煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法

文档序号:10466904阅读:955来源:国知局
煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法
【专利摘要】本发明涉及一种煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法,该系统包括深度精制加热炉和深度精制反应器、汽提单元、异构降凝反应器、后精制换热器、后精制反应器、精制后高压分离器、常压分馏塔、减压分馏塔以及与常压分馏塔和减压分馏塔相连的精馏塔,全过程采用全氢型加氢工艺,可一次通过、可分段加工、同时可生产轻质白油和重质白油,整个工艺流程短、环境友好,少量的正构烷烃异构后,可产低倾点、低毒性富环烷烃的高溶解性的白油系列产品,产品质量稳定性好,各项指标优于国家及行业标准,本发明利用煤焦油经加氢精制或加氢改质后所得的产物或加氢后切割得到的某馏分段可制取粗白油、轻质白油和重质白油,开辟了煤焦油新的利用途径。
【专利说明】
煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法
技术领域
[0001] 本发明属于煤焦油加氢技术领域,具体涉及到全馏分中低温煤焦油、全馏分低温 煤焦油、全馏分高温煤焦油或中低温煤焦油馏分油、低温煤焦油馏分油、高温煤焦油馏分油 或蒽油、脱酚油或几种煤焦油的混合等加氢精制或加氢改质后的生成油的部分馏分油或全 部馏分油制取白油的系统及加工方法。
【背景技术】
[0002] 煤焦油是煤热解的液体产物,含有大量的氧、氮、硫、金属等多环、杂环芳烃物,且 胶质、沥青质高,分子结构、组成复杂,金属离子含量高。煤焦油加氢技术有固定床加氢、悬 浮床加氢、浆态床加氢、沸腾床加氢、鼓泡床加氢;有部分馏分油加氢、有全馏分煤焦油加 氢;有高温煤焦油加氢、中低温煤焦油加氢、低温煤焦油加氢;有蒽油加氢、脱酚油加氢,无 论哪种煤焦油原料加氢、哪种煤焦油馏分段加氢,那种煤焦油加氢后的馏分油都是通过加 氢反应脱除煤焦油中金属、硫、氮、氧等对环境产生污染的组分,并对胶质、沥青质组分进行 加氢转化生产环境友好的清洁燃料和化工原料。目前煤焦油加氢技术已渐成熟,但生产燃 料油附加值较低。
[0003] 煤焦油加氛精制后的生成油,进一步深度精制后可完全脱除硫、氣、金属等杂质、 进一步饱和芳烃,再并将少部分直链烃异构降凝、对形成的烯烃后精制可制取大密度航煤、 变压器油、冷冻机油、橡胶油等环烷基基础油是个很好的发展方向。
[0004] 煤焦油加氢深度精制后仍有少量的芳烃,要彻底饱和难度较大,而轻质白油n和 食品级白油、化妆品级白油、医药级白油芳烃特别是多环芳烃要求极低。所以开发一种全 氢型的加氢工艺,生产低芳烃、低正构烷烃、低凝点、低毒性环烷基高档白油有着很好的市 场前景。用石油馏分加氢制取白油的应用较多,但煤焦油制取白油,特别是同时制取粗白 油、高级轻质白油I、轻质白油n、化妆品级、食品级的白油未曾检索到。
[0005] 由于煤焦油本身芳烃组分多的特性,经反复加氢后大部分生成环烷烃,加之将少 量的正构烷烃异构后可以制取低毒性、低凝点、高溶解性白油。

【发明内容】

[0006] 本发明的目的是提供一种能够利用煤焦油加氢产物生产低芳烃、低正构烷烃、低 凝点、低毒性环烷基白油,节约资源、能源消耗低的煤焦油加氢产物制取白油的系统。
[0007] 本发明的另一目的是提供一种利用煤焦油加氢产物制取白油的系统实现全氢型 煤焦油加氢产物进一步加氢制取白油的方法,为煤焦油的利用开辟了新的途径。
[0008] 本发明解决上述技术问题所采用的技术方案是:
[0009] 该煤焦油加氢产物制取白油的系统,包括深度精制加热炉和深度精制反应器和汽 提单元、异构降凝反应器、后精制换热器、后精制反应器、精制后高压分离器、常压分馏塔、 减压分馏塔以及与常压分馏塔和减压分馏塔相连的精馏塔;
[0010]所述深度精制加热炉的输入口通过管道与煤焦油加氢产物输入管道连接、热油出 口与深度精制反应器上端的热油入口相连通,该深度精制加热炉的输入口和深度精制反应 器上端的热油入口分别通过管道与深度精制循环氢气管道相连通;深度精制反应器的下端 出口通过管道与汽提单元的入口连通,汽提单元的气相组分出口与深度精制循环氢气管道 相连通、液相组分出口通过管道与异构降凝反应器的顶部入口连通,异构降凝反应器底部 出口通过后精制换热器与后精制反应器的顶部入口连通,后精制反应器底部出口与精制 后高压分离器入口连通,后精制反应器的顶部入口和异构降凝反应器的顶部入口、汽提单 元的汽提气入口以及精制后高压分离器的氢气出口分别通过管道与后精制循环氢气管道 连通,精制后高压分离器底部液相出口与常压分馏塔中部液相入口连通,常压分馏塔的顶 部出口与驰放气出口管道连通、侧旁出口与精馏塔连通、底部出口与减压分馏塔下部入口 连通,精馏塔的出口与轻质白油输出管道连通,减压分馏塔的出口与重质白油输出管道连 通。
[0011] 上述汽提单元可以由热高压汽提塔、第一高压分离器、提升栗以及汽提后换热器 通过管道连接构成,其中热高压汽提塔的入口通过管道与深度精制反应器的下端出口连 通,热高压汽提塔的汽提气入口与后精制循环氢气管道连通,热高压汽提塔的顶部出口通 过管道与第一高压分离器的下部入口连通、底部出口通过串接在汽提后换热器的入口端的 提升栗与异构降凝反应器的顶部入口连通。
[0012] 上述汽提单元也可以由第二高压分离器、低压汽提塔、气液分离器、增压栗以及异 构降凝加热炉通过管道连接构成,其中,第二高压分离器的入口通过管道与深度精制反应 器下端的出口连通、顶部出口通过管道与深度精制循环氢管道连通、底部出口通过管道与 低压汽提塔下部入口连通,低压汽提塔顶部出口与气液分离器入口连通、底部出口通过增 压栗与异构降凝加热炉入口连通并通过异构降凝加热炉与异构降凝反应器上部的入口连 通,气液分离器底部出口与石脑油管道连通、顶部出口与驰放气管道连通。
[0013] 上述深度精制反应器内装填深度精制催化剂,该深度精制催化剂是脱硫、脱氮、烯 烃和芳烃饱和能力强的精制催化剂,其载体为铝、硅或锆的多孔氧化物或其任意组合,助剂 为硼、钛、镁的多孔氧化物或磷,其中磷的含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量 不大于整体质量的5%,活性金属为Co与M0的任意组合或M0与Ni的任意组合或Ni与W的任 意组合或M0与Ni、W的任意组合或Co与M0、Ni、W的任意组合。
[0014] 上述异构降凝反应器内装填异构降凝催化剂,所述异构剂降凝催化剂的载体为氧 化硅、USY、ZSM-5、丝光沸石、邢分子筛、MCM-41、SAP0-11或SAP0-31中任意一种或几种的组 合,活性金属为还原态Pt或Ni或Pt与Ni任意组合或Pt与Bd任意组合或Pt与Bd、Ni的任意组 合。
[0015] 上述后精制反应器内装填后精制催化剂,所述后精制催化剂为烯烃和芳烃饱和能 力强的后精制催化剂,其载体为铝、硅或锆的多孔氧化物或其任意组合,助剂为硼、钛、镁的 多孔氧化物或磷,其中磷的含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量不大于整体质 量的5%,活性金属为还原态Pt或Ni 2P或Ni或Pt与Ni的任意组合或Pt与Bd的任意组合或Pt 与Bd、Ni的任意组合。
