CN106281448B - 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统 - Google Patents

一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统 Download PDF

Info

Publication number
CN106281448B
CN106281448B CN201610849502.0A CN201610849502A CN106281448B CN 106281448 B CN106281448 B CN 106281448B CN 201610849502 A CN201610849502 A CN 201610849502A CN 106281448 B CN106281448 B CN 106281448B
Authority
CN
China
Prior art keywords
tower
components
oil
distillates
towers
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201610849502.0A
Other languages
English (en)
Other versions
CN106281448A (zh
Inventor
金丹
刘戈
曹坚
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd
Original Assignee
Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd filed Critical Beijing Petrochemical Engineering Co Ltd
Priority to CN201610849502.0A priority Critical patent/CN106281448B/zh
Publication of CN106281448A publication Critical patent/CN106281448A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN106281448B publication Critical patent/CN106281448B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/14—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including at least two different refining steps in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/18—Solvents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统。该方法至少包括以下步骤：将裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品可选择地经过全馏分加氢，将物料中的C6‑C8组分中的一种或几种经过芳烃抽提，再将芳烃抽提后得到的抽余油进行先加氢后分馏或先分馏后加氢，得到芳烃、烷烃及溶剂油。该系统至少包括：芳烃抽提装置以及抽余油的加氢和分馏装置；其中，抽余油的加氢和分馏装置的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口连接。本发明提供的方法及系统解决了裂解汽油和重整生成油的加工路线单一、产品附加值低、燃料油市场利润微薄、以及燃料油利润和化工产品利润存在矛盾等问题。

Description

一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统
技术领域
本发明涉及一种生产芳烃、烷烃和溶剂油的方法，具体为一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统，属于石油化工技术领域。
背景技术
重整生成油是芳烃生产的第一来源，也是我国汽油生产的主要手段。重整生成油主要由烷烃、芳烃和很少量的烯烃构成，分离苯或分离二甲苯芳烃后的抽余油一般用作汽油调和组分。有些厂家会进一步加工生产植物油抽提溶剂油(原6号溶剂油)和120号溶剂油，但他们采用的加工手段比较简单、产品质量不高、附加值较低。
裂解汽油主要来自于乙烯裂解装置或以生产丙烯为主要目的的重油催化裂解装置(DCC)。裂解汽油中，苯、甲苯、二甲苯(三者统称BTX)含量较高，约占50～90％，其中二甲苯含量最高，其次是甲苯，最后是苯。由裂解汽油和重整生成油生产的芳烃占世界芳烃总产量的75％以上。
裂解汽油组分复杂，含有大量芳烃的同时，还含有链状和环状烷烃、烯烃及二烯烃、烯基芳烃、含硫、氮、氧的有机化合物，以及茚、萘等多环化合物。因此，裂解汽油通常的加工方法是对其进行预加氢处理使得二烯烃和烯烃加氢饱和，同时脱除汽油中的含硫、氮、氧等有机化合物，然后再通过溶剂抽提的方式实现芳烃和非芳烃的分离。传统加工方法一般都侧重于回收其中的BTX，剩余的组分基本全用作汽油调和组分，附加值较低。尤其当裂解汽油中烷烃含量较高的情况下，裂解汽油加氢后，主要由芳烃、烷烃和环烷烃组成，烷烃其实用途广泛，附加价值很高。
戊烷可作为可发性聚苯乙烯及聚氨酯泡沫体系的发泡剂，用于无氟冰箱、冰柜、冷库及管线的保温等领域；可作为线性低密度聚乙烯催化剂的载溶剂、脱沥青的工业溶剂、分子筛脱蜡的萃取剂等；也可作为化工原料，如异戊烷脱氢制异戊烯、异戊二烯,戊烷混合物经氯化、精馏、催化水解、可生产粗戊醇、经多级分离蒸馏后得到1-戊醇，同时正戊烷氧化生产苯酐和顺酐的研究也取得一定进展。
己烷可作为制备粘结剂、涂料、油墨、化学合成工艺的原料及包括植物油脂在内的各种萃取过程的溶剂。
溶剂油与汽油、煤油、柴油和润滑油并列为五大石油产品，其应用广泛，在食用油加工、印刷油墨、制革、农药、杀虫剂、橡胶、化妆品、香料、化工聚合溶剂、胶黏剂、医药、金属加工及IC电子部件的清洗等领域均有应用。应用中场合不同，对溶剂油的性质要求也不同。一般情况下，各种溶剂油在其应用中均需具有适宜的馏程范围，而对于某些应用场合，除了上述馏程要求外，还对其烃类构成有特别的限制。溶剂油品种繁多，根据沸程范围可分为低沸点溶剂油、中沸点溶剂油和高沸点溶解油等，其沸程大都分布在从60℃到320℃的温度范围。产品规格则多以初馏点馏出温度和干点温度或98％点流出温度馏程范围。
随着环保要求和对生产应用过程中健康环境要求的提高，对溶剂油的质量也提出了更高的要求，特别是对芳烃含量、气味等的要求，低芳、无味溶剂油的需求不断增加。自上世纪80年代以来，为满足市场对溶剂油产品质量不断提高的要求，我国对溶剂油产品的标准进行了多次修订或确认，增加或细化了产品品种，对有些品种的硫含量及芳烃含量或干点限制提出了更高的要求。
目前我国溶剂油现行标准主要有油漆及清洗用溶剂油(GB 1922-2006)、植物油抽提溶剂(GB 16629-2008)、工业己烷(GB 17602-1998)、化学试剂石油醚(GB 15894-2008)、橡胶工业用溶剂油(SH 0004-1990)等。
芳烃中，BTX芳烃用途最广泛，被称为一级基本有机原料，需求量巨大。除了BTX芳烃外，裂解汽油和重整生成油中的C9-C10芳烃含量也很高，这部分芳烃除了作为汽油调和组分外，还可以用作歧化原料生产对二甲苯，而国内对二甲苯的缺口一直存在。另外如果C9-C10组分中芳烃纯度高于98％，可以用作高沸点芳烃溶剂油。
由于燃料油市场的低利润，传统炼厂向其他领域，如石化产品、电力、新配方汽油等方向的发展，可以提高炼厂的整体效益。有竞争力的炼油企业将加工资金用于加工燃料和石化原料，以适应批发和零售市场。燃料油利润和化工产品利润一般都存在着矛盾，如果能够利用现有的加工技术，在面对多变的市场需求时，使操作更有灵活性，将会在两个产品领域都存在竞争力，意义重大。
发明内容
