一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統的製作方法
2023-07-04 19:47:21
本實用新型涉及一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統，屬於石油化工技術領域。
背景技術：
重整生成油是芳烴生產的第一來源，也是我國汽油生產的主要手段。重整生成油主要由烷烴、芳烴和很少量的烯烴構成，分離苯或分離二甲苯芳烴後的抽餘油一般用作汽油調和組分。有些廠家會進一步加工生產植物油抽提溶劑油(原6號溶劑油)和120號溶劑油，但他們採用的加工手段比較簡單、產品質量不高、附加值較低。
裂解汽油主要來自於乙烯裂解裝置或以生產丙烯為主要目的的重油催化裂解裝置(DCC)。裂解汽油中，苯、甲苯、二甲苯(三者統稱BTX)含量較高，約佔50～90％，其中二甲苯含量最高，其次是甲苯，最後是苯。由裂解汽油和重整生成油生產的芳烴佔世界芳烴總產量的75％以上。
裂解汽油組分複雜，含有大量芳烴的同時，還含有鏈狀和環狀烷烴、烯烴及二烯烴、烯基芳烴、含硫、氮、氧的有機化合物，以及茚、萘等多環化合物。因此，裂解汽油通常的加工方法是對其進行預加氫處理使得二烯烴和烯烴加氫飽和，同時脫除汽油中的含硫、氮、氧等有機化合物，然後再通過溶劑抽提的方式實現芳烴和非芳烴的分離。傳統加工方法一般都側重於回收其中的BTX，剩餘的組分基本全用作汽油調和組分，附加值較低。尤其當裂解汽油中烷烴含量較高的情況下，裂解汽油加氫後，主要由芳烴、烷烴和環烷烴組成，烷烴其實用途廣泛，附加價值很高。
戊烷可作為可發性聚苯乙烯及聚氨酯泡沫體系的發泡劑，用於無氟冰箱、冰櫃、冷庫及管線的保溫等領域；可作為線性低密度聚乙烯催化劑的載溶劑、脫瀝青的工業溶劑、分子篩脫蠟的萃取劑等；也可作為化工原料，如異戊烷脫氫制異戊烯、異戊二烯,戊烷混合物經氯化、精餾、催化水解、可生產粗戊醇、經多級分離蒸餾後得到1-戊醇，同時正戊烷氧化生產苯酐和順酐的研究也取得一定進展。
己烷可作為製備粘結劑、塗料、油墨、化學合成工藝的原料及包括植物油脂在內的各種萃取過程的溶劑。
溶劑油與汽油、煤油、柴油和潤滑油並列為五大石油產品，其應用廣泛，在食用油加工、印刷油墨、製革、農藥、殺蟲劑、橡膠、化妝品、香料、化工聚合溶劑、膠黏劑、醫藥、金屬加工及IC電子部件的清洗等領域均有應用。應用中場合不同，對溶劑油的性質要求也不同。一般情況下，各種溶劑油在其應用中均需具有適宜的餾程範圍，而對於某些應用場合，除了上述餾程要求外，還對其烴類構成有特別的限制。溶劑油品種繁多，根據沸程範圍可分為低沸點溶劑油、中沸點溶劑油和高沸點溶解油等，其沸程大都分布在從60℃到320℃的溫度範圍。產品規格則多以初餾點餾出溫度和幹點溫度或98％點流出溫度餾程範圍。
隨著環保要求和對生產應用過程中健康環境要求的提高，對溶劑油的質量也提出了更高的要求，特別是對芳烴含量、氣味等的要求，低芳、無味溶劑油的需求不斷增加。自上世紀80年代以來，為滿足市場對溶劑油產品質量不斷提高的要求，我國對溶劑油產品的標準進行了多次修訂或確認，增加或細化了產品品種，對有些品種的硫含量及芳烴含量或幹點限制提出了更高的要求。
目前我國溶劑油現行標準主要有油漆及清洗用溶劑油(GB 1922-2006)、植物油抽提溶劑(GB 16629-2008)、工業己烷(GB 17602-1998)、化學試劑石油醚(GB 15894-2008)、橡膠工業用溶劑油(SH 0004-1990)等。
芳烴中，BTX芳烴用途最廣泛，被稱為一級基本有機原料，需求量巨大。除了BTX芳烴外，裂解汽油和重整生成油中的C9-C10芳烴含量也很高，這部分芳烴除了作為汽油調和組分外，還可以用作歧化原料生產對二甲苯，而國內對二甲苯的缺口一直存在。另外如果C9-C10組分中芳烴純度高於98％，可以用作高沸點芳烴溶劑油。
由於燃料油市場的低利潤，傳統煉廠向其他領域，如石化產品、電力、新配方汽油等方向的發展，可以提高煉廠的整體效益。有競爭力的煉油企業將加工資金用於加工燃料和石化原料，以適應批發和零售市場。燃料油利潤和化工產品利潤一般都存在著矛盾，如果能夠利用現有的加工技術，在面對多變的市場需求時，使操作更有靈活性，將會在兩個產品領域都存在競爭力，意義重大。
技術實現要素：
針對裂解汽油和重整生成油的加工路線單一、產品附加值低、燃料油市場利潤微薄、以及燃料油利潤和化工產品利潤存在矛盾等當前形勢，本實用新型的目的在於提供一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統。本實用新型提供的生產系統能夠利用裂解汽油和/或重整生成油和/或其他類似油品生產出芳烴、烷烴和多種溶劑油產品。
為達到上述目的，本實用新型提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統，其至少包括：芳烴抽提裝置以及抽餘油的加氫和分餾裝置；其中，芳烴抽提裝置設置用於對經過或未經過全餾分加氫的裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品中的C6-C8組分中的一種或幾種組分進行芳烴抽提；抽餘油的加氫和分餾裝置的進料口與芳烴抽提裝置的抽餘油出料口通過管線連接，用於對抽餘油進行加氫和分餾，並且抽餘油的加氫和分餾裝置為抽餘油先加氫後分餾裝置或抽餘油先分餾後加氫裝置。
