CN107337178B - 一种炼油厂psa解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明属于石油化工技术领域，公开了一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺。所述工艺流程为：PSA解吸气经烃类蒸汽制氢转化炉在催化剂作用下反应生成转化气；催化再生烟气经压缩加热后与转化气混合进入中温变换反应器，在催化剂的作用下反应得到变换气；变换气经换热降温后依次进变换气‑水分离罐、低温甲醇洗单元回收CO2、甲烷化单元脱除总碳后送氨合成单元，在催化作用下经循环反应得到NH3产品。本发明实现了解吸气中氢气和烃类物资以及CO的高效利用，且浓缩催化再生烟气和解吸气中CO2纯度到99%以上，具有显著的节能减排作用。

Description

一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺
技术领域
本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺。
背景技术
石化企业有些重要的含氢气体如制氢装置的PSA(变压吸附)解吸气、连续重整装置重整生成油脱戊烷塔顶气没有回收，被补充进燃料气系统烧掉；同时，催化裂化装置再生烟气和制氢装置PSA解吸气，因流量大、CO2浓度高，含CO2最多，是石化企业减排目标的重中之重。而且催化再生烟气氮含量高，几乎接近空气含氮，也是一种资源。表1是现有催化裂化装置脱硫脱硝后的再生烟气和制氢装置PSA解吸气的典型组成。
表1脱硫脱硝后的再生烟气和PSA解吸气的典型组成
Figure GDA0002229055390000011
Figure GDA0002229055390000021
因此，如何回收利用其中的H2、N2、CO，以及减少CO2排放是本领域技术人员需要解决的问题。
发明内容
针对以上现有技术存在的缺点和不足之处，本发明的目的在于提供一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺。
本发明目的通过以下技术方案实现：
一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺，具体步骤如下：
(1)PSA解吸气经PSA解吸气压缩机1压缩后进原料气-低压蒸汽换热器2被加热，与工艺蒸汽混合后进烃类蒸汽制氢转化炉3，在催化剂作用下反应生成转化气；
(2)催化再生烟气先通过烟气净化单元5净化除尘，达到含尘量≤1mg/Nm3/h标准后进入闪蒸罐6闪蒸出液体，然后再经催化裂化装置再生烟气压缩机7压缩后进低压蒸汽加热器8加热；
(3)出自低压蒸汽加热器的再生烟气和出自烃类蒸汽制氢转化炉的转化气混合进入中温变换反应器9，在催化剂的作用下反应得到变换气；
(4)步骤(3)的变换气依次经低压蒸汽发生器10、变换气-除氧水换热器11和循环水冷却器13换热降温后进变换气-水分离罐14，分出的变换气进低温甲醇洗单元15，水则补充产汽；
(5)变换气进低温甲醇洗单元回收CO2，得到的产品净化气进甲烷化单元16，富含硫的酸性气去制硫单元；
(6)步骤(5)的产品净化气进甲烷化单元脱除总碳后送氨合成单元17，在催化作用下经循环反应得到NH3产品。
进一步地，步骤(1)中所述经PSA解吸气压缩机压缩后的压力为3.5MPa，所述加热是指加热至164℃，所述与工艺蒸汽混合后进烃类蒸汽制氢转化炉的水碳比为2.67。
进一步地，步骤(2)中所述经催化裂化装置再生烟气压缩机压缩后的压力为3.0MPa，所述加热是指加热至164℃。
相对于现有技术，本发明的工艺具有如下优点及有益效果：
(1)实现了制氢解吸气中氢气和烃类物资以及CO的高效利用，将现有作为燃料气的工艺调整为生产H2；
(2)浓缩催化再生烟气和制氢解吸气中CO2纯度到99％以上，使石化企业捕集CO2，实现本质减排成为可能；
(3)巧妙利用了催化烟气中的N2，省去了传统合成氨工艺必须配套的高能耗空分单元；
(4)所采用的烃类蒸汽转化制氢、烟气净化以及合成氨都是十分成熟的工业工艺，易于实施。
附图说明
图1为本发明实施例中一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺的工艺流程图；
图中编号说明如下：
1-PSA解吸气压缩机；2-原料气-低压蒸汽换热器；3-烃类蒸汽制氢转化炉；4-中压蒸汽发生器；5-烟气净化单元；6-闪蒸罐；7-催化裂化装置再生烟气压缩机；8-低压蒸汽加热器；9-中温变换反应器；10-低压蒸汽发生器；11-变换气-除氧水换热器；12-分流阀；13-循环水冷却器；14-变换气-水分离罐；15-低温甲醇洗单元；16-甲烷化单元；17-氨合成单元。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
实施例
本实施例的一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺，其工艺流程图如图1所示。具体步骤如下：
(1)PSA解吸气(69.2t/h,0.04MPa,30℃)经PSA解吸气压缩机1压缩至3.5MPa进原料气-低压蒸汽换热器2被加热到164℃，与工艺蒸汽(15.1t/h,3.5MPa,300℃)混合后(控制水碳比在2.67)进烃类蒸汽制氢转化炉3，在催化剂Z-417/Z-418的作用下反应生成转化气(84.5t/h,3.05MPa,850℃)，所得转化气的组成如表2所示；转化气进中压蒸汽(3.5MPa蒸汽)发生器4产蒸汽后温度至364.8℃进中温变换反应器9；
表2上述转化气的组成
Figure GDA0002229055390000041
Figure GDA0002229055390000051
(2)催化再生烟气(27.3t/h,0.04MPa,30℃)先通过烟气净化单元5净化除尘，达到含尘量≤1mg/Nm3/h标准后进入闪蒸罐6闪蒸出液体，然后再经催化裂化装置再生烟气压缩机7压缩至3.0MPa进低压蒸汽(1.0MPa蒸汽)加热器8加热，升温到164℃；
(3)出自低压蒸汽加热器的再生烟气(27.3t/h,3MPa,164℃)和出自烃类蒸汽制氢转化炉的转化气(84.5t/h,3.05MPa,850℃)混合进入中温变换反应器9，在催化剂FB123的作用下反应得到变换气(109.9t/h,3MPa,395.5℃)，所得变换气组成如表3所示；
表3上述变换气的组成
No. 组分 /％v
1 H<sub>2</sub> 43.6
2 N<sub>2</sub> 14.5
3 CO 364ppm
4 CO<sub>2</sub> 39
5 CH<sub>4</sub> 2.8
6 C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> /
7 C<sub>3</sub>H<sub>8</sub> /
8 iC<sub>4</sub>H<sub>10</sub> /
9 nC<sub>4</sub>H<sub>10</sub> /
10 nC<sub>5</sub>H<sub>12</sub> /
11 nC<sub>6</sub>H<sub>14</sub> /
12 H<sub>2</sub>O 0.1
13 H<sub>2</sub>S /
合计 100
(4)步骤(3)的变换气依次经低压蒸汽(1.0MPa蒸汽)发生器10、变换气-除氧水换热器11和循环水冷却器13换热降温到30℃后进变换气-水分离罐14，分出的变换气进低温甲醇洗单元15，水则补充产汽；除氧水(51.7t/h,30℃)进变换气-除氧水换热器11后经分流阀12分流后一股(17.4t/h)进低压蒸汽(1.0MPa蒸汽)发生器10，一股(34.3t/h)进中压蒸汽(3.5MPa蒸汽)发生器4；
(5)变换气进低温甲醇洗单元回收93.095t/h(折78.2×104t/yr)浓度为99.28％的CO2，得到的产品净化气(24.8t/h,2.7MPa,30℃)进甲烷化单元16，富含硫的酸性气去制硫单元；
(6)步骤(5)的产品净化气进甲烷化单元脱除总碳后(24.8t/h,2.6MPa,80℃)送氨合成单元17，在催化作用下经循环反应得到NH3产品21.2t/h(折17.8×104t/yr)。
表4是步骤(6)中不同产量合成氨步骤对氢氮的理论需求。
表4不同产量合成氨步骤对氢氮理论需求
Figure GDA0002229055390000061
表5是基于本实施例工艺的加工量和表1组成计算得到的再生烟气和解吸气中氢、氮及CO2分布。
表5气体中氢、氮及CO2分布
Figure GDA0002229055390000062
Figure GDA0002229055390000071
*基于催化裂化生焦率8％计算。
由以上结果可见，从物料平衡的角度讲，一套15×104Nm3/h制氢装置和一套12.5×104t/yr催化裂化装置的解吸气和再生烟气所含的直接和潜在的N2及H2资源可以为一套年产17.8×104t的合成氨装置提供氮和氢，同时可回收78.2×104t/yr浓度为99.28％的CO2(对应解吸气和再生烟气所含CO2全部回收)。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。

