CN108329946A - 一种对汽油馏分进行分离的方法和汽油脱硫方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种对汽油馏分进行分离的方法和汽油脱硫方法。其中分离的方法包括：分别使汽油馏分和萃取溶剂从中下部和上部进入萃取段，实施逆流接触，得到的贫溶剂萃余油经脱除萃取溶剂得到萃余油，得到的富溶剂萃取油经反萃取处理后，得到贫溶剂油返回萃取段，得到富溶剂油从反萃取段底部进入烯烃回收塔，经分馏后，烯烃回收塔顶部流出的富烯烃馏分部分从底部返回反萃取段，实现循环，部分作为烯烃馏分引出。烯烃回收塔底部流出的富硫馏分经分离萃取溶剂，得到萃取油。本发明所提供的分离方法，能够实现汽油馏分中烯烃的有效分离，利于降低汽油产品中的烯烃含量，保证辛烷值不受影响并实现深度脱硫，实现汽油产品结构调整，得到高品质的汽油。

Description

一种对汽油馏分进行分离的方法和汽油脱硫方法

技术领域

本发明涉及一种对汽油馏分进行分离的方法和汽油脱硫方法，属于汽油加工精炼技术领域。

背景技术

全球范围已探明的石油资源正日趋重质化，清洁油品的生产难度不断提升，而随着汽车尾气排放对大气环境影响的日益加重，世界各国对车用汽油质量的要求也愈加严苛。自2019年01月01日起，我国拟将实施国VI车用汽油标准，要求汽油硫含量低于10ppm，烯烃含量低于15v％，且辛烷值不降低。所以，同时降低车用汽油的硫含量和烯烃含量且保证辛烷值含量不降低，是目前面临的首要任务。

目前，工业上普遍采用催化加氢脱硫技术以实现汽油脱硫降烯烃，该技术基本可以实现汽油硫含量低于50ppm且同时降低烯烃含量，但烯烃含量是以加氢饱和转化为烷烃的方式降低，因此造成了汽油辛烷值的严重损失。科研工作者对催化加氢脱硫技术进行了系列改进，并形成几种具有代表性的技术，比如ConocoPhillips(COP)公司开发的S-Zorb脱硫工艺、石科院的RSDS选择性加氢脱硫工艺、中国石油大学(北京)的GARDES汽油加氢脱硫技术和法国的Prime G⁺技术。应用上述改进技术处理汽油，虽然硫含量能够降至10ppm，但是辛烷值依旧损失约2.0～4.0个单位，仍旧难以能达到国VI车用汽油标准的要求。

由此可见，仅从优化脱硫技术方面入手，很难有效抑制烯烃的饱和而造成辛烷值的损失，因此，目前研究人员尝试将汽油进行切割，然后针对轻馏分(以及中馏分)和重馏分的组分差异，分别实施有针对性的脱硫技术，以尽量避免大量烯烃被加氢饱和。

专利US6623627B1中公开了一种脱除汽油馏分中硫化物的方法，首先将汽油馏分切割为轻、中、重三个馏分。其中轻馏分主要含有硫醇硫和烯烃，通过碱洗的方式将硫脱除；中馏分由噻吩和烯烃组成，通过液液萃取或萃取精馏的手段将噻吩进行分离，获得萃余油和富含硫化物的萃取油；重馏分富含硫化物和烯烃，与萃取油一同进入加氢单元进行加氢脱硫。但最终产物的硫含量大于50ppm，推测可能是烯烃分离不彻底影响了脱硫效果。

专利CN103555359B公开了一种催化裂化汽油深度脱硫方法。该发明以沸点小于130℃轻馏分催化裂化汽油为原料，进行液液抽提，并在抽提过程中引入C5烃，提升分离烯烃的效果，获得含有烷烃、环烷烃和烯烃的萃余油以及富含硫化物和芳烃的萃取油；萃取油可进行选择性加氢脱硫，避免了过多烯烃的加氢饱和，减少了汽油辛烷值损失。该发明通过从外部引入C5烷烃的方式，对烯烃的分离有一定的提升，但C5烷烃存在供应问题，且仍然仅得到烷烃、环烷烃和烯烃混合的萃余油，仍需改进。

专利申请CN104277875A公开了一种催化裂化汽油深度脱硫降烯烃的方法。该方法以催化裂化汽油为原料进行切割，得到的轻馏分进行非临氢物理吸附脱硫，不损失烯烃；重馏分进行选择性加氢脱硫。但是由于烯烃分离不彻底，所以辛烷值仍旧有部分损失，且轻、重馏分分别处理后混合汽油硫含量大于10ppm。

由此可见，针对不同馏分的组成差异分别实施有针对性的脱硫处理，仍旧有部分烯烃被加氢饱和，所以辛烷值的损失难以避免，甚至还可能影响脱硫效果，使最终得到的汽油产品难以达到国VI车用汽油标准的要求。因此，如何有效降低汽油馏分中的烯烃和芳烃、硫化物，避免烯烃进入加氢脱硫单元，实现降烯烃、深度脱硫和保辛烷值，仍旧是当前面临的重要问题。

