CN105647575A - 一种稳定轻烃升级利用的工艺 - Google Patents
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- C10G53/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more refining processes
Abstract
本发明涉及一种稳定轻烃升级利用的工艺，以费托合成油加工制得的稳定轻烃为原料，分离得到高纯度烷烃产品和溶剂油，包括以下几个步骤：(1)将稳定轻烃送入轻重切割塔，分离后在轻重切割塔塔顶得到轻组分，塔釜得到重组分；(2)将轻组分送入轻组分精馏系统，分离得到轻烷烃产品和轻溶剂油；(3)将重组分送入重组分精馏系统，分离得到重烷烃产品和重溶剂油；(4)轻组分精馏系统、重组分精馏系统通过热媒在热媒循环系统中进行间接热集成，从而节省分离过程循环水和蒸汽消耗。与现有技术相比，本发明具有能耗低、装置简单、生产成本低、产品价格高等优点。
Description
技术领域
本发明涉及费托合成油品升级利用技术领域，具体涉及一种稳定轻烃升级利用的工艺。
背景技术
费托合成的油品有效补充了对石油产品的需求，但同时也受原油价格的冲击严重。费托合成的油品原料清洁，产品无硫、无氮、无杂质、低芳的特点，但单一生产油品的费托合成工艺的商业化运行困难。费托合成在生产油品的同时还会副产大量石脑油、烯烃、含氧化合物甚至化肥等化学品，这些化学品是费托合成工艺确保盈利的基础。相比整个费托合成过程，产品升级利用净值投入资金较少，却可以换来产品附加值的大幅提升，因此对产品升级利用进行研究具有重大意义。
国内外许多研究者对费托合成产品升级利用作了大量的研究，Sasol一厂的产品升级和分离方案逐渐转变为以生产化工产品为主；Sasol公司通过精馏得到了各种牌号、各种凝点的蜡；Sasol公司还研发了一套α-烯烃提取工艺。Shell的SMDS费托合成工艺将费托合成油进行加氢处理，包括加氢饱和、加氢脱氧、加氢裂化和加氢异构，所产石脑油是烯烃裂解极好的原料，蜡抽余油加工成高档润滑油基础油，其他馏分油除了用作煤油、柴油调和组分外还可用作钻井液基础油；Shell的另一套加氢精制只进行烯烃加氢饱和与加氢脱氧，加氢后对各馏分进行精细切割，其中C5～C10馏分用于制备溶剂，C10～C13馏分可用来制作表面活性剂，C14～C17馏分用于生产洗涤液和阻燃材料，以及不同牌号的蜡。各个馏分产品都有多种精制利用方式，极大程度地增强了抵御某种产品价格波动的能力。
目前，国内对费托合成石脑油中烯烃的加工利用研究较多，中国专利CN102452888A和CN102452886A分别介绍了采用特殊精馏(包括萃取精馏、共沸精馏和精密精馏)，以费托合成油品为原料生产聚合级要求的1-己烯和1-辛烯产品的方法。对于费托合成中的石脑油中烷烃的加工利用报道较少，而对原油生产的石脑油提取正构烷烃的方法报道较多。原油生产的石脑油硫含量和芳烃含量较高且含有环烷烃，环烷烃与正构烷烃的沸点差较小，将正构烷烃从石脑油中分离基本采用萃取精馏或吸附分离的方法。中国专利CN102517072A采用复合溶剂做萃取剂，利用萃取精馏将石脑油分成富含烷烃的抽余油和富含环烷烃和芳烃的抽出油，抽余油为裂解原料进入乙烯裂解装置，抽出油为重整原料进入催化重整装置。USA4367364和USA4455444介绍了从环烷烃以及从支链烷烃中分离正构烷烃时使用硅沸石效果很好。USA3205166介绍了采用模拟移动床吸附生产高纯度烷烃产品。中国专利CN1715368A采用极性固体吸附剂，利用吸附分离将全馏分石脑油分离成正构烷烃与非正构烷烃。
费托合成的石脑油经加工制得的稳定轻烃包含C5～C11的正构和异构烷烃，由于其无硫、环烷烃和芳烃含量低、正构烷烃含量高，是生产高纯度烷烃和溶剂油的极好原料。高纯度的烷烃是重要的工业溶剂、清洗剂及化工原料，在工业上有广泛的用途。高纯度的异戊烷、正庚烷、正辛烷国内暂时无较大的生产装置，主要依靠进口。而溶剂油对硫化物和芳烃的含量都有一定限制，生产更低芳烃及硫含量的环境友好的溶剂油是今后发展的方向，目前我国溶剂油进口量较大。因此，利用费托合成生产的稳定轻烃为原料，通过热集成的精馏分离得到高纯度的烷烃和溶剂油产品，以生产成本低、价格高的产品，更符合资源有效利用要求，将取得更大经济效益。
发明内容
本发明的目的就是提供一种生产成本低、产品价格高、工艺简单的稳定轻烃升级利用的工艺。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种稳定轻烃升级利用的工艺，以费托合成油加工制得的稳定轻烃为原料，分离得到高纯度烷烃产品和溶剂油，该工艺包括以下几个步骤：
(1)将稳定轻烃送入轻重切割塔，分离后在轻重切割塔塔顶得到轻组分，塔釜得到重组分；
(2)将轻组分送入轻组分精馏系统，分离得到轻烷烃产品和轻溶剂油；
(3)将重组分送入重组分精馏系统，分离得到重烷烃产品和重溶剂油；
(4)轻组分精馏系统、重组分精馏系统通过热媒在热媒循环系中进行间接热集成。
所述的稳定轻烃包括C5～C11的正构烷烃和异构烷烃，还会含有极少量的芳烃、环烷烃和烯烃。
所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C6和C7之间切割，C6及以下组分为轻组分，C7及以上组分为重组分；
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷和异己烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油为6#溶剂油；
所述的重烷烃产品包括正庚烷、异庚烷、正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一种或几种；
所述的重溶剂油包括120#溶剂油或200#溶剂油中的一种或两种。