在本實用新型中，需說明的是，作為芳烴抽提的原料的「C6-C8組分中的一種或幾種組分」一般是指C6-C8組分、C6組分、或者C6-C7組分(這種情況較少)，而C6和C8組分、C7-C8組分這兩種情況基本不具實際應用價值。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述系統還包括：全餾分加氫裝置，用於對裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品進行全餾分加氫，其設置在芳烴抽提裝置之前。
本實用新型以重整生成油和/或裂解汽油和/或其他類似油品為原料，裂解汽油和重整生成油的組成有較大的不同；重整生成油中除了芳烴和烷烴，只有少量的烯烴，可不進行全餾分加氫處理；而裂解汽油中烯烴和二烯烴含量較高，同時會存在含有硫、氮、氧的有機物，這些對芳烴抽提及最終的產品純度都有較大影響，需要先進行加氫處理，飽和原料中的烯烴、二烯烴、同時脫除硫、氮、氧等雜質。本實用新型的系統將全餾分加氫設計在芳烴抽提之前，不但能夠滿足芳烴抽提的原料要求，同時將原料朝目標化工品方向轉化，並且為後續深加工的產品脫除雜質，以滿足產品質量要求。
在本實用新型中，所說的Cn以上或以下組分包括Cn組分以及其以上或以下組分中的一種或幾種。例如C4以下組分可以僅為C4組分，也可以是C1-C4組分中的幾種。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，當經過或未經過全餾分加氫的油品包括C5以下組分時，上述系統還包括：脫戊烷塔，所述脫戊烷塔的進料口與所述全餾分加氫裝置的出料口通過管線連接，或者所述脫戊烷塔的進料口與裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品的輸送管線連接，用於使經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫戊烷塔後，得到塔頂餾出的C5以下組分以及塔底餾出的C6以上組分；並且當脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分為C6-C8組分中的一種或幾種組分(即不包括C9以上組分)時，所述脫戊烷塔的塔底C6-C8組分中的一種或幾種組分出口與所述芳烴抽提裝置的進料口通過管線連接。更優選地，上述系統還包括：C4/C5分離塔；所述脫戊烷塔的塔頂C5以下組分出口與所述C4/C5分離塔的進料口通過管線連接，用於使脫戊烷塔塔頂餾出的C5以下組分經過C4/C5分離塔後，得到塔頂餾出的C4以下組分以及塔底餾出的C5組分。尤其優選地，上述系統還包括：戊烷分離塔；當所述C4/C5分離塔塔底餾出的C5組分不只包括一種結構的戊烷時，所述C4/C5分離塔的塔底C5組分出口與所述戊烷分離塔的進料口通過管線連接，用於使C4/C5分離塔塔底餾出的C5組分經過戊烷分離塔後，得到塔頂餾出的以異戊烷為主的產品(其中的異戊烷含量達到98wt％以上)以及塔底餾出的其他C5組分。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述系統在所述芳烴抽提裝置之前還包括：脫重組分塔；
當生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且經過或未經過全餾分加氫的油品不包括C5以下組分並且包括C9以上組分時，所述脫重組分塔的進料口與所述全餾分加氫裝置的出料口通過管線連接，或者所述脫重組分塔的進料口與裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品的輸送管線連接，用於使經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫重組分塔後，得到塔頂餾出的C6-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分，並且所述脫重組分塔的塔頂C6-C8組分出口與所述芳烴抽提裝置的進料口通過管線連接，經芳烴抽提後得到BTX混合芳烴和抽餘油；
當所述系統包括脫戊烷塔並且生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分包括C9以上組分時，所述脫重組分塔的進料口與所述脫戊烷塔的塔底C6以上組分出口通過管線連接，用於使脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分經過脫重組分塔後，得到塔頂餾出的C6-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分，並且所述脫重組分塔的塔頂C6-C8組分出口與所述芳烴抽提裝置的進料口通過管線連接，經芳烴抽提後得到BTX混合芳烴和抽餘油。
更優選地，所述系統還包括：三甲苯塔、和/或苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中一個或幾個；
所述三甲苯塔的進料口與所述脫重組分塔的塔底C9以上組分出口通過管線連接，用於使脫重組分塔塔底餾出的C9以上組分經過三甲苯塔後，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分以及塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分；
所述苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中一個連接於或它們中的幾個依次連接於芳烴抽提裝置的BTX混合芳烴出料口，用於使芳烴抽提得到的BTX混合芳烴經過苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中的一個或幾個分離得到苯、甲苯和二甲苯中的一種或幾種。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述系統在所述芳烴抽提裝置之前還包括：脫C6塔；