针对裂解汽油和重整生成油的加工路线单一、产品附加值低、燃料油市场利润微薄、以及燃料油利润和化工产品利润存在矛盾等当前形势，本发明的目的在于提供一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统。本发明提供的生产方法及系统能够利用裂解汽油和/或重整生成油和/或其他类似油品生产出芳烃、烷烃和多种溶剂油产品。
为达到上述目的，本发明首先提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其至少包括以下步骤：
将裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品可选择地经过全馏分加氢，然后将油品中的C6-C8组分中的一种或几种组分经过芳烃抽提，再将芳烃抽提后得到的抽余油进行先加氢后分馏或先分馏后加氢，得到芳烃、烷烃及溶剂油。
在本发明中，需说明的是，作为芳烃抽提的原料的“C6-C8组分中的一种或几种组分”一般是指C6-C8组分、C6组分、或者C6-C7组分(这种情况较少)，而C6和C8组分、C7-C8组分这两种情况基本不具实际应用价值。
在本发明中，所说的Cn以上或以下组分包括Cn组分以及其以上或以下组分中的一种或几种。例如C4以下组分可以仅为C4组分，也可以是C1-C4组分中的几种。
本发明以重整生成油和/或裂解汽油和/或其他类似油品为原料，裂解汽油和重整生成油的组成有较大的不同；重整生成油中除了芳烃和烷烃，只有少量的烯烃，可以不进行全馏分加氢处理；而裂解汽油中烯烃和二烯烃含量较高，同时会存在含有硫、氮、氧的有机物，这些对芳烃抽提及最终的产品纯度都有较大影响，需要先进行加氢处理，饱和原料中的烯烃、二烯烃、同时脱除硫、氮、氧等杂质。本发明的方法将全馏分加氢设计在芳烃抽提之前，不但能够满足芳烃抽提的原料要求，同时将原料朝目标化工品方向转化，并且为后续深加工的产品脱除杂质，以满足产品质量要求。
在上述方法中，优选地，所述全馏分加氢可采用两段加氢工艺：一段预加氢采用镍系加氢催化剂，反应进口温度为80-200℃，反应压力为3.0-6.0MPa，体积空速为1.5-4.0h-1，氢油体积比不小于300；二段加氢采用镍钴钼加氢催化剂，反应进口温度为230-300℃，体积空速为0.5-3.0h-1，氢油体积比不小于400。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：当经过或未经过全馏分加氢的油品中包括C5以下组分时，将经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱戊烷塔，得到塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分。更优选地，上述方法进一步包括以下步骤：将脱戊烷塔塔顶馏出的C5以下组分经过C4/C5分离塔，得到塔顶馏出的C4以下组分以及塔底馏出的C5组分。一般而言，脱戊烷塔顶组分通常不会只有C5，都会有C4以下轻组分，势必要经过C4/C5分离塔分离出轻的组分，这样才不会影响最终的产品纯度。尤其优选地，上述方法更进一步包括以下步骤：当C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分不只包括一种结构的戊烷时，将C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分经过戊烷分离塔，得到塔顶馏出的以异戊烷为主的产品(其中的异戊烷含量达到98wt％以上)以及塔底馏出的其他C5组分。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：当生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且经过或未经过全馏分加氢的油品中不包括C5以下组分并且包括C9以上组分时(因油品一定包括C6-C8组分中的一种或几种组分，因此没有在此处赘述，下同)，将经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱重组分塔，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，其中塔顶馏出的C6-C8组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；
当不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且经过或未经过全馏分加氢的油品中不包括C5以下组分并且包括C7以上组分时，将经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱C6塔，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7以上组分，其中塔顶馏出的C6组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到以苯为主的烃类和抽余油。
在本发明中，需说明的是，若经过或未经过全馏分加氢的油品仅为C6-C8组分中的一种或几种，则可以直接进行芳烃抽提，也可以经过脱C6塔分离得到C6组分并将其作为芳烃抽提的原料，进而可以选择生产或不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品、二甲苯产品。当然，若经过或未经过全馏分加氢的油品仅为C6组分时，则无需经过脱C6塔进行分离，直接将其作为芳烃抽提的原料即可。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法进一步包括以下步骤：当生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分为C6-C8组分(即不包括C9以上组分)时，将脱戊烷塔塔底馏出的C6-C8组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；
当生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分包括C9以上组分时，将脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过脱重组分塔，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，其中塔顶馏出的C6-C8组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；
当不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分为C6组分时，将脱戊烷塔塔底馏出的C6组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到以苯为主的烃类和抽余油；
当不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分不只包括C6组分时，将脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过经过脱C6塔，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7以上组分，其中塔顶馏出的C6组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到以苯为主的烃类和抽余油。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法更进一步包括以下步骤：将脱重组分塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分(主要为C9-C10芳烃)以及塔底馏出的另一部分C10组分(主要为芳烃)及C11以上组分。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法更进一步包括以下步骤：将脱C6塔塔底馏出的C7以上组分经过脱C8塔，得到塔顶馏出的C7-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分；