所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C7和C8之间切割，C7及以下组分为轻组分，C8及以上组分为重组分，这种分割方法是最优选的分割方法。
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷、异己烷、正庚烷和异庚烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油为6#溶剂油和120#溶剂油中的一种或两种；
所述的重烷烃产品包括正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一种或几种；
所述的重溶剂油为200#溶剂油。
所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C8和C9之间切割，C8及以下组分为轻组分，C9及以上组分为重组分；
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷、异己烷、正庚烷、异庚烷和正辛烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油包括6#溶剂油或120#溶剂油中的一种或两种；
所述的重烷烃产品包括正壬烷和正癸烷中的一种或两种；
所述的重溶剂油为200#溶剂油。
所述的轻组分精馏系统包括2～7个相互连接轻组分精馏塔，优选4～6个，各轻组分精馏塔的操作压力为20～200KPa，优选操作压力为40～150KPa；
所述的重组分精馏系统包括2～7个相互连接重组分精馏塔，优选2～4个，各重组分精馏塔的操作压力为101～250KPa，优选操作压力为110～200KPa。
所述的热媒循环系统包括循环依次连接的热媒罐、热媒循环泵、热媒加热单元和热媒冷却单元；
所述的热媒加热单元包括并联连接的各重组分精馏塔冷凝器、热媒加热器和加热旁路；
所述的热媒冷却单元包括并联连接的各轻组分精馏塔再沸器、热媒冷却器和冷却旁路。
所述的各轻组分精馏塔的再沸器由热媒提供热量，其冷凝器由循环水提供冷量；所述的各重组分精馏塔的冷凝器由热媒提供冷量，其再沸器由蒸汽提供热量。
所述热媒的操作温度为80～150℃，优选的操作温度为100～120℃。
利用热媒将轻、重组分精馏系统进行间接热集成，其过程为：热媒从热媒罐用热媒循环泵抽出，按照重组分精馏塔各塔塔顶冷凝器的热负荷分配热媒至各冷凝器的流量，多余的热媒经过热媒加热器和旁路流至热媒总管，热媒在重组分精馏塔冷凝器中将塔顶蒸汽冷凝而升温；升温后的热媒汇集至总管后再按照轻组分精馏塔各塔塔釜再沸器的热负荷重新分配热媒流量，多余的热媒通过热媒冷却器和旁路流回热媒总管，热媒在轻组分精馏塔再沸器中将塔釜物料部分汽化而降温，降温后的热媒汇合至总管后循环到热媒罐中，至此完成热媒的循环过程。
由于重组分精馏塔冷凝器的总热负荷Q1与轻组分精馏塔再沸器的总热负荷Q2不等，当Q1>Q2时，开启热媒冷却器，用循环水将多余的热量移走，当Q1<Q2时，开启热媒加热器，用蒸汽加热热媒为系统补充热量，热媒系统也可与邻近装置建立热集成。
与现有技术相比，本发明的有益效果体现在以下几方面：
(1)本发明利用费托合成油品加工制得的稳定轻烃生产高纯度烷烃产品和溶剂油，与现有正构烷烃作为烯烃裂解原料相比，提高了产品的附加值；
(2)本发明采用常规精馏分离稳定轻烃生产高纯度烷烃产品，与现有的萃取精馏或吸附分离提纯正构烷烃的方法相比，装置简单、操作容易、投资省；
(3)本发明可根据不同的产品方案设置不同的轻组分和重组分精馏塔的个数，或根据市场情况调整精馏塔的操作条件得到不同的产品，操作灵活性大；
(4)本发明设有热媒循环系统，将重组分精馏系统与轻组分精馏系统通过热媒进行间接热集成，降低了冷却水和蒸汽的消耗，同时也避免了塔之间直接耦合造成塔操作相互影响，并且热量的匹配是全局考虑并设有热媒加热器和热媒冷却器，不再受单个塔之间热量难以完全匹配的限制，且无需设置开工再沸器和开工冷凝器，操作灵活，综合能耗可降低35％以上。
附图说明
图1为本发明一种稳定轻烃升级利用的工艺流程示意图；
图2为本发明一种稳定轻烃升级利用的工艺流程图；
图3为本发明一种稳定轻烃升级利用的工艺中热媒流程示意图；
图4为本发明一种稳定轻烃升级利用的工艺流程图。
其中，T为精馏塔，C代表冷凝器，R代表再沸器，V1为储罐，P1为热媒循环泵，H1为热媒加热器，H2为热媒冷却器，CW为循环水，HM为热媒，ST为蒸汽。
具体实施方式
下面对本发明的实施例作详细说明，本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。
实施例1
一种稳定轻烃升级利用的工艺，应用于将费托合成油加工制得的稳定轻烃分离得到高纯度烷烃产品和溶剂油，如图1所示，该工艺包括以下几个步骤：
(1)将稳定轻烃送入轻重切割塔，分离后在轻重切割塔塔顶得到轻组分，塔釜得到重组分；
(2)将轻组分送入轻组分精馏系统，分离得到轻烷烃产品和轻溶剂油；
(3)将重组分送入重组分精馏系统，分离得到重烷烃产品和重溶剂油；
(4)轻组分精馏系统、重组分精馏系统通过热媒在热媒循环系中进行间接热集成。
重组分精馏塔塔顶冷凝器与轻组分精馏塔塔釜再沸器通过热媒进行间接热集成，热媒在热媒循环系统中形成闭路循环。
结合工艺流程图图2所示，该工艺具体包括以下几个步骤：
(1)以费托合成油品加工装置制得的稳定轻烃为原料101，原料处理量为20t/h，将该原料101通入轻重切割塔T1进行轻重组分的分离。轻重组分的切割点根据原料中各组分含量及组分之间相对挥发度的差异选择，选取相对挥发度较大的组分进行切割，尽量使轻重组分的质量相差较小，有利于降低分离能耗，本实施方案中以C7和C8之间切割来进行描述。
