CN110776952A - 可生产异辛烷的叠合油加氢装置及方法 - Google Patents

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Abstract

本申请公开了可生产异辛烷的叠合油加氢装置及方法，属于石油化工技术领域。该装置包括：催化蒸馏加氢塔、冷凝器、回流罐、重沸器、第一压缩机和加氢反应器；催化蒸馏加氢塔的顶部与冷凝器连接，冷凝器与回流罐的一个进口连接，回流罐的一个出口与第一压缩机连接，另一个出口与催化蒸馏加氢塔连接；催化蒸馏加氢塔的底部设有重沸器；加氢反应器的底部与催化蒸馏加氢塔连接。如此，本申请可使叠合油中的烯烃饱和，从而满足其作为车用汽油调合组分的要求并可根据需要生产异辛烷，而且通过催化蒸馏加氢塔和加氢反应器分别对叠合油中的不同组分进行加氢反应，可降低设备和操作费用，并达到节能和灵活操作的目的。

Description

可生产异辛烷的叠合油加氢装置及方法
技术领域
本申请涉及石油化工技术领域，尤其涉及一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置及方法。
背景技术
2017年9月7日，国家质监总局联合标准化管理委员会发布并同步实施GB18351《车用乙醇汽油(E10)》与GB 22030《车用乙醇汽油调合组分油》两个标准，标准中明确规定车用乙醇汽油(E10)(VIB)中除乙醇外，其它有机含氧化合物含量(质量分数)不大于0.5％且不得人为加入；2017年9月13日，国家发改委等15部委联合发布《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》的通知，确定2017年起在东北等多省市推广使用乙醇汽油，到2020年全国基本实施全覆盖。
由于乙醇汽油中的烯烃是生成VOC(Volatile Organic Compounds，挥发性有机化合物，简称VOC)、NOX及有毒物质的主要来源，因此车用汽油标准(GB17930-2016)对车用乙醇汽油中烯烃含量进行了严格限制，如要求92#汽油中烯烃体积分数≤18(ⅥA)/15(ⅥB)。而叠合油为乙醇汽油的调合组分油，且叠合油的主要成分为烯烃，若叠合油添加至乙醇汽油中会引起乙醇汽油烯烃含量超标，此时，就必须对叠合油进行加氢饱和，以保证乙醇汽油中的烯烃含量满足车用汽油标准的要求。
发明内容
本申请提供了一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置及方法，可以解决叠合油添加至乙醇汽油中会引起乙醇汽油烯烃含量超标的问题。所述技术方案如下：
第一方面，本申请实施例提供了一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置，所述装置包括：催化蒸馏加氢塔、冷凝器、回流罐、重沸器、第一压缩机和加氢反应器；
所述催化蒸馏加氢塔的顶部与所述冷凝器连接，所述冷凝器与所述回流罐的一个进口连接，所述回流罐的一个出口与所述第一压缩机连接，所述回流罐的另一个出口与所述催化蒸馏加氢塔连接；所述催化蒸馏加氢塔的底部与所述重沸器连接；所述加氢反应器的底部与所述催化蒸馏加氢塔连接；
所述催化蒸馏加氢塔用于对叠合油进行轻、重组分的分离，以及对所述轻组分进行加氢反应，得到第一组分、第二组分与第一加氢产物；所述冷凝器用于对所述第一组分进行冷凝、冷却，所述回流罐用于对冷凝、冷却后的第一组分进行气液分离，所述重沸器用于给所述催化蒸馏加氢塔提供热源；所述第一压缩机用于改变由所述回流罐分离出的气相产物的压力，所述加氢反应器用于对所述第二组分中的部分物料进行加氢反应，得到第二加氢产物。
可选地，所述装置还包括：第一产品泵和第一冷却器；
所述第一产品泵的进口与所述催化蒸馏加氢塔连接，所述第一产品泵的出口与所述第一冷却器连接；
所述第一产品泵用于改变从所述催化蒸馏加氢塔出来的所述第一加氢产物的压力，所述第一冷却器用于对所述第一加氢产物进行冷却，使所述第一加氢产物的温度达到所要求的输出温度。
可选地，所述装置还包括：进出料换热器、第二冷却器、循环泵和第二产品泵；
所述进出料换热器与所述催化蒸馏加氢塔连接，所述进出料换热器还与所述第二冷却器连接；
所述第二冷却器与所述循环泵连接，所述第二冷却器又与所述第二产品泵连接，所述循环泵与所述加氢反应器连接。
可选地，所述装置还包括：进料泵和进料加热器；
所述进料泵的进口与所述催化蒸馏加氢塔的底部连接，所述进料泵的出口与所述进料加热器的一侧连接，所述进料加热器的另一侧与所述加氢反应器的顶部连接。
可选地，所述装置还包括：回流泵；
所述回流泵的进口与所述回流罐的底部连接，所述回流泵的出口与所述催化蒸馏加氢塔的顶部连接；
所述回流泵用于将所述回流罐分离出的液相进行回流，使其返回至所述催化蒸馏加氢塔。
可选地，所述装置还包括：第二压缩机；
所述第二压缩机与所述进料加热器连接，所述第二压缩机用于改变来自外界的氢气的压力。
第二方面，本申请实施例提供了一种可生产异辛烷的叠合油加氢方法，所述方法用于上述任一所述的装置，所述方法包括以下步骤：
叠合油与外界来的新氢分别进入所述催化蒸馏加氢塔并在所述催化蒸馏加氢塔内进行轻组分、重组分的分离，使所述轻组分在所述催化蒸馏加氢塔内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，在所述催化蒸馏加氢塔得到所述第一组分、所述第二组分与所述第一加氢产物；
所述第一组分通过所述冷凝器冷凝、冷却后进入所述回流罐，在所述回流罐进行气液分离，分离出的气相产物通过所述第一压缩机改变压力后作为循环氢进入所述加氢反应器，分离出的液相产物回流至所述催化蒸馏加氢塔内；
所述第二组分在所述催化蒸馏加氢塔的塔釜部位分为三部分，得到第一产物、第二产物与第三产物；所述第一产物作为所述加氢反应器中的急冷油送入所述加氢反应器的催化剂床层之间，所述第一产物用于控制催化剂床层温升；所述第二产物作为所述加氢反应器的进料并与所述循环氢、所述新氢混合后送入所述加氢反应器内；所述第三产物作为重油产品单独输出装置或与第一加氢产物混合后作为目标加氢产物输出装置；
所述第二产物从所述催化蒸馏加氢塔的塔底流出后与所述循环氢和新氢混合后进入所述加氢反应器，在所述加氢反应器内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，得到第二加氢产物；
所述第二加氢产物从所述加氢反应器的底部进入所述催化蒸馏加氢塔，所述第二加氢产物中所携带的氢气经所述催化蒸馏加氢塔分离后用于补充所述催化蒸馏加氢塔内进行加氢反应所需的氢气。
可选地，所述催化蒸馏加氢塔中所需的氢气与所述叠合油中异辛烯的摩尔量之比为1.5～3：1。
可选地，所述第一产物与所述第三产物的质量之比为1～3：1；
