CN101294108B

CN101294108B - 一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法

Info

Publication number: CN101294108B
Application number: CN2007100988459A
Authority: CN
Inventors: ***; 张久顺; 常学良; 鲁维民; 许友好; 毛安国; 张执刚; 胡云剑; 屈锦华
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2007-04-28
Filing date: 2007-04-28
Publication date: 2010-09-22
Anticipated expiration: 2027-04-28
Also published as: CN101294108A

Abstract

一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法，包括以下步骤：(1)将催化裂化反应***沉降器逸出的油气引入主分馏塔，经主分馏塔从下往上依次分离出油浆、回炼油、重柴油、柴油和塔顶油气，将塔顶油气送至汽油分离***，分离出C4以下馏分、轻汽油馏分和重汽油馏分；(2)分离出的C4以下馏分和轻汽油馏分引入原催化裂化装置吸收稳定、精制***得到C4以下馏分产品和轻汽油产品；(3)分离出的重汽油馏分引入加氢反应器，与加氢精制催化剂接触和氢气进行加氢精制反应，反应后得到重汽油产品。采用本发明提供的方法，既能生产清洁汽油又可以改善吸收效果，降低了能耗，流程简单灵活，投资小，易于实现。

Description

一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法

技术领域

本发明涉及一个加氢处理工艺过程和至少一个不存在氢的情况下的精制过程处理烃油的方法，更具体地说，涉及一种催化裂化产物的分离和精制方法。

背景技术

随着环保法规的日益严格，世界各国均对车用汽油的硫含量、烯烃含量提出了越来越苛刻的限制指标。目前，我国车用汽油以催化裂化(FCC)汽油为主，约占成品汽油量的80％。FCC汽油硫含量、烯烃含量高，而且，随着FCC加工原料的重质化，FCC汽油中硫含量和烯烃含量将进一步增高。因此，降低FCC汽油中硫含量和烯烃含量是控制车用汽油中硫和烯烃含量的主要途径。

目前，降低催化裂化汽油硫含量国内外一般有以下几种处理方法：1)改进催化裂化工艺和催化剂；2)催化裂化原料加氢处理；3)对催化裂化汽油进行后脱硫处理。

在催化裂化工艺方面，主要通过强化氢转移反应和裂化反应将汽油中的部分硫化物转化为H₂S，以降低汽油中的硫含量。由于催化汽油中的硫化物大部分为噻吩类硫化物，一般噻吩和噻吩类化合物在催化裂化反应***的转化率较低，很难达到严格的汽油质量要求。如CN1279270A可以将催化裂化汽油硫含量降低15％左右。在催化裂化催化剂和助剂方面，国内外也做了大量工作，但通常只能将催化裂化汽油硫含量降低10～30％。

催化裂化原料加氢处理是解决催化裂化汽油硫含量最有效的途径之一，一方面可以改善催化裂化产品分布，降低催化汽油硫含量；另一方面可以降低催化裂化烟气中NO_X和SO_X的排放量。催化裂化原料加氢预处理在技术上比较成熟，其缺点是投资较大，耗氢较高，对重质和劣质原料催化剂使用周期短。

对催化裂化汽油后脱硫处理的研究和方法最多，包括非加氢处理和加氢处理方法。非加氢方法有吸附脱硫、生物催化脱硫以及水蒸气催化脱硫。

CN1465666A提出了一种汽油深度脱硫降烯烃的方法，将汽油馏分切割为轻、重馏分，轻馏分经碱精制脱硫醇，重馏分经加氢精制，然后再将精制后的轻、重馏分混合得到汽油产品。

US6103105公开了一种降低汽油硫含量的方法，其特征是将催化裂化汽油分割成轻、中、重三种馏分，其中的中、重馏分去加氢脱硫。

CN1542085A公开了一种催化裂化汽油的分离方法。其内容是在常规催化裂化***装置中增设汽油分馏部分。常规流程中出稳定塔的稳定汽油进入汽油分馏部分分离出轻汽油和重汽油产品。为汽油深度加工降烯烃和脱硫工艺、醚化工艺提供原料。

