专利名称：精馏塔的启动方法
技术领域：
本发明涉及供给、分馏通过费-托合成反应制造的合成油中所包含的蜡馏分的加氢裂化产物的精馏塔的启动方法。本申请基于2010年3月25日在日本申请的日本特愿2010-70287及2010年3月30日在日本申请的日本特愿2010-76987主张优先权，并在此弓丨用其内容。
背景技术：
近年来，从环境负荷降低的观点出发，要求硫成分及芳香族烃的含量低且对环境温和的清洁液体燃料。从这种观点出发，作为可制造不含有硫成分及芳香族烃而富含脂肪族烃的燃料油基材、特别是煤油及轻油基材的技术，研究了利用以一氧化碳和氢气为原料 的费-托合成反应(下面有时也称为“FT合成反应”)的方法(例如参照专利文献I。)。通过FT合成反应得到的合成油(粗油)(下面也有时称为“FT合成油”)是以具有广泛的碳原子数分布的脂肪族烃类为主要成分的混合物。利用该FT合成油，能够得到大量含有沸点低于约150°C的成分的石脑油馏分、大量含有沸点为约150 约360°C的成分的中间馏分、大量含有比中间馏分重质的(沸点超过约360°C )成分的蜡馏分。而且，这些各馏分中，中间馏分是相当于煤油、轻油基材的最有用的馏分，优选以较高的收率得到中间馏分。因此，在将FT合成油进行加氢处理及分馏而得到燃料油基材的产品精制工序中，如下进行将在FT合成反应工序中与中间馏分相当量兼产的蜡馏分通过加氢裂化进行低分子量化，转换成与中间馏分相当的成分，提高作为整体的中间馏分的收率。作为将上述FT合成油中所包含的蜡馏分进行加氢裂化而得到中间馏分的工艺，具体而言，列举图I所示那样的例子。即，由FT合成油通过第一精馏塔10中的分馏而得到的加氢裂化前的粗蜡馏分通过管线14供给到蜡馏分加氢裂化装置50，进行加氢裂化。而且，加氢裂化产物经由管线51供给到第二精馏塔20。另一方面，由FT合成油通过第一精馏塔10中的分馏而得到的加氢精制前的粗中间馏分通过管线13供给到中间馏分加氢精制装置40进行加氢精制。而且，加氢精制产物经由管线41与上述加氢裂化产物汇合并供给到第二精馏塔20。供给到第二精馏塔20的加氢裂化产物及加氢精制产物被分馏，从管线22得到成为煤油、轻油基材的中间馏分。另外，从第二精馏塔20的塔底主要抽出蜡馏分的加氢裂化中由未受到充分裂化的所谓“未裂化蜡”构成的塔底油，该塔底油经由管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50上游的管线14，再次供于加氢裂化。在此，在从蜡馏分加氢裂化装置50流出的加氢裂化产物中，不仅含有通过加氢裂化而分子量降低到规定值以下的烃成分，还含有上述的未裂化蜡。该未裂化蜡为凝固点较高的成分，包含未裂化蜡的上述加氢裂化产物在常温常压下通常成为没有流动性的固体或半固体。但是，在从长时间的运转停止状态启动第二精馏塔20时，第二精馏塔20及与其连接的配管等成为常温或与常温接近的温度。在以该状态向第二精馏塔20供给上述蜡馏分的加氢裂化产物的情况下，上述加氢裂化产物的温度降低而成为固体或半固体，可能产生第二精馏塔20或与其连接的配管等堵塞这样的问题。因此，在精馏塔20的启动中，如下进行在从蜡馏分加氢裂化装置50向精馏塔20供给加氢裂化产物之前，常温常压下从外部导入液状的烃油(下面有时称为“带热量的油”)，并将其加热、循环，由此，将第二精馏塔20及与其连接的配管等预热到上述加氢裂化产物未固化的程度的温度。这样，对第二精馏塔20进行了预热之后，开始向第二精馏塔20供给来自蜡馏分加氢裂化装置50的加氢裂化产物及来自中间馏分加氢精制装置40的加氢精制产物，运转第二精馏塔20。由此，能够防止上述加氢裂化产物中所包含的凝固点较高的成分在第二精馏塔20或与其连接的配管等中冷却固化而引起装置堵塞等问题的产生。另外，在第二精馏塔20的预热结束之后，带热量的油通过从管线24分支的排出管线29输送至污油罐。 现有技术文献专利文献专利文献I :日本特开2004-323626号公报
发明内容
发明所要解决的问题但是，在利用这种方法预热上述的例子中的第二精馏塔20那样的用于分馏包含未裂化蜡的蜡馏分的加氢裂化产物的精馏塔的情况下，需要准备专用的带热量的油。该带热量的油在常温常压下为液状，另外，当考虑向产品混入时，需要不含硫成分、芳香族烃等的特殊烃油。此外，在结束精馏塔的预热之后，该带热量的油大多不会用于产品而废弃或成为本厂内用燃料，有效率低下这样的问题。本发明是鉴于上述情况而进行的，其目的在于，提供一种不使用专用的带热量的油就能够预热精馏塔，还可以将使用了的带热量的油不作为废油及本厂内用燃料而作为产品利用的精馏塔的启动方法。用于解决问题的手段本发明提供一种精馏塔的启动方法，所述精馏塔供给、分馏将费-托合成油中所包含的蜡馏分在蜡馏分加氢裂化工序中进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物，所述启动方法具有使用包含所述加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油对所述精馏塔进行预热的预热工序。在本发明的精馏塔的启动方法中，可以由运转中的蜡馏分加氢裂化工序供给所述加氢裂化产物。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述预热工序可以具备加热所述烃油并供给到所述精馏塔的工序；从所述精馏塔的塔底抽出塔底油进行加热并返回到所述精馏塔的工序；将从所述精馏塔的塔顶部馏出的馏分回流到所述精馏塔中的工序。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述加氢裂化产物可以是将所述蜡馏分在温度为300 400°C、LHSV为O. I I. 21Γ1的条件下进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述加氢裂化产物的至少一部分可以是将所述加氢裂化产物在180 300°C的温度下进行气液分离得到的气体成分进行冷却、液化得到的产物。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述烃油可以是所述加氢裂化产物的至少一部分和将费-托合成油中所包含的中间馏分进行加氢精制而得到的加氢精制产物的混合物。