CN103691211A - 沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置以及利用其对气相产物进行净化的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，包括沸腾床渣油加氢反应器和热高分气/氢气换热器，二者之间设有热高压闪蒸罐，热高压闪蒸罐包括热高压闪蒸罐壳体和设置在壳体内部的入口分配环，入口分配环为螺旋结构，使其与热高压闪蒸罐壳体围成一个螺旋通道，热高压闪蒸罐壳体上设有气相产物入口，气相产物入口上安装有入口切向导管，热高压闪蒸罐还包括设置在热高压闪蒸罐壳体内顶部的微旋流分离器组。本发明装置对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行梯级旋流分离，减少去往冷高压分离流程的气相产物中液体和催化剂的夹带量，避免了高压换热器出现堵塞的问题，极大地降低沸腾床加氢装置的能耗，并延长了装置的运行周期。

Description

沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置以及利用其对气相产物进行净化的方法

技术领域

本发明涉及一种沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，属于石油加工技术领域。 

背景技术

沸腾床加氢反应器属于气、液、固三相流化床反应器，可以加工高硫、高残炭、高金属的重质油，对于解决固定床渣油加氢空速低、催化剂失活快、系统压降大、易结焦、装置运行周期短等问题具有明显的优势。 

由于在沸腾床反应器中的物料处于全返混的状态，催化剂颗粒、液相反应产物会被反应器塔顶的气相产物带出反应器，并夹带进入后续的冷高压分离流程中的设备以及管线中，带来冷高压分离流程中高压换热设备的换热效率下降或者堵塞，限制了沸腾床加氢装置的长周期运行。 

中国发明专利CN101591563A公开了一种沸腾床渣油加氢流程，该发明中的沸腾床渣油加氢反应器结构有如中国发明CN101172220、CN1448212A及CN101376092中的结构，在反应器顶部设置有三相分离器，脱除反应器塔顶的气相产物中的液滴和固体微粒。但实际运行中，仍然不可避免有1.0～6.3wppm（质量浓度）的固体催化剂颗粒被带出反应器去往后续的高压换热器，这将会使得高压换热器出现堵塞的问题，导致高压换热器的换热效率下降，降低整个沸腾床渣油加氢装置的运行周期。 

美国专利US4810359公开了一种沸腾床反应器塔顶设置单台大直径旋流分离器对含气量为40Vol%（体积浓度）的气液混合物进行分离，分离得到的液相通过循环泵泵送保证反应器处于沸腾床状态。所采用的单台大直径的旋风分离器为切向进口、柱锥结构形式，由于目的是从含气量为40Vol%（体积浓度）的反应浆料中脱出热高分气，分离的压降至少要保证34475Pa以上，分离能耗较大，同时由于大直径的旋风分离器的分离精度较低，无法保证分离得到的热高分气不夹带液体或者催化剂固体颗粒。 

美国专利US7303733B2公开了一种沸腾床反应器塔顶出口气的分离方法。该方法在反应器出口设置有气液分离罐，气液分离罐的分离结构由带叶片的螺旋导管和旋风分离器组分。但是该专利未充分考虑沸腾床加氢流程中，反应器可能带出催化剂固体微粒导致带叶片的螺旋导管堵塞的问题。并且由于螺旋导管的分离能力有限，气液分离罐设计容积需要保证气相停留时间为1～10min，造成气液分离罐容积太大，耗费大量临氢材料。而该气液分离罐中的旋风分离器采用单管设计，造成旋流分离的分离精度较差，只能保证气液分 离罐出口气体含液量不大于1000～5000wppm，高分气仍然大量带液。 

同时，诸如美国专利US6620.311B2等沸腾床渣油加氢专利中的沸腾床反应器顶部的分离结构均只完成液固分离，尽量保证催化剂颗粒不被带出反应器；反应器塔顶出口的气相产物不可避免带出大量液体，使得气相产物的分子量较大，在去往高分换热器、高压分离器的设备及管线中压降较大，使得整个加氢工艺的能耗增加。 

综上所述，目前的沸腾床加氢工艺中，即使在沸腾床反应器塔顶设置有三相分离器，但是仍然不能保证反应器塔顶出口气相产物不带出催化剂颗粒和液滴。而目前，用于对于沸腾床加氢工艺中反应器塔顶出口气相产物做反应器器外分离的设备，没有考虑气相产物带出固体催化剂颗粒的问题；同时，这些完成热高分气反应器器外分离的设备往往涉及使用大直径旋风分离器，使得设备的分离精度很差，反应器塔顶出口热高分气仍然带液严重。 

