柴油加氢改质技术

关键词： 柴油

柴油加氢改质技术（精选七篇）

柴油加氢改质技术 篇1

国内柴油加氢改质技术和催化剂已趋于成熟, 以FRIPP的MCI和RIPP的RICH等为代表。在现行质量标准下, 国内开发的柴油加氢催化剂及相关工艺技术, 基本可满足脱硫及多环芳烃饱和的需求。

1、FRIPP最大柴油十六烷值改进 (MCI) 技术

抚顺石油化工研究院新开发的一种提高催化柴油十六烷值的加氢改质工艺技术 (Maximum Cetane number Improvement, 简称MCI) 。该技术可较大幅度提高柴油十六烷值, 柴油收率较高。

1.1 催化剂

该技术采用加氢精制和加氢改质双剂一段串联工艺, 精制段使用的催化剂一般为FH-5、FH-5A和FH-98等精制剂, 改质段使用的是MCI改质催化剂。

MCI技术使用的改质催化剂具有较高的催化活性和较高的芳烃转化深度, 具备较高的选择性使环烷开环而不断链, 使十六烷值提高幅度较大和较高的柴油收率。此外, 还具有较高的抗杂质能力和较好的稳定性, 使之能够适应劣质原料和保证长周期稳定运转。FRIPP开发的MCI改质催化剂有两代, 第一代是3963催化剂;第二代MCI改质催化剂是FC-18, FC-20。

FRIPP开发的第二代MCI改质催化剂是在3963催化剂的基础上提高抗积炭和抗氮能力。MCI技术于2002年4月在中国石化广州分公司进行工业应用, 2002年10月进行标定, 在高分压6.9MPa、平均温度360℃和空速1.0 h-1的条件下, 柴油收率96.6%, 产品硫含量由7000μg/g降低到5.8μg/g, 十六烷值提高10.9个单位。

1.2 流程简述

由原料泵引入装置的柴油与氢气混合后, 进入原料/加氢生成油换热器进行换热, 再进入原料加热炉加热至1#反应器的入口, 与1#反应器内的催化剂主要进行加氢脱硫、脱氮、烯烃及芳烃饱和反应, 随后进入2#反应器, 除了进一步进行深度加氢精制反应之外, 主要完成加氢异构化反应, 使其凝固点

降低, 由2#反应器馏出的精制柴油经换热器与原料油换热后, 再进入高压分离器及其后设备进行气相和液相分离。气相产物再经胺洗、汽提及补氢等之后再循环返回原反应系统;液相产物经进一步分离即可得到主要目的产品, 低凝固点清洁柴油。

1.3 工业应用实例

催化剂FC-18型加氢改质催化剂

原料油FCC (或RFCC) 柴油

装置规模/万吨/年60

工艺条件:

氢分压/MPa 6.3

液体空速/h-1 1.0

平均反应温度/℃360

产品性质见表1。

该技术在吉化炼油厂20万吨/年加氢装置应用成功后, 先后有7家炼厂采用该技术。迄今已有吉林石化、大连石化、大港石化、广州石化、延炼实业集团 (40万吨/年) 和玉门油田公司等厂家应用了MCI技术, 累计加工能力近300万吨/年, 经济效益和社会效益显著。

2、RIPP深度加氢处理RICH技术

RIPP根据催化裂化柴油的特点, 依据脱硫、脱氮和催化裂化柴油加氢改质的机理, 开发了RICH技术。

2.1 催化剂

该系列催化剂是石油化工科学研究院 (RIPP) 开发的劣质柴油深度加氢处理提高十六烷值技术 (RICH技术) 所用催化剂。它包括RCI-1和RCI-2两代催化剂。

第一代RICH技术专用催化剂能够同时完成脱硫、脱氮、烯烃、芳烃饱和及选择性开环裂化反应, 以最大限度提高十六烷值。在其它操作条件一致的前提下, 与RIC-1催化剂相比, 在提高体积空速25%的条件下, RIC-2催化剂的柴油十六烷值提高值和密度降低值均更优。

2.2 流程简述

RICH技术在中等压力下操作, 采用单段单剂和一次通过的工艺流程。

2.3 工业应用实例

与第一代技术相比, 在保持改质效果相同的前提下, 第二代技术的空速可提高20%~50%。下表是第二代RICH技术的改质结果, 该技术2008年6月进行了成功的工业应用。RICH技术的改质结果见表3。

3、结论

在柴油加氢改质方面, MCI最大柴油十六烷值改进技术及FC-18柴油加氢改质催化剂、深度加氢处理RICH技术及RCI系列加氢改质催化剂已在国内多家装置上应用, 装置的各项指标也与国外技术和催化剂相差不大。就目前来看, 我国国内的加氢精制和改质催化剂能够满足现阶段国内清洁油品的需要。但从长远来看, 我国油品新标准的推广还需要一段时间, 我国油品质量升级换代任重而道远。

摘要：介绍了抚顺石油化工研究院 (FRIPP) 开发的最大柴油十六烷值改进技术 (MCI) 、和石油化工科学研究院 (RIPP) 研发的提高柴油十六烷值和降低密度技术 (RICH) 。工业应用证明FRIPP和RIPP开发的技术和催化剂已经过实际生产的考验, 完全能满足工业生产的需要。

关键词：柴油加氢改质技术,催化剂:十六烷值:应用

参考文献

[1]抚顺加氢精制技术[R].抚顺石化研究院, 2009, 14.

[2]冯秀芳, 刘文勇, 张文成, 等.国内外柴油加氢技术现状及发展趋势[J].化工科技市场, 2006, 10 (29) :8-11.

[3]周应谦, 武继红.第二代MCI技术的工业应用[C].加氢技术论文集.

