CN105441120B - 一种轻石脑油异构化全循环系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种轻石脑油异构化全循环系统，进料/产品换热器与分离塔相连，进入的原料与从分离塔出来的高辛烷值物流在进料/产品换热器进行换热，经换热后的原料由穿过反应、换热、气液分离单元的相关换热设备进入分离塔，经换热后的高辛烷值物流作为产品输出；原料经反应、换热、气液分离单元处理后得到的反应后液相物流与由分离塔底部出来的重组分油在重组分/循环油换热器中换热，换热后进入分离塔中部；由分离塔分离得到的高辛烷值物流进入进料/产品换热器参与换热；冷凝冷却器的一端连接分离塔的顶端，回流罐连接在冷凝冷却器的另一端与回流泵的输入端之间，回流泵的输出端与分离塔相连，回流罐中得到的燃料气由回流罐上端输出。

Description

一种轻石脑油异构化全循环系统

技术领域

本发明涉及以轻石脑油(主要指富含正构碳五碳六烷烃)为原料生产高辛烷值汽油组分的领域，如：将含有低辛烷值的正构戊烷和正构己烷物流，通过本发明生产出含有更多高辛烷值的支链烷烃组分的物流。或以富含正丁烷原料生产异丁烷的领域。

背景技术

清洁燃料生产是目前炼油企业的主要任务之一。汽油池中除了催化裂化汽油从重原料得到以外，其它组分都是由石脑油或轻烃转换得到，石脑油资源一直短缺，应最大限度地利用好有限的石脑油资源，尤其是利用好低辛烷值的轻石脑油(C4～C7)。轻石脑油辛烷值的高低是由其组分决定的，低辛烷值组分构成的轻石脑油，其辛烷值就低，表1中列出了轻质烷烃的辛烷值数据，从表中可以看出，正构烷烃和部分单甲基烷烃辛烷值较低，所以通过异构化反应将这部分组分转化为辛烷值高的组分就能提高异构化油的产品辛烷值。

表1 轻质烷烃辛烷值等主要性质汇总表

C5/C6烷烃异构化油无硫、无芳、无烯烃，RON最高可达92，且RON和MON差值只有1～2个单位，对提高调和汽油的抗爆指数有利，同时可以调节汽油前端辛烷值，使汽油馏程辛烷值分布合理，从而改善发动机启动性能，是清洁汽油的理想组分，所以C5/C6烷烃异构化技术就成为很好的选择。随着汽油标准的不断提高，轻石脑油异构化技术越来越引起重视，目前广泛采用的催化剂主要是双功能金属/酸性型，分三类：分子筛中温型、固体超强酸型、卤素氧化铝类低温型。类似的专利催化剂如：CN87103444、CN93103676.3、CN99105790.2、US20130324782A1，另外还有其他一些专利催化剂(市场份额小)，如CN201510250323.0。不论对哪种催化剂，其生产方法体现在工艺流程上可归纳为三种：一次通过流程、部分循环流程和全循环流程。因为轻烷烃异构化反应是平衡反应，正构烷烃每次通过反应器不可能百分百转化为异构烷烃，所以将通过反应器后的正构组分分离出来再次返回反应器反应可以提高最终产品的辛烷值，因此根据对产品辛烷值的要求，就相应地有部分循环流程和全循环流程。

已有的轻石脑油异构化工艺方法，部分循环和全循环流程都可以通过采用吸附床工艺(或膜分离工艺)、多个分馏塔工艺，或两者相结合的工艺来实现；采用分馏塔工艺，一般是采用反应器前DIP(脱异戊烷塔)和反应器后稳定塔，DIH(脱异己烷塔)，以及DP(脱戊烷塔)循环等。本发明人曾发表文献对多个分馏塔全循环工艺进行介绍(张永铭.C5/C6轻石脑油异构化装置工艺流程优化选择[J].石油炼制与化工,2013,44(9):93-96)；本发明是提供一种全新的短流程方式，运用分馏手段实现组分全循环的工艺方法，达到提高辛烷值的目的。本发明的最大特点是流程短、投资省、能耗低、操作维护易。