发明内容

本发明的目的是克服现有技术存在的缺陷，提供一种沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，使其对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物中夹带的液滴、固体微粒按粒度进行梯级旋流分离，减少去往冷高压分离流程的气相产物中液体夹带量和催化剂固体微粒夹带量，避免高压换热器出现堵塞或则换热效率下降的问题，极大地降低沸腾床加氢装置的能耗，并有效地延长装置的运行周期。 

技术方案 

本发明的一种沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，包括沸腾床渣油加氢反应器和热高分气/氢气换热器，其特征在于，在沸腾床渣油加氢反应器和热高分气/氢气换热器之间设有热高压闪蒸罐， 

所述热高压闪蒸罐包括：热高压闪蒸罐壳体和设置在热高压闪蒸罐壳体内部的入口分配环，所述入口分配环为螺旋结构，使热高压闪蒸罐壳体和入口分配环围成一个螺旋通道，热高压闪蒸罐壳体上设置有气相产物入口，气相产物入口上安装有入口切向导管，气相产物通过入口切向导管和气相产物入口，进入到热高压闪蒸罐和入口分配环形成螺旋通道内，绕着螺旋通道的轴线做旋转运动，在旋转运动的过程中，气相产物中的颗粒、液滴受到离心力的作用而被分离，以完成对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行一级旋流净化；所述热高压闪蒸罐还包括设置在热高压闪蒸罐壳体内部顶部的微旋流分离器组，气相产物通过入口分配环的中间通道向上运动，进入微旋流分离器组后完成二级旋流分离操作。 

进一步，所述入口分配环为渐扩型螺旋结构，螺旋升角（α）为5～15°，出口宽度（w₁）为进口宽度（w₂）的1～1.4倍。渐扩型的螺旋结构除了导流的作用，还可以降低闪蒸罐进口气相的流速，将气相更好的分布于更大的横截面积上。由于气体速度低了，在横截面上分布更加均匀了，减少了气相速度太大引起的分离过程中的返混。 

进一步，所述入口切向导管的倾角（θ）同入口分配环的螺旋升角（α）相同。如果角 度θ小于α，将导致进入闪蒸罐的气相直接冲击在分配环的上部分，对分配环有磨蚀作用及作用力；如果θ大于α，将导致气相产物直接进入到分配环的下部分，而分配环的上部分的分离作用就没起到作用，浪费了分离空间。 

进一步，所述入口分配环下部设置有圆形的隔离挡板以及用于支撑隔离挡板的支撑挡板，所述隔离挡板高于热高压闪蒸罐的高高液位（LHH），以防止上升气流夹带已分离得到的液相返混。 

进一步，所述微旋流分离器组由两根以上微旋流分离管并联组成，以降低二级旋流净化的操作压力降，适应高压设备中的安装、应用。 

利用本发明的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置对气相产物进行净化的方法：沸腾床渣油加氢反应器的气相产物由入口切向导管和气相产物入口进入热高压闪蒸罐，在入口切向导管的导流作用下，进入在热高压闪蒸罐壳体和入口分配环形成的螺旋通道，绕着螺旋通道的轴线做旋转运动，在旋转运动的过程中，气相产物中的颗粒、液滴受到离心力的作用而被分离进入热高压闪蒸罐的底部，完成一级旋流净化操作，一级旋流净化后的气相产物通过入口分配环的螺旋通道向上运动，进入微旋流分离器组，完成二级旋流分离操作。 

本发明的装置适用于对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行旋流净化，通常，沸腾床渣油加氢反应器的气相产物压力为8～20Mpa，温度为340～550℃，分子量为4.540-12.197，气相产物中的液滴粒径为1-2500μm、含量为0.1～10%，固体微粒粒径为1～2000μm、含量为0.5～100wppm。采用本发明的装置对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行旋流净化时，首先，热高压闪蒸罐外壳和入口分配环形成的螺旋通道，对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行一级旋流净化，一级旋流分离对于粒径大于200μm的液滴、固体微粒脱除率不低于95%；然后，热高压闪蒸罐顶内置的微旋流分离器组，对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物进行二级旋流净化，二级旋流分离对于粒径大于3μm的液滴、固体微粒脱除率不低于95%。本发明中的微旋流分离器组，在20℃、1atm操作条件下，对连续相为空气的多相混合物进行旋流分离操作的额定压力降不大于0.0002MPa。 