所述第二产物与所述第三产物的质量之比为2～3：1。
可选地，所述第二产物从所述催化蒸馏加氢塔的塔底流出后，与所述循环氢和新氢混合后进入所述加氢反应器，在所述加氢反应器内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，得到第二加氢产物，包括在如下操作条件下进行反应：反应温度200～350℃、反应压力：2.0～5.0MPa。
本申请提供的技术方案至少可以带来以下有益效果：
本申请实施例提供的可生产异辛烷的叠合油加氢装置中，通过催化蒸馏加氢塔对叠合油进行轻、重组分的分离，并对分离出的轻组分进行加氢反应。其中蒸馏与加氢反应均在催化蒸馏加氢塔一个设备中进行，可以简化工艺流程，进而节省投资成本；通过重沸器可以给催化蒸馏加氢塔提供热源，使叠合油在催化蒸馏加氢塔内充分地进行轻、重组分的分离和轻组分的加氢反应；通过冷凝器可以对叠合油蒸馏出的第一组分进行冷凝冷却，使第一组分成为气液相共存组分；通过回流罐可以对第一组分进行气液分离，使其分离为气相产物和液相产物；通过第一压缩机可以对气相产物进行升压，之后将升压的气相产物送入加氢反应器中，气相产物进入加氢反应器后可提高反应器内的氢分压并可吸收部分反应热。
由于在催化蒸馏加氢塔内主要对叠合油中分子量较小的C8等轻组分进行加氢，其反应温度和反应压力较低，在加氢反应器内对叠合油中分子量较大的C12、C16等重组分进行加氢反应，其反应温度和反应压力较高，这种根据不同的加氢物料选择不同的反应压力和反应温度的方法有利于降低设备和操作费用；并且C8等轻组分进行加氢后可作为异辛烷产品出料，而叠合油中C12、C16等重组分含量小于20％(质量)，故在对作为第二产物的重组分进行加氢时，不过度追求极高的加氢反应转化率也能使目标加氢产物满足相关标准的要求，可大大降低加氢操作所需的公用工程消耗和能耗。
采用本申请实施例提供的可生产异辛烷的叠合油加氢装置得到的目标加氢产物，饱和蒸气压低、辛烷值高、无硫或低硫、低烯烃含量，是优质清洁汽油的调合组分。且与常规流程相比，可省掉反应产物冷却器、高压分离器、产品汽提塔及配套的塔顶回流系统和塔底重沸系统等设备，降低了设备投资。
附图说明
图1是本申请实施例提供的一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置的结构示意图；
图2是本申请实施例提供的第二种可生产异辛烷的叠合油加氢装置的结构示意图；
图3是本申请实施例提供的一种叠合油加氢方法的流程图。
附图标记：
1-催化蒸馏加氢塔；2-冷凝器；3-回流罐；4-重沸器；5-第一压缩机；6-加氢反应器；7-第一产品泵；8-第一冷却器；9-进出料换热器；10-第二冷却器；11-循环泵；12-第二产品泵；13-进料泵；14-进料加热器；15-回流泵；16-第二压缩机。
具体实施方式
为使本申请的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本申请实施方式作进一步地详细描述。
随着车用乙醇汽油使用量的有序扩大，MTBE(methyl tert-butyl ether，甲基叔丁基醚，简称MTBE)的出路成为行业关注的焦点，也使得原本进入稳定发展期的C4深加工行业再次面临前所未有的挑战。
MTBE停产后，异丁烯也可作为生产化工产品的原料，但国内以异丁烯为原料生产的化工产品普遍存在产品牌号过少、新产品开发能力弱、生产成本高等问题，且化工产品的市场容量有限，无法解决千万吨级异丁烯的出路。而以混合C4为原料生产叠合油的工艺，不但可以生产出更多的高辛烷值汽油调合组分，而且也可以解决异丁烯的出路问题。
混合C4为原料生产叠合油的工艺的主要反应是异丁烯(IB)二聚生成2，4，4-三甲基戊烯(C8烯烃，即DIB)等三甲基戊烯的异构体。其反应式如下：
IB+IB→DIB (1)
副反应包括IB与DIB反应生成三聚物(C12烯烃，即TIB)及IB再与TIB反应生成四聚物(C16烯烃，即TEB)，其反应式如下：
IB+DIB→TIB (2)
IB+TIB→TEB (3)
所生成的叠合油中C8烯烃的含量为82～90％，C12烯烃的含量为5～15％，C16烯烃的含量为0.01～1.5％。由此可知，叠合油中的烯烃的含量几乎为100％，并且主要成分为C8烯烃，即为异辛烯，其次为C12烯烃，另外还有极少量的C16烯烃。由于乙醇汽油中的烯烃是生成VOC、NOX及有毒物质的主要来源。其中NOX和HC(Hydrocarbons，碳氢化合物，简称HC)在阳光的作用下易生成弥漫于对流层的光化学烟雾，该光化学烟雾中臭氧的含量高达90％，会损害人的呼吸系统，引发支气管炎、肺炎等疾病，而且NOX也是产生酸雨的原因之一。故车用汽油标准(GB 17930-2016)对车用乙醇汽油中烯烃的含量进行了严格限制，如要求92#汽油中烯烃的体积分数≤18(ⅥA)/15(ⅥB)。因此当作为乙醇汽油调合组分油的叠合油添加至乙醇汽油中引起乙醇汽油烯烃含量超标时，就必须对该叠合油进行加氢饱和，以获得具有饱和蒸气压低、辛烷值高、无硫、无苯、无芳烃、无烯烃或烯烃含量低的优质清洁汽油调合组分异辛烷油。
CN1160701A介绍了一种C3馏分的加氢方法，但该方法的目的在于使C3馏分中的炔烃加氢，而不是对由异丁烯低聚生产的、烯烃含量接近100％的叠合油进行加氢饱和。
CN101081998A介绍了一种C4馏分的加氢方法，原料C4馏分与氢气混合后进入加氢反应器，先与加氢催化剂I接触进行二烯烃加氢饱和反应，其反应生成物不经分离直接与加氢催化剂II接触进行杂质脱除和烯烃加氢饱和反应，得到的C4馏分产品既能作为优质的蒸汽裂解制乙烯原料，又能作为车用液化气。
CN101113126A介绍了一种含烯烃的轻烃催化加氢的方法，该方法以工业或民用的含烯烃的液化石油气或轻油为原料，通过催化加氢使原料中的烯烃加氢饱和，从而生产出符合要求的饱和液化石油气或轻油，但对于烯烃含量较高的原料，该专利采用列管式反应器对烯烃加氢饱和，列管式反应器存在结构复杂，检修困难等缺点。另外，加氢后的生成物仅由一台气液分离罐进行分离，气液分离罐底分出的液体作为产品时会溶解或夹带部分氢气、硫化氢等轻组分。
CN107827694A公布了一种采用间接烷基化技术生产异辛烷的装置及方法，该方法是使叠合油进入到脱硫塔，然后通过进料口IV向脱硫塔通入氢气，在脱硫塔内使叠合油和氢气混合后进行加氢脱硫反应，加氢、脱硫在同一塔内进行；脱硫塔的塔底得到的物料为高辛烷值的烷基化油-异辛烷，可作为汽油调和组分；脱硫塔的塔顶得到的物料为剩余的氢气和生成的硫化氢的混合物，可送入火炬系统加以利用。但该方法未提到叠合油的进料位置、未提到催化剂类型、催化剂的装填量及如何控制反应温升，也未提到脱硫塔的塔盘数及塔顶和塔底的操作温度和操作压力，同时未交待叠合油中硫的种类和类型，也未提及脱硫塔塔底的供热方式。
