一种加氢反应产物气液分离工艺的制作方法

1.本发明属于石油化工加氢工艺技术领域，涉及一种加氢反应产物气液分离工艺方法，特别是高压加氢反应装置的气液分离工艺。
技术背景
2.随着全球原油的重质化、劣质化，石油产品的深度精制和清洁化，以及向下游化工产业的精细化发展，石油加工技术从简单到复杂，从热加工到催化加工，从单一技术到多种技术并存，从粗放到“环境友好”，取得了飞跃式进步。其中，作为生产清洁交通燃料、环境友好油品最重要的手段，将渣油和重劣质原油转化为高附加值产品的有效途径，提高油品或油料使用性能或加工性能的主要方法，油化结合、生产化工原料的主导工艺，催化加氢技术的发展最为迅速。从上世纪90年代始，世界各国都加快了加氢装置建设和加氢技术开发，在全球炼油工业中催化加氢的加工能力达到原油一次加工能力的57%以上，远高于其他任何一种原油二次加工装置能力。
3.根据原料性质及产品要求的不同，石油化工企业在生产总加工流程布置上，从原油蒸馏到各种合格产品出厂，分别设置有石脑油加氢、航煤加氢、汽油精制（包括s zorb）、柴油加氢、蜡油加氢、渣油加氢、润滑油加氢及加氢异构与降凝等各种不同类型的加氢工艺装置。加氢工艺装置的流程大体上相差不大，主要包括反应部分和分离部分。反应部分依据反应器床层催化剂的状态，分为固定床加氢、沸腾床加氢、浆液床加氢及移动床加氢；依据反应压力的高低，分为高压加氢、中压加氢、低压加氢。通常，随着加氢原料油性质变重，加氢装置所需的压力呈递增趋势；同时，为了保证催化剂活性剂及装置运行周期，所需的氢分压也依次升高。如渣油加氢、加氢裂化、蜡油加氢及生产高品质基础油的润滑油加氢一般来说需要较高的反应压力（12.0~20.0mpa）。分离部分一般包括气液分离器、汽提塔、分馏塔及换热、升压等辅助设备部分。加氢反应产物是多组分气液混合物，从反应部分出来后进入分离部分得到各种目的产品。
4.现有的加氢反应产物气液分离系统是，高温高压的反应产物经换热后进入热高压分离器。气液分离后的热高压分离器液相减压后进入热低压分离器，热高压分离器的气相经换热、冷却后进入冷高压分离器。冷高压分离器的气相经脱硫处理后进入循环氢系统，其液相与热低压分离器气液分离的气相混合进入冷低压分离器。冷低压分离器的气相即为低分气，脱硫处理后可作为富氢气体去氢气回收单元。冷低压分离器的液相经换热后与热低压分离器的液相分别进入汽提塔。这种气液分离流程基于加氢过程放热量大，加氢产物高温的特性，为平衡加氢反应部分和分离部分的能量，从能量回收利用的角度出发，把高温位的液相送到需要大量热量进行硫化氢脱除和蒸馏切割的分馏单元，实现降低加氢装置整体能耗的目的。
5.usp4,159,937提出了一种加氢裂化产物的分离方法，经过加氢裂化的气液混合物，采用多段分离分馏出各种加氢裂化产物的方法。首先，加氢裂化产物进入热高压分离器，在高温高压下进行气液分离，其中液相进入一个低压热闪蒸罐进行闪蒸，得到气液两种
产物。而热高压分离器气相通过冷凝后进入冷高压分离器，分离出富氢气体。热低分气经冷凝后与从冷高压分离器出来的液相又进入闪蒸罐，在较低的压力下分离。
6.为了更深入进行能量综合利用和节能，cn100510021c提出了一种加氢反应流出物分离流程。加氢反应流出物进入热高压分离器，分出的气相降温后进入中温高压分离器，中温高压分离器分出的气相降温后进入冷高压分离器，冷高压分离器分出的气相作为循环氢。并设置换热塔，热高压分离器、中温高压分离器、冷高压分离器分出的液相分别进入换热塔的下、中、上部，换热塔的液相送汽提塔处理，换热塔气相经冷却后进入气液分离器进行分离。现有的气液分离流程只是从能量平衡和综合利用的角度出发，需要设置换热设备来回收不同温位等级的热量。
7.但氢气不同于轻烃，在压力恒定时，特别在较高压力下，氢气在烃类中的溶解度随温度升高而增加。因此，现有技术虽然有利于降低装置的用能，但热高压分离设置却大大增加了氢气在烃类中的溶解度。对于加工重质原油并且达到高产品收率的炼厂，氢气消耗量最高能达到每吨原油290标准立方米。从煤制氢到天然气制氢的典型制氢成本为10,000~20,000 元/吨。氢气已成为炼厂原料成本中仅次于原油成本的第二大成本来源。因此，降低氢气成本已成为炼化企业日常管理的重要议题。


技术实现要素：