现有公开的专利技术涉及到提高装置产品辛烷值的工艺流程和生产方法基本上都是通过逐塔(或吸附床，或结合吸附床，或结合膜分离单元)分离出循环组分分别循环的方式实现循环组分再次通过反应器参加反应以提高总转化率的工艺流程，所以需要设计多台分离塔和相关设备，流程长、投资大、能耗也高，操作生产维护工作量也大。本发明是通过一台分离塔只采用分馏手段实现稳定脱出燃料气和液化气组分，尤其是单塔实现组分分离循环，达到提高低辛烷值组分循环转化率的目的，最终提高最终产品辛烷值。

发明内容

本发明提供一种轻石脑油异构化全循环系统，保持传统工艺流程方法产品性能(RON最高可达92)基础上，简化缩短了生产流程、投资省、能耗低、操作维护容易、减少生产成本。

为达到上述目的，本发明提供了一种轻石脑油异构化全循环系统，包括：进料/产品换热器、反应、换热、气液分离单元、重组分/循环油换热器、分离塔、第一循环换热器、第二循环换热器、循环泵、冷凝冷却器、回流罐和回流泵、其中：

所述进料/产品换热器与所述分离塔相连，进入的原料与从所述分离塔出来的高辛烷值物流在所述进料/产品换热器进行换热，经换热后的原料再经过所述反应、换热、气液分离单元的相关换热设备换热后进入所述分离塔，经换热冷却后的高辛烷值物流作为产品输出，其中换热后的原料在离开所述反应、换热、气液分离单元后设置有将原料直接送入所述反应、换热、气液分离单元内的分支管线；

所述重组分/循环油换热器与所述反应、换热、气液分离单元相连，反应物料经所述反应、换热、气液分离单元处理后得到的反应后液相物流与由所述分离塔底部出来的重组分油在所述重组分/循环油换热器中换热，换热后的反应后液相物流进入所述分离塔中部；

所述第一循环换热器和所述第二循环换热器分别连接在所述分离塔与所述循环泵的入口之间，所述循环泵的出口与所述反应、换热、气液分离单元相连接，从所述分离塔中部抽出两股低辛烷值组分物流经所述第一循环换热器和所述第二循环换热器冷却后，通过所述循环泵提高压力后进入所述反应、换热、气液分离单元；

所述分离塔还与所述进料/产品换热器相连，由所述分离塔分离得到的高辛烷值物流进入所述进料/产品换热器参与换热；

所述冷凝冷却器的一端连接所述分离塔的顶端，所述回流罐连接在所述冷凝冷却器的另一端与所述回流泵的输入端之间，所述回流泵的输出端与所述分离塔相连，所述回流罐中得到的燃料气由所述回流罐上端输出，所述回流泵的输出端还设置有用于输出液化石油气LPG或LPG组分的旁支。

进一步地，上述轻石脑油异构化全循环系统还包括再沸器，所述再沸器连接在由所述分离塔底部出来的重组分油管线与所述分离塔之间，塔底重组分油中的一部分经所述再沸器加热部分汽化后重新进入所述分离塔，重组分油中的剩余物流经换热后作为产品输出。

进一步地，所述反应、换热、气液分离单元下部连接有用于通入新氢气的管线。

进一步地，所述反应、换热、气液分离单元所采用的催化剂为各种酸性型和双功能金属/酸性型轻石脑油异构化催化剂中的一种或多种。

进一步地，上述各设备间的管线上分别设置有切断阀。

进一步地，上述轻石脑油异构化全循环系统还设置有原料与高辛烷值物流、原料与循环物流、原料与反应器后流出汽相或液相物流或两相混合物流、原料与产品物流、原料与重组分物流、原料与轻组分物流、产品物流与高辛烷值物流、产品物流与循环物流、产品物流与反应器前物流、产品物流与重组分物流、产品物流与轻组分物流、以及冷媒、热媒与上述物流间的换热方式中的一种或多种换热方式。