鉴于此，有必要提供一种可操作性强、操作灵活且设备和操作费用低的叠合油加氢方法及装置，使叠合油中的烯烃加氢饱和，从而降低叠合油中烯烃的含量，进而降低乙醇汽油中的烯烃含量。
在对本申请实施例进行详细地解释说明之前，先对本申请实施例涉及的原理予以说明。
当来自FCC(Fluid Catalytic Cracking，催化裂化，简称：FCC)装置生产的碳四作为异丁烯叠合装置的原料时，其生成的叠合油组分及组分的沸点如表1所示。另外，碳四原料中还含有微量的硫化物，如二甲基二硫、乙基甲基二硫、二乙基二硫等，这些硫化物在叠合油生产过程中会浓缩于叠合油中，造成叠合油中的硫化物含量一般在5～50mg/kg(毫克/千克)之间。这些硫化物可通过叠合油进行加氢反应被转化为H2S，然后H2S在催化蒸馏加氢塔内随循环氢气离开塔顶，并可以通过设置循环氢脱硫塔或可以通过排放弛放气的方法将H2S脱除。
表1叠合油组分及组分的沸点
组分 质量分数/％ 常压沸点/℃
C<sub>8</sub>烯烃 82～95 99～102
C<sub>12</sub>烯烃 5～15 175～185
C<sub>16</sub>烯烃 0.01～1.5 230～250
从表1中可以看出，叠合油中C8烯烃的含量占82％以上，其加氢饱和的反应温度、反应压力和氢油比等操作条件比C12烯烃和C16烯烃缓和，可采用在催化蒸馏加氢塔内对叠合油中C8烯烃进行加氢饱和，在加氢反应器内对叠合油中C12烯烃、C16烯烃进行加氢饱和的新方法，从而可以降低设备和操作费用。C12烯烃、C16烯烃加氢饱和的程度可以由反应器的进料流量和急冷油流量来控制。并且可根据实际情况，可以将加氢后的C8烷烃作为异辛烷产品输出装置。
图1是本申请实施例提供的一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置。参见图1，该装置包括：催化蒸馏加氢塔1、冷凝器2、回流罐3、重沸器4、第一压缩机5和加氢反应器6；
催化蒸馏加氢塔1的顶部与冷凝器2连接，冷凝器2与回流罐3的一个进口连接，回流罐3的一个出口与第一压缩机5连接，回流罐3的另一个出口与催化蒸馏加氢塔1连接；催化蒸馏加氢塔1的底部设置有重沸器4；加氢反应器6的底部与催化蒸馏加氢塔1连接；
催化蒸馏加氢塔1用于对叠合油进行轻、重组分的分离，并轻组分进行加氢反应，得到第一组分、第二组分与第一加氢产物；冷凝器2用于对第一组分进行冷凝、冷却，回流罐3用于对冷凝、冷却后的第一组分进行气液分离，重沸器4用于给催化蒸馏加氢塔1提供热源；第一压缩机5用于改变由回流罐3分离出的气相产物的压力，加氢反应器6用于对第二组分中的部分物料进行加氢反应，得到第二加氢产物。
本申请实施例提供的可生产异辛烷的叠合油加氢装置中，通过催化蒸馏加氢塔主要对叠合油进行轻、重组分的分离，并对分离出的轻组分进行加氢反应。其中轻、重组分的分离与加氢反应均在催化蒸馏加氢塔一个设备中进行，可以简化工艺流程，进而节省投资成本；通过重沸器可以给催化蒸馏加氢塔提供热源，使叠合油等在催化蒸馏加氢塔内充分地进行轻、重组分的分离和轻组分的加氢反应；通过冷凝器可以对叠合油蒸馏出的第一组分进行冷凝冷却，使第一组分成为气液相共存组分；通过回流罐可以对第一组分进行气液分离，使其分离为单一的气相产物和液相产物；通过第一压缩机可以对气相产物进行升压，之后将升压的气相产物送入加氢反应器中，气相产物进入加氢反应器后可提高反应器内的氢分压并可吸收部分反应热；通过加氢反应器对第二组分中第二产物进行加氢。
由于在催化蒸馏加氢塔内主要对叠合油中分子量较小的C8等轻组分进行加氢，其反应温度和反应压力较低、在加氢反应器内对叠合油中分子量较大的C12、C16等重组分进行加氢反应，其反应温度和反应压力较高，这种根据不同的加氢物料选择不同的反应压力和反应温度的方法有利于降低设备和操作费用；并且C8等轻组分进行加氢后可作为异辛烷产品出料，而叠合油中C12、C16等重组分含量小于20％(质量)，故在对重组分进行加氢时，不过度追求其极高的加氢反应转化率也能使目标加氢产物满足相关标准的要求，可大大降低加氢操作所需的公用工程消耗和能耗。
采用本申请实施例提供的可生产异辛烷的叠合油加氢装置得到的目标加氢产物，饱和蒸气压低、辛烷值高、无硫或低硫、低烯烃含量，是优质清洁汽油的调合组分。且与常规流程相比，可省掉反应产物冷却器、高压分离器、产品汽提塔及配套的塔顶回流系统和塔底重沸系统等设备，减少了设备投资和操作费用。
且本申请实施例提供的装置也可根据需要生产第一加氢产物，即异辛烷产品；第一加氢产物也可直接与第三产物混合，混合后的产品可作为优质汽油调合组分调至全厂汽油池中。
需要说明的是，催化蒸馏加氢塔1包括由上至下顺次连接的精馏段、反应段以及提馏段。精馏段用于分离出第一组分和第一加氢产物中所携带的重组分，分离出的第一组分从催化蒸馏加氢塔1的塔顶流出，分离出的第一加氢产物从催化蒸馏加氢塔1的侧线抽出；反应段用于对叠合油中的轻组分进行加氢反应，得到第一加氢产物；提馏段用于将叠合油中的重组分中的轻组分和氢气分离出去，分离出的轻组分和氢气流入反应段进行加氢反应，分离出的重组分从催化蒸馏加氢塔1的塔底流出进入加氢反应器6。其中，催化蒸馏加氢塔1的塔顶温度为100～185℃，塔底温度为250～350℃，操作压力为0.1～0.5MPa。示例地，催化蒸馏加氢塔1的塔顶温度可以为100℃、125℃、150℃或185℃等，塔底温度可以为250℃、300℃或350℃等，操作压力可以为0.1MPa、0.2MPa、0.3MPa、0.4MPa或0.5MPa等。另外，催化蒸馏加氢塔1内的催化剂床层的液时体积空速为1.0～6.0h-1，示例地，液时体积空速可以为1.0h-1、2.0h-1、3.0h-1、4.0h-1、5.0h-1或6.0h-1等。
需要说明的是，第一加氢产物为叠合油中C8烯烃进行加氢饱和所得到的C8烷烃，第二加氢产物为叠合油中C12烯烃和C16烯烃进行加氢饱和所得到的C12烷烃和C16烷烃。
值得注意的是，催化蒸馏加氢塔1内的催化剂床层所选用的催化剂可以包含载体和负载在载体上的金属组分。其中，载体可以为氧化铝、氧化硅、硅藻土分子筛等的一种或多种，金属组分可以为活性较高、操作条件较缓和的贵金属组分，如钯或铂；金属组分也可以为活性较低、反应温度和压力较高但抗污染能力较强的非贵金属组分，如镍、钼、钴等。
需要说明的是，设置催化蒸馏加氢塔1主要有如下两个优点：一是在催化蒸馏加氢塔1内既可以完成蒸馏过程，又可以完成加氢过程，从而可以简化工艺流程，进而可以节省投资成本；二是催化蒸馏加氢塔1内存在一定的温度差和浓度差，利用该特点，可以在催化蒸馏加氢塔1内的不同部位布置不同类型的催化剂，从而可以进行不同的催化反应，进而可以在一个塔内完成几种反应。例如，可以在催化蒸馏加氢塔1内的反应段中不同的部位分别布置贵金属催化剂和非贵金属催化剂，由于非贵金属催化剂相较于贵金属催化剂而言，其对含硫化合物的容忍度高，因此可采用非贵金属催化剂进行脱硫反应，采用贵金属催化剂进行烯烃加氢饱和反应。而且利用催化蒸馏加氢塔1内的温度梯度，可实现提高主反应的转化率、降低副反应的转化率的目的。