8.针对现有技术存在的技术弊端及降低氢气成本的迫切需要，本发明提出了一种高压加氢反应物气液分离工艺，能有效降低企业用氢成本，提高氢气利用率。
9.本发明的高压加氢反应物气液分离工艺，包括以下步骤：（1）高温高压的加氢反应产物经换热后进入热高压分离器；（2）热高压分离器的气相经换热、冷却后进入冷高压分离器；冷高压分离器的气相经脱硫处理后进入循环氢系统；热高压分离器液相减压后进入热中压分离器，热中压分离器压力为5.0~12.0 mpa，优选7.0~9.0 mpa；（3）热中压分离器气相经换热后，与冷高压分离器的液相一起进入冷中压分离器；热中压分离器液相减压后进入热低压分离器；（4）热低压分离器气相经换热后，与冷中压分离器的液相一起进入冷低压分离器，热低压分离器液相去分馏单元的汽提塔；（5）冷中压分离器的气相与冷低压分离器气相一起外送，经脱硫处理后可作为富氢气体去氢气回收单元；（6）氢气回收单元回收的高纯度氢气再返回装置补充氢压缩机入口，从而降低装置对公用工程氢气的需求，提高氢气利用效率。
10.本发明中，步骤（1）中热高压分离器压力根据加工原料种类与性质、反应催化剂的性能等要求设定为10.0~20.0mpa，优选11.0~15.0mpa；温度为180℃~380℃，优选200℃~300℃。
11.步骤（2）中的具体压力设置要兼顾考虑热高压分离器液相到热中压分离器间液力透平压力能回收。热高压分离器的压力一般高于热中压分离器的压力5~10mpa，优选5~7mpa。
12.步骤（3）中热低压分离器压力设置为0.8~2.5mpa，优选1.2~2.0mpa。具体压力设置
主要考虑低压分离器到汽提塔后续流程管道及设备压力降。
13.所述冷高压分离器的压力与热高压分离器的压力一致，只存在流体通过管道和/或设备的压力降。冷高压分离器的温度由装置换热流程及循环氢脱硫要求而定。
14.所述热中压分离器的温度与热高压分离器的温度一致，只存在一定的闪蒸温降。
15.所述冷中压分离器的压力与热中压分离器的压力一致，只存在流体通过管道和/或设备的压力降。冷中压分离器的温度由装置换热流程及涡流管要求而定。
16.所述热低压分离器的温度与热高压分离器、热中压分离器一致，只存在一定的闪蒸温降。
17.所述冷低压分离器的压力与热低压分离器的压力一致，只存在流体通过管道和/或设备的压力降。冷低压分离器的温度由装置换热流程及油气分离温度而定。
18.所述的氢气回收单元可以是psa变压吸收氢气提纯工艺、也可以是膜分离氢提纯工艺及深冷分离工艺。
19.本发明的工艺方法适用于各种加氢过程，如蜡油加氢、渣油加氢、加氢裂化、催化柴油加氢改质、润滑油加氢、加氢降凝等工艺过程。
20.本发明中所涉及的加氢过程气液分离中其他技术如换热流程、高压注水、脱硫等技术与常规技术一致。本发明中新增在热中压分离器、热低压分离器气相管路及取热设备程前注脱盐水流程。
21.与现有技术相比较，本发明的分离工艺具有以下有益效果：1、本发明工艺方法通过设置中压分离器改变了由于热高压分离器流程溶解氢量大的出路，使得大量的溶解氢从产品分离器气相出来，保证了分离器气相的氢气含量，有利于经济地回收氢气。本发明可以利用现有流程进行氢气回收，从而降低企业用氢成本。
22.2、设置中压分离器，大量的氢气从中压分离器闪蒸出来，降低了加氢装置分馏单元分离能耗和设备投资。
23.3、本发明工艺减少了装置对公用工程氢气的需求，提高了装置氢气利用效率。总之，本发明工艺科学合理、装置改造少，可以大幅降低装置用氢成本。
附图说明
24.图1本发明加氢反应产物气液分离工艺原则流程图。
25.图2常规加氢过程气液分离原则流程图。
26.图1-2中主要标记说明：1、加氢反应产物；2、热高压分离器；3、冷高压分离器；4、热中压分离器；5、冷中压分离器；6、热低压分离器；7、冷低压分离器；8、热高分气相水冷器；9、冷低分油换热器；10、汽提塔顶气；11、汽提塔顶液相、12、汽提塔底液相；13、汽提塔；14、富氢气体；15、冷高分气；16、冷低分油；17、热低分油；18、冷低分气；19、冷中分气。
具体实施方式