當不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且經過或未經過全餾分加氫的油品中不包括C5以下組分並且包括C7以上組分時，所述脫C6塔的進料口與所述全餾分加氫裝置的出料口通過管線連接，或者所述脫C6塔的進料口與裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品的輸送管線連接，用於使經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫C6塔後，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7以上組分，並且所述脫C6塔的塔頂C6組分出口與所述芳烴抽提裝置的進料口通過管線連接，經芳烴抽提後得到以苯為主的烴類和抽餘油；
當所述系統包括脫戊烷塔並且不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分不只包括C6組分時，所述脫C6塔的進料口與所述脫戊烷塔的塔底C6以上組分出口通過管線連接，用於使脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分經過脫C6後，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7以上組分，並且所述脫C6塔的塔頂C6組分出口與所述芳烴抽提裝置的進料口通過管線連接，經芳烴抽提後得到以苯為主的烴類和抽餘油；
更優選地，所述系統還包括：脫C8塔，所述脫C8塔的進料口與所述脫C6塔的塔底C7以上組分出口通過管線連接，用於使脫C6塔塔底餾出的C7以上組分經過脫C8塔後，得到塔頂餾出的C7-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分；
尤其優選地，所述系統在所述脫C8塔之後進一步包括：三甲苯塔和/或C7/C8分離塔；所述三甲苯塔的進料口與所述脫C8塔的塔底C9以上組分出口通過管線連接，用於使脫C8塔塔底餾出的C9以上組分經過三甲苯塔後，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分以及塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分；所述C7/C8分離塔的進料口與所述脫C8塔的塔頂C7-C8組分出口通過管線連接，用於使脫C8塔塔頂餾出的C7-C8組分經過C7/C8分離塔後，得到塔頂餾出的C7組分以及塔底餾出的C8組分。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述系統還包括：苯塔，所述苯塔連接於芳烴抽提裝置的以苯為主的烴類出料口，用於使芳烴抽提得到的以苯為主的烴類經過苯塔提純後，得到苯。
需說明的是，若經過或未經過全餾分加氫的油品、或脫戊烷塔的塔底產物僅為C6-C8組分中的一種或幾種，則原料油品或全餾分加氫裝置的出料口或脫戊烷塔的塔底產物出口可以直接通過管線與芳烴抽提裝置的進料口連接；或者，原料油品或全餾分加氫裝置的出料口或脫戊烷塔的塔底產物出口也可以通過管線與脫C6塔連接，進而可以選擇生產或不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品、二甲苯產品。當然，若經過或未經過全餾分加氫的油品或脫戊烷塔的塔底產物僅為C6組分時，則原料油品或全餾分加氫裝置的出料口或脫戊烷塔的塔底產物出口直接通過管線與芳烴抽提裝置的進料口連接。
在上述系統中，優選地，所述抽餘油的加氫和分餾裝置為抽餘油先加氫後分餾裝置；
當芳烴抽提的原料為C6-C8組分時，所述抽餘油先加氫後分餾裝置至少包括：抽餘油加氫反應器、脫C6塔；所述抽餘油加氫反應器的進料口與芳烴抽提裝置的抽餘油出料口通過管線連接；所述脫C6塔的進料口與所述抽餘油加氫反應器的出料口通過管線連接，用於使加氫後的抽餘油經過脫C6塔後，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7-C8組分；更優選地，所述抽餘油先加氫後分餾裝置進一步包括：異己烷分離塔和/或C7/C8分離塔；所述異己烷分離塔的進料口與所述脫C6塔的塔頂C6組分出口通過管線連接，用於使脫C6塔塔頂餾出的C6組分經過異己烷分離塔後，得到塔頂餾出的以異己烷為主的產品以及塔底餾出的其他C6組分；所述C7/C8分離塔進料口與所述脫C6塔的塔底C7-C8組分出口通過管線連接，用於使脫C6塔塔底餾出的C7-C8組分經過C7/C8分離塔後，得到塔頂餾出的C7組分以及塔底餾出的C8組分；
當芳烴抽提的原料為C6組分時，所述抽餘油先加氫後分餾裝置包括：抽餘油加氫反應器、異己烷分離塔：所述抽餘油加氫反應器的進料口與芳烴抽提裝置的抽餘油出料口通過管線連接；所述異己烷分離塔的進料口與所述抽餘油加氫反應器的出料口通過管線連接，用於使加氫後的抽餘油經過異己烷分離塔後，得到塔頂餾出的以異己烷為主的產品以及塔底餾出的其他C6組分。
