本发明涉及石油化工技术领域，尤其涉及一种重苯加氢精制方法。
背景技术：
重苯是粗苯加氢过程中产生的副产物，为无色至淡黄色油状液体，有类似氯仿的气味，密度0.960-0.990g/cm3，不溶于水，易挥发，易燃，有毒，可与苯、酮、酯、醇等多数有机溶剂混溶。在粗苯加氢方法过程中，原料粗苯在多段蒸发器内进行分离，高沸点组分如三甲苯、萘、茚满、古马隆等作为残油从多段蒸发器底部排出，这部分残油即为重苯。
目前国内大多数厂家都将重苯作为粗燃料油或溶剂油处理，只有极少数企业用于生产古马隆-茚树脂，因为石油树脂在价格和性能等方面比古马隆树脂更具竞争力，且古马隆树脂有毒，已逐步被石油树脂取代。另外，由于重苯中含有一定量的o、s、n等杂环化合物，作为溶剂油除安定性差外还具有刺激性气味，直接作为燃料油时不但品质不高且污染环境，即目前这些用途均存在产品质量差、缺乏竞争力或污染环境的问题。因此，有必要加强重苯加氢精制技术，开发重苯新的利用途径，延伸煤-焦化-精细化工产业链，增加产品附加值。
技术实现要素：
针对现有技术的上述问题，本发明的目的在于，提供一种重苯加氢精制方法，能够直接对重苯原料进行加氢处理，整个过程热利用率高，同时促进煤焦油的精细利用。
为了解决上述问题，本发明的技术方案如下：
一种重苯加氢精制方法，包括如下步骤，
步骤s01、将重苯通过第一换热器预热；
步骤s02、将重苯和氢气分别加入第一加氢反应器中进行预加氢反应，反应产物进入脱苯单元；
步骤s03、脱苯单元分离出苯、甲苯和二甲苯，剩余组分送入蒸发器中进行汽化；
步骤s04、蒸发器出口的汽化气与氢气混合后，进入第二加氢反应器中进行加氢精制反应，反应产物再进入精馏设备，精馏分离后，分别得到汽油馏分和柴油馏分；
其中，
所述第一加氢反应器的操作条件为：压力8-12mpa，温度120-200℃，体积空速度0.5-6/h，氢油体积比100-500:1；
所述第二加氢反应器的操作条件为：压力8-12mpa，温度300-350℃，体积空速0.3-0.8/h，氢油体积比500-1000:1；
还包括水路温控系统，水路温控系统包括进水管路；
进水管路输出端连接所述第一加氢反应器换热，第一加氢反应器利用循环水控制温度在温度120-200℃区间内；
进水管路输出端连接所述第二加氢反应器换热，第二加氢反应器利用循环水控制温度在温度300-350℃区间内；
第一加氢反应器和第二加氢反应器中排出的冷却水蒸汽，通过mvr设备再压缩，输入至蒸发器，用于给蒸发器提供加热热源；
蒸发器的冷却水连入第一换热器预热。
作为优选，第二加氢反应器输出的蒸汽分分流一部分输至精馏设备加热；精馏设备输出的冷却水连入第一换热器预热。
进一步的，还包括柴油馏分加热器，精馏设备输出的冷却水和蒸发器的冷却水汇集后，其中分出一旁路连入柴油馏分加热器，柴油馏分加热器将冷却水加热至蒸汽后，连入mvr设备。
进一步的，所述第一加氢反应器中设有第一催化剂床层，所述第一催化剂床层的催化剂以pd为活性组分，mo为助剂，γ-al2o3为载体，其中，活性组分pd的负载量为3%-8%，mo的负载量为1%-3%，且pd与mo的重量比为2:1~4:1。
进一步的，所述第二加氢反应器中设有第二催化剂床层，所述第二催化剂床层的催化剂以w2n活性组分，fe为助剂，γ-al2o3为载体，其中，活性组分w2n的负载量为6%~13%，助剂fe的负载量为0.5%~5%，且w2n与fe的重量比为1.5:1~5:1。
进一步的，将所述脱苯单元分离出的苯、甲苯、二甲苯与所述精馏分离出的汽油馏分相混合后作为汽油产品。
进一步的，所述第一加氢反应器前设有热回收利用单元，所述精馏分离出的柴油馏分在所述热回收利用单元对进入所述第一加氢反应器的重苯进行加热。
本发明的一种重苯加氢精制方法，具有如下有益效果：
（1）本发明直接以重苯为原料进行加氢反应，不用对原料进行分离处理，方法简单，易于控制。
（2）本发明的第一加氢反应器对重苯中的烯烃进行加氢处理，可以防止后续过程中发生的聚合现象，延长了催化剂的寿命。
（3）本发明在脱苯单元将苯、甲苯和二甲苯，从而可以降低第二加氢反应器反应过程中的氢耗量，增加了汽油馏分的辛烷值。
