CN110283620B - 一种降低基础油含水量的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种降低基础油含水量的方法，包括如下流程：(1)原料进入糠醛精制装置，经糠醛溶剂萃取后，生产出精制油及抽出油，其中的精制油进入到中间罐；(2)精制油从中间罐进入酮苯脱蜡脱油联合装置内，经过结晶、过滤及溶剂回收后得到脱蜡油、脱油蜡及蜡下油；(3)脱蜡油进入到白土补充精制装置内，经脱氮、白土吸附及过滤后得到基础油，基础油经产品罐后进入成品罐；对中间罐定期排水。增设中间罐后，使精制油在进入到酮苯脱蜡脱油联合装置前，进行一定时间的停留，在停留过程中，残存在精制油中的水分会逐渐分离出来，并聚集到罐底，定期将罐底的水排出，减少进入到酮苯脱蜡脱油联合装置内的水分，使基础油中的水分得到有效的降低。

Description

一种降低基础油含水量的方法

技术领域

本发明具体涉及一种降低基础油含水量的方法。

背景技术

从常减压装置分馏出的减压侧线馏分润滑油原料以及丙烷脱沥青装置制取的残渣润滑油料(光亮油)都会含有一些对油品使用性能有害的非理想物质，这些物质的存在会使油品的粘度指数降低，抗氧化安定性变差，以及使用过程中氧化后容易生成较多的沉淀和酸性物质，为去除润滑油中的非理想组分，炼油工程师设计了糠醛精制装置。经糠醛精制生产出的精制油低温流动性较差，为保证润滑油的低温流动性，炼油工程师设计了酮苯脱油脱蜡装置。经过糠醛精制与酮苯脱蜡脱油装置后的润滑油基础油中仍残留有少量溶剂及一些有害物质，为去除这些物质，炼油工程师设计了基础油白土补充精制装置。糠醛精制装置、酮苯脱蜡脱油联合装置、基础油白土精制装置被称为润滑油生产的老三套系统。

在该老三套流程中，将作为原料的减三线蜡油或减四线蜡油或丙烷轻脱油经过糠醛精制装置，将原料中的理想组分与非理想组分分离，分离出的理想组分称为精制油。精制油进入酮苯脱蜡脱油联合装置，酮苯脱油脱蜡联合装置将精制油中的油蜡进行分离，产生脱蜡油、脱油蜡及副产物蜡下油。脱蜡油进入基础油白土补充精制装置进行再次精制后，得到作为成品的基础油。

但该基础油的含水量偏高，约在300ppm以上，基础油含水偏高会导致调和出的润滑油产品浑浊，严重时基础油发生乳化浑浊。

发明内容

为解决上述问题，降低基础油的含水量，本发明提出了降低基础油含水量的方法，该方法可有效降低基础油产品中的含水量，该方法具体包括如下流程：

(1)原料进入糠醛精制装置，经糠醛溶剂萃取后，生产出精制油及抽出油，其中的精制油进入到中间罐；

(2)精制油从中间罐进入酮苯脱蜡脱油联合装置内，经过结晶、过滤及溶剂回收后得到脱蜡油、脱油蜡及蜡下油；

(3)脱蜡油进入到白土补充精制装置内，经脱氮、白土吸附及过滤后得到基础油，基础油经产品罐后进入成品罐；

对中间罐定期排水。

基础油作为润滑油的主要组成部分，其含水量直接影响由其调和出来的润滑油的含水量，而润滑油中水分的存在，会破坏润滑油形成的油膜，使润滑效果变差，加速有机酸对金属的腐蚀作用，锈蚀设备，使油品容易产生沉渣,所以为保证润滑油具有更高的使用性能，在实际生产过程中便要控制基础油的含水量，基础油的含水量越低则越好。

在本方法中，增设了一个中间罐，使精制油在进入到酮苯脱蜡脱油联合装置前，进行一定时间的停留，在停留过程中，残存在精制油中的水分会逐渐分离出来，并聚集到中间罐的罐底，定期将聚集在中间罐罐底的水排出，可有效地减少随精制油进入到酮苯脱蜡脱油联合装置内的水分，使基础油中的水分得到有效的降低。

