CN103205274B - 将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法。具体工艺为：来自费托合成装置的油和蜡，与氢气混合进入精制反应器，发生烯烃饱和含氧化合物脱除等加氢精制反应。反应产物去精制分馏部分切割出精制石脑油、精制柴油、精制重柴油和精制尾油。精制尾油与氢气混合去裂化反应器，发生加氢裂化反应；裂化反应产物去裂化分馏部分切割出柴油、裂化石脑油、裂化重柴油和裂化尾油。精制重柴油和裂化重柴油与氢气混合进入降凝反应器，发生临氢降凝反应；降凝反应产物去降凝分馏部分，切割出柴油产品。精制、裂化和降凝分馏塔顶气及石脑油去吸收稳定部分，生产出石脑油和液化气产品。

Description

将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法

技术领域

本发明涉及一种将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法。

背景技术

中国是一个多煤缺油的国家，如果能将煤以高效洁净的工艺方法大规模地转化为液体燃料，将会有效地缓解油品供应的紧张状况，促进经济持续稳定地发展。煤间接液化生成的产物（即费托合成产物）包含气态烃、液态烃、合成蜡等粗产品。费托合成产物的烃类组成和主要性质与石油产品差异较大，主要由烷烃和烯烃构成，且硫、氮含量极低，但含有一定量的氧。费托合成产物得到的各个馏分需要经过相应的加氢提质，才能得到合格的液体燃料及化学品。通常，液态烃和合成蜡经加氢处理后可以生产出柴油、汽油、石脑油和精制蜡等产品。

US6309432公开了一种加工提质费托合成油的方法，该法先将费托合成油以371℃为分界点切割成轻重两个馏分，371℃以下的轻馏分先后经过热分分离和冷分分离得到246-371℃馏分和C5-246℃馏分，246-371℃馏分和371℃以上的重馏分经过加氢异构裂化反应器，在烯烃饱和、含氧化合物加氢的同时，正构烷烃发生加氢异构和加氢裂化反应，异构产物主要为单甲基支化烃类，C5-246℃馏分不经过加氢处理，而是与加氢裂化反应器出来的产物混合后去分馏塔，切割得到相应的喷气燃料等馏分。由于费托油中含有较高含量的烯烃和氧含量，直接与异构裂化催化剂接触，会影响催化剂的稳定性和运转周期，且产品质量较差。

CN200510068181.2提供了一种集成式费托合成油加氢提质的方法，该法先将费托合成油全馏分、氢气进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂作用下发生加氢脱氧、烯烃饱和等反应。加氢精制后的合成油依次经高、低压分离后，进入分馏塔进行切割，切出轻、重石脑油和煤油、柴油馏分后，分馏塔底得到的尾油进入加氢裂化反应器，在加氢异构裂化催化剂的作用下，重质馏分最大限度地转化为中间馏分油产物。加氢裂化反应器的产物与加氢精制反应产物混合并依次经高、低压分离后，进入分馏塔进行切割得到目的产物。其不足之处在于采用集成式流程，操作灵活性较小，生产低凝柴油时，柴油收率偏低。

CN200510068183.1提供了一种费托合成产物加氢提质的工艺方法，是将费托合成反应自然分离得到的高温冷凝物、低温冷凝物和合成蜡等三个组分分别加氢，其中高温冷凝物和低温冷凝物混合进入加氢处理反应器，在氢气气氛（氢分压2.0-15.0MPa）和加氢精制催化剂作用下，于250-420℃发生加氢脱氧、烯烃饱和等反应，经过加氢精制以后的产物进入分馏塔切割为石脑油、柴油和重油馏分；重油馏分与合成蜡混合后进入异构加氢裂化反应器，在氢气气氛（2.0-15.0MPa）和催化剂作用下于300-450℃发生异构裂化反应，异构裂化反应产物经分馏切割得到石脑油、柴油和尾油馏分，尾油馏分循环回异构裂化反应器继续裂化反应，或作为润滑油基础油原料。该法柴油产品收率达85wt%以上，其十六烷值超过80。其不足之处在于费托冷凝物单独去加氢精制反应器，催化剂容易结焦，导致失活速率加快，缩短精制操作周期；合成蜡不进加氢精制直接进加氢裂化，导致加氢裂化投资增加；同时，该方法中未设置重柴油异构降凝反应器，无法得到高收率的低凝柴油产品。

发明内容

本发明的目的是提供一种将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法，具体为一种将煤炭间接液化合成烃转化为具有经济效益产品的方法。

