全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺及装置

摘要

本发明涉及到一种全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺及装置，其特征在于包括下述步骤：原料油和氢气混合后进入脱二烯烃反应器内进行反应，一反产物与氢气混合后进入加氢脱硫反应器内反应，得到的二反产物进入加氢脱硫醇反应器反应，产物经回收余热及后处理后得到精制汽油。与现有技术相比，本发明采用三台反应器串联操作，汽油不经分馏，直接加氢脱硫，与同类技术相比较，汽油产品质量达到国五标准，辛烷值损失≯0.7，并且流程短、投资低、操作费用省，并且节能降耗效果突出，具有广阔的应用前景。

说明书

技术领域

本发明涉及到化工装置及工艺，具体指一种全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置及 工艺。

背景技术

催化汽油具有低硫和高辛烷值的特点，是我国汽油的主要调和组分之一，含硫量约 200～600mg/kg，在生产国三汽油时，一般经过与其它低硫组分调和后即可满足质量要 求。但是在汽油产品质量不断升级的大背景下，特别是汽油开始执行国四、国五标准之 后，催化汽油进行脱硫已势在必行。

目前的催化汽油加氢脱硫工艺基本上采用重汽油单独加氢工艺。汽油经过预分馏， 切割成轻、重汽油，重汽油经过加氢脱硫再与轻汽油混合成为最终的精制汽油产品。现 有技术存在辛烷值损失较大、反应器压降上升快、操作周期短的缺点，并且需要对原料 进行碱洗脱硫醇或无碱脱臭，流程长，投资高。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种脱硫选择性好、辛烷值 损失小、投资省、能耗低的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺。

本发明所要解决的另一个技术问题是提供一种脱硫选择性好、辛烷值损失小、投资 省、能耗低的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该全馏分催化汽油选择性加氢脱硫 工艺，其特征在于包括下述步骤：

原料油和压力为2.0-3.0MPaG的第一氢气混合后从顶部进入脱二烯烃反应器内，在 脱二烯烃催化剂作用下进行反应；所述脱二烯烃反应器内自上而下间隔设有第一催化剂 床层和第二催化剂床层；控制脱二烯烃反应器的原料入口温度为120-220℃，所述原料 油和第一氢气的混合体积流量比为1:30-70，所述原料油的空速为2-3/小时；在脱二烯烃 反应器的中部补入温度为90-100℃、压力为2-3MPaG的第二氢气，原料油在第一催化 剂床层反应后与补入的第二氢气一起进入第二催化剂床层；所述第二氢气的补入量根据 第二催化剂床层入口温度调节，使第二催化剂床层入口温度比第一催化剂床层出口温度 低5-20℃；

从脱二烯烃反应器底部送出的一反产物与温度为150-200℃的第三氢气混合，所述 一反产物与所述第三氢气的体积流量比为1:300-400，换热后送至加氢脱硫反应器内， 在加氢脱硫催化剂作用下进行脱硫和部分烯烃饱和反应；控制加氢脱硫反应器的物料入 口温度为250-350℃，加氢脱硫反应器内物料空速为2-3/小时；在所述加氢脱硫反应器 的中部补入第一股产物油，所述第一股产物油的补入量为原料总量的5-15％

从加氢脱硫反应器底部送出的二反产物加热至350-400℃后从顶部送入加氢脱硫醇 反应器，在加氢脱硫醇催化剂作用下进行硫醇氢解反应，控制加氢脱硫醇反应器内物料 空速为2-3/小时；

从加氢脱硫醇反应器底部送出的物料回收热量后送至产物分离器进行气、液、油三 相分离，分离出的气相脱烃脱水后送去氢气管道作为循环氢气继续使用，分离出的液相 送去下游污水处理装置，分离出的油相送至汽提塔脱除硫化氢；

控制所述汽提塔的塔顶温度为80-120℃，汽提压力为0.3-0.4MPaG；在汽提塔的塔 底得到精制汽油，回收热量后送至下游，在汽提塔的顶部得到的气相进入回流罐进行油、 水、气三相分离，分离出的油相返回汽提塔，分离出的污水送去污水处理装置，分离出 的气相送去催化裂化装置回收汽提塔塔顶气中C3以上的轻烃。