进一步，步骤(3)中，该白土补充精制装置包括顺序相连的脱氮系统、白土脱气塔和白土蒸发塔，脱蜡油依次经脱氮系统、白土脱气塔和白土蒸发塔后得到基础油；

在脱氮系统中，对脱蜡油进行脱氮处理；

在白土脱气塔中，对经过脱氮处理的脱蜡油利用汽提进行不凝气脱除；

在白土蒸发塔中，对经过不凝气脱除后的脱蜡油再次进行汽提后，进行过滤。

在本发明中，采用二级汽提，在白土脱气塔中，对脱蜡油当中存在的少量溶剂以及不凝气、轻组分及水份进行脱除，在白土蒸发塔内，继续对脱蜡油当中残存的少量溶剂以及不凝气、轻组分、水份进行脱除。采用二级汽提，在对脱蜡油中的杂质进行净化的同时，还可将脱蜡油中的部分水份汽化，并随汽提气体排出，有利于降低产品中的水分。

酮苯脱蜡脱油装置生产的脱蜡油含有少量的糠醛、丁酮、甲苯溶剂，溶剂的存在会影响基础油的闪点，同时糠醛、丁酮、甲苯均为有毒物质且伴有刺激性气味，白土脱气塔及白土蒸发塔能有效降低基础油中的溶剂含量。

利用白土脱气塔、白土蒸发塔还可有效地延长脱蜡油与白土的混合时间，有利于白土对脱蜡油中的杂质进行吸附。同时，白土脱气塔、白土蒸发塔对脱蜡油中的水分进行脱除，也有利于基础油含水量的降低。

优选地，在白土脱气塔和白土蒸发塔内，均采用氮气进行汽提。

利用氮气进行汽提，能够有效的降低脱蜡油中的溶剂、不凝气、轻组分及水分的气体分压，有利于溶剂、不凝气、轻组分及水分的蒸发。相对蒸汽，氮气几乎不含水，有利于脱除脱蜡油中的水分。

具体地，在白土脱气塔内进行汽提时，氮气温度为90-140℃；在白土蒸发塔内进行汽提时，氮气温度为90-140℃。

氮气温度过低时，会降低白土脱气塔、白土蒸发塔对脱蜡油中溶剂、不凝气、轻组分及水分的蒸发效果，严重时，会导致所蒸发出的溶剂、不凝气、轻组分及水分形成二次冷凝后再次进入脱蜡油内。氮气温度过高时，除导致能源消耗过大外，还会导致部分脱蜡油汽化，而降低脱蜡油的收率，导致成分增加。在上述温度范围内，在保证对杂质进行脱除的同时，避免了脱蜡油的汽化。

优选地，白土脱气塔的塔底温度控制在95-100℃，从白土脱气塔底出来的脱蜡油经加热后进入白土蒸发塔，白土蒸发塔的塔底温度控制在180-190℃。

在上述温度限制下，能够使脱蜡油中的杂质顺利地被脱除。

具体地，精制油在中间罐的停留时间为26-34小时，温度为70-80。精制油在停留过程中，其含有的部分水分会分离出来，沉到中间罐的底部，定期开启中间罐底部的排水阀，将其中的水排出，以减少带入到酮苯脱蜡脱油联合装置内的水分。

精制油在中间罐停留时间过短时，精制油中的水分不能得到充分的沉降，使得定期切水后精制油含水量降低不明显。

为进一步减少基础油中的含水量，酮苯脱蜡脱油联合装置包括第一缓冲罐，精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为0.9-1.1小时，温度79-82℃，对该第一缓冲罐进行定期排水。

白土补充精制装置包括第二缓冲罐，基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.2-1.4小时，温度69-72℃，对该第二缓冲罐进行定期排水。