Claims (3)

1.一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺，其特征在于具体步骤如下：
（1）PSA解吸气经PSA解吸气压缩机压缩后进原料气-低压蒸汽换热器被加热，与工艺蒸汽混合后进烃类蒸汽制氢转化炉，在催化剂作用下反应生成转化气；
（2）催化再生烟气先通过烟气净化单元净化除尘，达到含尘量≤1mg/Nm³/h标准后进入闪蒸罐，然后再经催化裂化装置再生烟气压缩机压缩后进低压蒸汽加热器加热；
（3）出自低压蒸汽加热器的再生烟气和出自烃类蒸汽制氢转化炉的转化气混合进入中温变换反应器，在催化剂的作用下反应得到变换气；
（4）步骤（3）的变换气依次经低压蒸汽发生器、变换气-除氧水换热器和循环水冷却器换热降温后进变换气-水分离罐，分出的变换气进低温甲醇洗单元，水则补充产汽；
（5）变换气进低温甲醇洗单元回收CO2，得到的产品净化气进甲烷化单元，富含硫的酸性气去制硫单元；
（6）步骤（5）的产品净化气进甲烷化单元脱除总碳后送氨合成单元，在催化作用下经循环反应得到NH3产品。
2.根据权利要求1所述的一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺，其特征在于：步骤（1）中所述经PSA解吸气压缩机压缩后的压力为3.5MPa，所述加热是指加热至164℃，所述与工艺蒸汽混合后进烃类蒸汽制氢转化炉的水碳比为2.67。
3.根据权利要求1所述的一种炼油厂PSA解吸气及催化再生烟气的回收再利用工艺，其特征在于：步骤（2）中所述经催化裂化装置再生烟气压缩机压缩后的压力为3.0MPa，所述加热是指加热至164℃。
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