(2)轻重切割塔T1塔顶流出的轻组分C7 -(C7以下包括C7的烷烃)进入轻组分精馏系统，轻组分精馏系统设置6个相互连接的轻组分精馏塔，可得到异戊烷、正戊烷、异己烷、正己烷、异庚烷和正庚烷6种产品。轻组分进入脱戊烷塔T2，从塔顶蒸出的戊烷混合物再进入戊烷分离塔T3对正、异戊烷进行分离，戊烷分离塔T3的塔顶和塔底分别得到异戊烷产品102和正戊烷产品103；脱戊烷塔T2塔釜流出物料进入脱己烷塔T4，从塔顶蒸出的己烷混合物再进入己烷分离塔T5对正、异己烷进行分离，己烷分离塔T5的塔顶和塔底分别得到异己烷产品104和正己烷产品105；脱己烷塔T4塔釜流出物料进入异庚烷塔T6，塔顶蒸出异庚烷产品106，塔釜物料再进入正庚烷塔T7，正庚烷产品107从塔顶蒸出，塔釜的重组分满足120#溶剂油的质量要求，可作120#溶剂油。轻组分精馏塔操作压力为40～150kPa。
(3)轻重切割塔T1塔釜流出的重组分C8+(C8以上包括C8的烷烃)进入重组分精馏系统，重组分精馏系统设置4个相互连接的重组分精馏塔，重组分按照沸点从轻到重的顺序依次分离。重组分依次经过辛烷脱轻塔T8、辛烷塔T9、壬烷脱轻塔T10和壬烷塔T11分离，4个精馏塔塔顶依次得到辛烷轻组分、正辛烷产品109、壬烷轻组分110、正壬烷产品111，辛烷轻组分和壬烷塔T11塔釜的壬烷重组分分别满足120#溶剂油和200#溶剂油的质量要求，可作溶剂油产品，辛烷轻组分与正庚烷塔T7塔釜物流混合后作为120#溶剂油产品108，T11塔釜的壬烷重组分作为200#溶剂油产品112。重组分精馏塔操作压力为110～200kPa。
(4)利用热媒将轻、重组分精馏系统进行间接热集成，其过程如图3所示：热媒从热媒罐V1用热媒循环泵P1抽出，按照重组分精馏塔各塔塔顶冷凝器(即C8、C9、C10和C11)的热负荷分配热媒至各冷凝器的流量，多余的热媒经过热媒加热器H1和旁路流至热媒总管，热媒在重组分精馏塔冷凝器中将塔顶蒸汽冷凝而升温；升温后的热媒汇集至总管后再按照轻组分精馏塔各塔塔釜再沸器即(R2、R3、R4、R5、R6、R7)的热负荷重新分配热媒流量，多余的热媒通过热媒冷却器H2和旁路流回热媒总管，热媒在轻组分精馏塔再沸器中将塔釜物料部分汽化而降温，降温后的热媒汇合至总管后循环到热媒罐V1中，至此完成热媒的循环过程。在本实施例中，重组分精馏塔塔顶冷凝器的温度均大于138℃，总热负荷Q1为39.10GJ/h；轻组分精馏塔塔釜再沸器的温度均小于98℃，总热负荷Q2为36.13GJ/h。用水作为热媒，热媒罐的操作温度为108℃，经热媒循环泵升压后460t/h的热水分配至各重组分精馏塔塔顶冷凝器，由于Q1>Q2，热媒循环系统无需补充热量，热媒加热器H1关闭，经过冷凝器升温后的热媒汇集至总管，温度为128℃，升温后的热媒重新按热负荷分配至各轻组分精馏塔再沸器为其提供热量，多余的热量在热媒冷却器H2中用循环水取走，降温后的热媒再循环回热媒循环罐中。通过使用热媒进行热集成后，蒸汽消耗量从42t/h降至24t/h，循环水的消耗量从2010t/h降至1144t/h，综合能耗从142.4GJ/h降至81.9GJ/h，综合能耗下降了42.51％。
本实施例的物料平衡表见表1所示。由于原料中含有甲基环戊烷，其与正己烷的沸点差较小，因此只能得到80％纯度的工业己烷产品，其他烷烃产品都能达到高纯度的要求，溶剂油也能达到行业标准SH0004-90和SH0005-90的要求。
表1物料平衡表(wt％)
| 物流编号 | 101 | 102 | 103 | 104 | 105 | 106 | 107 | 108 | 109 | 110 | 111 | 112 |
| 异戊烷 | 7.57 | 99.30 | 0.50 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正戊烷 | 6.11 | 0.70 | 99.28 | 0.11 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 异己烷 | 9.21 | 0.00 | 0.22 | 99.09 | 12.70 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正己烷 | 10.14 | 0.00 | 0.00 | 0.78 | 80.11 | 1.70 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基环戊烷 | 0.71 | 0.00 | 0.00 | 0.01 | 5.46 | 0.28 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 苯 | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.11 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基戊烷 | 5.67 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.62 | 51.47 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基己烷 | 3.87 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 36.00 | 0.38 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 3-乙基戊烷 | 0.65 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 5.73 | 0.36 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正庚烷 | 11.