CN1605616A - 低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺 - Google Patents
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- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本发明主要涉及低辛烷值汽油异构改质工艺，尤其涉及低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺。一种低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，包括有直馏汽油经泵输送到加热炉，进入反应器，其主要特点是反应器的底流产物输送到稳定塔底重沸器换热后再送入换热器换热，然后去反应产物冷却器，进入油气分离罐进行气液分离；分离罐底流产物粗汽油经泵抽出送至吸收塔上部，其顶流产物富气去吸收塔下部；吸收塔的顶流产物干气排出；吸收塔底流产物经塔底泵抽出送至换热器后进入稳定塔中部，其塔顶产物经冷却器冷却后进入回流罐，其底流产物液态烃经泵抽出，进入稳定塔上部和/或进入液态烃收集罐；稳定塔塔底产物异构改质汽油进入换热器，而后进入换热器、冷却器冷却，进入吸收塔顶和/或进入异构改质汽油收集罐。本发明工艺流程简单容易操作；占地面积小、投资少、效益好。
Description
技术领域：
本发明主要涉及低辛烷值汽油异构改质工艺，尤其涉及低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺。
背景技术：
随着环保要求和国家政策导向，市场上对高辛烷值汽油需求量不断增加。我国规定从2001年1月1日停止生产含铅汽油。2000年7月1日停止使用和销售含铅汽油，并要在较短的时间内淘汰含铅汽油、实现从污染向清洁型燃料转变。现有技术提高辛烷值主要有以下几种工艺：1.催化重整工艺：该工艺优点是汽油辛烷值能达到要求，缺点是生产条件苛刻、产品芳烃含量超标、投资费用高。2.临氢全馏分异构改质(TIP)工艺(壳牌石油公司专利)，通过贵金属分子筛催化剂可将直馏汽油的辛烷值提高到RON88以上，由于需要有氢气，投资费用高、配套系统复杂，国外应用较多。3.采用沸石分子筛吸附分离和异构改质相结合生产出辛烷值较高的异构烷烃混兑到汽油中。以上三种工艺普遍存在工艺条件苛刻、操作复杂、配套系统复杂，因此投资高、回收期长。
专利号92106253.2，名称为《非临氢异构化工艺》的专利，公开了一种非临氢异构化工艺，该工艺要求原料油直馏汽油和含腊柴油按1∶1比例混合，反应温度要随催化剂活性的不断降低需不断提高反应温度，才能保持反应深度。给实际生产带来了一定的难度。
发明内容：
本发明的目的在于避免现有技术的不足之处而提供一种低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺。该工艺主要采用固定床绝热反应器，整个反应过程是在非临氢条件下，在改性的分子筛催化剂作用下，汽油分子选择性的产生裂解、氢转移、异构化、环化、芳构化、迭合等一系列化学反应，在反应过程中将低辛烷值的烷烃改质为高辛烷值的组分，最终使汽油辛烷值提高。上述反应的综合热效应是一个吸热过程。
本发明的目的可以通过采用以下技术方案来实现：一种低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，包括有直馏汽油经泵(P-1)输送到加热炉(F-1)，进入反应器(R-1)，其主要特点是反应器(R-1)的底流产物输送到稳定塔(T-2)底重沸器(E-7)换热后再送入换热器(E-1)换热，然后去反应产物冷却器(E-2)，进入油气分离罐(V-1)进行气液分离；分离罐(V-1)底流产物粗汽油经泵(P-2)抽出送至吸收塔(T-1)上部，其顶流产物富气去吸收塔(T-1)下部；吸收塔(T-1)的顶流产物干气排出；吸收塔(T-1)底流产物经塔底泵(P-3)抽出送至换热器(E-5)后进入稳定塔(T-2)中部，其塔顶产物经冷却器(E-6)冷却后进入回流罐(V-2)，其底流产物液态烃经泵(P-4)抽出，进入稳定塔(T-2)上部和/或进入液态烃收集罐；稳定塔(T-2)塔底产物异构改质汽油进入换热器(E-5)，而后进入换热器(E-3)、冷却器(E-4)冷却，进入吸收塔(T-1)顶和/或进入异构改质汽油收集罐。