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述精馏塔供给、分馏将费-托合成油中所包含的蜡馏分在蜡馏分加氢裂化工序中进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物，所述启动方法具有使用由将所述合成油中所包含的中间馏分进行加氢精制的中间馏分加氢精制工序供给的加氢精制产物对所述精馏塔进行预热的预热工序。在本发明的精馏塔的启动方法中，所述预热工序可以具备将所述加氢精制产物加热并供给到所述精馏塔的工序；将塔底油从所述精馏塔的塔底抽出、加热并返回到所述精馏塔的工序；将从所述精馏塔的塔顶部馏出的馏分回流到所述精馏塔的工序。根据本发明的启动方法，不使用具有特殊形状的专用的带热量的油就能够预热精 馏塔，还可以将用于预热的烃油(包含费-托合成油中所含有的蜡馏分的加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油或所述合成油中所包含的中间馏分的加氢精制产物)不作为废油及本厂内用燃料而作为产品利用，可有效地启动精馏塔。
图I是FT合成油产品精制系统的一个例子的示意构成图；图2是具体性地表示图I的一部分的构成图。
具体实施例方式下面，按照优选的实施方式的例子对本发明进行详细的说明。[FT合成油产品精制系统]图I是FT合成油产品精制系统的一个例子的示意构成图。首先，参照图I对FT合成油产品精制系统进行说明。图I的FT合成油产品精制系统具备第一精馏塔10，其将由省略图示的FT合成反应装置经由管线I导入的FT合成油分馏成粗石脑油馏分、粗中间馏分及粗蜡馏分；石脑油馏分加氢精制装置30，其将由管线12导入的粗石脑油馏分进行加氢精制；中间馏分加氢精制装置40，其将由管线13导入的粗中间馏分进行加氢精制及加氢异构化；蜡馏分加氢裂化装置50，其将由管线14导入的粗蜡馏分进行加氢裂化。另外，从上述第一精馏塔10得到的“粗石脑油馏分”、“粗中间馏分”及“粗蜡馏分”分别是指未进行加氢精制或加氢裂化的各馏分，除了饱和烃以外，还含有作为FT合成反应的副产物的烯烃类及醇类等含氧化合物。在此，作为FT合成油，只要是通过FT合成反应合成的合成油就没有特别限定，但从提高中间馏分的收率的观点来看，以FT合成油整体质量为基准，优选含有80质量％以上的沸点为约150°C以上的烃。另外，FT合成油通常通过公知的FT合成反应方法制造，是以具有广泛的碳原子数分布的脂肪族烃为主要成分的混合物，但也可以是通过将其预先适宜分馏而得到的馏分。粗石脑油馏分是第一精馏塔10中在低于约150°C的温度下馏出的成分，粗中间馏分是第一精馏塔10中在约150°C以上且约360°C以下的温度下馏出的成分，粗蜡馏分是第一精馏塔10中不在约360°C下馏出的从塔底抽出的成分。
另外，在此，作为优选的方式，表示在第一精馏塔10中设定两个分馏点(即，约150°C及约360°C )而分馏成3个馏分的例子，但也可以设定例如一个分馏点，将该分馏点以下的馏分作为中间馏分从管线13抽出并导入中间馏分加氢精制装置40，将超过该分馏点的馏分作为蜡馏分从管线14抽出并导入蜡馏分加氢裂化装置50。另外，也可以在第一精馏塔10中设定3个分馏点而分馏成4个馏分，即，分馏成石脑油馏分、中间馏分的轻质成分、中间馏分的重质成分、蜡馏分这4个馏分。另外，还可以不设置第一精馏塔10，在FT合成反应装置内或在设于其后段的用于气液分离的设备中，在FT合成反应的反应温度或与其接近的温度下，气液分离FT合成反应的产物，将得到的液体成分作为蜡馏分导入蜡馏分加氢裂化装置50，将通过冷却所得到的气体成分而冷凝的液体成分作为中间馏分导入中间馏分加氢精制装置40。
在石脑油馏分加氢精制装置30中，粗石脑油馏分通过公知的方法加氢精制，石脑油馏分中所包含的烯烃类通过加氢转化为饱和烃，另外，醇类等含氧化合物通过加氢脱氧转化为饱和烃和水。在中间馏分加氢精制装置40中，与上述石脑油馏分加氢精制装置30同样地，通过公知的方法，粗中间馏分中所包含的烯烃类及含氧化合物转化为饱和烃。另外，同时以提高作为生成油的燃料油基材的低温特性(低温流动性)为目的，将以粗中间馏分为主要构成的正链烷烃的至少一部分进行加氢异构化而转化为异链烷烃。在蜡馏分加氢裂化装置50中，通过使用了加氢裂化催化剂的公知的方法将粗蜡馏分进行加氢裂化，转化为相当于中间馏分的成分。此时，粗蜡馏分中所包含的烯烃类及醇类等含氧化合物转化为链烷烃。另外，同时也进行有助于提高作为生成油的燃料油基材的低温特性(低温流动性)的正链烷烃的加氢异构化。另一方面，粗蜡馏分的一部分过多地受到加氢裂化，转化成沸点比相当于作为目标的中间馏分的沸点范围的烃更低的相当于石脑油馏分的烃。另外，蜡馏分的一部分进一步进行加氢裂化，转化为丁烷类、丙烷、乙烷、甲烷等碳原子数为4以下的气态烃。图I的FT合成油产品精制系统在石脑油馏分加氢精制装置30的下游具备石脑油稳定塔60，其从经由石脑油馏分加氢精制装置30的石脑油馏分由与其塔顶连接的管线62排出以碳原子数为4以下的烃为主要成分的气态烃；积存这样除去了气态烃的石脑油馏分的石脑油罐70。在此，从石脑油馏分加氢精制装置30流出的石脑油馏分通过管线31导入石脑油稳定塔60，石脑油稳定塔60中除去了气态烃的石脑油馏分通过管线61导入、积存于石脑油罐70。另外，石脑油馏分加氢精制装置30中进行了加氢精制的石脑油馏分的一部分通过管线32再循环到石脑油加氢精制装置30上游的管线12中。粗石脑油馏分的加氢精制是伴随较大放热的反应，在仅将粗石脑油馏分进行加氢精制的情况下，石脑油馏分加氢精制装置30中，石脑油馏分的温度可能过度上升。因此，通过将上述加氢精制后的石脑油馏分的一部分进行再循环，将粗石脑油馏分稀释，防止上述过度的温度上升。在中间馏分加氢精制装置40及蜡馏分加氢裂化装置50的下游设置第二精馏塔20，该第二精馏塔20中，供给来自中间馏分加氢精制装置40的加氢精制产物和来自蜡馏分加氢裂化装置50的加氢裂化产物，并将这些混合物进行分馏。在第二精馏塔20中，从管线21抽出轻质馏分，从管线22抽出作为煤油、轻油基材的中间馏分。来自中间馏分加氢精制装置40的加氢精制产物通过管线41供给到第二精馏塔20，来自蜡馏分加氢裂化装置50的加氢裂化产物通过管线51供给到第二精馏塔20。