较好的，所述脱二烯烃反应器的原料入口温度为130-200℃，所述原料油和第一氢 气的混合体积流量比为1:40-60；加氢脱硫反应器的物料入口温度为280-320℃，所述一 反产物与所述第三氢气的体积流量比为1:340-360。

能完成上述工艺的装置组合有多种，较好的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置， 其特征在于包括：

与原料油管道依次连接的过滤器和原料油缓冲罐，原料油缓冲罐的底部出口通过第 一泵连接第一换热器的第一通道入口，所述第一换热器的第一通道出口连接第一连接管 道，所述第一连接管道与第一氢气管道相连接后再连接第二换热器的第一通道，第二换 热器的第一通道连接脱二烯烃反应器的物料入口；

所述脱二烯烃反应器的物料出口连接出口管道，出口管道与连接第三换热器的第一 通道，所述第三换热器的第一通道出口连接加氢脱硫反应器的物料入口；

所述加氢脱硫反应器的物料出口通过加热炉的第一通道连接加氢脱硫醇反应器的 物料入口，所述加氢脱硫醇反应器的物料出口依次连接所述第三换热器的第二通道、所 述第二换热器的第二通道、第四换热器的第二通道和第一冷凝器，然后连接产物分离器 的物料入口；

所述产物分离器的气相出口通过第二冷凝器连接旋流分离器，所述旋流分离器的出 口连接循环脱硫塔的物料入口，所述循环脱硫塔的物料出口通过第四氢气管道连接新氢 管道，然后一起进入气液分离器；

所述气液分离器的气相出口连接压缩机，压缩机的出口分别连接所述第一氢气管 道、第二氢气管道和第三氢气管道；所述第三氢气管道通过所述加热炉的第二通道连接 所述脱二烯烃反应器的出口管道；所述第二氢气管道连接所述脱二烯烃反应器的中间原 料入口；

所述产物分离器的油相出口通过第二管道连接所述第四换热器的第二通道，然后进 入汽提塔的物料入口；所述产物分离器的油相出口还同时连接第三管道，第三管道通过 第四泵连接所述加氢脱硫反应器的中间原料入口；

所述汽提塔的塔顶出口连接回流罐，所述回流罐的气相出口连接催化裂化装置的吸 收稳定系统，所述回流罐的液相出口通过第三泵返回所述汽提塔，所述回流罐的污水出 口连接下游污水处理装置；所述汽提塔的下部设有再沸器，所述再沸器的热源通道连接 低压蒸汽输送管道。

作为改进，所述循环脱硫塔的塔体内在塔盘的上方和吸收液入口的下方设有液封 盘，液封盘上设有用于供检维修人员进入的缺口；塔体的上封头位置还设有用于安装旋 流管的管板，所述管板与旋流管为可拆卸连接；对应于缺口的位置在塔体上设有人孔； 所述旋流管有多根，旋流管的上端连接在管板上，并且旋流管的上端口伸出管板外露； 旋流管的下端口位于所述液封盘的上方；所述液封盘上还设有用于将液封盘上方的积液 导入到塔板的受液盘上的导流管，所述导流管的出口位于液封盘的下方并对向塔板的受 液盘；导流管的入口位于液封盘的上方，并且导流管的入口高于所述旋流管的出口。

与现有技术相比，本发明采用三台反应器串联操作，汽油不经分馏，直接加氢脱硫， 流程短、投资低、操作费用省，并且节能降耗效果突出；与同类技术相比较，汽油产品 质量达到国五标准，在保证汽油加氢脱硫后硫含量≯10mg/kg指标的同时，可使汽油辛 烷值损失达到非常低的水平，△RON≯0.7单位，具有广阔的应用前景。

