本发明涉及一种生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法，具体涉及一种采用加氢精馏工艺制造高附加正己烷和清洁汽油调和组分的方法。
背景技术：
苯、甲苯、二甲苯工业上俗称三苯，作为化工原料或溶剂，广泛应用于染料工业、农业生成、香料制造、制药等行业。目前主要采用催化重整技术生产，但是，由于工艺技术限制，催化重整装置的芳烃尤其是苯的产率较低，还有相当部分的副产物即芳烃抽余油，约占重整生成油的30～40％。芳烃抽余油(沸程≤90℃)以c6～c8的饱和烃为主，正己烷含量20～30％，总异构烃含量65～75％，含少量烯烃，芳烃含量低，硫、氮和重金属杂质含量极低。目前重整芳烃抽余油主要用于生产各类优质的溶剂油和高附加值的己烷油；由于芳烃抽余油辛烷值(ron)只有60～70，作为汽油调和组分加入量有限，而作为溶剂油使用附加值较低。
技术实现要素：
本发明的目的在于克服现有技术存在的不足之处而提供一种联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法。
为实现上述目的，本发明采取的技术方案为：一种联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法，包括以下步骤：
(1)、将芳烃抽提副产物加入纤维膜接触器中，脱硫处理；
(2)、将脱硫处理后的产物进行脱水处理；
(3)、将脱水处理后的产物进行加氢处理；
(4)、将加氢处理后的产物进行精馏分离，得所述正己烷和清洁汽油调和组分。
本发明所述的芳烃抽提副产物是指石油炼制过程中，富含芳烃c6～c8组分的重整生成油经芳烃抽提后所得到的馏分油，其主要成分为c6～c8的饱和烃及少量的烯烃和芳烃。
本发明是以芳烃抽提副产物为原料，由于原料中含有少量的硫，硫含量为50～100ppm，主要是芳烃抽提过程中夹带的环丁砜(抽提溶剂)，利用环丁砜与水互溶的特点，采用软化水通过纤维膜接触器水洗将环丁砜脱除，再脱除水分，再通过加氢反应脱除烯烃和芳烃，反应产物经精馏分离后获得正己烷和清洁汽油调和组分，获得的正己烷的含量≥70％。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(3)之后和步骤(4)之前，还包含步骤(3a)：物料经加氢处理后进入换热器冷却，然后经过气液分离器后得到加氢处理后的产物。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(1)中，所述纤维膜接触器中脱硫处理的油水比为10:2～4。
若油水比过大，则动力成本较高，若油水比过小，则脱硫效果差。经发明人多次反复试验得出，采用上述油水比时，能在保证脱硫效果的同时，保证脱硫效率。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(1)中，所述纤维膜接触器中的操作温度为35～45℃，操作压力0.1～0.25mpa，所述纤维膜接触器的压降为0.06～0.08mpa。
在上述操作条件下获得的脱硫后的产物中，硫含量小于0.5ppm。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(2)中，所述脱水处理采用的装置为分子筛脱水塔。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，所述脱水处理后的产物的水分含量≤50ppm。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(3)中，所述加氢处理采用的装置为两个串联的加氢反应器：加氢反应器i和加氢反应器ii。
所述加氢反应器i是用来去除烯烃；所述加氢反应器ii是用来去除芳烃。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，所述加氢反应器i的反应压力为1.80～2.20mpa，反应温度为155～165℃，空速为2～4h-1，氢气和脱水处理后的产物的体积比为：氢气：脱水处理后的产物＝500～800:1。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，所述加氢反应器ii的反应压力为1.80～2.00mpa，反应温度为150～165℃，空速为2～3h-1，氢气和脱水处理后的产物的体积比为：氢气：脱水处理后的产物＝300～500:1。
本发明中，将氢气和脱水处理后的产物的体积比称为氢油比。氢油比过大会使能耗增大，装置操作成本过高；氢油比过小会使得加氢反应不完全，影响产品品质。
本发明的加氢处理采用两段式加氢处理，在上述条件下进行加氢处理，加氢效率高，加氢处理后的产物溴指数不大于5mgbr/100g，苯含量小于50ppm。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，步骤(4)中，所述精馏分离采用的装置为两个串联的精馏塔：第一精馏塔和第二精馏塔；所述第一精馏塔的操作条件为：进料温度为35～45℃，塔顶温度为62～66℃，塔底温度为75～82℃，塔顶回流温度为30～40℃，塔顶回流比为60～80，塔的操作绝对压力为0.10～0.12mpa；第二精馏塔的操作条件为：进料温度为70～80℃，塔顶温度为60～63℃，塔底温度为79～85℃，塔顶回流温度为30～40℃，塔顶回流比为50～70，塔的操作绝对压力为0.10～0.12mpa。
