利用费托合成油生产环保型溶剂油的装置及方法

摘要

本发明公开了一种利用费托合成油生产环保型溶剂油的装置及方法，该装置包括加氢精制反应器、加氢改质反应器、热高压分离器、碱洗塔、精馏塔和冷凝器。其方法是费托合成油首先和氢气混合后进入加氢精制反应器，产物再与氢气混合进入加氢改质反应器，最终产物进入分离器，气相组分由塔顶导出，经过碱洗塔后进入冷凝分离器，最终和新鲜氢气混合后返回加氢精制和加氢改质反应器。液相组分则进入精馏塔，顶部切割出的石脑油馏分作为乙烯裂解原料，中间测线可采出D40#、D60#和D80#等牌号环保型溶剂油，尾油则循环去加氢改质反应器。

说明书

技术领域

本发明涉及费托合成油深度加工技术领域，具体地指一种利用 费托合成油生产环保型溶剂油的装置及方法。

背景技术

溶剂油(solventoil)产品是五大类石油产品之一，是以石油加 工生产的用于涂料和油漆生产、食用油加工、印刷油墨、皮革、农 药、橡胶、化妆品、香料、化工聚合、医药以及在IC电子部件的清 洗等诸方面的轻质油。溶剂油的用途十分广泛并且与人们的衣食住 行密切相关。

近年来，溶剂油发展十分迅速，其产品品种不断增加，应用领 域不断扩大。由于低档溶剂油中含有较多的硫、氮和芳烃等杂质， 在使用中会产生刺激性气味，并对人体造成危害。随着社会环保意 识的增强、环保法规的完善，目前溶剂油品种正在向低芳烃、低硫、 无毒、无味的环保型溶剂油方向发展。环保型溶剂油不仅适用于作 香花香料、卷烟用胶粘剂、气雾剂、金属清洗剂、杀虫剂、塑料聚 合反应助剂、日用化工、润滑油、冲压冲剪油、火花机油、衣服干 洗剂、液体蚊香、去脂剂、除草剂等多种行业，还可用于食用油加 工、食品包装、化妆品调合等精细化工领域，更因其不含苯溶剂， 具有无毒、无臭、环保等优点，致使环保型溶剂油的市场需求量迅 猛增长。

溶剂油精制常用的方法是酸碱白土精制或加氢精制。其中，酸 碱白土精制法的脱芳烃效果差，工艺过程中会产生酸渣、碱渣等污 染物，且收率低，因此该方法的使用受到了限制；加氢法可以有效 脱除硫、氮和芳烃等杂质，溶剂油产品质量优良，可以生产高档溶 剂油，生产过程无特殊环保问题，已得到广泛应用。

专利号为CN2011110317808的中国专利，公开了一种灵活生产 溶剂油的加氢处理方法，该方法采用非贵金属催化剂及两段串联加 氢工艺，该工艺采用煤油馏分或柴油馏分作为原料，虽然其反应温 度较低，但当芳烃含量达到要求时所需的反应压力高，并且没有在 高压分离器分离出的气相后设置碱洗塔，会严重腐蚀高压分离器后 的设备。

专利号为CN104673381A的中国专利，公开了一种溶剂油的制 备方法，虽然该方法工艺流程简单，设备投资低，操作条件缓和， 但其采用贵金属催化剂及路易斯酸液体催化剂，操作费用高，并且 液体催化剂与油品分离难度大。

专利号为US5,866,748的美国专利，公开了一种异构烷烃溶剂油 的生产方法。该方法以正构烷烃含量很高的C8～C20馏分如176℃ ～288℃的费托产物为原料，采用加氢异构化的方法生产异构烷烃溶 剂油。该方法以费托反应产物为原料，对原料性质的限定较严，只 能采用正构烷烃含量很高的特定馏分为原料，因此技术应用的范围 也受到了限制。

专利号为CN102807899B的中国专利，公开了一种煤基环保型 溶剂油的制备方法，该方法以页岩油全馏分或是煤焦油全馏分作为 原料，采用沸腾床反应器，虽然能够得到高质量的环保型溶剂油产 品，但是该原料中水、硫、氮和机械杂质含量高，原料前处理难度 很大，并且水容易导致后续加氢催化剂空岛塌陷和不可再生失活， 机械杂质容易堆积在反应器入口导致反应器压降升高，并且工艺操 作条件苛刻，操作成本高。

