CN113599960A - 一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法和系统，采用高压膜和低压膜组合的一级三段膜分离工艺，通过在各膜组件之间增加冷凝和预热单元，使进入膜装置的气体远离露点，提高了装置应对富氢干气轻烃含量波动的适应性，保障膜装置的连续稳定运行，同时副产液化气产品；通过高低压膜组合形式不仅可以提高氢气的回收率，而且充分梯度利用富氢干气压力，高压膜获得高压氢气产品返回加氢装置循环利用，低压膜获得的低压氢气产品无需加压即可直供柴油加氢等装置或作为原料气直供PSA装置；同时通过利用膜装置压缩机出口气体为装置加热，降低了装置的运行能耗。本发明涉及氢气提纯领域。

Description

一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法和系统
技术领域
本发明涉及氢气提纯领域，具体地，涉及一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法和系统。
背景技术
原油能够完全高效利用的核心是渣油的利用，随着国内油品质量升级、提升炼厂效益和炼油产能的增加，有必要将占原油比例在40％-60％的渣油吃光榨尽，并变为高附加值的轻质液体产品。现阶段，对渣油进行加氢转化是渣油高效利用的重要途径之一。渣油加氢反应过程中，氢分压是影响加工过程最重要的参数之一，它由反应过程的总压和循环氢的纯度决定，提高氢分压对催化加氢反应有利。渣油加氢工程设计中，在满足催化剂氢分压条件下，应尽量提高富氢干气作为循环气利用过程中氢气的纯度，以降低装置反应系统总压。
为了提高渣油加氢装置富氢干气循环利用的循环氢纯度，目前主要有3种常见的工艺方案：膜分离、油洗及排废氢。排废氢方案工艺流程简单，但造成大量氢气被浪费，因此大部分炼厂均选择膜分离或油洗工艺对加氢装置富氢干气进行提浓循环利用。膜分离方案的操作费用、单位能耗均比油洗方案略低，氢气利用率高，从长期运行角度来看，经济性高于油洗方案。现阶段所采用的膜分离工艺主要是高压膜分离工艺，由于循环氢压力较高，在膜组件中随着气体流动方向C3+轻烃被富集后易形成凝液，进而对膜的分离性能及膜的使用寿命产生非常不利的影响，导致工艺不能够稳定运行，且现有膜提浓工艺仍有大量较高压力的膜装置含氢尾气被浪费，降低了氢气的回收率，并且现有工艺未考虑压缩机出口气体热量的回收利用，导致膜分离提浓循环氢过程能耗较高。
发明内容
本发明为了实现炼厂加氢装置富氢干气高效循环利用，提高炼厂加氢装置的富氢干气氢纯度，提高氢气利用率，延长膜组件使用寿命，提供了一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法和系统。
为了实现上述目的，本发明提供一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法，所述方法包括：
S1：使来自加氢装置的富氢干气预热至60-150℃，并加压至2.0-30.0MPaG后进行第一级膜分离，得到第一渗透气和第一渗余气；
S2：将所述第一渗余气冷凝、分离出液化气产品，并将不凝气预热至60-150℃后进行第二级膜分离，得到第二渗透气和第二渗余气；
S3：将所述第二渗余气冷凝、分离出液化气产品，将不凝气预热至60-150℃，并减压至1.0-20.0MPaG后进行第三级膜分离，得到低压富氢气体产品和外排气。
本发明的方法和系统采用高压膜和低压膜组合的一级三段膜分离工艺，通过在各膜组件之间增加冷凝和预热单元，使进入膜装置的气体远离露点，提高了装置应对富氢干气轻烃含量波动的适应性，保障膜装置的连续稳定运行，同时副产液化气产品；通过高低压膜组合形式不仅可以提高氢气的回收率，而且充分梯度利用富氢干气压力，高压膜获得高压氢气产品返回加氢装置循环利用，低压膜获得的低压氢气产品无需加压即可直供柴油加氢等装置或作为原料气直供PSA装置；同时通过利用膜装置压缩机出口气体为装置加热，降低了装置的运行能耗。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是本发明一种具体实施方式中炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的系统的流程示意图。
附图标记说明
T-1、脱硫塔 E-1、第一冷凝器 E-2、第二冷凝器
E-3、第三冷凝器 E-4、第四冷凝器 E-5、第五冷凝器
V-1、第一冷凝罐 V-2、第二冷凝罐 V-3、第三冷凝罐
V-4、第四冷凝罐 V-5、第五冷凝罐 BFi-1、膜前过滤单元
HE-1、第一预热器 HE-2、第二预热器 HE-3、第三预热器
M-1、第一级膜组件 M-2、第二级膜组件 M-3、第三级膜组件
K-1、第一压缩机 VLV-1、减压阀