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 4.80 | 99.16 | 5.29 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基己烷 | 8.36 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.10 | 70.98 | 0.06 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基庚烷 | 2.60 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 23.55 | 0.78 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正辛烷 | 10.24 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.16 | 97.15 | 1.60 | 0.00 | 0.00 |
| 三甲基正己烷 | 0.18 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.55 | 0.14 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基庚烷 | 5.85 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.45 | 38.90 | 0.00 | 0.00 |
| 2-甲基辛烷 | 2.06 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 13.81 | 0.07 | 0.00 |
| 3-乙基庚烷 | 1.92 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 12.84 | 0.04 | 0.00 |
| 3-甲基辛烷 | 4.60 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 30.69 | 0.56 | 0.00 |
| 正壬烷 | 3.04 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 2.00 | 99.04 | 1.00 |
| 二甲基辛烷 | 2.67 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.30 | 42.38 |
| 甲基壬烷 | 2.69 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 42.885 --> |
| 正癸烷 | 0.80 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 12.82 |
| 正十一烷 | 0.06 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.91 |
| 流量，kg/h | 20000 | 1518 | 1219 | 1538 | 2472 | 2127 | 1990 | 2350 | 2004 | 2985 | 542 | 1255 |
实施例2
采用与实施例1相似的工艺方法，以费托合成石脑油经加氢处理后的稳定轻烃为原料101，原料处理量为20t/h，分离流程如图4所示，轻重切割从C6和C7之间切割，轻组分精馏系统设置了4个相互连接的轻组分精馏塔(T2～T5)，轻组分C6-经分离后得到异戊烷102、正戊烷103、异己烷104、正己烷105和6#溶剂油106；重组分精馏系统设置了4个相互连接的重组分精馏塔(T6～T9)，重组分C7+经分离后得到正庚烷107、120#溶剂油108、正辛烷109和200#溶剂油110。轻组分精馏塔操作压力为40～150kPa，重组分精馏塔操作压力为110～200kPa，重组分精馏塔塔顶冷凝器的温度均大于116℃，总热负荷Q1为33.84GJ/h；轻组分精馏塔塔釜再沸器的温度均小于89℃，总热负荷Q2为24.33GJ/h。用水作为热媒，热媒罐的操作温度为95℃，热水循环量为620t/h，经过重组分冷凝器升温后的热媒汇集至总管，总管温度为110℃，升温后的热媒重新按热负荷分配至各轻组分精馏塔再沸器为其提供热量，多余的热量在热媒冷却器中用循环水取走，降温后的热媒再循环回热媒循环罐中。通过使用热媒进行热集成后，蒸汽消耗量从32.5t/h降至20.5t/h，循环水的消耗量从1556t/h降至973t/h，综合能耗从110.0GJ/h降至69.2GJ/h，综合能耗下降了37.08％。
本实施例的物料平衡表见表2所示，经精馏分离所得烷烃产品都能达到高纯度的要求，溶剂油也能达到国家标准GB1669-96、行业标准SH0004-90和SH0005-90的要求。
表2物料平衡表(wt％)
| 物流编号 | 101 | 102 | 103 | 104 | 105 | 106 | 107 | 108 | 109 | 110 |
| 异戊烷 | 8.06 | 99.10 | 0.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正戊烷 | 9.44 | 0.90 | 99.08 | 0.04 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 异己烷 | 6.62 | 0.00 | 0.02 | 99.33 | 1.16 | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正己烷 | 14.91 | 0.00 | 0.00 | 0.63 | 97.14 | 10.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 苯 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基戊烷 | 2.40 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.68 | 88.26 | 0.00 | 0.23 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基己烷 | 4.20 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.66 | 0.35 | 31.65 | 0.00 | 0.00 |