发明内容

针对现有技术中的上述缺陷，本发明提供一种对汽油馏分进行分离的方法，通过采用双向萃取等处理，实现了烯烃与硫化物、芳烃的有效分离，获得了高烯烃含量的轻烯烃馏分，以及硫化物富集的萃取油，不仅有效降低了烯烃含量，利于后续对萃取油实施催化加氢脱硫时维持辛烷值稳定且实现深度脱硫，而且能够得到具有高附加值的烯烃产品。

本发明还提供一种汽油脱硫方法，包括按照上述方法对切割的轻馏分或中馏分进行分离，有利于同时实现深度脱硫、降烯烃和保辛烷值，得到满足国VI车用汽油标准的要求的汽油产品。

为实现上述目的，本发明首先提供一种对汽油馏分进行分离的方法，上述分离方法包括以下步骤：

使用由上部的萃取段和下部的反萃取段组成的萃取塔，使汽油馏分和萃取溶剂分别从中下部和上部进入萃取段，并实施逆流接触，得到的贫溶剂萃余油从萃取段的顶部流出，经脱除萃取溶剂得到萃余油，得到的富溶剂萃取油从萃取段的底部进入反萃取段；

富溶剂萃取油经反萃取处理后，得到的贫溶剂油从上部返回萃取段，得到的富溶剂油从反萃取段底部流出并进入烯烃回收塔，经分馏后，烯烃回收塔顶部流出的富烯烃馏分部分从底部返回反萃取段，实现循环，部分作为轻烯烃馏分引出；

烯烃回收塔底部流出的富硫馏分经分离萃取溶剂，得到萃取油。

本发明所提供的方法能够适用于全馏分的汽油馏分，比如能够对全馏分的催化裂化汽油进行分离。特别是，本发明所提供的方法，尤其适用于终馏点(Final BoilingPoint，FBP)不高于130℃的汽油馏分，比如终馏点小于等于130℃的催化裂化汽油(FCC汽油)的轻馏分油，或者沸程为55～105℃的催化裂化汽油(FCC汽油)的中馏分油，也可以是其它来源的汽油馏分。可以理解，汽油馏分中通常含有饱和烷烃、烯烃(包括链烯烃和环烯烃)、芳烃和硫化物等。例如FCC汽油具有高烯烃和高硫含量的性质。

出于经济性的考虑，本发明的方法非常适合芳烃含量较低的汽油馏分，尤其是对于芳烃含量为1wt％～10wt％的汽油馏分，具有非常理想的分离效果。

本发明提供的方法，采用萃取工艺与反萃取工艺的结合，使汽油馏分在萃取段实现PON(正构烷烃、大部分烯烃、环烷烃)与AS(芳烃、硫化物)的分离，前者作为萃余油产物；而反萃取段与烯烃回收塔之间的物流循环，则在实现轻烯烃富集的同时得到大分子烯烃、芳烃和硫化物富集的萃取油产物。即本发明提供的方法，将汽油馏分分离为含PON的萃余油、轻烯烃馏分(C5或C6烯烃组成为主)和含AS的萃取油，三股物流被分别收集，按照各自特点和需要实施后续加工或进一步应用。

根据本发明的方法，汽油馏分首先在萃取塔的萃取段中进行萃取，使汽油馏分从萃取段的中下部进入，萃取溶剂从萃取段的上部进入，二者在萃取段中逆流接触。经过萃取处理，萃取段顶部的流出物为富含饱和烷烃和烯烃的贫溶剂萃余油，经进一步脱除其中的萃取溶剂后，得到萃余油；而含有芳烃、硫化物和少部分烯烃的富溶剂萃取油沸点高、密度大，从萃取段的底部排出进入反萃取段。经过上述萃取，使汽油馏分中的烷烃和大部分烯烃被分离到贫溶剂萃余油中，而几乎全部的硫化物和芳烃，以及少部分烯烃则富集到富溶剂萃取油中，实现了汽油馏分的初步分离。

在生产开始时，富溶剂萃取油自萃取段的底部进入反萃取段，然后经反萃取段的底部排出并进入烯烃回收塔，通过在烯烃回收塔内分馏，沸点相对较低的烯烃(主要是链烯烃)携带着少部分萃取溶剂，从烯烃回收塔顶部流出，即为富烯烃馏分；而大部分萃取溶剂携带着沸点相对较高的烯烃(主要是环烯烃)、芳烃和硫化物从烯烃回收塔底部流出，即为富硫馏分。

将富烯烃馏分从下部返回至反萃取段，并与来自萃取段的富溶剂萃取油逆流接触，以对富溶剂萃取油进行反萃取：富烯烃馏分中的小分子烯烃(C5链烯烃或C6链烯烃)率先溶解到富溶剂萃取油中，将富溶剂萃取油中的大分子烯烃“置换”出来，得到的含有大分子烯烃的贫溶剂油上行并进入萃取段，最终并入贫溶剂萃余油中；而含有小分子烯烃、芳烃、硫化物的富溶剂油则进入烯烃回收塔中分馏，从而在萃取塔和烯烃回收塔之间形成了循环回路。