进一步地，通过操作关闭切断阀或取消设置的部分设备间切断阀和抽出侧线管线，达到部分循环的目的。

与传统方法相比，本发明具有以下优点：

(1)本发明与传统方法相比较，公用工程消耗和设备台数少于传统方法，大约会引起能耗减少15％和生产成本减少20％；

(2)本发明与传统方法相比较，本发明设备台数少于传统方法，占地面积大约减少40％；

(3)本发明与传统方法相比较，设备台数、占地、管道、仪表、框架、电缆等各专业材料少于传统方法，引起投资大约减少30％。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明一个实施例的轻石脑油异构化全循环系统示意图。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

图1为本发明一个实施例的轻石脑油异构化全循环系统示意图。如图所示，图中，A为进入系统的原料，B为第一高辛烷值物流，C为第二高辛烷值物流，D为冷媒，E为燃料气，F为LPG，G为新氢，H为重组分物流，I为反应后液相物流，J为热媒，K为输出的产品，轻石脑油异构化全循环系统包括：进料/产品换热器1、反应、换热、气液分离单元2、重组分/循环油换热器11、分离塔6、第一循环换热器3、第二循环换热器4、循环泵5、冷凝冷却器7、回流罐8和回流泵9、其中：

进料/产品换热器与所述分离塔相连，进入的原料与从所述分离塔出来的高辛烷值物流在所述进料/产品换热器进行换热，经换热后的原料再经过所述反应、换热、气液分离单元的相关换热设备换热后进入所述分离塔，经换热冷却后的高辛烷值物流作为产品输出，其中换热后的原料在离开所述反应、换热、气液分离单元后设置有将原料直接送入所述反应、换热、气液分离单元内的分支管线；

重组分/循环油换热器与所述反应、换热、气液分离单元相连，反应物料经所述反应、换热、气液分离单元处理后得到的反应后液相物流与由所述分离塔底部出来的重组分油在所述重组分/循环油换热器中换热，换热后的反应后液相物流进入所述分离塔中部；

第一循环换热器和所述第二循环换热器分别连接在分离塔与所述循环泵的入口之间，循环泵的出口与反应、换热、气液分离单元相连接；

从分离塔中部抽出两股低辛烷值组分物流经第一循环换热器和第二循环换热器冷却后，通过循环泵提高压力后进入反应、换热、气液分离单元；

分离塔还与进料/产品换热器相连，由分离塔分离得到的高辛烷值物流进入进料/产品换热器参与换热；

冷凝冷却器的一端连接分离塔的顶端，回流罐连接在冷凝冷却器的另一端与回流泵的输入端之间，回流泵的输出端与分离塔相连，回流罐中得到的燃料气由回流罐上端输出，回流泵的输出端还设置有用于输出液化石油气LPG或LPG组分的旁支；

进一步地，上述轻石脑油异构化全循环系统还包括再沸器10，再沸器连接在由分离塔底部出来的重组分油管线与分离塔之间，塔底重组分油中的一部分经再沸器加热部分汽化后重新进入分离塔，重组分油中的剩余物流经换热后作为产品输出。

进一步地，反应、换热、气液分离单元下部连接有用于通入新氢气的管线。

进一步地，上述反应单元所采用的催化剂可以是各种酸性型和双功能金属/酸性型轻石脑油异构化催化剂中的一种或多种，反应流出物经过换热和气液分离(如果采用卤素氧化铝类低温型催化剂，没有独立的气液分离设备)，液相物流返回分离塔，在一台分离塔内实现燃料气脱气、液化气组分(LPG)分离、高辛烷值组分分离、低辛烷值组分分离和脱除重组分的分离任务。与传统组分全循环流程相比较，最大的特征就是：传统分馏工艺需要四台塔来完成分离和循环任务，而本发明只需要一台塔来完成全部分离和循环任务。

