用于加氢处理分馏装置中的换热系统和柴油加氢精制分馏系统及其应用和分馏方法 |
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| 申请号 | CN202110975432.4 | 申请日 | 2021-08-24 | 公开(公告)号 | CN115717081A | 公开(公告)日 | 2023-02-28 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; | 发明人 | 施俊林; 郭守权; 张江洪; 叶立峰; 周锋; 吴远明; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开了一种用于加氢处理 分馏 装置中的换热系统和柴油加氢精制分馏系统及其应用和分馏方法，所述换热系统包括依次连通的第一换热单元、 蒸汽 发生单元和第二换热单元；所述第一换热单元设置于第一分离塔塔顶气出口，包括第一换热器，用于回收塔顶气的热量；所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器，用于产生蒸汽；所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔的塔底物料出口，包括第二换热器，用于回收第二分离塔的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行 过热 。本 申请 换热系统能够将加氢工艺中的热量充分回收、增加蒸汽产量和防止管线被 腐蚀 。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种用于加氢处理分馏装置中的换热系统，其特征在于，所述加氢处理分馏装置包括：第一分离单元、换热系统和第二分离单元，所述第一分离单元包括第一分离塔，所述第二分离单元包括第二分离塔； |
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| 说明书全文 | 用于加氢处理分馏装置中的换热系统和柴油加氢精制分馏系统及其应用和分馏方法 技术领域[0001] 本发明涉及石油化工生产领域，具体地涉及一种用于加氢处理分馏装置的换热系统和柴油加氢精制分馏系统及其应用及分馏方法。 背景技术[0002] 加氢精制是油品精制的主要手段。在一定温度、压力和催化剂条件下，通过向油品中加入过量的氢，以除去油品中的硫、氮、氧杂原子以及金属杂质，并使烯烃饱和，从而达到改善油品性能的目的。加氢精制装置通常由加氢反应、油气分离和产品分离三部分组成。 [0003] 汽提塔用于汽提介质如蒸汽汽提加氢处理过的液体以除去不想要的硫化氢。该经汽提料流经过空冷冷凝，送入回流罐分离，分离后的液相回流至第一分离塔，随后通常在产物第二分离塔中加热和分馏以回收产物如石脑油、煤油和柴油。 [0004] 产品分离塔是产品分离部分的核心单元，其功能是分离汽提后的加氢生成油，分别在塔顶和塔底得到合格的汽、柴油。由于柴油馏分较重，第二分离塔塔底温度通常比较高，故常用再沸炉作为分离热源。 发明内容[0007] 为了实现上述目的，本发明提供一种用于加氢处理分馏装置中的换热系统，所述加氢处理分馏装置包括：第一分离单元、换热系统和第二分离单元，所述第一分离单元包括第一分离塔，所述第二分离单元包括第二分离塔； [0008] 所述换热系统包括依次连通的第一换热单元、蒸汽发生单元和第二换热单元； [0009] 所述第一换热单元设置于第一分离塔塔顶气出口，包括第一换热器，用于回收塔顶气的热量； [0010] 所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器，用于产生蒸汽； [0011] 所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔的塔底物料出口，包括第二换热器，用于回收第二分离塔的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行过热。 [0013] 优选地，所述第一换热器为板式换热器、管壳式换热器中的至少一种，所述第二换热器为管壳式换热器；进一步优选所述第一换热器为板式换热器；更优选地，所述第一换热器为不锈钢板式换热器；所述第二换热器为U形管换热器。 [0014] 本发明提供一种柴油加氢精制分馏装置，该分馏装置包括依次连通的第一分离单元、第一换热单元、蒸汽发生单元、第二换热单元和第二分离单元； [0015] 所述第一分离单元用于原料油脱硫；包括： [0016] 第一分离塔； [0018] 与所述第一分离塔的塔底物料出口串联连通的第一分离塔换热器； [0019] 所述第二分离单元用于产品精制，包括： [0020] 第二分离塔； [0022] 与所述第二分离塔塔顶气出口依次串联连通的第二分离塔空冷器、第二分离塔回流罐和第二分离塔回流泵，所述第二分离塔回流泵与所述第二分离塔的上部连通； [0023] 所述第一换热单元设置于第一分离塔塔顶气出口，包括第一换热器，用于回收塔顶气的热量； [0024] 所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器，用于产生蒸汽； [0025] 所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔的塔底物料出口，包括第二换热器，用于回收第二分离塔的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行过热。 [0026] 优选地，所述第一分离塔为汽提塔，所述第二分离塔为产品分离塔。 [0028] 本发明提供一种将所述的换热系统和分馏装置在以柴油、蜡油和渣油中的一种或多种为原料的加氢处理方法中的应用。 [0029] 优选地，所述加氢处理包括加氢精制、加氢改质或加氢裂化。 [0030] 本发明提供一种柴油加氢精制分馏方法，该方法在所述的分馏系统中进行，包括： [0031] a、低分油进入所述第一分离塔进行汽提，塔顶气相经所述第一换热器与换热介质换热后进入所述第一分离塔空冷器，冷凝后进入所述第一分离塔回流罐分离脱硫，得到的液相经所述第一分离塔回流泵回流，第一分离塔塔底物料经所述第一分离塔换热器通入所述第二分离塔；换热介质通入所述汽包发汽换热器的汽包中，产生的蒸汽通入所述第二换热器； [0032] b、所述第二分离塔塔顶气经所述第二分离塔空冷器冷凝后至所述第二分离塔回流罐，部分冷凝液经所述第二分离塔回流泵回流至第二分离塔，剩余部分作为产品出装置；所述第二分离塔塔底物料部分经所述重沸泵至所述重沸炉重沸后返回第二分离塔，剩余部分作为产品通过输送泵通入所述第二换热器使来自所述汽包发汽换热器的蒸汽过热形成过热蒸汽后，经所述第一分离塔换热器与所述第一分离塔塔底物料换热，再经汽包发汽换热器至第三换热器；所述过热蒸汽通入蒸汽管网； [0033] 其中，所述低分油包括热低分油和冷低分油中的至少一种。 [0034] 优选地，所述第一分离塔为汽提塔，所述第二分离塔为产品分离塔。 [0035] 优选地，所述第一分离塔塔顶气的温度为208‑218℃；流量为21～24t/h.[0036] 优选地，所述第一分离塔塔顶气包含有腐蚀性气体；优选所述腐蚀性气体包括硫化氢、胺中的至少一种。 [0037] 优选地，所述换热介质选自除氧水和蜡油中的至少一种；更优选地，所述换热介质为除氧水。 [0038] 优选地，所述换热介质中含有缓蚀剂，所述缓蚀剂包括咪唑啉以及二烷基胺。 [0039] 本发明的用于加氢处理分馏装置中的换热系统，在加氢工艺中的第一分离塔塔顶气出口和第二分离塔塔底分别设置了第一换热单元和第二换热单元，并选择了合适的换热介质将二者与蒸汽发生单元联系起来，能够将加氢工艺中的热量充分回收、增加蒸汽产量和防止管线被腐蚀，还具有投资少、工艺简单、回报率高的特点。 [0040] 将本发明的柴油加氢精制分馏装置，配合本发明的柴油加氢精制分馏方法，能够有效回收利用第一分离塔塔顶气的热量，提高蒸汽发生单元的进料温度，增产蒸汽，增产的蒸汽又通过与第二分离塔塔底较高温度的物料换热，回收利用部分热量对自产蒸汽进行过热，保证了蒸汽并网温度。附图说明 [0041] 图1是对比例1的柴油加氢精制分馏部分的工艺流程图； [0042] 图2是根据本发明一种优选实施方式的第一换热器(E2109)的换热流程图； [0043] 图3是根据本发明一种优选实施方式的第二换热器(E2111)的换热流程图； [0044] 图4是根据本发明一种优选实施方式的柴油加氢精制分馏部分的换热流程图； [0045] 图5是根据本发明一种优选实施方式的柴油加氢精制分馏装置。 [0046] 附图标记说明 [0049] A2102‑第一分离塔空冷器 E2111‑第二换热器 [0050] V2106‑第一分离塔回流罐 V2107‑第二分离塔回流罐[0051] P2103‑第一分离塔回流泵 P2104‑第二分离塔回流泵[0052] E2107‑第一分离塔换热器 P2106‑重沸泵 [0053] T2102‑第二分离塔 F2102‑重沸炉 [0054] P2105‑输送泵 E2103‑第三换热器 具体实施方式[0055] 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。 [0056] 本发明提供一种用于加氢处理分馏装置中的换热系统，所述加氢处理分馏装置包括：第一分离单元、换热系统和第二分离单元，所述第一分离单元包括第一分离塔，所述第二分离单元包括第二分离塔； [0057] 所述换热系统包括依次连通的第一换热单元、蒸汽发生单元和第二换热单元； [0058] 如图2所示，所述第一换热单元设置于第一分离塔T2101塔顶气出口，包括第一换热器E2109，用于回收塔顶气的热量； [0059] 所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器E2108，用于产生蒸汽； [0060] 如图3所示，所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔T2102的塔底物料出口，包括第二换热器E2111，用于回收第二分离塔T2102的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行过热。 [0061] 具体的，本发明在加氢工艺中的第一分离塔塔顶气出口和第二分离塔塔底分别设置了第一换热单元和第二换热单元，能够将加氢工艺中的热量充分回收、增加蒸汽产量和防止管线被腐蚀。 [0062] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一换热器E2109的传热系数至少650W/2 2 2 m·K，优选为至少800W/m·K；所述第二换热器E2111的传热系数至少300W/m·K。采用前述技术方案，能够进一步回收加氢工艺中的热量。 [0063] 本发明中，具有前述特征的换热器都能实现本发明的目的，根据本发明一种优选的实施方式，所述第一换热器E2109为板式换热器、管壳式换热器中的至少一种；所述第二换热器E2111为管壳式换热器；进一步优选地，所述第一换热器E2109为板式换热器；更优选地，所述第一换热器E2109为不锈钢板式换热器；所述第二换热器E2111为U形管换热器。采用前述技术方案，能够进一步回收加氢工艺中的热量、增加蒸汽产量和防止管线被腐蚀。 [0064] 如图4‑5所示，本发明提供一种柴油加氢精制分馏装置，该分馏系统包括依次连通的第一分离单元、第一换热单元、蒸汽发生单元、第二换热单元和第二分离单元； [0065] 所述第一分离单元用于原料油脱硫；包括： [0066] 第一分离塔T2101； [0067] 与所述第一分离塔T2101的塔顶气出口依次串联连通的第一分离塔空冷器A2102、第一分离塔回流罐V2106和第一分离塔回流泵P2103，所述第一分离塔回流泵P2103与所述第一分离塔T2101的上部连通； [0068] 与所述第一分离塔T2101的塔底物料出口串联连通的第一分离塔换热器E2107； [0069] 所述第二分离单元用于产品精制，包括： [0070] 第二分离塔T2102； [0071] 由串联连通的重沸泵P2106和重沸炉F2102构成的塔底物料回流管线；由串联连通的输送泵P2105和第三换热器E2103构成的塔底物料出料管线；两条管线并联设置且与所述第二分离塔T2102塔底物料出口连通； [0072] 与所述第二分离塔T2102塔顶气出口依次串联连通的第二分离塔空冷器A2103、第二分离塔回流罐V2107和第二分离塔回流泵P2104，所述第二分离塔回流泵P2104与所述第二分离塔T2102的上部连通； [0073] 所述第一换热单元设置于第一分离塔T2101塔顶气出口，包括第一换热器E2109，用于回收塔顶气的热量； [0074] 所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器E2108，用于产生蒸汽； [0075] 所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔T2102的塔底物料出口，包括第二换热器E2111，用于回收第二分离塔T2102的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行过热。 [0076] 具体的，本发明的柴油加氢精制分馏系统，能够成功回收利用第一分离塔塔顶气的热量，提高蒸汽发生单元的进料温度，增产约2t/h的1.0MPa蒸汽，增产的蒸汽又通过与第二分离塔塔底较高温度的物料换热，回收利用部分热量对自产蒸汽进行过热，保证了蒸汽并网温度。 [0077] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一分离塔为汽提塔，所述第二分离塔为产品分离塔。 [0078] 根据本发明一种优选的实施方式，所述的各个工作单元设置有用于控制物料进出的开关阀和检测单元。 [0079] 本发明提供一种将所述的换热系统和分馏装置在以柴油、蜡油和渣油中的一种或多种为原料的加氢处理方法中的应用。 [0080] 根据本发明一种优选的实施方式，所述加氢处理包括加氢精制、加氢改质或加氢裂化。 [0081] 本发明提供一种柴油加氢精制分馏方法，该方法在所述的分馏系统中进行，包括： [0082] a、低分油进入所述第一分离塔T2101进行汽提，塔顶气相经所述第一换热器E2109与换热介质换热后进入所述第一分离塔空冷器A2102，冷凝后进入所述第一分离塔回流罐V2106分离脱硫，得到的液相经所述第一分离塔回流泵P2103回流，第一分离塔T2101塔底物料经所述第一分离塔换热器E2107通入所述第二分离塔T2102；换热介质通入所述汽包发汽换热器E2108的汽包中，产生的蒸汽通入所述第二换热器E2111； [0083] b、所述第二分离塔T2102塔顶气经所述第二分离塔空冷器A2103冷凝后至所述第二分离塔回流罐V2107，部分冷凝液经所述第二分离塔回流泵P2104回流至第二分离塔T2102，剩余部分作为产品出装置；所述第二分离塔T2102塔底物料部分经所述重沸泵P2106至所述重沸炉F2102重沸后返回第二分离塔T2102，剩余部分作为产品通过输送泵P2105通入所述第二换热器E2111使来自所述汽包发汽换热器E2108的蒸汽过热形成过热蒸汽后，经所述第一分离塔换热器E2107与所述第一分离塔T2101塔底物料换热，再经汽包发汽换热器E2108至第三换热器E2103；所述过热蒸汽通入蒸汽管网， [0084] 其中，所述低分油包括热低分油和冷低分油中的至少一种。 [0085] 具体的，采用发明的柴油加氢精制分馏方法，能够有效回收柴油加氢精制分馏工艺中的热量，减少热损失，保证蒸汽并网温度；能够增加蒸汽产量，降低工艺成本；能够有效防止工艺管路的腐蚀。 [0086] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一分离塔为汽提塔，所述第二分离塔为产品分离塔。 [0087] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一分离塔T2101塔顶气的温度为208‑218℃；流量为21～24t/h。 [0088] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一分离塔T2101塔顶气包含有腐蚀性气体；优选所述腐蚀性气体包括硫化氢、胺中的至少一种。 [0089] 本发明中，所述换热介质可以是本领域的常规选择，根据本发明一种优选的实施方式，所述换热介质选自除氧水和蜡油中的至少一种；优选地，所述换热介质为除氧水。 [0090] 根据本发明一种优选的实施方式，所述换热介质中含有缓蚀剂，所述缓蚀剂包括咪唑啉以及二烷基胺。采用前述技术方案，能够进一步回收加氢工艺中的热量、增加蒸汽产量和防止管线被腐蚀。 [0091] 下面通过实施例和对比例对本发明作进一步阐述。 [0092] 实施例在如图5所示的柴油加氢精制分馏系统中进行，所述柴油加氢精制分馏系统包括： [0093] 第一分离塔T2101； [0094] 与所述第一分离塔T2101的塔顶气出口依次串联连通的第一分离塔空冷器A2102、第一分离塔回流罐V2106和第一分离塔回流泵P2103，所述第一分离塔回流泵P2103与所述第一分离塔T2101的上部连通； [0095] 与所述第一分离塔T2101的塔底物料出口串联连通的第一分离塔换热器E2107； [0096] 所述第二分离单元用于产品精制，包括： [0097] 第二分离塔T2102； [0098] 由串联连通的重沸泵P2106和重沸炉F2102构成的塔底物料回流管线；由串联连通的输送泵P2105和第三换热器E2103构成的塔底物料出料管线；两条管线并联设置且与所述第二分离塔T2102塔底物料出口连通； [0099] 与所述第二分离塔T2102塔顶气出口依次串联连通的第二分离塔空冷器A2103、第二分离塔回流罐V2107和第二分离塔回流泵P2104，所述第二分离塔回流泵P2104与所述第二分离塔T2102的上部连通； [0100] 所述第一换热单元设置于第一分离塔T2101塔顶气出口，包括第一换热器E2109，用于回收塔顶气的热量； [0101] 所述蒸汽发生单元与所述第一换热单元的换热介质出口连通，包括汽包发汽换热器E2108，用于产生蒸汽； [0102] 所述第二换热单元与所述蒸汽发生单元的蒸汽出口连通，并设置于第二分离塔T2102的塔底物料出口，包括第二换热器E2111，用于回收第二分离塔T2102的塔底物料的余热对所述蒸汽发生单元产生的蒸汽进行过热。 [0103] 柴油加氢精制分馏方法包括： [0104] a、低分油进入所述第一分离塔T2101进行汽提，塔顶气相经所述第一换热器E2109与换热介质换热后进入所述第一分离塔空冷器A2102，冷凝后进入所述第一分离塔回流罐V2106分离脱硫，得到的液相经所述第一分离塔回流泵P2103回流，第一分离塔T2101塔底物料经所述第一分离塔换热器E2107通入所述第二分离塔T2102；换热介质通入所述汽包发汽换热器E2108的汽包中，产生的蒸汽通入所述第二换热器E2111； [0105] b、所述第二分离塔T2102塔顶气经所述第二分离塔空冷器A2103冷凝后至所述第二分离塔回流罐V2107，部分冷凝液经所述第二分离塔回流泵P2104回流至第二分离塔T2102，剩余部分作为产品出装置；所述第二分离塔T2102塔底物料部分经所述重沸泵P2106至所述重沸炉F2102重沸后返回第二分离塔T2102，剩余部分作为产品通过输送泵P2105通入所述第二换热器E2111使来自所述汽包发汽换热器E2108的蒸汽过热形成过热蒸汽后，经所述第一分离塔换热器E2107与所述第一分离塔T2101塔底物料换热，再经汽包发汽换热器E2108至第三换热器E2103；所述过热蒸汽通入蒸汽管网。 [0106] 其中，所述第一分离塔为汽提塔，所述第二分离塔为产品分离塔。 [0107] 实施例1 [0108] 本实施例中，低分油为热低分油与冷低分油混合油，第一换热器E2109为不锈钢板2 式换热器，传热系数为832W/m·K；第二换热器E2111为U形管换热器，传热系数为358.79W/ 2 m·K；第一分离塔T2101塔顶气温度为208℃，流量为23.5t/h；换热介质为含有咪唑啉的除氧水。 [0109] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为150℃；汽包发汽量为18.3t/h；过热蒸汽的温度为276℃；装置整体能耗降低0.426千克标油/吨(下降幅度达到7.1％)；装置管路无明显腐蚀。 [0110] 实施例2 [0111] 本实施例中，低分油为热低分油与冷低分油混合油，第一换热器E2109为不锈钢板2 式换热器，传热系数为832W/m·K；第二换热器E2111为U形管换热器，传热系数为358.79W/ 2 m·K；第一分离塔T2101塔顶气温度为218℃，流量为21t/h；换热介质为含有二烷基胺的除氧水。 [0112] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为155℃；汽包发汽量为18.5t/h；过热蒸汽的温度为278℃；装置整体能耗降低0.456千克标油/吨；装置管路无明显腐蚀。 [0113] 实施例3 [0114] 本实施例中，低分油为热低分油与冷低分油混合油，第一换热器E2109为不锈钢板2 式换热器，传热系数为832W/m·K；第二换热器E2111为U形管换热器，传热系数为358.79W/ 2 m·K；第一分离塔T2101塔顶气温度为213℃，流量为22.5t/h；换热介质为含有咪唑啉的蜡油。 [0115] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为152℃；汽包发汽量为18.4t/h；过热蒸汽的温度为277℃；装置整体能耗降低0.440千克标油/吨；装置管路无明显腐蚀。 [0116] 实施例4 [0118] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为145℃；汽包发汽量为17.5t/h；过热蒸汽的温度为268℃；装置整体能耗降低0.36千克标油/吨；装置管路无明显腐蚀。 [0119] 实施例5 [0120] 与实施例1相同，不同的是第一分离塔T2101塔顶气温度为180℃，流量为28t/h。 [0121] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为120℃；汽包发汽量为16.5t/h；过热蒸汽的温度为255℃；装置整体能耗降低0.125千克标油/吨；装置管路无明显腐蚀。 [0122] 实施例6 [0123] 与实施例1相同，不同的是换热介质为自来水。 [0124] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的换热介质的温度为135℃；汽包发汽量为17.1t/h；过热蒸汽的温度为265℃；装置整体能耗降低0.234千克标油/吨；第一分离塔塔顶气出口管路轻微腐蚀。 [0125] 对比例1 [0126] 在如图1所示的装置中进行，具体的，热低分油与冷低分油混合进入第一分离塔T2101进行汽提，塔顶气相经第一分离塔空冷器A2102冷凝进行入第一分离塔回流罐V2106后三相分离，得到的液相经第一分离塔回流泵P2103回流；塔底物料经第一分离塔换热器E2107后至第二分离塔T2102。 [0127] 第二分离塔T2102塔顶油气经第二分离塔空冷器A2103冷凝后成为粗汽油至第二分离塔回流罐V2107，粗汽油经第二分离塔回流泵P2104部分作为回流至第二分离塔T2102，剩余部分作为产品出装置；第二分离塔T2102塔底物料部分经重沸泵P2106至重沸炉F2102重沸后返回第二分离塔T2102，部分作为产品通过泵P2105经第一分离塔换热器E2107和汽包发汽换热器E2108产生的蒸汽过热后，再经第三换热器E2103冷却后出装置；过热蒸汽通入蒸汽管网。 [0128] 其中，第一分离塔T2101塔顶气温度为210℃，流量为23.5t/h。 [0129] 技术效果：通入汽包发汽换热器E2108的汽包中的除氧水的温度为104℃；汽包发汽量为16t/h；过热蒸汽的温度为250℃；第一分离塔塔顶气出口管路腐蚀严重。 [0130] 通过上述实施例与对比例的数据可以看出，本发明不仅有效增加了汽包的发汽量同时还提高了自产蒸汽的过热温度，有效降低了装置能耗，防止了装置管路被腐蚀。 [0131] 以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个具体技术特征以任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。但这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。 |
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