使用本发明的装置对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物中夹带的催化剂等固体微粒、液滴实现按粒度梯级旋流净化的优点，具体表现在： 

（1）以热高压闪蒸罐外壳和入口分配环形成的螺旋通道空间对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物中大量的、大粒径的液滴和固体微粒进行一级旋流净化，分离操作空间大、分离能耗低，不会出现固体微粒引起分离设备发生堵塞的问题、并且对来料的含固量、含液量适应性好。 

（2）通过热高压闪蒸罐顶内置低操作压力降的微旋流分离器组，对热高分气中残留的小粒径的液滴、固体微粒进行二级旋流净化，旋流分离精度高，有效地保证了去往下游的热高分气含固量、含液量处于极低水平，延长加氢装置的连续运行周期。 

附图说明

图1是现有的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物净化装置的示意图； 

a-加热炉，b-第一渣油沸腾床加氢反应器，c-第二渣油沸腾床加氢反应器，d-热高分气/氢气换热器，e-高压空冷器，f-冷高压分离器，g-原料渣油输入口，h-循环氢压缩机，i-循环氢净化系统，j-冷低压分离器 

图2本发明的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置的示意图； 

k-热高压闪蒸罐，m-热低压分离器 

图3是本发明中热高压闪蒸罐的结构示意图； 

1-热高压闪蒸罐壳体，2-入口切向导管，3-气相产物入口，4-防磨板，5-液封槽，6-微旋流分离器组，7-溢流汇集腔，8-热高分气出口，9-入口分配环，10-隔离挡板，11-支撑挡板，12-防涡挡板，13-热高分油出口； 

图4为图3的AA剖视图； 

图5为图3的I处放大图。 

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。 

如图1和图2，图1是现有的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物净化装置的示意图，现有的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物净化流程：原料渣油经原料渣油输入口g进入加热炉a加热后，进入第一渣油沸腾床加氢反应器b进行加氢裂化，第一渣油沸腾床加氢反应器b的液相产物和混合氢气混合后进入第二渣油沸腾床加氢反应器c进行加氢裂化，第一渣油沸腾床加氢反应器b和第二渣油沸腾长加氢反应器c的气相产物都在热高分气/氢气换热器d进行换热后去往高压空冷器e进一步换热后，然后进入冷高压分离器f分离出循环氢气和冷高分油，分离出的循环氢气进入循环氢净化系统i，冷高分油进入冷低压分离器j。 

图2是本发明的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置的示意图，本发明的净化装置与现有技术的净化装置相比，在沸腾床渣油加氢反应器（b，c）和热高分气/氢气换热器d之间设有热高压闪蒸罐k，沸腾床渣油加氢反应器（b，c）的气相产物中夹带的液滴、固体微粒在热高压闪蒸罐k中按粒度完成一级、二级旋流净化，净化得到的热高分气去往热高分气/氢气换热器d和高压空冷器e换热后进入冷高压分离器f，热高压闪蒸罐k分离得到的固体微粒和热高分油去往热低压分离器m。沸腾床渣油加氢反应器（b，c）的气相产物经过二级旋流净化后，再去往后续的冷高分流程设备，可以避免热高分气/氢气换热器d和高压空冷器e的堵塞或则换热效率下降的问题，从而有效地延长加氢装置的连续运行周期。 