发明内容

本发明的目的就是要提供一种利用费托合成油生产环保型溶剂 油的装置及方法，该装置和方法采用了催化剂级配技术，可最大程 度地发挥催化剂性能，优化工艺操作条件，具有工艺简单、过程稳 定，设备投资少、成本低廉，运转周期长，产品质量好、收率高等 优点。

为实现此目的，本发明所设计的利用费托合成油生产环保型溶 剂油的装置，包括加氢精制反应器、加氢改质反应器、热高压分离 器、碱洗塔、精馏塔和冷凝器，其中，所述加氢精制反应器的输入 端连接第一新鲜氢气进入支管线的输出端，费托合成油原料进入管 线的输出端与第一新鲜氢气进入支管线连通，加氢改质反应器的输 入端连接第二新鲜氢气进入支管线的输出端，加氢精制反应器的输 出端通过加氢精制产物排出管线与第二新鲜氢气进入支管线连通， 加氢改质反应器的输出端连接热高压分离器的输入端，热高压分离 器的气体产物输出端连接碱洗塔的气体产物底部输入端，碱洗塔的 碱液顶部进入端与碱洗塔碱液进入管线连通，碱洗塔的气体顶部输 出端与碱洗塔气体排出管线连通，碱洗塔的碱液底部排出端与碱洗 塔碱液排出管线连通，碱洗塔气体排出管线通过冷凝器气体进入管 线连接冷凝器的输入端，冷凝器的气体输出端通过冷凝器气体排出 管线与新鲜氢气进入管线连通，新鲜氢气进入管线与第一新鲜氢气 进入支管线和第二新鲜氢气进入支管线连通，冷凝器的液体输出端 与冷凝器液体排出管线连通；

所述热高压分离器的液体产物输出端连接精馏塔的输入端，精 馏塔的气体排出端与冷凝器气体进入管线连通，精馏塔的石脑油馏 分输出端连接石脑油馏分排出管线，精馏塔的三个产品输出端分别 连接溶剂油第一产品排出管线、溶剂油第二产品排出管线和溶剂油 第三产品排出管线。

本发明所设计利用上述装置进行环保型溶剂油生产的方法，包 括如下步骤：

步骤1：将循环氢气输送到新鲜氢气进入管线和第一新鲜氢气进 入支管线中，将费托合成油通过费托合成油原料进入管线混入循环 氢气中，所述循环氢气与费托合成油充分混合后输送入加氢精制反 应器中，并在加氢精制催化剂的作用下进行加氢精制反应，生成精 制产物；

步骤2：加氢精制反应器中生成的精制产物通过加氢精制产物排 出管线与第二新鲜氢气进入支管线中的循环氢混合后进入加氢改质 反应器进行加氢改质处理，加氢改质反应器中的加氢改质产物由加 氢改质产物排出管线输入热高压分离器；

步骤3：热高压分离器内加氢改质产物中的气体产物由热高压分 离器气体排出管线排入碱洗塔，热高压分离器内加氢改质产物中的 液体产物由热高压分离器液体排出管线排入精馏塔；

步骤4：循环碱液通过碱洗塔碱液进入管线由碱洗塔的碱液顶部 进入端进入，循环碱液对上述加氢改质产物中的气体产物进行碱洗 后由碱洗塔碱液排出管线排出，经过碱洗后的加氢改质产物中的气 体产物由碱洗塔气体排出管线排出；

步骤5：精馏塔中分离出的气体产物由精馏塔气体排出管线排出 后与步骤4中所述的碱洗塔气体排出管线排出的气体混合后由冷凝 器气体进入管线导出并进入冷凝器，精馏塔中的石脑油馏分由石脑 油馏分排出管线排出，精馏塔中的溶剂油第一产品由溶剂油第一产品 排出管线排出，精馏塔中的溶剂油第二产品由溶剂油第二产品排出管 线排出，精馏塔中的溶剂油第三产品由溶剂油第三产品排出管线排 出，精馏塔中的尾油由底部排出干线排出后与加氢精制产物排出管 线中的所述精制产物混合后进入加氢改质反应器；

步骤6：冷凝器中的冷凝后的气体由冷凝器气体排出管线排出并 与新鲜氢气进入管线中的循环氢气混合，混合后，部分混合气体与 费托合成油原料进入管线中的费托合成油混合后进入加氢精制反应 器，部分混合气体与加氢精制产物排出管线中的所述精制产物混合 后进入加氢改质反应器，冷凝器中冷凝后的液体由冷凝器液体排出 管线排出。

