏塔顶油气冷却器冷却，进入分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离，回收重质原料中含有的轻柴油馏分。

所述的预热温度为130-150℃。

所述的重质原料经换热后进入电脱盐系统，脱出的原料油中钠含量≤2ppm。

所述的电脱盐工艺可以设在柴油分离工艺装置内，也可以设置在柴油分离工艺装置外部。

所述的分馏塔为催化分馏塔，该分馏塔设置有1-2座。

所述的分馏塔为2座时，柴油分离工艺在第二座分馏塔中进行。

所述的重质原料包括重油、原油及轻质组分。

所述的重质原料中含柴油重量百分浓度为1-20％。

所述的反应油气进入分馏塔的温度为180-300℃。

与现有技术相比，本发明实现原料中钠盐的脱除，使反应器进料满足催化裂化装置进料要求；原料中所含的柴油馏分可全部分离，既回收了品质好的柴油，又节省了提升管的有效加工负荷，节省了能量消耗，还可节省一套常压蒸馏装置(含加热炉、常压塔和相应的冷换系统)的建设费用。

附图说明

图1为实施例1中柴油分离工艺第一分馏塔的流程图；

图2为实施例1中柴油分离工艺第二分馏塔的流程图；

图3为实施例2中分馏塔的流程图。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。

实施例1

一种重质原料预处理工艺，该工艺包括电脱盐工艺及柴油分离工艺，电脱盐工艺采用四级电脱盐系统脱除重质原料中含有的钠盐，将重质原料油与破乳剂、洗涤水混合后经预热至130℃后送入一级电脱盐罐进行第1次脱盐、脱水，破乳剂采用多胺和多醇环氧丙烷嵌段共聚物。在电脱盐罐内，在破乳剂和高压电场的共同作用下，乳化液被破坏，小水滴聚生成大水滴，通过沉降分离，排出含盐污水。经一级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第2次脱盐、脱水。二级电脱盐罐排出的水可回流充当一级电脱盐注水。经二级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第3次脱盐、脱水。经三级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第4次脱盐、脱水。经过4次电脱盐工序，重质原料中的含盐和含水量即能达到要求，得到原料油中钠含量≤2ppm，以避免其对催化剂酸性中心的中和，电脱盐工艺可以设在柴油分离工艺装置内，也可以设置在柴油分离工艺装置外部。重质原料包括重油、原油及轻质组分，其中含柴油重量百分浓度为1％。

第一分馏塔部分，其工艺流程如图1所示：由沉降器重油旋风分离器出来的反应油气进入第一分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱过热，温度为180℃，使油气呈“饱和状态”进入第一分馏塔进行分馏。

第一分馏塔顶油气经第一分馏塔顶油气-热水换热器换热后，再经第一分馏塔顶油气干式空冷器及第一分馏塔顶油气冷却器冷却后，进入第一分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离。分离出的粗轻油经第一分馏塔粗轻油泵升压后进入轻油提升管反应器回炼。富气进入气压机，含硫的酸性水作为富气洗涤水送至气压机出口管线和提升管反应器上部。

轻燃油自第一分馏塔、第二分馏塔自流至轻燃油汽提塔，汽提后的轻燃油由轻燃油泵抽出后，经原料油-轻燃油换热器、轻燃油-富吸收油换热器换热后分两路：一路可进入重油反应器回炼，另外一路与轻燃油-热水换热器、轻燃油空冷器冷却后，再分成两路：一路作为产品出装置，另一路经贫吸收油冷却器后送至再吸收塔作再吸收剂。

重燃油自第一分馏塔抽出，由重燃油泵升压后经重燃油-富吸收油换热器、重燃油冷却器冷却后送出装置。

回炼油自第一分馏塔自流至回炼油罐，经二中及回炼油泵升压后分三路：一路与原料油混合进入重油提升管反应器回炼，另一路返回第一分馏塔作内回流，第三路经二中蒸汽发生器发生中压蒸汽后作为二中段循环回流返塔。

第二分馏塔部分，其工艺流程如图2所示：由沉降器轻油旋风分离器出来的反应油气进入第二分馏塔底部，通过人字型挡板与塔底循环油逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入第二分馏塔进行分馏。

第二分馏塔顶油气经第二分馏塔顶油气-热水换热器、第二分馏塔顶油气干式空冷器及第二分馏塔顶油气冷却器冷却后，进入第二分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离。分离出的粗轻油作为吸收剂经第二分馏塔粗轻油泵打入吸收塔。富气进入气压机。含硫的酸性水用第二分馏塔富气水洗泵抽出，与重油分馏塔顶油气分离器分离出的酸性水混合。