在本實用新型的上述系統中，僅給出了芳烴抽提的原料為C6-C8組分以及芳烴抽提的原料為C6組分的各種具體實施方式，實際上，本實用新型也涵蓋了芳烴抽提的原料為C6-C7組分的具體實施方式，只是由於生產苯、甲苯、二甲苯三種產品的實施方式或者只生產甲苯的實施方式比較常見，而生產苯、甲苯兩種產品的實施方式不太常用，進而該芳烴抽提的原料為C6-C7組分的具體實施方式沒有在本實用新型中詳述。在芳烴抽提的原料為C6-C7組分的具體實施方式中，該C6-C7組分可以直接為原料油品或經全餾分加氫後的油品、或者為脫戊烷塔的塔底產物(即脫戊烷塔的塔底產物為C6-C7組分)、或者為脫C7塔的塔底產物(即當原料油品或經全餾分加氫後的油品不包括C5以下組分且包括C8以上組分時、或者當脫戊烷塔的塔底產物包括C8以上組分時，將其經過脫C7塔，得到塔頂餾出的C6-C7組分以及塔底餾出的C8以上組分，該C8以上組分可以進一步經過脫C8塔、三甲苯塔，進而分離得到C8組分、以及三甲苯塔塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分和塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分)。在芳烴抽提的原料為C6-C7組分的具體實施方式中，芳烴抽提後得到混合芳烴以及抽餘油，其中的混合芳烴可以經過苯塔、甲苯塔，進而得到苯和甲苯產品，抽餘油經加氫後，可以依次經過脫C6塔、異己烷分離塔，得到異己烷產品、其他C6組分以及C7組分。
在上述系統中，優選地，芳烴抽提裝置是採用環丁碸液液抽提工藝以實現芳烴和非芳烴的分離。芳烴分離的方法有很多，包括：精餾、共沸蒸餾、吸附分離、滲濾分離、液液抽提和抽提蒸餾等。本實用新型採用以環丁碸為溶劑的液液抽提方法，相較於其他的芳烴抽提方法，具有操作條件溫和、芳烴回收率高、以及芳烴產品純度高等優勢；尤其相較於抽提蒸餾，環丁碸液液抽提工藝更適合同時需要得到苯、甲苯和二甲苯產品的情況。
在上述系統中，優選地，在所述環丁碸液液抽提工藝中的汽提塔塔頂與芳烴抽提的產物抽餘油的輸送管道間設置有換熱器，該換熱器利用汽提塔頂物料的熱量加熱抽餘油，給抽餘油加氫反應提供熱量，實現熱量的綜合利用，起到節能降耗的作用。
在上述系統中，優選地，甲苯塔設置有甲苯塔頂蒸汽發生器，和/或二甲苯塔設置有二甲苯塔頂蒸汽發生器，以回收熱量，分別能夠產生0.15MPaG蒸汽。
在上述系統中，優選地，甲苯塔採用提壓操作(操作壓力為0.35MPag以上)，並將塔頂冷凝熱量作為戊烷分離塔塔底重沸器的熱源，以實現熱聯合。甲苯塔採用提壓操作後，甲苯塔塔底物料可以自壓進入二甲苯塔或下遊裝置，無需設置塔底泵，減少設備投資。
在上述系統中，優選地，抽餘油加氫反應器中放置有鎳系芳烴(例如苯)加氫催化劑(以鎳作為活性組分)，並且抽餘油加氫反應器中進行的加氫反應的反應溫度為153-163℃，反應壓力為0.2-0.6MPaG，氫油體積比50-100。抽餘油加氫使其中的不飽和脂肪烴及芳烴加氫飽和，加氫後的抽餘油中的不飽和脂肪烴及芳烴含量降低到50ppm以下。
在上述系統中，優選地，抽餘油加氫反應器的進料加熱器採用電加熱器，能靈活應對加氫反應及催化劑還原等工況，且可以適應一些廠內高溫位熱源短缺的情況。
在上述系統中，優選地，脫重組分塔採用提壓操作(操作壓力為0.36MPag以上)，並且脫重組分塔塔頂設置有蒸汽發生器。脫重組分塔採用提壓操作後，脫重組分塔塔底物料可以自壓進入下遊裝置，無需設置塔底泵，減少設備投資。更優選地，脫重組分塔塔頂還設置有除鹽水換熱器，用於對脫重組分塔塔頂設置的蒸汽發生器產生的蒸汽(能夠產生0.15MPaG蒸汽)進行除鹽水換熱，以產生熱水(一般為90℃)，充分利用塔頂熱量。
本實用新型在工藝流程設計上採取了上述多種節能優化措施，充分考慮了熱量的綜合利用，最大程度地節約並回收了熱量。
在上述系統中，優選地，各產品滿足以下國家或者行業標準質量要求：苯產品滿足石油苯-535國家標準(GB/T 3405-2011)；甲苯產品滿足石油甲苯Ⅱ號品國家標準(GB/T 3406-2010)；二甲苯產品滿足石油混合二甲苯5℃混合二甲苯國家標準(GB/T 3407-2010)；異戊烷產品滿足戊烷發泡劑國家標準(GB/T 22053-2008)；異己烷產品滿足工業己烷國家標準(GB 17602-1998)；戊烷分離塔塔底餾出的其他C5組分滿足化學試劑石油醚Ⅰ類分析純國家標準(GB/T 15894-2008)；異己烷分離塔塔底餾出的其他C6組分滿足化學試劑石油醚Ⅱ類分析純國家標準(GB/T 15894-2008)；C7/C8分離塔塔頂餾出的C7組分滿足橡膠工業用溶劑油合格品石化行業標準(SH 0004-1990)；C7/C8分離塔塔低餾出的C8組分是滿足油漆及清洗用溶劑油1號低芳型國家標準(GB 1922-2006)。可見，本實用新型的系統能夠得到多種滿足國家或者行業標準質量要求的芳烴產品、烷烴產品以及多種新型環保高質量的溶劑油產品。
利用本實用新型的上述系統進行芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產方法至少包括以下步驟：
將裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烴的油品可選擇地經過全餾分加氫，然後將油品中的C6-C8組分中的一種或幾種組分經過芳烴抽提，再將芳烴抽提後得到的抽餘油進行先加氫後分餾或先分餾後加氫，得到芳烴、烷烴及溶劑油。