本发明所提供的一种将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法，包括如下步骤：

（1）将费托油、费托蜡与氢气混合，进入精制反应器中进行精制反应；

（2）所述精制反应的反应产物进入至热高压分离器Ⅰ进行气液分离；经所述热高压分离器Ⅰ分离后的液相进入至热低压分离器Ⅰ，经所述热高压分离器Ⅰ分离后的气相进入至冷高压分离器Ⅰ；

经所述热低压分离器Ⅰ分离后的液相进入至分馏塔Ⅰ，经所述热低压分离器Ⅰ分离后的气相进入至冷低压分离器Ⅰ；经所述冷高压分离器Ⅰ分离后的液相进入至所述冷低压分离器Ⅰ；经所述冷低压分离器Ⅰ分离后的液相进入至所述分馏塔Ⅰ；

（3）经所述分馏塔Ⅰ分离后得到柴油、重柴油和精制尾油；

经所述分馏塔Ⅰ分离得到的气体和粗石脑油进入吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油；

所述重柴油进入降凝反应器进行降凝反应；

所述精制尾油循环至裂化反应器进行裂化反应；

（4）所述裂化反应的反应产物进入热高压分离器Ⅱ进行气液分离；经所述高压分离器Ⅱ分离后的液相进入热低压分离器Ⅱ，经所述高压分离器Ⅱ分离后的气相进入冷高压分离器Ⅱ；经所述热低压分离器Ⅱ分离后的液相进入分馏塔Ⅱ，经所述热低压分离器Ⅱ分离后的气相进入冷低压分离器Ⅱ；经所述冷高压分离器Ⅱ分离后的液相进入所述冷低压分离器Ⅱ；经所述冷低压分离器Ⅱ分离后的液相进入所述分馏塔Ⅱ；

（5）经所述分馏塔Ⅱ分离后得到柴油；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的气体和粗石脑油进入所述吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入所述石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的重柴油进入所述降凝反应器进行降凝反应；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的裂化未转化油循环至所述裂化反应器进行裂化反应。

（6）所述降凝反应的反应产物循环至冷高压分离器Ⅲ进行气液分离；经所述冷高压分离器Ⅲ分离后的液相进入冷低压分离器Ⅲ，经所述冷低压分离器Ⅲ分离后的液相进入所述分馏塔Ⅲ；

（7）经所述分馏塔Ⅲ分离后得到柴油；

经所述分馏塔Ⅲ分离得到的气体和粗石脑油进入所述吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入所述石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油；

上述的方法中，经所述冷高压分离器Ⅰ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅰ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述精制反应器中，另一股气体与新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入至所述精制反应器；

经所述冷高压分离器Ⅱ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅱ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述裂化反应器中，另外一股气体与所述新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入所述裂化反应器中；

经所述冷高压分离器Ⅲ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅲ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述降凝反应器中，另外一股气体与所述新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入所述降凝反应器中。

上述的方法中，经所述冷低压分离器Ⅰ分离后的气相、经所述冷低压分离器Ⅱ分离后的气相和经所述冷低压分离器Ⅲ分离后的气相进入氢气回收装置中，所述氢气回收装置的氢气回收率可达50～99%，氢气纯度可达70～99.99%；

所述氢气回收装置的尾气进入所述吸收脱吸塔中。

上述的方法中，所述分馏塔Ⅰ、分馏塔Ⅱ和分馏塔Ⅲ均选自下述任一种：

1）汽提塔、常压塔与减压塔的组合；

2）汽提塔与常压塔的组合；

3）常压塔与减压塔的组合；

4）常压塔；

所述常压塔和/或减压塔可以选择是否设置侧线汽提塔或设置一个或多个侧线汽提塔；

所述氢气回收装置采用膜分离方式和/或变压吸附方式提纯氢气。

上述的方法中，步骤（1）中，所述精制反应的温度可为140～450℃，压力可为2.0～17.0MPa，总体积空速可为0.5～6h^-1，入口氢油体积比可为200～1000，优选所述步骤（1）中精制反应温度为300～400℃，压力为4.5～9.5MPa，总体积空速1.0～4.0h^-1，反应器入口氢油体积比300～700，其中“氢油体积比”为通入的氢气与加入的所述费托油与所述费托蜡总和的体积比；

上述的方法中，步骤（2）中，所述热高压分离器Ⅰ的操作温度可为150～350℃，操作压力可为2.0～17.0MPa；优选所述步骤（2）中热高压分离器Ⅰ的操作温度为200～300℃，操作压力为3.5～9.0MPa；和/或，

