CN115820299B - 一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提出了一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，属于汽油炼制的技术领域。本发明包括以下步骤：1）催化裂化汽油于分馏塔中分馏切割，得到中汽油和重汽油，塔底第一层塔盘的温度为120‑130℃，塔底再沸器的入口温度为125‑135℃，塔底再沸器的出口温度为135‑140℃，塔顶温度为59‑62℃；2）重汽油输送至中间原料缓冲罐，中间原料缓冲罐的温度为50‑100℃，压力为13‑39KPa；3）储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置中进行加氢裂化脱除硫氮，得到精制石脑油。本发明改善了重汽油的组分，实现了重汽油的新加工，得到了精制石脑油，提升了精制石脑油的产量和品质，工艺流程短，成本低，提高了经济效益。

Description

一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法

技术领域

本发明涉及汽油炼制的技术领域，特别是指一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法。

背景技术

催化裂化汽油（catalytic cracking gasoline）是经过催化裂化工艺制得的汽油组分。我国的汽油产品结构中，催化裂化汽油占据成品汽油的比例高达85%。催化裂化汽油的特点为轻组分的硫含量低，烯烃含量高，目前比较通用的方法是将催化裂化汽油先进入轻汽油分馏塔中，侧线抽轻汽油，塔底抽出油再进入二次分馏塔进行切割，分成中汽油和重汽油，实现了轻、中、重汽油的分离。

目前，重汽油最传统的炼制方法是依次经过一段反应器、一段高压分离器、汽提塔、二段反应器、二段精制反应器、二段高压分离器、二段稳定塔和预加氢装置，重汽油在一段反应器和一段高压分离器实现了初步加氢脱硫，脱硫后的重汽油经过汽提塔汽提后和中汽油混合，并一起送至二段反应器、二段精制反应器和二段高压分离器以实现二次加氢脱硫，在二次脱硫的同时尽量减少辛烷值损失；重汽油和中汽油经过二次加氢脱硫之后，送至二段稳定塔中，除去溶解在汽油中的硫化氢、水和少量其它杂质，二段稳定塔塔底的馏分油进入预加氢装置，再次脱氮和重金属，部分烯烃转换为烷烃，产出精制石脑油。这种重汽油的炼制方法工艺路线长，反应设备多，氢气需要量大，加工成本高。

另外，现有的石脑油精炼方法是原油经过常减压装置切割之后得到轻柴油，轻柴油进入柴油加氢改质装置得到石脑油。这种石脑油的生产方法中石脑油产量低。现有的精制石脑油精炼方法是原油经过常减压装置切割之后得到一蜡和混蜡，然后，一蜡和混蜡经过催化裂解装置切割得到催化柴油，催化柴油进入柴油加氢装置得到石脑油，这种石脑油还需要经过预加氢装置进行加氢处理才能得到精制石脑油。这种精制石脑油的生产方法中精制石脑油产量低，造成下游连续重整装置的原料供应不足，导致连续重整装置加工负荷低，严重影响企业的经济效益。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，旨在解决现有技术中催化裂化汽油的精炼方法存在工艺路线长、反应设备多、加工成本高以及现有的精制石脑油产量低和品质差的问题。

为了解决上述技术问题，本发明的技术方案是这样实现的：

本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，包括以下步骤：1）催化裂化汽油于分馏塔中分馏切割，得到中汽油和重汽油，塔底第一层塔盘的温度为120-130℃，塔底再沸器的入口温度为125-135℃，塔底再沸器的出口温度为135-140℃，塔顶温度为59-62℃；2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵输送至中间原料缓冲罐，中间原料缓冲罐的温度为50-100℃，压力为13-39KPa；3）将步骤2）的中间原料缓冲罐中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置中进行加氢裂化脱除硫氮，得到精制石脑油。

本发明通过控制分馏塔的分馏切割工艺，改善了所得重汽油的组分，第一层塔盘温度的控制，保证了重汽油中C⁵⁺以上组分油顺利切割出来，再沸器出入口温度的控制，保证了塔底组分油温度稳定，重汽油中烷烃含量降低，环烷烃和芳烃含量增加，还含有芳潜，实现了重汽油的新加工，重汽油直接进入柴油加氢改质装置进行加氢，柴油加氢改质装置运行平稳安全，缩短了重汽油的正常加工生产流程，经过柴油加氢改质装置之后，环烷烃和芳潜的含量提升，得到了C⁶及以上成分占主要比例的烃类物质，这种烃类物质的组分优于常规精制石脑油的组分，是优质的重整原料，提升了精制石脑油的产量和品质，满足了多产化工品的原料要求；这种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法工艺流程短，避免了C⁵⁺组分油通过传统的一段和二段加氢脱硫炼制精制石脑油所消耗的氢气、能耗和运行成本，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求，增加了化工品的产量，提高了企业的经济效益。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，催化裂化汽油在20℃时的密度为728-732Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃4.5-6.5 m/m%，异构烷烃33-37 m/m%，烯烃30-33 m/m%，环烷烃6.5-8.0 m/m%，芳烃18-22 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%。本发明的催化裂化汽油是常规的催化裂化汽油，通常是经过催化裂化汽油加氢装置加氢以及轻汽油分馏塔分割出轻汽油之后的组分，这种催化裂化汽油密度小，烯烃含量高，环烷烃和芳烃含量低。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，催化裂化汽油的性质为：初馏点温度37-40℃，10%馏出温度54-58℃，50%馏出温度94-97℃，90%馏出温度165-166℃，终馏点温度192-195℃。本发明的催化裂化汽油初馏点温度低，10%和50%馏出温度低，这与其烯烃含量高以及环烷烃和芳烃含量低正好吻合。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，催化裂化汽油的进料量为49-59 t/h。本发明控制分馏塔也即催化裂化汽油的进料量，使催化裂化汽油在分馏塔内充分分馏切割，从而有效改善重汽油的组成。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，重汽油在20℃时的密度为750-765Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃3.0-4.5 m/m%，异构烷烃20-23 m/m%，烯烃14-19m/m%，环烷烃8.0-10 m/m%，芳烃25-30 m/m%，芳潜20-21 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%。本发明的重汽油密度大，烯烃含量下降，正构烷烃和异构烷烃的含量下降，环烷烃和芳烃的含量增加，还含有芳潜。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，重汽油的性质为：初馏点温度70-80℃，10%馏出温度88-95℃，50%馏出温度115-125℃，90%馏出温度165-175℃，终馏点温度190-200℃。本发明的重汽油初馏点温度、10%和50%馏出温度均升高，这种重汽油品质好，可以直接用作柴油加氢改质装置中进行加氢裂化脱除硫氮的原料。

作为一种优选的实施方案，所述步骤2）中，重汽油向中间原料缓冲罐的输送速度为13-18 t/h。分馏塔分馏切割之后的重汽油先经过中间原料缓冲罐进行缓冲储存，保证中间原料缓冲罐的组分油（即重汽油）恒温且均质进入柴油加氢改质装置进行炼化以实现馏分油结构的转换和调整，改善了柴油加氢改质装置中原料的品质和产品分布，避免了传统重汽油需要后续两次加氢反应氢气的消耗，弥补了连续重整装置中多产芳构化化工品原料供应不足的缺陷。

作为一种优选的实施方案，所述步骤3）中，精制石脑油包括以下百分含量的组分：正构烷烃5.5-7.0 m/m%，异构烷烃24-27 m/m%，环烷烃16-19 m/m%，芳烃18-22 m/m%，芳潜30-32 m/m%。本发明的重汽油直接进入柴油加氢改质装置之后，实现了烯烃的顺利转换，提高了环烷烃和芳潜的含量，得到了精制石脑油，改善了石脑油的品质，是优质的重整原料。

作为一种优选的实施方案，所述步骤3）中，精制石脑油的性质为：初馏点温度53-57℃，10%馏出温度88-90℃，50%馏出温度118-122℃，90%馏出温度160-163℃，终馏点温度176-179℃。本发明的精制石脑油产量得到了提升，而且，精制石脑油的组成优于常规精制石脑油的组成，满足了连续重整装置提高运行负荷的需求。

作为一种优选的实施方案，所述步骤1）中，塔底再沸器的回料量为4.19-4.21 t/h。本发明的分馏塔通常含有35层塔盘，塔顶切割出的中汽油是C⁴-C⁶组分，作为正常汽油调和组分，塔底的重组分部分通过再沸器回流，保证塔底C⁵⁺组分油稳定切割出塔底，塔底切割出的重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：本发明通过控制分馏塔的分馏切割工艺，改善了所得重汽油的组分，重汽油中烷烃含量降低，环烷烃和芳烃含量增加，还含有芳潜，实现了重汽油的新加工，重汽油直接进入柴油加氢改质装置进行加氢，柴油加氢改质装置运行平稳安全，缩短了重汽油的正常加工生产流程，经过柴油加氢改质装置之后，环烷烃和芳潜含量提升，得到了C⁶及以上成分占主要比例的烃类物质，这种烃类物质的组分优于常规精制石脑油的组分，是优质的重整原料，提升了精制石脑油的产量和品质，满足了多产化工品的原料要求；这种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法工艺流程短，避免了C⁵⁺组分油通过传统的一段和二段加氢脱硫炼制精制石脑油所消耗的氢气、能耗和运行成本，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求，增加了化工品的产量，提高了企业的经济效益。

附图说明

图1为本发明所提供催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所用反应系统的平面结构示意图；

图2为重汽油常规二段加氢脱硫生产精制石脑油反应系统的平面结构示意图；

图3为现有的石脑油精炼系统的平面结构示意图；

图4为现有的精制石脑油精炼系统的平面结构示意图；

图中：11-分馏塔；12-中间原料缓冲罐；13-柴油加氢改质装置；

21-一段反应器；22-一段高压分离器；23-汽提塔；24-二段反应器；25-二段精制反应器；26-二段高压分离器；27-二段稳定塔；28-预加氢装置；

30-常减压装置；31-催化裂解装置；32-柴油加氢装置；

40-连续重整装置；50-芳烃抽提装置。

实施方式

下面将结合本发明的具体实施例对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明的一部分实施例，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作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。

本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，包括以下步骤：

1）催化裂化汽油于分馏塔中分馏切割，得到中汽油和重汽油，塔底第一层塔盘的温度为120-130℃，塔底再沸器的入口温度为125-135℃，塔底再沸器的出口温度为135-140℃，塔顶温度为59-62℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵输送至中间原料缓冲罐，中间原料缓冲罐的温度为50-100℃，压力为13-39KPa；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油。

优选地，所述步骤1）中，催化裂化汽油在20℃时的密度为728-732Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃4.5-6.5 m/m%，异构烷烃33-37 m/m%，烯烃30-33 m/m%，环烷烃6.5-8.0 m/m%，芳烃18-22 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%。

进一步地，所述步骤1）中，催化裂化汽油的性质为：初馏点温度37-40℃，10%馏出温度54-58℃，50%馏出温度94-97℃，90%馏出温度165-166℃，终馏点温度192-195℃。

优选地，所述步骤1）中，催化裂化汽油的进料量为49-59 t/h。

优选地，所述步骤1）中，重汽油在20℃时的密度为750-765Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃3.0-4.5 m/m%，异构烷烃20-23 m/m%，烯烃14-19 m/m%，环烷烃8.0-10m/m%，芳烃25-30 m/m%，芳潜20-21 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%。

进一步地，所述步骤1）中，重汽油的性质为：初馏点温度70-80℃，10%馏出温度88-95℃，50%馏出温度115-125℃，90%馏出温度165-175℃，终馏点温度190-200℃。

优选地，所述步骤2）中，重汽油向中间原料缓冲罐的输送速度为13-18 t/h。

优选地，所述步骤3）中，精制石脑油包括以下百分含量的组分：正构烷烃5.5-7.0m/m%，异构烷烃24-27 m/m%，环烷烃16-19 m/m%，芳烃18-22 m/m%，芳潜30-32 m/m%。

进一步地，所述步骤3）中，精制石脑油的性质为：初馏点温度53-57℃，10%馏出温度88-90℃，50%馏出温度118-122℃，90%馏出温度160-163℃，终馏点温度176-179℃。

优选地，所述步骤1）中，塔底再沸器的回料量为4.19-4.21 t/h。

实施例一：本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，如图1所示，包括以下步骤：

1）将催化裂化汽油按照49.30 t/h的速度输送至分馏塔11，进行分馏切割，分馏塔11含有35层塔盘，塔底第一层塔盘的温度为122.6℃，塔底再沸器的入口温度为129.3℃，塔底再沸器的出口温度为132.9℃，塔顶温度为61.2℃；塔顶切割出中汽油，作为正常汽油调和组分；塔底再沸器的回料量为4.19 t/h，塔底切割出重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量；

其中，催化裂化汽油在20℃时的密度为728.9Kg/m³，组成为：正构烷烃np 6.21 m/m%，异构烷烃ip 34.68 m/m%，烯烃O 31.21 m/m%，环烷烃N 6.71 m/m%，芳烃A 18.85 m/m%，硫0.128 m/m%；性质为：初馏点温度37.0℃，10%馏出温度54.3℃，50%馏出温度95.3℃，90%馏出温度166.0℃，终馏点温度194.1℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵按照13.67 t/h的输送速度输送至中间原料缓冲罐12，中间原料缓冲罐12的温度为50.65℃，压力为39KPa，保证中间原料缓冲罐12的组分油（即重汽油）恒温且均质；

经过取样测试，重汽油在20℃时的密度为763.6 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 3.37m/m%，异构烷烃ip 20.45 m/m%，烯烃O 17.54 m/m%，环烷烃N 9.79 m/m%，芳烃28.36 m/m%，芳潜20.1 m/m%，硫0.128 m/m%；性质为：初馏点温度78.2℃，10%馏出温度94.4℃，50%馏出温度122.7℃，90%馏出温度174.2℃，终馏点温度197.6℃；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐12中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置13中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油；柴油加氢改质装置13为现有的设备，通常采用RIPP的中压加氢改质催化剂和LPEC成熟的柴油加氢工程技术；反应部分采用炉前混氢、热高分流程，炉前混氢流程可提高换热器换热效率，减缓结焦程度，热高分流程可更好利用能量，降低装置能耗；分馏部分采用双塔汽提分馏流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，产品分馏塔采用塔底重沸炉供热。

所得的精制石脑油经过取样测试，组成为：正构烷烃np 6.79 m/m%，异构烷烃ip26.56 m/m%，环烷烃18.10 m/m%，芳烃18.28 m/m%，芳潜30.2 m/m%；性质为：初馏点温度55.7℃，10%馏出温度89.3℃，50%馏出温度121.7℃，90%馏出温度161.7℃，终馏点温度178.2℃。

这种精制石脑油产量高，品质好，满足了下游连续重整装置40和芳烃抽提装置50提升运行加工负荷的需求，把催化裂化汽油最终转化为石油、混合二甲苯、甲苯、苯、混合芳烃、轻石脑、抽余油和液化气等化工产品，并副产氢气；增加了化工品的产量，而且，这些化工品税收低，利润大，提高了企业的经济效益。

实施例二：本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，如图1所示，包括以下步骤：

1）将催化裂化汽油按照58.87 t/h的速度输送至分馏塔11，进行分馏切割，分馏塔11含有35层塔盘，塔底第一层塔盘的温度为126.6℃，塔底再沸器的入口温度为132.8℃，塔底再沸器的出口温度为137.7℃，塔顶温度为59.8℃；塔顶切割出中汽油，作为正常汽油调和组分；塔底再沸器的回料量为4.21 t/h，塔底切割出重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量；

其中，催化裂化汽油在20℃时的密度为732.0Kg/m³，组成为：正构烷烃np 4.62 m/m%，异构烷烃ip 35.81 m/m%，烯烃O 32.92 m/m%，环烷烃N 7.18 m/m%，芳烃A 19.22 m/m%，硫0.117 m/m%；性质为：初馏点温度37.7℃，10%馏出温度54.8℃，50%馏出温度95.0℃，90%馏出温度165.3℃，终馏点温度193.1℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵按照17.73 t/h的输送速度输送至中间原料缓冲罐12，中间原料缓冲罐12的温度为100.00℃，压力为13KPa，保证中间原料缓冲罐12的组分油（即重汽油）恒温且均质；

经过取样测试，重汽油在20℃时的密度为751.4 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 4.19m/m%，异构烷烃ip 22.25 m/m%，烯烃O 15.14 m/m%，环烷烃N 8.97 m/m%，芳烃A 27.85 m/m%，芳潜21.0 m/m%，硫0.174 m/m%；性质为：初馏点温度73.7℃，10%馏出温度89.8℃，50%馏出温度118.3℃，90%馏出温度168.1℃，终馏点温度191.0℃；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐12中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置13中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油；柴油加氢改质装置13为现有的设备，通常采用RIPP的中压加氢改质催化剂和LPEC成熟的柴油加氢工程技术；反应部分采用炉前混氢、热高分流程，炉前混氢流程可提高换热器换热效率，减缓结焦程度，热高分流程可更好利用能量，降低装置能耗；分馏部分采用双塔汽提分馏流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，产品分馏塔采用塔底重沸炉供热。

所得的精制石脑油经过取样测试，组成为：正构烷烃np 5.80 m/m%，异构烷烃ip26.21 m/m%，环烷烃17.70 m/m%，芳烃19.14 m/m%，芳潜30.8 m/m%；性质为：初馏点温度56.9℃，10%馏出温度89.4℃，50%馏出温度120.4℃，90%馏出温度161.9℃，终馏点温度178.1℃。

这种精制石脑油产量高，品质好，满足了下游连续重整装置40和芳烃抽提装置50提升运行加工负荷的需求，把催化裂化汽油最终转化为石油、混合二甲苯、甲苯、苯、混合芳烃、轻石脑、抽余油和液化气等化工产品，并副产氢气；增加了化工品的产量，而且，这些化工品税收低，利润大，提高了企业的经济效益。

实施例三：本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，如图1所示，包括以下步骤：

1）将催化裂化汽油按照56.65 t/h的速度输送至分馏塔11，进行分馏切割，分馏塔11含有35层塔盘，塔底第一层塔盘的温度为124.3℃，塔底再沸器的入口温度为131.5℃，塔底再沸器的出口温度为135.2℃，塔顶温度为60.6℃；塔顶切割出中汽油，作为正常汽油调和组分；塔底再沸器的回料量为4.20 t/h，塔底切割出重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量；

其中，催化裂化汽油在20℃时的密度为730.0Kg/m³，组成为：正构烷烃np 5.23 m/m%，异构烷烃ip 33.23 m/m%，烯烃O 31.23 m/m%，环烷烃N 7.68 m/m%，芳烃A 21.31 m/m%，硫0.127 m/m%；性质为：初馏点温度40.0℃，10%馏出温度57.1 ℃，50%馏出温度96.8 ℃，90%馏出温度165.2℃，终馏点温度192.3℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵按照15.43 t/h的输送速度输送至中间原料缓冲罐12，中间原料缓冲罐12的温度为75.14℃，压力为26KPa，保证中间原料缓冲罐12的组分油（即重汽油）恒温且均质；

经过取样测试，重汽油在20℃时的密度为761.4 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 3.23m/m%，异构烷烃ip 21.12 m/m%，烯烃O 16.48 m/m%，环烷烃N 9.46 m/m%，芳烃29.16 m/m%，芳潜20.3 m/m%，硫0.140 m/m%；性质为：初馏点温度75.3℃，10%馏出温度92.1℃，50%馏出温度121.8℃，90%馏出温度173.9℃，终馏点温度198.5℃；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐12中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置13中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油；柴油加氢改质装置13为现有的设备，通常采用RIPP的中压加氢改质催化剂和LPEC成熟的柴油加氢工程技术；反应部分采用炉前混氢、热高分流程，炉前混氢流程可提高换热器换热效率，减缓结焦程度，热高分流程可更好利用能量，降低装置能耗；分馏部分采用双塔汽提分馏流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，产品分馏塔采用塔底重沸炉供热。

所得的精制石脑油经过取样测试，组成为：正构烷烃np 5.67 m/m%，异构烷烃ip25.58 m/m%，环烷烃16.31 m/m%，芳烃21.76 m/m%，芳潜30.6 m/m%；性质为：初馏点温度53.3℃，10%馏出温度88.9℃，50%馏出温度120.9℃，90%馏出温度162.2℃，终馏点温度178.1℃。

这种精制石脑油产量高，品质好，满足了下游连续重整装置40和芳烃抽提装置50提升运行加工负荷的需求，把催化裂化汽油最终转化为石油、混合二甲苯、甲苯、苯、混合芳烃、轻石脑、抽余油和液化气等化工产品，并副产氢气；增加了化工品的产量，而且，这些化工品税收低，利润大，提高了企业的经济效益。

实施例四：本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，如图1所示，包括以下步骤：

1）将催化裂化汽油按照51.78t/h的速度输送至分馏塔11，进行分馏切割，分馏塔11含有35层塔盘，塔底第一层塔盘的温度为123.8℃，塔底再沸器的入口温度为129.6℃，塔底再沸器的出口温度为138.4℃，塔顶温度为61.5℃；塔顶切割出中汽油，作为正常汽油调和组分；塔底再沸器的回料量为4.20 t/h，塔底切割出重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量；

其中，催化裂化汽油在20℃时的密度为729.9 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 5.01m/m%，异构烷烃ip 36.09 m/m%，烯烃O 32.32 m/m%，环烷烃N 7.20 m/m%，芳烃A 19.21 m/m%，硫0.108 m/m%；性质为：初馏点温度38.9 ℃，10%馏出温度55.6 ℃，50%馏出温度95.6℃，90%馏出温度165.5℃，终馏点温度193.4℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵按照17.28 t/h的输送速度输送至中间原料缓冲罐12，中间原料缓冲罐12的温度为85.31 ℃，压力为35 KPa，保证中间原料缓冲罐12的组分油（即重汽油）恒温且均质；

经过取样测试，重汽油在20℃时的密度为751.8 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 4.33m/m%，异构烷烃ip 21.87 m/m%，烯烃O 18.12 m/m%，环烷烃N 8.90 m/m%，芳烃25.91 m/m%，芳潜20.5 m/m%，硫0.178 m/m%；性质为：初馏点温度71.8℃，10%馏出温度88.2℃，50%馏出温度117.1 ℃，90%馏出温度168.1 ℃，终馏点温度190.6 ℃；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐12中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置13中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油；柴油加氢改质装置13为现有的设备，通常采用RIPP的中压加氢改质催化剂和LPEC成熟的柴油加氢工程技术；反应部分采用炉前混氢、热高分流程，炉前混氢流程可提高换热器换热效率，减缓结焦程度，热高分流程可更好利用能量，降低装置能耗；分馏部分采用双塔汽提分馏流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，产品分馏塔采用塔底重沸炉供热。

所得的精制石脑油经过取样测试，组成为：正构烷烃np 5.41 m/m%，异构烷烃ip24.61 m/m%，环烷烃18.92 m/m%，芳烃19.06 m/m%，芳潜31.9 m/m%；性质为：初馏点温度55.0 ℃，10%馏出温度89.2 ℃，50%馏出温度120.9 ℃，90%馏出温度162.4 ℃，终馏点温度178.6 ℃。

这种精制石脑油产量高，品质好，满足了下游连续重整装置40和芳烃抽提装置50提升运行加工负荷的需求，把催化裂化汽油最终转化为石油、混合二甲苯、甲苯、苯、混合芳烃、轻石脑、抽余油和液化气等化工产品，并副产氢气；增加了化工品的产量，而且，这些化工品税收低，利润大，提高了企业的经济效益。

实施例五：本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，如图1所示，包括以下步骤：

1）将催化裂化汽油按照51.23 t/h的速度输送至分馏塔11，进行分馏切割，分馏塔11含有35层塔盘，塔底第一层塔盘的温度为127.8 ℃，塔底再沸器的入口温度为134.5 ℃，塔底再沸器的出口温度为138.3 ℃，塔顶温度为61.1 ℃；塔顶切割出中汽油，作为正常汽油调和组分；塔底再沸器的回料量为4.19 t/h，塔底切割出重汽油，进行调整炼化重汽油组分中的烯烃、环烷烃、芳潜的含量；

其中，催化裂化汽油在20℃时的密度为730.4 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 6.47m/m%，异构烷烃ip 34.21 m/m%，烯烃O 30.23 m/m%，环烷烃N 7.09 m/m%，芳烃A 21.41 m/m%，硫0.112 m/m%；性质为：初馏点温度38.3 ℃，10%馏出温度54.9 ℃，50%馏出温度94.5℃，90%馏出温度166.0 ℃，终馏点温度193.3℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵按照16.38 t/h的输送速度输送至中间原料缓冲罐12，中间原料缓冲罐12的温度为80.12 ℃，压力为18 KPa，保证中间原料缓冲罐12的组分油（即重汽油）恒温且均质；

经过取样测试，重汽油在20℃时的密度为759.7 Kg/m³，组成为：正构烷烃np 3.81m/m%，异构烷烃ip 22.36 m/m%，烯烃O 14.59 m/m%，环烷烃N 9.64 m/m%，芳烃29.48 m/m%，芳潜20.0 m/m%，硫0.134 m/m%；性质为：初馏点温度74.9 ℃，10%馏出温度93.7 ℃，50%馏出温度120.6 ℃，90%馏出温度170.8 ℃，终馏点温度196.1 ℃；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐12中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置13中进行加氢裂化脱除硫氮重金属等杂质，得到了优质的重整原料——精制石脑油；柴油加氢改质装置13为现有的设备，通常采用RIPP的中压加氢改质催化剂和LPEC成熟的柴油加氢工程技术；反应部分采用炉前混氢、热高分流程，炉前混氢流程可提高换热器换热效率，减缓结焦程度，热高分流程可更好利用能量，降低装置能耗；分馏部分采用双塔汽提分馏流程，脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，产品分馏塔采用塔底重沸炉供热。

所得的精制石脑油经过取样测试，组成为：正构烷烃np 6.85 m/m%，异构烷烃ip26.31 m/m%，环烷烃16.58 m/m%，芳烃20.14 m/m%，芳潜30.0 m/m%；性质为：初馏点温度55.6 ℃，10%馏出温度88.0 ℃，50%馏出温度118.3 ℃，90%馏出温度161.7 ℃，终馏点温度177.9 ℃。

这种精制石脑油产量高，品质好，满足了下游连续重整装置40和芳烃抽提装置50提升运行加工负荷的需求，把催化裂化汽油最终转化为石油、混合二甲苯、甲苯、苯、混合芳烃、轻石脑、抽余油和液化气等化工产品，并副产氢气；增加了化工品的产量，而且，这些化工品税收低，利润大，提高了企业的经济效益。

实验1:将实施例一至实施例五所得的精制石脑油的组成和性质汇总至表1和表2。

表1 本发明所得精制石脑油的组成

表2 本发明所得精制石脑油的性质

将实施例一至实施例五在催化裂化汽油生产精制石脑油过程中步骤1）所得的重汽油利用现有的二段加氢方法生产精制石脑油，参阅附图2，使重汽油依次经过一段反应器21、一段高压分离器22、汽提塔23、二段反应器24、二段精制反应器25、二段高压分离器26、二段稳定塔27和预加氢装置28，得到精制石脑油，并对所得的精制石脑油的组成和性质进行分析，结果列入表3和表4。

表3 常规二段加氢生产精制石脑油的组成

表4 常规二段加氢生产精制石脑油的性质

由表1和表3可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中，正构烷烃的含量较常规二段加氢方法生产的精制石脑油中正构烷烃的含量降低，然而，异构烷烃的含量较常规二段加氢方法生产的精制石脑油中异构烷烃的含量增加，环烷烃的含量较常规二段加氢方法生产的精制石脑油中环烷烃的含量增加，芳烃的含量较常规二段加氢方法生产的精制石脑油中芳烃的含量增加，芳潜的含量较常规二段加氢方法生产的精制石脑油中芳潜的含量增加。因此，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油的组成优于常规二段加氢方法生产的精制石脑油的组成。

由表2和表4可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油，初馏点温度较常规二段加氢方法生产的精制石脑油的初馏点温度下降，10%馏出温度较常规二段加氢方法生产的精制石脑油的10%馏出温度下降；50%馏出温度与常规二段加氢方法生产的精制石脑油的50%馏出温度相当；然而，90%馏出温度较常规二段加氢方法生产的精制石脑油的90%馏出温度上升，终馏点温度较常规二段加氢方法生产的精制石脑油的终馏点温度上升；这是由于本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中异构烷烃、环烷烃、芳烃和芳潜增加所致。

因此，与附图2所示的现有的重汽油二段加氢方法相比，本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法是一种要素省略的发明，本发明大大缩短了工艺流程，本发明创造性地将重汽油直接引入柴油加氢改质装置中，本发明实现了重汽油的新加工；经过柴油加氢改质装置之后，环烷烃和芳潜含量提升，提升了精制石脑油的品质，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求。

实验2：现有的石脑油精炼方法，参阅附图3，原油经过常减压装置30切割之后得到轻柴油，轻柴油进入柴油加氢改质装置13得到石脑油。在现有的石脑油生产线上，多次取石脑油，并对其组成和性质进行分析，结果列入表5和表6。

表5 常规精炼方法所得石脑油的组成

表6 常规精炼方法所得石脑油的性质

由表1和表5可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中，正构烷烃的含量较常规精炼方法所得的石脑油中正构烷烃的含量降低，然而，异构烷烃的含量较常规精炼方法所得的石脑油中异构烷烃的含量增加，环烷烃的含量较常规精炼方法所得的石脑油中环烷烃的含量增加，芳烃的含量较常规精炼方法所得的石脑油中芳烃的含量增加，芳潜的含量较常规精炼方法生产石脑油中芳潜的含量增加。因此，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油的组成优于常规精炼方法所得的石脑油的组成。

由表2和表6可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油，初馏点温度较常规精炼方法所得的石脑油的初馏点温度升高，10%馏出温度较常规精炼方法所得的石脑油的10%馏出温度升高，然而，50%馏出温度较常规精炼方法所得的石脑油的50%馏出温度下降，90%馏出温度与常规精炼方法所得的石脑油的90%馏出温度下降，终馏点温度较常规精炼方法所得的石脑油的终馏点温度上升；这是由于本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中异构烷烃、环烷烃、芳烃和芳潜的含量增加所致。

因此，附图3所示的现有的石脑油精炼方法生产的是石脑油，这种石脑油还需要经过预加氢装置才能得到精制石脑油，才能进入后续的连续重整装置；而且，这种石脑油精炼方法由于轻柴油产量低，所生产的石脑油产量也低，造成下游重整装置的原料供应不足，导致重整装置加工负荷低。与附图3所示的现有的石脑油精炼方法相比，本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法大大提高了精制石脑油的品质和产量，是优质的重整原料，而且，供应充足，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求。

实验3：现有的精制石脑油的炼制方法，参阅附图4，原油首先经过常减压装置30切割得到一蜡和混蜡，然后，一蜡和混蜡再经过催化裂解装置31切割得到催化柴油，催化柴油进入柴油加氢装置32得到石脑油，石脑油经过预加氢装置28进行加氢处理，得精制石脑油。在现有的精制石脑油生产线上，多次取精制石脑油，并对其组成和性质进行分析，结果列入表7和表8。

表7 常规炼制方法所得精制石脑油的组成

表8 常规炼制方法所得精制石脑油的性质

由表1和表7可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中，正构烷烃的含量较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油中正构烷烃的含量降低，然而，异构烷烃的含量较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油中异构烷烃的含量增加，环烷烃的含量较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油中环烷烃的含量增加，芳烃的含量较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油中芳烃的含量增加，芳潜的含量较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油中芳潜的含量增加。因此，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油的组成优于常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的组成，可以充分满足重整优质原料的条件，而且，可以提高化工品产量，实现“减油增化”，为企业增加经济效益。

由表2和表8可以看出，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油，初馏点温度较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的初馏点温度明显升高，10%馏出温度较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的10%馏出温度也升高，50%馏出温度与常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的50%馏出温度升高，90%馏出温度较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的90%馏出温度升高，终馏点温度较常规精制石脑油的炼制方法所得的精制石脑油的终馏点温度升高；这是由于本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法所得的精制石脑油中异构烷烃、环烷烃、芳烃和芳潜增加所致。

因此，附图4所示的现有的精制石脑油的炼制方法生产的精制石脑油的产量虽然比附图3所示的现有的石脑油精炼方法生产的石脑油进一步加氢所得的精制石脑油产量有所提高，但是，目前，附图4所示的现有的精制石脑油的炼制方法生产的精制石脑油以及附图3所示的现有的石脑油精炼方法生产的石脑油进一步加氢所得的精制石脑油的综合产量仍然不能满足下游重整装置的加工负荷需求，严重影响企业的经济效益。与附图4所示的现有的精制石脑油精炼方法相比，本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法进一步提高了精制石脑油的品质和产量，是优质的重整原料，而且，供应充足，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求。

实验4：统计本发明如图1所示的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法在生产精制石脑油过程中的氢气消耗和能源消耗，根据计算可知，本发明的方法生产精制石脑油的氢气消耗为10.95 NM³/t（标方/吨），能源消耗为26.16 Kgoe/t。然而，现有技术中如附图2所示的二段加氢生产精制石脑油的方法在生产精制石脑油过程中的氢气消耗为33.08NM³/t，能源消耗为26.52 Kgoe/t。因此，本发明的的方法生产精制石脑油节省了22.13 NM³/t的氢气消耗，同时，降低了装置的能源消耗。

所以，与附图2所示的现有的重汽油二段加氢方法相比，本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法还降低了氢气消耗和装置的能源消耗，降低了重汽油二段加氢方法的运行成本，降低了精制石脑油的生产成本。

实验5：统计本发明如附图1所示的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法在生产精制石脑油过程中得到最终产品的经济效益，相关数据列入表9。

表9 本发明的重汽油所得产品统计表

（1）能耗：本发明中，汽油加氢装置能耗减少0.36 Kgoe/t，柴油加氢改质装置能耗增加1.31 Kgoe/t，连续重整装置能耗增加1.51 Kgoe/t，芳烃抽提装置能耗增加1.68Kgoe/t，合计增加4.14 Kgoe/t；

按照3500元价格，按照1t/h回炼重汽油，能耗成本增加4.14×3500/15.07 =961.51元。

（2）辛烷值：汽油辛烷值增加2.0%，按照成本50元/吨，按照1t/h回炼重汽油，可以节约成本（49.37-15.07）×50/15.07=113.8元。

（3）根据汽油加氢重汽油90%馏出温度171℃，柴油加氢改质石脑油终馏点171℃可以估算，重汽油90%成为石脑油组分，15.07t×90%=13.56t。

经推算，15.07 t/h重汽油最终产生产品如表9所示。由表9可以看出，扣除能耗成本，回炼每吨重汽油可以产生的年经济效益为（1193.08+113.8-961.51）×8000/10000=276.30万元。因此，回炼每吨重汽油，比现有技术中如图2所示的二段加氢生产精制石脑油的方法每年多产生276.3万元的经济效益，有利于“减油增化”产业政策的推行。

所以，与附图2所示的现有的重汽油二段加氢方法相比，本发明的一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法还提高了企业的经济效益。

因此，本发明的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法实现了精制石脑油的需求，降低了重汽油加氢脱硫回炼运行成本，可以替代常规的通过二段加氢脱除硫氮氧化物等长流程，避免了常规的通过二段加氢脱除硫氮氧化物等长流程需要消耗大量氢气才能实现合格产品的过程，同时，为连续重整和芳烃抽提提供了优质原料，解决了很难提供高品质的重整原料以及无法实现提高连续重整装置运行负荷和化工品产量的缺陷的问题，增加了化工品产量，为企业产品增加了经济效益。

所以，与现有技术相比，本发明的有益效果是：本发明通过控制分馏塔的分馏切割工艺，改善了所得重汽油的组分，重汽油中烷烃含量降低，环烷烃和芳烃含量增加，还含有芳潜，实现了重汽油的新加工，重汽油直接进入柴油加氢改质装置进行加氢，柴油加氢改质装置运行平稳安全，缩短了重汽油的正常加工生产流程，经过柴油加氢改质装置之后，环烷烃和芳潜含量提升，得到了C⁶及以上成分占主要比例的烃类物质，这种烃类物质的组分优于常规精制石脑油的组分，是优质的重整原料，提升了精制石脑油的产量和品质，满足了多产化工品的原料要求；这种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法工艺流程短，避免了C⁵⁺组分油通过传统的一段、二段加氢脱硫炼制精制石脑油所消耗的氢气、能耗和运行成本，满足了连续重整装置提升运行加工负荷的需求，增加了化工品的产量，提高了企业的经济效益。

以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (8)

1.一种催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于，包括以下步骤：

1）催化裂化汽油于分馏塔中分馏切割，得到中汽油和重汽油，塔底第一层塔盘的温度为120-130℃，塔底再沸器的入口温度为125-135℃，塔底再沸器的出口温度为135-140℃，塔顶温度为59-62℃；

分馏塔含有35层塔盘，塔顶切割出的中汽油是C⁴-C⁶组分，作为正常汽油调和组分，塔底的重组分部分通过再沸器回流，保证塔底C⁵⁺组分油稳定切割出塔底，塔底切割出重汽油，催化裂化汽油是经过催化裂化汽油加氢装置加氢以及轻汽油分馏塔分割出轻汽油之后的组分；

重汽油在20℃时的密度为750-765Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃3.0-4.5m/m%，异构烷烃20-23 m/m%，烯烃14-19 m/m%，环烷烃8.0-10 m/m%，芳烃25-30 m/m%，芳潜20-21 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%；

重汽油的性质为：初馏点温度70-80℃，10%馏出温度88-95℃，50%馏出温度115-125℃，90%馏出温度165-175℃，终馏点温度190-200℃；

2）步骤1）所得的重汽油由重汽油泵输送至中间原料缓冲罐，中间原料缓冲罐的温度为50-100℃，压力为13-39KPa；

3）将步骤2）的中间原料缓冲罐中储存的重汽油输送至柴油加氢改质装置中进行加氢裂化脱除硫氮，得到精制石脑油。

2.根据权利要求1所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤1）中，催化裂化汽油在20℃时的密度为728-732Kg/m³，包括以下百分含量的组分：正构烷烃4.5-6.5 m/m%，异构烷烃33-37 m/m%，烯烃30-33 m/m%，环烷烃6.5-8.0 m/m%，芳烃18-22 m/m%，硫0.1-0.2 m/m%。

3.根据权利要求2所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤1）中，催化裂化汽油的性质为：初馏点温度37-40℃，10%馏出温度54-58℃，50%馏出温度94-97℃，90%馏出温度165-166℃，终馏点温度192-195℃。

4.根据权利要求1所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤1）中，催化裂化汽油的进料量为49-59 t/h。

5.根据权利要求1所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤2）中，重汽油向中间原料缓冲罐的输送速度为13-18 t/h。

6.根据权利要求1所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤3）中，精制石脑油包括以下百分含量的组分：正构烷烃5.5-7.0 m/m%，异构烷烃24-27 m/m%，环烷烃16-19 m/m%，芳烃18-22 m/m%，芳潜30-32 m/m%。

7.根据权利要求6所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤3）中，精制石脑油的性质为：初馏点温度53-57℃，10%馏出温度88-90℃，50%馏出温度118-122℃，90%馏出温度160-163℃，终馏点温度176-179℃。

8.根据权利要求1所述的催化裂化汽油生产精制石脑油的方法，其特征在于：

所述步骤1）中，塔底再沸器的回料量为4.19-4.21 t/h。

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