| 3-乙基戊烷 | 0.66 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.05 | 0.50 | 4.39 | 0.00 | 0.00 |
| 正庚烷 | 17.61 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.01 | 99.04 | 2.14 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基己烷 | 1.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.10 | 14.57 | 0.01 | 0.00 |
| 甲基庚烷 | 6.29 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 46.07 | 1.87 | 0.00 |
| 正辛烷 | 17.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.94 | 97.11 | 0.50 |
| 2-甲基辛烷 | 1.25 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.34 | 11.60 |
| 3-甲基辛烷 | 3.98 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.66 | 37.82 |
| 正壬烷 | 5.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.01 | 50.08 |
| 流量，kg/h | 20000 | 1610 | 1891 | 1298 | 3011 | 480 | 3501 | 2587 | 3579 | 2044 |
实施例3
调整产品方案，产品包括异戊烷102、正戊烷103、异己烷104、6#溶剂油106、120#溶剂油108、正辛烷109和200#溶剂油110，即不生产实施例2中的正己烷105和正庚烷107两种烷烃产品，而正己烷和正庚烷可分别作为6#溶剂油和120#溶剂油馏分进入相应的产品中。
要得到目标产品，分离流程基本与实施例2相同，差异之处在于正己烷塔T5、异庚烷塔T6、正庚烷塔T7三塔停止操作，相当于轻组分精馏系统采用3个相互连接的轻组分精馏塔，重组分精馏系统采用2个相互连接的重组分精馏塔，轻重切割塔T1塔釜物料直接送入辛烷脱轻塔T8进行分离，异己烷塔T4塔釜得到6#溶剂油产品106，辛烷脱轻塔T8塔顶得到120#溶剂油产品108。轻组分精馏塔操作压力为50～150kPa，重组分精馏塔操作压力为110～160kPa，重组分精馏塔塔顶冷凝器的总热负荷Q1为15.17GJ/h，轻组分精馏塔塔釜再沸器的总热负荷Q2为20.42GJ/h，开启热媒加热器，利用蒸汽加热热媒，使整体热量匹配一致。热水循环量为520t/h，热水循环过程温度的变化情况为95℃～110℃。通过使用热媒进行热集成后，蒸汽消耗量从21.4t/h降至13.9t/h，循环水的消耗量从1010t/h降至646t/h，综合能耗从72.2GJ/h降至46.8GJ/h，综合能耗下降了35.19％。本实施例的物料平衡表见表3所示。
表3物料平衡表(wt％)
| 物流编号 | 101 | 102 | 103 | 104 | 105 | 106 | 107 | 108 |
| 异戊烷 | 8.06 | 99.10 | 0.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正戊烷 | 9.44 | 0.90 | 99.08 | 0.04 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 异己烷 | 6.62 | 0.00 | 0.02 | 99.33 | 1.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正己烷 | 14.91 | 0.00 | 0.00 | 0.63 | 85.16 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 苯 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基戊烷 | 2.40 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 13.58 | 0.10 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基己烷 | 4.20 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.23 | 13.54 | 0.00 | 0.00 |
| 3-乙基戊烷 | 0.66 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.01 | 2.14 | 0.00 | 0.00 |
