抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝的製作方法
2023-12-10 23:17:52 2
專利名稱：抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種石油化工，特別是涉及一種抽餘油脫除芳烴生產溶劑油，如植物 油抽提溶劑、6號溶劑油、正己烷等溶劑油的工藝。
背景技術：
用抽餘油生產溶劑油大多是先採用加氫脫除原料中的不飽和烴等雜質，然後將反 應生成油按餾程分離，生產出6號、120號等多品種溶劑油。國內採用此方法得到溶劑油的 加氫催化劑主要有以鉬為活性組分的MH-705和以鎳為活性組分的NCG催化劑其同為主，也 有少數廠家採用以Ni、Co、Mo為活性組分的加氫催化劑，還有相關單位正在研製以鈀為活 性組分的催化劑用於抽餘油加氫。生產6號及120號溶劑油一般採用先加氫再用帶側線的塔進行一次分離，而生產 植物油抽提溶劑或正己烷一般則需要兩個以上塔來分離。生產植物油抽提溶劑或正己烷可 以全組分加氫，然後用精餾塔分離得到產品，也可以先將產品組分分離出來，然後對產品組 分加氫。現有技術中在催化劑的選擇上，採用以鉬為活性組分的MH-705和採用以Ni、Co、 Mo為活性組分的催化生劑時，由於對芳烴飽和能力弱，不能脫除抽餘油中的殘留芳烴，使6 號溶劑油芳烴含量較高，一般在0.2-0. 5%之間。鑑於國家自2008年修改了 6號溶劑油產 品標準，芳烴含量指標由原來的不大於改為小於0. 1%，採用上述兩種催化劑生產的6 號溶劑油不能滿足國家標準和環保要求。另外，抽餘油中的雜質容易使催化劑中毒，部分連續重整的抽餘油的溴價、硫含量 及膠質含量比較高，容易造成催化劑中毒，須頻繁更換催化劑的問題，嚴重影響裝置運行。 這樣就會存在能耗高，如正己烷的分離過程需要較多理論板數的精餾塔，造成能耗高。同時 原料的消耗也高，由於原料初餾點為60°C以下的輕油，加之大部分塔常壓操作，造成物耗比 較高，一般在5%左右，有時達10%以上。還有，後加氫工藝需要純度較高的氫氣，否則正己 烷初餾點要降低。加氫後形成的環己烷造成產品正己烷幹點升高。
發明內容
針對於此，本發明的目的在於，提供一種抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝，採用 催化能力強的催化劑，從產品殘留芳烴少；降低原料中雜質，避免催化劑中毒；從而減少了 能耗。為解決上述技術問題，本發明提供的技術方案為一種抽餘油脫除芳烴生產溶劑 油的工藝，包括以下步驟①、精餾處理抽餘油，除去抽餘油中的環丁碸、水和膠質；②、步驟①得到的抽餘油在苯加氫催化劑作用下，被完全加氫；③、分離除去步驟②產品的多餘氫氣，精餾，收集精餾塔頂產品，即為6號溶劑油 或正己烷。
優選的，步驟②中反應溫度為110°C 180°C。優選的，所述苯加氫催化劑為NCG催化劑。優選的，所述NCG催化劑是以鎳為主催化劑，以氧化鋁為主要載體的催化劑。優選的，步驟①中精餾處理的精餾塔的塔板數為48，回流比為0. 8 1. 0 ；塔頂溫 度為80. 40C ；塔內壓力為0. 03MPa。優選的，步驟③中精餾塔的精餾條件為塔頂溫度為73°C ；壓力為常壓；回流比為40。優選的，包括收集步驟③中精餾塔的塔底產品120號溶劑油。優選的，包括步驟①中精餾處理的塔底產品進行加氫反應得到120號溶劑油。本發明的反應原理在催化劑作用下，主要反應為C6H12+H2 — C6H14C6H6+3H2 — C6H12本工藝主要採用的精餾原理，是分離液體混合物的一種方法，由於組成混合物各 組分的沸點不同，在受熱時，低沸點的組分優先被汽化，冷凝時則高沸點組分優先被冷凝。 將汽相和液相經過多次部分冷凝和汽化，最後在汽相中得到較純的低沸點物質，在液相中 也會得到較純的高沸物。與現有技術相比，本發明採用高溴價的原料抽餘油，原料在常溫下生成膠質，在經 過徑流處理後，反應器上部不易結焦，避免了現有工藝中造成每3到6個月就要停車對催化 劑處理，裝置不能長周期運行的問題。其次NCG催化劑具有較強的催化劑活性，能同時將苯 和烯烴加氫，生成環己烷和飽和烴，使產品芳烴含量降到很低，同時產品溴價能滿足要求。 原料精餾處理將原料中的二甲苯等芳烴分離出去進入現有加氫裝置進行反應，能減小NCG 加氫難度，延長催化劑壽命。採用精餾塔的熱偶合換熱操作，脫輕塔加壓操作，成品塔常壓 操作，脫輕塔的塔頂油氣作為成品塔重沸器熱源，節約蒸汽用量、降低裝置能耗，降低產品 成本。將全部原料經過淨化後進行加氫，然後再進行分離，可以使用重整循環氫氣，產品 餾程可控。得到的產品中芳烴含量為痕量，溴價低於lOOmgBr/lOOg。