所述冷高压分离器Ⅰ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为2.0～17.0MPa；优选所述冷高压分离器Ⅰ的操作温度为40～80℃，操作压力为3.5～9.0MPa；和/或，

所述热低压分离器Ⅰ的操作温度可为150～350℃，操作压力可为0.5～4.0MPa；优选所述热低压分离器Ⅰ的操作温度为200～300℃，操作压力为1.0～3.0MPa；和/或，

所述冷低压分离器Ⅰ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为0.5～4.0MPa，优选所述冷低压分离器Ⅰ的操作温度为40～80℃，操作压力为1.0～3.0MPa。

上述的方法中，步骤（3）和（5）中所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的汽提塔的理论板数可为4～40，塔顶温度可为60～180℃，塔底温度可为150～400℃，操作压力可为0.05～2.0MPa，优选所述步骤（3）和（5）中汽提塔理论板数为8～15，塔顶温度为80～150℃，塔底温度为160～300℃，操作压力为0.5～0.8MPa；所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的常压塔理论板数可为10～60，塔顶温度可为60～200℃，塔底温度可为250～500℃，操作压力可为0.05～2.0MPa，优选所述常压塔理论板数为20～40，塔顶温度为100～150℃，塔底温度为270～370℃，操作压力为0.1～0.5MPa；所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的减压塔理论板数可为10～60，塔顶温度可为30～150℃，塔底温度可为200～400℃，操作压力可为0～0.1MPa，优选所述减压塔理论板数为20～40，塔顶温度为50～100℃，塔底温度为250～350℃，操作压力为0～0.05Mpa。

上述的方法中，步骤（3）和步骤（5）中，所述裂化反应的温度为200～500℃，压力可为2.0～18.0MPa，总体积空速可为0.5～4h^-1，所述裂化反应器的入口氢油体积比可为300～1000，优选所述步骤（3）和步骤（5）中裂化反应温度为280～450℃，压力为6.0～13.0MPa，总体积空速1.0～3.5h^-1，裂化反应器入口氢油体积比400～800；和/或，

所述降凝反应的温度可为250～500℃，压力可为2.0～18.0MPa，总体积空速可为0.5～6h^-1，所述降凝反应器的入口氢油体积比可为200～3000，优选所述降凝反应温度为280～450℃，压力为6.0～13.0MPa，总体积空速1.0～4.0h^-1，反应器入口氢油体积比400～800。

上述的方法中，步骤（4）中，所述热高压分离器Ⅱ的操作温度可为200～350℃，操作压力可为2.0～18.0MPa，优选所述步骤（4）中热高压分离器Ⅱ的操作温度为230～300℃，操作压力为6.5～13.0MPa；和/或，

所述冷高压分离器Ⅱ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为2.0～18.0MPa，优选所述冷高压分离器Ⅱ的操作温度为40～80℃，操作压力为6.0～13.0MPa；和/或，

所述热低压分离器Ⅱ的操作温度可为180～350℃，操作压力可为0.5～4.0MPa，优选所述热低压分离器Ⅱ的操作温度为200～300℃，操作压力为1.0～3.0MPa；和/或，

所述冷低压分离器Ⅱ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为0.5～4.0MPa，优选所述冷低压分离器Ⅱ的操作温度为40～80℃，操作压力为1.0～3.0MPa。

步骤（6）中，所述冷高压分离器Ⅲ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为2.0～18.0MPa，优选所述步骤（6）中冷高压分离器Ⅲ的操作温度为40～80℃，操作压力为6.0～13.0MPa；

所述冷低压分离器Ⅲ的操作温度可为20～100℃，操作压力可为0.5～4.0MPa，优选所述冷低压分离器Ⅲ的操作温度为40～80℃，操作压力为1.0～3.0MPa。

上述的方法中，步骤（7）中，所述分馏塔Ⅲ部分的常压塔理论板数可为8～50，塔顶温度可为60～200℃，塔底温度可为150～350℃，操作压力可为0.1～2.0MPa，优选所述步骤（7）中分馏塔Ⅲ理论板数为10～30，塔顶温度为100～180℃，塔底温度为180～300℃，操作压力为0.15～0.5MPa。