供给到第二精馏塔20的来自中间馏分加氢精制装置40的加氢精制产物和来自蜡馏分加氢裂化装置50的加氢裂化产物可以以管线混合的方法混合，也可以以罐混合的方法混合，该混合方法没有特别限定。另外，在该例子中，示例如下例子在第二精馏塔20中，将中间馏分作为单一的馏分得到，通过管线22将其导入、积存于中间馏分罐90，但也可以将其适当分馏成多个馏分，例如，分馏成煤油馏分和轻油馏分，并将每个馏分导入、积存于多个罐中。第二精馏塔20的塔底油将未裂化蜡即在蜡馏分加氢裂化工序中未能充分裂化、沸点超过约360°C的蜡馏分设为主要成分。上述塔底油通过管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50上游的管线14，并供给到蜡馏分加氢裂化装置50中，再次受到加氢裂化。由此，能够提高中间馏分收率。另一方面，从第二精馏塔20的塔顶排出的轻质馏分经由管线21送至管线31，并供给到石脑油稳定塔60中。 [中间馏分加氢精制工序]接着，参照图2对中间馏分加氢精制装置40周边的构成、工作进行详细说明。中间馏分加氢精制工序是如下的工序在中间馏分加氢精制装置40中，将通过FT合成反应得到了的粗中间馏分进行加氢精制及加氢异构化。在FT合成反应中，除了作为主产物的饱和烃之外，还副生包含来自烯烃类及一氧化碳的氧原子的醇类等含氧化合物，分馏FT合成油而得到的粗中间馏分中也含有这些副产物。中间馏分加氢精制工序中的加氢精制主要包含加氢上述烯烃类来向饱和烃(链烷烃烃)转化的反应及加氢脱氧含氧化合物转化为饱和烃和水的反应。而且，作为对该加氢精制有效的催化剂，使用将具有加氢功能的金属成分设为活性点的催化剂。另一方面，中间馏分加氢精制工序中的加氢异构化是将中间馏分的主要成分即正链烷烃转化为异链烷烃的反应。而且，作为对该加氢异构化有效的催化剂，使用由具有加氢-脱氢功能的金属成分和固体酸成分形成的催化剂。正链烷烃首先通过金属成分的作用进行脱氢而成为烯烃，该烯烃通过固体酸成分的作用进行骨架异构化，再通过金属成分的作用进行加氢转化为异链烷烃。在中间馏分加氢精制工序中，可以使用对上述加氢精制有效的催化剂和对加氢异构化有效的催化剂这两者，但通常对加氢异构化有效的催化剂对加氢精制也是有效的，因此，使用对加氢异构化有效的催化剂是有効率的，故优选。如图2所示，从第一精馏塔(未图示)的中央部根据情况经由中间罐(未图示)由管线13供给了的粗中间馏分与包含由管线19供给的氢气的气体混合，利用热交换器等加热装置15加热到反应温度，并供给到中间馏分加氢精制装置40，进行加氢精制及加氢异构化，得到加氢精制物。本发明的中间馏分加氢精制装置40的形式没有限定，但优选为固定床连续流通式反应器。反应器可以是单一的，也可以用配置成串联或并联的多个构成。另外，设于反应器内的催化剂床可以是单一的，也可以区分为多个。作为填充于上述中间馏分加氢精制装置40的催化剂，可以使用石油精制等中通常用于加氢精制及/或加氢异构化的催化剂即无机载体中担载了具有加氢(_脱氢)能力的活性金属的催化剂。作为构成上述催化剂的活性金属，可使用选自由元素周期表第6族、第8族、第9族及第10族的金属组成的组中的I种以上的金属。作为这些金属的具体的例子，可列举钼、钯、错、钌、铱、锇等贵金属；或钴、镍、钥、鹤、铁等，优选为钼、钮、镍、钴、钥、鹤，更优选为钼、钯。另外，这些金属也优选组合多种使用，作为此时优选的组合，列举钼-钯、钴-钥、镍-钥、镍-钴-钥、镍-钨等。另外，在此，元素周期表是指基于IUPAC(国际纯粹与应用化学联合会)的规定的长周期型的元素的周期表。作为构成上述催化剂的无机载体，例如可列举氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化锆、氧化硼等金属氧化物。这些金属氧化物可以为一种，也可以为两种以上的混合物，或二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化锆、氧化铝-氧化锆、氧化铝-氧化硼等复合金属氧化物。从与加氢精制同时有效地进行正链烷烃的加氢异构化的观点来看，上述无机载体优选为具有二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化锆、氧化铝-氧化锆、氧化铝-氧化硼等固体酸性的复合金属氧化物。另外，无机载体中还可以含有少量的沸石。
另外，以载体的成型性及机械性的強度的提高为目的，上述无机载体可以配合基料(binder)。作为优选的基料，列举氧化铝、二氧化硅、氧化镁等。作为上述催化剂中的活性金属的含量，在活性金属为上述贵金属的情况下，作为金属原子，以载体的质量基准计优选为O. I 3质量％左右。另外，在活性金属为上述贵金属以外的金属的情况下，作为金属氧化物，以载体的质量基准计优选为2 50质量％左右。在活性金属的含量低于上述下限值的情况下，有不能充分进行加氢精制及加氢异构化的倾向。另一方面，在活性金属的含量超过上述上限值的情况下，有活性金属的分散降低而催化剂的活性降低的倾向，另外，催化剂成本上升。本实施方式的例子中的中间馏分加氢精制装置40的反应温度为180 400°C，优选为280 350°C，更优选为300 340°C。在此，反应温度是中间馏分加氢精制装置40内的催化剂层的平均温度。如果反应温度为上述下限温度以上，则粗中间馏分充分进行加氢精制及加氢异构化，如果为上述上限温度以下，则能够抑制中间馏分的裂化反应同时产生，还催化剂的寿命降低得到抑制。中间馏分加氢精制装置40中的压力(氢分压)优选为O. 5 12MPa，更优选为I 5MPa。如果加氢精制装置的压力为O. 5MPa以上，则粗中间馏分充分进行加氢精制及加氢异构化，如果为12MPa以下，则可抑制用于提高设备的耐压性的设备费用。中间馏分加氢精制装置40中的液时空速(LHSV [liquid hourly spacevelocity])优选为0. I lOh—1，更优选为O. 3 3. 5h'如果LHSV为O. ItT1以上，则可以不用过大反应器的容积，如果为IOtT1以下，则粗中间馏分可有效地进行加氢精制及加氢异构化。中间馏分加氢精制装置40中的氢气/油比优选为50 1000NL/L，更优选为70 800NL/L。在此，“NL”意思是标准状态(0°C、101325Pa)下的氢气容量(L)。