再接触脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置及其脱除方法

摘要

一种再接触脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置，其特征在于包括热分离罐、冷分离罐、换热器、尾氢冷却器、油气分离罐、冷冻水管及混合油气管，热分离罐顶端具有第一气相输送管，底端具有第一底液输出管和第二底液输出管；冷分离罐顶部具有第二气相输送管和循环氢管，中部具有第一进料口，底部具有第三底液输出管和第四底液输出管；本发明还公开了脱除微量芳烃的方法。本发明不再需要依托重整装置，利用一部分歧化及烷基转移装置热分离罐底油或冷分离罐底油或混合的两种油作为吸收油，去吸收歧化尾氢中的重组分，并且脱除芳烃的脱除率可达80％，C5+石油烃的脱除率可达74％，可以有效的回收其中的芳烃资源。

说明书

技术领域

本发明涉及一种尾氢处理装置，尤其涉及一种歧化及烷基转移尾氢的处理装置，本发明还涉及尾氢中微量芳烃脱除方法。

背景技术

氢气是炼化企业的重要资源，因此如何高效回收利用炼化装置生产过程中副产物(富氢尾气)是相关专业人员一直关注和重视的问题。目前，炼化装置中的富氢尾气通常采用变压吸附(PSA)法，膜分离法，深冷分离法等方法，变压吸附(PSA)法应用最为普遍。

现有的歧化及烷基转移尾氢中含有少量的C5+石油烃和微量的芳烃(苯和甲苯及以上重芳烃)，如若直接进入变压吸附(PSA)装置很可能会引起吸附剂的重烃饱和中毒，其中苯和甲苯及以上重芳烃的危害最大。虽然吸附剂重烃饱和中毒是可逆的，但是再生后的吸附剂吸附效果远不如再生前的好。因此，歧化及烷基转移尾氢进入变压吸附装置前需要进行预处理，需要将尾氢中的微量的芳烃(苯和甲苯及以上重芳烃)尽量脱除。

见专利号为ZL201521096228.1的中国实用新型专利《一种歧化尾氢的重整再接触装置》(公开号:CN205228000U)，该专利的尾氢输送管路方案为：两端分别连接歧化及烷基转移装置的压缩机以及PSA装置，还包括尾氢重整再接触旁路，该旁路设有由管道依次连通的蒸发器、气液分离罐以及一号调节阀，该旁路的两端分别连接歧化及烷基转移装置的压缩机以及PSA装置，尾氢输送管路包括尾氢管道以及二号调节阀。其优势为能够有效消除C5的影响，提高装置的稳定性，保障生产的安全有序进行，而且具有结构简单、运行方便的特点。

见申请号为201710722646.4的中国发明专利申请公开《一种歧化及烷基转移装置尾氢的回收方法》(公开号:CN109422243A)，该申请中来自歧化及烷基转移装置的尾氢，引至重整氢压缩机末级空冷器或水冷器入口或出口，或者引至重整氢压缩机倒数第二级空冷器或水冷器入口或出口，与经过重整氢压缩机的压缩气体混合，然后与重整生成油进行接触，再依次进入再接触制冷器冷却和末级再接触罐进行气液分离，分离后的液相经回收冷量后返回上一级再接触罐或进入产品分离单元，分离后的气相作为变压吸附装置的原料气，或者一部分作为补充氢，另一部分作为变压吸附装置的原料气获得高纯氢。其优势为可以有效地低成本回收歧化及烷基转移装置尾氢。

现有的两种专利技术均需要依托重整装置中的再接触装置，使得两套装置关联性增大，因此在歧化及烷基转移装置或重整装置生产波动时，两套装置会互相影响。另外，将歧化尾氢并入重整氢中，进入再接触罐用重整中的吸收油来脱除歧化尾氢中的重组分(C5+石油烃(主)和微量的芳烃(次))。这些重组分都被重整吸收油吸收，不会再回到歧化及烷基转移装置中。因此，现有的专利技术需要重整的再接触装置有足够的负荷能接收歧化尾氢，并且不可以减少歧化及烷基转移装置的芳烃的损失。

发明内容

本发明所要解决的第一个技术问题是针对上述的技术现状而另外提供一种再接触脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置。

本发明所要解决的第二个技术问题是针对上述的技术现状而提供一种无需依托重整装置的脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置。

本发明所要解决的第三个技术问题是针对上述的技术现状而提供一种无需依托重整装置的歧化及烷基转移尾氢微量芳烃脱除方法。

本发明解决上述第一个和第二个技术问题所采用的技术方案为：再接触脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置，包括

热分离罐，顶端具有第一气相输送管，底端具有第一底液输出管和第二底液输出管；

冷分离罐，顶部具有第二气相输送管和循环氢管，中部具有第一进料口，底部具有第三底液输出管和第四底液输出管；前述第一进料口与前述的第一气相输送管连接；

换热器，具有第二进料口、第一出料口、第一换热单元、第二换热单元；

尾气冷却器，具有进料口和出料口，该尾气冷却器的进料口与换热器的第一出料口连接；

油气分离罐，顶部具有第四气相输送管，中部具有第三进料口，底部具有液相凝缩油管，前述的第四气相输送管经过前述的第二换热单元，能通向PSA装置；前述的液相凝缩油管经过前述第一换热单元；