步骤（3）、步骤（5）和步骤（7）中，所述吸收脱吸塔的理论板数可为5～40，塔顶温度可为-40～120℃，塔底温度可为-40～250℃，操作压力可为0.5～6.0MPa，优选所述步骤（3）、步骤（5）和步骤（7）中吸收脱吸塔理论板数为9～25，塔顶温度为30～60℃，塔底温度为60～150℃，操作压力为0.5～2.0MPa；所述石脑油稳定塔的理论板数可为10～60，塔顶温度可为30～150℃，塔底温度可为150～300℃，操作压力可为0.3～2.0MPa，优选所述石脑油稳定塔理论板数为25～35，塔顶温度为40～80℃，塔底温度为160～250℃，操作压力为0.5～1.5MPa。

上述的方法中，新氢压缩机出口压力可为2.5～20.0MPa，优选所述新氢压缩机出口压力为5.0～15.0Mpa。

本发明具有如下优点：

（1）精制反应采用加氢精制一次通过加氢技术，裂化反应采用全循环加氢裂化技术，降凝反应采用一次通过临氢降凝技术；

（2）精制反应产物和裂化反应产物分离采用热高分、热低分、冷高分与冷低分的分离方案；

（3）精制低分气、裂化低分气和降凝低分气设置了氢气回收方案；

（4）设置了吸收稳定系统，回收气体中的液化石油气和石脑油。

附图说明

图1为本发明将费托合成烃转化为石脑油、柴油和液化石油气的流程示意图；

图2为实施例1的流程示意图；其中，

1—精制反应器；2—热高压分离器Ⅰ；3—冷高压分离器Ⅰ；4—热低压分离器Ⅰ；5—冷低压分离器Ⅰ；6—分馏塔Ⅰ；6-1—精制分馏塔；6-2—精制常侧线柴油汽提塔；6-3—精制减压塔；6-4—精制减压塔顶抽真空系统；7—新氢气压缩机；8—循环氢压缩机Ⅰ；9—裂化反应器；10—热高压分离器Ⅱ；11—冷高压分离器Ⅱ；12—热低压分离器Ⅱ；13—冷低压分离器Ⅱ；14—分馏塔Ⅱ；14-1—裂化分馏塔；14-2—裂化常侧线柴油汽提塔；14-3—裂化减压塔；14-4—裂化减压塔顶抽真空系统；15—循环氢压缩机Ⅱ；16—降凝反应器；17—冷高压分离器Ⅲ；18—冷低压分离器Ⅲ；19—分馏塔Ⅲ；20—循环氢压缩机Ⅲ；21—氢气回收装置；22—吸收脱吸塔；23—石脑油稳定塔；24—富气压缩机；25—重柴油脱硫罐；101—费托油；102—费托蜡；103—补充氢；104—精制重柴油；105—精制尾油；106—裂化重柴油；107（107-1,107-2,107-3）,108（108-1,108-2,108-3）,109—汽提蒸汽；111,112—减压塔顶抽真空蒸汽；121—柴油；122—液化石油气；123—石脑油；124—还原油；125—回收氢气；126—干气；127—减顶气；131,132,133,134—含硫含油污水；141,142—含油污水。

具体实施方式

下述实施例中所使用的实验方法如无特殊说明，均为常规方法。

下述实施例中所用的材料、试剂等，如无特殊说明，均可从商业途径得到。

下面结合图1进一步解释本发明的方法。

（1）精制反应及产物分离部分

来自费托合成装置的费托油101油和费托蜡102，与氢气混合进入精制反应器1，在氢气、加氢精制催化剂以及一定的温度压力下发生烯烃饱和和含氧化合物脱除等加氢精制反应。精制反应产物先经热高压分离器Ⅰ2进行气液分离，精制热高分油降压后去热低压分离器Ⅰ4，精制热高分气换热和冷却后去冷高压分离器Ⅰ3进行气、液、水三相分离，冷高压分离器Ⅰ3的顶部气体经循环氢压缩机Ⅰ8升压后分为两股，一股作为急冷氢去精制反应器1，一股与来自新氢气压缩机7的部分新氢混合后再与精制反应原料混合成为混氢油去精制反应器1。热低压分离器Ⅰ4中的液体降压后去分馏塔Ⅰ6；热低压分离器Ⅰ4的气体冷却后去冷低压分离器Ⅰ5，冷高压分离器Ⅰ3中的水、油经降压后进入冷低压分离器Ⅰ5，冷低压分离器Ⅰ5的气体去氢气回收装置21，精制冷低分油去分馏塔Ⅰ6。

（2）精制分馏部分

精制热低分油和精制冷低分油进入分馏塔Ⅰ6，精制分馏部分气体和精制石脑油去去吸收脱吸塔22中，生成的柴油作为产品柴油送出装置，生成的重柴油去降凝反应器16，生成的精制尾油去裂化反应器9中。