基础油在产品罐内的停留时间为0.5-0.8小时，温度120-123℃，对该产品罐进行定期排水。

在经过多次排水后，使物料中的水分持续地降低。

采用本发明后，基础油含水量可控制在30-100ppm左右。较目前的技术方案，基础油的含水量仅为目前的10-33％。

附图说明

图1是本发明的一种实施例的流程示意图。

具体实施方式

实施例1

请参阅图1，一种降低基础油含水量的方法，其包括如下流程：

(1)将作为原料的常减压装置分馏出的减压侧线馏分润滑油(丙烷脱沥青装置制取的残渣润滑油)打入糠醛精制装置10，经糠醛溶剂萃取后，生产出精制油及抽出油，其中的精制油进入到中间罐51。抽出油作为热拌用沥青再生剂进行销售；或者作为催化裂化装置的原料。

(2)精制油自中间罐51进入酮苯脱蜡脱油装置20的第一缓冲罐21内，然后依次经结晶和过滤对精制油进行脱蜡和脱油，形成脱蜡油液、脱油蜡液和蜡下油液。脱蜡油液、脱油蜡液和蜡下油液分别进入回收系统，将脱蜡油液、脱油蜡液和蜡下油液中的溶剂进行回收，形成脱蜡油、脱油蜡和蜡下油，回收的溶剂进入结晶系统，形成溶剂循环。其中的脱蜡油进入到下述的白土补充精制装置30内，脱油蜡和蜡下油。其中的脱油蜡进入石蜡白土精制装置，生产出的液态蜡可进行销售，也可经过石蜡造粒装置生产出粒蜡进行销售。蜡下油作为催化裂化装置的原料。

(3)脱蜡油首先进入到白土补充精制装置30的第二缓冲罐31内，然后经脱氮系统脱氮后，再进入到白土脱气塔32内进行汽提，从白土脱气塔32的塔底排出的物料进行加热后进入到白土蒸发塔33内进行汽提后得到基础油。该基础油经产品罐34静置排水后进入到成品罐61内。

在白土脱气塔中，对经过脱氮处理的脱蜡油利用汽提进行不凝气脱除；在白土蒸发塔中，对经过不凝气脱除后的脱蜡油再次进行汽提后，进行过滤。

在本实施例中，均采用氮气进行汽提，在进行汽提时，氮气的温度均为120℃。由于在本实施例中，进入到白土脱气塔与白土蒸发塔内的氮气采用同一电加热器41进行加热，氮气的温度相同。

可以理解，在其它实施例中，当采用不同的加热器分别对进入到白土脱气塔与白土蒸发塔内的氮气进行加热时，进入到白土脱气塔与白土蒸发塔内的氮气的温度可以不同。例如，进入到白土脱气塔内的氮气温度为100℃，进入到白土蒸发塔内的氮气的温度为140℃。白土脱气塔的塔底温度控制在98℃。白土蒸发塔的塔底温度控制在185℃。

本实施例中，精制油在中间罐的停留时间为30小时，温度76℃。对中间罐经底部的中间罐排水阀52进行定期排水。精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为1小时，温度80℃，经第一排水阀22对该第一缓冲罐进行定期排水。基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.3小时，温度69℃，经第二排水阀36对该第二缓冲罐进行定期排水。基础油在产品罐内的停留时间为0.7小时，温度121℃，经底阀37对该产品罐进行定期排水。

本实施例所生产的基础油的含水量为30ppm。

实施例2

本实施例与实施例1基本相同，其不同在于：

采用不同的加热器对氮气进行加热，进入到白土脱气塔内的氮气温度为90℃，进入到白土蒸发塔内的氮气的温度为110℃。白土脱气塔的塔底温度控制在95℃。白土蒸发塔的塔底温度控制在180℃。

本实施例中，精制油在中间罐的停留时间为26小时，温度70℃。对中间罐经底部的中间罐排水阀进行定期排水。精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为1.1小时，温度79℃，经第一排水阀对该第一缓冲罐进行定期排水。基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.5小时，温度70℃，经第二排水阀对该第二缓冲罐进行定期排水。基础油在产品罐内的停留时间为0.5小时，温度123℃，经底阀对该产品罐进行定期排水。