CN1458227A公开了一种降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，在催化裂化分馏塔塔顶原有常规冷凝冷却***上建立二级冷凝冷却***，用于分离出粗汽油的轻馏分(<80～110℃馏分)再进行用以降低汽油烯烃的催化改质反应。返回改质提升管的轻汽油的烯烃含量就是主提升管催化裂化轻汽油的烯烃含量，所需要的工艺条件较为缓和，需要改质的汽油量相应降低，催化裂化汽油的烯烃含量可大大降低，辛烷值不降低，满足有关的环保要求。

以上几种方法均为将汽油分割，按烯烃、硫在汽油中不同流程范围内的分布分别进行处理，达到生产清洁汽油的目的。但是，都是以催化裂化吸收稳定后的稳定汽油为切割原料，吸收稳定过程吸收效果差，吸收剂用量大，吸收稳定***能耗高。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法，以较低的能耗降低汽油中的硫含量。

一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法，包括以下步骤：

(1)将催化裂化反应***沉降器逸出的油气引入主分馏塔，经主分馏塔从下往上依次分离出油浆、回炼油、重柴油、柴油和塔顶油气，将塔顶油气送至汽油分离***，分离出C4以下馏分、轻汽油馏分和重汽油馏分；

(2)分离出的C4以下馏分和轻汽油馏分引入原催化裂化装置吸收稳定、精制***得到C4以下馏分产品和轻汽油产品；

(3)分离出的重汽油馏分引入加氢反应器，与加氢精制催化剂接触和氢气进行加氢精制反应，反应后得到重汽油产品。

本发明提供的方法中，将得到的轻汽油产品和重汽油产品调合，得到清洁汽油产品。

本发明提供的方法中，所述的汽油分离***为分级冷凝冷却***或粗汽油分馏塔，当为分级冷凝冷却***时，将所述主分馏塔塔顶油气经第一级冷凝冷却分离，在切割点为100～150℃的条件下将塔顶油气分离为重汽油馏分和轻汽油以及C4以下馏分；轻汽油和C4以下馏分经第二级冷凝冷却分离为C4以下馏分和轻汽油馏分，分离后C4以下馏分和轻汽油馏分分别进入催化裂化吸收稳定、精制***。其中优选的方案是将所述的经第一级冷凝冷却***分离出的重汽油馏分首先引入重汽油提馏塔将其中的轻组分分出，然后再引入加氢精制反应器进行加氢精制反应。

当所述的汽油分离***为粗汽油分馏塔时，将所述主分馏塔塔顶油气引入粗汽油分馏塔，在切割点为100～150℃的条件下将塔顶油气分离为重汽油馏分和轻汽油和C4以下馏分。轻汽油和C4以下馏分进入原催化裂化冷凝冷却***分离出C4以下馏分和轻汽油馏分，分离后C4以下馏分和轻汽油馏分分别进入催化裂化吸收稳定、精制***。

所述的粗汽油分馏塔的塔底重沸器的热源为蒸汽或主分馏塔中段取热，优选以主分馏塔中段取热的方式。汽油分馏塔典型的操作条件是：塔顶冷凝温度35～45℃，塔顶压力0.1～0.3MPa，塔底温度130～180℃，全塔压降0.01～0.02MPa，回流比为1～3。

本发明提供的方法中，所述的步骤(3)中加氢精制的反应条件为：反应温度为200～400℃，氢分压为1.0～4.0MPa，液时体积空速为3.0～5.0h^-1，氢油体积比为200～600Nm³/m³。

本发明提供的方法中，步骤(3)中所述的加氢精制催化剂是在无定型氧化铝或硅铝载体上负载了VIB或VIII族金属的催化剂。

本发明提供的方法的优点为：

本发明提供的方法，将粗汽油分离为轻汽油馏分与重汽油馏分，轻汽油馏分去吸收稳定***作吸收剂，粗汽油中的重组分不进吸收稳定***，最大限度地利用汽油中最有效的成分进行吸收，降低吸收塔、解吸塔和稳定塔液相负荷，达到降低能耗的效果；分离出的重汽油馏分进行加氢脱硫，然后再与轻馏分混合，减少了汽油烯烃饱和，减小了辛烷值损失。