附图说明

图1为本发明实施例示意图；

图2为本发明实施例中循环脱硫塔上部的剖视示意图；

图3为沿图2中A-A线的剖视图；

图4为沿图2中B-B线的剖视图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

实施例1

该全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺包括下述步骤：

原料油和压力为2.0-3.0MPaG的第一氢气混合后从顶部进入脱二烯烃反应器1内， 在脱二烯烃催化剂作用进行反应；脱二烯烃反应器1内自上而下间隔设有第一催化剂床 层和第二催化剂床层，物料在第一催化剂床层反应后与补入的第二氢气一起进入第二催 化剂床层；控制脱二烯烃反应器的原料入口温度为120-220℃，优选130-200℃；所述原 料油和第一氢气的混合体积流量比为1:30-70，优选1:50；所述原料油的空速为2-3/小时； 在脱二烯烃反应器的中部补入温度为90-100℃、压力为2-3MPaG的第二氢气，所述第 二氢气的补入量根据第二催化剂床层的入口温度调节，使第二催化剂床层的入口温度比 第一催化剂床层入口温度低5-20℃。

从脱二烯烃反应器底部送出的一反产物与温度为150-200℃的第三氢气混合，所述 一反产物与所述第三氢气的体积流量比为1:300-400，优选1:350；换热后送至加氢脱硫 反应器2内，在加氢脱硫催化剂作用下进行脱硫和部分烯烃饱和反应；控制加氢脱硫反 应器的物料入口温度为250-350℃，优选280-320℃，加氢脱硫反应器内物料空速为2-3/ 小时；在所述加氢脱硫反应器的中部补入第一股产物油，所述第一股产物油的补入量为 原料油总量的5-15％。

从加氢脱硫反应器底部送出的二反产物加热至350-400℃后从顶部送入加氢脱硫醇 反应器，在加氢脱硫醇催化剂作用下进行硫醇氢解反应，控制加氢脱硫醇反应器4内物 料空速为2-3/小时；

从加氢脱硫醇反应器4底部送出的物料回收热量后送至产物分离器10进行气、液、 油三相分离，分离出的气相脱烃脱水后送去氢气管道作为循环氢气继续使用，分离出的 液相送去下游污水处理装置，分离出的油相送至汽提塔脱除硫化氢；

控制所述汽提塔的塔顶温度为80-120℃，汽提压力为0.3-0.4MPaG；在汽提塔的塔 底得到精制汽油，回收热量后送至下游，在汽提塔的顶部得到的气相进入回流罐进行油、 水、气三相分离，分离出的油相返回汽提塔，分离出的污水送去污水处理装置，分离出 的气相送去催化裂化装置回收汽提塔塔顶气中的C3以上轻烃。

实施例2

如图1至图4所示，首先介绍下本实施例中所使用的循环脱硫塔的结构。

如图2至图4所示，循环脱硫塔7包括：

塔体71，塔体71内设有塔板712，塔体71的顶部设有气相出口711。塔体以及塔 内塔板结构可以根据需要选用现有技术中的任意一种。本实施例的技术方案可以直接应 用于现有循环脱硫塔的改造。塔体的上部设有吸收液入口714。

液封盘72，固定在塔体内，位于塔板上方和吸收液入口下方。液封盘72上设有缺 口721，用于供检维修人员从该缺口进入塔体71内。

管板73，设置在塔体上封头位置，用于安装旋流管75。管板与旋流管75为可拆卸 连接，本实施例为螺纹连接。

人孔74，对应于缺口721设置在塔体71上，用于供检维修人员从此进入塔体71 内。

旋流管75，有多根，其上端连接在管板73上，并且旋流管75的上端口伸出管板 73外露；旋流管的下端口位于液封盘72的上方。

导流管76，固定在液封盘72上，用于将液封盘72上方的积液导入到塔板的受液 盘713上。导流管76的出口位于液封盘72的下方并对向塔板的受液盘713；导流管76 的入口位于液封盘72的上方，并且导流管76的入口位于高于旋流管75的出口位置。 导流管76高出液封盘72的高度即为液封高度。

本实施例所使用的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫装置包括：

与原料油管道依次连接的过滤器13和原料油缓冲罐9，原料油缓冲罐的顶部连接 氮气管道，原料油缓冲罐的底部出口通过第一泵84连接第一换热器51的第一通道入口， 所述第一换热器51的第一通道出口连接第一连接管道81，所述第一连接管道81与第一 氢气管道91相连接后再连接第二换热器52的第一通道，第二换热器52的第一通道连 接脱二烯烃反应器的物料入口；

