氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫的生產(chǎn)工藝及裝備制造方法
【專(zhuān)利摘要】本發(fā)明涉及一種生產(chǎn)超低硫國(guó)Ⅴ汽柴油的氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫方法及裝備，具體的說(shuō)是以FCC全餾分汽油、焦化汽油或是柴油等為原料油，采用選擇性加氫循環(huán)催化蒸餾脫硫的方法在催化蒸餾塔內(nèi)脫除汽柴油中的含硫物質(zhì)，生產(chǎn)硫含量不大于10ppm的國(guó)Ⅴ汽柴油，工藝流程簡(jiǎn)單、設(shè)備少、投資小、可操作性強(qiáng)，能有效解決油品質(zhì)量升級(jí)改造的問(wèn)題，促進(jìn)產(chǎn)業(yè)升級(jí)，減輕汽車(chē)尾氣排放對(duì)環(huán)境造成的污染，具有重大的社會(huì)意義和經(jīng)濟(jì)效益。
【專(zhuān)利說(shuō)明】氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫的生產(chǎn)工藝及裝備
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種汽柴油脫硫的生產(chǎn)工藝及裝備，具體的說(shuō)是一種生產(chǎn)超低硫國(guó)V汽柴油的氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫方法及裝備，屬于石油化工【技術(shù)領(lǐng)域】。
【背景技術(shù)】
[0002]隨著我國(guó)汽車(chē)的日益增多，汽車(chē)尾氣排放造成的污染越來(lái)越嚴(yán)重，國(guó)V標(biāo)準(zhǔn)車(chē)用汽柴油替代國(guó)IV標(biāo)準(zhǔn)將至少實(shí)現(xiàn)10%的氮氧化物減排，直接減少尾氣中PM2.5的排放。因此生產(chǎn)高品質(zhì)超低硫汽柴油已成為世界現(xiàn)代化煉油工業(yè)滿足日益苛刻的環(huán)保法規(guī)的一大趨勢(shì)。
[0003]催化蒸餾脫硫技術(shù)，是將催化反應(yīng)脫硫與蒸餾分離耦合于一體，脫硫反應(yīng)與蒸餾同時(shí)進(jìn)行，從而提高脫硫率，實(shí)現(xiàn)汽柴油的品質(zhì)升級(jí)。發(fā)明專(zhuān)利CN1429884A、CN1189183A、US5597476公開(kāi)的都是采用催化蒸餾原理的脫硫技術(shù)，所不同的是CN1429884A公開(kāi)的加氫脫硫工藝先將原料汽油進(jìn)入一個(gè)固定床反應(yīng)器，反應(yīng)后的汽油進(jìn)入蒸餾塔，蒸餾塔底重餾分最后進(jìn)入催化蒸餾塔，整個(gè)脫硫過(guò)程復(fù)雜，脫硫反應(yīng)經(jīng)歷了反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)和催化蒸餾塔內(nèi)的轉(zhuǎn)化分離，催化蒸餾塔內(nèi)的轉(zhuǎn)化分離不能促進(jìn)前面反應(yīng)器內(nèi)低沸點(diǎn)硫化物向較高沸點(diǎn)硫化物的反應(yīng)轉(zhuǎn)化，沒(méi)有實(shí)現(xiàn)脫硫反應(yīng)與蒸餾分離的完全耦合，催化蒸餾的技術(shù)優(yōu)勢(shì)表現(xiàn)不足；而CN1189183A、US5597476公開(kāi)的都是美國(guó)CD-Tech(前身是CR & L)公司的技術(shù)，CN1189183A公開(kāi)的催化蒸餾脫硫工藝是將原料油進(jìn)入一個(gè)催化蒸餾塔，但烯烴含量高、硫含量低的輕汽油餾分也會(huì)接觸加氫脫硫催化劑，增加了輕汽油餾分烯烴加氫飽和的機(jī)會(huì)，會(huì)造成較大的辛烷值損失；US5597476公開(kāi)的CDHydro/CDHDS兩塔催化蒸餾脫硫技術(shù)存在著塔內(nèi)設(shè)備結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，催化劑藏量小，裝卸困難，操作復(fù)雜，不易調(diào)整，熱負(fù)荷較大等缺點(diǎn)。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0004]本發(fā)明克服了上述現(xiàn)有催化蒸餾脫硫技術(shù)的不足，具體的說(shuō)是本發(fā)明直接對(duì)FCC全餾分汽油、焦化汽油、柴油等原料油進(jìn)行處理，采用選擇性加氫循環(huán)催化蒸餾脫硫的方法在催化蒸餾塔內(nèi)脫除汽柴油中的含硫物質(zhì)，催化蒸餾塔底得到脫硫后的國(guó)V汽柴油(硫含量不大于lOppm)，塔頂輕餾分一部分回流，一部分含未反應(yīng)的H2和反應(yīng)生成的H2S的輕汽油經(jīng)減壓閥去氫氣脫硫塔，脫掉H2S后的氫氣經(jīng)氫循環(huán)壓縮機(jī)送至催化蒸餾塔底實(shí)行循環(huán)利用，同時(shí)氫氣脫硫塔頂?shù)玫捷p烴。