更优选地，所述方法更进一步包括以下步骤：将脱C8塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分(主要为C9-C10芳烃)以及塔底馏出的另一部分C10组分(主要为芳烃)及C11以上组分；和/或将脱C8塔塔顶馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分。
其中，三甲苯塔塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分可以作为歧化原料生产对二甲苯，或细分三甲苯，如果芳烃纯度大于98％时，也可以用作高沸点芳烃溶剂油；塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分可作为汽油调和组分，更大程度地提高了裂解汽油或重整生成油等油品的附加值。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：将芳烃抽提得到的BTX混合芳烃经过苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中的一个或几个分离得到苯、甲苯和二甲苯中的一种或几种。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述方法还包括以下步骤：将芳烃抽提得到的以苯为主的烃类经过苯塔提纯后，得到苯。
在上述方法中，优选地，当芳烃抽提的原料为C6-C8组分时，抽余油先加氢后分馏的步骤至少包括：将芳烃抽提后得到的抽余油进行抽余油加氢，将加氢后的抽余油经过脱C6塔，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7-C8组分；
更优选地，该抽余油先加氢后分馏的步骤进一步包括：将脱C6塔塔顶馏出的C6组分经过异己烷分离塔，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品(其中的异己烷含量达到98wt％以上)以及塔底馏出的其他C6组分；和/或将脱C6塔塔底馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分。
在上述方法中，优选地，当芳烃抽提的原料为C6组分时，抽余油先加氢后分馏的步骤包括：将芳烃抽提后得到的抽余油进行抽余油加氢，将加氢后的抽余油经过异己烷分离塔，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品(其中的异己烷含量达到98wt％以上)以及塔底馏出的其他C6组分。
在本发明的上述方法中，仅给出了芳烃抽提的原料为C6-C8组分以及芳烃抽提的原料为C6组分的各种具体实施方式，实际上，本发明也涵盖了芳烃抽提的原料为C6-C7组分的具体实施方式，只是由于生产苯、甲苯、二甲苯三种产品的实施方式或者只生产甲苯的实施方式比较常见，而生产苯、甲苯两种产品的实施方式不太常用，进而该芳烃抽提的原料为C6-C7组分的具体实施方式没有在本发明中详述。在芳烃抽提的原料为C6-C7组分的具体实施方式中，该C6-C7组分可以直接为原料油品或经全馏分加氢后的油品、或者为脱戊烷塔的塔底产物(即脱戊烷塔的塔底产物为C6-C7组分)、或者为脱C7塔的塔底产物(即当原料油品或经全馏分加氢后的油品不包括C5以下组分且包括C8以上组分时、或者当脱戊烷塔的塔底产物包括C8以上组分时，将其经过脱C7塔，得到塔顶馏出的C6-C7组分以及塔底馏出的C8以上组分，该C8以上组分可以进一步经过脱C8塔、三甲苯塔，进而分离得到C8组分、以及三甲苯塔塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分和塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分)。在芳烃抽提的原料为C6-C7组分的具体实施方式中，芳烃抽提后得到混合芳烃以及抽余油，其中的混合芳烃可以经过苯塔、甲苯塔，进而得到苯和甲苯产品，抽余油经加氢后，可以依次经过脱C6塔、异己烷分离塔，得到异己烷产品、其他C6组分以及C7组分。
在上述方法中，优选地，芳烃抽提是采用环丁砜液液抽提工艺以实现芳烃和非芳烃的分离。芳烃分离的方法有很多，包括：精馏、共沸蒸馏、吸附分离、渗滤分离、液液抽提和抽提蒸馏等。本发明采用以环丁砜为溶剂的液液抽提方法，相较于其他的芳烃抽提方法，具有操作条件温和、芳烃回收率高、以及芳烃产品纯度高等优势；尤其相较于抽提蒸馏，环丁砜液液抽提工艺更适合同时需要得到苯、甲苯和二甲苯产品的情况。
在上述方法中，优选地，在所述环丁砜液液抽提工艺中的汽提塔塔顶与芳烃抽提的产物抽余油的输送管道间设置有换热器，该换热器利用汽提塔顶物料的热量加热抽余油，给抽余油加氢反应提供热量，实现热量的综合利用，起到节能降耗的作用。
在上述方法中，优选地，甲苯塔设置有甲苯塔顶蒸汽发生器，和/或二甲苯塔设置有二甲苯塔顶蒸汽发生器，以回收热量，分别能够产生0.15MPaG蒸汽。
在上述方法中，优选地，甲苯塔采用提压操作(操作压力为0.35MPag以上)，并将塔顶冷凝热量作为戊烷分离塔塔底重沸器的热源，以实现热联合。甲苯塔采用提压操作后，甲苯塔塔底物料可以自压进入二甲苯塔或下游装置，无需设置塔底泵，减少设备投资。
在上述方法中，优选地，抽余油加氢是在镍系芳烃(例如苯)加氢催化剂(以镍作为活性组分)的存在下、反应温度153-163℃，反应压力0.2-0.6MPaG，氢油体积比50-100的条件下进行的。抽余油加氢使其中的不饱和脂肪烃及芳烃加氢饱和，加氢后的抽余油中的不饱和脂肪烃及芳烃含量降低到50ppm以下。
在上述方法中，优选地，抽余油加氢的进料加热器采用电加热器，能灵活应对加氢反应及催化剂还原等工况，且可以适应一些厂内高温位热源短缺的情况。
在上述方法中，优选地，脱重组分塔采用提压操作(操作压力为0.36MPag以上)，并且脱重组分塔塔顶设置有蒸汽发生器。脱重组分塔采用提压操作后，脱重组分塔塔底物料可以自压进入下游装置，无需设置塔底泵，减少设备投资。更优选地，脱重组分塔塔顶还设置有除盐水换热器，用于对脱重组分塔塔顶设置的蒸汽发生器产生的蒸汽(能够产生0.15MPaG蒸汽)进行除盐水换热，以产生热水(一般为90℃)，充分利用塔顶热量。
本发明在工艺流程设计上采取了上述多种节能优化措施，充分考虑了热量的综合利用，最大程度地节约并回收了热量。
在上述方法中，优选地，各产品满足以下国家或者行业标准质量要求：苯产品满足石油苯-535国家标准(GB/T 3405-2011)；甲苯产品满足石油甲苯Ⅱ号品国家标准(GB/T3406-2010)；二甲苯产品满足石油混合二甲苯5℃混合二甲苯国家标准(GB/T 3407-2010)；异戊烷产品满足戊烷发泡剂国家标准(GB/T 22053-2008)；异己烷产品满足工业己烷国家标准(GB 17602-1998)；戊烷分离塔塔底馏出的其他C5组分满足化学试剂石油醚Ⅰ类分析纯国家标准(GB/T 15894-2008)；异己烷分离塔塔底馏出的其他C6组分满足化学试剂石油醚Ⅱ类分析纯国家标准(GB/T 15894-2008)；C7/C8分离塔塔顶馏出的C7组分满足橡胶工业用溶剂油合格品石化行业标准(SH0004-1990)；C7/C8分离塔塔低馏出的C8组分是满足油漆及清洗用溶剂油1号低芳型国家标准(GB 1922-2006)。可见，本发明的方法能够得到多种满足国家或者行业标准质量要求的芳烃产品、烷烃产品以及多种新型环保高质量的溶剂油产品。
另一方面，本发明还提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，其至少包括：芳烃抽提装置以及抽余油的加氢和分馏装置；其中，芳烃抽提装置设置用于对经过或未经过全馏分加氢的裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品中的C6-C8组分中的一种或几种组分进行芳烃抽提；抽余油的加氢和分馏装置的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口通过管线连接，用于对抽余油进行加氢和分馏。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述系统还包括：全馏分加氢装置，用于对裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品进行全馏分加氢，其设置在芳烃抽提装置之前。