柴油加氢改质技术 篇2

1 装置概况

中国石油锦西石化公司柴油加氢改质装置由中国石化集团洛阳石油化工工程公司设计, 加工能力为100万t/a, 开工时间为8000h/a, 2002年7月25日一次开车成功。运行7年 (至2009年7月20日) 来装置没有进行过大规模停车维修。

2 设计参数

2.1 工艺流程

柴油加氢改质装置主要以m (催化裂化柴油) /m (直馏柴油) 为2的混合油为原料, 设计工艺流程如图1所示。

2.2 操作条件

生产工艺主要由反应和分馏2部分组成, 各部分主要设计操作参数如表1和表2所示。

2.3 技术特点

柴油加氢改质工艺技术特点:

(1) 采用中压固定床加氢工艺, 是国内首套将加氢改质与航煤精制工艺相组合的装置。

(2) 采用一次通过流程。在原料油干点 (391℃) 不出尾油的情况下, 可生产出凝点不大于 0℃的优质柴油馏分。

(3) 反应器内部构造采用中国石化集团洛阳石油化工工程公司专利技术, 反应效率显著提高。

(4) 反应部分采用炉前混氢和冷高分流程, 高压换热器采用双壳、双弓和双壳、单弓构型, 传热效率显著提高。

(5) 由于充分利用了分馏部分和航煤精制部分的低温热能对原料进行预热, 所以反应进料加热炉的操作负荷显著降低。

(6) 在反应流出物空冷入口处配备了注水设施, 可避免铵盐在低温部位结晶。

(7) 在分馏部分配备了脱硫化氢塔, 将塔顶干气输送至重油催化裂化装置处理, 利用已建装置使设备投资降低。

(8) 在脱硫化氢塔顶配备了缓蚀剂注入点, 因而塔顶腐蚀明显减轻。

2.4 产品质量

柴油加氢改质装置的主要产品为柴油、航煤和石脑油, 产品质量指标如表3所示。由表3可以看出:在催化剂活性的前期和末期, 3种产品的主要性质均有一定变化;在整个生产周期中, 柴油和航煤的含硫量始终能满足欧Ⅳ标准, 但石脑油的含硫量只在催化剂活性前期能满足欧Ⅳ标准, 到催化剂活性后期则只能满足欧Ⅲ标准。

3 技术改造

3.1 改造内容

3.1.1 将分馏塔气提介质由蒸汽替换为氢气

分馏塔汽提介质原设计采用1.0MPa过热蒸汽, 消耗量为0.9t/h, 目的是保证柴油闪点合格。实际运行结果显示柴油的闪点远远超过质量指标要求。另外, 使用蒸汽汽提会产生大量含硫污水, 污染环境。2003年, 从富氢气脱硫化氢塔压力控制阀前引1条DN 80管线至分馏塔汽提蒸汽控制阀前, 将气提介质由蒸汽改为氢气, 改造流程如图2所示。由于氢气不会象蒸汽那样出现冷凝现象, 所以分馏塔顶气相负荷会增大。为满足塔顶压力控制需求, 将塔顶压力控制阀直径由DN 40更换为DN 80。

3.1.2 回收利用分馏塔顶低压瓦斯

原设计分馏塔顶压力过高时向火炬放空排放, 浪费了大量可燃气体。另一方面, 脱硫化氢塔底重沸炉运行则需要大量燃料气。2004年, 在分馏塔顶回流罐放空线控制阀后加装了1条DN 50管线, 连接至脱硫化氢塔塔底重沸炉并在炉底添加6个低压火嘴, 改造流程如图2所示。当分馏塔顶压力超高后, 可通过连接管线将塔顶放空气引入脱硫化氢塔底重沸炉并点燃, 同时根据重沸炉出口温度适当调节各主火嘴根部阀开度, 必要时关闭部分主火嘴。改造后燃料气使用量显著降低。

3.1.3 优化脱硫化氢塔进料流程

脱硫化氢塔设计为全回流操作, 进料温度为209℃, 实际运行时进料温度只能达到170℃, 致使塔底重沸炉超负荷运行, 炉膛温度最高达到680℃, 燃料气消耗量增大。精馏段气、液相负荷减小, 不能建立连续稳定回流, 塔顶温度不易控制。塔内气-液分离不好, 部分干气组分被夹带到主分馏塔, 导致主分馏塔压力偏高。如果硫化氢被夹带到了主分馏塔, 不但使后工序管线和塔顶空冷器的腐蚀增加, 而且还会使分馏塔污水的硫化氢含量提高, 达不到直排标准。装置的实际加工方案为轻度改质, 与设计方案有所不同, 柴油收率较高, 柴油/航煤换热器不能很好地回收柴油中的热量, 致使柴油空冷器入口温度偏高, 能量被白白浪费掉。

2004年为装置增加了2台彼此串联的浮头式换热器, 脱硫化氢塔进料走管程, 分馏塔底柴油走壳程, 改造流程如图2所示。增加换热器后, 脱硫化氢塔操作状况明显好转, 各项操作参数与设计指标接近, 可以建立连续稳定回流, 硫化氢和干气的脱除率明显增加, 空冷器入口柴油温度降低30℃, 柴油出装置温度也达到了工艺卡要求。

3.1.4 停用分馏塔进料加热炉

分馏塔进料加热炉出、入口温度分别为302, 271℃。由于分馏塔从2个侧线抽出, 而且塔底柴油产品闪点远远超过质量指标要求, 所以分馏塔进料加热炉可以降温操作甚至可以停用。2005年5月, 在装置处理量不变的情况下, 逐渐降低分馏塔进料温度并及时分析柴油产品质量。运行结果显示, 当分馏塔进料加热炉主火嘴、低压火嘴全部熄灭时, 进料温度由275℃降到238℃, 柴油产品质量仍然保持合格, 表明分馏塔进料加热炉可以停用, 改造流程如图2所示。停用分馏塔进料加热炉不但可以优化操作和节能降耗, 而且还可以减少烟气排放。

3.2 改造效果

3.2.1 能耗下降

2002—2009年柴油加氢改质装置的加工量及能耗[m (标准油) /m (柴油) ]变化情况如图3所示。由图3可以看出, 经过2003—2005年的技术改造, 装置的能耗显著下降。2003年装置的处理量为108.94万t/a, 能耗为27.26kg/t;2004—2009年, 尽管装置的处理量均低于2003年, 但能耗却一直只有20～24kg/t, 说明技术改造是成功的。