作为本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的优选实施方式，所述第一精馏塔的高径之比是28:1，第二精馏塔的高径之比是30:1所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔内件均采用规整填料层的丝网与波纹填料搭配，所述规整填料层的丝网与波纹填料的重量之比为：规整填料层的丝网：波纹填料＝1.5:1。
由于重整芳烃抽余油辛烷值(ron)较低，只有60～70，重整芳烃抽余油组分中含有20～30％的正己烷，正己烷的辛烷值(ron)只有25，采用规整填料层的丝网与波纹填料能提高分离效率，最大限度从原料中拔出辛烷值较低的组分(正己烷)，提高产品的异构烷烃含量，相应地提高其辛烷值。
本发明所述的方法的有益效果在于：本发明提供了一种联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法，本方法采用不同的工艺过程相互结合，并连续性生产高品质的正己烷及优质的汽油调和组分，与传统芳烃抽余油的处理工艺相比，所得到的产品附加值更高；正己烷含量大于70％，馏程范围窄(66～70℃)；汽油调和组分辛烷值(ron)在86以上，苯含量小于50ppm，硫含量不大于0.5ppm，溴指数不大于5mgbr/100g。本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法最大程度地合理利用了芳烃抽提副产物，避免在常规生产过程中获取正己烷馏分后的产物作为附加值较低的溶剂油处理，可获得低硫、较高汽油辛烷值调和组分，可缓解当今对清洁汽油的需求压力，是一种高附加值利用芳烃抽提副产物来制备正己烷和清洁汽油调和组分的新工艺。
具体实施方式
实施例1
本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的一种实施例，本实施例所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法包括以下步骤：
(1)、将芳烃抽提副产物加入纤维膜接触器中，通过水洗脱除芳烃抽余油携带的环丁砜，操作条件是油水比为10:4，操作温度为40℃，操作压力为0.25mpa，纤维膜接触器压降为0.06mpa；
(2)、将脱硫处理后的产物在经分子筛脱水塔中进行脱水处理；
(3)、将脱水处理后的产物依次进入加氢反应器i和加氢反应器ii进行加氢处理，加氢反应器i进行脱烯烃处理，脱烯烃反应器反应压力为1.80mpa，反应温度为155℃，空速为2h-1，氢油比为500:1；加氢反应器ii进行脱芳烃处理，脱芳烃反应器反应压力为1.80mpa，反应温度为160℃，空速为2h-1，氢油比为300:1；经换热器冷却，再经气液分离器分离得到加氢处理后的产物，氢气送至加氢反应器循环利用；
(4)、加氢处理后的产物进入两个串联的精馏塔：第一精馏塔和第二精馏塔；所述第一精馏塔的高径之比是28:1，所述第二精馏塔的高径之比是30:1，所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔内件采用规整填料层的丝网与波纹填料搭配，所述规整填料层的丝网与波纹填料的重量之比为：规整填料层的丝网：波纹填料＝1.5:1；第一精馏塔的操作条件为：进料温度为36℃，塔顶温度为62℃，塔底温度为78℃，塔顶回流温度为35℃，塔顶回流比为60，塔的操作绝对压力为0.10mpa；第二精馏塔的操作条件为：进料温度为70℃，塔顶温度为60℃，塔底温度为82℃，塔顶回流温度为30℃，塔顶回流比为50，塔的操作绝对压力为0.11mpa。，第二精馏塔塔顶的塔顶分离出正己烷，剩余组分为优质的汽油调和组分，得所述正己烷和清洁汽油调和组分。
实施例2
本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的一种实施例，本实施例所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法包括以下步骤：
(1)、将芳烃抽提副产物加入纤维膜接触器中，通过水洗脱除芳烃抽余油携带的环丁砜，操作条件是油水比为10:2，操作温度为35℃，操作压力为0.20mpa，纤维膜接触器压降为0.08mpa；
(2)、将脱硫处理后的产物在经分子筛脱水塔中进行脱水处理；
(3)、将脱水处理后的产物依次进入加氢反应器i和加氢反应器ii进行加氢处理，加氢反应器i进行脱烯烃处理，脱烯烃反应器反应压力为1.90mpa，反应温度为160℃，空速为3h-1，氢油比为600:1；加氢反应器ii进行脱芳烃处理，脱芳烃反应器反应压力为1.90mpa，反应温度为155℃，空速为2.5h-1，氢油比为400:1；经换热器冷却，再经气液分离器分离得到加氢处理后的产物，氢气送至加氢反应器循环利用；