随着汽油馏分的不断加入和上述循环过程的进行，富溶剂萃取油中的烯烃，尤其是大分子烯烃，被进一步分离且并入到贫溶剂萃余油中，而小分子烯烃则逐渐富集到富烯烃馏分中。所以循环稳定时得到的富烯烃馏分，实际上是高纯度的小分子烯烃，富烯烃馏分中的小分子烯烃含量能够达到80wt％以上。在实际生产中，通常是将部分富烯烃馏分返回至反萃取段，将剩余部分富烯烃馏分引出，作为轻烯烃馏分。富烯烃馏分返回使用和引出的具体比例可根据待分离的汽油馏分中的烯烃含量合理设置，一般情况下，当循环稳定后，将约40％～60％的富烯烃馏分返回至反萃取段循环使用。

由此可见，本发明通过上述双向萃取工艺，使硫化物和芳烃富集到萃取油中，烯烃则被分离到萃余油和轻烯烃馏分中，不仅实现了烯烃和硫化物、芳烃的有效分离，而且还得到了含有高纯度小分子烯烃的轻烯烃馏分。

上述萃余油中含有大量的烯烃和饱和烷烃，且基本不含有硫化物，因此可作为高附加值的化工原料使用，或者作为汽油调和组分。

上述轻烯烃馏分，实际是将汽油馏分中最小碳数的烯烃进行高纯度提纯后的产物，所以轻烯烃馏分的组成与汽油馏分中所含最小碳数的烯烃密切相关。一般情况下，若汽油馏分碳数最小的烯烃为C5烯烃，则轻烯烃馏分为高纯度C5烯烃；若汽油馏分的初馏点选择较为靠后，则轻烯烃馏分中以C6烯烃居多。

轻烯烃馏分中由于含有高纯度小分子烯烃，因此可作为高辛烷值原料，比如可对其实施芳构化处理，得到高辛烷值汽油。或者，也可作为其它高附加值化工原料，经进一步加工得到下游化工产品。

该萃取油中含有芳烃及硫化物，极少量的烯烃，并且主要是环烯烃，因此可进一步实施催化加氢脱硫处理，得到汽油产品或作为汽油产品的调和组分。可以理解，由于环烯烃对辛烷值贡献极小，因此即使经过加氢脱硫处理，也基本不影响最终汽油产品的辛烷值。并且，由于烯烃含量非常少，所以在实施催化加氢脱硫处理时，能够有效避免因烯烃含量较高所造成的脱硫困难等问题，利于提高脱硫效率。

上述用于实施萃取和反萃取的萃取塔，可以是本领域常用的萃取精馏塔，比如塔板式萃取精馏塔或填料式萃取精馏塔。萃取塔的上部作为萃取段，下部作为反萃取段，且萃取段的底部与反萃取段的顶部相互贯通，中间一般不设置任何间隔。萃取塔顶部的温度和压力即为萃取段顶部的温度和压力，萃取塔底部的温度和压力即为反萃取段底部的温度和压力，其余部位，比如萃取段底部的温度和压力，可根据萃取塔内产生的温度和压力梯度确定，一般可控制萃取塔顶部的温度大于萃取塔底部的温度，萃取塔顶部的压力小于萃取塔底部的压力。

本发明对于萃取段和反萃取段的高度不做特别限定，只要能对汽油馏分实现上述分离即可。具体的，一般控制萃取段的高度大于反萃取段的高度，比如反萃取段的高度占萃取塔全塔高度的30％～40％。

在本发明具体实施过程中，通常控制萃取塔顶部的温度为55～100℃，压力为0.2～0.7MPa；回流比为0.5～3.0；萃取塔底部的温度为40～80℃，压力为0.50～0.95MPa；萃取塔为塔板式，其理论塔板数为35～60；萃取段的理论塔板数为23～40；萃取溶剂与汽油馏分的进料体积比为1～5。

上述在萃取段所实施的萃取工艺以及所使用的萃取溶剂，可根据汽油馏分的组分合理设置。在本发明具体实施过程，所使用的萃取溶剂中含有二甘醇、四甘醇、二甲亚砜、环丁砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吗啉、N-甲基吡咯烷酮和碳酸丙烯酯中的至少一种。

在上述工艺条件下，萃取段中，贫溶剂萃余油中的烯烃能够占汽油馏分中烯烃总量的55wt％～65wt％，并且其中的硫化物含量不超过10ppm。反萃取段中，富烯烃馏分中的小分子烯烃能够将富溶剂萃取油中的大分子烯烃“置换”出来，被置换出来的大分子烯烃最终合并到贫溶剂萃余油中。发明人研究发现，经过上述反萃取，贫溶剂萃余油中的烯烃能够占汽油馏分中烯烃总量的70wt％～80wt％。

