催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法

2023-06-15 23:00:11

專利名稱：催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法
技術領域：
本發明涉及催化重整裝置生產抽提溶劑油的一種工藝方法，屬於石腦油催化重整加工工藝技術領域。
在我國現有的以生產芳烴與溶劑油為目的的催化重整裝置生產溶劑油的方法均是以重整抽餘油(非芳烴)為原料，經非芳烴分餾塔切割分離，生產出抽提溶劑油與橡膠溶劑油，其工藝流程框圖見

圖1。由圖1可見，在此工藝過程中，在預分餾工序，要將原料油中＜80℃的直餾汽油餾分除去，俗稱「拔頭」，因為＜80℃的餾分若進入重整反應系統，不僅增加了重整反應系統的負荷與能耗，而且降低了重整反應過程的轉化深度，使芳烴收率下降，對增產芳烴無益，反而有弊。在該工藝中，除去的＜80℃的拔頭油中的60℃-80℃餾分一般作為氮肥廠的制氫原料，或經處理後僅作為70#汽油的調合組分使用，經濟效益較差。隨著我國工業的發展，目前國內對低沸點烷烴溶劑油的需求量不斷擴大，尤其是6號抽提溶劑油與120號橡膠溶劑油二種產品最為短缺。我們知道，優質的6號抽提溶劑油其沸程範圍規定為初餾點不低於60℃，終餾點不高於85℃，若我們能通過工藝技術改進，將拔頭油中的60℃-80℃直餾餾分轉化為抽提溶劑油，將是一項十分有益的工作。針對這一問題，我國吉林化學工業公司煉油廠於1991年11月在其原有的生產高辛烷值汽油的催化重整裝置上新開發了一條生產6號抽提溶劑油與120號橡膠溶劑油的新工藝，其工藝技術特點實施效果曾在中國石油化工總公司技術經濟情報站出版的《石油化工技術經濟》，1992年第8卷第4期上有介紹，其工藝流程框圖見圖2。從圖2可以看出，該工藝將原拔頭油中60℃-80℃餾分保留在預分餾塔底油中，和其他重餾分一併進入預加氫系統，進行加氫精制，脫除硫、氮、氧、金屬等雜質後，再進入蒸餾脫水塔進行脫水，脫水之後，便進入新工藝增設的一套溶劑油分餾系統，在溶劑油分餾塔切割出6號抽提溶劑油與120號溶劑油，將＞120℃的重餾分在塔下抽出，再送入原重整反應系統，以生產高辛烷值汽油產品。可以看出，該工藝改變了傳統工藝中僅將重整抽餘油生產溶劑油的作法，無疑該工藝的特徵是擴大了溶劑油的原料來源，對增產抽提溶劑油有利。但該工藝仍存在不足之處1)、當原料油芳烴含量高時，120號溶劑油中的芳烴含量會＞3％，將不符合石油化工行業標準規定的產品規格要求；2)將原料油中80℃-120℃餾分在重整反應系統之前被作為溶劑油抽走，雖增加了溶劑油產量，但勢必降低了轉化為苯和甲苯的組分，即降低了苯與甲苯的芳烴潛含量，也就降低了苯與甲苯的產量。從這一點來說，此工藝尤其不適合以生產芳烴與溶劑油為目的的催化重整工藝裝置，否則，經濟效益損失太大。
由此可見，上述工藝的適用範圍是有局限性的。
本發明的目的是提供一種提高催化重整裝置溶劑油生產能力的工藝方法，更具體地說，是提供一種在不降低催化重整裝置芳烴產率的前提下，既能擴大溶劑油原料來源、提高抽提溶劑油產量，又工藝過程簡單的新工藝方法，以滿足國內市場對溶劑油的需求。
本發明的工藝方法是這樣實現的。在催化重整裝置上，直餾汽油進入預分餾塔，塔頂撥出＜60℃的餾分，而將60℃-80℃的餾分保留在預分餾塔底油中，與其他餾分一起進入預加氫反應器，經加氫精制脫除油中硫、氮、氧和金屬等雜質之後，反應物再進入蒸餾脫水塔。上述工藝過程與吉林化學工業公司煉油廠工藝相似，但不同的是，在本發明工藝中，在蒸餾脫水塔，將反應物切割成二部分即＞80℃的脫水精製油作為重整反應原料油依然進入重整反應系統，如傳統工藝那樣，經催化重整反應之後，生成油進入溶劑抽提系統，分離出非芳烴(抽餘油)與芳烴二大類，非芳烴進入非芳烴分離塔，切割出6號抽提溶劑油與120號熔劑油等，芳烴部分進入芳烴分離塔，切割出苯、甲苯、二甲苯等產品；而在蒸餾脫水塔中切割的＜80℃的那部分直餾餾分，在脫水塔頂部的回流缸中或塔上部開設的側線中被抽出，抽出餾分進入一具專設的脫硫吸附缸，使油品在較低溫度下，靠自壓通過這一裝有高效脫硫劑的吸附缸，將油品中殘存的少量硫化氫及其他雜質除去，脫硫吸附缸的操作溫度一般為20～60℃，缸內壓力控制在0.2～0.8MPa，液時空速控制在0.15～1.0h-1(體)，精製後油硫含量要求達到0.5ppm以下，若此精製油餾程範圍達到6號抽提溶劑油規格要求，脫硫精製油可直接送入產品缸，否則，可將精製油再打入重整抽餘油中，與其他組分一併送入非芳烴分離塔，再切割出6號抽提溶劑油。