需要说明的是，冷凝器2用于对第一组分进行冷凝、冷却，从而降低第一组分的温度，进而使得第一组分中所含有的小分子烃类由气相转变为液相，回流罐3用于对冷凝、冷却后的第一组分进行气液分离，从而将分离出的气相产物作为循环氢用于后续第二组分的加氢反应，将分离出的液相产物回流至催化蒸馏加氢塔1中进行进一步的精馏，如此可以减少能源浪费，重沸器4用于给催化蒸馏加氢塔1提供热源，以保证催化蒸馏加氢塔1内的温度达到所需温度。
需要说明的是，第一压缩机5用于改变由回流罐3分离出的、用作循环氢的气相产物的压力，使气相产物的压力达到加氢反应器6中进行加氢反应所需的压力，从而可以提高加氢反应器6中的氢分压。
需要说明的是，加氢反应器6用于对第二组分中的第二产物进行加氢反应，得到加氢产物。加氢反应器6的类型可以根据使用需求进行预先设置，例如，加氢反应器6可以为绝热式鼓泡床反应器和/或滴流床反应器，作为优选，加氢反应器6可以选用滴流床反应器。该加氢反应器6内可以设置至少两段催化剂床层，例如，加氢反应器6内可以设置两段或三段催化剂床层；该加氢反应器6也可以为1台或至少2台反应器串联，例如，加氢反应器6可以1台单独使用，也可串联2台或3台使用。作为优选，加氢反应器6可以选用1台反应器，反应器内设2段催化剂床层。
需要说明的是，加氢反应器6的入口温度为200～350℃、入口压力为2.0～5.0MPa、液时体积空速为0.5～5.0h-1，氢油比为250～800Nm3/m3，床层温升为15～35℃。示例地，入口温度可以为200℃、250℃、300℃或350℃等、入口压力可以为2.0MPa、3.0MPa、4.0MPa或5.0MPa等、液时体积空速为0.5h-1、1.5h-1、2.5h-1、3.5h-1、4.5h-1或5.0h-1等，氢油比为250Nm3/m3、350Nm3/m3、450Nm3/m3、550Nm3/m3、650Nm3/m3、750Nm3/m3或800Nm3/m3等，床层温升可以为15℃、25℃或35℃等。
值得注意的是，加氢反应器6内的催化剂床层所选用的催化剂可以包含载体和负载在载体上的金属组分。其中，载体可以为氧化铝、氧化硅、硅藻土分子筛等的一种或多种，金属组分可以为活性较低、反应温度和压力较高但抗污染能力较强的双金属组分，如镍/钼、镍/钴等。
示例地，催化蒸馏加氢塔1共有五股进料，自上而下分别为：来自回流罐3的回流液、来自异丁烯叠合装置的叠合油、来自外界的新氢、来自加氢反应器6的第二加氢产物及来自重沸器4的气液两相混合物；该催化蒸馏加氢塔1还有四股出料，自上而下分别为：催化蒸馏加氢塔1塔顶采出的第一组分、催化蒸馏加氢塔1侧线抽出的第一加氢产物、催化蒸馏加氢塔1塔底的第二组分及重沸器4的进料。
需要说明的是，来自重沸器4的气液两相混合物即为氢气、C12烯烃、C16烯烃、C12烷烃和C16烷烃的混合物。
值得注意的是，这五股进料进入催化蒸馏加氢塔1的位置分别如下所述：回流液可以从催化蒸馏加氢塔1的最顶层塔盘即第一块塔盘(从上向下数)处进入；叠合油可以在反应段的下方并与反应段的底部间隔3～6块塔盘的位置处进入；反应段的顶部位于第一加氢产物采出位置的下面并与第一加氢产物采出位置间隔1～3块塔盘的位置处；新氢可以在叠合油进入处的下方并与叠合油进入处间隔4～8块塔盘的位置处进入；第二加氢产物可以在新氢进入处下方并与新氢进入处间隔4～8块塔盘且在最底层塔盘上方并与最底层塔盘间隔6～10块塔盘的位置处进入；来自重沸器4的气液两相混合物可以在最底层塔板下方的气相空间处进入。
值得注意的是，这四股出料的采出位置分别如下所述：第一组分可以从催化蒸馏加氢塔1的塔顶位置采出；第一加氢产物可以从催化蒸馏加氢塔1中的1号塔盘下面并与1号塔盘间隔4～8块塔盘的位置处采出；催化蒸馏加氢塔1的第二组分可以在塔釜最底部采出；重沸器4的进料可以在催化蒸馏加氢塔1塔釜最底部采出。
需要说明的是，来自异丁烯叠合装置的叠合油的主要成分为C8烯烃、其质量含量为82～95％，另外还含有5～15％的C12烯烃和0.01～1.5％的C16烯烃，叠合油中烯烃含量几乎为100％。新氢可以是氢气纯度大于99.9％(体积)的高纯氢，例如可以是变压吸附提纯氢气，或者是氢气含量较低的工业用氢如重整氢等，但为降低设备和操作费用，应优先选用纯度大于85％(体积)的氢气；来自加氢反应器6的第二加氢产物的主要成分为C12烷烃、C16烷烃、氢气及少量的C12烯烃、C16烯烃和因裂解产生的小分子烃类等。
当这五股物料在各自的进入位置进入催化蒸馏加氢塔1内时，在分馏的作用下，第二加氢产物中C12烷烃、C16烷烃及少量的C12烯烃、C16烯烃流向催化蒸馏加氢塔1的底部，在催化蒸馏加氢塔1的塔釜部位分离掉所携带的氢气等轻组分后，一部分作为重沸器4的进料，另一部分即为第二组分。其中，第二组分又分为第一产物、第二产物与第三产物三部分，即分别为加氢反应器6的急冷油、加氢反应器6的进料和重油产品。而催化蒸馏加氢塔1内的C8烯烃、氢气及少量因裂解产生的小分子烃类等向催化蒸馏加氢塔1的上部流动，当流动至反应段中的催化剂床层时，在加氢催化剂的作用下，C8烯烃与H2反应生成C8烷烃。生成的C8烷烃、氢气及少量因裂解产生的小分子烃类等离开反应段继续向催化蒸馏加氢塔1的上部流动，直至离开催化蒸馏加氢塔1的塔顶并经冷凝器2冷凝、冷却后进入回流罐3进行气液分离，其中气相部分作为循环氢进入第一压缩机5，液相则全部送回催化蒸馏加氢塔1作为回流。为防止氢气循环物流中惰性气体和H2S积聚，部分气体在进入第一压缩机5前可以作为弛放气(废氢)外排至其他装置作进一步处理，例如可以排至变压吸附(PSA，PressureSwing Absorb)装置作为提纯氢气的原料。
自催化蒸馏加氢塔1塔釜来的第二组分中的第二产物与来自第一压缩机5的气相产物即循环氢等混合，混合物料被加热后进入加氢反应器6。在加氢反应器6内第二产物中的C12烯烃、C16烯烃及H2与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，使C12烯烃、C16烯烃饱和，同时使二甲基二硫等硫化物转化为H2S，然后H2S在催化蒸馏加氢塔1内随气相产物离开塔顶，并通过设置循环氢脱硫塔或通过排放弛放气等方式将H2S脱除。最终，C8烯烃转化率≥99％，C12烯烃总转化率≥65％，C16烯烃总转化率≥65％。