在上述方法中，優選地，所述全餾分加氫可採用兩段加氫工藝：一段預加氫採用鎳系加氫催化劑，反應進口溫度為80-200℃，反應壓力為3.0-6.0MPa，體積空速為1.5-4.0h-1，氫油體積比不小於300；二段加氫採用鎳鈷鉬加氫催化劑，反應進口溫度為230-300℃，體積空速為0.5-3.0h-1，氫油體積比不小於400。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法還包括以下步驟：當經過或未經過全餾分加氫的油品中包括C5以下組分時，將經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫戊烷塔，得到塔頂餾出的C5以下組分以及塔底餾出的C6以上組分。更優選地，上述方法進一步包括以下步驟：將脫戊烷塔塔頂餾出的C5以下組分經過C4/C5分離塔，得到塔頂餾出的C4以下組分以及塔底餾出的C5組分。一般而言，脫戊烷塔頂組分通常不會只有C5，都會有C4以下輕組分，勢必要經過C4/C5分離塔分離出輕的組分，這樣才不會影響最終的產品純度。尤其優選地，上述方法更進一步包括以下步驟：當C4/C5分離塔塔底餾出的C5組分不只包括一種結構的戊烷時，將C4/C5分離塔塔底餾出的C5組分經過戊烷分離塔，得到塔頂餾出的以異戊烷為主的產品(其中的異戊烷含量達到98wt％以上)以及塔底餾出的其他C5組分。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法還包括以下步驟：當生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且經過或未經過全餾分加氫的油品中不包括C5以下組分並且包括C9以上組分時(因油品一定包括C6-C8組分中的一種或幾種組分，因此沒有在此處贅述，下同)，將經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫重組分塔，得到塔頂餾出的C6-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分，其中塔頂餾出的C6-C8組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到BTX混合芳烴和抽餘油；
當不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且經過或未經過全餾分加氫的油品中不包括C5以下組分並且包括C7以上組分時，將經過或未經過全餾分加氫的油品經過脫C6塔，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7以上組分，其中塔頂餾出的C6組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到以苯為主的烴類和抽餘油。
在本實用新型中，需說明的是，若經過或未經過全餾分加氫的油品僅為C6-C8組分中的一種或幾種，則可以直接進行芳烴抽提，也可以經過脫C6塔分離得到C6組分並將其作為芳烴抽提的原料，進而可以選擇生產或不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品、二甲苯產品。當然，若經過或未經過全餾分加氫的油品僅為C6組分時，則無需經過脫C6塔進行分離，直接將其作為芳烴抽提的原料即可。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法進一步包括以下步驟：當生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分為C6-C8組分(即不包括C9以上組分)時，將脫戊烷塔塔底餾出的C6-C8組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到BTX混合芳烴和抽餘油；
當生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分包括C9以上組分時，將脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分經過脫重組分塔，得到塔頂餾出的C6-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分，其中塔頂餾出的C6-C8組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到BTX混合芳烴和抽餘油；
當不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分為C6組分時，將脫戊烷塔塔底餾出的C6組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到以苯為主的烴類和抽餘油；
當不生產BTX混合芳烴產品或甲苯產品和二甲苯產品、且脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分不只包括C6組分時，將脫戊烷塔塔底餾出的C6以上組分經過經過脫C6塔，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7以上組分，其中塔頂餾出的C6組分作為芳烴抽提的原料，經芳烴抽提後得到以苯為主的烴類和抽餘油。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法更進一步包括以下步驟：將脫重組分塔塔底餾出的C9以上組分經過三甲苯塔，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分(主要為C9-C10芳烴)以及塔底餾出的另一部分C10組分(主要為芳烴)及C11以上組分。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法更進一步包括以下步驟：將脫C6塔塔底餾出的C7以上組分經過脫C8塔，得到塔頂餾出的C7-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分；
