CN114149828B - 一种5号工业白油及其制备方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及石油化工技术领域，具体公开了一种5号工业白油及其制备方法。本发明的制备方法以加氢裂化的柴油馏分为原料，将柴油馏分通过加氢裂解、加氢脱芳和汽提脱除轻组分步骤，获得5号工业白油；加氢裂解的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为200～300℃；进料时体积空速为1.0～4.0hr‑1；氢气和柴油馏分的体积比为(200～600):1；加氢脱芳的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为180～280℃；进料时体积空速为0.5～3.5hr‑1；氢气和经过加氢裂解的柴油馏分的体积比为(200～800):1。本发明的制备方法可以有效控制5号Ⅰ类工业白油的倾点和芳烃含量，使得制备的5号Ⅰ类工业白油所有的性质均满足质量要求。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，尤其是涉及一种5号工业白油及其制备方法。
背景技术
5号工业白油通常以加氢裂化获得的柴油馏分为原料进行生产，大多数情况下，加氢裂化获得的柴油馏分有2项物性不能满足5号工业白油的指标要求，其中5号Ⅰ类工业白油要求芳烃含量为不大于5％(质量)，而加氢裂化获得的柴油馏分的芳烃含量一般在8～20％左右，5号Ⅰ类工业白油要求倾点不高于0℃，而加氢裂化获得的柴油馏分因所使用的原料不同，倾点通常在-5℃～10℃之间，因此5号工业白油的生产，需要经过脱芳和降倾点处理。
在现有技术中，柴油馏分的加氢脱芳采用中高压加氢技术，操作压力为5～15Mpa左右。例如中国专利“一种催化柴油加氢脱芳烃的方法”(专利号为CN101328430B)采用催化剂组成为：无定形硅铝：15～40wt％，氧化铝：5～30wt％，VIB族金属氧化物：10～40wt％，VIII族金属氧化物：1～15wt％，Beta/Y分子筛：5～30wt％的催化剂，对馏程为150～380℃的催化柴油作加氢处理，加氢工艺条件为：反应温度为330～370℃，氢分压为6～9MPa，氢油体积比为500∶1～1000∶1，液体体积空速为1.0～2.0hr-1，加氢生成油的芳烃脱除率达60％以上。另一项专利CN02109671.6公开了一种焦化全馏分油加氢精制方法，在中等压力条件下，焦化全馏分油与加氢精制催化剂接触，反应产物经高分分离出气液两相，气相产物作为循环氢循环至焦化全馏分油加氢精制反应器；液相产物进入分馏塔分离出汽油、柴油和蜡油。中高压加氢的操作压力较高，对设备要求高，操作过程的危险性较大，其应用也受到一定的限制。此外，有专利公开了一种加氢裂化柴油馏分低压加氢脱芳的方法，该方法采用镍还原态催化剂，工艺条件为：氢分压0.5～3.0Mpa，反应温度170～250℃，原料油进料体积空速0.3～3.0hr-1，氢油体积比为200∶1～1000∶1，对馏程范围为260-340℃的加氢裂化柴油加氢脱芳，生成油的芳烃脱除率达70％以上，但该方法不能使产品的倾点降低，不能满足5号工业白油的生产，因此，还有改善的空间。
发明内容
本发明的目的在于克服上述现有技术的不足之处而提供一种5号工业白油及其制备方法，本发明的制备方法可以有效控制5号Ⅰ类工业白油的倾点和芳烃含量，使得制备的5号Ⅰ类工业白油所有的性质均满足质量要求。
为实现上述目的，本发明采取的技术方案为：
第一方面，本发明提供了一种5号工业白油的制备方法，所述制备方法以加氢裂化的柴油馏分为原料，将柴油馏分通过加氢裂解、加氢脱芳和汽提脱除轻组分步骤，获得5号工业白油；
加氢裂解的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为200～300℃；进料时体积空速为1.0～4.0hr-1；氢气和柴油馏分的体积比为(200～600):1；
加氢脱芳的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为180～280℃；进料时体积空速为0.5～3.5hr-1；氢气和经过加氢裂解的柴油馏分的体积比为(200～800):1。
在本发明的技术方案中，以加氢裂化的柴油馏分为原料，将柴油馏分通过加氢裂解步骤，再通过加氢脱芳步骤，最后通过汽提脱除轻组分步骤，本发明人通过无数次试验获得加氢裂解、加氢脱芳具体工艺条件，使得最终得到的产品质量较佳。
将柴油馏分通过加氢裂解步骤，使得柴油馏分中一部分的直链烷烃断裂成较小的分子，使得可以降低柴油馏分的倾点；柴油馏分的倾点除了与馏分的馏程范围有直接关联以外，与馏分的烃类组成也有直接关联，石油馏分中主要包含4类烃，即直链烷烃、支链烷烃、环烷烃和芳烃，其中直链烷烃的倾点远高于其他3类。
将经过加氢裂解的柴油馏分通过加氢脱芳，使得柴油馏分中的芳烃与氢气发生反应，转化为环烷烃，达到脱除芳烃的目的。
需要说明的是，工艺步骤的顺序对最终产品的质量有着极大的影响，加氢裂解步骤中会产生少量的烯烃和胶质，将加氢脱芳步骤位于加氢裂解步骤后，可以在脱芳过程中同时脱除少量烯烃和胶质，最终产品的质量稳定性和色泽都有明显改善。若将加氢脱芳步骤位于加氢裂解步骤前，则无法脱除加氢裂解步骤产生的烯烃和胶质，最终导致产品的质量稳定性和色泽均明显降低。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述汽提脱除轻组分步骤包括以下：将经过加氢脱芳的柴油馏分通过汽提塔脱除轻组分，汽提塔的塔顶温度为160～220℃，汽提塔的塔底温度为180～240℃，蒸汽进入汽提塔的温度为200～260℃，蒸汽与经过加氢脱芳的柴油馏分的体积比为(5～50):1。
在加氢裂解步骤中，有少部分直链烷烃被裂解成过小的分子，过小的分子会会使得柴油馏分的闪点降低、粘度降低，进而造成最终产品的不合格。本发明将加氢脱芳步骤的柴油馏分送至汽提塔中，在一定温度、压力下，以过热水蒸汽进行汽提，脱除柴油馏分中的小分子，使得产品的质量得到进一步的保障。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述汽提塔的理论塔板数为5～10块。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述加氢裂解的工艺条件为：反应压力为1.5～4.0MPa；反应温度为220～280℃；进料时体积空速为1.5～3.0hr-1；氢气和柴油馏分的体积比为(200～400):1。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述加氢脱芳的工艺条件为：反应压力为1.5～4.0MPa；反应温度为200～260℃；进料时体积空速为1.0～3.0hr-1；氢气和经过加氢裂解的柴油馏分的体积比为(200～500):1。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述加氢裂解步骤中还包括直链烷烃加氢裂解催化剂。
在固定床反应器中装入直链烷烃加氢裂解催化剂，该催化剂对直链烷烃有催化裂解的作用，对其他烷烃不起作用，将柴油馏分与氢气一起通过催化剂，使得柴油馏分中一部分较大的直链烷烃分子断裂成较小的分子，进而降低柴油馏分的倾点。
本发明使用的直链烷烃加氢裂解催化剂是通过向分子内部渗透固体酸性中心，从而使得分子筛内部获得裂解催化活性，当柴油馏分流经催化剂表面时，直链烷烃由于分子直径小，可以进入分子筛内部，而支链烷烃、环烷烃和芳烃等3类烃的分子直径大，不能进入分子筛内部，控制适当的工艺条件，进入分子筛内部的直链烷烃在酸性中心的催化作用下发生断裂反应，生成小分子烃，并扩散出分子筛外，完成加氢裂解步骤。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述直链烷烃加氢裂解催化剂包括FDW-3临氢降凝催化剂、RDW-1临氢降凝催化剂、NDZ分子筛催化剂、ZSM-5催化剂中的一种或多种。
作为本发明所述5号工业白油的制备方法的优选实施方式，所述加氢脱芳步骤中还包括镍还原态催化剂。
本发明选用的脱芳催化剂为镍还原态催化剂，所述镍还原态催化剂可以由以氧化态形式的镍催化剂在使用前用氢气还原而获得。在本发明加氢脱芳工艺条件下将经过加氢裂解步骤的柴油馏分和氢气一起通过催化剂，在催化剂的作用下，使得柴油馏分中的芳烃和氢气发生反应，转化为环烷烃，达到脱除芳烃的目的。
本发明的镍还原态催化剂是加氢脱芳步骤的关键因素，经过观察，柴油馏分的硫含量很低，通常在10mg/Kg以下，在加氢过程几乎没有硫化氢产生，不会使还原态催化剂发生硫化反应，为了达到在低氢分压下实现高芳烃脱除率的目的，本发明选择对芳烃饱和具有极高催化活性的镍还原态催化剂。
第二方面，本发明提供了上述制备方法制备的5号工业白油。
与现有技术相比，本发明具有以下的有益效果为：
本发明提供了一种5号工业白油及其制备方法，本发明制备方法的操作压力低，设备要求低，操作危险性低；本发明的制备方法可以有效控制5号Ⅰ类工业白油的倾点和芳烃含量，使得制备得到的5号Ⅰ类工业白油所有的性质均满足质量要求，其质量稳定性和色泽佳，并且，在适合工艺的条件下，生成的5号工业白油其芳烃脱除率可以达到90％以上。
附图说明
图1为本发明5号工业白油的制备系统图。
图中：1、氢气罐I；2、氢气罐II；3、氢气流量控制器；4、原料罐；5、加热炉；6、硫化剂罐；7、裂解反应器；8、脱芳反应器；9、高分罐；10、碱洗塔；11、碱液罐；12、汽提塔；13、成品罐；14、冷凝器；15、冷凝液接收罐；16、脱芳反应器进口阀；17、裂解反应器进高分罐阀；18、脱芳反应器出口阀；19、硫化剂泵出口阀；20、高分罐进汽提塔阀；21、高分罐排料阀；22、氢气压缩机；23、原料泵；24、硫化剂泵；
图2为对比例2使用的制备系统图；
图中：1、氢气罐I；2、氢气罐II；3、氢气流量控制器；4、原料罐；5、加热炉；6、硫化剂罐；7、裂解反应器；8、脱芳反应器；9、高分罐；10、碱洗塔；11、碱液罐；12、汽提塔；13、成品罐；14、冷凝器；15、冷凝液接收罐；16、脱芳反应器进口阀；17、裂解反应器进高分罐阀；18、脱芳反应器出口阀；19、硫化剂泵出口阀；20、高分罐进汽提塔阀；21、高分罐排料阀；22、氢气压缩机；23、原料泵；24、硫化剂泵；25、脱芳反应器进口阀；26、裂解反应器进口阀；27、裂解反应器出口阀。
具体实施方式
为更好的说明本发明的目的、技术方案和优点，下面将结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明。
在发明的描述中，需要说明的是，术语“上”、“下”、“底部”、“顶部”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或者位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置必须具有特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。
在以下实施例和对比例中，所使用的实验方法如无特殊说明，均为常规方法，所用的材料、试剂等，如无特殊说明，均可从商业途径得到。
在以下实施例和对比例中，“加氢裂化的柴油馏分”为茂名石化加氢裂化装置分馏塔柴油抽出侧线的产品，其性质为：馏程范围；200-360℃，硫含量：0～10mg/Kg，芳烃含量：8～20％(质量分数)，粘度(40℃)：4.14～5.06mm2/s，溴指数：小于100，色度：大于+25(赛波特)，倾点：-5～10℃，闪点：大于120℃(开口)。
在以下实施例和对比例中，FDW—3直链烷烃裂解催化剂的厂家来源于抚顺石油化工研究院，还原态镍催化剂的厂家来源于南京化学工业公司；汽提塔的理论塔板数为5-10块。在以下实施例和对比例中，汽提塔的理论塔板数为8块。
5号Ⅰ类工业白油质量指标如表1所示：
表1
| 项目 | 质量指标 |
| 牌号 | 5 |
| 运动粘度(40℃)/(mm2/S) | 4.14～5.06 |
| 闪点(开口)/℃ | 不低于120 |
| 倾点/℃ | 不高于0 |
| 颜色/赛波特颜色号 | 不低于+25 |
| 铜片腐蚀(50℃，3h)/级 | 1 |
| 硫含量/(mg/kg) | 不大于10 |
| 芳烃含量(质量分数)/％ | 不大于5 |
| 水分(质量分数)/％ | 无 |
| 机械杂质(质量分数)/％ | 无 |
| 水溶性酸或碱 | 无 |
| 外观 | 无色，无异味，无荧光，透明的液体 |
本发明的制备系统按照以下管路连接：新氢气从氢气罐I1中部进入，氢气罐I1顶部出口与氢气压缩机22进口连接，氢气压缩机22的出口与氢气罐II 2的上部进口连接，氢气罐II 2的上部出口与氢气流量控制器3的进口连接，氢气流量控制器3的出口与加热炉5的进口连接。原料罐4的底部出口与原料泵23的进口连接，原料泵23的出口与氢气流量控制器3的出口管线合并后与加热炉5的进口连接，硫化剂罐6的底部出口与硫化剂泵24的进口连接，硫化剂泵24的出口与硫化剂泵24的出口阀进口端连接，硫化剂泵24的出口阀出口端管线与原料泵23的出口管线合并后与加热炉5的进口连接，加热炉5的出口与裂解反应器7的上部进口连接，裂解反应器7的底部出口分成两路，一路与裂解反应器进高分罐阀17的进口端连接，裂解反应器进高分罐阀17的出口端与高分罐9的中部进口连接，裂解反应器7底部出口的另一路与脱芳反应器进口阀18的进口端连接，脱芳反应器进口阀18的出口端与脱芳反应器8的上部进口连接，脱芳反应器8的底部出口与脱芳反应器出口阀18的进口端连接，脱芳反应器出口阀18的出口端管线与裂解反应器进高分罐阀17的出口端管线合并后与高分罐9的中部进口连接，高分罐9的顶部出口与碱洗塔10的上部气相进口连接，碱洗塔10的中部气相出口与氢气罐I1的中部进口连接，碱液罐11的底部出口与碱液泵25的进口连接，碱液泵25的出口与碱洗塔10的上部液相进口连接，废碱液从碱洗塔10的底部排出系统，高分罐9的底部出口分成两路，一路与高分罐排料阀24连接，通过高分罐排料阀24排除系统，高分罐9底部出口的另一路与高分罐进汽提塔阀20的进口端连接，高分罐进汽提塔阀20的出口端与汽提塔12的上部进口连接，汽提塔12的顶部出口与冷凝器14的进口连接，冷凝器14的出口与冷凝液接收罐15的顶部进口连接，汽提塔12的底部出口与成品罐13的上部进口连接，汽提蒸汽从汽提塔12的下部进入。
实施例1
参考图1的制备系统，在裂解反应器(7)中装入200ml抚顺石油化工研究院生产的新鲜FDW—3直链烷烃裂解催化剂，在脱芳反应器(8)中装入200ml南京化学工业公司生产的新鲜NCG型镍催化剂，对系统气密试验合格，并用氢气置换系统
一种5号Ⅰ类工业白油的制备方法，包括以下步骤：
S1、关闭脱芳反应器进口阀16、关闭脱芳反应器出口阀18、关闭硫化剂泵出口阀19、关闭高分罐进汽提塔阀20、关闭高分罐排料阀21、打开裂解反应器进高分罐阀17，在原料罐4中加入加氢裂化的柴油馏分，在硫化剂罐6中装入硫化剂，通过氢气罐I注入氢气，控制氢气罐I1的压力为4.0Mpa，并根据反应过程消耗的氢气实时补充。启动氢气压缩机22，将氢气罐I1中的氢气压缩至氢气罐II 2，用氢气流量控制器3控制氢气进入裂解反应器7的流量，使氢气流量与柴油馏分的进料量的体积比为300∶1；启动原料泵23，控制进料速度，使柴油馏分进入裂解反应器7的空速为1.5hr-1；启动加热炉5，控制加热强度，使裂解反应器7中催化剂床层的升温速度为10℃/小时，关注高分罐9液位，并通过高分罐排料阀21控制高分罐液位；当裂解反应器7中催化剂床层的温度为160℃时，打开硫化剂泵出口阀19，启动硫化剂泵24，控制硫化剂进入量为柴油馏分进料量的10％，当裂解反应器7中催化剂床层的温度升为230℃时，控制加热炉5加热强度，使裂解反应器7中催化剂床层的温度保持恒定，保持恒定10小时后，提高加热炉5加热强度，使裂解反应器7中催化剂床层以10℃/小时速度升温，当裂解反应器7中催化剂床层的温度升为260℃时，控制加热炉5加热强度，使裂解反应器7中催化剂床层的温度保持恒定，保持恒定20小时后，硫化结束；停止硫化剂泵24，关闭硫化剂泵出口阀19，启动碱液泵25，碱液罐11中的碱液通过碱液泵25至碱洗塔10，关注碱洗塔10的液位，通过碱洗塔10底部出口排出废碱液，并控制碱洗塔10的液位；对系统内氢气采样分析硫化氢含量，当硫化氢含量达到10×10-6(V/V)以下时，进入5号Ⅰ类工业白油产品的制备阶段；
S2、打开脱芳反应器进口阀16、打开脱芳反应器出口阀18、关闭裂解反应器进高分罐阀17，向汽提塔12注入220℃过热水蒸气，调整原料泵23的进料速度，使裂解反应器7及脱芳反应器8的进料空速均为1.5hr-1，调整加热炉5的加热强度，控制裂解反应器7中催化剂床层的温度为260℃，控制脱芳反应器8保温设施，使脱芳反应器8中催化剂床层的温度为240℃，调整氢气流量，使氢气流量与进入反应器的柴油馏分的进料量之间的体积比为300∶1，控制进入汽提塔12的水蒸气量，使水蒸汽与进入反应器的柴油馏分的进料量之间的体积比为15:1，当高分罐9的硫化油置换完成后，关闭高分罐排料阀21，用高分罐进汽提塔阀20调节高分罐9的液位，通过调节汽提蒸汽量，控制汽提塔12的塔顶温度为180℃，汽提塔12的塔底温度为190℃，水蒸汽通过冷凝器14冷凝后汇集至冷凝液接收罐15。
当工艺条件控制稳定，过渡物料置换完成后，成品罐13收集到合格的5号Ⅰ类工业白油产品，具体产品性质如表2所示。本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为99.2％，脱除的轻组分的收率为0.8％。
表2
实施例2
与实施例1相似，区别在于，步骤S2不同，控制裂解反应器7中催化剂床层的温度为280℃，控制脱芳反应器8中催化剂床层的温度为260℃。
当工艺条件控制稳定，过渡物料置换完成后，成品罐13收集到合格的5号Ⅰ类工业白油产品，具体产品性质如表3所示。本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为98.4％，脱除的轻组分的收率为1.6％。
表3
实施例3
与实施例1相似，区别在于，步骤S1和步骤S2中参数不同。
步骤S1中，控制氢气罐I1的压力为1.5Mpa，柴油馏分进入裂解反应器7、脱芳反应器8的空速为1.0hr-1。
步骤S2中，控制裂解反应器7中催化剂床层的温度为220℃，控制脱芳反应器8中催化剂床层的温度为180℃，控制氢气流量与进入反应器的柴油馏分的进料量之间的体积比为500∶1，其余参数与实施例1一致。产品性质见表4。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为99.4％，脱除的轻组分的收率为0.6％。
表4
实施例4
与实施例1相似，区别在于，步骤S1和步骤S2中参数不同。
步骤S1中，控制氢气罐I1的压力为5.0Mpa，柴油馏分进入裂解反应器7、脱芳反应器8的空速为3.0hr-1。
步骤S2中，控制裂解反应器7中催化剂床层的温度为300℃，控制脱芳反应器8中催化剂床层的温度为280℃，其余参数与实施例1一致。产品性质见表5。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为93.3％，脱除的轻组分的收率为6.7％。
表5
实施例5
与实施例1相似，区别在于，步骤S2中参数不同。
步骤S2中，向汽提塔12注入240℃过热水蒸气，水蒸汽与经过加氢脱芳的柴油馏分的体积比为25:1，控制汽提塔12的塔顶温度为200℃，汽提塔12的塔底温度为220℃，其余参数与实施例1一致。产品性质见表6。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为97.4％，脱除的轻组分的收率为2.6％。
表6
对比例1
与实施例1相似，区别在于，将直链烷烃加氢裂解催化剂替换为加氢裂解催化剂，本对比例使用抚顺石油化工研究院的3905加氢裂化催化剂，操作过程省去S1的硫化步骤，其余参数与实施例1一致。产品性质见表7。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为87.4％，脱除的轻组分的收率为12.6％。
表7
对比例2
与实施例1相似，区别在于，将加氢裂解步骤置于加氢脱芳步骤之后。5号Ⅰ类工业白油的制备方法的具体步骤包括以下：在图1中增加加热炉5至脱芳反应器8进口连接管路，连接管路中装有加热炉至脱芳反应器进口阀25，增设加热炉至裂解反应器进口阀26，增加脱芳反应器8出口至裂解反应器7进口连接管路，连接管路中装有脱芳反应器出口至裂解反应器出口阀27，见图2。
按实施例1完成S1步骤操作后，S2操作为打开加热炉至脱芳反应器进口阀25，关闭加热炉至裂解反应器进口阀26，关闭脱芳反应器进口阀16，关闭脱芳反应器出口阀18、打开裂解反应器进高分罐阀17，打开脱芳反应器出口至裂解反应器进口阀27。其余参数与实施例1一致。产品性质见表8。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为99.2％，脱除的轻组分的收率为0.8％。
表8
对比例3
与实施例1相似，区别在于，控制裂解反应器7中催化剂床层的温度为170℃，其余参数与实施例1一致。产品性质见表9。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为99.6％，脱除的轻组分的收率为0.4％。
表9
对比例4
与实施例1相似，区别在于，控制脱芳反应器8中催化剂床层的温度为300℃，其余参数与实施例1一致。产品性质见表10。
本实施例制备的5号Ⅰ类工业白油的产品收率为99.0％，脱除的轻组分的收率为1.0％。
表10
本发明实施例1-5制备的5号Ⅰ类工业白油所有的性质均满足5号Ⅰ类工业白油的质量要求，实施例1-5制备的5号Ⅰ类工业白油的倾点低，芳烃含量少。本发明制备的5号Ⅰ类工业白油的芳烃脱除率可以达到90％以上。
本发明将柴油馏分通过加氢裂解步骤，使得柴油馏分中一部分的直链烷烃断裂成较小的分子，使得可以降低柴油馏分的倾点；将经过加氢裂解的柴油馏分通过加氢脱芳，使得柴油馏分中的芳烃与氢气发生反应，转化为环烷烃，达到脱除芳烃的目的。
对比例1改变了直链烷烃加氢裂解催化剂的种类，其得到的5号Ⅰ类工业白油的倾点较高，直链烷烃加氢裂解催化剂对直链烷烃具有催化裂解作用，使一部分直链烷烃断裂成较小的分子，进而降低柴油馏分的倾点。
对比例2改变了工艺步骤的顺序，由上述结果可知，工艺步骤的顺序对最终产品的质量有着极大的影响，加氢裂解步骤中会产生少量的烯烃和胶质，将加氢脱芳步骤位于加氢裂解步骤后，可以在脱芳过程中同时脱除少量烯烃和胶质，最终产品的质量稳定性和色泽都有明显改善。若将加氢脱芳步骤位于加氢裂解步骤前，则无法脱除加氢裂解步骤产生的烯烃和胶质，最终导致产品的质量稳定性和色泽(外观呈浅黄色)均明显降低。对比例3和对比例4改变了加氢裂解步骤和加氢脱芳步骤的具体参数，其制备的5号Ⅰ类工业白油性质较差，不及实施例1-5，说明工艺参数的改变，对5号Ⅰ类工业白油的性质影响较大。
最后所应当说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非对本发明保护范围的限制，尽管参照较佳实施例对本发明作了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的实质和范围。
Claims (5)
1.一种5号工业白油的制备方法，其特征在于，所述制备方法以加氢裂化的柴油馏分为原料，将柴油馏分通过加氢裂解、加氢脱芳和汽提脱除轻组分步骤，获得5号工业白油；
加氢裂解的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为200～300℃；进料时体积空速为1.0～4.0hr-1；氢气和柴油馏分的体积比为(200～600):1，所述加氢裂解步骤中还包括直链烷烃加氢裂解催化剂，所述直链烷烃加氢裂解催化剂包括FDW-3临氢降凝催化剂、RDW-1临氢降凝催化剂、NDZ分子筛催化剂、ZSM-5催化剂中的一种或多种；
加氢脱芳的工艺条件为：反应压力为1.0～5.0MPa；反应温度为180～280℃；进料时体积空速为0.5～3.5hr-1；氢气和经过加氢裂解的柴油馏分的体积比为(200～800):1，所述加氢脱芳步骤中还包括镍还原态催化剂；
所述汽提脱除轻组分步骤包括：将经过加氢脱芳的柴油馏分通过汽提塔脱除轻组分，汽提塔的塔顶温度为160～220℃，汽提塔的塔底温度为180～240℃，蒸汽进入汽提塔的温度为200～260℃，蒸汽与经过加氢脱芳的柴油馏分的体积比为(5～50):1。
2.如权利要求1所述的制备方法，其特征在于，所述汽提塔的理论塔板数为5～10块。
3.如权利要求1所述的制备方法，其特征在于，所述加氢裂解的工艺条件为：反应压力为1.5～4.0MPa；反应温度为220～280℃；进料时体积空速为1.5～3.0hr-1；氢气和柴油馏分的体积比为(200～400):1。
4.如权利要求1所述的制备方法，其特征在于，所述加氢脱芳的工艺条件为：反应压力为1.5～4.0MPa；反应温度为200～260℃；进料时体积空速为1.0～3.0hr-1；氢气和经过加氢裂解的柴油馏分的体积比为(200～500):1。
5.如权利要求1～4任一项所述的制备方法制备的5号工业白油。
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