從而，實現了在同一套催化重整裝置上，同時用抽餘油和＜80℃的直餾汽油餾分生產抽提溶劑油的目的，使抽提溶劑油的產量明顯提高。脫硫精製油的流量控制與蒸餾脫水塔、脫硫缸、以及非芳烴分餾塔的操作彈性有關，與脫硫劑性能也有關。由上述工藝過程可以看出，本發明工藝技術簡便靈活，在不降低重整裝置芳烴產率的前提下，可提高抽提溶劑油產量。
下面將結合本發明二種工藝流程框3和圖4對本發明的實施方案再作進一步的描述圖3是本發明從蒸餾脫水塔塔頂回流缸抽出＜80℃餾分生產抽提溶劑油的工藝流程圖，參看圖3，將初餾點～145℃的直餾汽油送入預分餾塔，塔頂拔出＜60℃的組分，而將60～80℃的餾分保留在預分餾塔底油中，塔底油進入預加氫分餾塔進入預加氫精制，脫除油中硫、氮、氧和金屬等雜質，加氫精制油再進入蒸餾脫水塔脫除微量水份，控制操作，使脫水後的＞80℃的餾分油從塔下抽出，送入重整反應系統，而脫水後的＜80℃的餾分在塔頂設的回流缸上或回流缸油品入塔管線上開側線抽出，抽出餾分送入一新增設的高效脫硫吸附缸，以脫除餾分油中殘存的少量硫化氫及其它雜質，使油中硫降到0.5ppa以下，「腐蝕」項達產品質量指標要求。目前這種常溫高效脫硫吸附劑有市售產品，可以購到，其硫容量可達10％以上，因而使用壽命長、效果好，在本工藝中，脫硫吸附缸操作條件最好為反應溫度20～60℃，反應壓力0.5～0.8MPa，液時空速0.15～0.8h-1(體)。從脫硫吸附缸出來的精製油若含有＜60℃的輕組分，也就是說，若餾程範圍超出抽提溶劑油規格，可將此油輸入重整抽餘油系統，與抽餘油一起進入非芳烴分餾塔，切割出抽提溶劑油與其它溶劑油，抽提溶劑油產品可完全能達到我國現行的石油化工行業標準SB0003-90規定要求，並使6號抽提溶劑油產量明顯提高。實踐證明，在年加工能力15萬噸的催化重整裝置上，根據原料油性質和操作情況，可使抽提溶劑油的產量每小時達0.5～2噸左右，產量明顯增高。圖4是從蒸餾脫水塔上部開側線抽出60～80℃餾分生產抽提溶劑油的工藝流程框圖，從圖4可以看出，前面流程與圖3相同，只是在原蒸餾脫水塔上部開一側線，側線開於塔上部塔盤液相部位，由側線抽出60-88℃餾分範圍，抽出餾分同樣如圖3所示進入高效脫硫吸附缸，脫硫吸附缸操作條件與圖3工藝相同，精製油硫含量達0.5ppa以下，「腐蝕」項合格，而且餾程範圍更容易滿足6號抽提油規格要求，可以直接進入6號抽提溶劑油產品缸，達到增產目的，可見此工藝更為簡單。在本發明圖3、圖4所示工藝中共同點是蒸餾脫水塔中＞80℃的餾分均作為重整反應原料油依次進入重整反應系統一溶劑抽提系統，在芳烴分離塔和非芳烴分離塔，分別產出芳烴和溶劑油產品，在此，不再累贅。
實踐證明，採用上述本發明工藝方法有三方面優點，其一，擴大了抽提溶劑油原料來源，改變了傳統工藝生產溶劑油僅是以重整抽餘油為原料的作法；其二，本發明工藝方法簡單，改進後的工藝投資少，費用低。吉林化學工業公司煉油廠改進的生產溶劑油的工藝新增固定資產200萬元，並增加了運行過程中水、電氣消耗，而本發明僅增設高效脫硫吸附精製系統，新增設備投資僅20萬元，脫硫吸附劑費用也僅10萬元/年；其三，更為重要的是本發明工藝在不減少芳烴產率的前提下，實現在同一裝置上，同時用重整抽餘油和＜80℃直餾汽油餾份生產抽提溶劑油的目的，使抽提溶劑油產量提高，經濟效益明顯，達到了本發明的目的。此工藝很適合於催化重整裝置的挖潛改造。在我國，若將同類型的催化重整裝置按本發明工藝改造，其經濟效益將是相當可觀的。我們知道，6號抽提溶劑油是國內市場上一直緊俏的化工產品，糧食部大量需要，近幾年供不應求，近期市場價達2950元/噸。未採用本發明工藝時，工廠一般將60～80℃直餾汽油餾分作為氮肥廠制氫原料，或經處理作為70#汽油的調合組分使用，其價格是化肥原料1700元/噸，70#汽油2200元/噸。