3.2.2 操作参数优化

2002—2009年柴油加氢改质装置的主要操作参数变化情况如表4所示。由表4可以看出装置运行良好, 操作参数获得优化。

4 主要事故及教训

4.1 高分液位控制阀堵塞

现象 2002年7月, 装置首次开车后高分液位突然上升。将加工量降低至50t/h且调校高分液位控制阀, 高分液面仍不能控制。

原因 高分液位控制阀堵塞。

检查 非计划停工后将高分液位控制阀拆下, 检查发现2个笼式角阀的流通孔道90%以上已经被焊渣堵塞, 还发现1块15mm长巴金垫片。

教训 开工前把好施工关, 要彻底吹扫、冲洗管线。高分液位控制出现问题时要及时停车处理, 以免造成更大事故。

4.2 新氢压缩机活塞杆断裂而引发火灾

现象 2007年4月24日, 新氢压缩机一级活塞杆在运转过程中断裂, 活塞撞碎气缸盖后飞出, 致使氢气大量外泄引发火灾。

处置 先立即从控制室关停新氢压缩机, 关闭新氢入口阀, 关停反应系统的原料泵, 用热氢带动原料油, 分馏系统短循环, 然后灭火。

教训 定期检测大型机组, 及时发现隐患和缺陷。加强设备的巡检和维护。加强装置火灾事故应急预案演练。

4.3 汽轮机管线保温层着火

现象 2008年5月28日, 加氢改质装置因重整装置停车且无新氢供应而处于停车状态 (分馏系统停运, 反应系统热氢循环) , 汽轮机管线保温层发生着火事故。

原因 循环氢压缩机浮环密封间隙大, 外回封油出口端经常出现喷油现象。喷出的润滑油溅到汽轮机管线上, 润滑油蓄积于管线保温层内发生自燃而引发火灾。

处置 紧急停运循环氢压缩机后灭火。

教训 润滑油的自燃点较低, 长时间处于高温状态很容易产生自燃现象, 要避免润滑油与高温物质接触。及时检查保温层内是否有润滑油蓄积。带有事故隐患的设备坚决不能投入使用。

4.4 新氢压缩机一级活塞体碎裂

现象与处置 2008年9月5日, 新氢压缩机一级活塞体碎裂, 活塞的冲击力将一级端盖撞击变形, 大量氢气瞬时外泄。由于紧急停机, 切断氢气并用氮气置换, 所以未发生火灾或爆炸事故。

经验教训 要加强对关键设备的巡检、维护和定期检测, 对大型机组受力部件要使用着色探伤手段予以检测。

5 结束语

在没有实施过大检修的情况下, 中国石油锦西石化公司柴油加氢改质装置可较为安全地连续运行7年, 这表明该装置工艺先进且安全管理工作比较到位。

摘要：介绍了中国石油锦西石化公司100万t/a柴油加氢改质装置的运行、存在问题、技术改造和主要事故等事项。在没有大规模停车检修的情况下, 装置的连续运行周期长达7年以上。经过将分馏塔气提介质由蒸汽替换为氢气、回收利用分馏塔顶低压瓦斯、优化脱硫化氢塔进料流程和停用分馏塔进料加热炉4项技术改造后, 装置的综合能耗[m (标准油) /m (柴油) ]降低为2024 kg/t。

关键词：柴油,加氢改质装置,加氢裂化,技术改造

参考文献

[1]林世雄.石油炼制工程[M].北京:石油工业出版社, 2000:389-399.

柴油加氢改质技术 篇3

为完成柴油国Ⅴ质量升级,柴油加氢改质装置将原用达到运行末期的进口催化剂更换为由中国石化抚顺石油化工研究院开发生产的精制催化剂FF - 36、裂化催化剂FC - 50以及FZC系列的加氢保护剂,装置运行效果良好,柴油产品质量达到了国Ⅴ标准的要求,催化剂性能完全满足生产需要,可为同类装置提供借鉴。

1柴油加氢改质装置技术特点1

柴油加氢改质装置主要包括反应单元( 新氢压缩机、循环氢压缩机、富氢气脱硫) 、分馏单元和公用工程单元。该装置具有以下技术特点:( 1) 反应采用单段双剂一次通过流程,不出尾油,生产凝点不大于0℃的柴油。( 2) 反应单元采用炉前混氢,尽量保证原料与氢气混合均匀; 反应流出物采用冷高分流程,降低了氢气的溶解损失,在循环氢不脱硫的条件下,尽量保证其纯度。( 3) 高压换热器采用螺纹锁紧环双壳程式结构,传热系数高[2]。( 4) 利用分馏单元的低温热对原料进行预热,以降低进料加热炉的负荷,减少燃料气消耗。( 5) 高压空冷器前注水,以避免铵盐低温部分结晶,引起系统压降增大[3]。( 6) 分馏单元采用先脱硫化氢后汽提分馏,以降低油品中硫化氢的含量,避免对下游设备的腐蚀。( 7) 脱硫化氢塔顶干气送至重油催化装置,利用现有装置降低投资。( 8) 脱硫化氢塔顶连续注入缓蚀剂,以减缓塔顶系统的硫化氢腐蚀。( 9) 原料采用自动反冲洗过滤,同时设有脱水罐、缓冲罐,以减少原料中固体颗粒及水分对反应的影响。

2催化剂装填及预处理

2. 1催化剂装填

催化剂装填采用普通装填法[4]。装置共有2台反应器,即精制反应器和改质反应器,均为热壁反应器。其中,精制反应器具有2个床层,内径3. 4 m,装填催化剂72. 300 t; 改质反应器具有3个床层,内径3. 4 m,装填催化剂75. 380 t。催化剂具体装填参数见表1和表2。

由表1和表2可见,精制及改质反应器中,不同床层同一型号催化剂的装填密度相近,这就保证了轴向催化剂装填的紧密性; 另外,精制反应器顶部床层保护剂采用分级装填,这样有利于保护主催化剂,延缓反应器压差上升,改善流体在反应器内的径向分布[5]。

2. 2催化剂预处理

2. 2. 1硫化

催化剂FF - 36,FC - 50及FZC系列保护剂的活性金属组分以氧化态形式存在,这些氧化态的金属组分在加氢过程中的活性较低,只有当其转化为硫化态时才具有较高的活性。催化剂的硫化采用器内干法原位预硫化技术[6],以二甲基二硫( DMDS) 为硫化剂,硫化工艺流程如图1所示。

1—注硫泵; 2—流量计; 3—原料换热器; 4—原料加热炉;5—精制反应器; 6—改质反应器

2. 2. 2钝化

由于加氢催化剂硫化后的初活性很高,为了避免催化剂在开工初期可能会出现超温而造成活性损失,提高催化剂的稳定性,需对其进行钝化。催化剂钝化采用低氮直馏柴油处理,反应器进料量稳定在80 t/h。钝化结束后,保持总进料量不变,按掺炼比依次为25% ,50% ,75% ,100%等,逐步切换至正常生产原料,每次换油时间保持在4 h,以维持换油过程的平稳。以15 ~ 20 t/h的增量,将进料量提高至设计负荷120 t/h。

2. 2. 3催化剂床层温度

装置正常生产时,精制及改质反应器催化剂床层的各点温度示于图2和图3( 图中温度单位为℃) 。可见,催化剂各床层温度控制均匀,这说明催化剂经硫化、钝化处理后活性稳定。另外,床层径向各点温度接近,表明催化剂装填均匀,没有出现偏流、沟流等现象。