[0005]本發(fā)明解決了催化蒸餾塔脫硫反應(yīng)與蒸餾分離分段進(jìn)行的問(wèn)題，所述催化蒸餾塔只需裝填一種選擇性加氫脫硫催化劑，催化劑均勻分布在每層塔板上，催化單元與傳質(zhì)單元交錯(cuò)排列，實(shí)現(xiàn)了反應(yīng)與分離的微分接觸和耦合，提高了反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和分離效率，工藝流程簡(jiǎn)單，催化劑分布均勻，利用率高，設(shè)備投資小，操作簡(jiǎn)單。
[0006]為實(shí)現(xiàn)上述 目的本發(fā)明提供了如下的技術(shù)方案:
[0007]一種生產(chǎn)超低硫國(guó)V汽柴油的氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫方法及裝備，其特征在于按如下的步驟進(jìn)行:
[0008]來(lái)自催化裂化的FCC汽油或是焦化汽油、柴油等原料油經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入催化蒸餾塔中上部，與自催化蒸餾塔底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)，反應(yīng)生成氏5，催化蒸餾塔底得到脫硫后的國(guó)V汽(柴)油(硫含量不大于IOppm)產(chǎn)品，塔頂輕餾分經(jīng)冷凝進(jìn)入催化蒸餾塔頂回流罐，一部分回流，一部分含未反應(yīng)的H2和反應(yīng)生成的H2S的輕汽(柴)油經(jīng)減壓閥去氫氣脫硫塔，進(jìn)入氫氣脫硫塔塔底，與自塔頂進(jìn)料的貧胺液逆流接觸吸附脫硫，脫H2S后的氫氣經(jīng)氫循環(huán)壓縮機(jī)后進(jìn)入塔頂冷凝罐，自罐頂餾出返回至催化蒸餾塔底實(shí)行循環(huán)利用，同時(shí)罐底得到輕烴產(chǎn)品。
[0009]其中催化蒸餾塔操作條件為:操作壓力0.3~2.5MPa ;操作溫度為100~350°C ；操作回流比為0.5~3.0 ;操作空速2~6h-1。
[0010]本發(fā)明更加詳細(xì)的工藝處理方法如下:
[0011]來(lái)自催化裂化的FCC汽油或是焦化汽油、柴油等原料油經(jīng)預(yù)熱器(I)預(yù)熱至80~300°C后進(jìn)入催化蒸餾塔(2)中上部，與自催化蒸餾塔(2)底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)，反應(yīng)主要發(fā)生在微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件(4)上，反應(yīng)生產(chǎn)H2S，催化蒸餾塔(2 )底得到脫硫后的國(guó)V汽(柴)油(硫含量不大于IOppm)產(chǎn)品，塔頂輕餾分經(jīng)冷凝器(6 )冷凝至20~250°C后進(jìn)入催化蒸餾塔頂回流罐(7)，一部分回流，一部分含未反應(yīng)的H2和反應(yīng)生成的H2S的輕汽(柴)油經(jīng)減壓閥(8)去氫氣脫硫塔(9)，進(jìn)入氫氣脫硫塔(9)塔底，與自塔頂進(jìn)料的貧胺液逆流接觸吸附脫硫，脫H2S后的氫氣經(jīng)氫循環(huán)壓縮機(jī)(10)后進(jìn)入脫硫塔頂冷凝罐(11)，自罐頂餾出返回至催化蒸餾塔(2)底實(shí)行循環(huán)利用，同時(shí)罐底得到輕烴
女口
廣叩ο
[0012]其中催化蒸餾塔操作條件為:操作壓力0.3~2.5MPa ;操作溫度為100~350°C ；操作回流比為0.5~3.0 ;操作空速2~6h-1。
[0013]裝置中催化蒸餾塔(2 )包括提餾段塔內(nèi)件(3 )、微分催化反應(yīng)精餾塔板(4 )和精餾段塔內(nèi)件(5)。
[0014]裝置中提餾段塔內(nèi)件(3)和精餾段塔內(nèi)件(5)可以是填料內(nèi)件，也可以是塔板內(nèi)件。
[0015]催化蒸餾塔(2)內(nèi)微分催化反應(yīng)精餾塔板(4)是本裝置的核心部件，如圖2所示。微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件(4)由平面微分塔板(15)、傳質(zhì)單元(13)和催化單元(14)構(gòu)成。