如果氢气/油比为50NL/L以上，则粗中间馏分可充分进行加氢精制及加氢异构化，如果为1000NL/L以下，则不需要用于供给大量氢气的设备，还可抑制运转成本的上升。[蜡馏分加氢裂化工序 再循环工序]接着，将详细地表示中间馏分加氢精制装置40及蜡馏分加氢裂化装置50的周边的构成图表示在图2中，按照图2对上述产品精制系统中的蜡馏分加氢裂化工序及其下游的各工序进行更详细的说明。(蜡馏分加氢裂化工序)在蜡馏分加氢裂化工序中，如图2所示，从第一精馏塔(未图示)的塔底根据情况经由中间罐(未图示)由管线14供给了的粗蜡馏分与由管线24供给的第二精馏塔20的塔底油(后述)及氢气混合，利用热交换器等加热装置18加热到反应温度并供给到蜡馏分加氢裂化装置50中，进行加氢裂化，得到包含未裂化蜡的加氢裂化产物。另外，只要没有特别说明，加氢裂化产物意思就是包含未裂化蜡的产物。加氢裂化产物利用后述的第一气液分离装置55及第二气液分离装置57进行气液分离，液体成分供给到第二精馏塔20。以未裂化蜡为主要成分的第二精馏塔20的塔底油通过管线24返回到蜡馏分加氢裂化装置50上游的管线14中，在混合槽(未图示)中与粗蜡馏分混合，并供给到蜡馏分加氢裂化装置50中，再次进行加氢裂化。本发明的蜡馏分加氢裂化装置50的形式没有限定，但优选为固定床连续流通式反应器。反应器可以是单一的，也可以用配置成串联或并联的多个构成。另外，设于反应器内的催化剂床可以是单一的，也可以区分为多个。作为蜡馏分加氢裂化装置50中使用的加氢裂化催化剂，例如可列举在包含固体酸的载体中担载了属于周期表第8族 10族的金属作为活性金属的催化剂。另外，在此，周期表是指根据国际纯粹与应用化学联合会(IUPAC, International Union of Pure andApplied Chemistry)规定的长周期型的元素周期表。作为优选的载体，可列举以包含选自超稳定Y型(USY)沸石、Y型沸石、丝光沸石及β沸石等结晶性沸石以及二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化锆及氧化铝-氧化硼等具有耐火性的无定形复合金属氧化物中的I种类以上的固体酸而构成的载体。另外，载体更优选为以含有选自USY沸石和二氧化硅-氧化铝、氧化铝-氧化硼及二氧化硅-氧化锆中的I种以上的固体酸而构成的载体，进一步优选为包含USY沸石、氧化铝-氧化硼及/或二氧化硅-氧化铝的载体。USY沸石是将Y型沸石通过水热处理及/或酸处理进行超稳定化而成的沸石，在Y型沸石本来具有的细孔径为2nm以下的称为微细孔的微细细孔结构的基础上，形成了具有2 IOnm的范围的细孔径的新的细孔。USY沸石的平均粒径没有特别限制，但优选为I. 0μ m以下，更优选为O. 5μπι以下。另外，在USY沸石中，二氧化硅/氧化铝的摩尔比(二氧化硅相对于氧化铝的摩尔比)优选为10 200，更优选为15 100，进一步优选为20 60。另外，载体优选由含有O. I 80质量％的结晶性沸石和O. I 60质量％的具有耐火性的无定形复合金属氧化物而构成。载体可通过在成型含有上述固体酸和基料的载体组成物后进行烧成而制造。以载体全部重量为基准，固体酸的配合比例优选为I 70质量％,更优选为2 60质量％。另外，在载体包含USY沸石而构成的情况下，以载体整体的质量为基准，USY沸石的配合比例优选为O. I 10质量％，更优选为O. 5 5质量％。此外，在载体包含USY沸石及氧化铝-氧化硼而构成的情况下，以质量比计，USY沸石与氧化铝-氧化硼的配合比(USY沸石/氧化铝-氧化硼)优选为O. 03 I。另外，在载体包含USY沸石及二氧化硅-氧化铝而构成的情况下，以质量比计，USY沸石与二氧化硅-氧化铝的配合比(USY沸石/ 二氧化硅-氧化铝)优选为O. 03 I。作为基料，没有特别限制，但优选为氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化镁，更优选为氧化铝。以载体整体的质量为基准，基料的配合量优选为20 98质量％，更优选为30 96质量％。成型了的载体的形状没有限定，可列举具有例如球状、圆柱状、三叶或四叶型的截面的异形圆柱状等。另外，对其粒径也没有特别限制，从实用性出发，优选为Iym 10mm。上述载体组成物的烧成温度优选在400 550°C的范围内，更优选在470 530°C的范围内，进一步优选在490 530°C范围内。作为周期表第8族 10族的金属，具体而言，可列举钴、镍、铑、钯、铱、钼等。这些中，优选使用一种或组合使用两种以上的选自镍、钯及钼中的金属。这些金属能够通过含浸或离子交换等常用方法担载于上述载体上。担载的金属量没有特别限制，相对于载体质 量，金属的合计量优选为O. I 3. O质量％。作为腊懼分加氢裂化装置50中的氢分压，例如为O. 5 12MPa,优选为I. O 5. OMPa0作为蜡馏分加氢裂化装置50的通常运转中的液时空速(LHSV)，例如为O. I 10. 01Γ1，优选为O. 3 3. 5h'氢气与蜡馏分之比(氢气/油比)没有特别限制，但例如为50 1000NL/L，优选为 70 800NL/L。作为蜡馏分加氢裂化装置50的通常运转时的反应温度(催化剂床重量平均温度)，可示例180 400°C，优选为200 370°C，更优选为250 350°C，进一步优选为280 350°C。当反应温度超过400°C时，加氢裂化过度进行，作为目标的中间馏分的收率有降低的倾向。另外，也有时加氢裂化产物着色而限制作为燃料基材使用。另一方面，在反应温度低于180°C的情况下，蜡馏分的加氢裂化不能充分进行，中间馏分的收率有降低的倾向。另夕卜，通过调节设于管线14的热交换器18出口的设定温度来控制反应温度。在蜡馏分加氢裂化装置50的通常运转时，优选的是，以沸点25°C以上的全部加氢裂化产物的质量为基准，以使加氢裂化产物中所包含的沸点为25°C以上且360°C以下的烃成分的含量优选成为20 90质量％、更优选成为30 80质量％、进一步优选成为45 70质量％的方式运转加氢裂化装置50。如果上述特定的烃成分的含量在这种范围内，则力口氢裂化进行的程度恰当，能够提高中间馏分的收率。(气液分离工序)在该例子中，蜡馏分加氢裂化工序中的加氢裂化产物导入设为两段的气液分离装置中进行气液分离。