CN101974347A - 抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，包括以下步骤：①精馏处理抽余油，除去抽余油中的环丁砜、水和胶质；②步骤①得到的抽余油在苯加氢催化剂作用下，被完全加氢；③分离除去步骤②产品的多余氢气，精馏，收集精馏塔顶产品，即为6号溶剂油或正己烷。本发明将全部原料经过净化后进行加氢，然后再进行分离，可以使用重整循环氢气，产品馏程可控。得到的产品中芳烃含量为痕量，溴价低于100mgBr/100g。

Description

抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺

技术领域

本发明涉及一种石油化工，特别是涉及一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油，如植物油抽提溶剂、6号溶剂油、正己烷等溶剂油的工艺。

背景技术

用抽余油生产溶剂油大多是先采用加氢脱除原料中的不饱和烃等杂质，然后将反应生成油按馏程分离，生产出6号、120号等多品种溶剂油。国内采用此方法得到溶剂油的加氢催化剂主要有以铂为活性组分的MH-705和以镍为活性组分的NCG催化剂其同为主，也有少数厂家采用以Ni、Co、Mo为活性组分的加氢催化剂，还有相关单位正在研制以钯为活性组分的催化剂用于抽余油加氢。

生产6号及120号溶剂油一般采用先加氢再用带侧线的塔进行一次分离，而生产植物油抽提溶剂或正己烷一般则需要两个以上塔来分离。生产植物油抽提溶剂或正己烷可以全组分加氢，然后用精馏塔分离得到产品，也可以先将产品组分分离出来，然后对产品组分加氢。

现有技术中在催化剂的选择上，采用以铂为活性组分的MH-705和采用以Ni、Co、Mo为活性组分的催化生剂时，由于对芳烃饱和能力弱，不能脱除抽余油中的残留芳烃，使6号溶剂油芳烃含量较高，一般在0.2-0.5％之间。鉴于国家自2008年修改了6号溶剂油产品标准，芳烃含量指标由原来的不大于1％改为小于0.1％，采用上述两种催化剂生产的6号溶剂油不能满足国家标准和环保要求。

另外，抽余油中的杂质容易使催化剂中毒，部分连续重整的抽余油的溴价、硫含量及胶质含量比较高，容易造成催化剂中毒，须频繁更换催化剂的问题，严重影响装置运行。这样就会存在能耗高，如正己烷的分离过程需要较多理论板数的精馏塔，造成能耗高。同时原料的消耗也高，由于原料初馏点为60℃以下的轻油，加之大部分塔常压操作，造成物耗比较高，一般在5％左右，有时达10％以上。还有，后加氢工艺需要纯度较高的氢气，否则正己烷初馏点要降低。加氢后形成的环己烷造成产品正己烷干点升高。

发明内容

针对于此，本发明的目的在于，提供一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，采用催化能力强的催化剂，从产品残留芳烃少；降低原料中杂质，避免催化剂中毒；从而减少了能耗。

为解决上述技术问题，本发明提供的技术方案为：一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，包括以下步骤：

①、精馏处理抽余油，除去抽余油中的环丁砜、水和胶质；

②、步骤①得到的抽余油在苯加氢催化剂作用下，被完全加氢；

③、分离除去步骤②产品的多余氢气，精馏，收集精馏塔顶产品，即为6号溶剂油或正己烷。

优选的，步骤②中反应温度为110℃～180℃。

优选的，所述苯加氢催化剂为NCG催化剂。

优选的，所述NCG催化剂是以镍为主催化剂，以氧化铝为主要载体的催化剂。

优选的，步骤①中精馏处理的精馏塔的塔板数为48，回流比为0.8～1.0；塔顶温度为80.4℃；塔内压力为0.03MPa。

优选的，步骤③中精馏塔的精馏条件为塔顶温度为73℃；压力为常压；回流比为40。

优选的，包括收集步骤③中精馏塔的塔底产品120号溶剂油。

优选的，包括步骤①中精馏处理的塔底产品进行加氢反应得到120号溶剂油。

本发明的反应原理：在催化剂作用下，主要反应为：

C₆H₁₂+H₂→C₆H₁₄            C₆H₆+3H₂→C₆H₁₂

本工艺主要采用的精馏原理，是分离液体混合物的一种方法，由于组成混合物各组分的沸点不同，在受热时，低沸点的组分优先被汽化，冷凝时则高沸点组分优先被冷凝。将汽相和液相经过多次部分冷凝和汽化，最后在汽相中得到较纯的低沸点物质，在液相中也会得到较纯的高沸物。

