CN105969422B - 一种吸附分离生产溶剂油的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种吸附分离生产溶剂油的方法，以C9～C12中间馏分油为原料，其特征包括如下步骤：(1)将原料预吸附处理脱除微量含硫、含氮杂质，得到精制原料(2)精制原料经过三区模拟移动床连续吸附分离芳烃，得到含有解吸剂的普通溶剂油和含有解吸剂的芳烃溶剂油；(3)含有解吸剂的溶剂油分别进入精馏塔回收解吸剂，得到普通溶剂油和芳烃溶剂油；(4)普通溶剂油和芳烃溶剂油再次分别进入产品精馏塔，最终可以得到满足国家标准的对应牌号的3#、5#、SA‑1000、SA‑1500和S‑1800溶剂油。本发明提供的吸附分离生产溶剂油的方法，可以在非临氢条件下脱除芳烃，并对芳烃综合利用，提高溶剂油的收率，降低生产成本。

Description

一种吸附分离生产溶剂油的方法
技术领域
本发明涉及一种吸附分离生产溶剂油的方法。
背景技术
溶剂油是石油产品之一，与汽油、煤油、柴油、润滑油一起并称为五大类石油产品，在医药、化工、材料、橡胶、油漆涂料等领域应用广泛。目前，溶剂油生产的主要原料来自石油化工常减压精馏、催化重整、加氢精制、催化裂化、芳烃抽提等工艺过程，通常还需进一步加工处理以改善色泽、气味和安定性。按照种类和馏程范围，国家标准规定的常见的溶剂油牌号有：6号溶剂油、油漆及清洗用溶剂油200号，高沸点芳烃溶剂SA-1000、SA-1500、S-180等，还有行业标准和企业标准，牌号众多，其中烃类溶剂油和芳烃类溶剂油各占一半左右。
C9～C12中间馏分油来自与石油加工常减压精馏、催化重整、加氢精制、加氢裂化、催化裂化等工艺，沸点馏程一般为150～250℃，组成复杂，芳烃含量较高，国内溶剂油精制方法之一是加氢精制。
CN104152179B公开了一种高沸点溶剂油的生产方法，该方法采用高压加氢精制，采用无定型硅铝为催化剂载体，氧化镍、氧化钼、氧化钨等为活性组分，为在氢分压4～10MPa，温度300～400℃，氢油体积比600～3000，体积空速0.9～2.5h-1条件下下生产溶剂油。
生产溶剂油的其他有效方法是吸附分离和溶剂精制。
CN103752266B公开了一种双金属石油溶剂油精制吸附剂及其制备方法和应用采用双金属改性的X分子筛为吸附剂，在常温下进行吸附脱除烯烃和芳烃，可用于生产6#、120#、200#溶剂油，处理工艺简单，效果明显，芳烃、烯烃脱除率均达到了95％以上。
CN102220163公开了一种溶剂油脱芳烃的方法，采用三异丙苯或二异丙苯为精制剂，在催化剂的作用下与溶剂油中的芳烃进行烷基转移反应生成高沸点的芳烃产物，再经过精馏切割除去高沸点产物，该方法对苯和甲苯等低沸点芳烃化合物具有较强的脱除能力，适合芳烃含量较低的溶剂油精制。
上述方法，高压加氢精制虽然能够生产溶剂油，但反应温度高、压力高、氢耗高，而现有吸附分离方法和溶剂精制方法虽然可以达到精制目的，但只适合芳烃含量较低的原料，而且馏分油中的芳烃没有综合利用。
发明内容
本发明的目的是克服现有技术不足，提供一种具有低温低压、产品质量好、芳烃利用率高的溶剂油生产方法，通过预吸附、模拟移动床吸附分离、解吸剂回收、产品精馏等过程生产高品质溶剂油，本发明方法不仅可以脱除芳烃化合物，而且还能连续再生得到芳烃溶剂油，既降低了溶剂油的生产成本又提高了产品收率。
本发明提供一种吸附分离生产溶剂油的方法，包含以下步骤：
1)吸附分离生产溶剂油的原料为馏程为150～250℃的C9～C12中间馏分油；