值得注意的是，第三产物是指第二组分在加氢反应器6内进行加氢饱和后，最终在催化蒸馏加氢塔1内分离出H2等轻组分后的C12烯烃、C12烷烃、C16烯烃、C16烷烃与在催化蒸馏加氢塔1进行轻、重组分分离的叠合油中的重组分进行混合后的混合物，其中的烯烃含量由加氢反应器6的进料流量和急冷油流量确定。当加氢反应器6的进料流量即第二产物流量和急冷油流量即第一产物流量增大时，第三产物或重油产品中的烯烃含量就会降低，反之则升高。一般而言烯烃的含量占第三产物或重油产品总量的15～25％，示例地，可以为15％、20％或25％等，最高不超过35％。由于这部分重油产品仅占叠合油的5.0～16.5％。示例地可以为5.0％、7.5％、10.0％、12.5％或16.5％等。由于这部分第三产物或重油产品的质量或体积流量很小，一般小于炼油厂汽油池总量的2％，当与炼油厂汽油池内其他汽油调合组分如通过本装置制备得到的异辛烷亦即第一加氢产物混合后，可很容易满足车用汽油标准如GB 17930-2016烯烃体积分数≤15％的指标要求。
可选地，参见图2，该装置还包括：第一产品泵7和第一冷却器8；第一产品泵7的进口与催化蒸馏加氢塔1连接，出口与第一冷却器8连接。
需要说明的是，第一产品泵7用于提高从催化蒸馏加氢塔1侧线采出的第一加氢产物的压力，使第一加氢产物的压力达到所要求的输出压力，第一冷却器8用于对第一加氢产物进行冷却，使第一加氢产物的温度达到所要求的输出温度。
示例地，经催化蒸馏加氢塔1加氢后，叠合油中的C8烯烃几乎全部转化为第一加氢产物，即C8烷烃，而这部分C8烷烃为主要成分为2,4,4-三甲基戊烷的异辛烷，可作为优质汽油调合组分输出装置，也可以作为异辛烷产品或半成品外销。为尽量降低催化蒸馏加氢塔1内第一加氢产物即异辛烷中溶解的氢气、小分子烃类及H2S等有害杂质，以保证获得闪点测试和银片腐蚀测试合格的产品，第一加氢产物可以从催化蒸馏加氢塔1的1号塔盘下方的第4号至第8号塔盘之间的相应位置采出。经侧线采出的第一加氢产物经第一产品泵7升压、第一冷却器8冷却至40℃左右后可单独输出装置，也可与第三产物混合后输出装置。
可选地，继续参见图2，该装置还包括：进出料换热器9、第二冷却器10、循环泵11和第二产品泵12；进出料换热器9与催化蒸馏加氢塔1连接，进出料换热器9还与第二冷却器10连接；第二冷却器10与循环泵11连接，第二冷却器10还与第二产品泵12连接，循环泵11与加氢反应器6连接。
需要说明的是，进出料换热器9用于将来自异丁烯叠合装置的叠合油与催化蒸馏加氢塔1塔底的加氢产物进行热交换，从而使得加氢产物的温度降低，叠合油的温度升高，进而可以降低第二冷却器10和催化蒸馏加氢塔1中重沸器4的热负荷，从而达到节能的目的。
需要说明的是，第二冷却器10用于对催化蒸馏加氢塔1塔底的第一产物和第三产物进行冷却，循环泵11用于对冷却后的第一产物进行升压，使其达到加氢反应器6所需的压力，第二产品泵12用于对冷却后的第三产物进行升压，使其达到产品输出的压力。
示例地，自催化蒸馏加氢塔1塔釜来的第一产物和第三产物一同经进出料换热器9与叠合油进行换热后被第二冷却器10冷却至40℃，之后再分开，其中第一产物经循环泵11升压到加氢反应器6需要的压力后作为加氢反应器6的急冷油送至加氢反应器内相邻两层催化剂床层之间；第三产物经第二产品泵12升压到外界所需要的压力后或单独输出装置，或与第一加氢产物混合后出装置。
值得注意的是，设置第一产物即急冷油的作用有两个，第一，由于烯烃加氢饱和反应为放热反应，1mol(摩尔)的烯烃饱和会放出约30kcal(千卡)的反应热，如不采取措施，这些反应热将会导致反应温度上升，而反应温度的上升又会进一步加快烯烃饱和及聚合反应速度，这又会促使反应温度急剧上升，进而会导致催化剂的寿命降低和产品的质量不合格，故必须采用一定的措施来限制催化剂床层的温升。在相邻两层催化剂床层中间注入急冷油，急冷油在加氢反应器6内被加热后会升温或汽化，从而可以吸收反应热并控制反应温度；第二，作为急冷油的加氢产物中仍含有一定量的烯烃，这部分急冷油循环至加氢反应器6中，可在加氢反应器6内继续进行加氢饱和反应，使第二加氢产物的烯烃含量进一步降低。
可选地，参见图2，该装置还包括：进料泵13和进料加热器14；进料泵13的进口与催化蒸馏加氢塔1的底部连接，进料泵13的出口与进料加热器14的一侧连接，进料加热器14的另一侧与加氢反应器6的顶部连接。
需要说明的是，进料泵13用于对催化蒸馏加氢塔1塔釜的第二产物进行加压，使其达到加氢反应器6所需要的压力。
需要说明的是，进料加热器14用于对经进料泵13加压后的第二产物进行加热，使其的温度达到反应所需的200～300℃。示例地，加热温度可以为200℃、250℃或300℃等。进料加热器14的类型可以根据使用需求进行预先设置，例如，进料加热器14可根据实际情况选用管壳式换热器、电加热器或加热炉。当采用管壳式换热器时，其加热介质可以是高压蒸汽、导热油或高温工艺介质。
可选地，参见图2，该装置还包括：回流泵15；回流泵15的进口与回流罐3的底部连接，出口与催化蒸馏加氢塔1的顶部连接。
需要说明的是，回流泵15用于给回流罐3分离出的液相提供一定的压力，使其进行回流返回至催化蒸馏加氢塔1。
可选地，参见图2，该装置还包括：第二压缩机16。
需要说明的是，第二压缩机16与进料加热器14连接，第二压缩机16用于改变来自装置外界的新氢的压力。
需要说明的是，第二压缩机16可根据装置操作的实际情况确定是否设置，当外界或系统来的新氢压力大于叠合油加氢装置所需要的压力时，可不设置第二压缩机16，反之则需设置第二压缩机16。
图3是本申请实施例提供的一种叠合油加氢方法的流程图，该方法用于上述图1-图2所示的装置。参见图3，该方法包括：
步骤301：叠合油与外界来的新氢分别进入催化蒸馏加氢塔1并在催化蒸馏加氢塔1内进行轻组分、重组分的分离，使轻组分在催化蒸馏加氢塔1内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，在催化蒸馏加氢塔1得到第一组分、第二组分与第一加氢产物。
需要说明的是，催化蒸馏加氢塔1中所需的氢气与叠合油中异辛烯摩尔量之比为1.5～3：1，示例地，该比例可以为1.5：1、1.7：1或3：1等。其中，氢气主要包括两部分，即为来自加氢反应器6的循环氢和来自外界的新氢。其中，循环氢的主要作用是维持加氢反应所需的氢分压，用来维系氢气向油相溶解的推动力，还可以控制催化蒸馏加氢塔1内催化剂床层的温升，并能稀释轻组分中烯烃及杂质的浓度，促进烯烃加氢饱和及脱除杂质反应。新氢的作用则是补充叠合油在加氢过程中氢气的消耗。
另外，叠合油中的轻组分在加氢过程中氢气主要消耗在以下四个方面：化学耗氢量；设备漏损量；溶解损失量；弛放损失量。根据化学反应式，叠合油中每1摩尔的烯烃就需要消耗1摩尔的氢气，因此绝大部分新氢消耗在化学反应上面，即消耗在叠合油中轻组分的烯烃饱和及脱除杂质方面。