本发明采用一段加氢串联工艺及催化剂级配技术，费托合成油 首先和氢气混合后进入加氢精制反应器，产物再与氢气混合进入加 氢改质反应器，最终产物进入分离器，气相组分由塔顶导出，经过 碱洗塔后进入冷凝分离器，最终和新鲜氢气混合后返回加氢精制和 加氢改质反应器。液相组分则进入精馏塔，顶部切割出的石脑油馏 分作为乙烯裂解原料，中间测线可采出D40#、D60#和D80#等牌号 环保型溶剂油，尾油则循环去加氢改质反应器。相比于常见的精制- 裂化串联工艺本发明选用费托合成油作为原料，克服了背景技术中 原料杂质含量高并且难以处理的缺点，并且操作条件缓和，工艺流 程简单，设备投资低，设置碱洗塔减少了后续管线和设备的腐蚀， 以及采用的催化剂级配技术可优化操作条件提高产品质量，易于工 业化。

附图说明

图1为本发明的结构框图；

其中，1—费托合成油原料进入管线、2—加氢精制产物排出管 线、3—加氢改质产物排出管线、4—热高压分离器气体排出管线、5 —碱洗塔气体排出管线、6—碱洗塔碱液进入管线、7—碱洗塔碱液 排出管线、8—热高压分离器液体排出管线、9—精馏塔气体排出管 线、10—石脑油馏分排出管线、11—溶剂油第一产品排出管线、12 —溶剂油第二产品排出管线、13—溶剂油第三产品排出管线、14— 底部排出干线、15—冷凝器气体进入管线、16—冷凝器气体排出管 线、17—液体输出端与冷凝器液体排出管线、18—新鲜氢气进入管 线、18.1—第一新鲜氢气进入支管线、18.2—第二新鲜氢气进入支管 线、A—加氢精制反应器、B—加氢改质反应器、C—热高压分离器、 D—碱洗塔、E—精馏塔、F—冷凝器。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例对本发明作进一步的详细说明：

如图1所示，本发明利用费托合成油生产环保型溶剂油的装置， 它包括加氢精制反应器A(主要发生脱除原料中的机械杂质、金属 离子、氧以及微量的硫氮等杂质与烯烃饱和等反应)、加氢改质反应 器B(主要发生裂化反应将大分子裂化成小分子、异构化反应和氢 转移反应)、热高压分离器C(用于实现油气的粗分离)、碱洗塔D (用于吸收气体产物中的硫化氢H₂S)、精馏塔E(用于将各个馏分 精确分离)和冷凝器F(用于把气体产物中的轻烃分子冷凝成液体， 实现它们和氢气的分离)，其中，所述加氢精制反应器A的输入端连 接第一新鲜氢气进入支管线18.1的输出端，费托合成油原料进入管 线1的输出端与第一新鲜氢气进入支管线18.1连通，加氢改质反应 器B的输入端连接第二新鲜氢气进入支管线18.2的输出端，加氢精 制反应器A的输出端通过加氢精制产物排出管线2与第二新鲜氢气 进入支管线18.2连通，加氢改质反应器B的输出端连接热高压分离 器C的输入端，热高压分离器C的气体产物输出端连接碱洗塔D的 气体产物底部输入端，碱洗塔D的碱液顶部进入端与碱洗塔碱液进 入管线6连通，碱洗塔D的气体顶部输出端与碱洗塔气体排出管线 5连通，碱洗塔D的碱液底部排出端与碱洗塔碱液排出管线7连通， 碱洗塔气体排出管线5通过冷凝器气体进入管线15连接冷凝器F的 输入端，冷凝器F的气体输出端通过冷凝器气体排出管线16与新鲜 氢气进入管线18连通，新鲜氢气进入管线18与第一新鲜氢气进入 支管线18.1和第二新鲜氢气进入支管线18.2连通，冷凝器F的液体 输出端与冷凝器液体排出管线17连通；

所述热高压分离器C的液体产物输出端连接精馏塔E的输入端， 精馏塔E的气体排出端与冷凝器气体进入管线15连通，精馏塔E的 石脑油馏分输出端连接石脑油馏分排出管线10，精馏塔E的三个产 品输出端分别连接溶剂油第一产品排出管线11、溶剂油第二产品排 出管线12和溶剂油第三产品排出管线13。