（4）本发明将脱苯单元的剩余组分先送入蒸发器汽化，并将汽化气与氢气混合后再送入第二加氢反应器，由于在第二加氢反应器中是单相反应（均为气相），从而大大提高了产物的收率，降低了反应温度。本发明引入循环水温控系统，利用了第一加氢反应器和第二加氢反应器的强放热温控，同时利用二次蒸汽的回收，再压缩，整个过程，降低了系统的整体能耗，能量利用率高，产品品质好，简化了方法。
（5）本发明在第一加氢反应器前设有第一换热器，充分的利用了冷却水换热进行预热。
（6）本发明在整个系统运行前期和后期，充分利用了精馏分离出的柴油馏分的热量，用精馏分离出柴油馏分热量或少量燃烧来补给系统前期能耗，提高了能量利用率。
附图说明
为了更清楚地说明本发明的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单的介绍。显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其它附图。
图1是本发明提供的一种重苯加氢精制方法的方法流程框图；
图中：1-第一加氢反应器，2-脱苯单元，3-蒸发器，4-第二加氢反应器，5-第一换热器，6-柴油馏分加热器，7-mvr设备，8-精馏设备。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供一种重苯加氢精制方法，如图1所示，将重苯和氢气分别加入第一加氢反应器1中进行预加氢反应，反应产物进入脱苯单元2，分离出苯、甲苯和二甲苯，剩余组分送入蒸发器3中进行汽化，蒸发器3出口的汽化气与氢气混合后，进入第二加氢反应器4中进行加氢精制反应，反应产物再进入精馏设备8进行精馏分离，分别得到汽油馏分和柴油馏分。该汽油馏分与从脱苯单元2分离出的苯、甲苯、二甲苯混合后作为汽油产品。在第一加氢反应器1前设有用于预热的第一换热器5。本发明还包括循环水温控系统，如图1所示，虚线即为水的流向，循环水温控系统包括进水管路，进水管路从图1的左侧开始，分为2路，一路输出端连接所述第一加氢反应器换热，第一加氢反应器1利用循环水控制温度在温度120-200℃区间内；一路进水管路输出端连接所述第二加氢反应器4换热，第二加氢反应器4利用循环水控制温度在温度300-350℃区间内。
第一加氢反应器1中排出的冷却水蒸汽，通过mvr设备7再压缩，输入至蒸发器3，用于给蒸发器3提供加热热源。第二加氢反应器4中排出的冷却水蒸汽，又分为两个支路，其中一个支路通过mvr设备7再压缩，输入至蒸发器3，用于给蒸发器3提供加热热源；另一个支路分流的一部水蒸汽分输至精馏设备8加热。
原则上，精馏设备8输出的冷却水和蒸发器3的冷却水均属于最后的冷却水，其具有少量余热，用于输至用于预热的第一换热器5，属于最后的冷却水。考虑到系统在某些时候，需要能耗补给，因此，精馏设备8输出的冷却水和蒸发器3的冷却水汇集后，其中分出一旁路连入柴油馏分加热器6，柴油馏分加热器6将冷却水加热至蒸汽后，再连入mvr设备7，补充水蒸汽的量。
本发明合理地利用了加氢过程中的强放热，以及柴油馏分的换热或燃烧热来补给热能，使得整个过程，降低了系统的整体能耗，能量利用率高。
为了更加合理的调节整个系统的温度和热量补给平衡，本发明在图1中多处设置了流量调节阀，比如，进水管路从图1的左侧开始，分为2路，分出去的2路均有流量调节阀；柴油馏分加热器6之前的柴油馏分管道上也设置有流量调节阀；第二加氢反应器4中排出的冷却水蒸汽，分为两个支路分别设有流量调节阀，以及精馏设备8输出的冷却水和蒸发器3的冷却水汇集后，主路设有用于调节旁路流量的流量调节阀。
另外，本发明最终经过第一换热器5的冷却水，可以回用输至进水管路，最终形成水资源的节约。
其中，所述第一加氢反应器1的操作条件为：压力8-12mpa，温度120-200℃，体积空速度0.5-6/h，氢油体积比100-500:1；所述第二加氢反应器4的操作条件为：压力8-12mpa，温度300-350℃，体积空速0.3-0.8/h，氢油体积比500-1000:1。所述第一加氢反应器1中设有第一催化剂床层，所述第一催化剂床层的催化剂以pd为活性组分，mo为助剂，γ-al2o3为载体，其中，活性组分pd的负载量为3%-8%，mo的负载量为1%-3%，且pd与mo的重量比为2:1~4:1。所述第二加氢反应器4中设有第二催化剂床层，所述第二催化剂床层的催化剂以w2n活性组分，fe为助剂，γ-al2o3为载体，其中，活性组分w2n的负载量为6%~13%，助剂fe的负载量为0.5%~5%，且w2n与fe的重量比为1.5:1~5:1。