总之，采用本发明提供的方法，既能生产清洁汽油又可以改善吸收效果，减少能耗，流程简单灵活，投资小，易于实现。

附图说明

图1为本发明提供的方法汽油采用分级冷凝冷却***方案的流程示意图。

图2为本发明提供的方法汽油采用粗汽油蒸馏塔方案流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明。但并不因此而限制本发明。

图1为本发明提供的方法汽油采用分级冷凝冷却***方案的流程示意图。来自催化裂化反应器出口的反应油气经管线1引入主分馏塔2，经主分馏塔从下往上依次分离出油浆、回炼油、重柴油、柴油(为简化流程，图中未画出)，从主分馏塔顶引出的油气经管线3引入塔顶冷凝冷却器4冷却至60～100℃后，进入气液分离罐5。气液分离罐5分离出的液相物流为重汽油馏分，经管线6送至重汽油提馏塔7中进一步将其中的轻汽油馏分分离出来。重汽油提馏塔7塔底设有再沸器8。重汽油提馏塔7塔底出料加压后经管线9与管线19引入的氢气、管线16引入的压缩后富氢气体混合，经加热后经管线10引入加氢精制反应器11与加氢精制催化剂接触、反应，脱除含硫化合物。加氢精制产物经管线12送入高压气液分离罐13。高压气液分离罐分离出来的液相出料经管线14送往稳定塔15，分离得到的塔顶出料为轻烃馏分经管线17引出，塔底出料为重汽油馏分经管线18引出。主分馏塔2塔顶气液分离罐5分离出的气体经管线20与重汽油提馏塔7的塔顶出料混合后，一起进入轻汽油馏分冷凝冷却器21进一步冷却到35～40℃后进入气液分离罐22进行分离，分离出的C4以下气体经管线23、分离出的轻汽油馏分经管线24进入催化裂化吸收稳定***25进一步精制。来自吸收稳定***25的轻汽油与来自加氢汽油稳定塔15的重汽油按一定比例混合即可得到清洁汽油产品。

图2为本发明提供的方法汽油采用粗汽油蒸馏塔方案流程示意图。来自催化裂化反应器出口的反应油气经管线1从分馏塔底引入主分馏塔2，主分馏塔顶出料经管线3、塔顶冷凝冷却器4冷却至40℃左右后，进入气液分离罐5。气液分离罐5分离出的液相经管线6，并经换热后进入汽油分馏塔26将粗汽油切割成轻、重粗汽油馏分。轻汽油馏分经管线27从塔顶出料，重汽油馏分经管线28从塔底出料。可通过调整塔顶冷凝器的负荷、塔顶回流量、塔底再沸器负荷及汽油分馏塔26的塔板数等参数调节轻、重汽油的切割点及分离精度。从汽油分馏塔26出来的重汽油经管线28去加氢精制。来自气液分离罐5的气体物流经管线30与来自汽油分馏塔塔顶回流罐29的气体物流混合后经管线23进入吸收稳定***；来自汽油分馏塔塔顶回流罐29的部分轻汽油经管线24进入吸收稳定***25进一步精制。后继的加氢、分离、混合流程与附图1所示相同。

下面的实施例和对比例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。

实施例1、2和对比例说明本发明提供的方法分离吸收的效果。

实施例1

按照附图1所示的本发明提供的方法，利用Aspen plus软件对催化裂化分馏吸收稳定流程进行模拟计算，主要操作条件：进入主分馏塔的油气量为309215kg/h，主分馏塔塔顶换热器4出口油气温度为70℃，富气换热器21的出口油气温度为40℃，轻汽油95％馏出温度点为165℃。计算结果见表1。

实施例2

按照附图2所示的本发明提供的方法，利用Aspen plus软件对催化裂化分馏吸收稳定流程进行模拟计算，主要操作条件：进入主分馏塔的油气量为309215kg/h，汽油分馏塔塔顶冷凝温度为40℃，塔釜温度为180℃，回流比为1.2，轻汽油95％馏出温度为150℃。计算结果见表1。