本发明还包括有经重沸器(E-7)换热后的反应产物，与解吸塔(T-3)底重沸器(E-8)换热后再送入换热器(E-1)换热；分离罐(V-1)顶流产物富气去富气压缩机(C-1)压缩后，与来自解吸塔(T-3)顶的解吸气和/或经泵(P-3)抽出来自吸收塔(T-1)的底流产物富吸收油混合在一起，进入平衡蒸发罐(V-3)气液分离，罐(V-3)顶流产物压缩富气进入吸收塔(T-1)底部；贫气自吸收塔(T-1)顶排入二级吸收塔(T-4)底部，吸收剂催化柴油进入塔顶部，吸收液态烃后的柴油由塔底出装置；干气自二级吸收塔(T-4)顶部排出；平衡蒸发罐(V-3)的凝析油经进料泵(P-5)抽出送至换热器(E-3)换热，然后进入解吸塔(T-3)上部，解吸气自解吸塔(T-3)顶部进平衡蒸发罐(V-3)；解吸塔(T-3)底的富吸收油经进料泵(P-6)送至换热器(E-5)换热后进入稳定塔(T-2)中部。
所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺进一步还包括有反应器(R-1)的底流产物可输送到加热炉(F-2)，进入反应器(R-2)，其底流产物输送到稳定塔(T-2)底重沸器(E-7)换热。
所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺的反应压力为0.1-1.05Mpa；反应温度为300-440℃；反应空速为0.2-0.8(V)hr-1。
本发明在反应器(R-1)、(R-2)内有催化剂，催化剂为改型的分子筛催化剂ZSM-5。
本发明的反应器为固定床绝热反应器。
所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺吸收塔(T-1)压力为0.08-1.3MPa，温度为30-60℃；稳定塔(T-2)反应压力为0.8-1.3MPa，温度为50-180℃；解吸塔(T-3)压力为0.8-1.3MPa，温度为60-130℃；二级吸收塔(T-4)压力为0.7-1.3MPa，温度为30-50℃。
所述的原料汽油包括有直馏汽油、焦化汽油、热裂化汽油、油气田的回收轻烃。
本发明的有益效果是，
该工艺能大幅度提高低辛烷值汽油的辛烷值，直馏汽油的辛烷值在处理前为RON50-65左右，处理后改质汽油的辛烷值(RON)增加20～30个单位，达84～88，加少量抗爆剂便能达到90(#)汽油。对原料适应性强，催化剂单程反应时间长、结焦少、再生次数少、总寿命长；非临氢固定床反应、操作条件缓和，工艺流程简单容易操作；占地面积小、投资少、效益好。
附图说明：
图1为本发明实施例1低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺流程图(双塔)；
图2为本发明实施例2低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺流程图(四塔)。
图中：E为换热器；F为加热炉；R为反应器；V为容器；T为塔；P为泵；C为压缩机。
具体实施方式：
以下结合附图所示之最佳实施例作进一步详述：
实施例1：见图1，低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺(双塔)，低辛烷值汽油经泵P-1输送到加热炉F-1，进入反应器R-1。在催化剂作用下，低辛烷值汽油进行异构改质反应。由于反应为吸热反应，故一段反应后油气再经加热炉F-2加热，进入反应器R-2，完成异构改质反应。其底流产物输送到稳定塔T-2底重沸器E-7换热。稳定塔T-2底重沸器E-7换热后再送入换热器E-1换热，然后去反应产物冷却器E-2，进入油气分离罐V-1进行气液分离。分离罐V-1底流产物粗汽油经泵P-2抽出送至吸收塔T-1上部，其顶流产物富气去吸收塔T-1下部。吸收剂将气中所含的液态烃吸收下来。吸收塔T-1的顶流产物干气排出；吸收塔T-1底流产物经塔底泵P-3抽出送至换热器E-5后进入稳定塔T-2中部，其塔顶产物经冷却器E-6冷却后进入回流罐V-2。其底流产物液态烃经泵P-4抽出，进入稳定塔T-2上部和/或进入液态烃收集罐；稳定塔T-2塔底产物异构改质汽油进入换热器E-5，而后进入换热器E-3、冷却器E-4冷却，进入吸收塔T-1顶和/或进入异构改质汽油收集罐。
其工艺条件见表1、表2、表3。
加热炉 表1
| 序号 | 项目 | F-1 | F-2 |
| 1 | 进炉压力Mpa(绝) | 0.8-1.45 | 0.47-1.0 |
| 2 | 出炉压力Mpa(绝) | 0.5-1.05 | 0.3-0.67 |