冷冻水管，经过前述的尾气冷却器；以及

混合油气管，进料端与尾气冷却器的出料口连接，出料端与油气分离罐的第三进料口连接；

前述第一底液输出管与第三底液输出管和第二气相输送管连接汇合后进入前述换热器的第二进料口，前述第二底液输出管与第四底液输出管和液相凝缩油管的出油端汇合。

进一步，所述的第一气相输送管上设有用于降温的空冷器。

进一步，所述第二气相输送管上设有第一阀门。所述第一底液输出管和第三底液输出管连接管路上分别设有第二阀门和第三阀门。

本发明解决上述第三个技术问题所采用的技术方案为：一种歧化及烷基转移尾氢微量芳烃的脱除方法，其特征在于

进入第二进料口中的物料中吸收油和尾氢的质量配比为1:1～4:3；

第二气相输送管中的氢气流量占比为5％～15％，循环氢管(23)中的氢气流量占比为85％～95％；

尾气冷却器的出料口中混合油气温度不高于15℃；

冷冻水管中回水温度在10～15℃之间；

液相凝缩油管中换热后的凝缩油温度不低于50℃；

第四气相输送管中换热后的尾氢温度不高于50℃；

冷冻水管中的冷冻水温度为5～15℃。

与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明不再需要依托重整装置，利用一部分歧化及烷基转移装置热分离罐底油或冷分离罐底油或混合的两种油作为吸收油，去吸收歧化尾氢中的重组分(微量的芳烃(主)和C5+石油烃(次))，并且脱除芳烃的脱除率(质量)可达80％，C5+石油烃的脱除率(质量)可达74％。吸收油吸收完尾氢中的重组分后与两个产物分离罐的液相汇合继续进行其他的工艺处理，可以有效的回收其中的芳烃资源，减少了歧化及烷基转移生产过程中一部分芳烃的损失。并且在本发明所给的条件下冷冻水的用量可以大大降低，能够高效的利用冷冻水资源。

附图说明

图1为实施例结构示意图。

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。

如图1所示，本实施例中的再接触脱除歧化及烷基转移尾氢中微量芳烃的装置包括热分离罐1、冷分离罐2、换热器3、尾气冷却器6、油气分离罐4、冷冻水管36及混合油气管35。

热分离罐1顶端具有第一气相输送管14，底端具有第一底液输出管12和第二底液输出管13。

冷分离罐2顶部具有第二气相输送管22和循环氢管23，中部具有第一进料口21，底部具有第三底液输出管24和第四底液输出管25；第一进料口21与第一气相输送管14连接。

换热器3具有第二进料口34、第一出料口、第一换热单元31、第二换热单元32。尾气冷却器6具有进料口和出料口，该尾气冷却器6的进料口与换热器的第一出料口连接；油气分离罐4顶部具有第四气相输送管41，中部具有第三进料口42，底部具有液相凝缩油管43，第四气相输送管41经过第二换热单元32，能通向PSA装置；液相凝缩油管43经过第一换热单元31；冷冻水管36经过尾气冷却器6。

混合油气管35进料端与尾气冷却器6的出料口连接，出料端与油气分离罐4的第三进料口42连接。

第一底液输出管12与第三底液输出管24和第二气相输送管22连接汇合后进入换热器3的第二进料口34，第二底液输出管13与第四底液输出管25和液相凝缩油管43的出油端汇合。

第一气相输送管14上设有用于降温的空冷器15。第二气相输送管22上设有第一阀门51。第一底液输出管12和第三底液输出管24连接管路上分别设有第二阀门52和第三阀门53。

采用上述装置进行微量芳烃的脱除方法，其中，进入第二进料口34中的物料中吸收油和尾氢的质量配比为1:1～4:3；第二气相输送管22中的氢气流量占比为5％～15％，循环氢管23中的氢气流量占比为85％～95％；尾气冷却器6的出料口中混合油气温度不高于15℃；冷冻水管36中回水温度在10～15℃之间；液相凝缩油管43中换热后的凝缩油温度不低于50℃；第四气相输送管41中换热后的尾氢温度不高于50℃；冷冻水管36中的冷冻水温度为5～15℃。

热分离罐1的底液和冷分离罐2的底液的混合物或单一物料作为吸收油和歧化及烷基转移装置尾氢汇合后进入多股流换热器3，另一股和冷分离罐2输出的液相、换热后的凝缩油汇合后进入后续分馏单元处理。热分离罐1顶部输出的气相进入空冷器15降温后，从冷分离罐2中部输入，进行二次气液分离。

冷分离罐2底部出料口输出的液相分为两股，一股作为吸收油与尾氢汇合，另一股与热分离罐2底部输出的液相、换热后的凝缩油汇合。顶部输出的气相分为两股，一股作为循环氢，另一股作为歧化及烷基转移装置尾氢与吸收油汇合后进入多股流换热器3。

混合油气经多股流换热器3二次降温后温度不高于50℃，再经过尾氢冷却器6冷却至15℃以下，从油气分离罐4中部进入油气分离罐4，进行气液分离。第一次与油气分离罐4底部输出的液相凝缩油换热，换热后的凝缩油温度不低于50℃；第二次与油气分离罐4顶部输出的气相脱后尾氢换热，换热后的脱后尾氢温度不高于50℃；换热后的混合油气进入尾氢冷却器6继续冷却，与冷冻水换热，冷冻水回水温度在10～15℃之间。

混合油气从油气分离罐4中部进入油气分离罐4。气液分离后，液相凝缩油从油气分离罐4底部的输出后进入多股流换热器进行换热，再与热分离罐的底液、冷分离罐2的底液汇合；气相脱后尾氢从油气分离罐4顶部的输出后进入多股流换热器进行换热，再去PSA装置提纯。