（3）裂化反应及产物分离部分

精制尾油、裂化未转化油与混合氢混合后经加热炉加热到一定温度去裂化反应器9，在反应器中发生加氢裂化反应。裂化反应产物热高压分离器Ⅱ10进行气液分离，裂化热高分油经降低压力后去热低压分离器Ⅱ12，裂化热高分气经冷却后去冷高压分离器Ⅱ11进行气、液分离，冷高压分离器Ⅱ11的顶部气体去循环氢压缩机Ⅱ15升压，升压后的裂化循环氢分为两股，其中一股做为急冷氢去裂化反应器9，另外一股和升压后的新氢混合后与裂化反应进料混合去裂化反应器9。热低压分离器Ⅱ12中的液体降压后去分馏塔Ⅱ14；热低压分离器Ⅱ12的气体冷却后去冷低压分离器Ⅱ13，冷高压分离器Ⅱ11中的油经降压后进入冷低压分离器Ⅱ13，冷低压分离器Ⅱ13的气体去氢气回收装置21，裂化冷低分油去分馏塔Ⅱ14。

（4）裂化分馏部分

裂化热低分油和裂化冷低分油进入分馏塔Ⅱ14，裂化分馏部分气体和裂化石脑油去吸收脱吸塔22中，生成的柴油作为产品送出装置，生成的重柴油去降凝反应器16中，裂化未转化油返回裂化反应器9中。

（5）降凝反应及产物分离部分

精制柴油和裂化柴油与混合氢混合后经加热炉加热到一定温度后去降凝反应器16，在降凝反应器16内发生临氢降凝反应。降凝反应产物经换热冷却后去冷高压分离器Ⅲ17进行气、液分离，冷高压分离器Ⅲ17的顶部气体去循环氢压缩机Ⅲ20升压，升压后的降凝循环氢分为两股，其中一股做为急冷氢去降凝反应器16，另外一股和升压后的新氢混合后与降凝反应进料混合去降凝反应器16。冷高压分离器Ⅲ17中的油经降压后进入冷低压分离器Ⅲ18，冷低压分离器Ⅲ18的气体去氢气回收装置21，降凝冷低分油去分馏塔Ⅲ。

（6）降凝分馏部分

降凝热低分油和降凝冷低分油进入分馏塔Ⅲ分，降凝分馏部分气体和降凝石脑油去吸收脱吸塔22中，生成的柴油作为成品柴油。

（7）压缩部分

补充氢经新氢气压缩机7升压后分三股，一股去精制反应气1中，一股去裂化反应器9中，另一股去降凝反应器16中。

（8）吸收稳定部分

分馏塔Ⅰ6塔顶气、分馏塔Ⅱ14塔顶气和分馏塔Ⅲ塔顶气经升压去吸收脱吸塔22，氢气回收装置21产生的尾气、精制石脑油、裂化石脑油和降凝石脑油也去吸收脱吸塔22，吸收脱吸塔22的塔顶气体作为干气出装置，塔底脱乙烷油去石脑油稳定塔23，从石脑油稳定塔23塔顶得到液化石油气产品，从塔底得到石脑油产品和循环吸收剂。

（9）氢气回收部分

精制低分气、裂化低分气和降凝低分气去氢气回收装置21中，经氢气回收部分得到的回收氢气出装置，尾气去吸收脱吸塔回收液化石油气。

下面以实施例的方式进一步解释本发明，但是本发明不局限于这些实施例。

该实施例中所用的费托油和费托蜡的主要性质见表1；

表1费托油和费托蜡的主要性质

按照图2所示的流程，来自费托合成装置的费托油流股101和费托蜡流股102，与氢气混合进入精制反应器1，在氢气、加氢精制催化剂以及温度305℃、压力8.0MPaG下发生烯烃饱和和含氧化合物脱除等加氢精制反应，总体积空速为2.0h^-1，入口氢油体积比为350。精制反应产物先经热高压分离器Ⅰ2在254℃和7.45MPaG压力下进行气液分离，精制热高分油经降压至2.4MPaG去热低压分离器Ⅰ4，精制热高分气经冷却至50℃去冷高压分离器Ⅰ3进行气、液、水三相分离，冷高压分离器Ⅰ3顶部气体经循环氢压缩机Ⅰ8升压至8.85MPaG后和自新氢气压缩机升7压到9.3MPaG的部分新氢混合去精制反应部分，热低压分离器Ⅰ4中的液体降压后去精制分馏部分；热低压分离器Ⅰ4的气体冷却至50℃去冷低压分离器Ⅰ5，冷高压分离器Ⅰ3中的水、油经降压至2.3MPaG进入冷低压分离器Ⅰ5，冷低压分离器Ⅰ5中的气体去氢气回收装置21，精制冷低分油去精制分馏部分。