所述脱二烯烃反应器的物料出口连接出口管道，出口管道与连接第三换热器53的 第一通道，所述第三换热器53的第一通道出口连接加氢脱硫反应器2的物料入口；

所述加氢脱硫反应器的物料出口通过加热炉3的第一通道连接加氢脱硫醇反应器 的物料入口，所述加氢脱硫醇反应器的物料出口依次连接所述第三换热器53的第二通 道、所述第二换热器52的第二通道、第四换热器54的第二通道和第一冷凝器61，然后 连接产物分离器10的物料入口；

所述产物分离器10的气相出口通过冷凝器连接旋流分离器8，所述旋流分离器8 的出口连接循环脱硫塔7的物料入口，所述循环脱硫塔7的物料出口通过第四氢气管道 94连接新氢管道95，然后一起进入气液分离器6；

所述气液分离器6的气相出口连接压缩机5，压缩机5的出口分别连接所述第一氢 气管道91、第二氢气管道92和第三氢气管道93；所述第三氢气管道93通过所述加热 炉3的第二通道连接所述脱二烯烃反应器1的出口管道；所述第二氢气管道92连接所 述脱二烯烃反应器的中间原料入口；

所述产物分离器10的油相出口通过第二管道82连接所述第四换热器54的第二通 道，然后进入汽提塔11的物料入口；所述产物分离器10的油相出口还同时连接第三管 道83，第三管道83通过第四泵87连接所述加氢脱硫反应器的中间原料入口；

所述汽提塔11的塔顶出口连接回流罐12，所述回流罐12的气相出口连接催化裂 化装置的吸收稳定系统，所述回流罐的液相出口通过第三泵86返回所述汽提塔11，所 述回流罐的污水出口连接下游污水处理装置；所述汽提塔的下部设有再沸器，所述再沸 器的热源通道连接低压蒸汽输送管道。

对应于本装置的全馏分催化汽油选择性加氢脱硫工艺包括下述步骤：

温度为40℃、压力为0.3MPaG的原料油首先进入过滤器13滤除大于25μm的颗 粒，在原料油缓冲罐9液位控制下进入原料油缓冲罐9进行沉降脱水，原料油缓冲罐9 内通氮气进行气封，以防止原料油接触空气导致二烯烃氧化聚合，减轻加氢脱硫反应器 顶结焦和压降上升。脱水后的原料油通过第一泵84送入第一换热器51内与来自汽提塔 11的精制汽油换热后，和压力为2.0-3.0MPaG的第一氢气混合，原料油和第一氢气的混 合体积流量比为1:30-70，较好的为1:40-60，本实施例为1:50；然后进入第二换热器52 内与来自加氢脱硫醇反应器的三反产物换热至120-220℃，较好的为130-200℃，本实施 例为150-160℃，后进入脱二烯烃反应器1内，在脱二烯烃催化剂作用进行反应。控制 反应物料的空速为2-3/小时、反应压力为2.5MPaG，脱二烯烃反应器1内自上而下间隔 设有第一催化剂床层和第二催化剂床层；原料油在第一催化剂床层反应后与补入的第二 氢气一起进入第二催化剂床层；在脱二烯烃反应器的中部补入温度为90-100℃、压力为 2-3MPaG的第二氢气，第二氢气的补入量根据第二催化剂床层入口温度调节，使第二催 化剂床层入口温度比第一催化剂床层出口温度低5-15℃；本实施例第二氢气的补入量为 3000Nm²/h。

从脱二烯烃反应器底部送出的一反产物与温度为150-200℃的第三氢气混合，一反 产物与第三氢气的体积流量比为1:300-400，本实施例为1:350。两者混合后进入第三换 热器53内与来自脱硫醇反应器的三反产物换热后送至加氢脱硫反应器2内，在加氢脱 硫催化剂作用下进行脱硫和部分烯烃饱和反应；在所述加氢脱硫反应器的中部补入第一 股产物油，所述第一股产物油的补入量为10t/h。控制加氢脱硫反应器的物料入口温度 为250-350℃，优选280-320℃，加氢脱硫反应器内物料空速为2-3/小时，反应压力为 2.3MPaG。

从加氢脱硫反应器底部送出的二反产物进入加热炉3的第一通道加热至350-400℃ 后从顶部送入加氢脱硫醇反应器，在加氢脱硫醇催化剂作用下发生硫醇氢解反应；控制 加氢脱硫醇反应器内物料空速为2-3/小时，反应压力2.0MPaG。