(4)、加氢处理后的产物进入两个串联的精馏塔：第一精馏塔和第二精馏塔；所述第一精馏塔的高径之比是28:1，所述第二精馏塔的高径之比是30:1，所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔内件采用规整填料层的丝网与波纹填料搭配，所述规整填料层的丝网与波纹填料的重量之比为：规整填料层的丝网：波纹填料＝1.5:1；第一精馏塔操作条件为：进料温度为38℃，塔顶温度为63℃，塔底温度为80℃，塔顶回流温度为40℃，塔顶回流比为70，塔的操作绝对压力为0.11mpa；第二精馏塔操作条件为：进料温度为72℃，塔顶温度为61℃，塔底温度为83℃，塔顶回流温度为35℃，塔顶回流比为60，塔的操作绝对压力为0.11mpa。，第二精馏塔塔顶的塔顶分离出正己烷，剩余组分为优质的汽油调和组分，得所述正己烷和清洁汽油调和组分。
实施例3
本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的一种实施例，本实施例所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法包括以下步骤：
(1)、将芳烃抽提副产物加入纤维膜接触器中，通过水洗脱除芳烃抽余油携带的环丁砜，操作条件是油水比为10:3，操作温度为40℃，操作压力为0.22mpa，纤维膜接触器压降为0.07mpa；
(2)、将脱硫处理后的产物在经分子筛脱水塔中进行脱水处理；
(3)、将脱水处理后的产物依次进入加氢反应器i和加氢反应器ii进行加氢处理，加氢反应器i进行脱烯烃处理，脱烯烃反应器反应压力为2.10mpa，反应温度为160℃，空速为4h-1，氢油比为700:1；加氢反应器ii进行脱芳烃处理，脱芳烃反应器反应压力为2.00mpa，反应温度为160℃，空速为3h-1，氢油比为400:1；经换热器冷却，再经气液分离器分离得到加氢处理后的产物，氢气送至加氢反应器循环利用；
(4)、加氢处理后的产物进入两个串联的精馏塔：第一精馏塔和第二精馏塔；所述第一精馏塔的高径之比是28:1，所述第二精馏塔的高径之比是30:1，所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔内件采用规整填料层的丝网与波纹填料搭配，所述规整填料层的丝网与波纹填料的重量之比为：规整填料层的丝网：波纹填料＝1.5:1；第一精馏塔的操作条件为：进料温度为40℃，塔顶温度为64℃，塔底温度为81℃，塔顶回流温度为40℃，塔顶回流比为70，塔的操作绝对压力为0.11mpa；第二精馏塔的操作条件为：进料温度为72℃，塔顶温度为62℃，塔底温度为83℃，塔顶回流温度为40℃，塔顶回流比为70，塔的操作绝对压力为0.11mpa。，第二精馏塔塔顶的塔顶分离出正己烷，剩余组分为优质的汽油调和组分，得所述正己烷和清洁汽油调和组分。
实施例4
本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法的一种实施例，本实施例所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法包括以下步骤：
(1)、将芳烃抽提副产物加入纤维膜接触器中，通过水洗脱除芳烃抽余油携带的环丁砜，操作条件是油水比为10:3，操作温度为45℃，操作压力为0.1mpa，纤维膜接触器压降为0.07mpa；
(2)、将脱硫处理后的产物在经分子筛脱水塔中进行脱水处理；
(3)、将脱水处理后的产物依次进入加氢反应器i和加氢反应器ii进行加氢处理，加氢反应器i进行脱烯烃处理，脱烯烃反应器反应压力为2.20mpa，反应温度为160℃，空速为4h-1，氢油比为800:1；加氢反应器ii进行脱芳烃处理，脱芳烃反应器反应压力为2.00mpa，反应温度为160℃，空速为3h-1，氢油比为500:1；经换热器冷却，再经气液分离器分离得到加氢处理后的产物，氢气送至加氢反应器循环利用；
(4)、加氢处理后的产物进入两个串联的精馏塔：第一精馏塔和第二精馏塔；所述第一精馏塔的高径之比是28:1，所述第二精馏塔的高径之比是30:1，所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔内件采用规整填料层的丝网与波纹填料搭配，所述规整填料层的丝网与波纹填料的重量之比为：规整填料层的丝网：波纹填料＝1.5:1；第一精馏塔的操作条件为：进料温度为45℃，塔顶温度为65℃，塔底温度为82℃，塔顶回流温度为40℃，塔顶回流比为80，塔的操作绝对压力为0.12mpa；第二精馏塔的操作条件为：进料温度为75℃，塔顶温度为63℃，塔底温度为84℃，塔顶回流温度为35℃，塔顶回流比为70，塔的操作绝对压力为0.12mpa。，第二精馏塔塔顶的塔顶分离出正己烷，剩余组分为优质的汽油调和组分，得所述正己烷和清洁汽油调和组分。
实施例5
将实施例1～4所制得的正己烷和清洁汽油调和组分进行相关测试分析，测试结果见表1和表2。
表1正己烷结果分析
表2清洁汽油调和组分结果分析
从表1和表2可以看出，本发明所述联合生产正己烷和清洁汽油调和组分的方法可以最大化合理利用芳烃抽余油，生产出高附加值的正己烷和优质的清洁汽油调和组分。
最后所应当说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非对本发明保护范围的限制，尽管参照较佳实施例对本发明作了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的实质和范围。