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本发明中，在未作相反说明的情况下，术语“第一、第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一、第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。
如图1所示，本发明第一方面提供一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法，该方法包括：S1：使来自加氢装置的富氢干气预热至60-150℃，并加压至2.0-30.0MPaG后进行第一级膜分离，得到第一渗透气和第一渗余气；S2：将第一渗余气冷凝、分离出液化气产品，并将不凝气预热至60-150℃后进行第二级膜分离，得到第二渗透气和第二渗余气；S3：将第二渗余气冷凝、分离出液化气产品，将不凝气预热至60-150℃，并减压至1.0-20.0MPaG后进行第三级膜分离，得到低压富氢气体产品和外排气。
本发明的方法采用高压膜和低压膜组合的一级三段膜分离工艺，通过在各膜组件之间增加冷凝和预热单元，使进入膜装置的气体远离露点，提高了装置应对富氢干气轻烃含量波动的适应性，保障膜装置的连续稳定运行，同时副产液化气产品；通过高低压膜组合形式不仅可以提高氢气的回收率，而且充分梯度利用富氢干气压力，高压膜获得高压氢气产品返回加氢装置循环利用，低压膜获得的低压氢气产品无需加压即可直供柴油加氢等装置或作为原料气直供PSA装置；同时通过利用膜装置压缩机出口气体为装置加热，降低了装置的运行能耗。
如图1所示，在根据本发明的一种实施方式中，方法还包括：将第一渗透气和第二渗透气混合后得到高压富氢气体产品，并利用低压膜进一步对高压膜尾气进行回收获得低压富氢气体产品，提高氢气利用率。
如图1所示，在根据本发明的一种实施方式中，该方法还包括：采用富氢气体产品对富氢干气进行预热后，将预热后的富氢气体产品分为两股，分别对步骤S2和步骤S3中的不凝气进行预热，以充分利用富氢气体的热量，优化工艺流程中的能量利用。
在根据本发明的一种实施方式中，富氢干气的组成为：H2 70-95vol％、CH4 0-15vol％、C2 0-10vol％、C3 0-10vol％、C4+0-10vol％、H2O 0-5vol％、H2S 0-5vol％、CO2 0-5vol％、CO 0-5vol％，高压富氢气体产品中的氢气浓度为90-99.9vol％；低压富氢气体产品中的氢气浓度为80-99.9vol％；一种优选地实施方式中，富氢干气的组成为：H2 85-95vol％、CH4 1-10vol％、C2 0-5vol％、C3 0-5vol％、C4+0-5vol％、H2O 0-3vol％、H2S 0-3vol％、CO2 0-1vol％、CO 0-1vol％，高压富氢气体产品中的氢气浓度为95-99.9vol％，低压富氢气体产品中的氢气浓度为80-95vol％；
为了使进入膜装置的气体远离露点，保证膜装置的稳定运行，延长膜组件使用寿命，在根据本发明的一种实施方式中，所述第一级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为2.0-30.0MPaG；所述第二级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为2.0-30.0MPaG；所述第三级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为1.0-20.0MPaG。一种优选地实施方式中，所述第一级膜分离的条件包括：温度为70-90℃，压力为10.0-20.0MPaG；所述第二级膜分离的条件包括：温度为70-90℃，压力为5.0-20.0MPaG；所述第三级膜分离的条件包括：温度为70-90℃，压力为5.0-15.0MPaG。
如图1所示，本发明第二方面提供一种采用本发明第一方面的方法进行炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的系统，其特征在于，系统包括：第一级膜组件M-1、第二级膜组件M-2、第三级膜组件M-3；富氢干气入口与第一预热器HE-1的冷介质入口连通，第一预热器HE-1的冷介质出口与第一级膜组件M-1的入口连通；第一级膜组件M-1的渗余侧出口依次与第二冷凝器E-2、第二分液罐V-2的入口连通；第二冷凝罐V-2的不凝气产品出口与第二预热器HE-2的冷介质入口连通，第二预热器HE-2的冷介质出口与第二级膜组件M-2的入口连通；第二级膜组件M-2的渗余侧出口依次与第三冷凝器E-3、第三分液罐V-3的入口连通；第三冷凝罐V-3的不凝气产品出口与第三预热器HE-3的冷介质入口连通，第三预热器HE-3的冷介质出口依次与减压装置、第三级膜组件M-3的入口连通。