| 3 | 进炉温度℃ | 180-221 | 270-410 |
| 4 | 出炉温度℃ | 300-440 | 300-440 |
反应器 表2
| 序号 | 项目 | R-1 | R-2 |
| 1 | 温度℃ | ||
| 初期～未期 | 300～440 | 300～440 | |
| 2 | 床层温降℃ | 20～30 | 10～30 |
| 3 | 压力Mpa(绝) | ||
| 顶部 | 0.5 | 0.3 | |
| 再生 | 0.2 | 0.15 | |
| 4 | 床层压降Mpa(绝) | 0.03 | 0.03 |
| 5 | 空速(V)hr-1 | 0.2-0.8 | 0.2-0.8 |
3、塔 表3
| 序号 | 项目 | T-1 | T-2 |
| 1 | 压力MPa(绝) | ||
| 塔顶 | 0.08 | 0.8-1.3 | |
| 塔底 | 0.13 | 0.84-1.35 | |
| 2 | 温度℃ | ||
| 塔顶 | 30 | 50-60 | |
| 塔底 | 60 | 160-180 |
实施例2：见图2，低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺(四塔)，低辛烷值汽油经泵P-1输送到加热炉F-1，进入反应器R-1。在催化剂作用下，低辛烷值汽油进行异构改质反应。由于反应为吸热反应，故一段反应后油气再经二段加热，反应器R-1的底流产物输送到加热炉F-2，进入反应器R-2，完成异构改质反应。其底流产物输送到稳定塔T-2底重沸器E-7换热。稳定塔T-2底重沸器E-7换热后底流产物，先与解吸塔T-3底重沸器E-8换热后再送入换热器E-1换热；分离罐V-1顶流产物富气去富气压缩机C-1压缩后，与来自解吸塔T-3顶的解吸气和/或经泵P-3抽出来自吸收塔T-1的底流产物富吸收油混合在一起，进入平衡蒸发罐V-3气液分离，罐V-3顶流产物压缩富气进入吸收塔T-1底部。自下而上的富气与自上而下的吸收剂在塔盘上充分接触，吸收剂将富气中所含的液态烃吸收下来。贫气自吸收塔T-1顶排入二级吸收塔T-4底部，吸收剂催化柴油进入塔顶部，吸收液态烃后的柴油由塔底出装置；干气自二级吸收塔T-4顶部排出；平衡蒸发罐V-3的凝析油经进料泵P-5抽出送至换热器E-3换热，然后进入解吸塔T-3上部，解吸气自解吸塔T-3顶部进平衡蒸发罐V-3。解吸塔T-3底的富吸收油经进料泵P-6送至进料换热器E-5换热进入稳定塔T-2中部。在稳定塔中将液态烃与异构改质汽油分离。稳定塔顶出液态烃，稳定塔底出稳定汽油(即异构改质汽油)。其塔顶产物经冷却器E-6冷却后进入回流罐V-2，其产物液态烃经泵P-4抽出，进入稳定塔T-2上部和/或进入液态烃收集罐。稳定塔T-2塔底产物异构改质汽油进入换热器E-5，而后进入换热器E-3、冷却器E-4冷却，进入吸收塔T-1顶和/或进入异构改质汽油收集罐。
其工艺条件见表4、表5、表6。
加热炉 表4
| 序号 | 项目 | F-1 | F-2 |
| 1 | 进炉压力Mpa(绝) | 0.8-1.45 | 0.47-1.0 |
| 2 | 出炉压力Mpa(绝) | 0.5-1.05 | 0.3-0.67 |
| 3 | 进炉温度℃ | 180-221 | 270-410 |
| 4 | 出炉温度℃ | 300-440 | 300-440 |
反应器 表5
| 序号 | 项目 | R-1 | R-2 |
| 1 | 温度℃ | ||
| 初期～未期 | 300～440 | 300～440 | |
| 底部初期～未期 | 290～380 | 290～380 | |
| 再生初期～未期 | ＜480 | ＜480 | |
| 2 | 床层温降℃ | 20～30 | 10～30 |
| 3 | 压力Mpa(绝) | ||
| 顶部 | 0.5-1.0 | 0.3-0.6 | |
| 再生 | 0.2 | 0.15 | |
| 4 | 床层压降Mpa(绝) | 0.03 | 0.03 |
| 5 | 空速(V)hr-1 | 0.2-0.8 | 0.2-0.8 |
塔 表6
| 序号 | 项目 | T-1 | T-2 | T-3 | T-4 |
| 1 | 压力MPa(绝) | ||||
| 塔顶 | 0.8-1.3 | 0.8-1.3 | 0.7-1.2 | 0.8-1.3 | |
| 塔底 | 0.82-1.33 | 0.83-1.33 | 0.73-1.23 | 0.84-1.33 | |
| 2 | 温度℃ | ||||