27.如图1所示，本发明的一种加氢反应产物气液分离工艺方法流程为：经过换热后的加氢反应产物1进入热高压分离器2进行气液分离，热高压分离器2气相（简称热高分气）经过换热、冷却后在热高分气相冷却器8进一步冷却后进入冷高压分离器3。冷高压分离器的气相冷高分气15作为循环氢进入循环氢脱硫及压缩系统。经升压后返回
反应系统循环使用。
28.热高压分离器2液相（简称热高分油）减压后进入热中压分离器4。热中压分离器4气液分离后的气相经换热、冷却后与冷高压分离器3的液相一起进入冷中压分离器5。冷中压分离器5的气相冷中分气19与冷低分气18合并后作为富氢气体14送出到氢气回收单元。
29.热中压分离器4气液分离后的液相减压进入热低压分离器6。热低压分离器6的气相经换热、冷却后与冷中压分离器5的液相一起进入冷低压分离器7。冷低压分离器7的气相冷低分气18与冷中分气19合并作为富氢气体14送出。冷低压分离器7的液相冷低分油16在冷低分油换热器9换热后进入汽提塔13上部。热低压分离器6的液相热低分油17进入汽提塔13的中部。
30.冷低分油16和热低分油17分别从不同位置进入汽提塔13，汽提塔塔顶气10以酸性气送出。汽提塔底液相12进入后续分馏单元，汽提塔塔顶液相11送出装置。
31.比较例1以某加氢裂化为例进行说明，装置规模为200万吨/年，原料为减二线直馏蜡油、焦化蜡油，生产方案为多产航煤一次通过工艺。
32.反应产物气液分离采用常规工艺流程，如图2所示。经过换热后的加氢反应产物进入热高压分离器进行气液分离，热高压分离器气相（简称热高分气）经过换热、冷却后进入冷高压分离器。冷高压分离器的气相作为循环氢进入循环氢脱硫及压缩系统。
33.热高压分离器液相（简称热高分油）减压后进入热低压分离器。热低压分离器的气相经换热、冷却后与冷高压分离器的液相一起进入冷低压分离器。冷低压分离器的气相作为低分气送出。冷低压分离器的液相冷低分油进入汽提塔上部。热低压分离器的液相热低分油进入汽提塔的中部。
34.冷低分油和热低分油分别从不同位置进入汽提塔，汽提塔塔顶气以酸性气送出。汽提塔底液相进入后续分馏单元。气液分离部分操作条件如表1所示。
35.表1 比较例气液分离操作条件现有流程是热高分（13mpa）-热低分（2.7mpa），经过pro
-ⅱ
模拟后，低分气与汽提塔顶气组成模拟数据如下表2。
36.表2 比较例模拟结果
实施例1以某加氢裂化为例进行说明，装置规模为200万吨/年，原料为减二线直馏蜡油、焦化蜡油，生产方案为多产航煤一次通过工艺。
37.反应产物气液分离采用本技术发明，具体流程如图1所示。经过换热后的加氢反应产物进入热高压分离器进行气液分离，热高压分离器气相（简称热高分气）经过换热、冷却后与中压分离器气相（简称中分气）的冷中分气在热高分气相冷却器进一步冷却后进入冷高压分离器。冷高压分离器的气相作为循环氢进入循环氢脱硫及压缩系统。
38.热高压分离器液相（简称热高分油）减压后进入热中压分离器。热中压分离器气液分离后的气相经换热、冷却后与冷高压分离器的液相一起进入冷中压分离器。冷中压分离器的气相与冷低压分离器气相合并后作为富氢气体送出。
39.热中压分离器气液分离后的液相减压进入热低压分离器。热低压分离器的气相经换热、冷却后与冷中压分离器的液相一起进入冷低压分离器。冷低压分离器的气相与冷中分气合并作为富氢气体送出去氢气回收单元。冷低压分离器的液相冷低分油与热中分气换
热后进入汽提塔上部。热低压分离器的液相热低分油进入汽提塔的中部。
40.冷低分油和热低分油分别从不同位置进入汽提塔，汽提塔塔顶气以酸性气送出。汽提塔底液相进入后续分馏单元。气液分离部分操作条件如表3所示。
41.表3实施例气液分离操作条件按照表3操作条件经过pro
-ⅱ
模拟后，低分气（lpg）及汽提塔顶酸性气(sour gas)的组成和流量如表4所示。
42.表4实施例模拟结果
将比较例和实施例模拟结果表2和表4的低分气与酸性气对比列于表5。
43.表5 对比表由表5可以看出，采用本发明后，加氢过程的溶解氢从低分气出来的，低分气中氢气流量增加，较对比例增加值为28kg-mol / hr，而从汽提塔顶酸性气出来的流量减少，减少值为28kg-mol / hr。由于低分气去氢气回收单元，这部分氢气都可以回收。氢气回收单元的回收率假设为90%，企业多回收的氢气量为25.2kg-mol / hr。按炼化企业常规的氢气成本
价计算，年效益约616.4万元。