[0016] -种利用上述的所述的煤焦油加氢产物制取白油的系统制取白油的方法,包括以 下步骤:
[0017] (1)煤焦油加氢产物分别在管道中混氢,进入深度精制加热炉升温到340~380°C 进入深度精制反应器利用深度精制催化剂催化进一步加氢脱金属、脱硫、脱氮、芳烃饱和, 深度精制催化剂的反应平均温度为340~380°C,质量空速为0.2~1. Oh-1,压力15~22MPa, 氢油比500~1000:1;
[0018] (2)深度精制反应产物经高压分离、常压汽提或者经热高压汽提、高压分离处理后 所得氢气进入深度精制循环氢管线循环回用、液相组分升温至320~360°C,进入异构降凝 反应器中,通过异构降凝催化剂的催化作用完成重质馏分异构脱蜡、深度降凝,异构降凝催 化剂的反应平均温度为320~360 °C,质量空速为0.6~1.81T1,压力15~22MPa,氢油比300~ 800:1;
[0019] (3)异构降凝反应产物经后精制换热器换热后温度降为180~260°C,进入后精制 反应器,经后精制催化剂催化作用得到后精制反应产物,后精制催化剂的反应平均温度为 180~260°C,质量空速为0 ? 3~3 ? Oh-1,压力15~22MPa,氢油比300~800:1;
[0020] (4)后精制反应产物经精制后高压分离器分离后,气相组分进入后精制循环氢气 管道、液相组分进入常压分馏塔和减压分馏塔分离并进入精馏塔进一步处理,经精馏塔根 据温度和闪点切割为石脑油、粗白油、轻质白油、重质白油系列。
[0021] 上述步骤(1)煤焦油加氢产物是全馏分中低温煤焦油、全馏分低温煤焦油、全馏分 高温煤焦油或中低温煤焦油馏分油、低温煤焦油馏分油、高温煤焦油馏分油或蒽油、脱酚油 或者这几种的任意混合油经加氢处理后所得的产物或加氢后切割得到的分馏产物。
[0022] 上述轻质白油为轻质白油(I)和轻质白油(n);所述重质白油为化妆品白油、食品 级白油。
[0023] 上述步骤(2)深度精制反应产物经经热高压汽提、高压分离具体过程是:所述深度 精制反应产物进入热高压汽提塔中利用后精制循环氢气汽提后将气相组分和液相组分分 离,热高压汽提塔中汽提的温度340~380 °C、压力15~22MPa,气相组分进入第一高压分离 器分离,将小于120 °C的石脑油与气体组分分离,气体组分进入深度精制循环氢管线循环利 用、石脑油作为产品油排出,液相组分经提升栗增压至15~22MPa,混氢后经汽提后换热器 换热升温至320~360°C,控制液相组分中硫、氮的含量均在5PPm以下。
[0024] 上述步骤(2)深度精制反应产物经高压分离、低压汽提塔汽提的具体过程是:深度 精制反应产物通过第二高压分离器分离后所得气相组分进入深度精制循环氢管道循环处 理、液相组分减压后进入低压汽提塔下部通过气提方式脱硫、脱氮,低压汽提塔的温度为 180~230 °C、压力为0.8~1.2MPa,经气提后的气相组分从低压汽提塔的顶部进入气液分 离器分离为石脑油和驰放气,经气提后的液相组分中硫、氮均控制在5ppm以内并从低压汽 提塔塔底排出,经增压栗提升压力为15~22MPa、再经异构降凝加热炉加热升温至320~360 °〇后排出。
[0025] 本发明的煤焦油加氢产物制取白油的系统及方法的有益效果是:本发明全过程采 用全氢型加氢工艺,可一次通过、可分段加工、同时可生产轻质白油和重质白油,整个工艺 流程短、环境友好,少量的正构烷烃异构后,可产低倾点、低毒性富环烷烃的高溶解性的白 油系列产品,产品质量稳定性好,各项指标优于国家及行业标准,该工艺可利用煤焦油经加 氢精制或加氢改质后所得的产物或加氢后切割得到的某馏分段可制取粗白油、轻质白油和 重质白油,开辟了煤焦油新的利用途径。
【附图说明】
[0026]图1是实施例1的系统结构示意图。