精制热低分油和精制冷低分油经换热后混合进入精制分馏塔进料闪蒸罐，在283℃和0.37MPaG条件下进行闪蒸，闪蒸气体直接去精制分馏塔6-1，闪蒸液体经加热炉加热至355℃去精制分馏塔6-1，精制分馏塔理论板数为26，塔顶温度为120℃，塔底温度为341℃，操作压力为0.15MPaG，精制分馏塔顶气体和精制石脑油去吸收脱吸塔22，常侧线柴油经精制常侧线柴油汽提塔6-2得到的柴油作为产品送出装置，精制分馏塔底油经减压到-0.1MPaG并经加热炉加热到333℃后去精制减压塔6-3。精制减压塔理论板数为26，塔顶温度为65℃，塔底温度为309℃，操作压力为80mmHG，精制减顶气去加热炉，精制减一线柴油和减二线重柴油去降凝反应器16，精制尾油去裂化反应器9。

精制尾油、裂化未转化油与混合氢混合后经加热炉加热到350℃去裂化反应器9，在反应器中发生加氢裂化反应，反应温度为354℃，压力为8.0MPaG，总体积空速为2.0h^-1，入口氢油体积比为500。裂化反应产物进入热高压分离器Ⅱ10在261℃、7.25MPaG压力下进行气液分离，裂化热高分油降压至2.4MPaG去热低压分离器Ⅱ12，裂化热高分气经冷却至50℃去冷高压分离器Ⅱ11进行气、液分离，冷高压分离器Ⅱ11顶部气体经循环氢压缩机Ⅱ15升压至9.0MPaG和自新氢气压缩机7升压后的新氢混合去裂化反应部分，热低压分离器Ⅱ12中的液体降压后去裂化分馏部分；热低压分离器Ⅱ12的气体冷却至50℃去冷低压分离器Ⅱ13，冷高压分离器Ⅱ11中的油降压至2.3MPaG去冷低压分离器Ⅱ13，冷低压分离器Ⅱ13中的气体去氢气回收装置21，裂化冷低分油去裂化分馏部分。

裂化热低分油和裂化冷低分油经换热后混合进入裂化分馏塔进料闪蒸罐，在264℃和0.18MPaG条件下进行闪蒸，闪蒸气体直接去裂化分馏塔14-1，闪蒸液体经加热炉加热到355℃去裂化分馏塔14-1，裂化分馏塔理论板数为26，塔顶温度为165℃，塔底温度为304℃，操作压力为0.1MPaG，裂化分馏塔顶气体和裂化石脑油去吸收脱吸塔22，常侧线柴油经裂化常侧线柴油汽提塔14-2得到的柴油作为产品送出装置，裂化分馏塔底油经减压到-0.1MPaG并经加热炉加热到333℃后去裂化减压塔14-3。裂化减压塔理论板数为26，塔顶温度为65℃，塔底温度为309℃，操作压力为80mmHG。裂化减顶气和精制减顶气混合流股127去加热炉，裂化减一线重柴油去降凝反应器16。裂化减二线重柴油一部分经脱硫作为还原油流股124去费托催化剂还原装置，另一部分去降凝反应器16，裂化减压塔底油作为未转化油返回裂化反应器9中。

精制减一线重柴油、精制减二线重柴油、裂化减一线重柴油及裂化减二线部分重柴油与氢气混合后经加热炉加热到350℃后去降凝反应器16，在降凝反应器16内发生临氢降凝反应，反应温度为350℃，压力为7.55MPaG，总体积空速为2.0h^-1，入口氢油体积比为500。降凝反应产物经换热冷却至50℃去冷高压分离器Ⅲ17进行气、液分离，冷高压分离器Ⅲ17顶部气体经循环氢压缩机Ⅲ20升压至9.0MPaG去降凝反应部分，冷高压分离器Ⅲ17中的油降压至2.3MPaG去冷低压分离器Ⅲ18，冷低压分离器Ⅲ18中的气体去氢气回收装置21，降凝冷低分油去降凝分馏部分。