本发明的系统采用高压膜和低压膜组合的一级三段膜分离工艺，通过在各膜组件之间增加冷凝和预热单元，使进入膜装置的气体远离露点，提高了装置应对富氢干气轻烃含量波动的适应性，保障膜装置的连续稳定运行，同时副产液化气产品；通过高低压膜组合形式不仅可以提高氢气的回收率，而且充分梯度利用富氢干气压力，高压膜获得高压氢气产品返回加氢装置循环利用，低压膜获得的低压氢气产品无需加压即可直供柴油加氢等装置或作为原料气直供PSA装置；同时通过利用膜装置压缩机出口气体为装置加热，降低了装置的运行能耗。
如图1所示，在根据本发明的一种实施方式中，该系统还包括：第一级膜组件M-1的渗透侧出口和第二级膜组件M-2的渗透侧出口分别与加氢装置入口或氢气管网入口连通，以回收氢气，提高氢气利用率。
在根据本发明的一种实施方式中，如图1所示，第一级膜组件M-1的渗透侧出口和第二级膜组件M-2的渗透侧出口分别与第一预热器HE-1的热介质入口连通，第一预热器HE-1的热介质出口分别与第二预热器HE-2的热介质入口、第三预热器HE-3的热介质入口连通，以充分利用富氢气体的热量，优化工艺流程中的能量利用。
在根据本发明的一种实施方式中，第一级膜组件M-1、第二级膜组件M-2、第三级膜组件M-3的材质各自独立地选自聚酰亚胺、聚醚酰亚胺、硅橡胶或分子筛。
本发明对于膜组件的种类没有限制，可以为本领域的常规选择，例如可以各自独立地选自对称膜、不对称膜、复合膜、杂化膜、促进传递膜或多层复合膜；第一级膜组件M-1、第二级膜组件M-2、第三级膜组件M-3可以为本领域常规的，例如可以各自独立地选自中空纤维膜、平板膜、管式膜或卷式膜。
下面通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
实施例1
采用图1所示的系统进行加氢装置富氢干气提浓循环利用，该系统包括：第一级膜组件M-1、第二级膜组件M-2、第三级膜组件M-3；其中，
富氢干气入口与第一预热器HE-1的冷介质入口连通，第一预热器HE-1的冷介质出口与第一级膜组件M-1的入口连通；第一级膜组件M-1的渗余侧出口依次与第二冷凝器E-2、第二分液罐V-2的入口连通；第二冷凝罐V-2的不凝气产品出口与第二预热器HE-2的冷介质入口连通，第二预热器HE-2的冷介质出口与第二级膜组件M-2的入口连通；第二级膜组件M-2的渗余侧出口依次与第三冷凝器E-3、第三分液罐V-3的入口连通；第三冷凝罐V-3的不凝气产品出口与第三预热器HE-3的冷介质入口连通，第三预热器HE-3的冷介质出口依次与减压阀VLV-1、第三级膜组件M-3的入口连通；
第一级膜组件M-1的渗透侧出口和第二级膜组件M-2的渗透侧出口分别与第一预热器HE-1的热介质入口连通，第一预热器HE-1的热介质出口分别与第二预热器HE-2的热介质入口、第三预热器HE-3的热介质入口连通；
其中，第一级膜组件M-1、第二级膜组件M-2、第三级膜组件M-3的气体分离膜材质均为聚酰亚胺(多层复合膜)，其氢气渗透速率为210GPU。具体地，
S1：使来自加氢装置的富氢干气(组成为：H2 91.72vol％、CH4 4.28vol％、C21.19vol％、C3 0.64vol％、C4+1.36vol％、H2O 0.06vol％、H2S 0.75、CO 0.00vol％、CO20.00vol％，膜分离(温度为80℃，压力为16.5MPaG)，得到第一渗透气和第一渗余气；
S2：将第一渗余气冷凝、分离出液化气产品，并将不凝气预热至70℃后进行第二级膜分离(温度为70℃，压力为16.3MPaG)，得到第二渗透气和第二渗余气；
S3：将第二渗余气冷凝、分离出液化气产品，将不凝气预热至70℃，并减压至12.8MPaG后进行第三级膜分离(温度为70℃，压力为12.8MPaG)，得到低压富氢气体产品和外排气；
将第一渗透气和第二渗透气混合后得到高压富氢气体产品，以循环利用，提高氢气利用率，该高压富氢气体产品中的氢气浓度为98.3vol％；低压富氢气体产品中的氢气浓度为93.7vol％；进一步地，采用富氢气体产品对富氢干气进行预热后，将预热后的富氢气体产品分为两股，分别对步骤S2和步骤S3中的不凝气进行预热。
本例中，氢气回收率为98.7％，高压氢气产品纯度为98.3vol％，高压氢气产品压力9.4MPaG，低压氢气产品纯度93.7vol％，低压氢气产品压力2.8MPaG，高压膜组件富烃出口气体露点49℃，液化气产品收率为11.7％，装置处理单位体积富氢气体预热器95℃热水热介质用量为0kg/Nm3。
对比例1
采用实施例1的系统和方法进行加氢装置富氢干气提浓循环利用，不同的是：各级膜组件之间不设置冷凝、分液过程，且无低压膜组件M-3以及压缩机出口气体热量回收过程。
本例中，氢气回收率为89.1％，高压氢气产品纯度为98.3vol％，高压氢气产品压力9.4MPaG，高压膜组件富烃出口气体露点66℃，液化气产品收率为0％，装置处理单位体积富氢气体预热器95℃热水热介质用量为0.8kg/Nm3。
对比例2
采用实施例1的系统和方法进行加氢装置富氢干气提浓循环利用，不同的是：各膜组件间预热器的热介质为热水，
S1：使来自加氢装置的富氢干气通过95℃热水预热至80℃，并加压至16.5MPaG后进行第一级膜分离，得到第一渗透气和第一渗余气；