更優選地，所述方法更進一步包括以下步驟：將脫C8塔塔底餾出的C9以上組分經過三甲苯塔，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分(主要為C9-C10芳烴)以及塔底餾出的另一部分C10組分(主要為芳烴)及C11以上組分；和/或將脫C8塔塔頂餾出的C7-C8組分經過C7/C8分離塔，得到塔頂餾出的C7組分以及塔底餾出的C8組分。
其中，三甲苯塔塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分可以作為歧化原料生產對二甲苯，或細分三甲苯，如果芳烴純度大於98％時，也可以用作高沸點芳烴溶劑油；塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分可作為汽油調和組分，更大程度地提高了裂解汽油或重整生成油等油品的附加值。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法還包括以下步驟：將芳烴抽提得到的BTX混合芳烴經過苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中的一個或幾個分離得到苯、甲苯和二甲苯中的一種或幾種。
根據本實用新型的具體實施方式，優選地，上述方法還包括以下步驟：將芳烴抽提得到的以苯為主的烴類經過苯塔提純後，得到苯。
在上述方法中，優選地，當芳烴抽提的原料為C6-C8組分時，抽餘油先加氫後分餾的步驟至少包括：將芳烴抽提後得到的抽餘油進行抽餘油加氫，將加氫後的抽餘油經過脫C6塔，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7-C8組分；
更優選地，該抽餘油先加氫後分餾的步驟進一步包括：將脫C6塔塔頂餾出的C6組分經過異己烷分離塔，得到塔頂餾出的以異己烷為主的產品(其中的異己烷含量達到98wt％以上)以及塔底餾出的其他C6組分；和/或將脫C6塔塔底餾出的C7-C8組分經過C7/C8分離塔，得到塔頂餾出的C7組分以及塔底餾出的C8組分。
在上述方法中，優選地，當芳烴抽提的原料為C6組分時，抽餘油先加氫後分餾的步驟包括：將芳烴抽提後得到的抽餘油進行抽餘油加氫，將加氫後的抽餘油經過異己烷分離塔，得到塔頂餾出的以異己烷為主的產品(其中的異己烷含量達到98wt％以上)以及塔底餾出的其他C6組分。
本實用新型提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統，該系統以重整生成油、或裂解汽油、或其他富含芳烴油品、或以上油品的混合物為原料，主要包括可選擇的全餾分加氫、芳烴抽提、抽餘油加氫、芳烴分離和非芳烴分離等部分，得到的主要產品包括苯、甲苯、二甲苯、戊烷、己烷、化學試劑石油醚、橡膠工業用溶劑油、油漆及清洗用溶劑油等多種高附加值產品中的全部或幾種。本實用新型的系統改變了傳統富含芳烴油品以生產調和汽油為主的加工路線，解決了傳統加工方式下芳烴分離後非芳利用價值低的問題，為石油化工企業生產提供了一種靈活多變可以適應市場需求的產品方案，實現了煉油化工一體化，更好地適應了批發和零售市場，獲得最大的經濟效益；並且針對現有技術中芳烴抽提工藝流程進行了優化，降低了裝置能耗，進一步提高了效益；同時使石化企業在燃料油市場和石化產品市場兼得並且可以靈活調配，解決了燃料油市場利潤微薄、以及燃料油利潤和化工產品利潤存在矛盾的問題，具有很高的社會價值和經濟價值。
附圖說明
圖1為實施例1提供的以裂解汽油為原料的芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產工藝流程圖。
圖2為實施例2提供的以重整生成油為原料的芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產工藝流程圖。
主要組件符號說明：
全餾分加氫裝置1、脫戊烷塔2、C4/C5分離塔3、戊烷分離塔4、脫重組分塔5、芳烴抽提裝置6、苯塔7、甲苯塔8、二甲苯塔9、三甲苯塔10、抽餘油加氫反應器11、脫C6塔12、異己烷分離塔13、C7/C8分離塔14以及脫C8塔15。
具體實施方式
為了對本實用新型的技術特徵、目的和有益效果有更加清楚的理解，現對本實用新型的技術方案進行以下詳細說明，但不能理解為對本實用新型的可實施範圍的限定。
實施例1
本實施例提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統，如圖1所示，其包括：全餾分加氫裝置1、脫戊烷塔2、C4/C5分離塔3、戊烷分離塔4、脫重組分塔5、芳烴抽提裝置6、苯塔7、甲苯塔8、二甲苯塔9、三甲苯塔10、抽餘油加氫反應器11、脫C6塔12、異己烷分離塔13以及C7/C8分離塔14；
全餾分加氫裝置1的進料口連接於原料油品輸送管線，全餾分加氫裝置1的出料口通過管線連接於脫戊烷塔2的進料口；
脫戊烷塔2塔頂的C5以下組分出口通過管線連接於C4/C5分離塔3的進料口，C4/C5分離塔3的塔頂餾出C4組分，C4/C5分離塔3塔底的C5組分出口通過管線連接於戊烷分離塔4的進料口，戊烷分離塔4的塔頂餾出異戊烷、塔底餾出其他C5組分；
脫戊烷塔2塔底的C6以上組分出口通過管線連接於脫重組分塔5的進料口，脫重組分塔5塔頂的C6-C8組分出口通過管線連接於芳烴抽提裝置6的進料口，脫重組分塔5塔底的C9以上組分出口通過管線連接於三甲苯塔10，三甲苯塔10的塔頂餾出C9組分和一部分C10組分、塔底餾出另一部分C10組分及C11以上組分；