[0027]图2是实施例2的系统结构示意图。
【具体实施方式】
[0028] 下面结合附图和实施例对本发明进一步详细说明,但本发明不限于下述的实施情 形。
[0029] 实施例1
[0030] 参见图1,本实施例的煤焦油加氢产物制取白油的系统是由深度精制加热炉1、深 度精制反应器2、汽提单元3、异构降凝反应器4、后精制换热器5、后精制反应器6、精制后高 压分离器7、常压分馏塔8、减压分馏塔9以及精馏塔10通过管道连接件构成。
[0031] 其中,深度精制加热炉1的输入口与煤焦油加氢产物输入管道和深度精制循环氢 气管道,使煤焦油加氢产物混氢后进入深度精制加热炉1中加热,该深度精制加热炉1的出 口与深度精制反应器2上端的热油入口相连通,深度精制反应器2上端的入口也通过管道与 深度精制循环氢气管道相连通,在深度精制反应器2内装填深度精制催化剂,该深度精制反 应器2的下端出口与汽提单元3连通,本实施例的汽提单元3是由热高压汽提塔3-1、第一高 压分离器3-3、提升栗3-2以及汽提后换热器3-4通过管道连接构成,其中热高压汽提塔3-1 的入口通过管道与深度精制反应器2的下端出口连通,热高压汽提塔3-1的汽提气入口与后 精制循环氢气管道连通,热高压汽提塔3-1的顶部出口通过管道与第一高压分离器3-3的下 部入口连通、底部出口通过管道与提升栗3-2的入口端连通,该提升栗3-2的出口端通过管 道与汽提后换热器3-4的入口端的连通,该汽提后换热器3-4的出口端与异构降凝反应器4 的顶部入口连通,在异构降凝反应器4内装填异构降凝催化剂,异构降凝催化剂为贵金属催 化剂,第一高压分离器3-3底部出口与小于120°C石脑油出口管道连通、顶部气体出口与深 度精制循环氢气管道相连通,本实施例的异构降凝反应器4底部出口通过管道与后精制换 热器5的入口连通,后精制换热器5的出口通过管道与后精制反应器6的顶部入口连通,后精 制反应器6的底部出口通过管道与精制后高压分离器7的入口连通,同时,后精制反应器6的 顶部入口和异构降凝反应器4的顶部入口以及精制后高压分离器7的气体出口分别通过管 道与后精制循环氛气管道连通,在后精制反应器6内装填有后精制催化剂,后精制催化剂为 贵金属催化剂,精制后高压分离器7底部液相出口与常压分馏塔8的中部液相入口连通,常 压分馏塔8的顶部出口与驰放气出口管道连通、侧旁出口与精馏塔10连通、底部出口通过管 道与减压分馏塔9下部入口连通,精馏塔10的出口与轻质白油输出管道连通,减压分馏塔9 的上部、中部和底部出口分别与食品级白油、化妆品级白油以及医药级白油输出管道连通。
[0032] 利用上述煤焦油加氢产物制取白油的系统制取白油的方法由以下步骤实现:
[0033] (1)煤焦油加氢产物分别在管道中混氢,进入深度精制加热炉1升温到340~380 °C 进入深度精制反应器2利用深度精制催化剂催化进一步加氢脱金属、脱硫、脱氮、芳烃饱和;
[0034] (2)深度精制反应产物进入热高压汽提塔3-1中利用后精制循环氢气汽提后将气 相组分和液相组分分离,气相组分进入第一高压分离器3-3分离,将小于120°C的石脑油与 气体组分分离,气体组分进入深度精制循环氢管线循环利用、石脑油作为产品油排出,混氢 后经汽提后换热器3-4换热升温后进入异构降凝反应器4中,控制液相组分中硫、氮的含量 均在5PPm以下,通过异构降凝催化剂的催化作用完成重质馏分异构脱蜡、深度降凝;
[0035] (3)异构降凝反应产物经后精制换热器5换热后降温,进入后精制反应器6,经后精 制催化剂催化作用得到后精制反应产物;
[0036] (4)后精制反应产物经精制后高压分离器7分离后,气相组分进入后精制循环氢气 管道、液相组分进入常压分馏塔8和减压分馏塔9分离并进入精馏塔10进一步处理,经精馏 塔1〇根据温度和闪点切割为石脑油、轻质白油(I )、轻质白油(n )、化妆品白油、食品级白油 和医用级白油。