| 正庚烷 | 17.61 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 57.40 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基己烷 | 1.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 6.20 | 0.01 | 0.00 |
| 甲基庚烷 | 6.29 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 19.43 | 1.88 | 0.00 |
| 正辛烷 | 17.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.20 | 97.10 | 0.50 |
| 2-甲基辛烷 | 1.25 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.34 | 11.60 |
| 3-甲基辛烷 | 3.98 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.65 | 37.83 |
| 正壬烷 | 5.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.01 | 50.06 |
| 流量，kg/h | 20000 | 1610 | 1891 | 1298 | 3491 | 6137 | 3528 | 2045 |
实施例4
采用与实施例1类似的工艺方法，轻重切割塔在C8与C9之间进行切割，轻组分精馏系统采用7个相互连接的轻组分精馏塔，即脱戊烷塔进料口连接轻重切割塔塔顶，脱戊烷塔塔顶连接戊烷分离塔，在戊烷分离塔塔顶得到异戊烷102，塔釜得到正戊烷103，脱戊烷塔塔釜连接脱己烷塔，脱己烷塔塔顶连接己烷分离塔，己烷分离塔塔顶得到异己烷104，塔釜得到正己烷105，脱己烷塔塔釜连接脱庚烷塔，脱庚烷塔塔顶连接庚烷分离塔，庚烷分离塔塔顶得到异庚烷106，塔釜得到正庚烷107，脱庚烷塔塔釜连接辛烷分离塔，辛烷分离塔塔顶得到异辛烷108，塔釜得到正辛烷109。各轻组分精馏塔的操作压力为20～200KPa。
重组分精馏系统采用4个相互连接的重组分精馏塔，壬烷脱轻塔连接轻重分割塔塔釜，塔顶得到壬烷轻组分，壬烷脱轻塔塔釜与壬烷塔连接，壬烷塔塔顶得到正壬烷110，壬烷塔塔釜连接癸烷脱轻塔，癸烷脱轻塔塔顶得到癸烷轻组分，癸烷脱轻塔塔釜与癸烷塔连接，癸烷塔塔顶得到正癸烷111，塔釜得到正十一烷112。各重组分精馏塔的操作压力为101～200KPa。
本实施例中，热媒的操作温度为100～150℃。
本实施例的物料平衡表见表4所示。
表4物料平衡表(wt％)
| 物流编号 | 101 | 102 | 103 | 104 | 105 | 106 | 107 | 108 | 109 | 110 | 111 | 112 |
| 异戊烷 | 8.06 | 99.10 | 0.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正戊烷 | 9.44 | 0.90 | 99.08 | 0.06 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 异己烷 | 6.62 | 0.00 | 0.02 | 98.36 | 2.41 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正己烷 | 4.91 | 0.00 | 0.00 | 1.57 | 97.36 | 0.42 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 苯 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.06 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基戊烷 | 5.97 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.17 | 81.61 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基己烷 | 0.63 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 8.63 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 3-乙基戊烷 | 0.66 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 7.83 | 1.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正庚烷 | 7.61 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.51 | 98.68 | 0.19 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基己烷 | 7.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.17 | 85.35 | 0.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基庚烷 | 1.19 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 14.44 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正辛烷 | 7.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 99.72 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基辛烷 | 5.23 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.26 | 0.06 | 0.00 | 0.00 |