为进一步提高萃取工艺的分离效果，所采用的萃取溶剂中可含有一定量的水，通常控制萃取溶剂的含水量不小于1v％。含水量过大会影响后续萃取溶剂的分离回收，因此，在实际生产中，所用萃取溶剂的含水量为1v％～6v％。

贫溶剂萃余油中不可避免含有少量的萃取溶剂，可采用本领域常规技术手段进行脱除，比如通过水洗脱除。在本发明具体实施过程中，是将该贫溶剂萃余油从下部通入水洗塔中，水洗水从上部进入水洗塔，使用水洗水脱除贫溶剂萃余油中残余的萃取溶剂，得到的萃余油自水洗塔顶部排出。

具体的，水洗水的流量为贫溶剂萃余油流量的4％～10％。

经反萃取得到的富溶剂油随后在烯烃回收塔中实施分馏。本领域所常用的分馏塔均可以作为上述烯烃回收塔。在本发明具体实施过程中，是采用常压分馏塔作为烯烃回收塔。

具体的，烯烃回收塔顶部的温度为40～65℃，压力为0.05MPa～0.35MPa；底部温度为140℃～170℃，压力为0.06～0.40MPa，回流比为0.5～5，且烯烃回收塔顶部的温度和压力均小于底部的温度和压力。在此条件下实施分馏，能够将萃取溶剂和小分子烯烃，尤其是C5或C6的小分子链烯烃从富溶剂油中分离出来，得到富烯烃馏分；而含有环烯烃、芳烃、硫化物和少量萃取溶剂的富硫馏分从烯烃回收塔底部流出。

经过上述双向萃取工艺和分馏工艺的配合，最终萃余油中的烯烃和轻烯烃馏分中的烯烃量之和能够达到汽油馏分烯烃总量之和的90wt％～95wt％，从而将汽油馏分中的烯烃有效分离出来。

上述富硫馏分中还含有部分萃取溶剂，可在溶剂回收塔中实施减压蒸馏，进一步分离其中的萃取溶剂。具体的，烯烃回收塔底部流出的富硫馏分送入溶剂回收塔，回收溶剂从塔底排出，脱除萃取溶剂后的富硫油从塔顶引出，经脱水后得到所述萃取油；

控制溶剂回收塔顶部的温度为70℃～100℃，压力为-0.05MPa～-0.01MPa；溶剂回收塔底部的温度为165℃～175℃，压力为-0.03MPa～-0.01MPa。

上述富硫油可在富硫油罐中进行脱水，最终得到富含芳烃和硫化物，以及少量环烯烃的萃取油。其中，脱除的水分可循环利用，比如可作为水洗塔中的水洗水；而水洗塔底排出的废水可在水汽提塔净化后继续使用。

上述回收溶剂以萃取溶剂为主，并含有少量芳烃等汽油馏分。在本发明具体实施过程中，可将该回收溶剂的部分或全部返回到萃取段中循环使用，以提高萃取溶剂的利用率，节约生产成本。可以理解，随着回收溶剂的多次循环使用，其中的芳烃含量会逐渐升高，因此，可根据实际情况，部分回收溶剂经换热后返回到萃取段上部循环使用，另一部分回收溶剂可送入溶剂再生塔中进行再生，得到的再生溶剂可以返回到溶剂回收塔中继续回收和循环使用，而芳烃在高温下烧结成渣，最终排出。

本发明还提供一种用于实施上述分离方法的分离装置，包括：

萃取塔，所述萃取塔由上部的萃取段和下部的反萃取段组成，其中，萃取段中下部和上部均设有入口，顶部设有出口，下部与反萃取段相通；反萃取段的下部设有入口，底部设有出口；

溶剂脱除塔，所述溶剂脱除塔下部的入口与所述萃取段顶部的出口连通，所述溶剂脱除塔顶部设有出口；

烯烃回收塔，所述烯烃回收塔上部的入口与所述反萃取段底部的出口连通，所述烯烃回收塔顶部的出口与所述反萃取段下部的入口连通，所述烯烃回收塔底部设有出口；

溶剂回收塔，所述溶剂回收塔上部的入口与所述烯烃回收塔底部的出口连通，所述溶剂回收塔的底部设有出口。

进一步的，上述溶剂回收塔底部的出口与萃取段上部的入口连通，以将回收得到的回收溶剂返回到萃取段循环使用。

进一步的，上述分离装置还可以包括溶剂再生塔，溶剂再生塔的上部的入口与溶剂回收塔底部的出口连通，进一步的，上述溶剂再生塔顶部的出口与溶剂回收塔上部的入口连通，以将得到的再生溶剂返回到溶剂回收塔中进行再次回收。

具体的，上述溶剂脱除塔为水洗塔。

具体的，上述烯烃回收塔为分馏塔，比如常压分馏塔。

本发明所提供的分离方法，能够与现有的脱硫技术及改质技术灵活组合，尤其是对汽油轻馏分和汽油中馏分进行处理，实现降烯烃、深度脱硫的同时避免辛烷值损失，最终得到满足要求的汽油产品。