对比例

利用Aspen plus软件对某催化裂化装置分馏吸收稳定流程进行模拟计算，主要操作条件：进入主分馏塔的油气量为309215kg/h，塔顶油气冷凝冷却器温度为40℃，冷却得到的粗汽油全部进入后续的吸收稳定***，吸收剂为粗汽油加稳定汽油。计算结果见表1。

实施例3、4说明本发明提供的方法降低汽油硫含量的效果。

实施例3

将催化裂化装置所产粗汽油A切割为轻、重汽油馏分，切割点为96℃，对重汽油馏分进行加氢精制，加氢精制催化剂采用中国石油化工股份有限公司长岭炼油化工总厂催化剂厂生产的RSDS-1催化剂。轻汽油馏分经碱洗脱硫醇，然后将轻、重馏分混合为精制后汽油产品。原料A重汽油馏分性质见表2，加氢反应条件和反应结果见表3，原料A及混合后汽油产品的性质见表4。

实施例4

将MIP催化裂化装置所产粗汽油B切割轻、重汽油馏分，切割点为100℃，对重汽油馏分进行加氢精制，加氢精制催化剂采用中国石油化工股份有限公司长岭炼油化工总厂催化剂厂生产的RSDS-1催化剂。(轻汽油馏分处理吗？)然后将轻、重馏分混合为精制后汽油产品。原料B重汽油馏分性质见表2，加氢反应条件和反应结果见表3，原料A及混合后汽油产品的性质见表4。

表1

项目		对比例	实施例1	实施例2
项目		对比例	实施例1	实施例2	干气流量	kg/h	16028	15744	16092
干气中C<sub>3</sub><sup>+</sup>含量	mol％	0.93	0.70	0.76	干气流量	kg/h	16028	15744	16092
干气中C<sub>3</sub><sup>+</sup>含量	mol％	0.93	0.70	0.76	LPG	kg/h	71046	71070	71990
稳定汽油	kg/h	82845	50901	59643	LPG	kg/h	71046	71070	71990
稳定汽油	kg/h	82845	50901	59643	补充吸收剂	kg/h	95621	115208	103207
粗汽油量	kg/h	60212	21297	37655	补充吸收剂	kg/h	95621	115208	103207
粗汽油量	kg/h	60212	21297	37655	吸收剂总量	kg/h	155833	136505	140862
重汽油	kg/h	-	32359	22684	吸收剂总量	kg/h	155833	136505	140862
重汽油	kg/h	-	32359	22684	稳定汽油+重汽油	kg/h	82845	83260	82327

注：对比例与实施例来自主分馏塔的柴油、油浆产品产量基本相同。

从表1的实施例1、2和对比例可见，采用本发明提供的方法，干气中C3⁺含量降低0.17～0.23个百分点，吸收效果优于常规催化裂化方法。由于采用汽油轻馏分部分作吸收剂，吸收剂量减少，使得补充吸收剂用量增大，但总吸收剂用量却下降9.6％～12.4％，说明在改善了吸收效果的同时，还使吸收塔、解吸塔、稳定塔中液相负荷下降，从而降低了能耗。

表2

项目	粗汽油A重馏分	粗汽油B重馏分
项目	粗汽油A重馏分	粗汽油B重馏分	密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7865	0.7701
硫含量，μg/g	1670	1450	密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7865	0.7701
硫含量，μg/g	1670	1450	烯烃含量，重％	21.89	12.15
馏程，℃			烯烃含量，重％	21.89	12.15
馏程，℃			初馏点	93	92
5％	108	105	初馏点	93	92
5％	108	105	50％	136	132
终馏点	195	195	50％	136	132
终馏点	195	195	RON	89.2	90.5
抗爆指数	84.5	85.6	RON	89.2	90.5