上述技术方案中，所述加氢改质反应器B的输出端通过加氢改 质产物排出管线3连接热高压分离器C的输入端。

上述技术方案中，所述热高压分离器C的气体产物输出端通过 热高压分离器气体排出管线4连接碱洗塔D的气体产物底部输入端。

上述技术方案中，所述热高压分离器C的液体产物输出端通过 热高压分离器液体排出管线8连接精馏塔E的输入端。

上述技术方案中，所述精馏塔E的气体排出端通过精馏塔气体 排出管线9与冷凝器气体进入管线15连通。

上述技术方案中，所述精馏塔E的尾油输出端通过底部排出干 线14连通加氢精制产物排出管线2。

上述技术方案中，加氢改质反应器B采用加氢改质反应器催化 剂级配技术，加氢精制反应器中催化剂可采用已经商业化的非贵金 属加氢精制催化剂，加氢改质反应器B上半部分可采用已经商业化 的非贵金属加氢裂化催化剂，下半部分可采用已经商业化的非贵金 属加氢异构化催化剂。

本发明利用上述装置进行环保型溶剂油生产的方法，包括如下 步骤：

步骤1：将循环氢气输送到新鲜氢气进入管线18和第一新鲜氢 气进入支管线18.1中，将费托合成油通过费托合成油原料进入管线 1混入循环氢气中，所述循环氢气与费托合成油充分混合后输送入加 氢精制反应器A中，并在加氢精制催化剂的作用下进行加氢精制反 应，生成精制产物；

步骤2：加氢精制反应器A中生成的精制产物通过加氢精制产 物排出管线2与第二新鲜氢气进入支管线18.2中的循环氢混合后进 入加氢改质反应器B进行加氢改质处理，加氢改质反应器B中的加 氢改质产物由加氢改质产物排出管线3输入热高压分离器C；

步骤3：热高压分离器C内加氢改质产物中的气体产物由热高 压分离器气体排出管线4排入碱洗塔D，热高压分离器C内加氢改 质产物中的液体产物由热高压分离器液体排出管线8排入精馏塔E；

步骤4：循环碱液通过碱洗塔碱液进入管线6由碱洗塔D的碱 液顶部进入端进入，循环碱液对上述加氢改质产物中的气体产物进 行碱洗后由碱洗塔碱液排出管线7排出，经过碱洗后的加氢改质产 物中的气体产物由碱洗塔气体排出管线5排出；

步骤5：精馏塔E中分离出的气体产物由精馏塔气体排出管线9 排出后与步骤4中所述的碱洗塔气体排出管线5排出的气体混合后 由冷凝器气体进入管线15导出并进入冷凝器F，精馏塔E中的石脑 油馏分由石脑油馏分排出管线10排出，精馏塔E中的溶剂油第一产 品由溶剂油第一产品排出管线11排出，精馏塔E中的溶剂油第二产 品由溶剂油第二产品排出管线12排出，精馏塔E中的溶剂油第三产 品由溶剂油第三产品排出管线13排出，精馏塔E中的尾油由底部排 出干线14排出后与加氢精制产物排出管线2中的所述精制产物混合 后进入加氢改质反应器B；

步骤6：冷凝器F中的冷凝后的气体由冷凝器气体排出管线16 排出并与新鲜氢气进入管线18中的循环氢气混合，混合后，部分混 合气体与费托合成油原料进入管线1中的费托合成油混合后进入加 氢精制反应器A，部分混合气体与加氢精制产物排出管线2中的所 述精制产物混合后进入加氢改质反应器B，冷凝器F中冷凝后的液 体由冷凝器液体排出管线17排出。

上述加氢精制反应器A中的反应条件为：反应温度范围260℃ ～400℃，反应压力范围2.0MPa～10.0MPa，体积空速范围0.5h^-1～3.0h^-1， 氢油比范围400:1～1500:1；优先选择反应温度范围300℃～360℃，反 应压力范围4.0MPa～7.0MPa，体积空速范围1.0h^-1～2.0h^-1，氢油比范 围500:1～1000:1。

上述加氢改质反应器B的反应条件为：反应温度范围300℃～400 ℃，反应压力范围2.0MPa～10.0MPa，体积空速范围0.5h^-1～3.0h^-1， 氢油比范围400:1～1500:1。优选反应温度范围300℃～360℃，反应压 力范围4.0MPa～7.0MPa，体积空速范围1.0h^-1～2.0h^-1，氢油比范围 500:1～1000:1。