| 正壬烷 | 15.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 99.39 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基壬烷 | 5.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.54 | 0.55 | 0.55 |
| 正癸烷 | 10.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 99.45 | 99.45 |
| 正十一烷 | 5.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 流量，kg/h | 20000 | 1610 | 1890 | 1322 | 980 | 1460 | 1517 | 1640 | 1510 | 3020 | 1950 | 1005 |
实施例5
采用与实施例1相似的工艺方法，轻重切割塔在C6与C7之间进行切割，轻组分精馏系统采用2个相互连接的轻组分精馏塔，即脱碳五塔连接轻重切割塔塔顶，脱碳五塔塔顶得到戊烷混合物102(可用作戊烷发泡剂)，脱碳五塔塔釜连接己烷分离塔，己烷分离塔塔顶得到异己烷103，塔釜得到6#溶剂油104。各轻组分精馏塔的操作压力为110～130KPa。
重组分精馏系统采用7个相互连接的重组分精馏塔，即脱庚烷塔进料口连接轻重切割塔塔釜，脱庚烷塔塔顶连接庚烷分离塔，在庚烷分离塔塔顶得到异庚烷105，塔釜得到正庚烷106，脱庚烷塔塔釜连接辛烷脱轻塔，辛烷脱轻塔塔顶得到辛烷轻组分107，塔釜与辛烷塔相连，辛烷塔塔顶得到正辛烷108，辛烷塔塔釜连接壬烷脱轻塔，壬烷脱轻塔塔顶得到壬烷轻组分109，壬烷脱轻塔塔釜与壬烷塔相连，壬烷塔塔顶得到正壬烷110，壬烷塔塔釜与癸烷塔相连，癸烷塔塔顶得到正癸烷111，塔釜得到正十一烷112。各重组分精馏塔的操作压力为101～250KPa。
本实施例中，热媒的操作温度为80～120℃。
本实施例的物料平衡表见表5所示。
表5物料平衡表(wt％)
| 物流编号 | 101 | 102 | 103 | 104 | 105 | 106 | 107 | 108 | 109 | 110 | 111 | 112 |
| 异戊烷 | 8.06 | 50.01 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正戊烷 | 8.06 | 49.98 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 异己烷 | 18.00 | 0.01 | 99.35 | 1.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正己烷 | 14.91 | 0.00 | 0.63 | 85.16 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 苯 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.02 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基戊烷 | 6.87 | 0.00 | 0.00 | 13.82 | 90.44 | 0.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.008 --> |
| 甲基己烷 | 0.38 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 7.56 | 0.15 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 3-乙基戊烷 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正庚烷 | 7.61 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 2.00 | 99.14 | 0.44 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 二甲基己烷 | 1.90 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.16 | 23.21 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 甲基庚烷 | 6.29 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 75.85 | 1.49 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 正辛烷 | 7.55 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.50 | 97.01 | 4.60 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 2-甲基辛烷 | 1.25 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.60 | 22.37 | 0.13 | 0.00 | 0.00 |