如图3，本发明的热高压闪蒸罐k，包括：筒体内径为Φ800mm的热高压闪蒸罐壳体1和设置在热高压闪蒸罐壳体内部的入口分配环9，所述入口分配环为为渐扩型螺旋结构（螺旋升角α为9°，出口宽度w₁为210mm,进口宽度w₂为180mm），使热高压闪蒸罐壳 体和入口分配环围成一个螺旋通道，热高压闪蒸罐壳体1上设置有气相产物入口3，气相产物入口3上安装有入口切向导管2，所述入口切向导管2的倾角θ同入口分配环9的螺旋升角α相同，气相产物通过入口切向导管和气相产物入口，进入到热高压闪蒸罐和入口分配环形成螺旋通道内，绕着螺旋通道的轴线做旋转运动，在旋转运动的过程中，气相产物中的颗粒、液滴受到离心力的作用而被分离，以完成对沸腾床渣油加氢反应器的气相产物的一级旋流净化；在热高压闪蒸罐k的气相产物入口3处还设置有防磨板4，用于防止刚进入热高压闪蒸罐k的气相产物对于热高压闪蒸罐壳体1的磨损；所述热高压闪蒸罐还包括设置在热高压闪蒸罐壳体1内部顶部的微旋流分离器组6，所述微旋流分离器组6由3根公称直径为75mm的微旋流分离管组成，气相产物通过入口分配环9的中间通道向上运动，进入微旋流分离器组6后完成二级旋流分离操作，被分离的液滴、固体颗粒在液封槽5中累积并不断掉入所述热高压闪蒸罐底部，二级旋流净化后的气相产物在溢流汇集腔7中汇集后由热高分气出口8排出去往热高分气/氢气换热器d、高压空冷器e。所述入口分配环9下部设置有圆形的隔离挡板10以及用于支撑隔离挡板10的支撑挡板11，所述隔离挡板10高于热高压闪蒸罐的高高液位（LHH），以防止上升气流夹带已分离得到的液相混返。热高压闪蒸罐k分离得到的热高分油由热高压闪蒸罐底部的热高分油出口13排出，并在热高压闪蒸罐k底部设置有防涡挡板12，以防止气体窜出热高压闪蒸罐k。 

本发明的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置的具体应用： 

在一个5万吨/年沸腾床渣油加氢装置中，采用本发明的净化装置，热高压闪蒸罐采用上述实施例的设计，其具体运作过程及效果描述如下： 

1）沸腾床渣油加氢反应器反应器塔顶出口气相产物的性质 

表1沸腾床渣油加氢反应器反应器塔顶出气相产物性质 

2）具体实施过程 

沸腾床渣油加氢反应器塔顶具有三相分离器结构，反应器塔顶气相产物由热高压闪蒸罐k的气相产物入口3进入热高压闪蒸罐，在入口切向导管2和入口分配环9的导流作用下，热高分气在入口分配环9和热高压闪蒸罐壳体1形成的螺旋通道空间内进行一级旋流净化，一级旋流净化过程中被脱除的液滴和固体微粒沿热高压闪蒸罐的壳体向下运动，并在热高压闪蒸罐的底部累积，一级旋流净化后的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物由入口分配环9中间的上升通道向热高压闪蒸罐顶部运动，并自适应分配进入热高压闪蒸罐顶内置的微旋流分离器组6，气相产物经过微旋流分离器组6的二级旋流净化操作后，被脱除的液滴和固体微粒累积于液封槽5中，并不断溢出掉入热高压闪蒸罐的底部，经过微旋流分离器组6二级旋流净化的热高分气在热高压闪蒸罐的溢流汇集腔7汇集，并由热高分气出口8排出后，经过热高压闪蒸罐的二级旋流净化得到的热高分气再依次通过热高分气/氢气换热器d、高压空冷器e、冷高压分离器f，可以避免热高分气/氢气换热器d、高压空冷器e出现堵塞、结垢等问题，保证了装置的高效操作、延长了整个装置的运行周期，尤其适合于沸腾床一类易将催化剂颗粒带出的流化床反应器。 

3）结果分析 

如直接采用图1的装置，即沸腾床渣油加氢反应器的气相产物直接去往热高分气/氢气换热器、高压空冷器、冷高压分离器，完成冷高分流程。对于一个规模为5万吨/年的沸腾床渣油加氢装置，即使反应器塔顶内置有高效的三相分离器，反应器塔顶热高分气仍然携带固体微粒，固体微粒的平均含量达到3.6wppm。而目前，业已商业化的沸腾床渣油加氢装置的连续运行周期为2～4年，最长的连续操作周期可以达到6年，以4年的平均连续操作周期计算，那么在4年的连续运行周期内带入高分气/氢气换热器、高压空冷器的固体微粒的质量为330.08kg，而在操作条件波动时，气相产物由反应器带出的固体微粒量会更大。而沸腾床固体颗粒的粒径为0.1～0.5mm，其粒径远远大于浆态床所使用的高分散性的油溶性或者水溶性的催化剂。较大的粒径和较大的固体量，两个因素都会导致热高分气/氢气换热器、高压空冷器设备的换热效率的下降，甚至引起换热器设备的堵塞，导致装置停车。同时，C₅以上含量为2.6209%，也使得气相产物的分子量较大，增加管线、设备的压降；部分高分油液滴、催化剂微粒带入热高分气/氢气换热器、高压空冷器设备以及相关管线中， 亦会降低换热器换热效率。 