即，未反应的氢气及蜡馏分分离成由过度地加氢裂化而生成的气态烃形成的气体成分和由液状烃形成的液体成分。优选在与蜡馏分加氢裂化装置50出口连接的管线52中设置有用于冷却加氢裂化产物的热交换器(省略图示)。利用该热交换器冷却了的加氢裂化产物被第一气液分离装置55分离成气体成分和液体成分。第一气液分离装置55内的温度优选为180 300°C左右。即，在第一气液分离装置55中分离的液体成分为由在上述温度下为液体状态的烃形成的重质油成分，其大量含有未裂化蜡。上述重质油成分从第一气液分离装置55的底部经由管线53及管线51供给到第二精馏塔20。另一方面，在第一气液分离装置55中分离出的气体成分从第一气液分离装置55的顶部经由管线59导入热交换器(冷却装置)56进行冷却，其一部分被液化。来自热交换器56的流出物导入第二气液分离装置57中。第二气液分离装置57的入口温度通过热交换器56冷却为90 130°C左右。在第二气液分离装置57中，分离气体成分和通过热交换器56的冷却而冷凝了的液体成分。分离出的气体成分从第二气液分离装置57的顶部通过管线19抽出。优选在管线19中设置热交换器(省略图示)，将气体成分冷却至40°C左右。由此，气体成分中的轻质烃的一部分液化并返回到第二气液分离装置57中。残余了的气体成分以包含气体状烃的氢气为主要成分供给到中间馏分加氢精制装置40或石脑油馏分加氢精制装置30(省略图示)，并作为加氢处理用氢进行再循环。另一方面，从与第二气液分离装置57的底部连接的管线54抽出液体成分。该液体成分是由在温度比第一气液分离装置55更低的第二气液分离装置57的温度下为液状的更轻质的烃形成的轻质油成分。而且，该轻质油成分与来自第一气液分离装置55的重质 油成分一起通过管线51向第二精馏塔20供给。这样，采用将气液分离装置设为两段、以两个阶段进行冷却的方法，由此能够防止蜡馏分加氢裂化工序的加氢裂化产物中所包含的凝固点较高的成分(特别是未裂化蜡)由于冷却而固化从而引起装置堵塞等故障。另外，在该例子中，气液分离工序设为了两个阶段，但也可以设为三个阶段或三个阶段以上。(分馏工序)接着，蜡馏分加氢裂化工序的裂化产物中，如上述，通过气液分离工序而分离出的液体成分通过管线51供给到第二精馏塔20中。另外，从中间馏分加氢精制装置40流出的加氢精制了的中间馏分与在气液分离装置45中以氢气为主要成分的气体成分分离，通过管线41与上述加氢裂化产物混合，并供给到第二精馏塔20中。而且，从与第二精馏塔20的中央部连接的管线22得到中间馏分(煤油、轻油馏分)，从与第二精馏塔20的上部连接的管线21得到轻质馏分，从塔底回收主要含有残存在加氢裂化产物中的未裂化蜡的重质烃(塔底油)。(再循环工序)接着，在再循环工序中，将在分馏工序中得到的塔底油全部量通过管线24再次供给到蜡馏分加氢裂化工序中。该塔底油含有残存在来自蜡馏分加氢裂化装置50的裂化产物中的未裂化蜡，因此，通过将其再次供给到蜡馏分加氢裂化装置50中，进行加氢裂化，能够进一步提闻最终的中间懼分的收率。[精馏塔的启动方法]接着，参照图2对第二精馏塔20的启动方法的第一实施方式进行说明。(第一实施方式)在第一实施方式中，在第二精馏塔20启动时，为了使其预热，使用包含蜡馏分的加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油。通常，上述烃油在常温常压下为液状，因此，上述加氢裂化产物的至少一部分也需要在常温常压下为液状。上述加氢裂化产物可以在该启动所涉及的运转以前的运转中制造、积存，但优选在第二精馏塔20启动之前开始运转且由运转中的蜡馏分加氢裂化装置50供给。由此，不需要设置用于积存该加氢裂化产物的设备，能够降低设备成本。下面，对该第一实施方式进行详细说明。
在第二精馏塔20的启动中，首先，开始蜡馏分加氢裂化装置50的运转，得到其流出油即加氢裂化产物。而且，使用包含所得到的加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油，对上述精馏塔及与其连接的配管等进行预热(预热工序)。另外，在此，常温常压意思是温度为23°C、绝对压力为101325Pa(大气压)。另外，在常温常压下为液状意思是作为对象的烃油在大气压下通过JISK2269所规定的方法测定的流动点为23°C以下。下面，对本发明的精馏塔的启动方法中的第一实施方式的第一方式进行说明。在第二精馏塔20启动之前，开始蜡馏分加氢裂化装置50的运转，加氢裂化产物中所包含的沸点为25V以上且360°C以下的烃成分的含量以沸点为25V以上的全部加氢裂化产物的质量为基准，优选以成为90质量％以上的方式进行蜡馏分的加氢裂化。通过这样，加氢裂化产物在常温常压下为液状。
为了使加氢裂化产物中所包含的沸点为25°C以上且360°C以下的烃成分的含量以沸点为25°C以上的全部加氢裂化产物的质量为基准为90质量％以上，期望将蜡馏分加氢裂化的反应温度设为300 400°C，优选设为320 380°C，更优选设为320 350°C，且将LHSV设为O. I I. 21Γ1，优选设为O. 2 I. Oh-1。在反应温度低于300°C的情况下，蜡馏分的加氢裂化及蜡馏分中的正链烷烃的异构化不能充分进行，得到的加氢裂化产物在常温常压下有不会成为液状的倾向。另一方面，在反应温度超过400°C的情况下，裂化产物着色，可能不能将该加氢裂化产物作为产品使用。另外，在LHSV低于O. ItT1的情况下，加氢裂化产物的流出速度小，有难以有效地进行精馏塔启动的倾向。另一方面，在LHSV超过I. 21Γ1的情况下，不能充分进行蜡馏分的加氢裂化及蜡馏分中的正链烷烃的异构化，得到的加氢裂化产物有在常温常压下不会成为液状的倾向。接着，在该例子中，从蜡馏分加氢裂化装置50流出了的加氢裂化产物通过设为多段的气液分离装置分离成气体成分和液体成分。该气液分离装置的运转条件优选设为与上述的通常运转时相同的条件。加氢裂化产物首先在第一气液分离装置55中进行气液分离。在启动时以外的通常运转时，在第一气液分离装置55中分离的液体成分在常温常压下通常成为固体或半固体。另一方面，在该实施方式启动时，通过选择上述加氢裂化条件，蜡馏分的加氢裂化及正链烷烃的加氢异构化充分进行，因此，在第一气液分离装置55中分离的液体成分在常温常压下为液状。