| 塔顶 | 30-40 | 55-75 | 30-40 | 50-60 | |
| 塔底 | 40-50 | 100-130 | 40-50 | 160-180 |
从以下表7、表8可以看出，经上述工艺后，低辛烷值汽油研究法辛烷值约提高23-30个单位，满足90号车用汽油的组分。
原料性质 表7
产品性质 表8
从表9可看到本发明的工艺产率比较高，分别为73％、88％。
产品分布 表9
从表10可以看出，异构改质汽油是含烯烃很少的优质汽油组分，与催化汽油组分调和，可解决催化汽油烯烃含量过高的问题。
原料、产品的族组成 表10
Claims (8)
1.一种低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，包括有原料汽油经泵(P-1)输送到加热炉(F-1)，进入反应器(R-1)，其特征是反应器(R-1)的底流产物输送到稳定塔(T-2)底重沸器(E-7)换热后再送入换热器(E-1)换热，然后去反应产物冷却器(E-2)，进入油气分离罐(V-1)进行气液分离；分离罐(V-1)底流产物粗汽油经泵(P-2)抽出送至吸收塔(T-1)上部，其顶流产物富气去吸收塔(T-1)下部；吸收塔(T-1)的顶流产物干气排出；吸收塔(T-1)底流产物经塔底泵(P-3)抽出送至换热器(E-5)后进入稳定塔(T-2)中部，其塔顶产物经冷却器(E-6)冷却后进入回流罐(V-2)，其底流产物液态烃经泵(P-4)抽出，进入稳定塔(T-2)上部和/或进入液态烃收集罐；稳定塔(T-2)塔底产物异构改质汽油进入换热器(E-5)，而后进入换热器(E-3)、冷却器(E-4)冷却，进入吸收塔(T-1)顶和/或进入异构改质汽油收集罐。
2.如权利要求1所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征还包括有经重沸器(E-7)换热后的反应产物，与解吸塔(T-3)底重沸器(E-8)换热后再送入换热器(E-1)换热；分离罐(V-1)顶流产物富气去富气压缩机(C-1)压缩后，与来自解吸塔(T-3)顶的解吸气和/或经泵(P-3)抽出来自吸收塔(T-1)的底流产物富吸收油混合在一起，进入平衡蒸发罐(V-3)气液分离，罐(V-3)顶流产物压缩富气进入吸收塔(T-1)底部；贫气自吸收塔(T-1)顶排入二级吸收塔(T-4)底部，吸收剂催化柴油进入塔顶部，吸收液态烃后的柴油由塔底出装置；干气自二级吸收塔(T-4)顶部排出；平衡蒸发罐(V-3)的凝析油经进料泵(P-5)抽出送至换热器(E-3)换热，然后进入解吸塔(T-3)上部，解吸气自解吸塔(T-3)顶部进平衡蒸发罐(V-3)；解吸塔(T-3)底的富吸收油经进料泵(P-6)送至换热器(E-5)换热后进入稳定塔(T-2)中部。
3.如权利要求1或2所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是进一步还包括有反应器(R-1)的底流产物可输送到加热炉(F-2)，进入反应器(R-2)，其底流产物输送到稳定塔(T-2)底重沸器(E-7)换热。
4.如权利要求3所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是反应压力为0.1-1.05Mpa；反应温度为300-440℃；反应空速为0.2-0.8(V)hr-1。
5.如权利要求4所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是在反应器(R-1)、(R-2)内有催化剂，催化剂为改型的分子筛催化剂ZSM-5。
6.如权利要求5所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是反应器为固定床绝热反应器。
7.如权利要求6所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是吸收塔(T-1)压力为0.08-1.3MPa，温度为30-60℃；稳定塔(T-2)反应压力为0.8-1.3MPa，温度为50-180℃；解吸塔(T-3)压力为0.8-1.3MPa，温度为60-130℃；二级吸收塔(T-4)压力为0.7-1.3MPa，温度为30-50℃。
8.如权利要求7所述的低辛烷值汽油非临氢异构改质工艺，其特征是原料汽油包括有直馏汽油、焦化汽油、热裂化汽油、油气田的回收轻烃。
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