芳烴抽提裝置6的BTX混合芳烴出料口通過管線依次連接於苯塔7、甲苯塔8以及二甲苯塔9，苯塔7的塔頂餾出苯，甲苯塔8的塔頂餾出甲苯，二甲苯塔9的塔頂餾出二甲苯；
芳烴抽提裝置6的抽餘油出料口通過管線連接於抽餘油加氫反應器11，抽餘油加氫反應器11的出料口通過管線連接於脫C6塔12，脫C6塔12塔頂的C6組分出口通過管線連接於異己烷分離塔13，異己烷分離塔13的塔頂餾出異己烷、塔底餾出其他C6組分，脫C6塔12塔底的C7-C8組分出口通過管線連接於C7/C8分離塔14，C7/C8分離塔14的塔頂餾出C7組分、塔底餾出C8組分。
本實施例還提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產方法，該方法採用上述系統，並且以某29.3萬噸/年DCC裂解汽油和5.5萬噸/年乙烯裂解汽油為原料，該方法包括以下步驟：
使裂解汽油進入全餾分加氫裝置1進行全餾分加氫，飽和其中的烯烴、二烯烴，脫除了其中的硫氮氧等雜質，低分氣排出至燃料氣管網，低分油進入脫戊烷塔2，得到脫戊烷塔2塔頂餾出的C5以下組分以及塔底餾出的C6以上組分；
使脫戊烷塔2塔頂餾出的C5以下組分進入C4/C5分離塔3，得到塔頂餾出的C4組分以及塔底餾出的C5組分，使C4/C5分離塔3塔底餾出的C5組分進入戊烷分離塔4，得到塔頂餾出的異戊烷產品以及塔底餾出的其他C5組分；
使脫戊烷塔2塔底餾出的C6以上組分進入脫重組分塔5，得到塔頂餾出的C6-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分；
使脫重組分塔5塔頂餾出的C6-C8組分進入芳烴抽提裝置6，得到BTX混合芳烴和抽餘油；
使脫重組分塔5塔底餾出的C9以上組分進入三甲苯塔10，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分(主要為C9-C10芳烴)以及塔底餾出的另一部分C10組分(主要為芳烴)及C11以上組分；
使芳烴抽提裝置6得到的BTX混合芳烴依次經過苯塔7、甲苯塔8和二甲苯塔9進行分離得到苯產品、甲苯產品和二甲苯產品；
使芳烴抽提裝置6得到的抽餘油進入抽餘油加氫反應器11進行加氫，使加氫後的抽餘油進入脫C6塔12，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7-C8組分；使脫C6塔12塔頂餾出的C6組分經進入異己烷分離塔13，得到塔頂餾出的異己烷產品以及塔底餾出的其他C6組分；使脫C6塔12塔底餾出的C7-C8組分進入C7/C8分離塔14，得到塔頂餾出的C7組分以及塔底餾出的C8組分；
其中，全餾分加氫採用兩段式加氫，即全餾分加氫裝置1包括兩個串聯的加氫反應器；具體的加氫工藝可採用中國石化撫順石油化工研究院的兩段加氫工藝：一段預加氫採用FH-98催化劑，反應進口溫度為170-200℃，反應壓力為6.0MPa，體積空速為4.0h-1，氫油體積比不小於400；二段加氫採用FH-40A催化劑，反應進口溫度為230-280℃，體積空速為1.3h-1，氫油體積比不小於400；
芳烴抽提是採用環丁碸液液抽提工藝以實現芳烴和非芳烴的分離，得到BTX混合芳烴和抽餘油；
在所述環丁碸液液抽提工藝中的汽提塔塔頂與芳烴抽提的產物抽餘油的輸送管道間設置有換熱器，該換熱器利用汽提塔頂物料的熱量加熱抽餘油，給抽餘油加氫反應提供熱量，實現熱量的綜合利用，起到節能降耗的作用；
甲苯塔和二甲苯塔分別設置有甲苯塔頂蒸汽發生器和二甲苯塔頂蒸汽發生器，以回收熱量，均能夠產生0.15MPaG蒸汽；
甲苯塔採用提壓操作(操作壓力為0.35MPag以上)，並將塔頂冷凝熱量作為戊烷分離塔塔底重沸器的熱源，以實現熱聯合；甲苯塔採用提壓操作後，甲苯塔塔底物料可以自壓進入二甲苯塔或下遊裝置，無需設置塔底泵，減少設備投資；
抽餘油加氫是在鎳系芳烴(例如苯)加氫催化劑(以鎳作為活性組分)的存在下、反應溫度153-163℃，反應壓力0.58MPaG，氫油體積比50的條件下進行的，加氫後的抽餘油中的不飽和脂肪烴及芳烴含量降低到50ppm以下；
抽餘油加氫的進料加熱器採用電加熱器，能靈活應對加氫反應及催化劑還原等工況，且可以適應一些廠內高溫位熱源短缺的情況；
脫重組分塔採用提壓操作(操作壓力為0.36MPag以上)，並且脫重組分塔塔頂設置有蒸汽發生器；脫重組分塔採用提壓操作後，脫重組分塔塔底物料可以自壓進入下遊裝置，無需設置塔底泵，減少設備投資；並且脫重組分塔塔頂還設置有除鹽水換熱器，用於對脫重組分塔塔頂設置的蒸汽發生器產生的蒸汽(能夠產生0.15MPaG蒸汽)進行除鹽水換熱，以產生熱水(一般為90℃)，充分利用塔頂熱量。
採用本實施例的系統和方法，以29.3萬噸/年加氫DCC裂解汽油和5.5萬噸/年乙烯裂解汽油為原料，最終得到的產品及規格列表如下：
表1產品種類、產量及規格
異戊烷產品滿足國標GB/T 22053-2008戊烷發泡劑F0型號質量要求。
表2異戊烷產品規格
異己烷產品滿足GB 17602-1998工業己烷質量要求。
表3異己烷產品規格
戊烷分離塔塔底餾出的其他C5組分滿足GB/T 15894-2008化學試劑石油醚Ⅰ類分析純質量要求，異己烷分離塔塔底餾出的其他C6組分滿足GB/T 15894-2008化學試劑石油醚Ⅱ類分析純質量要求。
表4其他C5組分和其他C6組分產品規格
C7組分滿足行業標準SH 0004-90橡膠工業用溶劑油合格品質量要求。
表5 C7組分產品規格
C8組分滿足GB 1922-2006油漆及清洗用溶劑油1號低芳型質量要求。
表6 C8組分產品規格
苯產品滿足國標GB 3405-2011石油苯-535的質量要求。