3柴油加氢改质装置更换催化剂后的运行及标定情况

3. 1运行情况

装置更换催化剂生产正常后,由于催化剂处于运行初期活性较高,因此反应器入口温度及反应器温升均控制在较低水平。装置连续运行1个月,反应及分馏单元运行平稳,共处理原料87 796 t,平均处理 量为118 t / h,生产柴油81 205 t,石脑油6 007 t,产品质量分析合格,液相总收率大于98% 。

3. 2标定情况

3. 2. 1反应单元操作条件

装置于2014年1月22—24日进行了标定,按生产国Ⅴ标准柴油控制,反应单元的主要操作条件见表3。

由表3可见,标定时反应单元工艺参数均低于设计值,精制和改质反应器入口温度分别为321,367℃ ,温升相应控制在49,18℃ ,均低于设计值。在保证产品质量合格的前提下,控制较低的反应温度,有利于延长催化剂的使用寿命。另外,改质反应器出口温度为374℃,接近设计值,其主要目的是为原料换热提供更多的热量,以降低原料加热炉的负荷,进而降低燃料气用量。

3. 2. 2原料及产品性质

标定期间原料及 产品的主要 物性参数见表4。

* 100 m L 油样所消耗 I2的克数。

由表4可见,柴油产品的硫及氮含量均小于10μg / g,脱硫率及脱氮率均大于99% ; 柴油产品的十六烷值较原料约增加14个单位,凝点则显著降低。

表5列出了所用催化剂对产品主要物性参数的设计值。

对比表4和表5可见,柴油产品的主要物性参数均达到了催化剂的技术要求,但石脑油的硫含量未达到指标要求。为分析石脑油硫含量偏高的原因,采用碱洗的方法对石脑油进行处理,将碱洗后的石脑油经沉降、分离后,分析其硫含量为0. 91μg /g。可见石脑油硫含量偏高,主要是由于现有的工艺仅能汽提部分硫化氢所致。

3. 2. 3物料平衡

标定期间装置的物料平衡情况见表6。

由表6可见,标定期间平均原料处理量为119. 59 t / h,即保持较高的生产负荷,石脑油与柴油总收率为98. 18% 。

3. 2. 4能耗

标定期间装置的能耗情况见表7( 表中所列能耗以标准油计) 。

* 单位为( k W·h) 。

由表7可见,标定期间 装置能耗 约为17. 98 kg / t,较催化剂更换前( 能耗19. 99 kg / t) 有显著降低。一方面是由于各个冷换设备经过催化剂更换检修后换热效果明显改善; 另一方面脱硫化氢塔底重沸炉经过检修后运行状况较好,热效率高于91% 。此外,标定期间装置一直保持高处理量运行,催化剂运行初期活性较高,反应器入口温度控制较低,原料加热炉处于低负荷运行状态,均亦有利于能耗的降低。

4结论

a. 100万t / a柴油加氢改质装置更换国产精制催化剂FF - 36、裂化催化剂FC - 50以及FZC系列的加氢保护剂后,装置在较高的负荷及较低的反应温度下,柴油产品的硫及氮含量均低于10μg / g,脱硫率和脱氮率均高于99% ,十六烷值增幅约为14个单位,柴油产品质量达到了国Ⅴ标准的要求,催化剂性能完全满足生产需要。

b. 装置满负荷工况标定结果表明 ,液相总收率大于98% ,装置能耗 ( 以标准油 计 )为17. 98 kg /t。

参考文献

[1]李大东.21世纪的炼油技术与催化[J].石油学报,2005,21(3):20-21.

[2]曾茜.1.2 Mt/a加氢裂化工程设计及工业应用总结[J].炼油技术与工程,2008,38(10):15-16.

[3]史开洪.加氢精制装置技术问答[M].北京:中国石化出版社,2010:73-74.

[4]韩崇仁.加氢裂化工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2001:676.

[5]李大东.加氢处理工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2004:606.

柴油加氢改质技术 篇4

1 格尔木炼油厂催化柴油加氢改质装置概述

2007年末, 经股份公司批复, 格尔木炼油厂改造项目准建。次年8月, 格尔木炼油厂柴油改质装置开始进入到全面建设阶段, 这一产油量在80万吨/年的装置成为了当时优化格炼产品质量的重要设备。它的建设推进了质量升级改造, 使该厂炼油量高出原有产量的50%, 达到150万吨。

2014年, 格尔木炼油厂又再一次对柴油质量进行升级改造, 不仅成功的将柴油产量提高到原有的97%, 同时进一步优化了柴油品质, 降低了生产能耗, 实现了优质、高产、节能的共赢。该次产品升级项目中, 装置设计主要由两部分组成:一是加氢改质装置;二是加氢精制装置。其中, 前者产量80万吨/年, 采用加氢改质降凝技术, 后者产量15万吨/年, 采用柴油加氢精制工艺。该项设计的主体已于2014年9月施工完毕, 直到现在, 新建装置仍然运行平稳, 发挥着重要作用。

2 催化柴油加氢改进装置的应用背景及反应原理

催化裂化是进行柴油生产时用到的主要加工技术, 特别是催化技术, 有超过30%的柴油是以该种技术加工而成。但是现阶段, 随着加工的深化, 基于催化裂化的装置在进行柴油加工时硫、氮安定性不足, 使得柴油质量逐渐变差, 尤其是在十六烷值方面, 市售柴油普遍呈现出偏低的现象, 这使得柴油燃烧性能降低, 不能满足使用要求。目前, 解决上述问题的办法有两种, 深度脱硫脱芳由于过高的成本投入而没有得到推广, 加氢改质技术则凭借其良好的工作效益得到广泛使用。现阶段该项技术已投入使用并在逐步优化之中, 基于该项技术的催化柴油加氢改质装置的应用原理如下:

如图所示:从图1可以看出, 柴油十六烷值受杂原子含量影响, 同时受到柴油分子碳数的限制, 观察图2可以发现, 它与芳烃含量间呈现出一种线性关系。由此可以看出, 如果燃料中催化柴油成分较高, 采用降低柴油芳烃含量办法, 能够实现提高柴油十六烷值的目的。

提升十六烷值时, 分析芳烃含量是工作展开的前提的基础。通过高压液相色谱等技术分析表明, 芳烃在馏分油中有以下几种存在形式: (1) 单环芳烃; (2) 双环芳烃; (3) 三环芳烃; (4) 稠环芳烃。在加氢条件下, 通过充分的融合, 柴油中的芳烃会发生饱和反应, 具体如下:

通过反应式可以发现, 该种反应属于可逆反应, 绝对的芳烃饱和只能出现在理论上, 在热力学平衡原理限制下实际操作中不可能实现。但是由于多个苯环中, 当加氢以后, 一般情况下是首个苯环常数偏高, 所以加氢精制时, 往往是越后面的苯环加氢操作越易于进行。此外, 上述几种芳烃形式加氢速率、饱和速率等都存在差异, 所以综合多方因素考虑, 为了使柴油十六烷值提高效果明显, 需借助芳烃反应机理利用催化剂通过饱和反应来提高柴油质量。

3 催化柴油加氢改质装置中的技术应用及特点

通常, 如果柴油比例中直馏、焦化柴油比重高, 柴油十六烷值并不在亟待调整情况下便可以利用加氢精制的办法来优化柴油质量。几年前, 相关研究院曾研制出一种柴油催化剂, 能够实现深度脱硫加氢, 这一制剂在多个加氢装置中的应用效果良好, 符合质量升级需求, 为柴油产品的优化提供了很好的技术支持, 其技术特点如下: (1) 柴油收率高, 通常情况下能达到95%甚至更高; (2) 产出柴油为清洁柴油, 硫含量低, 一般不高于10μg/g; (3) 由于压力等级偏低, 基于该项技术的装置建设及操作成本低; (4) 催化剂性能强, 加氢脱硫效果明显, 适用性较为灵活。

4 结语

经实践证明, 催化柴油加氢改质装置在格尔木炼油厂中的应用实现了柴油产品质量升级改造的最终目的, 很好的优化了柴油品质, 提升了优质柴油的产量。希望今后加氢改质技术及其装置能在科研人员的努力研究之下, 在原有基础上得到进一步优化, 从而为高品质柴油的生产奠定坚实的技术基础。

参考文献

[1]蒋东红, 任亮, 辛靖, 等.高选择性灵活加氢改质MHUG-Ⅱ技术的开发[J].石油炼制与化工.2012, (06) .

柴油加氢改质技术 篇5

1 加氢改质装置简单介绍

一直以来,加氢改质装置都是以改善劣质的二次加工柴油实际质量作为基本的工作目标。该装置在运行的过程中,一方面可以有效的降低、催化和裂化柴油中包含的氮和硫等其他类型杂质的含量,改善油品本身的颜色;另一方面还能够极大的提升柴油的十六烷值。在节能环保意识不断提升的今天,使得国内对清洁类型柴油品质的需求量也在不断提升。这样一来,就使得我国境内大部分炼油厂都设置了空间较大的加氢改质工作车间,以此来更好的满足市场和社会经济的发展要求。就目前来看,我国开发的部分柴油加氢催化剂和相关改质施工工艺已经基本满足了相关工作需要。现阶段,柴油加氢改质时使用的装置其本身的施工工艺主要可以被划分为加氢改质、分馏、煤油加氢补充精制这三道施工工序。

2 现行的换热网络

2.1 提取物流数据

以夹点技术为立足点,对某一个炼油厂内部柴油加氢改质车间中的换热网络改造工作进行细致的分析。在分析的过程中,相关人员可以提取出二十股热物流和十二股冷物流,而将这些物流数据按照列表的方式展现出来,方便工作人员更好的观察和分析[1]。首先,相关人员可以将原料油和产品柴油这两种冷物流借助换热系统升温到100℃。其次,将换热完成的柴油通过过滤之后放入到原料缓冲罐之中,而后再由反应进料泵中抽出升压同混合氢进行混合,使其能够达到121℃。最后,将通过加氢改质装置处理后产生的反应产物,借助换热系统让其达到330℃,自后在通过反应进料加热炉将其加热到366℃。

2.2 计算夹点

一般情况下,原始数据中包含的最小热传温差可以达到12℃左右。在全面考虑了换热网络工作面积、改造成本、热回收能量值和工作情况稳定程度等操作因素后,笔者选取了夹点温差在10℃的原始数据。通过夹点计算后发现,试验所用换热网络本身的夹点温度可以达到215℃[2]。即夹点位置的热流温度为220℃,冷流温度可以达到210℃。正常情况下,换热网络在工作过程中需要的最小加热公共工程可以达到9318.14千瓦,最小的冷却公共工程基本为28149千瓦。但就目前来看,现行的换热网络其内部加热工程已经达到了27905.2千瓦,冷却工程达到了46736.2千瓦。所以,其换热电网本身的节能空间潜力可以达到大约18587.2千瓦。

3 改造换热网络的具体措施

3.1 全面考虑压力因素

对于改质装置中蕴含的主要高压物流,其本身属于加氢改质工程施工工具中原料油与反应产物在进入到反应进料泵之后的产物。所以,在反应进料泵的低压侧,施工人员应该要尽可能的将原料油同低压物流之间进行换热,不断的提升进料泵本身的温度,以便能够更好的降低高压侧中高压换热器的能源消耗[3]。与此同时,相关人员应当尽量让高压反应物产物同高压侧存在的原料油完成换热,在不考虑低压和高压物流换热的基础上,不断的减少换热网络中高压换热器设备的使用个数。此外,因为在改造换热网络的过程中会受到网络结构本身的限制,所以,如果工作人员想要提升反应进料泵本身的温度,就需要及时更换新的设备,以便获得更好的换热条件。

3.2 具体优化方案

首先,要想达到更好的能源节约效果,在改造换热网络时,工作人员应该要以夹点技术应用的物流匹配准则来重新匹配改质装置中的换热网络。在匹配的过程中,需要优先使用一些本身带有较大热负荷率的冷却器[4]。其次,网络改造的过程中,需要尽可能的选择一些不会对原网络结构产生较大变动的方案,节约改造成本和设备投入数量,在确保原网络机构基本不变的基础上,改造换热网络。

4 结语

总而言之,在对换热网络进行优化改造的过程中,相关技术和工作人员需要充分的考虑压力这一因素,在确保能够收集较多预热的同时,有效的降低相关设备的成本投入,尽可能的提升相关企业的经济效益。此外,在改造换热系统期间,相关人员还应该要全面的了解和分析采油加氢改质的基本情况以及换热系统问题,从而结合压力因素,制定出具体的改造方案。

摘要：随着现代社会经济发展速度和科学技术水平的提高,使得部分行业领域开始对自己的生产经营线路进行改造,换热网络就是其中之一。因为压力因素在改造和重新设计换热网络的过程中具有极大的影响力,所以,相关设计工作人员需要在改造换热网络的过程中应该要充分的考虑其中存在的压力因素,以便更好的提升换热网络本身的经济性。因此,本文以换热网络的改造工作为立足点,就压力因素影响下其具体的改造方案进行研究。

关键词：压力因素,柴油加氢改质装置,换热网络改造

参考文献

[1]王伟,冯霄.考虑压力因素的柴油加氢改质装置换热网络改造[J].化工进展,2013,01:227-232.