如采用图2的流程及图3至图5结构的热高压闪蒸罐设备，沸腾床渣油加氢反应器的气相产物经过热高压闪蒸罐的二级旋流净化后，再去往热高分气/氢气换热器、高压空冷器、冷高压分离器，完成冷高分流程。对于一个规模为5万吨/年的沸腾床渣油加氢装置，反应器塔顶气相产物中夹带的固体微粒脱除率95%以上，有效避免热高分气/氢气换热器、高压空冷器设备堵塞问题，保证装置正常操作、延长装置操作周期3500小时以上。此外，热高压闪蒸罐在操作条件下，一级旋流净化压力降低于217Pa、二级旋流净化压力降低于9887Pa，经过热高压闪蒸罐的二级旋流净化后的气相产物的含液量不大于100mg/m³，其中10μm以上液滴只占5%，有效地减低了热高分气/氢气换热器、高压空冷器设备以及相关管线中气体的分子量，使得整套5万吨/年的沸腾床渣油加氢装置中的循环氢压缩机组能耗可以下降3%。 

本发明提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本发明的上述讲授内容之后，本领域技术人员可以对本发明做各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书限定的范围。 

Claims (7)

1.一种沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，包括沸腾床渣油加氢反应器和热高分气/氢气换热器，其特征在于，在沸腾床渣油加氢反应器和热高分气/氢气换热器之间设有热高压闪蒸罐，所述热高压闪蒸罐包括：热高压闪蒸罐壳体（1）和设置在热高压闪蒸罐壳体内部的入口分配环（9），所述入口分配环（9）为螺旋结构，使热高压闪蒸罐壳体和入口分配环围成一个螺旋通道，热高压闪蒸罐壳体（1）上设置有气相产物入口（3），气相产物入口（3）上安装有入口切向导管（2），所述热高压闪蒸罐还包括设置在热高压闪蒸罐壳体（1）内部顶部的微旋流分离器组（6）。

2.如权利要求1所述的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，其特征在于，所述入口分配环（9）为渐扩型螺旋结构，螺旋升角（α）为5～15°，出口宽度（w₁）为进口宽度（w₂）的1～1.4倍。

3.如权利要求1所述的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，其特征在于，所述入口切向导管（3）的倾角（θ）同入口分配环（9）的螺旋升角（α）相同。

4.如权利要求1所述的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，其特征在于，所述入口分配环（9）下部设置有圆形的隔离挡板（10）以及用于支撑隔离挡板（10）的支撑挡板（11），所述隔离挡板（10）高于热高压闪蒸罐的高高液位。

5.如权利要求1至4任一项所述的沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置，其特征在于，所述微旋流分离器组（6）由两根以上微旋流分离管并联组成。

6.利用权利要求1-5任一项所述沸腾床渣油加氢反应器的气相产物旋流净化装置对气相产物进行净化的方法，其特征在于，沸腾床渣油加氢反应器的气相产物由入口切向导管和气相产物入口进入热高压闪蒸罐，在入口切向导管的导流作用下，进入在热高压闪蒸罐壳体和入口分配环形成的螺旋通道，绕着螺旋通道的轴线做旋转运动，在旋转运动的过程中，气相产物中的颗粒、液滴受到离心力的作用而被分离进入热高压闪蒸罐的底部，完成一级旋流净化操作，一级旋流净化后的气相产物通过入口分配环的中间通道向上运动，进入微旋流分离器组，完成二级旋流分离操作。

7.如权利要求6所述的方法，其特征在于，沸腾床渣油加氢反应器的气相产物压力为8～20Mpa，温度为340～550℃，分子量为4.540-12.197，气相产物中的液滴粒径为1-2500μm、含量为0.1～10%，固体微粒粒径为1～2000μm、含量为0.5～100wppm。

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