另外，在第一气液分离装置55中，也可以实际上得不到液体成分而全部成为气体成分。在第一气液分离装置55中分离的气体成分通过热交换器56进行冷却，冷凝了的液体成分在第二气液分尚装置57中与气体成分分尚。气体成分利用设于管线19的热交换器(冷却器，未图示)冷却到40°C左右，液化了的轻质烃返回到气液分离装置57中。在第一实施方式的第一方式中，作为用于第二精馏塔20的预热的烃油，也可以使用从上述第一气液分离装置55流出的液体成分(烃油)及从第二气液分离装置57流出的液体成分(烃油)的混合物，即除去从蜡馏分加氢裂化装置50流出的气体成分的全部加氢裂化产物。在该情况下，来自第一气液分离装置55的烃油及来自第二气液分离装置57的烃油分别经由管线53及管线54通过管线51汇合。另外，可以不利用来自第一气液分离装置55的烃油，仅将来自第二气液分离装置57的烃油作为用于第二精馏塔20预热的烃油使用。在该情况下，可以将设置在管线53中的阀(未图示)关闭，在第一气液分离装置55中得到的烃油积存于同一装置内，或经由管线58及管线24在蜡馏分加氢裂化装置50中进行再循环。通过不利用来自第一气液分离装置55的烃油，仅将来自第二气液分离装置57的烃油作为用于第二精馏塔20预热的烃油利用，该烃油的流动点变得更低，而在更低温下保持液状。因此，该烃油更适于寒冷时的启动等。第二精馏塔20及与其连接的配管等利用通过上述得到了的用于第二精馏塔20预热的烃油进行如下预热。用于预热的烃油从管线51利用热交换器28加热并供给到第二精馏塔20中。供给了的烃油中的轻质分从第二精馏塔20的塔顶抽出，经由用于冷却的热交换器33而液化 了的烃积存于回流鼓34中。回流鼓34内的液化了的烃通过管线25回流到第二精馏塔20中。另一方面，塔底油从第二精馏塔20的塔底抽出，经由管线24、27及管线51，通过热交换器28加热，返回到第二精馏塔20中。如上所述，通过来自管线51的用于预热第二精馏塔的烃油的供给、轻质成分的回流及来自塔底的塔底油的返回及加热，对第二精馏塔20及与其连接的配管等进行预热。如上所述，对第二精馏塔20及与其连接的配管等进行预热，第二精馏塔20及与其连接的配管等的温度持续上升。而且，该预热至少进行到供给第二精馏塔20的原料油的段(供给用于预热上述第二精馏塔的烃油的段)的温度成为120°C左右以上。通过将供给第二精馏塔20的原料油的段的温度设为120°C左右以上，即使之后包含未裂化蜡的加氢裂化产物供给到第二精馏塔20，也可防止蜡馏分在第二精馏塔20入口周边的配管等或第二精馏塔20内固化而堵塞装置。在该阶段，第二精馏塔20的预热结束。在第二精馏塔20的预热结束了的时刻，包含未裂化蜡的加氢裂化产物开始向第二精馏塔20供给。即，将蜡馏分加氢裂化工序及气液分离工序的运转方法及运转条件设为通常运转，将所得到的全部液状的加氢裂化产物供给到第二精馏塔20。通过开始将包含未裂化蜡的加氢裂化产物向第二精馏塔20供给且将其继续进行，第二精懼塔20的温度分布(temperature profile)接近于通常运转的温度分布。而且，作为标准之一，在第二精馏塔20中与管线22连接且抽出中间馏分的段的温度上升到通常运转温度的阶段，抽出塔底油，停止经由管线24、27、51及热交换器28加热后返回到第二精馏塔20的运转，取而代之，开始将抽出的塔底油经由管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50上游的运转。另外，开始从管线22抽出中间馏分。此外，还开始通过管线23抽出轻质馏分。通过以上，第二精馏塔20的启动结束。另外，对于来自中间馏分加氢精制装置40的流出油，在第二精馏塔20的启动结束后，可在任意时刻开始接受。接着，下面，对本发明的精馏塔的启动方法中的优选的第一实施方式的第二方式进行说明。在第二精馏塔20启动之前，开始蜡馏分加氢裂化装置50的运转，将其反应温度设为与通常运转时相同。另外，LHSV没有特别限定，但通常从粗蜡馏分的供给开始向通常运转的值逐渐增加。从蜡馏分加氢裂化装置50流出的加氢裂化产物导入至设为上述的两个阶段的气液分离装置55 57中进行气液分离。气液分离装置55 57的运转条件设为通常运转时的条件。特别是当LHSV接近通常运转的值时，在第一气液分离装置55 (180 3000C )中分离的液体成分含有大量的未裂化蜡，在常温常压下成为不具有流动性的固体或半固体。另一方面，在第一气液分离装置55中分离出的气体成分在热交换器(冷却装置)56中被冷却到90 130°C左右，冷凝了的液体成分在第二气液分离装置57中与气体成分分离。从该第二气液分离装置57得到的液体成分(烃油)是在第一气液分离装置55中从加氢裂化产物回收了未裂化蜡之后的较轻质的烃，在常温常压下为液状。在该实施方式中，使用不含有利用第一气液分离装置55得到的液体成分而含有利用第二气液分离装置57得到的液体成分的烃油进行伴随第二精馏塔20启动的预热。在该情况下，在预热第二精馏塔20期间，将设置在管线53的阀(未图示)关闭，在第一气液分离装置55中得到的液体成分积存在同一装置内，或经由管线58及管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50中。通过上述那样的运转，利用第二气液分离装置57得到在常温常压下为液状的烃油。另外，在该第二方式中，蜡馏分加氢裂化装置50的运转温度设为通常运转时的温度，另 夕卜，LHSV也向通常运转的值上升，因此，为了伴随第二精馏塔20启动的预热，没有设定特殊的运转条件。因此，在上述预热结束的时刻，蜡馏分加氢裂化装置50的运转条件为通常运转的条件，能够立即开始通常运转。在上述本发明的精馏塔的启动方法中的第一实施方式的第二方式中，将得到的上述烃油供给到第二精馏塔20中来预热第二精馏塔20及与其连接的配管等的运转方法可以与上述优选的实施方式的第一方式的操作方法相同，另外，到第二精馏塔20预热结束后通常运转开始为止的运转方法也可以与上述优选的实施方式的第一方式所记载的方法相同。另外，作为用于随着第二精馏塔20启动的预热的烃油，不仅可以是由上述那样得到的蜡馏分的加氢裂化产物得到的在常温常压下为液状的烃油，而且还可以是其它在常温常压下为液状的烃油与上述烃油的混合油。作为优选的其它在常温常压下为液状的烃油，可列举来自中间馏分加氢精制装置40的流出油。