与现有技术相比，本发明采用高溴价的原料抽余油，原料在常温下生成胶质，在经过径流处理后，反应器上部不易结焦，避免了现有工艺中造成每3到6个月就要停车对催化剂处理，装置不能长周期运行的问题。其次NCG催化剂具有较强的催化剂活性，能同时将苯和烯烃加氢，生成环己烷和饱和烃，使产品芳烃含量降到很低，同时产品溴价能满足要求。原料精馏处理将原料中的二甲苯等芳烃分离出去进入现有加氢装置进行反应，能减小NCG加氢难度，延长催化剂寿命。采用精馏塔的热偶合换热操作，脱轻塔加压操作，成品塔常压操作，脱轻塔的塔顶油气作为成品塔重沸器热源，节约蒸汽用量、降低装置能耗，降低产品成本。

将全部原料经过净化后进行加氢，然后再进行分离，可以使用重整循环氢气，产品馏程可控。得到的产品中芳烃含量为痕量，溴价低于100mgBr/100g。

附图说明

图1是本发明的工作流程示意图。

具体实施方式

下面结合实施方式对本发明进行详细描述，本部分的描述仅是示范性和解释性，不应对本发明的保护范围有任何的限制作用。

如图1所示的抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，高溴价的原料抽余油进入一塔(一塔：进料：10.8吨/小时；塔顶温度：80.4℃；压力：0.03MPa；塔底温度：121.9℃；回流比：0.8-1.0；塔板数：48层+6米的填料；分离条件：塔顶切割出干点≤90℃馏分，侧线切割出90～120℃的馏分，塔底为＞120℃的重馏分)，抽余油中的环丁砜、部分水、胶质等催化剂毒物在塔底排出。一塔顶的轻组分经过缓冲罐与氢气一起经过加热到110-180℃进入二塔的脱苯反应器，脱除芳烃和不饱和物后，进入气液分离罐，分离出氢气循环使用，液体进入三塔的脱轻塔(进料：7.7吨/小时；塔顶温度：123.7℃；压力：0.6Mpa；塔底温度：155.4℃；回流比：7-8；塔板数：48层+17.4米填料)，塔顶分离出轻组分做副产品外售，同时塔顶气为成品塔提供热源，三塔塔底油进入四塔的成品塔(进料：4.5吨/小时；塔顶温度：73℃；压力：常压；塔底温度：98.1℃；回流比：40；塔板数：0层+5米填料)，四塔塔顶出成品6#溶剂油或正己烷，塔底生产120#溶剂油。一塔塔底侧线采出重组分去老装置加氢反应器生产120#溶剂油。

原料经过精馏处理后的产品，进行分析，结果见下表1：

表1，一塔塔顶产品的成分分析结果：

毒物名称	催化剂要求标准	初分塔塔顶馏分	初分塔侧线馏分
				氯，PPm(v/v)	＜0.5	＜0.2	＜0.1
氨，PPm(v/v)	＜100	＜20	＜15
				水，PPm(v/v)	＜800	＜100	＜100
硫，PPm(v/v)	＜3	＜1	＜1
				胶质，PPm(v/v)	无	未检出	来检出
环丁砜，PPm(v/v)	＜1	未检出	未检出

装置改造前后产品质量对比，见改造前后的数据对比，结果见下表2。

经三次试验产品进行分析，从表2的数据可看出：

1、溴价：改造前在0.035～0.048gBr/100g，改造后在0.002～0.043gBr/100g，溴值平均降低了60％。

2、苯含量：改造前在0.15～0.26％，改造后苯含量未检出，苯脱除率达100％。

3、芳含量：改造前在0.20～0.28％，改造后未检出，脱芳率达100％。

表2为装置改造前后的产品质量分析结果：

以上仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (8)

1.一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，包括以下步骤：

①、精馏处理抽余油，除去抽余油中的环丁砜、水和胶质；

②、步骤①得到的抽余油在苯加氢催化剂作用下，被完全加氢；

③、分离除去步骤②产品的多余氢气，精馏，收集精馏塔顶产品，即为6号溶剂油或正己烷。

2.如权利要求1所述的工艺，其特征在于：步骤②中反应温度为110℃～180℃。

3.如权利要求1或2所述的工艺，其特征在于：所述苯加氢催化剂为NCG催化剂。

4.如权利要求3所述的工艺，其特征在于：所述NCG催化剂是以镍为主催化剂，以氧化铝为主要载体的催化剂。

5.如权利要求1所述的工艺，其特征在于：步骤①中精馏处理的精馏塔的塔板数为48，回流比为0.8～1.0；塔顶温度为80.4℃；塔内压力为0.03MPa。

6.如权利要求1所述的工艺，其特征在于：步骤③中精馏塔的精馏条件为塔顶温度为73℃；压力为常压；回流比为40。

7.如权利要求1所述的工艺，其特征在于：包括收集步骤③中精馏塔的塔底产品120号溶剂油。

8.如权利要求5所述的工艺，其特征在于：包括步骤①中精馏处理的塔底产品进行加氢反应得到120号溶剂油。

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