表7苯產品規格
甲苯產品滿足國標GB 3406-2010質量標準中II號品的質量要求。
表8甲苯產品規格
二甲苯產品滿足國標GB 3407-2010質量標準中5℃混合二甲苯一級品的質量要求。
表9二甲苯產品規格
實施例2
本實施例提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統，如圖2所示，其包括：脫戊烷塔2、C4/C5分離塔3、戊烷分離塔4、芳烴抽提裝置6、苯塔7、三甲苯塔10、抽餘油加氫反應器11、脫C6塔12、異己烷分離塔13以及脫C8塔15；
脫戊烷塔2的進料口連接於原料油品輸送管線，脫戊烷塔2塔頂的C5以下組分出口通過管線連接於C4/C5分離塔3的進料口，C4/C5分離塔3的塔頂餾出C4以下組分，C4/C5分離塔3塔底的C5組分出口通過管線連接於戊烷分離塔4的進料口，戊烷分離塔4的塔頂餾出異戊烷、塔底餾出其他C5組分；
脫戊烷塔2塔底的C6以上組分出口通過管線連接於脫C6塔12的進料口，脫C6塔12塔頂的C6組分出口通過管線連接於芳烴抽提裝置6的進料口，脫C6塔12塔底的C7以上組分出口通過管線連接於脫C8塔15的進料口，脫C8塔15的塔頂餾出C7-C8組分，脫C8塔15塔底的C9以上組分出口通過管線連接於三甲苯塔10的進料口，三甲苯塔10的塔頂餾出C9組分和一部分C10組分、塔底餾出另一部分C10組分及C11以上組分；
芳烴抽提裝置6的以苯為主的烴類出料口通過管線連接於苯塔7的進料口，苯塔7的塔頂餾出苯；
芳烴抽提裝置6的抽餘油出料口通過管線連接於抽餘油加氫反應器11，抽餘油加氫反應器11的出料口通過管線連接於異己烷分離塔13，異己烷分離塔13的塔頂餾出異己烷、塔底餾出其他C6組分。
本實施例還提供了一種芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產方法，該方法採用上述系統，並且以某煉廠87萬噸/年重整生成油為原料，由於煉廠以生產汽油為主，且目前甲苯和混二甲苯價格低迷，所以本實施例不生產甲苯和二甲苯產品。
該方法包括以下步驟：
由於重整生成油中雜質含量已經滿足產品要求，且烯烴含量也很低，不需要再加氫處理，所以使原料直接進入脫戊烷塔2，得到塔頂餾出的C5以下組分以及塔底餾出的C6以上組分；
使脫戊烷塔2塔頂餾出的C5以下組分進入C4/C5分離塔3，得到塔頂餾出的C4以下組分以及塔底餾出的C5組分，由於C4/C5分離塔3塔頂餾出的C4以下組分量很少，因此作為燃料氣併入管網，使C4/C5分離塔3塔底餾出的C5組分進入戊烷分離塔4，得到塔頂餾出的異戊烷產品以及塔底餾出的其他C5組分；
使脫戊烷塔2塔底餾出的C6以上組分進入脫C6塔12，得到塔頂餾出的C6組分以及塔底餾出的C7以上組分；
使脫C6塔12塔頂餾出的C6組分進入芳烴抽提裝置6，得到以苯為主的烴類和抽餘油；使以苯為主的烴類進入苯塔7提純後得到苯；使抽餘油進入抽餘油加氫反應器11進行加氫，使加氫後的抽餘油進入異己烷分離塔13，得到塔頂餾出的異己烷產品以及塔底餾出的很少量的其他C6組分；
使脫C6塔12塔底餾出的C7以上組分進入脫C8塔15，得到塔頂餾出的C7-C8組分以及塔底餾出的C9以上組分，其中塔頂餾出的C7-C8組分作為汽油調和組分；
使脫C8塔15塔底餾出的C9以上組分進入三甲苯塔10，得到塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分以及塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分，其中塔頂餾出的C9組分和一部分C10組分作為高沸點芳烴溶劑油，塔底餾出的另一部分C10組分及C11以上組分作為汽油調和組分。
其中，芳烴抽提是採用環丁碸液液抽提工藝以實現芳烴和非芳烴的分離，得到以苯為主的烴類和抽餘油；
在所述環丁碸液液抽提工藝中的汽提塔塔頂與芳烴抽提的產物抽餘油的輸送管道間設置有換熱器，該換熱器利用汽提塔頂物料的熱量加熱抽餘油，給抽餘油加氫反應提供熱量，實現熱量的綜合利用，起到節能降耗的作用；
抽餘油加氫是在鎳系芳烴加氫催化劑的存在下、反應溫度153-163℃，反應壓力0.58MPaG，氫油體積比50的條件下進行的，以飽和原料中的少量芳烴，加氫後的抽餘油中的芳烴含量降低到50ppm以下，使得後續深加工產品可以滿足質量要求；
抽餘油加氫的進料加熱器採用電加熱器，能靈活應對加氫反應及催化劑還原等工況，且可以適應一些廠內高溫位熱源短缺的情況。
本實施例的生產方案靈活應對市場需求，以生產汽油為主，將低辛烷值組分進行再精細分割，得到高附加值的化工產品。連續重整生成油C8以上組分中芳烴純度很高，可以用來生產高沸點芳烴溶劑油。至於是否生產高沸點芳烴溶劑油要根據產品市場價格及煉廠汽油池調和需要確定。辛烷值富餘的情況下，生產高沸點芳烴溶劑油有利於提高經濟效益。
綜合以上加工步驟，87萬噸/年重整汽油最終得到產品及規格列表如下：
表10產品種類、產量及規格
其中，異戊烷、異己烷、苯、其他C5組分產品的規格見實施例1。
高沸點芳烴溶劑油產品滿足國標GB/T 29497-2013質量要求。
表11高沸點芳烴溶劑油規格
由以上實施例可以看出，本實用新型的芳烴、烷烴及溶劑油的優化組合生產系統改變了傳統富含芳烴油品以生產調和汽油為主的加工路線，解決了傳統加工方式下芳烴分離後非芳利用價值低的問題，為石油化工企業生產提供了一種靈活多變可以適應市場需求的產品方案，實現了煉油化工一體化；同時使石化企業在燃料油市場和石化產品市場兼得並且可以靈活調配，解決了燃料油市場利潤微薄、以及燃料油利潤和化工產品利潤存在矛盾的問題，具有很高的社會價值和經濟價值。