在该情况下，在第二精馏塔20启动之前，不仅蜡馏分加氢裂化装置50开始运转，而且中间馏分加氢精制装置40也开始运转，将其流出油与利用上述蜡馏分的加氢裂化产物得到的在常温常压下为液状的烃油混合使用。由用于该情况的蜡馏分的加氢裂化产物得到的在常温常压下为液状的烃油可以是利用第一实施方式的第一方式得到的烃油，也可以是利用第一实施方式的第二方式得到的烃油中的任一项。如上所述，第二精馏塔20的启动结束，但用于第二精馏塔20的预热的上述烃油不需要进行回收、废弃等，而直接作为产品的一部分进行利用。因此，再加上不需要以往需要的具有特定性质的带热量的油的供应，能够有效地进行精馏塔的启动，可以降低所需要的成本。下面，通过实施例对本发明进行更具体的说明，但本发明并不受以下实施例的任何限制。(实施例I)将平均粒径为O. 82 μ m的USY沸石(二氧化硅/氧化铝的摩尔比37)、氧化铝-氧化硼(氧化铝/氧化硼的质量比5. 6)和氧化铝基料的混合物(USY沸石/氧化铝-氧化硼/氧化铝基料=4/56/40(质量比))通过挤压成型法，成型为直径为约I. 5mm、长度为约3mm的圆柱状。将所得到的成型体进行干燥、烧成，得到载体。使氯钼酸的水溶液含浸该载体，以载体的质量为基准，作为钼原子，担载0.6质量％的钼。通过将其进行干燥、烧成，得到加氢裂化催化剂。接着，将得到的加氢裂化催化剂填充到固定床流通式反应器中，使用图2所示那样的装置，对由FT合成油通过分馏得到的粗蜡馏分(碳原子数为21 80，正链烷烃为95质量％ )进行加氢裂化。首先，在氢气流下以345°C对上述加氢裂化催化剂进行4个小时的还原处理。接着，供给上述粗蜡馏分，将反应条件设为温度为330°C、LHSV为O. 7h-\将氢气分压设为4. OMPa、将氢/油比设为674NL/L，进行加氢裂化。将从蜡馏分加氢裂化装置50流出的加氢裂化产物在第一气液分离装置55及第二气液分离装置57中进行气液分离。另外，将第一气液分离装置55的温度设为240°C，将第二气液分离装置57的温度设为90°C。在第一气液分离装置55中分离出的液体成分经由管 线53与在第二气液分离装置57中分离出的液体成分经由管线54在管线51中汇合，利用热交换器28加热并供给至第二精馏塔20。另外，通过以JISK2269为依据的方法测定从管线51采样了的烃油的流动点，结果为20°C。从第二精馏塔20的塔底抽出烃油，经由管线24、27及51利用热交换器28加热，并返回至第二精馏塔20。另外，利用与第二精馏塔20的塔顶连接的管线21抽出轻质分，利用热交换器30冷却使其液化，并经由回流鼓31回流至第二精馏塔20。按照上述操作对第二精馏塔20及与其连接的配管等进行预热。而且，供给第二精馏塔20的原料油的段的温度上升，在达到120°C的时刻，结束预热，将蜡馏分加氢裂化装置50的运转条件设为通常运转的条件、即将温度设为320°C、LHSV设为2. Oh'氢分压设为4. OMPa、氢/油比设为674NL/L，将由包含未裂化蜡的加氢裂化产物利用气液分离装置55及57得到的烃油在管线51中混合，供给到第二精馏塔20中。而且，在与管线22连接且抽出中间馏分的段的温度上升到295°C的时刻，停止将第二精馏塔20的塔底油经由管线24、27、51及热交换器28再循环到第二精馏塔20的运转，取而代之，开始将该塔底油经由管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50上游(管线14)的运转。另外，同时开始从管线22抽出中间馏分的抽出。此外,开始通过管线23抽出轻质成分。通过以上，未产生由于未裂化蜡固化而引起的堵塞等问题地结束了第二精馏塔20的启动。接着，可以开始在第二精馏塔20中接受中间馏分加氢精制装置40的流出油，并转换为通常运转。(实施例2)将蜡馏分加氢裂化装置50的反应温度设为320°C，使LHSV从O. 71Γ1向2. Oh—1逐渐上升，将设置于管线53中的阀(未图示)关闭，将由第一气液分离装置55得到的液体成分经由管线58及管线24再循环到蜡馏分加氢裂化装置50，仅将利用第二气液分离装置57得到的液体成分经由管线54、51及热交换器28供给到第二精馏塔20，除此之外，通过与实施例I相同的操作进行第二精馏塔20的启动。另外，利用管线51提取由第二气液分离装置57得到的烃油，测定流动点，结果为-17. 5°C。
而且，未产生由于未裂化蜡固化而引起的堵塞等问题地结束了第二精馏塔20的启动。如上，通过使用包含蜡馏分的加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油来预热第二精馏塔20及与其连接的配管等，未产生由于未裂化蜡固化而引起的装置堵塞地进行了该精馏塔的启动。接着，参照图2对第二精馏塔20的启动方法的第二实施方式进行说明。(第二实施方式)在第二精馏塔20启动时，首先开始中间馏分加氢精制装置40的运转。具体而言，将从第一精馏塔(未图示)的中央部供给的粗中间馏分通过管线13供给到中间馏分加氢精制装置40中，进行加氢精制。该运转条件也可以是上述的同一装置通常运转时的运转条件。但是，在该工序的运转开始时，与普通装置的运转开始同样地，以较小的供给速度 (LHSV)开始粗中间馏分的供给，并逐渐将其提高。从中间馏分加氢精制装置40流出了的加氢精制产物在气液分离装置45中进行气液分离。在此，作为分离的气体成分，将未反应的氢气作为主要成分。另一方面，在此得到的液体成分(加氢精制产物)是烯烃类及含氧化合物通过加氢精制转化为链烷烃烃、进而作为粗中间馏分的主要成分的正链烷烃的至少一部分通过加氢异构化转化为异链烷烃的烃油。上述加氢精制产物是在常温常压下为液体、实际上不含有硫成分、芳香族烃及环烷烃的链烷烃，其是适于第二精馏塔20的预热的烃油。第二精馏塔20及与其连接的配管等利用这种加氢精制产物如下进行预热(预热工序)。通过上述得到的加氢精制产物从管线41利用热交换器28加热，供给到第二精馏塔20。供给了的加氢精制产物中的轻质成分从第二精馏塔20的塔顶抽出，经由用于冷却的热交换器33而液化了的烃积存于回流鼓34中。回流鼓34内液化了的烃通过管线25回流到第二精馏塔20中。另一方面，塔底油从第二精馏塔20的塔底抽出，经由管线24、27及51，利用热交换器28加热并返回到第二精馏塔20中。