需要说明的是，对于叠合油加氢反应，可采用的加氢催化剂主要包括负载型的贵金属催化剂和双金属催化剂等。一般说来，这两种类型的催化剂都能够满足加氢产品的规格要求。其中，贵金属催化剂的活性比双金属催化剂高，其所要求的反应入口温度比双金属催化剂低。但双金属催化剂催化剂最大的优势在于价格较低，且对原料中硫、砷等杂质的耐受力比较强。两种体系催化剂特点的比较见表2。
表2贵金属和双金属加氢饱和催化剂的比较
项目 贵金属 非贵金属
反应活性 较高 较低
反应温度 低 高
烯烃转化率 优 良
氢油比 低 高
耐硫能力 差 优
选择性 优 良
寿命 对原料的依赖性较强 较长
催化剂的一次成本 高 低
由于轻组分中的C8烯烃加氢饱和所需的反应温度、反应压力较低，且由于硫化物如二甲基二硫、二乙基二硫等沸点较高，在分馏的作用下这些硫化物大都集中在催化蒸馏加氢塔的塔釜，故催化蒸馏加氢塔1的上部中C8烯烃中硫化物等有害杂质较少，因此可在催化蒸馏加氢塔1的反应段催化剂床层的下部优先装填活性较低、反应温度和压力较高但抗污染能力较强的非贵金属催化剂，在催化蒸馏加氢塔1的反应段催化剂床层的上部优先装填活性较高、反应温度和压力较低但抗污染能力较弱的活性组分含量为0.1～0.6％的贵金属(如钯或铂)催化剂，示例地，活性组分的含量可以为0.1％、0.3％、0.5％或0.6％等，并且在催化蒸馏加氢塔1反应段上部的贵金属催化剂体积装填量占整个反应段催化剂体积装填量的20～80％。也可根据具体情况，在催化蒸馏加氢塔1内反应段全部装填贵金属催化剂或非贵金属催化剂。
值得注意的是，C8烯烃加氢饱和反应所放出的热量被叠合油中轻、重组分的分离所利用，因而可以降低能耗。而且在蒸馏作用下可以使叠合油中的反应组分在进入催化剂床层之前，将其中含有的有害物质分离出来，从而延长催化剂的寿命。而且利用蒸馏可以将参加反应的组分C8烯烃与不参加反应的组分C12烯烃和C16烯烃在进入催化剂床层前分离开，从而提高反应的选择性并降低反应的苛刻度。
步骤302：第一组分通过冷凝器2冷凝、冷却后进入回流罐3，在回流罐3进行气液分离，分离出的气相产物通过第一压缩机5改变压力后作为循环氢进入加氢反应器6，分离出的液相产物回流至催化蒸馏加氢塔1内。
需要说明的是，第一组分的主要成分为叠合油中C8烯烃加氢生成的C8烷烃、氢气及少量因裂解产生的小分子烃类。
需要说明的是，液相产物全部回流至催化蒸馏加氢塔1内，其回流量为第一加氢产物即异辛烷产品质量流量的1～10倍，示例地，可以为1倍、3倍、5倍、7倍或10倍等。
需要说明的是，液相产物回流至催化蒸馏加氢塔1内也可以对催化蒸馏加氢塔1内的加氢催化剂进行冲洗，从而延缓加氢催化剂的失活时间，进而延长加氢催化剂的使用寿命。
步骤303：第二组分在催化蒸馏加氢塔1的塔釜部位分为三部分，得到第一产物、第二产物与第三产物；第一产物作为加氢反应器6中的急冷油送入加氢反应器6的催化剂床层之间，第一产物用于控制催化剂床层温升；第二产物作为加氢反应器6的进料并与循环氢、新氢混合后送入加氢反应器6内；第三产物作为重油产品单独输出装置或与第一加氢产物混合后作为目标加氢产物输出装置。
需要说明的是，第二组分主要包括C12烷烃和C16烷烃，以及未反应的C12烯烃和C16烯烃。第一产物、第二产物和第三产物均包括C12烷烃和C16烷烃，以及未反应的C12烯烃和C16烯烃。
需要说明的是，第一产物与第三产物的质量之比为1～3：1；第二产物与第三产物的质量之比为2～3：1。示例地，第一产物与第三产物的质量之比可以为1：1、2：1或3：1等；第二产物与第三产物的质量之比可以为2：1、2.5：1或3：1等；
需要说明的是，加氢反应器6内加氢催化剂可以优先选择活性较低、反应温度和压力较高但抗污染能力较强的双金属组分，如镍/钼、镍/钴等，活性组分含量为20～80％，示例地，活性组分的含量可以为20％、40％、60％或80％等。
需要说明的是，对第二产物在加氢反应器6中进行加氢反应，包括在如下操作条件下反应：反应温度为200～350℃、反应压力为2.0～5.0MPa。示例地，反应温度可以为200℃、250℃、300℃或350℃等，反应压力可以为2.0MPa、3.0MPa、4.0MPa或5.0MPa等。
需要说明的是，在加氢反应器6的入口可以补充新氢。其中，补充方式有两种，第一种是在加氢反应器6的入口直接注入新氢，第二种是由注入至催化蒸馏加氢塔1的新氢量间接控制。为了降低设备和操作费用，优选第二种补充新氢的方式。
步骤304：第二产物从催化蒸馏加氢塔1的塔底流出后，与循环氢和新氢混合后进入加氢反应器6，在加氢反应器6内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，得到第二加氢产物。
需要说明的是，第二产物中包括C12烷烃和C16烷烃，以及C12烯烃和C16烯烃。
需要说明的是，循环氢和新氢均是为第二产物进行加氢产应时提供氢气的。
步骤305：第二加氢产物从加氢反应器6的底部进入催化蒸馏加氢塔1，第二加氢产物中所携带的氢气又经催化蒸馏加氢塔1分离后用于补充催化蒸馏加氢塔内加氢所需氢气。
需要说明的是，第二加氢产物中除氢气外的剩余部分包括：C12烷烃和C16烷烃，以及未反应的C12烯烃和C16烯烃。
采用本申请实施例提供的可生产异辛烷的叠合油加氢方法得到的目标加氢产物，饱和蒸气压低、辛烷值高、无硫或低硫、低烯烃含量，是优质清洁汽油的调合组分。且与常规流程相比，可省掉反应产物冷却器、高压分离器、产品汽提塔及配套的塔顶回流系统和塔底重沸系统等设备，减少了成本投资。
且本申请实施例提供的方法也可根据需要生产第一加氢产物，即异辛烷产品；第一加氢产物也可直接与第三产物混合，混合后的产品可作为优质汽油调合组分调至全厂汽油池中。
为使本申请的技术方案和优点更加清楚，以下将通过可选地实施例进行详细阐述。
实施例1
某炼油厂异丁烯低聚产生的叠合油组成见表3，叠合油流量为10.0吨/小时，年处理量为8.4万吨。叠合油中硫含量为40mg/kg。
表3叠合油组成
Figure BDA0002254969730000191
为生产满足如车用汽油标准(GB 17930-2016)所要求的烯烃体积分数≤15％指标要求的汽油调合组分，对该叠合油采用本申请实施例提供的加氢装置进行处理，主要操作条件见表4。
表4主要设备操作条件
Figure BDA0002254969730000192
Figure BDA0002254969730000201