[2]牛明亚.海南炼化柴油加氢装置改造升级[D].华南理工大学,2014.

[3]李淑娟.柴油加氢改质装置产率和能耗优化模型研究与应用[D].大庆石油学院,2008.

柴油加氢改质技术 篇6

根据反应机理, 可将FCC汽油加氢脱硫改质分为选择性加氢脱硫降烯烃工艺[5]及加氢脱硫恢复辛烷值工艺。采用加氢脱硫生产超低硫汽油产品的关键是解决深度脱硫与保持辛烷值、汽油收率之间的矛盾。为了应对汽油品质升级的需求, 生产超低硫汽油产品, 本工作对用于生产满足国Ⅴ硫含量要求的超低硫汽油加氢脱硫技术的最新进展进行了综述。

1 国外加氢脱硫改质技术

1.1 固定床双催化剂加氢脱硫 (Prime-G+) 技术

由法国Axens公司研发的Prime-G+工艺是以Prime-G技术为基础, 包括全馏分选择性加氢 (SHU) 及重馏分 (HCN) 选择性加氢脱硫 (HDS) 。其中, 前者采用HR 845催化剂, 后者的第1和第2床层分别装填选择性加氢脱硫催化剂 (牌号为HR 806) 和脱硫醇催化剂 (牌号为HR841) [6,7]。

该技术是目前世界上使用最为广泛的FCC汽油加氢脱硫工艺, 已授权190套装置, 部分用于生产满足超低硫标准的清洁汽油。当脱硫率大于98%时, 马达法辛烷值 (MON) 和抗爆指数损失分别低于1.0, 1.5个单位[8]。中国石油大港石化、锦州石化、大连石化、吉林石化等公司已引入该技术[9,10,11,12,13]。其中, 前三家企业加氢脱硫产品经调和后, 成品汽油硫含量均低于10μg/g, 达到国Ⅴ清洁汽油标准, 脱硫率最高为95%, 研究法辛烷值 (RON) 损失最高为2.3个单位, 最低为0.5个单位[14,15]。

该技术优点是具有良好的操作灵活性, 可以采用SHU与HDS组合、增设SHU或HDS反应器、将轻馏分 (LCN) 或中间馏分送至其他装置等方式, 满足原料及产品要求, 进而在辛烷值损失较低的情况下, 生产超低硫汽油产品[16]。

1.2 常规固定床汽油加氢脱硫 (SCANfining) 技术及简单固定床低压加氢 (OCTGAIN) 技术

1.2.1 SCANfining, SCANfiningⅡ技术

美国Exxon Mobil公司开发出SCANfining, SCANfiningⅡ工艺。前者流程为:FCC汽油首先进入双烯烃饱和单元, 饱和后的物料进入固定床加氢脱硫单元, 然后将反应物冷却, 分离, 即得产品。后者将加氢脱硫分为两段, 于段间脱除H2S, 该工艺适用于处理高硫原料, 并且在深度脱硫的同时, 降低辛烷值损失, 第2段可以在需要的时候补加。

SCANfining, SCANfiningⅡ工艺的特点是采用高选择性催化剂 (牌号为RT-225[17]) 和最优处理条件, 最大限度地保持辛烷值和降低氢耗;二者均可用于生产超低硫汽油, 而后者辛烷值损失远低于前者。实验表明, 采用后者处理硫含量为808~3 340μg/g, 烯烃体积分数为34.9%~20.7%的FCC汽油, 产品硫含量可降至10~20μg/g, 脱硫率达到97.5%~99.7%, RON损失为1.0~1.5个单位, 该工艺已在多套装置上得到应用[18,19]。

1.2.2 OCTGAIN技术

由Exxon Mobil公司开发的OCTGAIN工艺分为2段, 分别在2台反应器中进行。第1段是将FCC汽油进行加氢精制, 脱除其中的硫和氮化合物, 中间产品的辛烷值因加氢饱和而降低;第2段采用改性分子筛择形催化剂, 将第1段产物进行辛烷值恢复, 使低辛烷值的中间产物转化为高辛烷值。

该技术的关键是采用了以酸性沸石 (Beta及ZSM-5) 为基础的可再生非贵金属催化剂。该工艺的脱硫率可达95%, 烯烃饱和率大于90%, 缺点是液体收率略有降低, 这取决于脱硫深度和原料中烯烃体积分数。

该技术主要特点是对全馏分原料加氢改质, 适用于高硫、高烯烃FCC汽油;在降低FCC汽油烯烃体积分数和含硫量的同时, 不损失辛烷值;汽油收率 (5%~10%) 略有降低[20,21]。

1.3 低压固定床选择性加氢 (ISAL) 技术[22]

委内瑞拉石油研究及技术支持中心 (IN-TEVE) 和美国UOP公司联合开发出ISAL技术。该工艺采用2台反应器, 第1台主要进行原料的加氢脱硫与脱氮反应, 第2台用以提高汽油辛烷值的加氢异构化反应。

该技术的关键在于采用新型分子筛催化剂。催化剂表面负载贵金属, 其比表面积、酸性和颗粒大小均经过优选, 具有脱硫、脱氮和烯烃饱和的作用, 也具有异构化和裂化功能, 可使裂化的小分子在催化剂表面发生分子重排, 解决了由于烯烃饱和而导致辛烷值下降的问题。

继第1代工艺后, 二者又合作推出了第2代ISAL工艺。将两段反应简化为一段, 与常规一段加氢相同, 区别在于二代工艺采用了多床层催化剂系统, 床层间引入了急冷气, 使反应热均匀分布, 降低了反应器出口温度, 延长了催化剂使用寿命。通过协调催化剂的金属功能和分子筛功能, 可使C5+液体收率提高3%~4%。

采用二代ISAL技术, 可使FCC汽油的硫含量降至30μg/g以下, 几乎将全部的烯烃饱和, 对汽油的辛烷值和收率影响低。

2 国内加氢脱硫改质技术

2.1 选择性加氢脱硫 (RSDS-Ⅱ[23,24,25]) 技术与加氢脱硫异构降烯烃 (RIDOS) 技术[26]

2.1.1 RSDS-Ⅱ技术

由北京石油科学研究院开发的RSDS-Ⅱ技术主要包括分馏单元、LCN碱抽提脱硫醇单元及HCN选择性加氢脱硫和脱硫醇单元。以70~75℃为切割点, 将FCC汽油切割为LCN, HCN。选择性加氢脱硫催化剂 (牌号为RSDS-21, RSDS-22) 以氧化铝为载体, Co-Mo为活性中心, 碱性化合物为助剂[27]。RSDS-Ⅱ工艺采用了脱除二烯烃技术, 能够更好地保护加氢脱硫主催化剂, 延长其使用寿命。

该技术已在中国石化长岭、九江、荆门、上海、青岛等分公司进行了工业化应用[28]。前者首次工业应用标定结果表明, 在氢气分压为1.70 MPa, 主催化剂体积空速为3.24 h-1, 平均反应温度为257℃的条件下, HCN加氢汽油中硫含量为7.7μg/g, 脱硫率达到98.43%, 烯烃体积分数下降4.6个百分点, RON损失1.8个单位, 产品可满足国Ⅴ清洁汽油标准[29]。

2.1.2 RIDOS技术

由北京石油科学研究院研发的RIDOS技术主要由分馏单元、LCN碱抽提脱硫醇单元、HCN选择性加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和及辛烷值恢复单元组成。将汽油原料切割为LCN和HCN, 切割点为70~100℃。该技术的核心是HCN工艺采用两器 (两剂) 两段一次通过流程。反应单元包括精制段 (第1段) 和异构化段 (第2段) , 前者采用精制催化剂 (牌号为RS-l A) , 主要目的是对HCN进行深度加氢脱硫、脱氮及烯烃饱和;后者采用异构化催化剂 (牌号为RIDOS-1) , 对直链烯烃、烷烃等进行异构化处理, 以达到恢复辛烷值的目的。

RIDOS技术有以下特点: (1) 可以根据汽油生产方案和质量目标的不同, 通过调整第2段反应温度来灵活调节反应深度, 在脱硫率与辛烷值损失之间达到动态平衡; (2) 对高烯烃原料具有深度脱硫效果, 在大幅度降低烯烃体积分数的同时减少辛烷值损失[30]。

中国石化燕山分公司工业应用标定结果表明, 加氢汽油中硫含量为9.0μg/g, 脱硫率达到91.74%, 烯烃体积分数下降30.7个百分点, RON损失3.0个单位, 产品可满足国Ⅴ清洁汽油标准。

2.2 FCC汽油选择性深度加氢脱硫 (OCT-MD) 技术与超深度加氢脱硫 (OCT-ME) 技术

2.2.1 OCT-MD技术

由中国石化抚顺石油化工研究院研发的OCT-MD技术工艺流程为:FCC汽油全馏分无碱脱臭—分馏—HCN选择性加氢脱硫—LCN与HCN混合。采用专用FGH-21/FGH-31催化剂, 对HCN进行加氢脱硫处理, 加氢生成油经汽提后与LCN调和, 得到低硫、低烯烃体积分数的汽油产品[31,32]。该技术在中国石化湛江东兴、武汉、金陵、安庆、镇海、胜利、西安等分公司进行了工业应用, 并逐步在全国推广[33,34]。

工业应用结果表明, 当切割点为65℃时, 混合汽油硫含量为14.7μg/g, 脱硫率为95.80%, 烯烃体积分数下降5.1个百分点, RON损失1.1个单位;当切割点为50℃时, 上述各值依次为4.2μg/g, 98.80%, 9.6个百分点, 2.0个单位。因此, 采用该技术可生产满足国Ⅴ标准的清洁汽油[35]。

2.2.2 OCT-ME技术

为避免全馏分FCC汽油无碱脱臭可能给后续加氢单元带来的风险, 抚顺石油化工研究院在OCT-MD的基础上开发了OCT-ME技术。后者采用轻重汽油馏分分离、轻汽油无碱脱臭, 增加了脱臭轻汽油与FCC柴油吸收分馏工艺。加氢脱硫采用了高加氢脱硫选择性的ME-1催化剂。该催化剂以γ-Al2O3为载体, 负载Mo, Co。中试研究表明, 无碱脱臭轻汽油与FCC柴油易通过吸收分馏塔分离, 切割得到的轻汽油硫含量为4.0~6.0μg/g, 重汽油加氢脱硫产物硫含量为5.0~8.0μg/g, 脱硫率为98.65%~99.16%, 能够生产硫含量不大于10μg/g的“无硫汽油”[36,37,38]。

该技术已在湛江东兴分公司80万t/a的OCT-ME装置上进行了工业化应用。装置标定结果表明, 产品中硫含量小于10μg/g, RON损失小于1.8个单位, 满足国Ⅴ清洁汽油标准。

2.3 FCC汽油加氢脱硫 (DSO) 系列技术[39,40,41]与加氢改质 (GARDES) 技术

2.3.1 DSO系列技术

该技术由中国石油石油化工研究院开发。其主要工艺由预加氢、预分馏和重汽油加氢脱硫、循环氢脱硫组成。其中, 前者与Prime G+的预加氢单元类似, 发生轻硫醇的重质化转移, 主要是硫醇与双烯反应生成硫醚, 从而为预分馏部分轻重组分时, LCN中的硫醇减少, 免除了汽油碱洗脱臭环节, 预分馏部分将FCC汽油馏分切割为LCN与HCN。HCN进行加氢脱硫, 在脱除有机硫的同时, 注重其选择性加氢, 尽可能减少烯烃加氢饱和。LCN直接与加氢后的HCN混合, 得到清洁汽油。

当原料硫含量较高时, 在原有DSO工艺的基础上, 于加氢脱硫单元后增设脱硫醇单元 (为DSO-M技术) , 从而解决了由于硫含量过高而生成硫醇的问题。

2013年, 该系列技术在中国石油大庆炼化、庆阳石化、哈尔滨石化等公司实现了工业化应用。目前, 混合产品最低硫含量为9μg/g, 脱硫率为41.5%~91.1%, RON损失不大于0.7个单位。庆阳石化公司运行结果表明, 当原料硫含量由约80μg/g降至50μg/g以下时, RON无损失。大庆炼化公司标定结果表明, 原料硫含量由101μg/g降至9μg/g, RON损失低于0.5个单位, 产品可以满足国Ⅴ清洁汽油标准。

2.3.2 GARDES技术

该技术由中国石油石油化工研究院与中国石油大学 (北京) 共同开发, 它包括4个操作单元:预处理单元, 预加氢反应单元, 分馏单元, 加氢改质单元[42]。2013年, 该技术在中国石油大庆石化、宁夏石化、独山子石化、辽河石化等公司实现了工业化应用, 其应用结果见表1。