2)原料经过一个吸附塔进行预处理，在低温低压的缓和条件下利用预吸附剂脱除原料中的微量胶质、含硫化合物、含氮化合物以及其他杂质，得到精制原料；
3)精制原料进入三区模拟移动床吸附塔，塔内装有芳烃吸附剂，塔外部有循环泵，在吸附压力0.1～1.5MPa，吸附温度为30～150℃的条件下吸附分离芳烃，得到含有解吸剂的普通溶剂油，吸附结束后采用解吸剂冲洗吸附的芳烃，得到含有解吸剂的芳烃溶剂油，吸附和解吸均在相同温度和压力下进行，使用电磁阀周期性切换吸附剂、解吸剂阀门实现吸附-解吸连续运行；
4)含有解吸剂的普通溶剂油和含有解吸剂的芳烃溶剂油分别进入精馏塔回收解吸剂，得到普通溶剂油和芳烃溶剂油；
5)普通溶剂油和芳烃溶剂油再次进行精馏，按馏程分离，最终可以得到3#、5#、SA-1000、SA-1500、S-1800满足国家标准和行业标准的溶剂油。
在本发明所述的吸附分离生产溶剂油的方法中，其中步骤1)中所述原料优选来源于常减压精馏、催化裂化、乙烯裂解、催化重整、加氢精制、加氢裂化、芳烃抽提工艺过程中的一种或几种。
在本发明所述的吸附分离生产溶剂油的方法中，其中步骤2)中所述预处理优选吸附温度为40～100℃，吸附压力为0.1～3MPa，吸附空速为0.3～1.5h-1，预吸附剂优选为氧化铝、氧化硅、白土、13X分子筛、3A分子筛、4A分子筛中的一种或几种。
在本发明所述的吸附分离生产溶剂油的方法中，其中步骤3)中所述三区模拟移动床分为吸附、解吸、隔离3个区域，包含6～24床层，各个吸附床层首尾串联，循环泵连接首尾吸附床层形成闭合环路，每个床层设有4～6个进出料阀门，可以自动切换阀门实现吸附-再生连续运行，模拟移动床吸附塔外循环泵将吸附床层首尾串联形成闭合环路，循环泵体积流量与原料体积流量比例为1.5:1～6:1。
在本发明所述的吸附分离生产溶剂油的方法中，其中芳烃吸附剂为氧化铝、氧化硅、金属改性氧化铝、金属改性氧化硅中的一种或几种，改性金属为Na、K、Fe、Mg、Cu、Ni、Co、Ba中的一种或几种，金属含量为0.1wt％～10wt％，其余为氧化铝或氧化硅。
解吸剂为异丙醇、环己烷、甲基环己烷、甲苯、苯、二甲苯中的一种或几种。
步骤4)中所述解吸剂回收精馏过程，解吸剂沸点均低于150℃，而溶剂油组分初馏点大于或等于150℃，因此采用一般精馏过程即可分离。
本发明吸附分离生产溶剂油的方法与目前已有的溶剂油生产方法相比，本方法具有以下优点：
1)采用非加氢精制方法，无氢气消耗；
2)操作压力低、温度低，生产成本低；
3)吸附-解吸连续运行，可同时生产普通溶剂油和芳烃溶剂油。
附图说明
附图1为由吸附分离生产溶剂油工艺流程示意图。
图中：1为原料泵，2为预吸附塔，3为模拟移动床吸附塔，31吸附区，32隔离区，33再生区，4为解析剂吸收塔一，5为解析剂吸收塔二，6为循环泵，7为普通溶剂油精馏塔，8为芳烃溶剂油精馏塔
具体实施方式
为了进一步说明本发明吸附分离生产溶剂油的方法，下面结合附图说明。
如图1所示，采用馏程为150～250℃的C9～C12中间馏分油为原料，原料首先经过原料泵1增压进入预吸附塔2，在40～100℃，压力为0.1～3MPa，吸附空速为0.3～1.5h-1条件下与预吸附剂接触吸附脱除硫氮化物、胶质等微量杂质，得到精制原料，精制原料的典型杂质含量为：氮含量小于1μg/g，硫含量小于5μg/g，胶质含量小于5mg/100ml，所采用的预吸附剂为氧化铝、氧化硅、白土、13X分子筛、3A分子筛、4A分子筛中的一种或几种。随后精制原料进入三区模拟移动床吸附塔3吸附分离脱除芳烃，得到含有解吸剂的普通溶剂油和含有解吸剂的芳烃溶剂油。含有解吸剂的普通溶剂油进入解吸剂回收塔一4，得到循环解吸剂和普通溶剂油，普通溶剂油进入普通溶剂油精馏塔7，得到3#溶剂油和5#溶剂油。含有解吸剂的芳烃溶剂油进入解吸剂回收塔二5，得到循环解吸剂和芳烃溶剂油，芳烃溶剂油进入芳烃溶剂油精馏塔8，得到SA-1000、SA-1500、S-1800溶剂油。