本发明最后提供一种汽油脱硫方法，包括：

将汽油原料切割为轻馏分和重馏分，切割温度≤130℃；

按照上述的方法，对轻馏分进行分离，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分；

对萃取油和重馏分实施脱硫处理，得到脱硫油。

具体的，上述汽油原料可以是目前为加工得到汽油产品所用的汽油原料，比如全馏分的催化裂化汽油原料。如图1所示，在本发明一具体实施例中，可首先对催化裂化汽油原料进行馏分切割，切割温度≤130℃，得到轻馏分和重馏分；按照上述分离方法，对轻馏分进行分离(溶剂双向萃取)，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分；将萃取油和重馏分送入选择性加氢脱硫单元，得到脱硫油。

进一步的，上述对轻馏分进行分离所得到的萃余油可以作为调和组分，与脱硫油混合，或者进一步与芳构汽油、异构汽油等调和，最终得到满足国VI车用汽油标准要求的汽油产品。

上述脱硫处理，可以是本领域常规的脱硫技术，比如催化加氢脱硫技术，进一步如选择性加氢脱硫，比如采用Prime G⁺、OCT-M或RSDS等技术。可以理解，由于轻馏分中的烯烃组分被有效分离，硫化物和芳烃富集到萃取油中，所以在进行脱硫处理时，辛烷值基本不受影响且同时实现了降烯烃和深度脱硫，并最终得到高品质的汽油。

本发明最后提供另一种汽油脱硫方法，将汽油原料切割为轻馏分、中馏分和重馏分，其中轻馏分和中馏分的切割温度为50～60℃，中馏分和重馏分的切割温度≤130℃；

对轻馏分进行脱硫处理，得到硫化物含量小于10ppm的脱硫轻汽油；

按照上述方法，对中馏分进行分离，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分；

对萃取油和重馏分实施脱硫处理，得到脱硫油。

具体的，上述汽油原料可以是目前为加工得到汽油产品所用的汽油原料，比如全馏分的催化裂化汽油原料。如图2所示，在本发明一具体实施例中，可首先对催化裂化汽油原料进行馏分切割，得到轻馏分、中馏分和重馏分；对轻馏分实施脱硫处理；按照上述分离方法，对中馏分进行分离(溶剂双向萃取)，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分，其中轻烯烃馏分可以进一步实施缓和芳构化以得到芳烃；将萃取油和重馏分送入选择性加氢脱硫单元，得到脱硫油。

具体的，可根据脱硫对象的组分情况实施有针对性的常规脱硫工艺，比如对轻馏分实施的脱硫处理，可以采用无碱脱臭，以有效脱除轻馏分中的硫化物，尤其是硫醇等。上述对萃取油和重馏分所实施的脱硫处理，可以是催化加氢脱硫技术，尤其是选择性加氢脱硫。

上述对中馏分进行分离所得到的萃余油可以作为调和组分，与脱硫油混合，或者进一步与芳构汽油、异构汽油等调和，最终得到满足国VI车用汽油标准要求的汽油产品。

本发明提供了一种对汽油馏分进行分离的方法，通过双向萃取分离工艺和烯烃分馏工艺的配合使用，能实现汽油馏分中90wt％～95wt％的烯烃被分离到萃余油和轻烯烃馏分中，绝大部分烷烃被分离到萃余油中，芳烃和硫化物被分离到萃取油中，从而将汽油馏分分离为萃余油、萃取油和轻烯烃馏分这三个具有显著组成差异的产物。

该萃取油在后续催化加氢脱硫过程中，能够有效避免因烯烃加氢饱和而造成辛烷值损失的问题，并且还能够避免因烯烃含量较高而造成的脱硫困难的问题，从而实现了汽油产品的结构调整，有利于得到高品质汽油产品，满足国VI汽油标准要求。

该轻烯烃馏分能够作为化工原料，经芳构化等加工处理，得到具有高附加值的产品，因此，该分离方法还实现了过剩烯烃的高附加值利用。

该萃余油能够作为汽油产品的调和组分或作为化工原料，经进一步加工处理，得到具有高附加值的产品，带来较大的经济效益。

并且，上述分离方法可以在较为温和的条件下实施和完成，利于实际应用和推广。

本发明还提供了用于实施上述方法的分离装置，该分离装置中的设备均为现有常规设备，利于在汽油生产企业大规模推广和应用。

本发明还提供了一种汽油脱硫方法，将上述汽油馏分分离方法与常规汽油加工技术进行结合。由于上述汽油馏分的分离方法能够进一步提高烯烃分离精度，从而在加氢脱硫过程中，能够避免烯烃加氢饱和所造成的辛烷值损失，还利于提高脱硫效果，最终同时实现了脱硫、降烯烃和保辛烷值，从而有利于得到满足国VI标准要求的高品质汽油产品。