根据本发明的具体实施方式，优选地，当经过或未经过全馏分加氢的油品包括C5以下组分时，上述系统还包括：脱戊烷塔，所述脱戊烷塔的进料口与所述全馏分加氢装置的出料口通过管线连接，或者所述脱戊烷塔的进料口与裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品的输送管线连接，用于使经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱戊烷塔后，得到塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分；并且当脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分为C6-C8组分中的一种或几种组分(即不包括C9以上组分)时，所述脱戊烷塔的塔底C6-C8组分中的一种或几种组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接。更优选地，上述系统还包括：C4/C5分离塔；所述脱戊烷塔的塔顶C5以下组分出口与所述C4/C5分离塔的进料口通过管线连接，用于使脱戊烷塔塔顶馏出的C5以下组分经过C4/C5分离塔后，得到塔顶馏出的C4以下组分以及塔底馏出的C5组分。尤其优选地，上述系统还包括：戊烷分离塔；当所述C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分不只包括一种结构的戊烷时，所述C4/C5分离塔的塔底C5组分出口与所述戊烷分离塔的进料口通过管线连接，用于使C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分经过戊烷分离塔后，得到塔顶馏出的以异戊烷为主的产品(其中的异戊烷含量达到98wt％以上)以及塔底馏出的其他C5组分。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述系统在所述芳烃抽提装置之前还包括：脱重组分塔；
当生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且经过或未经过全馏分加氢的油品不包括C5以下组分并且包括C9以上组分时，所述脱重组分塔的进料口与所述全馏分加氢装置的出料口通过管线连接，或者所述脱重组分塔的进料口与裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品的输送管线连接，用于使经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱重组分塔后，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，并且所述脱重组分塔的塔顶C6-C8组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；
当所述系统包括脱戊烷塔并且生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分包括C9以上组分时，所述脱重组分塔的进料口与所述脱戊烷塔的塔底C6以上组分出口通过管线连接，用于使脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过脱重组分塔后，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，并且所述脱重组分塔的塔顶C6-C8组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油。
更优选地，所述系统还包括：三甲苯塔、和/或苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中一个或几个；
所述三甲苯塔的进料口与所述脱重组分塔的塔底C9以上组分出口通过管线连接，用于使脱重组分塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔后，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分以及塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分；
所述苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中一个连接于或它们中的几个依次连接于芳烃抽提装置的BTX混合芳烃出料口，用于使芳烃抽提得到的BTX混合芳烃经过苯塔、甲苯塔和二甲苯塔中的一个或几个分离得到苯、甲苯和二甲苯中的一种或几种。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述系统在所述芳烃抽提装置之前还包括：脱C6塔；
当不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且经过或未经过全馏分加氢的油品中不包括C5以下组分并且包括C7以上组分时，所述脱C6塔的进料口与所述全馏分加氢装置的出料口通过管线连接，或者所述脱C6塔的进料口与裂解汽油和/或重整生成油和/或其他富含芳烃的油品的输送管线连接，用于使经过或未经过全馏分加氢的油品经过脱C6塔后，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7以上组分，并且所述脱C6塔的塔顶C6组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接，经芳烃抽提后得到以苯为主的烃类和抽余油；
当所述系统包括脱戊烷塔并且不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品和二甲苯产品、且脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分不只包括C6组分时，所述脱C6塔的进料口与所述脱戊烷塔的塔底C6以上组分出口通过管线连接，用于使脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过脱C6后，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7以上组分，并且所述脱C6塔的塔顶C6组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接，经芳烃抽提后得到以苯为主的烃类和抽余油；
更优选地，所述系统还包括：脱C8塔，所述脱C8塔的进料口与所述脱C6塔的塔底C7以上组分出口通过管线连接，用于使脱C6塔塔底馏出的C7以上组分经过脱C8塔后，得到塔顶馏出的C7-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分；
尤其优选地，所述系统在所述脱C8塔之后进一步包括：三甲苯塔和/或C7/C8分离塔；所述三甲苯塔的进料口与所述脱C8塔的塔底C9以上组分出口通过管线连接，用于使脱C8塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔后，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分以及塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分；所述C7/C8分离塔的进料口与所述脱C8塔的塔顶C7-C8组分出口通过管线连接，用于使脱C8塔塔顶馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔后，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分。