[0016]在微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件(4)上的催化反應(yīng)與傳質(zhì)分離過(guò)程如下:平面微分塔板(15)上的原料油經(jīng)傳質(zhì)單元(13)從原料油入口進(jìn)入氣液兩相流動(dòng)通道，在傳質(zhì)單元
(13)的作用下經(jīng)氣液分離板碰撞噴射至催化單元(14)上，經(jīng)過(guò)催化單元(14)的反應(yīng)后回到平面微分塔板(15)上，然后在傳質(zhì)單元(13)的作用下進(jìn)入原料油入口被傳質(zhì)單元(13)提升噴射至催化單元(14)上，如此循環(huán)往復(fù)，提高了催化劑利用率的同時(shí)增加了氣液之間的傳質(zhì)作用，提高了脫硫效果。
[0017]本發(fā)明與現(xiàn)有的脫硫方法相比，所具有的優(yōu)點(diǎn)在于:
[0018](I)實(shí)現(xiàn)了催化反應(yīng)與蒸餾分離的微分接觸和耦合，催化單元與傳質(zhì)單元交錯(cuò)排列，避免了催化反應(yīng)與分離傳質(zhì)過(guò)程分區(qū)分段進(jìn)行，提高了反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和分離效率。
[0019](2)工藝流程簡(jiǎn)單，催化劑分布均勻，利用率高，設(shè)備投資小，操作簡(jiǎn)單，體現(xiàn)了催化蒸餾的技術(shù)優(yōu)越性。[0020]本發(fā)明的最大特點(diǎn)是:實(shí)現(xiàn)了催化反應(yīng)與蒸餾分離的高度耦合，提高了催化劑的利用率，簡(jiǎn)化了工藝流程，減少設(shè)備的投資，降低了操作難度，解決汽柴油含硫高的問(wèn)題，有利于加快我國(guó)汽柴油的全面品質(zhì)升級(jí)。
【專(zhuān)利附圖】

【附圖說(shuō)明】
[0021]圖1為本發(fā)明的氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫的生產(chǎn)過(guò)程工藝流程圖
[0022]圖2為微分催化反應(yīng)精餾塔板操作工況示意圖
[0023]其中1-預(yù)熱器，2-催化蒸餾塔，3-催化蒸餾塔提餾段內(nèi)件，4-微分催化反應(yīng)精餾塔板，5-催化蒸餾塔精餾段內(nèi)件，6-催化蒸餾塔頂冷凝器，7-催化蒸餾塔頂回流罐，8-減壓閥，9-氫氣脫硫塔，10-氫循環(huán)機(jī)，11-脫硫塔頂冷凝罐，12-塔體；13_傳質(zhì)單元，14-催化單元，15-平面微分塔板。
【具體實(shí)施方式】
[0024]下面結(jié)合實(shí)施例說(shuō)明本發(fā)明，這里所述實(shí)施例的方案，不限制本發(fā)明，本領(lǐng)域的專(zhuān)業(yè)人員按照本發(fā)明的精神可以對(duì)其進(jìn)行改進(jìn)和變化，所述的這些改進(jìn)和變化都應(yīng)視為在本發(fā)明的范圍內(nèi)，本發(fā)明的范圍和實(shí)質(zhì)由權(quán)利要求來(lái)限定。
[0025]實(shí)施例1
[0026]原料油為催化 裂化汽油，烯烴含量為36.54 (wt) %，硫含量800ppm，預(yù)熱至260°C進(jìn)入催化蒸餾塔，與自催化蒸餾塔底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)。
[0027]催化蒸餾操作壓力2.0MPa,操作溫度250~300°C，操作空速31T1，操作回流比
2.0，所述的催化蒸餾塔提餾段塔內(nèi)件、精餾段塔內(nèi)件均為3米填料內(nèi)件，中間為30層微分催化反應(yīng)精餾塔板。
[0028]經(jīng)本發(fā)明工藝處理后的催化蒸餾塔底產(chǎn)品汽油硫含量為9ppm，研究法辛烷值(RON)損失為0.5，化學(xué)耗氫為0.19，液體收率達(dá)99.5%。
[0029]實(shí)施例2
[0030]原料油為焦化汽油，烯烴含量為40.14 (wt)%，硫含量1040ppm，預(yù)熱至270°C進(jìn)入催化蒸餾塔，與自催化蒸餾塔底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)。
[0031]催化蒸餾操作壓力2.2MPa，操作溫度250~320°C，操作空速41T1，操作回流比
1.5，所述的催化蒸餾塔提餾段塔內(nèi)件為18層浮閥塔板，精餾段塔內(nèi)件為3米填料內(nèi)件，中間為30層微分催化反應(yīng)精餾塔板。