在催化蒸馏加氢塔1内，C8烯烃加氢饱和为C8烷烃的单程转化率为99％；在加氢反应器6内，C12烯烃加氢饱和为C12烷烃的单程转化率为98％，C16烯烃加氢饱和为C16烷烃的单程转化率为95％，而且还分别有0.5％和1.5％的C12烯烃和C16烯烃裂解成小分子烯烃，这部分小分子烯烃又被加氢饱和为小分子烷烃。另外，在分馏的作用下，共有25％(质量)的硫化物随C8烯烃进入催化蒸馏加氢塔1内的催化剂床层中，其它75％的硫化物随C12烯烃和C16烯烃流向塔底并最终进入加氢反应器6内的催化剂床层中。在加氢催化剂的作用下，这些硫化物可通过加氢反应全部转化为H2S，然后H2S在催化蒸馏加氢塔1内随循环氢离开塔顶，并通过设置循环氢脱硫塔或通过排放弛放气的方法将H2S脱除。
经加氢后，生成的异辛烷与重油混合物的流量及组成见表5。
表5异辛烷与重油混合物组成及流量
Figure BDA0002254969730000202
从表5可以看出，采用本申请实施例提供的加氢装置处理后，生产的异辛烷与重油混合物无硫、无苯，其烯烃质量含量为4.18％，液体标准体积含量为3.92％。由此可见异辛烷和重油混合后的产品是一种优质的清洁汽油调合组分。
实施例2
加氢反应器进料量为3000kg/h，其它条件同实施例1。经加氢后，生成的异辛烷与重油混合物的流量及组成见表6。
表6异辛烷与重油混合物组成及流量
从表6可以看出，生产的异辛烷与重油混合物的烯烃质量含量为2.88％，液体标准体积含量为2.72％，较实施例1分别降低了1.30个百分点和1.20个百分点，这说明当反应器进料流量和急冷油流量增大，即催化蒸馏加氢塔1和加氢反应器6之间的物料循环量增大时，混合物中烯烃含量就会降低。
实施例3
所生产的异辛烷作为产品单独出装置，其它条件同实施例2。
经加氢后，所生产的异辛烷中2,4,4-三甲基戊烷含量为77.0％(质量)，这部分异辛烷作为产品单独出装置；所生产的重油组成及流量见表7。由表7可见，重油产品中C12烯烃、C16烯烃的体积分数分别为19.40％、0.75％，总体积分数为20.15％，液体标准体积流量为1.34m3/h，其体积流量很小，仅占该炼油厂汽油池原汽油总量134.00m3/h的1.0％。当调入该厂汽油调合池中后，汽油池总烯烃体积含量由原来的14.12％上升至14.18％，上升幅度很小，经调合后烯烃体积分数满足≤15％的指标要求。
表7重油组成及流量
Figure BDA0002254969730000212
Figure BDA0002254969730000221
以上所述仅为本申请的较佳实施例，并不用以限制本申请，凡在本申请的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本申请的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种可生产异辛烷的叠合油加氢装置，其特征在于，所述装置包括：催化蒸馏加氢塔(1)、冷凝器(2)、回流罐(3)、重沸器(4)、第一压缩机(5)和加氢反应器加氢反应器(6)；
所述催化蒸馏加氢塔(1)的顶部与所述冷凝器(2)连接，所述冷凝器(2)与所述回流罐(3)的一个进口连接，所述回流罐(3)的一个出口与所述第一压缩机(5)连接，所述回流罐(3)的另一个出口与所述催化蒸馏加氢塔(1)连接；所述催化蒸馏加氢塔(1)的底部与所述重沸器(4)连接；所述加氢反应器(6)的底部与所述催化蒸馏加氢塔(1)连接；
所述催化蒸馏加氢塔(1)用于对叠合油进行轻、重组分的分离，以及对所述轻组分进行加氢反应，得到第一组分、第二组分与第一加氢产物；
所述冷凝器(2)用于对所述第一组分进行冷凝、冷却，所述回流罐(3)用于对冷凝、冷却后的第一组分进行气液分离，所述重沸器(4)用于给所述催化蒸馏加氢塔(1)提供热源；
所述第一压缩机(5)用于改变由所述回流罐(3)分离出的气相产物的压力，所述加氢反应器(6)用于对所述第二组分中的部分物料进行加氢反应，得到第二加氢产物。
2.如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置还包括：第一产品泵(7)和第一冷却器(8)；
所述第一产品泵(7)的进口与所述催化蒸馏加氢塔(1)连接，所述第一产品泵(7)的出口与所述第一冷却器(8)连接；
所述第一产品泵(7)用于改变从所述催化蒸馏加氢塔(1)出来的所述第一加氢产物的压力，所述第一冷却器(8)用于对所述第一加氢产物进行冷却，使所述第一加氢产物的温度达到所要求的输出温度。
3.如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置还包括：进出料换热器(9)、第二冷却器(10)、循环泵(11)和第二产品泵(12)；
所述进出料换热器(9)与所述催化蒸馏加氢塔(1)连接，所述进出料换热器(9)还与所述第二冷却器(10)连接；
所述第二冷却器(10)与所述循环泵(11)连接，所述第二冷却器(10)还与所述第二产品泵(12)连接，所述循环泵(11)又与所述加氢反应器(6)连接。
4.如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置还包括：进料泵(13)和进料加热器(14)；
所述进料泵(13)的进口与所述催化蒸馏加氢塔(1)的底部连接，所述进料泵(13)的出口与所述进料加热器(14)的一侧连接，所述进料加热器(14)的另一侧与所述加氢反应器(6)的顶部连接。
5.如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置还包括：回流泵(15)；
所述回流泵(15)的进口与所述回流罐(3)的底部连接，所述回流泵(15)的出口与所述催化蒸馏加氢塔(1)的顶部连接；
所述回流泵(15)用于将所述回流罐(3)分离出的液相进行回流，使其返回至所述催化蒸馏加氢塔(1)。
6.如权利要求1所述的装置，其特征在于，所述装置还包括：第二压缩机(16)；
所述第二压缩机(16)与所述进料加热器(14)连接，所述第二压缩机(16)用于改变来自外界的氢气的压力。
7.一种可生产异辛烷的叠合油加氢方法，所述方法用于权利要求1-6任一所述的装置，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
叠合油与外界来的新氢分别进入所述催化蒸馏加氢塔(1)并在所述催化蒸馏加氢塔(1)内进行轻组分、重组分的分离，使所述轻组分在所述催化蒸馏加氢塔(1)内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，在所述催化蒸馏加氢塔(1)得到所述第一组分、所述第二组分与所述第一加氢产物；
所述第一组分通过所述冷凝器(2)冷凝、冷却后进入所述回流罐(3)，在所述回流罐(3)进行气液分离，分离出的气相产物通过所述第一压缩机(5)改变压力后作为循环氢进入所述加氢反应器(6)，分离出的液相产物回流至所述催化蒸馏加氢塔(1)内；