根据本发明的具体实施方式，优选地，上述系统还包括：苯塔，所述苯塔连接于芳烃抽提装置的以苯为主的烃类出料口，用于使芳烃抽提得到的以苯为主的烃类经过苯塔提纯后，得到苯。
需说明的是，若经过或未经过全馏分加氢的油品、或脱戊烷塔的塔底产物仅为C6-C8组分中的一种或几种，则原料油品或全馏分加氢装置的出料口或脱戊烷塔的塔底产物出口可以直接通过管线与芳烃抽提装置的进料口连接；或者，原料油品或全馏分加氢装置的出料口或脱戊烷塔的塔底产物出口也可以通过管线与脱C6塔连接，进而可以选择生产或不生产BTX混合芳烃产品或甲苯产品、二甲苯产品。当然，若经过或未经过全馏分加氢的油品或脱戊烷塔的塔底产物仅为C6组分时，则原料油品或全馏分加氢装置的出料口或脱戊烷塔的塔底产物出口直接通过管线与芳烃抽提装置的进料口连接。
在上述系统中，所述抽余油的加氢和分馏装置可以为抽余油先加氢后分馏装置，也可以为抽余油先分馏后加氢装置，优选抽余油先加氢后分馏装置。
其中，优选地，当芳烃抽提的原料为C6-C8组分时，所述抽余油先加氢后分馏装置至少包括：抽余油加氢反应器、脱C6塔；所述抽余油加氢反应器的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口通过管线连接；所述脱C6塔的进料口与所述抽余油加氢反应器的出料口通过管线连接，用于使加氢后的抽余油经过脱C6塔后，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7-C8组分；更优选地，所述抽余油先加氢后分馏装置进一步包括：异己烷分离塔和/或C7/C8分离塔；所述异己烷分离塔的进料口与所述脱C6塔的塔顶C6组分出口通过管线连接，用于使脱C6塔塔顶馏出的C6组分经过异己烷分离塔后，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品以及塔底馏出的其他C6组分；所述C7/C8分离塔进料口与所述脱C6塔的塔底C7-C8组分出口通过管线连接，用于使脱C6塔塔底馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔后，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分；
当芳烃抽提的原料为C6组分时，所述抽余油先加氢后分馏装置包括：抽余油加氢反应器、异己烷分离塔：所述抽余油加氢反应器的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口通过管线连接；所述异己烷分离塔的进料口与所述抽余油加氢反应器的出料口通过管线连接，用于使加氢后的抽余油经过异己烷分离塔后，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品以及塔底馏出的其他C6组分。
在上述系统中，优选地，芳烃抽提装置是采用环丁砜液液抽提工艺以实现芳烃和非芳烃的分离。
在上述系统中，优选地，在所述环丁砜液液抽提工艺中的汽提塔塔顶与芳烃抽提的产物抽余油的输送管道间设置有换热器。
在上述系统中，优选地，甲苯塔设置有甲苯塔顶蒸汽发生器，和/或二甲苯塔设置有二甲苯塔顶蒸汽发生器，以回收热量，分别能够产生0.15MPaG蒸汽。
在上述系统中，优选地，甲苯塔采用提压操作(操作压力为0.35MPag以上)，并将塔顶冷凝热量作为戊烷分离塔塔底重沸器的热源，以实现热联合。
在上述系统中，优选地，抽余油加氢反应器中放置有镍系芳烃(例如苯)加氢催化剂(以镍作为活性组分)，并且抽余油加氢反应器中进行的加氢反应的反应温度为153-163℃，反应压力为0.2-0.6MPaG，氢油体积比50-100。
在上述系统中，优选地，抽余油加氢反应器的进料加热器采用电加热器。
在上述系统中，优选地，脱重组分塔采用提压操作(操作压力为0.36MPag以上)，并且脱重组分塔塔顶设置有蒸汽发生器。更优选地，脱重组分塔塔顶还设置有除盐水换热器，用于对脱重组分塔塔顶设置的蒸汽发生器产生的蒸汽(能够产生0.15MPaG蒸汽)进行除盐水换热，以产生热水(一般为90℃)，充分利用塔顶热量。
本发明提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统，该方法及系统以重整生成油、或裂解汽油、或其他富含芳烃油品、或以上油品的混合物为原料，主要包括可选择的全馏分加氢、芳烃抽提、抽余油加氢、芳烃分离和非芳烃分离等部分，得到的主要产品包括苯、甲苯、二甲苯、戊烷、己烷、化学试剂石油醚、橡胶工业用溶剂油、油漆及清洗用溶剂油等多种高附加值产品中的全部或几种。本发明的方法及系统改变了传统富含芳烃油品以生产调和汽油为主的加工路线，解决了传统加工方式下芳烃分离后非芳利用价值低的问题，为石油化工企业生产提供了一种灵活多变可以适应市场需求的产品方案，实现了炼油化工一体化，更好地适应了批发和零售市场，获得最大的经济效益；并且针对现有技术中芳烃抽提工艺流程进行了优化，降低了装置能耗，进一步提高了效益；同时使石化企业在燃料油市场和石化产品市场兼得并且可以灵活调配，解决了燃料油市场利润微薄、以及燃料油利润和化工产品利润存在矛盾的问题，具有很高的社会价值和经济价值。
附图说明
图1为实施例1提供的以裂解汽油为原料的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产工艺流程图。
图2为实施例2提供的以重整生成油为原料的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产工艺流程图。
主要组件符号说明：
全馏分加氢装置1、脱戊烷塔2、C4/C5分离塔3、戊烷分离塔4、脱重组分塔5、芳烃抽提装置6、苯塔7、甲苯塔8、二甲苯塔9、三甲苯塔10、抽余油加氢反应器11、脱C6塔12、异己烷分离塔13、C7/C8分离塔14以及脱C8塔15。
具体实施方式
为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。
实施例1
本实施例提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，如图1所示，其包括：全馏分加氢装置1、脱戊烷塔2、C4/C5分离塔3、戊烷分离塔4、脱重组分塔5、芳烃抽提装置6、苯塔7、甲苯塔8、二甲苯塔9、三甲苯塔10、抽余油加氢反应器11、脱C6塔12、异己烷分离塔13以及C7/C8分离塔14；
全馏分加氢装置1的进料口连接于原料油品输送管线，全馏分加氢装置1的出料口通过管线连接于脱戊烷塔2的进料口；
脱戊烷塔2塔顶的C5以下组分出口通过管线连接于C4/C5分离塔3的进料口，C4/C5分离塔3的塔顶馏出C4组分，C4/C5分离塔3塔底的C5组分出口通过管线连接于戊烷分离塔4的进料口，戊烷分离塔4的塔顶馏出异戊烷、塔底馏出其他C5组分；
脱戊烷塔2塔底的C6以上组分出口通过管线连接于脱重组分塔5的进料口，脱重组分塔5塔顶的C6-C8组分出口通过管线连接于芳烃抽提装置6的进料口，脱重组分塔5塔底的C9以上组分出口通过管线连接于三甲苯塔10，三甲苯塔10的塔顶馏出C9组分和一部分C10组分、塔底馏出另一部分C10组分及C11以上组分；
芳烃抽提装置6的BTX混合芳烃出料口通过管线依次连接于苯塔7、甲苯塔8以及二甲苯塔9，苯塔7的塔顶馏出苯，甲苯塔8的塔顶馏出甲苯，二甲苯塔9的塔顶馏出二甲苯；
芳烃抽提装置6的抽余油出料口通过管线连接于抽余油加氢反应器11，抽余油加氢反应器11的出料口通过管线连接于脱C6塔12，脱C6塔12塔顶的C6组分出口通过管线连接于异己烷分离塔13，异己烷分离塔13的塔顶馏出异己烷、塔底馏出其他C6组分，脱C6塔12塔底的C7-C8组分出口通过管线连接于C7/C8分离塔14，C7/C8分离塔14的塔顶馏出C7组分、塔底馏出C8组分。
本实施例还提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，该方法采用上述系统，并且以某29.3万吨/年DCC裂解汽油和5.5万吨/年乙烯裂解汽油为原料，该方法包括以下步骤：