其中C9-C12中间馏分油原料来自石油加工常减压精馏、催化裂化、乙烯裂解、催化重整、加氢精制、加氢裂化、芳烃抽提工艺过程。三区模拟移动床吸附塔的模拟移动床含有6～24吸附床层，分为吸附区31、隔离区32和再生区33共3个区域，吸附区31采用芳烃吸附剂将原料中的芳烃吸附分离，得到含有解吸剂的普通溶剂油，再生区33使用解吸剂对吸附的芳烃冲洗解吸，得到含有解吸剂的芳烃溶剂油，各个吸附床层设有多个可以程序切换的阀门，对应进入物料和冲洗管线，周期性切换阀门可以实现连续吸附-再生过程。模拟移动床吸附塔3外的循环泵6将吸附床层首尾串联形成闭合环路，且循环泵6体积流量与原料体积流量比例为1.5:1～6:1。芳烃吸附剂为氧化铝、氧化硅、金属改性氧化铝、金属改性氧化硅中的一种或几种，改性金属为Na、K、Fe、Mg、Cu、Ni、Co、Ba中的一种或几种，金属含量为0.1wt％～10wt％，其余为氧化铝或氧化硅。解吸剂为异丙醇、环己烷、甲基环己烷、甲苯、苯、二甲苯中的一种或几种。
下面通过实施例对本发明方法作进一步说明，但并非仅限于这些例子。
实施例中所用的原料为某炼厂加氢精制产物C9～C12中间馏分油，其组成见表1，烃类组成采用气相色谱法GC和色谱质谱联用仪GC-MS测定，硫、氮含量采用硫氮分析仪测定，产品中溶剂油牌号及标准参考是依据溶剂油国家标准GB1922-2006和GBT29497-2013。
3#溶剂油收率＝3#溶剂油质量/进料原料质量×100％
5#溶剂油收率＝5#溶剂油质量/进料原料质量×100％
SA-1000溶剂油收率＝SA-1000溶剂油质量/进料原料质量×100％
SA-1500溶剂油收率＝SA-1500溶剂油质量/进料原料质量×100％
S-1800溶剂油收率＝S-1800溶剂油质量/进料原料质量×100％
实施例1
(1)原料为某炼厂加氢精制产物C9～C12中间馏分油，其组成见表1。
(2)预处理吸附，预处理吸附剂为工业X分子筛，比表面积为496.5m2/g，硅铝比SiO2/Al2O3＝2.48，吸附剂装填量为170ml，吸附温度为45℃，压力为2.0MPa，吸附空速为1.0h-1。
(3)模拟移动床分为8个吸附床层，分为吸附区、再生区、隔离区，各区域床层分配为3-3-2，吸附剂为铜改性的氧化铝，Cu的含量为2.45wt％，其余为SiO2，吸附剂的比表面积为516m2/g，吸附剂总装填量为1960ml，吸附压力1.0MPa，吸附温度为60℃，阀门切换时间400～800s，解吸剂为50％苯50％环己烷混合溶液，解吸剂与原料进料质量比为1.8:1，循环量与原料进料量质量比为1.8:1。
(4)经精馏塔分离后得到各溶剂油，3#、5#溶剂油组成见表2，SA-1000、SA-1500、S-1800溶剂油组成见表3。
实施例2
(1)原料与实施例1相同。
(2)预处理吸附工艺条件与实施例1相同。
(3)模拟移动床吸附温度为70℃，阀门切换时间320～660s，解吸剂与原料进料质量比为2.1:1，其他条件与实施例1相同。