S2：将所述第一渗余气冷凝、分离出液化气产品，并将不凝气通过95℃热水预热至70℃后进行第二级膜分离，得到第二渗透气和第二渗余气；
S3：将所述第二渗余气冷凝、分离出液化气产品，将不凝气通过95℃热水预热至70℃，并减压至12.8MPaG后进行第三级膜分离，得到低压富氢气体产品和外排气。
本例中，氢气回收率为98.7％，高压氢气产品纯度为98.3vol％，高压氢气产品压力9.4MPaG，低压氢气纯度93.7vol％，低压氢气产品压力2.8MPaG，高压膜组件富烃出口气体露点49℃，液化气产品收率为11.7％，装置处理单位体积富氢气体预热器95℃热水热介质用量用量为1.3kg/Nm3。
以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (8)

1.一种炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用的方法，其特征在于，所述方法包括：
S1：使来自加氢装置的富氢干气预热至60-150℃，并加压至2.0-30.0MPaG后进行第一级膜分离，得到第一渗透气和第一渗余气；
S2：将所述第一渗余气冷凝、分离出液化气产品，并将不凝气预热至60-150℃后进行第二级膜分离，得到第二渗透气和第二渗余气；
S3：将所述第二渗余气冷凝、分离出液化气产品，将不凝气预热至60-150℃，并减压至1.0-20.0MPaG后进行第三级膜分离，得到低压富氢气体产品和外排气。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：将所述第一渗透气和第二渗透气混合后得到高压富氢气体产品；所述高压富氢气体产品中的氢气浓度为90-99.9vol％；所述低压富氢气体产品中的氢气浓度为80-99.9vol％；
所述富氢干气的组成为：H2 70-95vol％、CH4 0-15vol％、C2 0-10vol％、C30-10vol％、C4+0-10vol％、H2O 0-5vol％、H2S 0-5vol％、CO2 0-5vol％、CO 0-5vol％。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：采用所述富氢气体产品对所述富氢干气进行预热后，将所述预热后的富氢气体产品分为两股，分别对步骤S2和步骤S3中的不凝气进行预热。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为2.0-30.0MPaG；
所述第二级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为2.0-30.0MPaG；
所述第三级膜分离的条件包括：温度为60-150℃，压力为1.0-20.0MPaG。
5.一种采用权利要求1-4所述的方法进行炼厂加氢装置富氢干气提浓循环利用系统，其特征在于，所述系统包括：第一级膜组件(M-1)、第二级膜组件(M-2)、第三级膜组件(M-3)；
富氢干气入口与第一预热器(HE-1)的冷介质入口连通，所述第一预热器(HE-1)的冷介质出口与所述第一级膜组件(M-1)的入口连通；
所述第一级膜组件(M-1)的渗余侧出口依次与第二冷凝器(E-2)、第二分液罐(V-2)的入口连通；所述第二冷凝罐(V-2)的不凝气产品出口与第二预热器(HE-2)的冷介质入口连通，所述第二预热器(HE-2)的冷介质出口与所述第二级膜组件(M-2)的入口连通；
所述第二级膜组件(M-2)的渗余侧出口依次与第三冷凝器(E-3)、第三分液罐(V-3)的入口连通；所述第三冷凝罐(V-3)的不凝气产品出口与第三预热器(HE-3)的冷介质入口连通，所述第三预热器(HE-3)的冷介质出口依次与减压装置、所述第三级膜组件(M-3)的入口连通。
6.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，所述系统还包括：所述第一级膜组件(M-1)的渗透侧出口和所述第二级膜组件(M-2)的渗透侧出口分别与加氢装置入口或氢气管网入口连通。
7.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，所述第一级膜组件(M-1)的渗透侧出口和所述第二级膜组件(M-2)的渗透侧出口分别与所述第一预热器(HE-1)的热介质入口连通，所述第一预热器(HE-1)的热介质出口分别与所述第二预热器(HE-2)的热介质入口、第三预热器(HE-3)的热介质入口连通。
8.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，所述第一级膜组件(M-1)、第二级膜组件(M-2)、第三级膜组件(M-3)的材质各自独立地选自聚酰亚胺、聚醚酰亚胺、硅橡胶或分子筛。
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