使裂解汽油进入全馏分加氢装置1进行全馏分加氢，饱和其中的烯烃、二烯烃，脱除了其中的硫氮氧等杂质，低分气排出至燃料气管网，低分油进入脱戊烷塔2，得到脱戊烷塔2塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分；
使脱戊烷塔2塔顶馏出的C5以下组分进入C4/C5分离塔3，得到塔顶馏出的C4组分以及塔底馏出的C5组分，使C4/C5分离塔3塔底馏出的C5组分进入戊烷分离塔4，得到塔顶馏出的异戊烷产品以及塔底馏出的其他C5组分；
使脱戊烷塔2塔底馏出的C6以上组分进入脱重组分塔5，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分；
使脱重组分塔5塔顶馏出的C6-C8组分进入芳烃抽提装置6，得到BTX混合芳烃和抽余油；
使脱重组分塔5塔底馏出的C9以上组分进入三甲苯塔10，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分(主要为C9-C10芳烃)以及塔底馏出的另一部分C10组分(主要为芳烃)及C11以上组分；
使芳烃抽提装置6得到的BTX混合芳烃依次经过苯塔7、甲苯塔8和二甲苯塔9进行分离得到苯产品、甲苯产品和二甲苯产品；
使芳烃抽提装置6得到的抽余油进入抽余油加氢反应器11进行加氢，使加氢后的抽余油进入脱C6塔12，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7-C8组分；使脱C6塔12塔顶馏出的C6组分经进入异己烷分离塔13，得到塔顶馏出的异己烷产品以及塔底馏出的其他C6组分；使脱C6塔12塔底馏出的C7-C8组分进入C7/C8分离塔14，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分；
其中，全馏分加氢采用两段式加氢，即全馏分加氢装置1包括两个串联的加氢反应器；具体的加氢工艺可采用中国石化抚顺石油化工研究院的两段加氢工艺：一段预加氢采用FH-98催化剂，反应进口温度为170-200℃，反应压力为6.0MPa，体积空速为4.0h-1，氢油体积比不小于400；二段加氢采用FH-40A催化剂，反应进口温度为230-280℃，体积空速为1.3h-1，氢油体积比不小于400；
芳烃抽提是采用环丁砜液液抽提工艺以实现芳烃和非芳烃的分离，得到BTX混合芳烃和抽余油；
在所述环丁砜液液抽提工艺中的汽提塔塔顶与芳烃抽提的产物抽余油的输送管道间设置有换热器，该换热器利用汽提塔顶物料的热量加热抽余油，给抽余油加氢反应提供热量，实现热量的综合利用，起到节能降耗的作用；
甲苯塔和二甲苯塔分别设置有甲苯塔顶蒸汽发生器和二甲苯塔顶蒸汽发生器，以回收热量，均能够产生0.15MPaG蒸汽；
甲苯塔采用提压操作(操作压力为0.35MPag以上)，并将塔顶冷凝热量作为戊烷分离塔塔底重沸器的热源，以实现热联合；甲苯塔采用提压操作后，甲苯塔塔底物料可以自压进入二甲苯塔或下游装置，无需设置塔底泵，减少设备投资；
抽余油加氢是在镍系芳烃(例如苯)加氢催化剂(以镍作为活性组分)的存在下、反应温度153-163℃，反应压力0.58MPaG，氢油体积比50的条件下进行的，加氢后的抽余油中的不饱和脂肪烃及芳烃含量降低到50ppm以下；
抽余油加氢的进料加热器采用电加热器，能灵活应对加氢反应及催化剂还原等工况，且可以适应一些厂内高温位热源短缺的情况；
脱重组分塔采用提压操作(操作压力为0.36MPag以上)，并且脱重组分塔塔顶设置有蒸汽发生器；脱重组分塔采用提压操作后，脱重组分塔塔底物料可以自压进入下游装置，无需设置塔底泵，减少设备投资；并且脱重组分塔塔顶还设置有除盐水换热器，用于对脱重组分塔塔顶设置的蒸汽发生器产生的蒸汽(能够产生0.15MPaG蒸汽)进行除盐水换热，以产生热水(一般为90℃)，充分利用塔顶热量。
采用本实施例的系统和方法，以29.3万吨/年加氢DCC裂解汽油和5.5万吨/年乙烯裂解汽油为原料，最终得到的产品及规格列表如下：
表1产品种类、产量及规格
异戊烷产品满足国标GB/T 22053-2008戊烷发泡剂F0型号质量要求。
表2异戊烷产品规格
异己烷产品满足GB 17602-1998工业己烷质量要求。
表3异己烷产品规格
戊烷分离塔塔底馏出的其他C5组分满足GB/T 15894-2008化学试剂石油醚Ⅰ类分析纯质量要求，异己烷分离塔塔底馏出的其他C6组分满足GB/T 15894-2008化学试剂石油醚Ⅱ类分析纯质量要求。
表4其他C5组分和其他C6组分产品规格
C7组分满足行业标准SH 0004-90橡胶工业用溶剂油合格品质量要求。
表5 C7组分产品规格
C8组分满足GB 1922-2006油漆及清洗用溶剂油1号低芳型质量要求。
表6 C8组分产品规格
苯产品满足国标GB 3405-2011石油苯-535的质量要求。
表7苯产品规格
甲苯产品满足国标GB 3406-2010质量标准中II号品的质量要求。
表8甲苯产品规格
二甲苯产品满足国标GB 3407-2010质量标准中5℃混合二甲苯一级品的质量要求。
表9二甲苯产品规格
实施例2
本实施例提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，如图2所示，其包括：脱戊烷塔2、C4/C5分离塔3、戊烷分离塔4、芳烃抽提装置6、苯塔7、三甲苯塔10、抽余油加氢反应器11、脱C6塔12、异己烷分离塔13以及脱C8塔15；
脱戊烷塔2的进料口连接于原料油品输送管线，脱戊烷塔2塔顶的C5以下组分出口通过管线连接于C4/C5分离塔3的进料口，C4/C5分离塔3的塔顶馏出C4以下组分，C4/C5分离塔3塔底的C5组分出口通过管线连接于戊烷分离塔4的进料口，戊烷分离塔4的塔顶馏出异戊烷、塔底馏出其他C5组分；
脱戊烷塔2塔底的C6以上组分出口通过管线连接于脱C6塔12的进料口，脱C6塔12塔顶的C6组分出口通过管线连接于芳烃抽提装置6的进料口，脱C6塔12塔底的C7以上组分出口通过管线连接于脱C8塔15的进料口，脱C8塔15的塔顶馏出C7-C8组分，脱C8塔15塔底的C9以上组分出口通过管线连接于三甲苯塔10的进料口，三甲苯塔10的塔顶馏出C9组分和一部分C10组分、塔底馏出另一部分C10组分及C11以上组分；
芳烃抽提装置6的以苯为主的烃类出料口通过管线连接于苯塔7的进料口，苯塔7的塔顶馏出苯；
芳烃抽提装置6的抽余油出料口通过管线连接于抽余油加氢反应器11，抽余油加氢反应器11的出料口通过管线连接于异己烷分离塔13，异己烷分离塔13的塔顶馏出异己烷、塔底馏出其他C6组分。
本实施例还提供了一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，该方法采用上述系统，并且以某炼厂87万吨/年重整生成油为原料，由于炼厂以生产汽油为主，且目前甲苯和混二甲苯价格低迷，所以本实施例不生产甲苯和二甲苯产品。
该方法包括以下步骤：
由于重整生成油中杂质含量已经满足产品要求，且烯烃含量也很低，不需要再加氢处理，所以使原料直接进入脱戊烷塔2，得到塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分；
使脱戊烷塔2塔顶馏出的C5以下组分进入C4/C5分离塔3，得到塔顶馏出的C4以下组分以及塔底馏出的C5组分，由于C4/C5分离塔3塔顶馏出的C4以下组分量很少，因此作为燃料气并入管网，使C4/C5分离塔3塔底馏出的C5组分进入戊烷分离塔4，得到塔顶馏出的异戊烷产品以及塔底馏出的其他C5组分；
使脱戊烷塔2塔底馏出的C6以上组分进入脱C6塔12，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7以上组分；
使脱C6塔12塔顶馏出的C6组分进入芳烃抽提装置6，得到以苯为主的烃类和抽余油；使以苯为主的烃类进入苯塔7提纯后得到苯；使抽余油进入抽余油加氢反应器11进行加氢，使加氢后的抽余油进入异己烷分离塔13，得到塔顶馏出的异己烷产品以及塔底馏出的很少量的其他C6组分；
使脱C6塔12塔底馏出的C7以上组分进入脱C8塔15，得到塔顶馏出的C7-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，其中塔顶馏出的C7-C8组分作为汽油调和组分；