注:方案1与方案2产品硫含量分别低于15, 10μg/g。

GARDES技术采用灵活高效的全馏分预加氢处理、LCN与HCN切割、HCN选择性加氢脱硫和辛烷值恢复组合工艺, 可以根据原料的性质和产品要求, 对催化剂和工艺进行优化匹配, 具有广泛的原料和产品方案适应性, 可在大幅度降低汽油烯烃体积分数的同时减少辛烷值损失;加氢后的LCN与HCN均无需脱硫醇, 可以直接用于产品调和;在不改变工艺流程的前提下, 通过优化工艺条件, 可以实现国Ⅳ到国Ⅴ清洁汽油的平稳过渡。

2.4 全馏分催化汽油选择性加氢脱硫 (CDOS-FRCN) 技术

由北京海顺德钛催化剂有限公司开发的CDOS-FRCN技术由选择性加氢单元和选择性加氢脱硫单元串联组成。前者主要脱除原料中二烯烃, 以保护加氢脱硫催化剂性能和装置运行周期;加氢脱硫反应器床层间注入冷氢, 以便控制床层温度;加热炉置于加氢脱硫反应器后, 通过产物与进料换热来控制第1和第2反应器进口温度, 这样可以避免炉膛结焦, 从而延长装置运行周期。选择加氢和选择加氢脱硫分别采用该公司开发的HDDO-100, HDOS-200催化剂, 后者以Ti O2-Al2O3复合氧化物为载体, 负载Mo, Co, 具有高选择性。

CDOS-FRCN技术特点是工艺简单, 不需要对FCC汽油进行分馏。目前, 该技术已应用于中海油惠州炼化50万t/a全馏分FCC汽油选择性加氢脱硫装置上, 可生产满足国Ⅴ标准的产品, 工业标定结果见表2[43]。

注:方案1与方案2产品硫含量分别小于15, 10μg/g。

3 展望

DSO技术与GARDES技术均采用预加氢工艺, 对二烯烃选择加氢, 并且无碱转移硫醇到HCN中, 通过对预加氢组分进行切割后, 对HCN馏分进行加氢脱硫能够有效控制烯烃饱和度, 避免了碱液处理带来的环境问题。特别是后者的辛烷值恢复功能, 在进行深度脱硫的同时, 能够很好平衡烯烃饱和与保持辛烷值的关系, 在生产超低硫FCC汽油方向具有良好的应用前景。

摘要：综述了国内外用于生产超低硫催化裂化汽油的加氢脱硫改质技术。简述了各种技术的工艺流程及特点, 以及用于生产超低硫汽油的工业应用情况。分析了深度脱硫时, 汽油产品硫含量与烯烃体积分数下降、辛烷值损失等之间的关系。对解决深度脱硫与保持辛烷值、汽油收率之间的矛盾提出了建议。

柴油液相加氢技术优势分析 篇7

关键词：液相加氢,技术,优势

随着环保要求越来越严格, 以及国内加工的原油中重质油比例越来越大, 传统的加氢技术难以满足产品质量升级的要求。液相柴油加氢技术是一种新的突破性技术, 近年来在工业上的应用越来越多。

1 柴油加氢技术

1.1 泉州石化柴油液相加氢工艺简介

泉州石化375万吨/年柴油加氢装置采用杜邦Iso Therming液相加氢技术, 加工直馏柴油 (178.53万吨/年) 、催化柴油 (50.02万吨/年) 、渣油加氢柴油 (42.30万吨/年) 、焦化柴油 (40.21万吨/年) 、焦化石脑油 (19.30万吨/年) 、灌区直柴 (44.63万吨/年) 。其生产过程是:原料油经自动反冲洗过滤器脱除大于25um的机械杂质, 与氢气混合经换热、加热炉加热后进入有4个催化剂床层的反应器, 在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃和芳烃饱和等反应, 除去S、N、O化合物等杂质。反应产物经热低分、冷低分且经过换热、冷却后进入汽提塔, 经过热蒸汽汽提除去硫化氢及轻烃等气体后, 进入产品分馏塔。塔顶得到石脑油, 塔底低硫柴油经换热、冷却后送入产品灌区。

柴油液相加氢技术的核心是采用先进的反应器和反应器内构件, 通过循环泵将含有液态氢的反应流出物循环至反应器入口, 为反应提供所需的氢气, 循环比为1.25 (初期) /0.8 (末期) , 由于循环油的比热容大, 从而大大降低反应器的温升, 提高催化剂的利用效率, 并可降低裂化等副反应。

1.2 北方某厂柴油加氢工艺简介

北方某厂200万吨/年柴油加氢装置采用传统固定床加氢技术加工直馏柴油, 氢气与进料混合后经加热炉升温一起进入只有1个床层的反应器, 在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃和芳烃饱和等反应, 除去S、N、O化合物等杂质。反应产物经冷高分、冷低分后进入汽提塔, 经过热蒸汽汽提除去硫化氢及轻烃等气体后, 塔底得到精制柴油产品。冷高分顶部气体经循环氢脱硫塔脱除硫化氢后, 进入循环氢压缩机, 升压后返回系统。

2 液相加氢技术优势分析

2.1 流程更简单、投资更少

液相加氢技术在流程上增加了循环油泵, 但因不设置氢气循环系统, 省去了循环氢压缩机、循环氢脱硫塔、高压分离器以及部分高压管线, 使得流程变简单。因泉州石化柴油加氢装置流程更简单, 设备数量减少, 设备采购费以及设备安装费等相应降低, 因此液相加氢装置的投资会更少。

2.2 反应操作条件

两套装置的反应操作条件主要区别是, 液相加氢技术的反应总温升较小。这是由于液相加氢技术循环油的比热容大, 通过循环油泵能带走反应器内大量的热量, 使床层温度分布更均匀, 从而大大降低反应温升。

2.4 能耗更低 (表1)

3 总结

通过对国内液相加氢处理技术和传统加氢处理技术在流程、投资、反应操作条件、产品规格、能耗等方面进行比较, 可得出液相加氢处理技术的优势如下:流程更简单, 不设置氢气循环系统, 省去了循环氢压缩机、循环氢脱硫塔、高压分离器以及部分高压管线等, 使得投资也相应减少;反应温升小, 床层温度分布更均匀, 对催化剂的影响也小;柴油产品满足欧IV标准, 柴油产品硫含量低于50ppm;可降低能耗。

2.3产品规格

采用液相加氢技术可生产超低硫柴油产品, 生产的精制柴油产品硫含量低于50ppm, 符合欧IV标准, 且其他方面均满足质量要求。

参考文献

[1]中化泉州石化有限公司375万吨/年柴油液相加氢装置总说明及工艺部分.2011, (05)