本发明所处理的原料为C4～C7烃类组分物流，其用于C4烷烃异构化的工艺时，原料中以C4烷烃组分为主；其用于轻石脑油(C5C6烷烃)异构化工艺时，原料中以C5、C6、或C5C6烷烃组分为主，含少量C4和苯、环烷烃及C7+组分。原料中各项杂质含量的要求，由催化剂性质决定，进入本发明工艺装置内的原料是指满足催化剂杂质含量要求的原料。原料在“反应、换热、气液分离单元”内经与产品和反应后物料换热后进分离塔或反应器(根据催化剂对原料要求和原料组成情况确定)。如果进反应器，原料与氢气混合换热和加热到催化剂要求的温度后进入反应器，进入反应器的物流温度范围为50～430℃，压力范围为0.5～8MPaG，氢气与烃类的摩尔比范围为0.01～10，反应器重量空速范围为0.5～10h-1。如果进分离塔，根据在“反应、换热、气液分离单元”能量优化回收热量的原则，加热到一定温度(根据催化剂情况优化确定)后，进入分离塔中部，分离塔工艺条件控制范围为塔顶压力大于0.2MPa，温度大于30℃(如果有冷源系统调节，温度可以更低)。塔顶得到燃料气和液化气(LPG)产品或LPG组分，塔中部侧线抽出第一高辛烷值组分物流和第二高辛烷值组分物流，两股物流混合后与原料换热后作为产品送出装置。另从分离塔中部抽出两股低辛烷值组分物流经第一循环换热器和第二循环换热器冷却后合并，通过循环泵提高压力后进入“反应、换热、气液分离单元”，与氢气混合后经换热、加热到如上所述的工艺条件后，进入反应器反应，完成对低辛烷值组分的循环操作。塔底物流为C7+组分，与“反应、换热、气液分离单元”来的液相物流换热后，再冷却后，可以作为单独副产品出装置，也可以与高辛烷值组分一起混合后作为主产品出装置。分离塔底再沸器以适合的热源加热。

进一步地，针对本工艺中三种物流(原料、产品、中间物流)之间的换热，上述轻石脑油异构化全循环系统还设置有原料与高辛烷值物流、原料与循环物流、原料与反应器后流出汽相或液相物流或两相混合物流、原料与产品物流、原料与重组分物流、原料与轻组分物流、产品物流与高辛烷值物流、产品物流与循环物流、产品物流与反应器前物流、产品物流与重组分物流、产品物流与轻组分物流、以及冷媒(如：循环冷却水)、热媒(如：蒸汽、导热油)与上述物流间的换热方式中的一种或多种换热方式。

本发明可以通过操作关闭切断阀或取消设置的部分设备间切断阀和抽出侧线管线，实现传统工艺方法同样的部分循环的目的。

综上，上述实施例实现了以下有益效果：

(1)理论上，全循环意味着低辛烷值的正构和部分单甲基烷烃组分在装置系统内100％循环，全部转化为高辛烷值组分。这样就可以生产出理论上的最高辛烷值产品。本发明使装置能做到最大化地完成低辛烷值组分在反应器内进行异构化反应，从而以少的代价提高最终产品辛烷值接近极限值。

(2)采用分馏手段，利用一台分离塔仍可以生产出传统全循环流程生产的同样品种数和品质的最终产品：主产品——高辛烷值调合组分(有时根据用户需要塔底物流单独出装置)，副产液化气(LPG)产品(或液化气组分)和燃料气。

(3)本发明可以通过设计或操作手段灵活设计或灵活切换实现部分循环或全部循环的要求，满足对产品的不同要求。

以下为一应用传统方法实施的原料，用于本发明后的相关设计计算数据。

表1原料组成mol％

表2氢气组成mol％

计算案例中采用Pt/Cl-Al₂O₃类低温型催化剂，“反应、换热、气液分离单元”内采用两台反应器，氢气与烃类的摩尔比0.05，进入分离塔的物流温度为90℃，塔顶压力0.5MPa，温度49℃。