使脱C8塔15塔底馏出的C9以上组分进入三甲苯塔10，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分以及塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分，其中塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分作为高沸点芳烃溶剂油，塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分作为汽油调和组分。
其中，芳烃抽提是采用环丁砜液液抽提工艺以实现芳烃和非芳烃的分离，得到以苯为主的烃类和抽余油；
在所述环丁砜液液抽提工艺中的汽提塔塔顶与芳烃抽提的产物抽余油的输送管道间设置有换热器，该换热器利用汽提塔顶物料的热量加热抽余油，给抽余油加氢反应提供热量，实现热量的综合利用，起到节能降耗的作用；
抽余油加氢是在镍系芳烃加氢催化剂的存在下、反应温度153-163℃，反应压力0.58MPaG，氢油体积比50的条件下进行的，以饱和原料中的少量芳烃，加氢后的抽余油中的芳烃含量降低到50ppm以下，使得后续深加工产品可以满足质量要求；
抽余油加氢的进料加热器采用电加热器，能灵活应对加氢反应及催化剂还原等工况，且可以适应一些厂内高温位热源短缺的情况。
本实施例的生产方案灵活应对市场需求，以生产汽油为主，将低辛烷值组分进行再精细分割，得到高附加值的化工产品。连续重整生成油C8以上组分中芳烃纯度很高，可以用来生产高沸点芳烃溶剂油。至于是否生产高沸点芳烃溶剂油要根据产品市场价格及炼厂汽油池调和需要确定。辛烷值富余的情况下，生产高沸点芳烃溶剂油有利于提高经济效益。
综合以上加工步骤，87万吨/年重整汽油最终得到产品及规格列表如下：
表10产品种类、产量及规格
其中，异戊烷、异己烷、苯、其他C5组分产品的规格见实施例1。
高沸点芳烃溶剂油产品满足国标GB/T 29497-2013质量要求。
表11高沸点芳烃溶剂油规格
由以上实施例可以看出，本发明的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统改变了传统富含芳烃油品以生产调和汽油为主的加工路线，解决了传统加工方式下芳烃分离后非芳利用价值低的问题，为石油化工企业生产提供了一种灵活多变可以适应市场需求的产品方案，实现了炼油化工一体化，更好地适应了批发和零售市场，获得最大的经济效益；并且针对现有技术中芳烃抽提工艺流程进行了优化，降低了装置能耗，进一步提高了效益；同时使石化企业在燃料油市场和石化产品市场兼得并且可以灵活调配，解决了燃料油市场利润微薄、以及燃料油利润和化工产品利润存在矛盾的问题，具有很高的社会价值和经济价值。

Claims (9)

1.一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其至少包括以下步骤：
将裂解汽油经过全馏分加氢，然后将油品中的C6-C8组分经过芳烃抽提，再将芳烃抽提后得到的抽余油进行先加氢后分馏，得到芳烃、烷烃及溶剂油；
将经过全馏分加氢的油品经过脱戊烷塔，得到塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分；
将脱戊烷塔塔顶馏出的C5以下组分经过C4/C5分离塔，得到塔顶馏出的C4以下组分以及塔底馏出的C5组分；
将脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过脱重组分塔，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，其中塔顶馏出的C6-C8组分作为芳烃抽提的原料，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；将脱重组分塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分以及塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分；
抽余油先加氢后分馏的步骤至少包括：将芳烃抽提后得到的抽余油进行抽余油加氢，将加氢后的抽余油经过脱C6塔，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7-C8组分。
2.根据权利要求1所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其中，当C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分不只包括一种结构的戊烷时，将C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分经过戊烷分离塔，得到塔顶馏出的以异戊烷为主的产品以及塔底馏出的其他C5组分。
3.根据权利要求1所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其中，所述抽余油先加氢后分馏的步骤进一步包括：将脱C6塔塔顶馏出的C6组分经过异己烷分离塔，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品以及塔底馏出的其他C6组分；和/或将脱C6塔塔底馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分。
4.根据权利要求1所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其中，将芳烃抽提得到的BTX混合芳烃依次经过苯塔、甲苯塔和二甲苯塔分离得到苯、甲苯和二甲苯。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法，其中，芳烃抽提是采用环丁砜液液抽提工艺以实现芳烃和非芳烃的分离；
在所述环丁砜液液抽提工艺中的汽提塔塔顶与芳烃抽提的产物抽余油的输送管道间设置有换热器；
甲苯塔设置有甲苯塔顶蒸汽发生器，和/或二甲苯塔设置有二甲苯塔顶蒸汽发生器；
甲苯塔采用提压操作，并将塔顶冷凝热量作为戊烷分离塔塔底重沸器的热源；
抽余油加氢是在镍系芳烃加氢催化剂的存在下、反应温度153～163℃，反应压力0.2～0.6MPaG，氢油体积比50～100的条件下进行的；并且加氢后的抽余油中的不饱和脂肪烃及芳烃含量为50ppm以下；
抽余油加氢的进料加热器采用电加热器；
脱重组分塔采用提压操作，脱重组分塔塔顶设置有蒸汽发生器；脱重组分塔塔顶还设置有除盐水换热器，设在蒸汽发生器下游，以产生热水。
6.一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，其至少包括：全馏分加氢装置、芳烃抽提装置以及抽余油的加氢和分馏装置；其中，全馏分加氢装置用于对裂解汽油进行全馏分加氢，其设置在芳烃抽提装置之前；芳烃抽提装置设置用于对经过全馏分加氢的裂解汽油中的C6-C8组分进行芳烃抽提；抽余油的加氢和分馏装置的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口通过管线连接，用于对抽余油进行加氢和分馏；
该系统还包括：脱戊烷塔，所述脱戊烷塔的进料口与所述全馏分加氢装置的出料口通过管线连接，用于使经过全馏分加氢的油品经过脱戊烷塔后，得到塔顶馏出的C5以下组分以及塔底馏出的C6以上组分，所述脱戊烷塔的塔底出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接；
所述系统还包括：C4/C5分离塔；所述脱戊烷塔的塔顶C5以下组分出口与所述C4/C5分离塔的进料口通过管线连接，用于使脱戊烷塔塔顶馏出的C5以下组分经过C4/C5分离塔后，得到塔顶馏出的C4以下组分以及塔底馏出的C5组分；
在所述芳烃抽提装置之前还包括：脱重组分塔；所述脱重组分塔的进料口与所述脱戊烷塔的塔底C6以上组分出口通过管线连接，用于使脱戊烷塔塔底馏出的C6以上组分经过脱重组分塔后，得到塔顶馏出的C6-C8组分以及塔底馏出的C9以上组分，并且所述脱重组分塔的塔顶C6-C8组分出口与所述芳烃抽提装置的进料口通过管线连接，经芳烃抽提后得到BTX混合芳烃和抽余油；
