CN101429448B - 一种催化烃重组制备高质量汽油的系统及其方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种催化烃重组制备高质量汽油的系统及方法，包括蒸馏装置和抽提系统，其特征在于：前加氢装置与蒸馏装置相连接，所述蒸馏装置上部设有轻汽油管线；所述蒸馏装置下部通过重汽油管线与重汽油加氢装置相连接；所述重汽油加氢装置通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统的下部通过管线与所述蒸馏装置上部的轻汽油管线相连接。与现有的技术相比，所用前加氢装置和所述重汽油加氢装置的催化剂更有针对性，所得调和汽油的含硫量更低，烯烃含量也更低。
Description
技术领域
本发明涉及一种催化烃重组制备高质量汽油的系统及其方法。
背景技术
催化裂化、催化裂解及重油催化裂解技术是炼油的核心技术，催化裂化分为蜡油催化裂化、重油催化裂化；从这些工艺生产的生成油统称为催化烃，所得催化烃经过加工处理，一般是分馏塔分馏，可以分馏出干汽、液化汽、汽油、柴油、重油等产品，其中汽油、柴油占据市场上汽油、柴油供应总量的70％以上。
随着环保要求的越来越严格，汽油、柴油的标准不断提高，现有的催化烃经过分馏塔分馏的加工处理方法显出以下不足：一个是该处理方法所生产的汽油和柴油的质量有待提高：汽油的烯烃含量偏高，辛烷值(RON)偏低，柴油的十六烷值偏低，安定性不符合要求；二是上述处理方法不能同时生产多种标号的汽油，而且产品品种单一；三是所生产的柴油、汽油的比例与市场的需求不匹配，柴油不能满足需求，而汽油供大于求。
为了解决上述问题，专利号为03148181.7的“催化烃重组处理方法”的中国发明专利提供了一种催化烃重组处理方法，并且专利号分别为200310103541.9和200310103540.4公开了其改进专利，涉及水洗系统及溶剂回收，但这些公开的专利中均未涉及如何降硫和降烯烃的问题。
目前的GB17930汽油标准要求硫含量不大于0.05％(wt)、烯烃含量不大于35％(v)、苯含量不大于2.5％(v)，绝大部分炼油厂可以保证汽油质量。但是，即将于2010年实施的国家III汽油标准要求：硫含量不大于0.015％(wt)、烯烃含量不大于30％(v)，苯含量不大于1％(v)。对大多数炼油厂而言，必须面对更高的国家IV汽油标准要求：硫含量不大于0.005％(wt)、烯烃不大于25％(v)或更低。汽油质量解决方案必须考虑从国家III汽油标准到国家IV汽油标准的过渡，较好的规划方案应该是一次性按照国家IV汽油标准规划方案。
由于我国汽油产品中各调和组分的比例与发达国家差别很大，催化裂化汽油占有很高的比例，重整汽油、烷基化汽油所占比例较小，而且，这种状况将长期存在。因此，汽油质量升级所要解决的降硫和降烯烃的问题主要涉及催化汽油的问题。
一般认为，催化裂化原料中总硫的5-10％将进入汽油，根据我国炼油厂催化原料加氢精制能力很小、二次加工催化裂化能力较大并有渣油焦化的特点，加工低硫(含硫0.3％)原油的炼油厂催化汽油硫含量约200ppm，加工含硫0.8％的原油，催化汽油中硫含量约900ppm，因此，汽油质量升级的难点从烯烃转变为硫的问题。催化裂化工艺或催化剂的改进不可能从根本上解决硫的问题，催化裂化原料加氢脱硫由于投资大、运行费用高、现有炼油厂条件有限而不可能大规模应用，而且对于加工较低含硫原油的炼油厂并不适用，同时，催化裂化装置过度降低烯烃还会加剧轻质产品及汽油辛烷值(RON)的损失。
因此，提供一种低成本制备低硫含量、低烯烃含量并且辛烷值(RON)高的调和汽油的处理系统及其方法就成为该技术领域急需解决的技术难题。
发明内容
本发明的目的之一是提供一种低成本制备低硫含量、低烯烃含量并且提高辛烷值(RON)的汽油的催化烃重组系统。
为实现上述目的，本发明采取以下技术方案：
一种催化烃重组制备高质量汽油的系统，包括蒸馏装置和抽提系统，其特征在于：前加氢装置与蒸馏装置相连接，所述蒸馏装置上部设有轻汽油管线；所述蒸馏装置下部通过重汽油管线与重汽油加氢装置相连接；所述重汽油加氢装置通过管线与所述抽提系统相连接；所述抽提系统的下部通过管线与所述蒸馏装置上部的轻汽油管线相连接。
本发明的另一目的是提供催化烃重组制备高质量汽油的方法。
一种催化烃重组制备高质量汽油的方法，其步骤如下：将稳定汽油先通过加氢装置加氢，然后进入蒸馏装置进行分馏，分馏出轻汽油和重汽油；所述轻汽油通过蒸馏装置上部蒸出；所述重汽油在加氢装置中加氢处理，然后进入抽提系统中进行萃取分离，分离出芳烃和抽余油；所述芳烃通过管线与蒸馏装置上部蒸出的轻汽油调和使用，所述抽余油直接采出作为乙烯料。
一种优选方案，其特征在于：所述重汽油在加氢装置中部分加氢处理后进入抽提系统中进行萃取分离。
一种优选方案，其特征在于：所述蒸馏装置的塔顶温度为82～86℃，塔底温度为190～192℃；所述蒸馏装置的塔顶压力为0.11～0.28MPa(绝)，塔底压力为0.12～0.30MPa(绝)；所述轻汽油的馏程控制在30℃～80℃；所述重汽油的馏程控制在80℃～205℃。
一种优选方案，其特征在于：所述蒸馏装置的塔顶温度为82～86℃，塔底温度为190～192℃；所述蒸馏装置的塔顶压力为0.2MPa(绝)，塔底压力为0.25MPa(绝)；所述轻汽油的馏程控制在30℃～90℃；所述重汽油的馏程控制在90℃～205℃。
一种优选方案，其特征在于：所述蒸馏装置的塔顶温度为82～86℃，塔底温度为190～192℃；所述蒸馏装置的塔顶压力为0.2MPa(绝)，塔底压力为0.25MPa(绝)；所述轻汽油的馏程控制在30℃～90℃；所述重汽油的馏程控制在90℃～205℃。
一种优选方案，其特征在于：所述汽油加氢装置中的催化剂为选择性加氢催化剂GHT-20；所述汽油加氢装置的体积空速比为2～3；氢/油体积比为150～200；操作温度为230～240℃，操作压力为0.6～1.0MPa(绝)。
一种优选方案，其特征在于：所述汽油加氢装置中的选择性加氢催化剂GHT-20的理化性质如下表1所示。
表1
| 指标名称 | 单位 | 指标 |
| 外观 | 灰色三叶型 | |
| 规格 | mm | Φ1.5-2.0 |
| 强度 | N/cm | 170 |
| 堆密度 | g/ml | 0.70 |
| 比表面 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.5-0.6 |
| WO3 | m％ | 6.6 |
| NiO | m％ | 2.1 |
| C0O | m％ | 0.16 |
一种优选方案，其特征在于：所述重汽油加氢装置中的催化剂为全部加氢催化剂GHT-22；所述重汽油加氢装置的体积空速比为2～3；氢/油体积比 为250～300；操作温度为275～310℃，操作压力为1.2～2.3MPa(绝)。
一种优选方案，其特征在于：所述重汽油加氢装置中的全部加氢催化剂GHT-22的理化性质如下表2所示。
表2
| 指标名称 | 单位 | GHT-22 |
| 外观 | - | 灰色三叶型 |
| 规格 | mm | Φ1.5-2.0 |
| 强度 | N/cm | 180 |
| 堆密度 | g/ml | 0.73 |
| 比表面积 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.5-0.6 |
| WO3 | m％ | 15 |
| NiO | m％ | 1.7 |
| C0O | m％ | 0.15 |
| Na2O | m％ | ＜0.09 |
| Fe2O3 | m％ | ＜0.06 |
| SiO2 | m％ | ＜0.60 |
| 载体 | m％ | 82.4 |
本发明所用蒸馏装置为专利号为03148181.7的“催化烃重组处理方法”的中国发明专利中公开的蒸馏系统。所述抽提系统使用专利号为200310103541.9和200310103540.4中公开的抽提系统，包括溶剂回收及水洗系统。
本发明所用加氢装置为现有的加氢装置，包括加热炉，换热器，高压分离器，空气冷凝器、水冷凝器等。
有益效果：
与现有的技术相比，本发明的催化烃重组制备高质量汽油的系统及其方法的优点是：所用汽油加氢装置的催化剂针对催化烃，所述重汽油加氢装置的催化剂针对重汽油，所述加氢装置的参数更具针对性，所得调和汽油的含硫量更低，烯烃含量也更低(1％以下)，符合国标四的要求。
下面通过附图和具体实施方式对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保护范围的限制。
附图说明
图1-1为本发明实施例1的流程示意图。
图1-2为本发明实施例2和3的流程示意图。
具体实施方式
实施例1
如图1-1所示，为本发明实施例之一的流程示意图。将馏程为30-205℃，含硫量为100ppm，硫醇含量为5ppm，烯烃含量为30％(v)，二烯烃含量为0.1％(v)，芳烃含量为15％(v)，辛烷值(RON)为89，密度为728千克/米3 的稳定汽油(催化汽油)以10万吨/年的流量先在加氢装置3-1中进行加氢处理，所述加氢装置3-1中的催化剂为选择性加氢催化剂GHT-20；所述加氢装置3-1的体积空速比为2；氢/油体积比为150；操作温度为230℃，操作压力为0.6MPa(绝)；然后在蒸馏塔1中进行切割分馏，蒸馏塔1的塔顶温度为82℃，塔底温度为190℃，塔顶压力为0.2MPa(绝)，塔底压力为0.25MPa(绝)，分馏分别得到轻汽油和重汽油，所述轻汽油(馏程为30-80℃)通过蒸馏塔1上部蒸出，其总的蒸出量为4万吨/年；所述重汽油(馏程为80-205℃)以6万吨/年的流量进入加氢装置3-2加氢处理；所述加氢装置3-2中的催化剂为全部加氢催化剂GHT-22；所述加氢装置3-2的体积空速比为2；氢/油体积比为250；操作温度为290℃，操作压力为1.2MPa(绝)；然后通过管线进入重汽油抽提系统2中萃取分离，分离出芳烃和抽余油；所述抽提系统2中所用溶剂为N-甲酰基吗啉，萃取温度为115℃，溶剂比(溶剂/进料)为3.5(质量)，抽余油水洗比为0.2(质量)，溶剂回收温度为151℃，溶剂回收压力为2.0MPa(绝)；所述芳烃以1.5万吨/年的流量与所述轻汽油调和，所述抽余油以4.5万吨/年的流量作为优质乙烯料采出。
所得调和汽油的馏程为30-205℃，含硫量为9.64ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为17.7％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为25.5％(v)，辛烷值(RON)为93.7，密度为705.5千克/米3，采出量为5.5万吨/年。
所得优质乙烯料的馏程为80-205℃，含硫量为2.0ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为小于0.1％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为3.0％(v)，辛烷值(RON)为81.0，密度为760.0千克/米3，采出量为4.5万吨/年。
所述选择性加氢催化剂6HT-20的理化性质如下表3所示。
表3
| 指标名称 | 单位 | 指标 |
| 外观 | - | 灰色三叶型 |
| 规格 | mm | Φ1.7 |
| 强度 | N/cm | 170 |
| 堆密度 | g/ml | 0.70 |
| 比表面 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.55 |
| WO3 | m％ | 6.6 |
| NiO | m％ | 2.1 |
| C0O | m％ | 0.16 |
所述全部加氢催化剂GHT-22的理化性质如下表4所示。
表4
| 指标名称 | 单位 | GHT-22 |
| 外观 | - | 灰色三叶型 |
| 规格 | mm | Φ1.7 |
| 强度 | N/cm | 180 |
| 堆密度 | g/ml | 0.73 |
| 比表面积 | m2/g | 180 |
| 孔容 | ml/g | 0.57 |
| WO3 | m％ | 15 |