降凝冷低分油经换热后进入降凝分馏塔进料闪蒸罐，在264℃和0.18MPaG条件下进行闪蒸，闪蒸气体直接去降凝分馏塔，闪蒸液体经加热炉加热到345℃去降凝分馏塔，降凝分馏塔理论板数为20，塔顶温度为165℃，塔底温度为304℃，操作压力为0.1MPaG，降凝分馏塔顶气体和降凝石脑油去吸收稳定部分，降凝分馏塔底油作为柴油产品；精制柴油、裂化柴油和降凝柴油混合为柴油产品出装置，流股为121。

精制低分气、裂化低分气和降凝低分气混合去氢气回收装置21中，经氢气回收部分得到的氢气流股125作为回收氢气出装置，尾气去吸收脱吸塔回收液化石油气。

精制分馏塔顶气、裂化分馏塔顶气、降凝分馏塔顶气、氢气回收部分尾气、精制石脑油、裂化石脑油和降凝石脑油去吸收脱吸塔22，吸收脱吸塔理论板数为17，塔顶温度为43℃，塔底温度为123℃，操作压力为0.73MPaG，从吸收脱吸塔顶得到干气流股126出装置，塔底脱乙烷油去石脑油稳定塔23，石脑油稳定塔理论板数为25，塔顶温度为63℃，塔底温度为193℃，操作压力为0.99MPaG，从石脑油稳定塔23塔顶得到液化气产品流股122，从塔底得到的石脑油一部分作为循环吸收剂返回吸收脱吸塔，其余作为石脑油产品流股123。

上述实施例中，各原料和产物的质量流量如表2中所示。

表2实施例1物流数据（单位：kg/h）

上述实施例中，得到的液化石油气、石脑油和柴油的主要物性参数如表3、表4和表5中所示，由表中数据可得知，本发明得到的液化石油气、石脑油和柴油均为合格产品。

表3液化石油气产品的主要物性参数

表4柴油产品的主要物性参数

表5石脑油产品的主要物性参数

Claims (15)

1.一种将费托合成产物转化为石脑油、柴油和液化石油气的方法，包括如下步骤：

(1)将费托油、费托蜡与氢气混合，进入精制反应器中进行精制反应；

(2)所述精制反应的反应产物进入至热高压分离器Ⅰ进行气液分离；经所述热高压分离器Ⅰ分离后的液相进入至热低压分离器Ⅰ，经所述热高压分离器Ⅰ分离后的气相进入至冷高压分离器Ⅰ；

经所述热低压分离器Ⅰ分离后的液相进入至分馏塔Ⅰ，经所述热低压分离器Ⅰ分离后的气相进入至冷低压分离器Ⅰ；经所述冷高压分离器Ⅰ分离后的液相进入至所述冷低压分离器Ⅰ；经所述冷低压分离器Ⅰ分离后的液相进入至所述分馏塔Ⅰ；

(3)经所述分馏塔Ⅰ分离后得到柴油、重柴油和精制尾油；

经所述分馏塔Ⅰ分离得到的气体和粗石脑油进入吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油；

所述重柴油进入降凝反应器进行降凝反应；

所述精制尾油循环至裂化反应器进行裂化反应；

(4)所述裂化反应的反应产物循环至热高压分离器Ⅱ进行气液分离；经所述热高压分离器Ⅱ分离后的液相进入热低压分离器Ⅱ，经所述热高压分离器Ⅱ分离后的气相进入冷高压分离器Ⅱ；经所述热低压分离器Ⅱ分离后的液相进入分馏塔Ⅱ，经所述热低压分离器Ⅱ分离后的气相进入冷低压分离器Ⅱ；经所述冷高压分离器Ⅱ分离后的液相进入所述冷低压分离器Ⅱ；经所述冷低压分离器Ⅱ分离后的液相进入所述分馏塔Ⅱ；

(5)经所述分馏塔Ⅱ分离后得到柴油；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的气体和粗石脑油进入所述吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入所述石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的重柴油进入所述降凝反应器进行降凝反应；

经所述分馏塔Ⅱ分离得到的裂化未转化油循环至所述裂化反应器进行裂化反应；

(6)所述降凝反应的反应产物进入冷高压分离器Ⅲ进行气液分离；经所述 冷高压分离器Ⅲ分离后的液相进入冷低压分离器Ⅲ，经所述冷低压分离器Ⅲ分离后的液相进入所述分馏塔Ⅲ；