若按年加工能力15萬噸的催化裝置年產6號抽提溶劑油僅4000噸計(按每小時僅產0.5噸計)，按化肥原料差價計算，可增效益4000×(2950－1700)＝500萬元，按70#汽油差價計算，可增效益4000×(2950－2200)＝300(萬元)，除去脫硫劑費用及設備折舊費用20萬元/年，實際年增經濟效益可達200萬元以上，可見，實施本發明有著顯著的企業效益與社會效益，在國內推廣應用該技術，有著廣闊的前景。長嶺煉油化工總廠催化重整置於95年4月份實施本發明，採用抽蒸餾脫水塔塔頂回流缸中油，經脫硫吸附缸精製後，控制操作，送入非芳烴分餾塔分離，達到增產6號抽提溶劑油的目的，產品各項指標均符合SB0803-90標準。為減化操作，減少6號抽提溶劑油組分在非芳烴分離塔中的損失，現正按本發明第二方案在實施，即從蒸餾脫水塔上部開一側線，側線直接開於塔上部塔盤的液相部位，抽出液經冷卻，送入脫硫吸附缸，脫硫化氫等雜質，精製後油由於沸程範圍控制較好，所以可直接送入6號抽提油產品缸，其效果更好。
權利要求
1.一種催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法，其特徵是直餾汽油進入預分餾塔，塔頂撥出＜60℃的餾分，而將60℃-80℃的餾分保留在預分餾塔底油中，與其他餾分一併進入預加氫反應器，經加氫精制脫除油中硫、氮、氧和金屬等雜質之後，反應物再進入蒸餾脫水塔。在蒸餾脫水塔將反應物切割成二部分即＞80℃的脫水精製油作為重整反應原料油進入重整反應系統，催化重整之後，生成油進入溶劑抽提系統，分離出非芳烴(抽餘油)與芳烴二大類，非芳烴(抽餘油)進入非芳烴分離塔，切割出6號抽提溶劑油與120號溶劑油等，芳烴部分進入芳烴分離塔，切割出苯、甲苯、二甲苯等產品；而在蒸餾脫水塔中切割的＜80℃的那部分直餾餾分，在脫水塔頂部設的回流缸中或塔上部開設的側線中被抽出，抽出餾分進入一具專設的脫硫吸附缸，使油品在常溫溫度下，靠自壓通過這一裝有高效脫硫劑的吸附缸進行精製，脫除油品中殘少量硫化氫等雜質，脫硫吸附缸的操作溫度一般為20～60℃，缸內壓力控制在0.2～0.8MPa，液時空速控制在0.15～1.0h-1(體)，若此精製油的餾程範圍達到6號抽提溶劑油規格要求，脫硫精製油可直接送入產品缸，否則，可將脫硫後精製油再打入重整抽餘油中，與其他組分一併送入非芳烴分離塔，再分離出6號抽提溶劑油。利用上述工藝，可在一套催化重整裝置上，同時用抽餘油和＜80℃的直餾汽油餾分生產抽提溶劑油，從而使抽提溶劑油產量提高。
2.根據權利要求1所述的催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法，其特徵是所說的從蒸餾脫水塔的塔頂回流缸中抽出＜80℃的直餾餾分的作法是在回流缸上或回流缸油品入塔管線上開側線抽出回流油即可，抽出的回流油送入脫硫吸附缸，對該餾分再行精製。
3.根據權利要求1所述的催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法，其特徵是所說的從蒸餾脫水塔上部開側線抽出＜80℃直餾餾分的作法是側線直接開於塔上部、位於塔盤的液相部位，抽出液控制在60～80℃餾分範圍，直接送入脫硫吸附缸，對該餾分進行精製。
4.根據權利要求1所述的催化重整裝置生產抽提溶劑油的工藝方法，其特徵是所說脫硫吸附缸操作條件最好為反應溫度20～60℃，反應壓力0.5～0.8MPa，液時空速0.15～0.8h-1(體)。
全文摘要
一種提高催化重整裝置抽提溶劑油生產能力的工藝方法，其特點是作為重整裝置原料的直餾汽油，在預分餾塔中切除＜60℃餾分後，進行加氫精制，加氫後液體產物進入蒸餾脫水塔，塔底抽出＞80℃餾分進入重整反應系統，塔頂切割出的60～80℃餾分進入脫硫吸附精製缸，除去硫化氫等雜質，精製後油若存在＜60℃餾分，再經蒸餾法分離，否則，直接出合格的抽提溶劑油產品，該工藝簡單、投資少，是提高抽提溶劑油產量的有效途徑。
文檔編號C10G69/08GK1144259SQ9511242
公開日1997年3月5日 申請日期1995年8月29日 優先權日1995年8月29日
發明者黨維孫 申請人:巴陵石化長嶺煉油化工總廠