| NiO | m％ | 1.7 |
| C0O | m％ | 0.15 |
| Na2O | m％ | ＜0.09 |
| Fe2O3 | m％ | ＜0.06 |
| SiO2 | m％ | ＜0.60 |
| 载体 | m％ | 82.4 |
本发明所用测定方法为(下同)：
1、馏程：GB/T6536-1997石油产品蒸馏测定法；
2、硫含量：SH/T0689-2000轻质烃及发动机燃料和其他油品的总硫含量测定法(紫外荧光法)；
3、硫醇硫：GB/T1792-1988馏分燃料油中硫醇硫测定法(电位滴定法)；
4、烯烃：GB/T11132-2002液体石油产品烃类测定法(荧光指示剂吸附法)；
5、芳烃：GB/T11132-2002液体石油产品烃类测定法(荧光指示剂吸附 法)；
6、辛烷值：GB/T5487汽油辛烷值测定法(研究法)；
7、密度：GB/T1884-2000原油和液体石油产品密度实验室测定法(密度计法)；
8、双烯的测定：滴定法。
9、加氢催化剂分析方法：
| 化学组成 | 分析方法 | 采用的石化行业标准 |
| NiO | 比色法 | SH/T0346-1992 |
| CoO | 比色法 | SH/T0345-1992 |
| WO3 | 比色法 | |
| 物理特性 | 分析方法 | 使用的仪器 |
| 表面积 | 低温氮吸附法 | 2400型吸附仪 |
| 孔容 | 压汞法 | Auto Pore II 9200 |
| 强度 | 抗压碎强度测定法 | DL II型智能颗粒强度测定仪 |
| 堆密度 | 称量法 |
实施例2
如图1-2所示，为本发明实施例之二的流程示意图。将馏程为30-205℃，含硫量为2000ppm，硫醇含量为50ppm，烯烃含量为40％(v)，二烯烃含量为1.0％(v)，芳烃含量为19％(v)，辛烷值(RON)为91，密度为728千克/米3 的稳定汽油(催化汽油)以10万吨/年的流量先在加氢装置3-1中进行加氢处理，所述加氢装置3-1中的催化剂为选择性加氢催化剂GHT-20；所述加氢装置3-1的体积空速比为3；氢/油体积比为200；操作温度为240℃，操作压力为1.0MPa(绝)；然后在蒸馏塔1中进行切割分馏，蒸馏塔1的塔顶温度为86℃，塔底温度为192℃，塔顶压力为0.2MPa(绝)，塔底压力为0.25MPa(绝)，分馏分别得到轻汽油和重汽油，所述轻汽油(馏程为30-90℃)通过蒸馏塔1上部蒸出，其总的蒸出量为4.3万吨/年；所述重汽油(馏程为90-205℃)以5.7万吨/年的流量进入加氢装置3-2加氢处理；所述加氢装置3-2中的催化剂为全部加氢催化剂GHT-22；所述加氢装置3-2的体积空速比 为3；氢/油体积比为300；操作温度为310℃，操作压力为2.0MPa(绝)；然后通过管线进入重汽油抽提系统2中萃取分离，分离出芳烃和抽余油；所述抽提系统2中所用溶剂为N-甲酰基吗啉，萃取温度为115℃，溶剂比(溶剂/进料)为3.5(质量)，抽余油水洗比为0.2(质量)，溶剂回收温度为151℃，溶剂回收压力为0.112MPa(绝)；所述芳烃以2.1万吨/年的流量与所述轻汽油调和，所述抽余油以3.6万吨/年的流量作为优质乙烯料采出。
所得调和汽油的馏程为30-205℃，含硫量为43.64ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为21.9％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为28.2％(v)，辛烷值(RON)为96.0，密度为723.0千克/米3，采出量为6.4万吨/年。
所得优质乙烯料的馏程为90-205℃，含硫量为2.0ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为小于0.1％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为3.0％(v)，辛烷值(RON)为79.4，密度为760.0千克/米3，采出量为3.6万吨/年。
实施例3
如图1-2所示，为本发明实施例之三的流程示意图。将馏程为30-205℃，含硫量为2000ppm，硫醇含量为50ppm，烯烃含量为40％(v)，二烯烃含量为1.0％(v)，芳烃含量为19％(v)，辛烷值(RON)为91，密度为728千克/米3 的稳定汽油(催化汽油)以10万吨/年的流量先在加氢装置3-1中进行加氢处理，所述加氢装置3-1中的催化剂为选择性加氢催化剂GHT-20；所述加氢装置3-1的体积空速比为3；氢/油体积比为200；操作温度为240℃，操作压力为1.0MPa(绝)；然后在蒸馏塔1中进行切割分馏，蒸馏塔1的塔顶温度为86℃，塔底温度为192℃，塔顶压力为0.2MPa(绝)，塔底压力为0.25MPa(绝)，分馏分别得到轻汽油和重汽油，所述轻汽油(馏程为30-90℃)通过蒸馏塔1上部蒸出，其总的蒸出量为4.3万吨/年；所述重汽油(馏程为90-205℃)以5.7万吨/年的流量进入加氢装置3-2进行选择性加氢处理；所述加氢装置3-2中的催化剂为选择性加氢催化剂GHT-20；所述加氢装置3-2的体积空速比为3；氢/油体积比为290；操作温度为275℃，操作压力为2.3MPa(绝)；然后通过管线进入重汽油抽提系统2中萃取分离，分离出芳烃和抽余油；所述抽提系统2中所用溶剂为N-甲酰基吗啉，萃取温度为115 ℃，溶剂比(溶剂/进料)为3.5(质量)，抽余油水洗比为0.2(质量)，溶剂回收温度为151℃，溶剂回收压力为0.112MPa(绝)；所述芳烃以2.1万吨/年的流量与所述轻汽油调和，所述抽余油以3.6万吨/年的流量作为优质乙烯料采出。
所得调和汽油的馏程为30-205℃，含硫量为43.31ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为22.6％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为28.21％(v)，辛烷值(RON)为95.7，密度为723.0千克/米3，采出量为6.4万吨/年。
所得优质乙烯料的馏程为90-205℃，含硫量为2.0ppm，硫醇含量为小于1ppm，烯烃含量为7.0％(v)，二烯烃含量为小于0.01％(v)，芳烃含量为3.0％(v)，辛烷值(RON)为79.4，密度为740.0千克/米3，采出量为3.6万吨/年。
Claims (4)
1.一种催化烃重组制备高质量汽油的装置，包括蒸馏装置和抽提系统，其特征在于：稳定汽油加氢装置与蒸馏装置相连接，所述蒸馏装置上部设有轻汽油管线；所述蒸馏装置下部通过重汽油管线与重汽油加氢装置相连接；所述重汽油加氢装置通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统的下部通过管线与所述蒸馏装置上部的轻汽油管线相连接。
2.一种催化烃重组制备高质量汽油的方法，其步骤如下：将稳定汽油先通过稳定汽油加氢装置加氢，然后进入蒸馏装置进行分馏，分馏出轻汽油和重汽油；所述轻汽油通过蒸馏装置上部蒸出；所述重汽油在重汽油加氢装置中加氢处理，然后进入抽提系统中进行萃取分离，分离出芳烃和抽余油；所述芳烃通过管线与蒸馏装置上部蒸出的轻汽油调和使用，所述抽余油直接采出作为乙烯料。
3.根据权利要求2所述的催化烃重组制备高质量汽油的方法，其特征在于：所述蒸馏装置的塔顶温度为82～86℃，塔底温度为190～192℃；所述蒸馏装置的塔顶压力为0.11～0.28MPa绝压，塔底压力为0.12～0.30MPa绝压；所述轻汽油的馏程控制在30℃～80℃；所述重汽油的馏程控制在大于80℃小于等于205℃。
4.根据权利要求2所述的催化烃重组制备高质量汽油的方法，其特征在于：所述蒸馏装置的塔顶温度为82～86℃，塔底温度为190～192℃；所述蒸馏装置的塔顶压力为0.2MPa绝压，塔底压力为0.25MPa绝压；所述轻汽油的馏程控制在30℃～90℃；所述重汽油的馏程控制在大于90℃小于等于205℃。
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