下面以费托合成油为原料具体介绍本发明，费托合成油的性质 见表1。

表1费托合成油性质

实施例1

加氢精制反应器A的操作条件为：反应压力3.0MPa，反应温度 300℃，体积空速1.0h^-1，氢油比500:1；加氢改质反应器B的操作条 件为：反应压力3.0MPa，反应温度300℃，体积空速1.0h^-1，氢油比 500:1。精制反应器采用已经商业化的加氢精制催化剂，改质反应器 采用已经商业化的上半段加氢裂化催化剂和下半段加氢异构化催化 剂。

表2实施例1的操作工艺条件

方案编号 方案1 工艺流程 尾油全循环 精制反应器/改质反应器催化剂 精制剂/裂化剂+异构剂 反应压力/MPa 3.0 精制反应器/改质反应器空速/h^-11.0/1.0 精制/改质/异构反应温度/℃ 300/3000 氢油比 500:1/500:1

表3溶剂油产品性质

实施例2

加氢精制反应器A的操作条件为：反应压力4.0MPa，反应温度 320℃，体积空速1.2h^-1，氢油比600:1；加氢改质反应器B的操作条 件为：反应压力4.0MPa，反应温度320℃，体积空速1.2h^-1，氢油比 600:1。精制反应器采用已经商业化的加氢精制催化剂，改质反应器 采用已经商业化的上半段加氢裂化催化剂和下半段加氢异构化催化 剂。

表4实施例2中的操作工艺条件

方案编号 实施例2 工艺流程 尾油全循环 精制反应器/改质反应器催化剂 精制剂/裂化剂+异构剂 反应压力/MPa 4.0 精制/改质/异构体积空速/h^-11.3/1.3 精制/改质/异构反应温度/℃ 320/320 氢油比 600:1/600:1

表5溶剂油产品性质

实施例3

加氢精制反应器A的操作条件为：反应压力6.0MPa，反应温度 340℃，体积空速1.7h^-1，氢油比800:1；加氢改质反应器B的操作条 件为：反应压力6.0MPa，反应温度340℃，体积空速1.7h^-1，氢油比 800:1。精制反应器采用已经商业化的加氢精制催化剂，改质反应器 采用已经商业化的上半段加氢裂化催化剂和下半段加氢异构化催化 剂。

表6实施例3中的操作工艺条件

方案编号 实施例3 工艺流程 尾油全循环 精制反应器/改质反应器催化剂 精制剂/裂化剂+异构剂 反应压力/MPa 6.0 精制/改质/异构体积空速/h^-11.7/1.7 精制/改质/异构反应温度/℃ 340/340 氢油比 800:1/800:1

表7溶剂油产品性质

实施例4

加氢精制反应器A的操作条件为：反应压力8.0MPa，反应温度 360℃，体积空速2.0h^-1，氢油比1000:1；加氢改质反应器B的操作 条件为：反应压力8.0MPa，反应温度360℃，体积空速2.0h^-1，氢油 比1000:1。精制反应器采用已经商业化的加氢精制催化剂，改质反 应器采用已经商业化的上半段加氢裂化催化剂和下半段加氢异构化 催化剂。

表8实施例4中的操作工艺条件

方案编号 实施例4 工艺流程 尾油全循环 精制反应器/改质反应器催化剂 精制剂/裂化剂+异构剂 反应压力/MPa 8.0 精制/改质/异构体积空速/h^-12.0/2.0 精制/改质/异构反应温度/℃ 360/360 氢油比 1000:1/1000:1

表9溶剂油产品性质

本发明采用一段加氢串联工艺及催化剂级配技术，原料先经过 加氢精制处理后，再进行加氢裂化和加氢异构化。催化剂级配的优 势在于它能将组合中的每一种催化剂的催化性能充分发挥出来，实 现了优势互补，使得到的产品质量相比更高。相比于常见的精制-裂 化串联工艺，本发明选用费托合成油作为原料，克服了背景技术中 原料杂质含量高并且难以处理的缺点，并且操作条件缓和，工艺流 程简单，设备投资低，设置碱洗塔减少了后续管线和设备的腐蚀， 采用的催化剂级配技术可优化操作条件提高产品质量，易于工业化。

本说明书未作详细描述的内容属于本领域专业技术人员公知的 现有技术。