[0037] 具体在制取白油的方法中所采用的工艺条件见表1、2,所得轻质白油(n)、食品级 白油、化妆品级白油的质量指标见表7、8、9。
[0038] 表1为实施例1制取白油的各实验所采用的工艺条件

[0041]表2为实施例1制取白油的各实验所采用的工艺条件
[0044] 实施例2
[0045] 参见图2,本实施例的煤焦油加氢产物制取白油的系统由深度精制加热炉1、深度 精制反应器2、汽提单元3、异构降凝反应器4、后精制换热器5、后精制反应器6、精制后高压 分离器7、常压分馏塔8、减压分馏塔9以及精馏塔10构成;
[0046] 其中,深度精制加热炉1的输入口与煤焦油加氢产物输入管道和深度精制循环氢 气管道,使煤焦油加氢产物混氢后进入深度精制加热炉1中加热,该深度精制加热炉1的出 口与深度精制反应器2上端的热油入口相连通,深度精制反应器2上端的入口也通过管道 与深度精制循环氢气管道相连通,在深度精制反应器2内装填深度精制催化剂,该深度精制 反应器2的下端出口与汽提单元3连通,本实施例的汽提单元3由第二高压分离器3-5、低压 汽提塔3-6、气液分离器3-8、增压栗3-7以及异构降凝加热炉3-9通过管道连接构成,其中, 第二高压分离器3-5的入口通过管道与深度精制反应器2下端的出口连通、顶部出口通过管 道与深度精制循环氢管道连通、底部出口通过管道与低压汽提塔3-6下部入口连通,低压汽 提塔3-6顶部出口与气液分离器3-8入口连通、底部出口通过增压栗3-7与异构降凝加热炉 3-9入口连通,异构降凝加热炉3-9的出口与异构降凝反应器4上部的入口连通,气液分离器 3-8底部出口与石脑油管道连通、顶部出口与驰放气管道连通。本实施例在异构降凝反应器 4内装填异构降凝催化剂,异构降凝催化剂为贵金属催化剂,第一高压分离器3-3底部出口 与小于120°C石脑油出口管道连通、顶部气体出口与深度精制循环氢气管道相连通,本实施 例的异构降凝反应器4底部出口通过管道与后精制换热器5的入口连通,后精制换热器5的 出口通过管道与后精制反应器6的顶部入口连通,后精制反应器6的底部出口通过管道与精 制后高压分离器7的入口连通,同时,后精制反应器6的顶部入口和异构降凝反应器4的顶部 入口以及精制后高压分离器7的气体出口分别通过管道与后精制循环氢气管道连通,在后 精制反应器6内装填有后精制催化剂,后精制催化剂为贵金属催化剂,精制后尚压分尚器7 底部液相出口与常压分馏塔8的中部液相入口连通,常压分馏塔8的顶部出口与驰放气出口 管道连通、侧旁出口与精馏塔10连通、底部出口通过管道与减压分馏塔9下部入口连通,精 馏塔10的出口与轻质白油输出管道连通,减压分馏塔9的上部、中部和底部出口分别与食品 级白油、化妆品级白油输出管道连通。
[0047] 利用上述系统制取白油的方法由以下步骤实现:
[0048] (1)煤焦油加氢产物分别在管道中混氢,进入深度精制加热炉1升温到340~380 °C 进入深度精制反应器2利用深度精制催化剂催化进一步加氢脱金属、脱硫、脱氮、芳烃饱和;
[0049] (2)深度精制反应产物通过第二高压分离器3-5分离后所得氢气等气相组分进入 深度精制循环氢管道循环处理、液相组分减压后进入低压汽提塔3-6下部通过气提方式脱 硫、脱氮,低压汽提塔3-6温度为180~230°C,压力为0.8~1.2MPa,经气提后的气相组分从 低压汽提塔3-6的顶部进入气液分离器3-8分离为石脑油和驰放气,经气提后的液相组分中 硫、氮均控制在5ppm以内并从低压汽提塔3-6塔底排出,再经增压栗3-7保持压力为15~ 22MPa、经异构降凝加热炉3-9加热升温至320~360°C后排出;