从加氢脱硫醇反应器底部送出的三反产物依次进入第三换热器53、第二换热器52 和第四换热器54内换热后，再经第一冷凝器61冷凝至40℃后进入产物分离器10内进 行油、水、气三相分离。分离出的气相经第二冷凝器62冷凝至40℃，进入旋流分离器 8内脱烃，然后进入循环脱硫塔7，与进入循环脱硫塔7内的贫溶剂逆流接触吸收，脱 除物料中夹带的硫化氢，洗涤后的富溶液送去下游装置处理。

洗涤后的循环氢从循环氢脱硫塔塔顶第一块塔板出来，沿切线进入旋流管，循环氢 中夹带的微液滴沿旋流管的螺线加速旋转，螺线为旋转向下的流道，液滴在旋转的同时 还沿螺线向下运动，与循环氢分离，微液滴逐渐汇集形成大液滴，从旋流管的下管口排 出。循环氢在压力差的推动下，从旋流管的上口排出，然后经由气相出口排出。贫溶剂 从吸收液入口进入塔体内液封盘上方，停留在液封盘上，对旋流管形成有效液封，当积 液达到一定高度时，通过导流管溢流到第一层塔板的受液盘上。

经该循环氢脱硫塔处理，相较于现有技术，胺液损失减小了64％，循环氢分子量 降低0.8；装置出口的MDEA含量小于10微克/克，最终实现了气体与液体的分离，对 15μm以上的液滴脱除率可以达到90％以上，完全满足生产工艺对循环氢胺液夹带量要 求。

脱烃脱水后的氢气与新鲜氢气混合后送去气液分离器6分离出液相送去压缩机压 缩至2.0-3.0MPaG，进入装置循环使用。

产物分离器10分离出的液相送去下游污水处理装置；分离出的油相进入第四换热 器54换热，回收热量后送至汽提塔脱除硫化氢。

控制所述汽提塔的塔顶温度为80-120℃，汽提压力为0.3-0.4MPaG。在汽提塔的塔 底得到精制汽油，精制汽油通过第二泵85进入第一换热器51与原料油换热后，经第四 冷凝器64冷凝至40℃，作为成品油送出界外。从汽提塔塔顶送出的气相经第三冷凝器 63冷凝至40℃后进入回流罐12内进行油、水、气三相分离，分离出的油相通过第三泵 86返回汽提塔继续处理，分离出的水相送去污水处理装置，分离出的气相送去催化裂化 装置回收轻烃，可提高液体总收率。

汽提塔的操作压力0.3-0.4MPaG，约为现有技术的一半，有效降低了蒸汽的消耗， 节能降耗效果显著，同时产品液体回收率高。

本实施例采用三台反应器串联操作，第一台为脱二烯烃反应器，第二台为加氢脱硫 反应器，第三台为脱硫醇反应器；本工艺的加热炉设在加氢脱硫反应器出口，反应流出 物升温后与反应进料换热，间接加热反应进料以减轻结焦；加热炉采用立式换热结构， 强化传热效果，提高传热效率。尤其是旋流分离器和循环氢脱硫塔特殊结构的设计，能 够有效脱除分离出的气相氢中所夹带的烃和胺液，彻底避免了反应器中催化剂中毒现象 的发生；汽提部分采用单塔低压汽提流程，重沸器采用低压蒸汽作为热源，与采用水蒸 汽通入塔底的汽提方式相比，精制汽油的铜片腐蚀合格率稳定性提高，可达100％。

将本实施例与Prime-G⁺和OCT-MD技术相比较，能耗消耗如表1所示。

表1

以规模为50万吨/年的装置为例，本发明总投资约1.16亿元，税后内部收益率20 ％，投资回收期约5年，项目具有良好的赢利能力；原料中含硫为450mg/kg，要求产 品硫含量达到10mg/kg时，每年可减少汽车尾气SO₂排放量440吨，对保护环境具有重 要意义。同时，本工艺在保证汽油加氢脱硫后硫含量≯10mg/kg指标的同时，可使汽油 辛烷值损失达到非常低的水平，△RON≯0.7单位。