塔底循环油自第二分馏塔底由塔底循环油泵抽出，经第二分馏塔塔底油蒸汽发生器发生饱和蒸汽，将温度降低后再分为两路，一路作为上下返塔至第二分馏塔，一路经原料油-反应进料换热器换热冷却后，进入重油提升管反应器。

实施例2

一种重质原料预处理工艺，该工艺包括脱盐工艺及柴油分离工艺，电脱盐工艺采用四级电脱盐系统脱除重质原料中含有的钠盐，将重质原料油与破乳剂、洗涤水混合后经预热至150℃后送入一级电脱盐罐进行第1次脱盐、脱水，破乳剂采用多胺和多醇环氧丙烷嵌段共聚物。在电脱盐罐内，在破乳剂和高压电场的共同作用下，乳化液被破坏，小水滴聚生成大水滴，通过沉降分离，排出含盐污水。经一级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第2次脱盐、脱水。二级电脱盐罐排出的水可回流充当一级电脱盐注水。经二级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第3次脱盐、脱水。经三级脱盐后的重质原料再与破乳剂及洗涤水混合后送入二级电脱盐罐进行第4次脱盐、脱水。经过4次电脱盐工序，重质原料中的含盐和含水量即能达到要求，得到的原料油中钠含量≤2ppm，以避免其对催化剂酸性中心的中和，电脱盐工艺设置在柴油分离工艺装置外部。重质原料包括重油、原油及轻质组分，其中含柴油重量百分浓度为20％。

柴油分离工艺流程如图3所示，由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱过热，温度为300℃，使油气呈“饱和状态”进入分馏塔进行分馏。

分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器及分馏塔顶油气冷却器冷却后，进入分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵分成两路，一路作为吸收剂打入吸收塔，另一路回炼进入汽油提升管反应器。富气进入气压机。含硫的酸性水用富气水洗泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线和提升管反应器上部。

轻柴油自分馏塔自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油经原料油-轻柴油换热器、轻柴油-富吸收油换热器、轻柴油-热水换热器、轻柴油空冷器换热冷却后，再分成两路：一路作为产品出装置，另一路经贫吸收油冷却器使其温度降低后送至再吸收塔作再吸收剂。

回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经二中及回炼油泵升压后一路与原料油混合进入提升管反应器，另一路返回分馏塔，第三路作为二中段循环回流。

油浆自分馏塔底由循环油浆泵抽出后分为两路，一路作为回炼油浆直接送至提升管反应器；另一路经原料油-循环油浆换热器、油浆蒸汽发生器发生饱和蒸汽将温度降低后再分为两路，大部分作为上下返塔至分馏塔，小部分经产品油浆冷却器冷却后，作为产品油浆送出装置。

实施例1与实施例2的主要区别在于：实施例1适用于催化裂化装置有两座分馏塔的情况，而实施例2适用于催化裂化装置只有一座分馏塔。

Claims (9)

1.一种重质原料预处理工艺，其特征在于，该工艺包括电脱盐工艺及柴油分离工艺，所述的电脱盐工艺采用四级电脱盐系统脱除重质原料中含有的钠盐，将重质原料与破乳剂、水混合后经预热送入一级电脱盐罐、二级电脱盐罐、三级电脱盐罐及四级电脱盐罐后得到原料油，所述的柴油分离工艺将反应油气经人形挡板与原料油逆流接触，洗涤其中的催化剂并脱过热后进入分馏塔中进行分馏，原料油经油气-热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器及分馏塔顶油气冷却器冷却，进入分馏塔顶油气分离器进行气、油、水三相分离，回收重质原料中含有的轻柴油馏分。

2.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的预热温度为130-150℃。

3.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的重质原料经换热后进入电脱盐系统，脱出的原料油中钠含量≤2ppm。

4.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的电脱盐工艺可以设在柴油分离工艺装置内，也可以设置在柴油分离工艺装置外部。

5.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的分馏塔为催化分馏塔，该分馏塔设置有1-2座。

6.根据权利要求3所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的分馏塔为2座时，柴油分离工艺在第二座分馏塔中进行。

7.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的重质原料包括重油、原油及轻质组分。

8.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的重质原料中含柴油重量百分浓度为1-20％。

9.根据权利要求1所述的一种重质原料预处理工艺，其特征在于，所述的反应油气进入分馏塔的温度为180-300℃。

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