(7)经所述分馏塔Ⅲ分离后得到柴油；

经所述分馏塔Ⅲ分离得到的气体和粗石脑油进入所述吸收脱吸塔；所述吸收脱吸塔塔底的产物进入所述石脑油稳定塔，所述石脑油稳定塔的塔顶得到液化石油气，所述石脑油稳定塔的塔底得到石脑油。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：经所述冷高压分离器Ⅰ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅰ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述精制反应器中，另一股气体与新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入至所述精制反应器；

经所述冷高压分离器Ⅱ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅱ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述裂化反应器中，另外一股气体与所述新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入所述裂化反应器中；

经所述冷高压分离器Ⅲ分离后的气相经循环氢压缩机Ⅲ升压后分成两股气体，其中一股气体进入所述降凝反应器中，另外一股气体与所述新氢气压缩机产生的氢气混合后再进入所述降凝反应器中。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于：经所述冷低压分离器Ⅰ分离后的气相、经所述冷低压分离器Ⅱ分离后的气相和经所述冷低压分离器Ⅲ分离后的气相循环至氢气回收装置中；

所述氢气回收装置的尾气进入所述吸收脱吸塔中。

4.根据权利要求3中所述的方法，其特征在于：所述氢气回收装置采用膜分离方式和/或变压吸附方式提纯氢气。

5.根据权利要求1中所述的方法，其特征在于：所述分馏塔Ⅰ、分馏塔Ⅱ和分馏塔Ⅲ均选自下述任一种：

1)常压塔、汽提塔与减压塔的组合；

2)常压塔与汽提塔的组合；

3)常压塔与减压塔的组合；和

4)常压塔。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：所述常压塔和/或减压塔设置侧线汽提塔。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(1)中，所述精制反应的温度为140～450℃，压力为2.0～17.0MPa，总体积空速为0.5～6h-1，所述精制 反应器的入口氢油体积比为200～1000。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(2)中，所述热高压分离器Ⅰ的操作温度为150～350℃，操作压力为2.0～17.0MPa；和/或，

所述冷高压分离器Ⅰ的操作温度为20～100℃，操作压力为2.0～17.0MPa；和/或，

所述热低压分离器Ⅰ的操作温度为150～350℃，操作压力为0.5～4.0MPa；和/或，

所述冷低压分离器Ⅰ的操作温度为20～100℃，操作压力为0.5～4.0MPa。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述步骤(3)和(5)中，所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的汽提塔的理论板数为4～40，塔顶温度为60～180℃，塔底温度为150～400℃，操作压力为0.05～2.0MPa。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述步骤(3)和(5)中，所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的常压塔理论板数为10～60，塔顶温度为60～200℃，塔底温度为250～500℃，操作压力为0.05～2.0MPa。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述步骤(3)和(5)中，所述分馏塔Ⅰ和分馏塔Ⅱ部分的减压塔理论板数为10～60，塔顶温度为30～150℃，塔底温度为200～400℃，操作压力为0～0.1MPa。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述步骤(3)和步骤(5)中，所述裂化反应的温度为200～500℃，压力为2.0～18.0MPa，总体积空速为0.5～4h-1，所述裂化反应器的入口氢油体积比为300～1000；和/或，

所述降凝反应的温度为250～500℃，压力为2.0～18.0MPa，总体积空速为0.5～6h-1，所述降凝反应器的入口氢油体积比为200～3000。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(4)中，所述热高压分离器Ⅱ的操作温度为200～350℃，操作压力为2.0～18.0MPa；和/或，

所述冷高压分离器Ⅱ的操作温度为20～100℃，操作压力为2.0～18.0MPa；和/或，

所述热低压分离器Ⅱ的操作温度为180～350℃，操作压力为0.5～4.0MPa；和/或，

所述冷低压分离器Ⅱ的操作温度为20～100℃，操作压力为0.5～4.0MPa；和/或，

步骤(6)中，所述冷高压分离器Ⅲ的操作温度为20～100℃，操作压力为2.0～18.0MPa；和/或，

所述冷低压分离器Ⅲ的操作温度为20～100℃，操作压力为0.5～4.0MPa。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤(7)中，所述分馏塔Ⅲ部分的常压塔理论板数为8～50，塔顶温度为60～200℃，塔底温度为150～350℃，操作压力为0.1～2.0MPa。

15.根据权利要求1中所述的方法，其特征在于：步骤(3)、步骤(5)和步骤(7)中，所述吸收脱吸塔的理论板数为5～40，塔顶温度为-40～120℃，塔底温度为-40～250℃，操作压力为0.5～6.0MPa；

所述石脑油稳定塔的理论板数为10～60，塔顶温度为30～150℃，塔底温度为150～300℃，操作压力为0.3～2.0MPa。