[0050] (3)异构降凝反应产物经后精制换热器5换热后降温,进入后精制反应器6,经后精 制催化剂催化作用得到后精制反应产物;
[0051] (4)后精制反应产物经精制后高压分离器7分离后,气相组分进入后精制循环氢气 管道、液相组分进入常压分馏塔8和减压分馏塔9分离并进入精馏塔10进一步处理,经精馏 塔i 〇根据温度和闪点切割为石脑油、粗白油、轻质白油(i )、轻质白油(n )、化妆品白油、食 品级白油。
[0052]具体在制取白油的方法中所采用的工艺条件见表3,所得粗白油、轻质白油(I)、轻 质白油(II)、化妆品级白油、食品级白油的质量指标见表5、6、7、8、9。
[0053]表3为实施例2制取白油的各实验所采用的工艺条件

[0056]上述实施例1和2所用深度精制催化剂可以是脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱和能力强 的精制催化剂,其载体为铝、硅或锆的多孔氧化物或其任意组合,助剂为硼、钛、镁的多孔氧 化物或磷,其中磷的含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量不大于整体质量的 5%,活性金属为Co与MO的任意组合或MO与Ni的任意组合或Ni与W的任意组合或MO与Ni、W的 任意组合或Co与M0、Ni、W的任意组合,具体比例可根据实际应用进行选取,该深度精制催化 剂的制备属于本领域的常规技术手段。
[0057]上述实施例1和2所用异构剂降凝催化剂载体为氧化硅、USY、ZSM_5、丝光沸石、邢 分子筛、MCM-41、SAP0-11、SAP0-31中任意一种或几种的组合,活性金属为还原态Pt或Ni或 Pt与Ni任意组合或Pt与Bd任意组合或Pt与Bd、Ni的任意组合,组合比例可根据实际应用进 行选取,该异构剂降凝催化剂的制备均属于本领域的常规技术手段。
[0058]上述实施例1和2所用后精制催化剂为烯烃和芳烃饱和能力强的后精制催化剂,载 体为铝、硅或锆的多孔氧化物或其任意组合,助剂为硼、钛、镁的多孔氧化物或磷,其中磷的 含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量不大于整体质量的5%,活性金属为还原 态Pt或Ni 2P或Ni或Pt与Ni的任意组合或Pt与Bd的任意组合或Pt与Bd、Ni的任意组合,组合 比例可根据实际应用进行选择,该后精制催化剂的制备均属于本领域的常规技术手段。
[0059] 上述实施例1和2的深度精制催化剂、异构剂降凝催化剂以及后精制催化剂具体的 载体和活性金属的组成,参见表4。
[0060] 表4各催化剂的载体组成及活性金属组成及百分比






[0068]从表5~9可知,本发明的实施例可根据市场的需求调整反应条件可得到粗白油、 轻质白油(I )、轻质白油(n )、以及化妆品白油、食品级白油质量要求的系列产品。
【主权项】
1. 一种煤焦油加氢产物制取白油的系统,其特征在于:包括深度精制加热炉(1)和深度 精制反应器(2)、汽提单元(3)、异构降凝反应器(4)、后精制换热器(5)、后精制反应器(6)、 精制后高压分离器(7)、常压分馏塔(8)、减压分馏塔(9)以及与常压分馏塔(8)和减压分馏 塔(9)相连的精馏塔(10); 所述深度精制加热炉(1)的输入口通过管道与煤焦油加氢产物输入管道连接、热油出 口与深度精制反应器(2)上端的热油入口相连通,该深度精制加热炉(1)的输入口和深度精 制反应器(2)上端的热油入口分别通过管道与深度精制循环氢气管道相连通;深度精制反 应器(2)的下端出口通过管道与汽提单元(3)的入口连通,汽提单元(3)的气相组分出口与 