同时，由于充分去除了汽油馏分中的烯烃和烷烃，使硫化物和芳烃充分富集到萃取油中，从而可以仅针对萃取油实施脱硫处理，因此显著降低了脱硫负荷，进一步提高汽油生产效率。

附图说明

图1为本发明一具体实施例所提供的汽油脱硫方法的工艺流程图；

图2为本发明另一具体实施例所提供的汽油脱硫方法的工艺流程图；

图3为本发明实施例所提供的分离装置的结构示意图。

附图标记说明

1-萃取段； 2-反萃取段； 3-溶剂脱除塔；

4-烯烃回收塔； 5-回流罐； 6-溶剂回收塔；

7-富硫油罐； 8-溶剂再生塔。

具体实施方式

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，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做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。

本实施例中提供的汽油馏分的分离方法使用如图3所示的分离装置。该分离装置至少包括：

萃取塔，该萃取塔具体为塔板式萃取精馏塔，理论塔板数为60块，由上部的萃取段1和下部的反萃取段2组成，且反萃取段2所处位置为第35块至第60块塔板；萃取段1中下部和上部均设有入口，顶部设有出口，萃取段1的底部和反萃取段2的顶部连通；反萃取段2的下部设有入口，底部设有出口；

溶剂脱除塔3，溶剂脱除塔3下部设有入口，顶部设有出口，溶剂脱除塔3下部的入口与萃取段1顶部的出口连通，该溶剂脱除塔3具体可以是水洗塔；

烯烃回收塔4，烯烃回收塔4的上部设有入口，顶部和底部均设有出口，烯烃回收塔4上部的入口与反萃取段2底部的出口连通；烯烃回收塔4具体可以是常压分馏塔；

回流罐5，回流罐5的入口与烯烃回收塔4顶部的出口连通，回流罐5的出口与反萃取段2下部的入口连通；

溶剂回收塔6，溶剂回收塔6的上部设有入口，顶部和底部均设有出口，溶剂回收塔6上部的入口与烯烃回收塔4底部的出口连通；

富硫油罐7，富硫油罐7的入口与溶剂回收塔6顶部的出口连通，富硫油罐7的出口用于排出萃取油；

溶剂再生塔8，溶剂再生塔8上部的入口与溶剂回收塔6底部的出口连通，溶剂再生塔8顶部的出口与萃取段1上部的入口连通。

使用本实施例提供的分离装置对汽油馏分进行分离的方法简述如下：

将汽油馏分从萃取段1的中下部进入，萃取溶剂从萃取段1的上部进入，使汽油馏分和萃取溶剂在萃取段1中逆流接触，控制萃取段1顶部的温度为55～100℃，压力为0.2～0.7MPa；反萃取段2底部的温度为40～80℃，压力为0.50～0.95MPa；萃取溶剂与汽油馏分的进料体积比为1～5；回流比为0.5～3.0，在萃取段1顶部得到贫溶剂萃余油，在萃取段1底部得到富溶剂萃取油。

贫溶剂萃余油从溶剂脱除塔3的下部进入，水洗水从溶剂脱除塔3的上部进入，且控制水洗水占贫溶剂萃余油流量的4％～10％，收集从溶剂脱除塔3顶部的流出物，得到萃余油；携带有萃取溶剂的废水从溶剂脱除塔3底部排出，经换热后送至溶剂再生塔8中，经再生得到的再生溶剂从溶剂再生塔8顶部排出，并送至溶剂回收塔6中再次回收利用。

富溶剂萃取油从萃取段1的底部进入反萃取段2，随后从反萃取段2的底部进入烯烃回收塔4的上部。控制烯烃回收塔4顶部的温度为65℃～80℃，压力为0.05MPa～0.40MPa；烯烃回收塔4底部的温度为140℃～170℃。经过在烯烃回收塔4中分馏，得到的富烯烃馏分从烯烃回收塔4顶部流出，得到的富硫馏分从烯烃回收塔4底部流出。

上述富烯烃馏分随后进入回流罐5中，经脱水后得到富烯烃馏分，部分富烯烃馏分排出作为轻烯烃馏分，部分富烯烃馏分返回到反萃取段2下部，并与富溶剂萃取油逆流接触，经过反萃取，得到含有大分子烯烃的贫溶剂油和含有小分子烯烃的富溶剂油。

贫溶剂油上行至萃取段1，最终并入贫溶剂萃余油中；富溶剂油则从反萃取段2底部返回到烯烃回收塔4上部继续进行分馏，从而在萃取塔和烯烃回收塔4之间形成了循环回路。

从烯烃回收塔4底部流出的富硫馏分随后进入到溶剂回收塔6上部，控制溶剂回收塔6顶部的温度为70～100℃，压力为-0.05～-0.01MPa；溶剂回收塔6底部的温度为165～175℃，压力为-0.03～-0.01MPa。在溶剂回收塔6的顶部得到富硫油，底部得到回收溶剂。

富硫油随后进入富硫油罐7中，经脱水得到萃取油，脱除的水分送至溶剂脱除塔3中，作为水洗水使用。

溶剂回收塔6底部得到的回收溶剂，一部分进入溶剂再生塔8的上部，脱除回收溶剂中残留的汽油组分，并排出少量成渣溶剂，剩余的回收溶剂从溶剂再生塔8的顶部排出，返回到溶剂回收塔6的下部进行再次回收。另一部分回收溶剂返回到萃取段1的上部，循环使用。