本发明加工后的产品C5+体积液收(lv％)为97.3，RVP为95.3kPa，RON为91，产品辛烷值与进料相比提高了RON24.24。

实施例表明，与传统方法相比，本发明具有以下优点：

(1)本发明与传统方法相比较，公用工程消耗和设备台数少于传统方法，大约会引起能耗减少15％和生产成本减少20％；

(2)本发明与传统方法相比较，本发明设备台数少于传统方法，占地面积大约减少40％；

(3)本发明与传统方法相比较，设备台数、占地、管道、仪表、框架、电缆等各专业材料少于传统方法，引起投资大约减少30％。

本领域普通技术人员可以理解：附图只是一个实施例的示意图，附图中的模块或流程并不一定是实施本发明所必须的。

本领域普通技术人员可以理解：实施例中的装置中的模块可以按照实施例描述分布于实施例的装置中，也可以进行相应变化位于不同于本实施例的一个或多个装置中。上述实施例的模块可以合并为一个模块，也可以进一步拆分成多个子模块。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明实施例技术方案的精神和范围。

Claims (4)

1.一种轻石脑油异构化全循环系统，其特征在于，包括：进料/产品换热器、反应、换热、气液分离单元、重组分/循环油换热器、分离塔、第一循环换热器、第二循环换热器、循环泵、冷凝冷却器、回流罐和回流泵、其中：

所述进料/产品换热器与所述分离塔相连，进入的原料与从所述分离塔出来的高辛烷值物流在所述进料/产品换热器进行换热，经换热后的原料再经过所述反应、换热、气液分离单元的相关换热设备换热后进入所述分离塔，经换热冷却后的高辛烷值物流作为产品输出，其中换热后的原料在离开所述反应、换热、气液分离单元后设置有将原料直接送入所述反应、换热、气液分离单元内的分支管线；

所述重组分/循环油换热器与所述反应、换热、气液分离单元相连，反应物料经所述反应、换热、气液分离单元处理后得到的反应后液相物流与由所述分离塔底部出来的重组分油在所述重组分/循环油换热器中换热，换热后的反应后液相物流进入所述分离塔中部；

所述第一循环换热器和所述第二循环换热器分别连接在所述分离塔与所述循环泵的入口之间，所述循环泵的出口与所述反应、换热、气液分离单元相连接，从所述分离塔中部抽出两股低辛烷值组分物流经所述第一循环换热器和所述第二循环换热器冷却后，通过所述循环泵提高压力后进入所述反应、换热、气液分离单元；

所述分离塔还与所述进料/产品换热器相连，由所述分离塔分离得到的高辛烷值物流进入所述进料/产品换热器参与换热；

所述冷凝冷却器的一端连接所述分离塔的顶端，所述回流罐连接在所述冷凝冷却器的另一端与所述回流泵的输入端之间，所述回流泵的输出端与所述分离塔相连，所述回流罐中得到的燃料气由所述回流罐上端输出，所述回流泵的输出端还设置有用于输出液化石油气LPG或LPG组分的旁支；

其中，各设备间的管线上分别设置有切断阀，通过操作关闭切断阀或取消设置的部分设备间切断阀和抽出侧线管线实现部分循环；

还包括再沸器，所述再沸器连接在由所述分离塔底部出来的重组分油管线与所述分离塔之间，塔底重组分油中的一部分经所述再沸器加热部分汽化后重新进入所述分离塔，重组分油中的剩余物流经换热后作为产品输出。

2.根据权利要求1所述的轻石脑油异构化全循环系统，其特征在于，所述反应、换热、气液分离单元下部连接有用于通入新氢气的管线。

3.根据权利要求1所述的轻石脑油异构化全循环系统，其特征在于，所述反应、换热、气液分离单元所采用的催化剂为各种酸性型和双功能金属/酸性型轻石脑油异构化催化剂中的一种或多种。

4.根据权利要求1所述的轻石脑油异构化全循环系统，其特征在于，还设置有原料与高辛烷值物流、原料与循环物流、原料与反应器后流出汽相或液相物流或两相混合物流、原料与产品物流、原料与重组分物流、原料与轻组分物流、产品物流与高辛烷值物流、产品物流与循环物流、产品物流与反应器前物流、产品物流与重组分物流、产品物流与轻组分物流以及冷媒、热媒与上述物流间的换热方式中的一种或多种换热方式。