本实施例所生产的基础油的含水量为60ppm。

实施例3

本实施例与实施例1基本相同，其不同在于：

采用不同的加热器对氮气进行加热，进入到白土脱气塔内的氮气温度为110℃，进入到白土蒸发塔内的氮气的温度为100℃。白土脱气塔的塔底温度控制在100℃。白土蒸发塔的塔底温度控制在187℃。

本实施例中，精制油在中间罐的停留时间为34小时，温度80℃。对中间罐经底部的中间罐排水阀进行定期排水。精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为0.9小时，温度81℃，经第一排水阀对该第一缓冲罐进行定期排水。基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.2小时，温度71℃，经第二排水阀对该第二缓冲罐进行定期排水。基础油在产品罐内的停留时间为0.8小时，温度120℃，经底阀对该产品罐进行定期排水。

本实施例中，每34小时对中间罐经底部的中间罐排水阀52进行定期排水；每0.9小时经第一排水阀22对第一缓冲罐21进行定期排水；每1.2小时经第二排水阀36对第二缓冲罐31进行定期排水；每0.8小时经底阀37对产品罐34进行定期排水。

本实施例所生产的基础油的含水量为60ppm。

实施例4

本实施例与实施例1基本相同，其不同在于：

采用不同的加热器对氮气进行加热，进入到白土脱气塔内的氮气温度为140℃，进入到白土蒸发塔内的氮气的温度为120℃。白土脱气塔的塔底温度控制在97℃。白土蒸发塔的塔底温度控制在190℃。

本实施例中，精制油在中间罐的停留时间为32小时，温度73℃。对中间罐经底部的中间罐排水阀进行定期排水。精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为1.1小时，温度82℃，经第一排水阀对该第一缓冲罐进行定期排水。基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.4小时，温度72℃，经第二排水阀对该第二缓冲罐进行定期排水。基础油在产品罐内的停留时间为0.6小时，温度121℃，经底阀对该产品罐进行定期排水。

本实施例所生产的基础油的含水量为100ppm。

Claims (3)

1.一种降低基础油含水量的方法，其特征在于，包括如下流程：

(1)原料进入糠醛精制装置，经糠醛溶剂萃取后，生产出精制油及抽出油，其中的精制油进入到中间罐；

(2)精制油从中间罐进入酮苯脱蜡脱油联合装置内，经过结晶、过滤及溶剂回收后得到脱蜡油、脱油蜡及蜡下油；

(3)脱蜡油进入到白土补充精制装置内，经脱氮、白土吸附及过滤后得到基础油，基础油经产品罐后进入成品罐；

对中间罐定期排水；精制油在中间罐的停留时间为26-34小时，温度70-80℃；

酮苯脱蜡脱油联合装置包括第一缓冲罐，精制油在该第一缓冲罐内的停留时间为0.9-1.1小时，温度79-82℃，对该第一缓冲罐进行定期排水；

步骤(3)中，该白土补充精制装置包括顺序相连的脱氮系统、白土脱气塔和白土蒸发塔，脱蜡油依次经脱氮系统、白土脱气塔和白土蒸发塔后得到基础油；

在脱氮系统中，对脱蜡油进行脱氮处理；

在白土脱气塔中，对经过脱氮处理的脱蜡油利用汽提进行不凝气脱除；

在白土蒸发塔中，对经过不凝气脱除后的脱蜡油再次进行汽提后，进行过滤；

在白土脱气塔和白土蒸发塔内，均采用氮气进行汽提；

在白土脱气塔内进行汽提时，氮气温度为90-140℃；在白土蒸发塔内进行汽提时，氮气温度为90-140℃；

白土脱气塔的塔底温度控制在95-100℃，从白土脱气塔底出来的脱蜡油经加热后进入白土蒸发塔内，白土蒸发塔的塔底温度控制在180-190℃。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，

白土补充精制装置包括第二缓冲罐，基础油在该第二缓冲罐内的停留时间为1.2-1.4小时，温度69-72℃，对该第二缓冲罐进行定期排水。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，基础油在产品罐内的停留时间为0.5-0.8小时，温度120-123℃，对该产品罐进行定期排水。

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