下面结合具体实施例和附图对本发明进行详细阐述。

实施例1

采用图3所示的分离装置和上述工艺流程，对来自于大庆的全馏分催化裂化汽油进行分离。该原料的组分及物理性质参见表1。

将原料从萃取段1中下部进入，萃取溶剂(92v％的环丁砜、7v％的四甘醇、1v％的水)从萃取段1上部进入。

萃取段1塔顶得到贫溶剂萃余油进入溶剂脱除塔3进行水洗，水洗水用量为贫溶剂萃余油质量流率的4倍左右，得到的萃余油从溶剂脱除塔3顶部排出。

萃取段1塔底得到的富溶剂萃取油从反萃取段2进入烯烃回收塔4。在烯烃回收塔4的塔顶得到富烯烃馏分，经回流罐5脱水后，45v％的富烯烃馏分返回反萃取段2进行循环反萃，剩余55v％的富烯烃馏分排出，作为轻烯烃馏分引出。

在烯烃回收塔4的塔底得到的富硫馏分进入溶剂回收塔6上部。溶剂回收塔6塔顶所得富硫油进入富硫油罐7水洗分层后，得到萃取油排出。溶剂回收塔6塔底所得回收溶剂，约95v％经换热后送至萃取段1上部循环使用，剩余约5v％的回收溶剂送入溶剂再生塔8。

在溶剂再生塔8中，部分溶解于回收溶剂中的芳烃在高温下结焦成渣，最终排出装置；其余再生溶剂返回到溶剂回收塔6下部进行再次回收。

上述具体工艺条件控制情况如表2所示，萃余油、萃取油和轻烯烃馏分的组成如表3所示。

表1全馏分催化裂化汽油原料组成

表2各设备工艺条件参数

表3三股物流性质组成

表3中，P：正构烷烃；O：烯烃；N：环烷烃；A：芳烃。“—”代表硫含量＜0.001ppm。

由表3可知，采用本实施例中的分离方法，能够将全馏分催化裂化汽油分离为萃余油、萃取油和轻烯烃馏分这三个具有显著烃组成差异的部分。经计算，萃余油和轻烯烃馏分中的烯烃含量总和占全馏分催化裂化汽油中烯烃总量的80.9wt％；轻烯烃馏分中C5烯烃含量为84.7wt％；经进一步测试，萃取油中的烯烃主要是环烯烃，含量是10.8wt％。

实施例2

采用图3所示的分离装置和上述工艺流程，对来自京博催化裂化汽油中馏分进行分离。该原料的组分及物理性质参见表4，具体工艺条件控制情况如表5所示，萃余油、萃取油和轻烯烃馏分的组成如表6所示。

表4催化裂化汽油中馏分原料组成

表5各设备工艺条件参数

表6三股物流性质组成

由表6可知，采用本实施例中的分离方法，能够将终馏点不高于130℃的催化裂化汽油中馏分分离为萃余油、萃取油和轻烯烃馏分这三个具有显著烃组成差异的部分。经计算，萃余油和烯烃馏分中的烯烃含量总和占催化裂化汽油重馏分原料中烯烃总量的92.9wt％；轻烯烃馏分中C6烯烃含量为82.1wt％；经进一步测试，萃取油中的烯烃主要是环烯烃，含量是12.1wt％。

对本实施例所得到的轻烯烃馏分进行芳构化处理，常压下反应温度为330℃，空速为2h^-1，烯烃转化率达76.4％。

实施例3

采用Prime G⁺技术，对实施例2中得到的萃取油进行选择性加氢脱硫，得到脱硫油，其中反应压力为2.3MPa，氢油体积比为9.6，空速为4.9/h^-1，反应温度250℃；

将实施例2中的萃余油与上述脱硫油混合，得到混合油。

其中，实施例2中的汽油馏分(来自京博催化裂化汽油中馏分)，以及混合油的具体组成和物理性质可参见表7。

由表7可知，混合油中的烯烃含量较汽油馏分中的烯烃含量有显著降低，但辛烷值略有增加。

将该混合油与异构汽油、芳构汽油等调和汽油混合，能够得到烯烃含量低于15％、硫化物含量＜10ppm的汽油产品，同时实现了保辛烷值、降烯烃和深度脱硫。

表7萃取油和脱硫油组成

实施例4

本实施例提供一种汽油脱硫方法，以催化裂化汽油全馏分为汽油原料，该汽油原料的组分及物理性质参见表8，该脱硫方法的流程可参见图1，具体包括如下步骤：

步骤1：对汽油原料进行馏分切割，得到＜130℃的轻馏分和≥130℃的重馏分；

步骤2：按照实施例1中的工艺，对上述轻馏分进行分离，得到萃余油、萃取油和烯烃馏分；

步骤3：将步骤2得到的萃取油和步骤1中的重馏分混合，并采用Prime G⁺技术进行加氢脱硫，其中反应压力2.3MPa，氢油体积比为9.6，空速为4.9/h^-1，反应温度250℃，得到硫含量低于10ppm的脱硫油。