表3

项目	实施例3	实施例4
项目	实施例3	实施例4	氢分压，MPa	1.6	1.6
反应温度，℃	290	285	氢分压，MPa	1.6	1.6
反应温度，℃	290	285	液时空速，h<sup>-1</sup>	4.0	4.0
氢油比，Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup>	200	300	液时空速，h<sup>-1</sup>	4.0	4.0
氢油比，Nm<sup>3</sup>/m<sup>3</sup>	200	300	加氢后重汽油馏分性
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7815	0.7649	加氢后重汽油馏分性
密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7815	0.7649	硫，μg/g	55	48
烯烃含量，重％	13.6	9.8	硫，μg/g	55	48
烯烃含量，重％	13.6	9.8	脱硫率，％	96.7	96.7
RON	87.3	89.0	脱硫率，％	96.7	96.7
RON	87.3	89.0	抗暴指数	83.0	84.3

表4

项目	粗汽油A	实施例3产品	粗汽油B	实施例4调合产品
项目	粗汽油A	实施例3产品	粗汽油B	实施例4调合产品	密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7226	0.7185	0.7205	0.7180
硫含量，μg/g	1025	135	925	95	密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup>	0.7226	0.7185	0.7205	0.7180
硫含量，μg/g	1025	135	925	95	烯烃含量，重％	38.6	28.8	28.1	23.1
RON	91.2	90.3	91.8	91.0	烯烃含量，重％	38.6	28.8	28.1	23.1
RON	91.2	90.3	91.8	91.0	抗爆指数	86.7	85.9	87.0	86.5

由表4的实施例3、4可以看出，采用本发明提供的方法，最终汽油产品硫化合物脱除86.8％～89.7％，分别达到135μg/g和95μg/g，既可以生产符合国III标准(烯烃30％，硫150ppm)的车用汽油，甚至可以生产满足京标B标准(烯烃25％，硫150ppm)的车用汽油，满足国家最新车用汽油排放标准。

Claims

1.一种催化裂化产物分离与加氢精制的组合方法，其特征在于包括以下步骤：

(1)将催化裂化反应***沉降器逸出的油气引入主分馏塔，经主分馏塔从下往上依次分离出油浆、回炼油、重柴油、柴油和塔顶油气，将塔顶油气送至汽油分离***，分离出C4以下馏分、轻汽油馏分和重汽油馏分，轻汽油馏分和重汽油馏分的切割点为100～150℃；

(2)分离出的轻汽油馏分引入原催化裂化装置吸收稳定、精制***得到轻汽油产品；

(3)分离出的重汽油馏分引入加氢反应器，与加氢精制催化剂接触，并和氢气进行加氢精制反应，反应后得到重汽油产品。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的汽油分离***为分级冷凝冷却***，将所述主分馏塔塔顶油气经第一级冷凝冷却分离，在切割点为100～150℃的条件下将塔顶油气分离为重汽油馏分和轻汽油以及C4以下馏分；轻汽油和C4以下馏分进入第二级冷凝冷却分离为C4以下馏分和轻汽油馏分，分离后分别进入催化裂化吸收稳定、精制***。

3.按照权利要求2的方法，其特征在于所述的经分级冷凝冷却***分离出的重汽油馏分首先引入重汽油提馏塔将其中的轻组分分出，然后再引入加氢精制反应器。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的汽油分离***为粗汽油分馏塔，将所述主分馏塔塔顶油气引入粗汽油分馏塔，在切割点为100～150℃的条件下将塔顶油气分离为重汽油馏分和轻汽油和C4以下馏分，轻汽油和C4以下馏分进入原催化裂化冷凝冷却、吸收稳定、精制***。

5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述的粗汽油分馏塔的塔底重沸器的热源为主分馏塔中段取热。

6.按照权利要求1、2、3或4的方法，其特征在于所述的步骤(3)中加氢精制的反应条件为：反应温度为200～400℃，氢分压为1.0～4.0MPa，液时体积空速为3.0～5.0h^-1，氢油比为200～600Nm³/m³。

7.按照权利要求1、2、3或4的方法，其特征在于步骤(3)中所述的加氢精制催化剂是在无定型氧化铝或硅铝载体上负载了VIB或VIII族金属的催化剂。