这样，使用上述加氢精制产物对第二精馏塔20及与其连接的配管等进行预热。如上对第二精馏塔20及与其连接的配管等进行预热，第二精馏塔20及与其连接的配管等的温度持续上升。而且，该预热至少进行到供给第二精馏塔20的原料油的段(供给加氢精制产物的段)的温度为120°C左右以上。通过将原料油供给至第二精馏塔的段的温度设为120°C左右以上，即使之后包含未裂化蜡的加氢裂化产物供给到第二精馏塔20中，在第二精馏塔20入口周边的配管等或第二精馏塔20内，也可防止蜡馏分固化而堵塞装置。在该阶段，第二精馏塔20的预热结束。在结束了第二精馏塔的预热的时刻，开始蜡馏分加氢裂化装置50的运转，且开始将包含未裂化蜡的加氢裂化产物向第二精馏塔20供给。具体而言，将从第一精馏塔(未图示)的塔底供给的粗蜡馏分供给到蜡馏分加氢裂化装置50中，进行加氢裂化。蜡馏分加氢裂化装置50的运转条件优选设为上述的同一装置通常运转的条件，但与上述的中间馏分加氢精制工序运转开始时同样地，以较小的供给速度(LHSV)开始粗蜡馏分的供给，并逐渐将其提高。而且，在本例中，包含流出的未裂化蜡的加氢裂化产物在设为两段的第一气液分离装置55及第ニ气液分离装置57中进行气液分离，该液体成分与经由管线41流入的中间馏分的加氢精制产物汇合，利用热交換器28加热并供给到第二精馏塔20中。通过开始将包含未裂化蜡的加氢裂化产物向第二精馏塔20供给并将其继续，使第二精馏塔20的温度分布接近通常运转的温度分布。而且，作为标准之一，在第二精馏塔20中与管线22连接且抽出中间馏分的段的温度上升到通常运转温度的阶段，开始向塔底油的蜡馏分加氢裂化装置50上游再循环及抽出来自管线22的中间馏分。另外，还开始抽出石脑油馏分。通过以上，第二精馏塔20的启动结束。另外，如上述，用于第二精馏塔20的预热的上述加氢精制产物不需要进行回收、废弃等，而直接作为产品的一部分利用。根据上述的方法，不用准备以往需要供应的具有特定的性质的带热量的油，另外，使用了的加氢精制产物不用进行基于废弃、燃烧等的处理，可作为通常产品的一部分利用，能够有效地进行精馏塔的启动。由此，可以降低精馏塔的启动所需要的成本。 本发明的精馏塔的启动方法不限于上述的第一实施方式及第ニ实施方式，在不损害本发明宗_的范围，可以施加各种变更。例如，在实施上述的第一实施方式及第ニ实施方式的FT合成油产品精制系统的例子中，从蜡馏分加氢裂化装置50流出的蜡馏分的加氢裂化产物与从中间馏分加氢精制装置40流出的中间馏分的加氢精制产物的混合物供给到第二精馏塔20中进行分馏。另ー方面，也可以在中间馏分加氢精制装置40的下游设置与第二精馏塔20不同的用于进行中间馏分的加氢精制产物的分馏的精馏塔，第二精馏塔20仅分馏蜡馏分的加氢裂化产物。产业上的可利用性通过本发明的启动方法，可以不使用具有特殊性质的专用的带热量的油而预热精馏塔，还可以将用于预热的烃油(包含FT合成油中所包含的蜡馏分的加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油或FT合成油中所包含的中间馏分的加氢精制产物)不作为废油及本厂用燃料而作为产品进行利用，可有效地进行精馏塔的启动。符号说明10第一精馏塔20第二精馏塔40中间馏分加氢精制装置50蜡馏分加氢裂化装置55第一气液分离装置57第二气液分离装置。
权利要求
1.一种精馏塔的启动方法，所述精馏塔供给、分馏将费-托合成油中所包含的蜡馏分在蜡馏分加氢裂化工序中进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物， 所述启动方法具有使用包含所述加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油对所述精馏塔进行预热的预热工序。
2.如权利要求I所述的精馏塔的启动方法，其中， 由运转中的蜡馏分加氢裂化工序供给所述加氢裂化产物。
3.如权利要求I或2所述的精馏塔的启动方法，其中， 所述预热工序具备 加热所述烃油并供给到所述精馏塔的工序； 从所述精馏塔的塔底抽出塔底油进行加热并返回到所述精馏塔的工序； 将从所述精馏塔的塔顶部馏出的馏分回流到所述精馏塔中的工序。
4.如权利要求I 3中任一项所述的精馏塔的启动方法，其中， 所述加氢裂化产物是将所述蜡馏分在温度为300 400°C、LHSV为O. I I. 21Γ1的条件下进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物。
5.如权利要求I 4中任一项所述的精馏塔的启动方法，其中， 所述加氢裂化产物的至少一部分是将所述加氢裂化产物在180 300°C的温度下进行气液分离得到的气体成分进行冷却、液化得到的产物。
6.如权利要求I 5中任一项所述的精馏塔的启动方法，其中， 所述烃油是所述加氢裂化产物的至少一部分和将费-托合成油中所包含的中间馏分进行加氢精制而得到的加氢精制产物的混合物。
7.一种精馏塔的启动方法，所述精馏塔供给、分馏将费-托合成油中所包含的蜡馏分在蜡馏分加氢裂化工序中进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物， 所述启动方法具有使用由将所述合成油中所包含的中间馏分进行加氢精制的中间馏分加氢精制工序供给的加氢精制产物对所述精馏塔进行预热的预热工序。
8.如权利要求7所述的精馏塔的启动方法，其中， 所述预热工序具备 将所述加氢精制产物加热并供给到所述精馏塔的工序； 将塔底油从所述精馏塔的塔底抽出、加热并返回到所述精馏塔的工序； 将从所述精馏塔的塔顶部馏出的馏分回流到所述精馏塔的工序。
全文摘要
本发明提供一种精馏塔的启动方法，所述精馏塔供给、分馏将费-托合成油中所包含的蜡馏分在蜡馏分加氢裂化工序中进行加氢裂化而得到的加氢裂化产物，所述启动方法具有使用包含上述加氢裂化产物的至少一部分的在常温常压下为液状的烃油对上述精馏塔进行预热的预热工序。
文档编号C10G7/00GK102858920SQ201180015775
公开日2013年1月2日 申请日期2011年3月15日 优先权日2010年3月25日
发明者田坂和彦 申请人:日本石油天然气·金属矿物资源机构, 国际石油开发帝石株式会社, 吉坤日矿日石能源株式会社, 石油资源开发株式会社, 克斯莫石油株式会社, 新日铁工程技术株式会社