为了进一步说明本发明的重苯加氢精制方法，下面以具体实施例进行说明，当然本发明并不受下列实施例的限制。
实施例1
第一加氢反应器内设置第一催化剂床层，该第一催化剂床层的催化剂为：3%pd-1%mo/γ-al2o3。第二加氢反应器内设置第二催化剂床层，该第二催化剂床层的催化剂为：6%w2n-0.7%fe/γ-al2o3。
第一加氢反应器的操作条件为：压力8mpa，温度120℃，体积空速度2/h，氢油体积比200:1。第二加氢反应器的操作条件为：压力8mpa，温度300℃，体积空速0.3/h，氢油体积比600:1。蒸发器出口温度为320℃。
经检测，加氢反应后，汽油产品的硫含量为22ppm，氮含量为25ppm，氧含量为15ppm，汽油产品的辛烷值达到98。柴油产品的硫含量为55ppm，氮含量为82ppm，氧含量为17ppm，柴油产品的十六烷值达到51。
实施例2
第一加氢反应器内设置第一催化剂床层，该第一催化剂床层的催化剂为：5%pd-2%mo/γ-al2o3。第二加氢反应器内设置第二催化剂床层，该第二催化剂床层的催化剂为：8%w2n-2%fe/γ-al2o3。
第一加氢反应器的操作条件为：压力10mpa，温度150℃，体积空速度4/h，氢油体积比300:1。第二加氢反应器的操作条件为：压力10mpa，温度330℃，体积空速0.5/h，氢油体积比800:1。蒸发器出口温度为350℃。
经检测，加氢反应后，汽油产品的硫含量为19ppm，氮含量为23ppm，氧含量为13ppm，汽油产品的辛烷值达到98.5。柴油产品的硫含量为57ppm，氮含量为85ppm，氧含量为15ppm，柴油产品的十六烷值达到53。
实施例3
第一加氢反应器内设置第一催化剂床层，该第一催化剂床层的催化剂为：8%pd-2%mo/γ-al2o3。第二加氢反应器内设置第二催化剂床层，该第二催化剂床层的催化剂为：10%w2n-4%fe/γ-al2o3。
第一加氢反应器的操作条件为：压力12mpa，温度200℃，体积空速度4/h，氢油体积比500:1。第二加氢反应器的操作条件为：压力12mpa，温度350℃，体积空速0.8/h，氢油体积比1000:1。蒸发器出口温度为350℃。
经检测，加氢反应后，汽油产品的硫含量为28ppm，氮含量为29ppm，氧含量为17ppm，汽油产品的辛烷值达到96.5。柴油产品的硫含量为52ppm，氮含量为81ppm，氧含量为15ppm，柴油产品的十六烷值达到49。
综上可知，本发明的一种重苯加氢精制方法，具有如下有益效果：
（1）本发明直接以重苯为原料进行加氢反应，不用对原料进行分离处理，方法简单，易于控制。
（2）本发明的第一加氢反应器对重苯中的烯烃进行加氢处理，可以防止后续过程中发生的聚合现象，延长了催化剂的寿命。
（3）本发明在脱苯单元将苯、甲苯和二甲苯，从而可以降低第二加氢反应器反应过程中的氢耗量，增加了汽油馏分的辛烷值。
（4）本发明将脱苯单元的剩余组分先送入蒸发器汽化，并将汽化气与氢气混合后再送入第二加氢反应器，由于在第二加氢反应器中是单相反应（均为气相），从而大大提高了产物的收率，降低了反应温度。本发明引入循环水温控系统，利用了第一加氢反应器和第二加氢反应器的强放热温控，同时利用二次蒸汽的回收，再压缩，整个过程，降低了系统的整体能耗，能量利用率高，产品品质好，简化了方法。
（5）本发明在第一加氢反应器前设有第一换热器，充分的利用了冷却水换热进行预热。
（6）本发明在整个系统运行前期和后期，充分利用了精馏分离出的柴油馏分的热量，用精馏分离出柴油馏分热量或少量燃烧来补给系统前期能耗，提高了能量利用率。
上述说明已经充分揭露了本发明的具体实施方式。需要指出的是，熟悉该领域的技术人员对本发明的具体实施方式所做的任何改动均不脱离本发明的权利要求书的范围。相应地，本发明的权利要求的范围也并不仅仅局限于前述具体实施方式。