(4)经精馏塔分离后得到各溶剂油，3#、5#溶剂油组成见表2，SA-1000、SA-1500、S-1800溶剂油组成见表3。
实施例3
(1)原料与实施例1相同。
(2)预处理所用吸附剂为氧化铝，其他条件与实施例1相同。
(3)模拟移动床吸附温度为70℃，阀门切换时间320～700s，解吸剂与原料进料质量比为2.2:1，其他条件与实施例1相同。
(4)经精馏塔分离后得到各溶剂油，3#、5#溶剂油组成见表2，SA-1000、SA-1500、S-1800溶剂油组成见表3。
表1原料性质数据表
表2普通溶剂油数据表
表3芳烃溶剂油数据表

Claims (6)

1.一种吸附分离生产溶剂油的方法，其特征在于，包括以下步骤：
1)吸附分离生产溶剂油的原料为C9～C12中间馏分油，馏程为150～250℃；
2)原料经过一个吸附塔进行预处理，在低温低压条件下利用预吸附剂脱除原料中的微量胶质、含硫化合物、含氮化合物以及其他杂质，得到精制原料；
3)精制原料进入三区模拟移动床吸附塔，塔内装有芳烃吸附剂，塔外部有循环泵，在吸附压力0.1～1.5MPa，吸附温度为30～150℃的条件下吸附分离芳烃，得到含有解吸剂的普通溶剂油，吸附结束后采用解吸剂冲洗吸附的芳烃，得到含有解吸剂的芳烃溶剂油，吸附和解吸均在相同温度和压力下进行，使用电磁阀周期性切换吸附剂、解吸剂阀门实现吸附-解吸连续运行；
4)含有解吸剂的普通溶剂油和含有解吸剂的芳烃溶剂油分别进入精馏塔回收解吸剂，得到普通溶剂油和芳烃溶剂油；
5)普通溶剂油和芳烃溶剂油再次分别进行精馏，按馏程分离，最终可以得到3#、5#、SA-1000、SA-1500、和S-1800满足国家标准和行业标准的溶剂油；
其中步骤3)所述三区模拟移动床吸附塔分为吸附、解吸、隔离3个区域，包含6～24床层，各个吸附床层首尾串联，循环泵连接首尾吸附床层形成闭合环路，每个床层设有4～6个进出料阀门，使之自动切换阀门实现吸附-再生连续运行。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤1)所述原料来源于常减压精馏、催化裂化、乙烯裂解、催化重整、加氢精制、加氢裂化、芳烃抽提工艺过程中的一种或几种。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤2)所述预处理温度为40～100℃，压力为0.1～3MPa，吸附空速为0.3～1.5h-1，预吸附剂为氧化铝、氧化硅、白土、13X分子筛、3A分子筛、4A分子筛中的一种或几种。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤3)所述模拟移动床吸附塔外的循环泵，将吸附床层首尾串联形成闭合环路，循环泵体积流量与原料体积流量比例为1.5:1～6:1。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤3)所述芳烃吸附剂为氧化铝、氧化硅、金属改性氧化铝、金属改性氧化硅中的一种或几种，改性金属为Na、K、Fe、Mg、Cu、Ni、Co、Ba中的一种或几种，金属含量为0.1wt％～10wt％，其余为氧化铝或氧化硅。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤3)所述解吸剂为异丙醇、环己烷、甲基环己烷、甲苯、苯、二甲苯中的一种或几种。
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