圖1是本發明的工作流程示意圖。
具體實施例方式下面結合實施方式對本發明進行詳細描述，本部分的描述僅是示範性和解釋性， 不應對本發明的保護範圍有任何的限制作用。如圖1所示的抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝，高溴價的原料抽餘油進入一塔 (一塔進料:10. 8噸/小時；塔頂溫度80. 40C ；壓力0. 03MPa ；塔底溫度121. 9°C ；回流 比0. 8-1. 0 ；塔板數48層+6米的填料；分離條件塔頂切割出幹點彡90°C餾分，側線切 割出90 120°C的餾分，塔底為> 120°C的重餾分)，抽餘油中的環丁碸、部分水、膠質等催 化劑毒物在塔底排出。一塔頂的輕組分經過緩衝罐與氫氣一起經過加熱到110-180°C進 入二塔的脫苯反應器，脫除芳烴和不飽和物後，進入氣液分離罐，分離出氫氣循環使用，液 體進入三塔的脫輕塔(進料7. 7噸/小時；塔頂溫度123. 7°C ；壓力0. 6Mpa ；塔底溫度155. 40C ；回流比7-8 ；塔板數48層+17. 4米填料)，塔頂分離出輕組分做副產品外售，同 時塔頂氣為成品塔提供熱源，三塔塔底油進入四塔的成品塔(進料4. 5噸/小時；塔頂溫 度73°C ；壓力常壓；塔底溫度98. 1°C ；回流比40 ；塔板數0層+5米填料)，四塔塔頂出 成品6#溶劑油或正己烷，塔底生產120#溶劑油。一塔塔底側線採出重組分去老裝置加氫 反應器生產120#溶劑油。原料經過精餾處理後的產品，進行分析，結果見下表1 表1，一塔塔頂產品的成分分析結果
權利要求
一種抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝，包括以下步驟①、精餾處理抽餘油，除去抽餘油中的環丁碸、水和膠質；②、步驟①得到的抽餘油在苯加氫催化劑作用下，被完全加氫；③、分離除去步驟②產品的多餘氫氣，精餾，收集精餾塔頂產品，即為6號溶劑油或正己烷。
2.如權利要求1所述的工藝，其特徵在於步驟②中反應溫度為110°C 180°C。
3.如權利要求1或2所述的工藝，其特徵在於所述苯加氫催化劑為NCG催化劑。
4.如權利要求3所述的工藝，其特徵在於所述NCG催化劑是以鎳為主催化劑，以氧化 鋁為主要載體的催化劑。
5.如權利要求1所述的工藝，其特徵在於步驟①中精餾處理的精餾塔的塔板數為48， 回流比為0. 8 1. 0 ；塔頂溫度為80. 40C ；塔內壓力為0. 03MPa。
6.如權利要求1所述的工藝，其特徵在於步驟③中精餾塔的精餾條件為塔頂溫度為 730C ；壓力為常壓；回流比為40。
7.如權利要求1所述的工藝，其特徵在於包括收集步驟③中精餾塔的塔底產品120 號溶劑油。
8.如權利要求5所述的工藝，其特徵在於包括步驟①中精餾處理的塔底產品進行加 氫反應得到120號溶劑油。
全文摘要
本發明公開一種抽餘油脫除芳烴生產溶劑油的工藝，包括以下步驟①精餾處理抽餘油，除去抽餘油中的環丁碸、水和膠質；②步驟①得到的抽餘油在苯加氫催化劑作用下，被完全加氫；③分離除去步驟②產品的多餘氫氣，精餾，收集精餾塔頂產品，即為6號溶劑油或正己烷。本發明將全部原料經過淨化後進行加氫，然後再進行分離，可以使用重整循環氫氣，產品餾程可控。得到的產品中芳烴含量為痕量，溴價低於100mgBr/100g。
文檔編號C10G67/02GK101974347SQ201010284680
公開日2011年2月16日 申請日期2010年9月17日 優先權日2010年9月17日
發明者仝少鵬, 劉勇, 李澤民, 陳愛群 申請人:天津精華石化有限公司