| 3-甲基辛烷 | 3.98 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.90 | 72.03 | 1.34 | 0.00 | 0.00 |
| 正壬烷 | 5.12 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.00 | 97.53 | 0.71 | 0.02 |
| 正癸烷 | 7.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 1.00 | 98.86 | 2.29 |
| 正十一烷 | 3.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.43 | 97.70 |
| 流量，kg/h | 20000 | 3225 | 3589 | 3474 | 979 | 1509 | 1630 | 1498 | 1068 | 1029 | 1392 | 608 |
。
Claims (10)
1.一种稳定轻烃升级利用的工艺，以费托合成油加工制得的稳定轻烃为原料，分离得到高纯度烷烃产品和溶剂油，其特征在于，该工艺包括以下几个步骤：
(1)将稳定轻烃送入轻重切割塔，分离后在轻重切割塔塔顶得到轻组分，塔釜得到重组分；
(2)将轻组分送入轻组分精馏系统，分离得到轻烷烃产品和轻溶剂油；
(3)将重组分送入重组分精馏系统，分离得到重烷烃产品和重溶剂油；
(4)轻组分精馏系统、重组分精馏系统通过热媒在热媒循环系统中进行间接热集成。
2.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的稳定轻烃包括C5～C11的正构烷烃和异构烷烃。
3.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C6和C7之间切割，C6及以下组分为轻组分，C7及以上组分为重组分；
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷和异己烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油为6#溶剂油；
所述的重烷烃产品包括异庚烷、正庚烷、正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一种或几种；
所述的重溶剂油包括120#溶剂油或200#溶剂油中的一种或两种。
4.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C7和C8之间切割，C7及以下组分为轻组分，C8及以上组分为重组分；
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷、异己烷、正庚烷和异庚烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油为6#溶剂油和120#溶剂油中的一种或两种；
所述的重烷烃产品包括正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一种或几种；
所述的重溶剂油为200#溶剂油。
5.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的轻重切割塔将稳定轻烃在C8和C9之间切割，C8及以下组分为轻组分，C9及以上组分为重组分；
所述的轻烷烃产品包括正戊烷、异戊烷、正己烷、异己烷、正庚烷、异庚烷和正辛烷中的一种或多种；
所述的轻溶剂油包括6#溶剂油或120#溶剂油中的一种或两种；
所述的重烷烃产品包括正壬烷和正癸烷中的一种或两种；
所述的重溶剂油为200#溶剂油。
6.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的轻组分精馏系统包括2～7个相互连接的轻组分精馏塔，轻组分精馏塔的操作压力为20～200KPa；
所述的重组分精馏系统包括2～7个相互连接的重组分精馏塔，重组分精馏塔的操作压力为101～250KPa。
7.根据权利要求6所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的轻组分精馏系统包括4～6个相互连接的轻组分精馏塔，各轻组分精馏塔的操作压力为40～150KPa；
所述的重组分精馏系统包括2～4个相互连接的重组分精馏塔，各重组分精馏塔的操作压力为110～200KPa。
8.根据权利要求1所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的热媒循环系统包括依次连接的热媒罐、热媒循环泵、热媒加热单元和热媒冷却单元；
所述的热媒加热单元包括并联连接的各重组分精馏塔冷凝器、热媒加热器和加热旁路；
所述的热媒冷却单元包括并联连接的各轻组分精馏塔再沸器、热媒冷却器和冷却旁路。
9.根据权利要求8所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述的各轻组分精馏塔的再沸器由热媒提供热量，其冷凝器由循环水提供冷量；所述的各重组分精馏塔的冷凝器由热媒提供冷量，其再沸器由蒸汽提供热量，所述热媒的操作温度为80～150℃。
10.根据权利要求9所述的一种稳定轻烃升级利用的工艺，其特征在于，所述热媒的操作温度为100～120℃。
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Cited By (6)
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