所述第二组分在所述催化蒸馏加氢塔(1)的塔釜部位分为三部分，得到第一产物、第二产物与第三产物；所述第一产物作为所述加氢反应器(6)中的急冷油送入所述加氢反应器(6)的催化剂床层之间，所述第一产物用于控制催化剂床层温升；所述第二产物作为所述加氢反应器(6)的进料并与所述循环氢、所述新氢混合后送入所述加氢反应器(6)内；所述第三产物作为重油产品单独输出装置或与第一加氢产物混合后作为目标加氢产物输出装置；
所述第二产物从所述催化蒸馏加氢塔(1)的塔底流出后，与所述循环氢和新氢混合后进入所述加氢反应器(6)，在所述加氢反应器(6)内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，得到第二加氢产物；
所述第二加氢产物从所述加氢反应器(6)的底部进入所述催化蒸馏加氢塔(1)，所述第二加氢产物中所携带的氢气经所述催化蒸馏加氢塔(1)分离后用于补充所述催化蒸馏加氢塔(1)内进行加氢反应所需的氢气。
8.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述催化蒸馏加氢塔(1)中所需的氢气与所述叠合油中异辛烯的摩尔量之比为1.5～3：1。
9.如权利要求7所述的方法，其特征在于：所述第一产物与所述第三产物的质量之比为1～3：1；
所述第二产物与所述第三产物的质量之比为2～3：1。
10.如权利要求7所述的方法，其特征在于所述第二产物从所述催化蒸馏加氢塔(1)的塔底流出后，与所述循环氢和新氢混合后进入所述加氢反应器(6)，在所述加氢反应器(6)内与加氢催化剂接触，进行催化加氢反应，得到第二加氢产物，包括在如下操作条件下进行反应：反应温度200～350℃、反应压力：2.0～5.0MPa(兆帕)。
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN111748369A (zh) * 2020-06-09 2020-10-09 中国石油天然气集团有限公司 一种叠合油加氢装置及方法
CN112430175A (zh) * 2020-11-06 2021-03-02 中国石油天然气集团有限公司 由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置

Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1264355A (zh) * 1997-07-28 2000-08-23 催化蒸馏技术公司 催化蒸馏的装置和方法
CN1386560A (zh) * 2001-05-18 2002-12-25 中国石化集团齐鲁石油化工公司 一种反应蒸馏设备
US6583329B1 (en) * 1998-03-04 2003-06-24 Catalytic Distillation Technologies Olefin metathesis in a distillation column reactor
US20040006252A1 (en) * 2002-03-15 2004-01-08 Catalytic Distillation Technologies Production of diisobutene from tertiary butyl alcohol
US20050080304A1 (en) * 2002-10-10 2005-04-14 Juha Lehtonen Process for the manufacture of a gasoline blending component
CN1902144A (zh) * 2003-12-12 2007-01-24 滑铁卢大学 低级烯烃选择性齐聚复合材料催化剂和高辛烷产物的生产
CN105561617A (zh) * 2014-10-09 2016-05-11 中国石油化工股份有限公司 高效催化精馏装置及其应用
CN105561615A (zh) * 2014-10-09 2016-05-11 中国石油化工股份有限公司 催化精馏装置及应用

Patent Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1264355A (zh) * 1997-07-28 2000-08-23 催化蒸馏技术公司 催化蒸馏的装置和方法
US6583329B1 (en) * 1998-03-04 2003-06-24 Catalytic Distillation Technologies Olefin metathesis in a distillation column reactor
CN1386560A (zh) * 2001-05-18 2002-12-25 中国石化集团齐鲁石油化工公司 一种反应蒸馏设备
US20040006252A1 (en) * 2002-03-15 2004-01-08 Catalytic Distillation Technologies Production of diisobutene from tertiary butyl alcohol
US20050080304A1 (en) * 2002-10-10 2005-04-14 Juha Lehtonen Process for the manufacture of a gasoline blending component
CN1902144A (zh) * 2003-12-12 2007-01-24 滑铁卢大学 低级烯烃选择性齐聚复合材料催化剂和高辛烷产物的生产
CN105561617A (zh) * 2014-10-09 2016-05-11 中国石油化工股份有限公司 高效催化精馏装置及其应用
CN105561615A (zh) * 2014-10-09 2016-05-11 中国石油化工股份有限公司 催化精馏装置及应用

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN111748369A (zh) * 2020-06-09 2020-10-09 中国石油天然气集团有限公司 一种叠合油加氢装置及方法
CN112430175A (zh) * 2020-11-06 2021-03-02 中国石油天然气集团有限公司 由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置
CN112430175B (zh) * 2020-11-06 2022-10-04 中国石油天然气集团有限公司 由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置

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