深度精制循环氢气管道相连通、液相组分出口通过管道与异构降凝反应器(4)的顶部入口 连通,异构降凝反应器(4)底部出口通过后精制换热器(5)与后精制反应器(6)的顶部入口 连通,后精制反应器(6)底部出口与精制后高压分离器(7)入口连通,后精制反应器(6)的顶 部入口和异构降凝反应器(4)的顶部入口、汽提单元(3)的汽提气入口以及精制后高压分离 器(7)的氢气出口分别通过管道与后精制循环氢气管道连通,精制后高压分离器(7)底部液 相出口与常压分馏塔(8)中部液相入口连通,常压分馏塔(8)的顶部出口与驰放气出口管道 连通、侧旁出口与精馏塔(10)连通、底部出口与减压分馏塔(9)下部入口连通,精馏塔(10) 的出口与轻质白油输出管道连通,减压分馏塔(9)的出口与重质白油输出管道连通。2. 根据权利要求1所述的煤焦油加氢产物制取白油的系统,其特征在于:所述汽提单元 (3)是由热高压汽提塔(3-1)、第一高压分离器(3-3)、提升栗(3-2)以及汽提后换热器(3-4) 通过管道连接构成,其中热高压汽提塔(3-1)的入口通过管道与深度精制反应器(2)的下端 出口连通,热高压汽提塔(3-1)的汽提气入口与后精制循环氢气管道连通,热高压汽提塔 (3-1)的顶部出口通过管道与第一高压分离器(3-3)的下部入口连通、底部出口通过串接在 汽提后换热器(3-4)的入口端的提升栗(3-2)与异构降凝反应器(4)的顶部入口连通。3. 根据权利要求1所述的煤焦油加氢产物制取白油的系统,其特征在于:所述汽提单元 (3)是由第二高压分离器(3-5)、低压汽提塔(3-6)、气液分离器(3-8)、增压栗(3-7)以及异 构降凝加热炉(3-9)通过管道连接构成,其中,第二高压分离器(3-5)的入口通过管道与深 度精制反应器(2)下端的出口连通、顶部出口通过管道与深度精制循环氢管道连通、底部出 口通过管道与低压汽提塔(3-6)下部入口连通,低压汽提塔(3-6)顶部出口与气液分离器 (3-8)入口连通、底部出口通过增压栗(3-7)与异构降凝加热炉(3-9)入口连通并通过异构 降凝加热炉(3-9)与异构降凝反应器(4)上部的入口连通,气液分离器(3-8)底部出口与石 脑油管道连通、顶部出口与驰放气管道连通。4. 根据权利要求1~3任一项所述的煤焦油加氢产物制取白油的系统,其特征在于:所 述深度精制反应器(2)内装填深度精制催化剂,该深度精制催化剂是脱硫、脱氮、烯烃和芳 烃饱和能力强的精制催化剂,其载体为氧化铝、氧化硅或氧化锆,助剂为氧化硼、氧化钛、氧 化镁或磷,其中磷的含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量不大于整体质量的 5%,活性金属为Co与MO的任意组合或MO与Ni的任意组合或Ni与W的任意组合或MO与Ni、W的 任意组合或Co与M0、Ni、W的任意组合。 所述异构降凝反应器(4)内装填异构降凝催化剂,所述异构剂降凝催化剂的载体为氧 化硅、USY、ZSM-5、丝光沸石、Ηβ分子筛、MCM-41、SAP0-11或SAP0-31中任意一种或几种的组 合,活性金属为还原态Pt或Ni或Pt与Ni任意组合或Pt与Bd任意组合或Pt与Bd、Ni的任意组 合。 所述后精制反应器(6)内装填后精制催化剂,所述后精制催化剂为烯烃和芳烃饱和能 力强的后精制催化剂,其载体为氧化铝、氧化硅或氧化锆,助剂为氧化硼、氧化钛、氧化镁或 磷,其中磷的含量不大于整体质量的9%,其他单个助剂的含量不大于整体质量的5%,活性 金属为还原态Pt或Ni 2P或Ni或Pt与Ni的任意组合或Pt与Bd的任意组合或Pt与BcUNi的任意 组合。