步骤4：将步骤2中得到的萃余油和步骤3中得到的脱硫油混合，得到混合油，其具体组成可参见表8。

表8汽油原料和脱硫油组成

经计算，脱硫油收率为96％。并且，由表8可知，本实施例所提供的汽油脱硫方法，得到的混合油中的烯烃含量较汽油原料中的烯烃含量有显著降低，但辛烷值基本保持不变。

将该混合油与异构汽油、芳构汽油等调和汽油混合，能够得到烯烃含量低于15％、硫化物含量＜10ppm的汽油产品，同时实现了保辛烷值、降烯烃和深度脱硫。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各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：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部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各实施例技术方案的范围。

Claims (10)

1.一种对汽油馏分进行分离的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

使用由上部的萃取段和下部的反萃取段组成的萃取塔，使所述汽油馏分和萃取溶剂分别从中下部和上部进入该萃取段，实施逆流接触，得到的贫溶剂萃余油从萃取段的顶部流出，经脱除萃取溶剂得到萃余油，得到的富溶剂萃取油从萃取段的底部进入反萃取段；

所述富溶剂萃取油经反萃取处理后，得到的贫溶剂油从上部返回萃取段，得到的富溶剂油从反萃取段底部流出并进入烯烃回收塔，经分馏后，烯烃回收塔顶部流出的富烯烃馏分部分从底部返回反萃取段，实现循环，部分作为轻烯烃馏分引出；

所述烯烃回收塔底部流出的富硫馏分经分离萃取溶剂，得到萃取油。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，

所述萃取溶剂中含有二甘醇、四甘醇、二甲亚砜、环丁砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吗啉、N-甲基吡咯烷酮和碳酸丙烯酯中的至少一种；

所述萃取塔顶部的温度为55～100℃，压力为0.2～0.7MPa，回流比为0.5～3.0；所述萃取塔底部的温度为40～80℃，压力为0.50～0.95MPa；所述萃取塔的理论塔板数为35～60，所述萃取段的理论塔板数为23～40；

所述萃取溶剂与汽油馏分的进料体积比为1～5。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述烯烃回收塔顶部的温度为40～65℃，压力为0.05～0.35MPa；底部的温度为140～170℃，压力为0.06～0.40MPa，回流比为0.5～5。

4.根据权利要求1-3任一项所述的方法，其特征在于，烯烃回收塔底部流出的富硫馏分送入溶剂回收塔，得到的回收溶剂从塔底排出，脱萃取溶剂后的富硫油从塔顶引出，经脱水后得到所述萃取油，其中：

所述溶剂回收塔顶部的温度为70～100℃，压力为-0.05～-0.01MPa；底部的温度为165～175℃，压力为-0.03～-0.01MPa。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：将至少部分所述回收溶剂返回到所述萃取段中循环使用。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：将部分所述回收溶剂送入溶剂再生塔中进行再生，得到再生溶剂，

其中，所述溶剂再生塔塔顶温度为175～185℃，压力为-0.03～-0.01MPa。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法还包括：对所述轻烯烃馏分实施芳构化处理。

8.一种用于实施权利要求1-7任一项所述方法的分离装置，其特征在于，包括：

萃取塔，所述萃取塔由上部的萃取段和下部的反萃取段组成，其中，所述萃取段中下部和上部均设有入口，顶部设有出口，下部与反萃取段相通；所述反萃取段的下部设有入口，底部设有出口；

溶剂脱除塔，所述溶剂脱除塔下部的入口与所述萃取段顶部的出口连通，所述溶剂脱除塔顶部设有出口；

烯烃回收塔，所述烯烃回收塔上部的入口与所述反萃取段底部的出口连通，所述烯烃回收塔顶部的出口与所述反萃取段下部的入口连通，所述烯烃回收塔底部设有出口；

溶剂回收塔，所述溶剂回收塔上部的入口与所述烯烃回收塔底部的出口连通，所述溶剂回收塔的底部设有出口。

9.一种汽油脱硫方法，其特征在于，包括：

将汽油原料切割为轻馏分和重馏分，切割温度≤130℃；

按照权利要求1-7中任一项所述的方法，对所述轻馏分进行分离，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分；

对所述萃取油和重馏分实施脱硫处理，得到脱硫油。

10.一种汽油脱硫方法，其特征在于，包括：

将汽油原料切割为轻馏分、中馏分和重馏分，其中轻馏分和中馏分的切割温度为50～60℃，中馏分和重馏分的切割温度≤130℃；

对所述轻馏分进行脱硫处理，得到硫化物含量小于10ppm的脱硫轻汽油；

按照权利要求1-7中任一项所述的方法，对所述中馏分进行分离，得到萃余油、萃取油和轻烯烃馏分；

对所述萃取油和重馏分实施脱硫处理，得到脱硫油。