CN110408425A - 一种航煤液相加氢方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种航煤液相加氢方法，包括如下步骤：新鲜原料油先后与反应流出物和其它装置工艺物流换热后，与原料氢气在混合溶解器内混合形成混合物流；混合物流自液相加氢反应器顶部进入液相加氢反应器，在液相加氢反应器顶部分离出气体，分离出气体的液体与催化剂接触进行反应，生成反应流出物；自液相加氢反应器底部流出的反应流出物经降压取热后直接送至分馏塔进行分馏，得到精制航煤产品。本发明可大幅降低装置的设备投资和运行能耗，节省装置占地面积。

Description

一种航煤液相加氢方法

技术领域

本发明涉及航煤加氢精制技术，具体地，涉及一种航煤液相加氢方法。

背景技术

航空煤油主要用作喷气式发动机的燃料，由于其特殊的应用场所和环境，不仅需要具有良好的低温流动性能、较高的净热值和密度、较快的燃烧速度和较高的燃烧程度，而且还要具有良好的安定性(包括储存安定性和热氧化安定性)。随着社会经济和航空技术的高速发展，航空煤油的需求量日益增加，产品质量的要求也更趋于严格。

航空煤油馏分主要有两个来源：直接从常压分馏装置切割获得的直馏组分以及从重油经催化裂化和加氢裂化所得的馏分。目前，航空煤油馏分的比重、冰点、烟点和硫含量基本能够符合航空煤油产品的指标要求，但是航空煤油馏分中的硫醇硫含量高、酸度高、颜色较深等问题，仍需要后续精制加工来解决。

航煤的精制工艺主要包括非临氢法和临氢法两类。非临氢法主要有抽提、吸附、氧化及抽提和氧化组合等工艺技术，非临氢法航煤精制装置投资费用较低，技术成熟，但存在着不同程度的环境污染。非临氢方法(如氧化抽提工艺)的产物还需水洗、盐脱水、白土脱色等工艺过程，特别是在加工硫醇含量高的原料油时，由于氧化深度高，需要经常更换白土，不仅增加了操作费用，而且带来了新的环境污染。此外，非临氢方法对原料的适应性较差，在加工性质差的原料时产品的合格率低。

临氢法是以煤油馏分为原料，与氢气混合经加热炉加热至反应温度后进入反应器，在专用催化剂作用下，一方面是脱除航空煤油馏分中的硫醇硫，以降低航空煤油对喷气式发动机燃料系统的腐蚀性；另一方面是脱除航空煤油馏分中产生颜色的杂质组分(如碱性氮)，以提高航空煤油的安定性。反应后的产物经冷凝与氢气分离，进入汽提塔，脱除加氢生成的硫化氢和水，得到符合3#喷气燃料质量指标的喷气燃料产品。常规的煤油加氢精制工艺虽然能达到脱硫醇的目的，总硫、烟点、色度等指标有所改善，但由于加工流程设置了循环氢系统，因而其投资、能耗、操作费用也较高。同时，目前炼油厂航煤加氢装置大多采用加热炉加热反应进料，分馏塔釜大多采用加热炉作为塔釜热源。反应进料加热炉和分馏塔釜加热炉的设置，不仅增加了燃料消耗，更增加了装置的设备投资和操作费用。

航煤加氢装置加热炉的连接结构通常如下：

反应进料加热炉：自装置外来的航煤经过滤、换热并与氢气混合后进入反应进料加热炉，加热到所需的反应温度后进入加氢反应器。采用反应器入口温度控制反应进料加热炉的燃料气流量。反应进料需要的热能通过反应进料加热炉消耗燃料提供。

分馏塔釜重沸炉：分馏塔釜物料经分馏塔釜重沸炉泵升压，送入分馏塔釜重沸炉，重沸炉出料返回至分馏塔。采用重沸炉出口温度控制重沸炉的燃料气流量。分馏塔需要的热能通过分馏塔釜重沸炉消耗燃料提供。

发明内容

本发明的目的是提供一种航煤液相加氢方法，以克服现有技术的不足，解决装置建设投资成本高、占地面积大及运行能耗高的问题。

本发明提供的航煤液相加氢方法，包括如下步骤：

1)新鲜原料油先后与反应流出物和其它装置工艺物流换热后，与原料氢气在混合溶解器内混合形成混合物流；

2)混合物流自液相加氢反应器顶部进入液相加氢反应器，在液相加氢反应器顶部分离出气体，分离出气体的液体与催化剂接触进行反应，生成反应流出物；

3)自液相加氢反应器底部流出的反应流出物经降压取热后直接送至分馏塔进行分馏，得到精制航煤产品。

所述新鲜原料油可直接由上游装置热供料，热供料温度可控制在60℃～250℃之间。

所述液相加氢反应器可设置为单床层、双床层，也可设置为多床层。

所述液相加氢反应器底部可设置循环油泵。

所述分馏塔底设置重沸器，产品分离所需的热量由重沸器提供，重沸器热源由其它装置工艺物流提供；分馏塔底也可设置重沸炉，产品分离所需的热量由重沸炉提供；

所述分馏塔底精制航煤产品可经换热、冷却后送出装置。

在所述液相加氢反应器与分馏塔之间可设置反应产物分离器，反应流出物在反应产物分离器进行气液分离后，汽、液分别送至分馏塔。

所述液相加氢反应器中的液相加氢反应压力为2.0～6.0MPa，反应的温度为180～350℃，催化剂体积空速为2～6/小时，化学氢耗摩尔比为0.01～0.4％。

与常规加氢方法相比，本发明具有下列优点：

1)不设置氢气循环系统，原料氢气一次通过；

2)装置内不设置反应进料加热炉，新鲜进料通过与其它装置工艺物流直接换热获取所需的反应温度；

3)液相加氢反应器底部可不设置循环油泵；

4)在液相加氢反应器与分馏塔之间可不设置反应产物分离器，反应流出物经换热后直接送至分馏塔；

5)分馏塔底可不设置重沸炉；

6)分馏塔底精制航煤产品可不经换热、冷却直接作为热源送至其它装置。

本发明提供的航煤液相加氢方法不设置新氢压缩机及氢气循环系统，不设置反应进料加热炉，可不设置反应产物分离器和重沸炉，进而大幅降低装置的设备投资和运行能耗，节省装置占地面积。

附图说明

下面将结合附图对文发明做进一步说明。

图1为本发明航煤液相加氢方法的一种流程示意图。

图中：1-新鲜原料油，2-原料油缓冲罐，3-进料泵，4-反应流出物/原料油换热器，5-反应进料换热器，6-原料氢气，7-混合溶解器，8-混合物流，9-液相加氢反应器，10-排放气，11-反应流出物，12-降压阀，13-分馏塔，14-重沸器，15-精制航煤产品，16-其它装置工艺物流一,17-其它装置工艺物流二。

具体实施方式

如图1所示，新鲜原料油1在原料油缓冲罐2液面控制下经进料泵3升压后先后经反应流出物/原料油换热器4、反应进料换热器5与反应流出物和其它装置工艺物流一16换热后，与原料氢气6在混合溶解器7内混合，混合物流8自顶部进入液相加氢反应器9。在液相加氢反应器9顶部分离出排放气10后，液体与催化剂接触进行反应，反应流出物11自反应器底部直接或经降压阀12降压后并经反应流出物/原料油换热器4换热后直接送至分馏塔13进行分离后得到精制航煤产品15。分馏塔13塔底由重沸器14供热，热源为其它装置工艺物流二17。

实施例

本实施例的加工规模为30万吨/年，原料和产品性质分别见表1和表2，过程参数见表3，能耗见表4。

表1原料煤油性质

项目	直馏煤油
		处理量，万吨/年	30
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7974
		硫，μg/g	180
氮，μg/g	4.1
		酸值，mgKOH/g	0.01
冰点，℃	-50
		烟点，mm	27
闪点(闭口)，℃	59
		腐蚀(铜片，100℃，2h)，级	1
硫醇硫含量，％	0.0058
		馏程(ASTM D86)，℃
IBP/10％	160/185
		30％/50％	196/204
70％/90％	213/231
		95％/EBP	240/248
水含量，μg/g	175

表2产品性质

表3过程参数

表4装置能耗

Claims (6)

1.一种航煤液相加氢方法，包括如下步骤：

1)新鲜原料油先后与反应流出物和其它装置工艺物流换热后，与原料氢气在混合溶解器内混合形成混合物流；

2)混合物流自液相加氢反应器顶部进入液相加氢反应器，在液相加氢反应器顶部分离出气体，分离出气体的液体与催化剂接触进行反应，生成反应流出物；

3)自液相加氢反应器底部流出的反应流出物经降压取热后直接送至分馏塔进行分馏，得到精制航煤产品。

2.根据权利要求1所述的航煤液相加氢方法，其特征在于:所述新鲜原料油直接由上游装置热供料，热供料温度控制在60℃～250℃之间。

3.根据权利要求1所述的航煤液相加氢方法，其特征在于:所述液相加氢反应器设置为单床层或双床层或多床层。

4.根据权利要求1所述的航煤液相加氢方法，其特征在于:所述液相加氢反应器中的液相加氢反应压力为2.0～6.0MPa，反应的温度为180～350℃，催化剂体积空速为2～6/小时，化学氢耗摩尔比为0.01～0.4％。

5.根据权利要求1所述的航煤液相加氢方法，其特征在于:所述分馏塔底设置重沸器，产品分离所需的热量由重沸器提供，重沸器热源由其它装置工艺物流提供。

6.根据权利要求1所述的航煤液相加氢方法，其特征在于:在所述液相加氢反应器与分馏塔之间设置反应产物分离器，反应流出物在反应产物分离器进行气液分离后，汽、液分别送至分馏塔。