5. -种利用权利要求1所述的所述的煤焦油加氢产物制取白油的系统制取白油的方 法,其特征在于包括以下步骤: (1) 煤焦油加氢产物分别在管道中混氢,进入深度精制加热炉(1)升温到340~380°C进 入深度精制反应器(2)利用深度精制催化剂催化进一步加氢脱金属、脱硫、脱氮、芳烃饱和, 深度精制催化剂的反应平均温度为340~380°C,质量空速为0.2~1. Oh-1,压力15~22MPa, 氢油比500~1000:1; (2) 深度精制反应产物经高压分离、常压汽提或者经热高压汽提、高压分离处理后所得 氢气进入深度精制循环氢管线循环回用、液相组分升温至320~360°C,进入异构降凝反应 器(4)中,通过异构降凝催化剂的催化作用完成重质馏分异构脱蜡、深度降凝,异构降凝催 化剂的反应平均温度为320~360°C,质量空速为0.6~1.8h-S压力15~22MPa,氢油比300~ 800:1; (3) 异构降凝反应产物经后精制换热器(5)换热后温度降为180~260°C,进入后精制反 应器(6),经后精制催化剂催化作用得到后精制反应产物,后精制催化剂的反应平均温度为 180~260°C,质量空速为0 · 3~3 · Oh-1,压力15~22MPa,氢油比300~800:1; (4) 后精制反应产物经精制后高压分离器(7)分离后,气相组分进入后精制循环氢气管 道、液相组分进入常压分馏塔(8)和减压分馏塔(9)分离并进入精馏塔(10)进一步处理,经 精馏塔(10)根据温度和闪点切割为石脑油、粗白油、轻质白油、重质白油系列。6. 根据权利要求5所述的制取白油的方法,其特征在于:所述步骤(1)煤焦油加氢产物 是全馏分中低温煤焦油、全馏分低温煤焦油、全馏分高温煤焦油或中低温煤焦油馏分油、低 温煤焦油馏分油、高温煤焦油馏分油或蒽油、脱酚油或者这几种的任意混合油经加氢处理 后所得的产物或加氢后切割得到的分馏产物。7. 根据权利要求5所述的制取白油的方法,其特征在于:所述轻质白油为轻质白油(I) 和轻质白油(Π );所述重质白油为化妆品白油、食品级白油。8. 根据权利要求5所述的制取白油的方法,其特征在于:所述步骤(2)深度精制反应产 物经经热高压汽提、高压分离具体过程是:所述深度精制反应产物进入热高压汽提塔(3-1) 中利用后精制循环氢气汽提后将气相组分和液相组分分离,热高压汽提塔(3-1)中汽提的 温度340~380°C、压力15~22MPa,气相组分进入第一高压分离器(3-3)分离,将小于120°C 的石脑油与气体组分分离,气体组分进入深度精制循环氢管线循环利用、石脑油作为产品 油排出,液相组分经提升栗(3-2)增压至15~22MPa,混氢后经汽提后换热器(3-4)换热升温 至320~360°C,控制液相组分中硫、氮的含量均在5PPm以下。9. 根据权利要求5所述的制取白油的方法,其特征在于:所述步骤(2)深度精制反应产 物经高压分离、低压汽提塔汽提的具体过程是:深度精制反应产物通过第二高压分离器(3- 5)分离后所得气相组分进入深度精制循环氢管道循环处理、液相组分减压后进入低压汽提 塔(3-6)下部通过气提方式脱硫、脱氮,低压汽提塔(3-6)的温度为180~230°C、压力为0.8 ~1.2MPa,经气提后的气相组分从低压汽提塔(3-6)的顶部进入气液分离器(3-8)分离为石 脑油和驰放气,经气提后的液相组分中硫、氮均控制在5ppm以内并从低压汽提塔(3-6)塔底 排出,经增压栗(3-7)提升压力为15~22MPa、再经异构降凝加热炉(3-9)加热升温至320~ 360 °C后排出。
【文档编号】C10G65/04GK105820837SQ201610316478
【公开日】2016年8月3日
【申请日】2016年5月12日
【发明人】王树宽, 杨占彪
【申请人】王树宽
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