[0032]經(jīng)本發(fā)明工藝處理后的催化蒸餾塔底產(chǎn)品汽油硫含量為lOppm，研究法辛烷值(RON)損失為0.7，化學(xué)耗氫為0.21，液體收率達(dá)99.71%。
[0033]實(shí)施例3
[0034]原料油為催化裂化汽油，烯烴含量為33.87 (wt) %，硫含量750ppm，預(yù)熱至250°C進(jìn)入催化蒸餾塔，與自催化蒸餾塔底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)。
[0035]催化蒸餾操作壓力2.1MPa,操作溫度250~320°C，操作空速51T1，操作回流比
2.5，所述的催化蒸餾塔提餾段塔內(nèi)件、精餾段塔內(nèi)件均為18層浮閥塔板，中間為30層微分催化反應(yīng)精餾塔板。
[0036]經(jīng)本發(fā)明工藝處理后的催化蒸餾塔底產(chǎn)品汽油硫含量為8ppm，研究法辛烷值(RON)損失為0.9，化學(xué)`耗氫為0.3，液體收率達(dá)99.40%。
【權(quán)利要求】
1.氫循環(huán)微分催化蒸餾脫硫方法及裝備，其特征在于: 原料油經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入催化蒸餾塔中上部，與自催化蒸餾塔底進(jìn)料的氫氣在塔內(nèi)進(jìn)行微分催化蒸餾脫硫反應(yīng)，反應(yīng)生成H2S,催化蒸餾塔底得到脫硫后的國(guó)V汽(柴)油(硫含量不大于IOppm)產(chǎn)品，塔頂輕餾分經(jīng)冷凝進(jìn)入催化蒸餾塔頂回流罐，一部分回流，一部分含未反應(yīng)的H2和反應(yīng)生成的H2S的輕汽(柴)油經(jīng)減壓閥去氫氣脫硫塔，進(jìn)入氫氣脫硫塔塔底，與自塔頂進(jìn)料的貧胺液逆流接觸吸附脫硫，脫H2S后的氫氣經(jīng)氫循環(huán)壓縮機(jī)后進(jìn)入塔頂冷凝罐，自罐頂餾出返回至催化蒸餾塔底實(shí)行循環(huán)利用，同時(shí)罐底得到輕烴產(chǎn)品。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的脫硫方法及裝備，其中催化蒸餾塔操作條件為:操作壓力0.3~2.5MPa ;操作溫度為100~350°C ;操作回流比為0.5~3.0 ;操作空速2~61T1。
3.根據(jù)權(quán)利要求1和2所述的催化蒸餾塔包括提餾段塔內(nèi)件、微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件和精餾段塔內(nèi)件。
4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的提餾段塔內(nèi)件和精餾段塔內(nèi)件可以是填料內(nèi)件，也可以是塔板內(nèi)件。
5.根據(jù)權(quán)利要求3所述的微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件由平面微分塔板、傳質(zhì)單元和催化單元構(gòu)成。
6.根據(jù)權(quán)利要求5所述的微分催化反應(yīng)精餾塔內(nèi)件，其特征在于所述的催化反應(yīng)與傳質(zhì)分離過(guò)程為:平面微分塔板上的原料油經(jīng)傳質(zhì)單元從原料油入口進(jìn)入氣液兩相流動(dòng)通道，在傳質(zhì)單元的作用下經(jīng)氣液分離板碰撞噴射至催化單元上，經(jīng)過(guò)催化單元的反應(yīng)后回到平面微分塔板上，然后在傳質(zhì)單元的作用下進(jìn)入原料油入口被傳質(zhì)單元(13)提升噴射至催化單元上，如此循環(huán)往復(fù)，提高了催化劑利用率的同時(shí)增加了氣液之間的傳質(zhì)作用，提高了脫硫效果。
7.根據(jù)權(quán)利要求1-6所述的脫硫`方法及裝備，其特征在于實(shí)現(xiàn)了催化反應(yīng)與蒸餾分離的微分接觸和耦合，催化單元與傳質(zhì)單元交錯(cuò)排列，避免了催化反應(yīng)與分離傳質(zhì)過(guò)程分區(qū)分段進(jìn)行，提高了反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和分離效率。
【文檔編號(hào)】C10G67/06GK103773494SQ201310743967
【公開(kāi)日】2014年5月7日 申請(qǐng)日期:2013年12月24日 優(yōu)先權(quán)日:2013年12月24日
【發(fā)明者】呂建華, 劉繼東, 鄭松章 申請(qǐng)人:天津市昊永化工科技有限公司