所述系统还包括：三甲苯塔，所述三甲苯塔的进料口与所述脱重组分塔的塔底C9以上组分出口通过管线连接，用于使脱重组分塔塔底馏出的C9以上组分经过三甲苯塔后，得到塔顶馏出的C9组分和一部分C10组分以及塔底馏出的另一部分C10组分及C11以上组分；
所述抽余油先加氢后分馏装置为抽余油先加氢后分馏装置，至少包括：抽余油加氢反应器、脱C6塔；所述抽余油加氢反应器的进料口与芳烃抽提装置的抽余油出料口通过管线连接；所述脱C6塔的进料口与所述抽余油加氢反应器的出料口通过管线连接，用于使加氢后的抽余油经过脱C6塔后，得到塔顶馏出的C6组分以及塔底馏出的C7-C8组分。
7.根据权利要求6所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，其中，所述系统还包括：戊烷分离塔；
当所述C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分不只包括一种结构的戊烷时，所述C4/C5分离塔的塔底C5组分出口与所述戊烷分离塔的进料口通过管线连接，用于使C4/C5分离塔塔底馏出的C5组分经过戊烷分离塔后，得到塔顶馏出的以异戊烷为主的产品以及塔底馏出的其他C5组分。
8.根据权利要求6所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，其中，该系统还包括：苯塔、甲苯塔和二甲苯塔依次连接于芳烃抽提装置的BTX混合芳烃出料口，用于使芳烃抽提得到的BTX混合芳烃经过苯塔、甲苯塔和二甲苯塔分离得到苯、甲苯和二甲苯。
9.根据权利要求6所述的芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统，其中，所述抽余油先加氢后分馏装置进一步包括：异己烷分离塔和/或C7/C8分离塔；所述异己烷分离塔的进料口与所述脱C6塔的塔顶C6组分出口通过管线连接，用于使脱C6塔塔顶馏出的C6组分经过异己烷分离塔后，得到塔顶馏出的以异己烷为主的产品以及塔底馏出的其他C6组分；所述C7/C8分离塔进料口与所述脱C6塔的塔底C7-C8组分出口通过管线连接，用于使脱C6塔塔底馏出的C7-C8组分经过C7/C8分离塔后，得到塔顶馏出的C7组分以及塔底馏出的C8组分。
CN201610849502.0A 2016-09-23 2016-09-23 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统 Active CN106281448B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610849502.0A CN106281448B (zh) 2016-09-23 2016-09-23 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610849502.0A CN106281448B (zh) 2016-09-23 2016-09-23 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN106281448A CN106281448A (zh) 2017-01-04
CN106281448B true CN106281448B (zh) 2018-09-07

Family

ID=57714935

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201610849502.0A Active CN106281448B (zh) 2016-09-23 2016-09-23 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN106281448B (zh)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN115651704A (zh) * 2022-11-29 2023-01-31 中国石油化工股份有限公司洛阳分公司 一种利用重整生成油生产戊烷发泡剂的方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102234541A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置
CN105085152A (zh) * 2014-05-05 2015-11-25 北京华和拓科技开发有限责任公司 一种芳烃抽提新工艺
CN206014785U (zh) * 2016-09-23 2017-03-15 北京石油化工工程有限公司 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102234541A (zh) * 2010-05-07 2011-11-09 中国石油化工集团公司 一种裂解汽油全馏分加氢节能方法和装置
CN105085152A (zh) * 2014-05-05 2015-11-25 北京华和拓科技开发有限责任公司 一种芳烃抽提新工艺
CN206014785U (zh) * 2016-09-23 2017-03-15 北京石油化工工程有限公司 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
重整生成油选择加氢脱烯烃;曹祥;《炼油技术与工程》;20100131;第40卷(第1期);图2 *

Also Published As

Publication number Publication date
CN106281448A (zh) 2017-01-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103897731B (zh) 一种催化裂化柴油和c10+馏分油混合生产轻质芳烃的方法
CN103361118B (zh) 一种从含有烯烃和硫化物的汽油中回收芳烃的方法
CN105647575A (zh) 一种稳定轻烃升级利用的工艺
CN105296001B (zh) 一种煤焦油加氢催化重整制备芳烃的系统及方法
CN102433159A (zh) 一种催化汽油轻馏分醚化工艺
CN105820838B (zh) 一种轻烃异构化方法
CN105541540A (zh) 一种环保发泡剂与溶剂油联产装置及其制备方法
CN110180202A (zh) 一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法
CN108033869A (zh) 一种利用抽余油生产正己烷的方法
CN206014785U (zh) 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产系统
CN101081993B (zh) 一种从高芳烃含量的烃类混合物中回收芳烃的方法
CN105820839B (zh) 一种轻烃异构化方法
CN101230291B (zh) 一种低能耗的费托合成产物的加工方法
CN106187666B (zh) 一种c10+芳烃吸附分离的方法
CN106281448B (zh) 一种芳烃、烷烃及溶剂油的优化组合生产方法及系统
CN103087757B (zh) 一种实现石油化工企业石化产品价值最大的方法
CN105085154B (zh) 由劣质重芳烃增产芳烃原料的方法
CN105154135A (zh) 一种重油多产芳烃的方法
CN109988641A (zh) 灵活页岩油加氢裂化工艺
CN103910595B (zh) 含c2、c3、c4、c5和重组分混合物系的分离方法
CN106701181A (zh) 全馏分中低温煤焦油加氢制取单环芳烃的方法及装置
CN103834438B (zh) 一种加氢脱硫的工艺方法
CN102399125B (zh) 一种从碳九芳烃中分离间、对甲乙苯混合物的方法
CN105861043B (zh) 一种石脑油生产高辛烷值汽油的工艺方法
CN104987886B (zh) 一种煤的加工方法与系统

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant