一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法与流程

本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法。

背景技术：

近年来，随着炼油、煤化工等化工产业能力的提高，相应的大型联合芳烃装置产能不断增加，使国内外重芳烃产量大幅度提高。如何充分利用这些重芳烃，创造高的经济效益，已成为业界高度关注和研发的热点。c9+馏分一般是指由c9芳烃及c9+芳烃构成的重质芳烃馏分，主要来源于炼油厂催化重整装置、乙烯裂解装置、加氢裂化装置以及煤高温炼焦装置等。其中，重整c9+馏分中约含20％的二甲苯、60％的三甲苯和20％的四甲苯及其他少量的重芳烃。这些高沸点芳烃混合组分因其特有的溶解力强、毒性低、气味小、沸点高、挥发慢、不含水和烯烃、不含氯和重金属、化学物理性能稳定及流平性号等优点在溶剂油领域有着非常广泛的应用。现有的高沸点芳烃溶剂馏程控制较难，色度不能控制，受原料影响较大。原料的馏程直接影响产品馏程，原料中烯烃含量不能得到有效控制，易导致色号不合格。

技术实现要素：

有鉴于此，本发明要解决的技术问题在于提供一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法，采用本发明提供的高沸点芳烃溶剂的生产系统可以得到宽馏程低色度的芳烃溶剂。

本发明提供了一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统，包括：

依次串联的第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔，所述第一精馏塔设置有c9+馏分原料入口。

优选的，包括：

第一精馏塔，所述第一精馏塔塔中部设置有c9+馏分原料入口，所述第一精馏塔塔顶设置有第一塔顶馏出物出口，所述第一精馏塔塔底设置有第一塔底馏出物出口；

第二精馏塔，所述第二蒸馏塔塔中部设置有第一塔底馏出物入口，所述第二精馏塔塔顶设置有第二塔顶馏出物出口，所述第二精馏塔塔底设置有第二塔底馏出物出口；

第三精馏塔，所述第三蒸馏塔塔中部设置有第二塔底馏出物入口，所述第三精馏塔塔顶设置有第三塔顶馏出物出口，所述第三精馏塔塔底设置有第三塔底馏出物出口。

优选的，所述第一塔顶馏出物出口依次连接第一冷凝器和第一回流罐，所述第一回流罐设置有第一物料出口，所述第一物料出口处设置有第一三通阀，所述第一三通阀一端连接有与所述第一精馏塔相连的管道，另一端连接引出高辛烷值调油组分的管道；

所述第二塔顶馏出物出口依次连接第二冷凝器和第二回流罐，所述第二回流罐设置有第二物料出口，所述第二物料出口处设置有第二三通阀，所述第二三通阀一端连接有与所述第二精馏塔相连的管道，另一端连接引出宽馏程第一高沸点芳烃溶剂的管道；

所述第三塔顶馏出物出口依次连接第三冷凝器和第三回流罐，所述第三回流罐设置有第三物料出口，所述第三物料出口处设置有第三三通阀，所述第三三通阀一端连接有与所述第三精馏塔相连的管道，另一端连接引出低色度第二高沸点芳烃溶剂的管道。

优选的，所述第三塔底馏出物出口连接催化裂化装置、催化柴油裂解装置、蜡油加氢装置或汽柴油加氢装置中的一种。

优选的，所述第二蒸馏塔塔中部还设置有重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口。

优选的，所述第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔为填料塔。

本发明还提供了一种上述生产系统生产宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的方法，包括以下步骤：

将c9+馏分原料自c9+馏分原料入口依次通过第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔，其中，

所述第一精馏塔的塔顶绝对压力为30kpa～70kpa，塔顶操作温度为80℃～110℃，塔底操作温度为120～145℃，回流比为(0.25～25)：1；

所述第二精馏塔的塔顶绝对压力为20kpa～70kpa，塔顶操作温度为110℃～140℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为(0.2～10)：1；

所述第三精馏塔的塔顶绝对压力为5kpa～40kpa，塔顶操作温度为100℃～120℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为(0.1～20)：1。

优选的，包括以下步骤：

a)将c9+馏分原料自第一精馏塔的c9+馏分原料入口进料，在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物和第一塔底馏出物，第一塔顶馏出物经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

b)将所述第一塔底馏出物自所述第二蒸馏塔塔中部设置的第一塔底馏出物入口进料，在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物和第二塔底馏出物，第二塔顶馏出物经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂；

c)将所述第二塔底馏出物自所述第三蒸馏塔塔中部设置的第二塔底馏出物入口进料，在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物和第三塔底馏出物，第三塔顶馏出物经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂，所述第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分。

优选的，步骤b)为：

将重芳烃或富芳烃轻质蜡油与所述第一塔底馏出物混合后的混合物自所述第二蒸馏塔塔中部设置的第一塔底馏出物入口进料，在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物和第二塔底馏出物，第二塔顶馏出物经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂。

优选的，所述c9+馏分原料为炼油厂催化重整、乙烯裂解、加氢裂化以及煤高温炼焦等装置得到的c9+芳烃，所述的c9+馏分原料的馏程范围为140～220℃，所述的c9+馏分原料的铂-钴色号范围为不低于30。

与现有技术相比，本发明提供了一种生产宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的方法，包括以下步骤：将c9+馏分原料自c9+馏分原料入口依次通过第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔，其中，所述第一精馏塔的塔顶绝对压力为30kpa～70kpa，塔顶操作温度为80℃～110℃，塔底操作温度为120～145℃，回流比为1:4～25；所述第二精馏塔的塔顶绝对压力为20kpa～70kpa，塔顶操作温度为110℃～140℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为1:5～10；所述第三精馏塔的塔顶绝对压力为5kpa～40kpa，塔顶操作温度为100℃～120℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为1:10～20。本发明宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，通过将c9+馏分原料导入第一精馏塔内进行精馏脱除轻组分，再通过第二精馏塔将第一溶剂产品与第二溶剂粗产品进行分离，最后通过第三精馏塔将第二溶剂产品与有色重组分进行分离，同时，精确控制各级蒸馏塔的精馏的操作压力、温度和回流比，这样能够大幅拓宽所得第一芳烃溶剂的馏程，还能有效确保第二芳烃溶剂的色度，而且进行的各步骤均为精馏步骤，无废料排出，工艺环保无污染。

附图说明

图1为本发明提供的宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统的结构示意图；

图2为对比例1提供的高沸点芳烃溶剂的生产系统的结构示意图。

具体实施方式

本发明提供了一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统，包括：

依次串联的第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔，所述第一精馏塔设置有c9+馏分原料入口。

参见图1，图1为本发明提供的宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统的结构示意图。

在本发明的一些具体实施方式中，所述宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统包括：

第一精馏塔，所述第一精馏塔塔中部设置有c9+馏分原料入口，所述第一精馏塔塔顶设置有第一塔顶馏出物出口，所述第一精馏塔塔底设置有第一塔底馏出物出口；

所述第一塔顶馏出物出口依次连接第一冷凝器和第一回流罐，所述第一回流罐设置有第一物料出口，所述第一物料出口处设置有第一三通阀，所述第一三通阀一端连接有与所述第一精馏塔相连的管道，另一端连接引出高辛烷值调油组分的管道。

第二精馏塔，所述第二蒸馏塔塔中部设置有第一塔底馏出物入口，所述第二精馏塔塔顶设置有第二塔顶馏出物出口，所述第二精馏塔塔底设置有第二塔底馏出物出口；

所述第二塔顶馏出物出口依次连接第二冷凝器和第二回流罐，所述第二回流罐设置有第二物料出口，所述第二物料出口处设置有第二三通阀，所述第二三通阀一端连接有与所述第二精馏塔相连的管道，另一端连接引出宽馏程第一高沸点芳烃溶剂的管道。

第三精馏塔，所述第三蒸馏塔塔中部设置有第二塔底馏出物入口，所述第三精馏塔塔顶设置有第三塔顶馏出物出口，所述第三精馏塔塔底设置有第三塔底馏出物出口。

所述第三塔顶馏出物出口依次连接第三冷凝器和第三回流罐，所述第三回流罐设置有第三物料出口，所述第三物料出口处设置有第三三通阀，所述第三三通阀一端连接有与所述第三精馏塔相连的管道，另一端连接引出低色度第二高沸点芳烃溶剂的管道。

所述第三塔底馏出物出口连接催化裂化装置、催化柴油裂解装置、蜡油加氢装置或汽柴油加氢装置中的一种。

所述第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔的塔底分别连接有第一塔底再沸器、第二塔底再沸器和第三塔底再沸器。

所述第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔为填料塔，所述填料塔中的填料种类没有特殊要求，本领域技术人员共知的填料种类即可。

所述第一回流罐、第二回流罐和第三回流罐与抽真空系统连接，使整个生产系统在减压状态中，其中，所述抽真空系统优选为真空泵，所述真空泵类型采用干式真空泵。

所述宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统的真空度为5～20kpa。

所述第二蒸馏塔塔中部还设置有重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口。在本发明的一些具体实施方式中，在所述第一塔底馏出物出口与第一塔底馏出物入口的连接管道间开设有三通，所述三通的一端与第一塔底馏出物出口相连，所述三通的另一端与第一塔底馏出物入口相连，所述三通的第三端与重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口相连。这样使第一塔底馏出物与重芳烃或富芳烃轻质蜡油混合后再进入第二精馏塔。此时，重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口与第一塔底馏出物入口为同一个入口。

所述重芳烃或富芳烃轻质蜡油选自重整装置c10+重芳烃、富芳烃轻质蜡油、加氢重汽油等一种或多种物料的混合物。所述重芳烃的质量指标为初馏点：167.7；10％蒸发温度(℃)：174.3；50％蒸发温度(℃)：184.6；90％蒸发温度(℃)：189.5；干点(℃)：196.1。

所述重芳烃或富芳烃轻质蜡油作为第二精馏塔的原料，其作用是增加高沸点芳烃溶剂的收率，提高其他装置来的重芳烃的价值，另一作用就是可以起到调整第一、第二高沸点芳烃溶剂馏程的作用。

在本发明的一些具体实施方式中，所述第三蒸馏塔塔中部还设置有重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口。在本发明的一些具体实施方式中，在所述第二塔底馏出物出口与第二塔底馏出物入口的连接管道间开设有三通，所述三通的一端与第二塔底馏出物出口相连，所述三通的另一端与第二塔底馏出物入口相连，所述三通的第三端与重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口相连。这样使第二塔底馏出物与重芳烃或富芳烃轻质蜡油混合后再进入第三精馏塔。此时，重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口与第一塔底馏出物入口为同一个入口。

所述重芳烃或富芳烃轻质蜡油选自重整装置c10+重芳烃、富芳烃轻质蜡油、加氢重汽油等一种或多种物料的混合物。所述富芳烃轻质蜡油的质量指标为初馏点：186.7；10％蒸发温度(℃)：188.6；50％蒸发温度(℃)：189.6；90％蒸发温度(℃)：190.2；干点(℃)：195.4。

所述重芳烃或富芳烃轻质蜡油作为第三精馏塔的原料，其作用是增加高沸点芳烃溶剂的收率，提高其他装置来的重芳烃的价值，另一作用就是可以一定程度上增加第二高沸点芳烃溶剂的收率。

本发明还提供了一种采用上述生产系统生产宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的方法，包括以下步骤：

将c9+馏分原料自c9+馏分原料入口依次通过第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔，其中，

所述第一精馏塔的塔顶绝对压力为30kpa～70kpa，塔顶操作温度为80℃～110℃，塔底操作温度为120～145℃，回流比为(0.25～25)：1；

所述第二精馏塔的塔顶绝对压力为20kpa～70kpa，塔顶操作温度为110℃～140℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为(0.2～10)：1；

所述第三精馏塔的塔顶绝对压力为5kpa～40kpa，塔顶操作温度为100℃～120℃，塔底操作温度为140～170℃，回流比为(0.1～20)：1。

在本发明中，所述c9+馏分原料为炼油厂催化重整、乙烯裂解、加氢裂化以及煤高温炼焦等装置得到的c9+芳烃，所述的c9+馏分原料的馏程范围为140～220℃，所述的c9+馏分原料的铂-钴色号范围为不低于30。

将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，第一塔顶馏出物经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30kpa～70kpa，优选为40～60kpa，塔顶操作温度为80℃～110℃，优选为90～100℃，塔底操作温度为120～145℃，优选为130～140℃，回流比为1:4～25，优选为1：(10～17)。

将所述第一塔底馏出物自中部进料在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，第二塔顶馏出物经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂。

所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为20kpa～70kpa，优选为30～60kpa，塔顶操作温度为110℃～140℃，优选为120～130℃，塔底操作温度为140～170℃，优选为150～160℃，回流比为1：(5～10)，优选为1：(6～9)。

在本发明的一些具体实施方式中，将重芳烃或富芳烃轻质蜡油与所述第一塔底馏出物混合后的混合物自所述第二蒸馏塔塔中部设置的第一塔底馏出物入口进料，在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物和第二塔底馏出物，第二塔顶馏出物经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂。

所述重芳烃或富芳烃轻质蜡油的来源为重整装置的c10+重芳烃、富芳烃轻质蜡油、加氢重汽油的一种或多种物料的混合物。

将所述第二塔底馏出物自中部进料在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物，第三塔顶馏出物经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂。第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分，引出其他装置原料。

所述第三精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为5kpa～40kpa，优选为15～30kpa，塔顶操作温度为100℃～120℃，优选为105～115℃，塔底操作温度为140～170℃，优选为150～160℃，回流比为1:(10～20)，优选为1：(13～17)。

本发明宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，通过将c9+馏分原料导入第一精馏塔内进行精馏脱除轻组分，再通过第二精馏塔将第一溶剂产品与第二溶剂粗产品进行分离，最后通过第三精馏塔将第二溶剂产品与有色重组分进行分离，同时，精确控制各级蒸馏塔的精馏的操作压力、温度和回流比，这样能够大幅拓宽所得第一芳烃溶剂的馏程，还能有效确保第二芳烃溶剂的色度，而且进行的各步骤均为精馏步骤，无废料排出，工艺环保无污染。

另外，本发明提供的生产方法还具有以下有益效果：

(1)本发明提供的生产方法原料适应性强，可以适用于馏程波动变化范围很大的原料，生产工艺灵活，目标产品收率高；

(2)针对宽流程范围的原料，装置工艺流程调整快速且准确；

(3)针对高色度原料，工艺可行且安全可靠。

为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明提供的宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统和生产方法进行说明，本发明的保护范围不受以下实施例的限制。

实施例1

宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统包括：

第一精馏塔，所述第一精馏塔塔中部设置有c9+馏分原料入口，所述第一精馏塔塔顶设置有第一塔顶馏出物出口，所述第一精馏塔塔底设置有第一塔底馏出物出口；

所述第一塔顶馏出物出口依次连接第一冷凝器和第一回流罐，所述第一回流罐设置有第一物料出口，所述第一物料出口处设置有第一三通阀，所述第一三通阀一端连接有与所述第一精馏塔相连的管道，另一端连接引出高辛烷值调油组分的管道。

第二精馏塔，所述第二蒸馏塔塔中部设置有第一塔底馏出物入口，所述第二精馏塔塔顶设置有第二塔顶馏出物出口，所述第二精馏塔塔底设置有第二塔底馏出物出口；

所述第二塔顶馏出物出口依次连接第二冷凝器和第二回流罐，所述第二回流罐设置有第二物料出口，所述第二物料出口处设置有第二三通阀，所述第二三通阀一端连接有与所述第二精馏塔相连的管道，另一端连接引出宽馏程第一高沸点芳烃溶剂的管道。

第三精馏塔，所述第三蒸馏塔塔中部设置有第二塔底馏出物入口，所述第三精馏塔塔顶设置有第三塔顶馏出物出口，所述第三精馏塔塔底设置有第三塔底馏出物出口。

所述第三塔顶馏出物出口依次连接第三冷凝器和第三回流罐，所述第三回流罐设置有第三物料出口，所述第三物料出口处设置有第三三通阀，所述第三三通阀一端连接有与所述第三精馏塔相连的管道，另一端连接引出低色度第二高沸点芳烃溶剂的管道。

所述第三塔底馏出物出口连接催化裂化装置、催化柴油裂解装置、蜡油加氢装置或汽柴油加氢装置中的一种。

所述第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔的塔底分别连接有第一塔底再沸器、第二塔底再沸器和第三塔底再沸器。

所述第一精馏塔、第二精馏塔和第三精馏塔为填料塔，所述填料塔中的填料种类sp系列规整填料。

所述第一回流罐、第二回流罐和第三回流罐与干式真空泵相连。

实施例2

一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，在减压条件下使用精馏工艺进行生产。

其具体步骤为：

(1)将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，其经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

(2)将所述第一精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，其经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂；

(3)将所述第二精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物，其经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂。第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分，引出其他装置原料。

所述的精馏塔塔内件均为规整填料。

步骤(1)中所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为35±5kpa，塔顶操作温度为100±5℃，塔底操作温度为130±5℃，回流比为(10～12):1

步骤(2)中所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30±5kpa，塔顶操作温度为120±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(0.5～3)：1。

步骤(3)中所述第三精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为10±5kpa，塔顶操作温度为110±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(1～6)：1。

对上述步骤得到的产物进行性能测定，结果见表1

表1原料和产物性能测定结果

实施例3

一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，在减压条件下使用精馏工艺进行生产。

其具体步骤为：

(1)将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，其经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

(2)将所述第一精馏塔的塔底馏出物与自重整装置来的c10+重芳烃的充分混合后进入所述第二精馏塔的中部，在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，其经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂；

其中，所述宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统中，在所述第一塔底馏出物出口与第一塔底馏出物入口的连接管道间开设有三通，所述三通的一端与第一塔底馏出物出口相连，所述三通的另一端与第一塔底馏出物入口相连，所述三通的第三端与重芳烃或富芳烃轻质蜡油入口相连。这样使第一塔底馏出物与重芳烃或富芳烃轻质蜡油混合后再进入第二精馏塔。

(3)将所述第二精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物，其经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂。第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分，引出其他装置原料。

所述的精馏塔塔内件均为规整填料。

步骤(1)中所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30±5kpa，塔顶操作温度为98±5℃，塔底操作温度为135±5℃，回流比为(15～17)：1。

步骤(2)中所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30±5kpa，塔顶操作温度为120±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(0.5～2.5)：1。

步骤(3)中所述第三精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为10±5kpa，塔顶操作温度为110±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(1～5)：1。

对上述步骤得到的产物进行性能测定，结果见表2

表2原料和产物性能测定结果

实施例4

一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，在减压条件下使用精馏工艺进行生产。

其具体步骤为：

(1)将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，其经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

(2)将所述第一精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，其经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂；

(3)将所述第二精馏塔的塔底馏出物与自汽油加氢装置来的加氢重汽油充分混合后自中部进料，在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物，其经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂。第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分，引出其他装置。

其中，所述宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产系统中，在所述第二塔底馏出物出口与第二塔底馏出物入口的连接管道间开设有三通，所述三通的一端与第二塔底馏出物出口相连，所述三通的另一端与第二塔底馏出物入口相连，所述三通的第三端与加氢重汽油入口相连。这样使第二塔底馏出物与加氢重汽油混合后再进入第三精馏塔。

所述的精馏塔塔内件均为规整填料。

步骤(1)中所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30±5kpa，塔顶操作温度为98±5℃，塔底操作温度为135±5℃，回流比为(10～20)：1。

步骤(2)中所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为30±5kpa，塔顶操作温度为120±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(1～10)：1。

步骤(3)中所述第三精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为10±5kpa，塔顶操作温度为110±5℃，塔底操作温度为155±5℃，回流比为(1～6)：1。

对上述步骤得到的产物进行性能测定，结果见表3

表3原料和产物性能测定结果

对比例1

生产系统参见图2，图2为对比例1提供的高沸点芳烃溶剂的生产系统的结构示意图。具体包括：

第一精馏塔，所述第一精馏塔塔中部设置有c9+馏分原料入口，所述第一精馏塔塔顶设置有第一塔顶馏出物出口，所述第一精馏塔塔底设置有第一塔底馏出物出口；

所述第一塔顶馏出物出口依次连接第一冷凝器和第一回流罐，所述第一回流罐设置有第一物料出口，所述第一物料出口处设置有第一三通阀，所述第一三通阀一端连接有与所述第一精馏塔相连的管道，另一端连接引出高辛烷值调油组分的管道。

第二精馏塔，所述第二蒸馏塔塔中部设置有第一塔底馏出物入口，所述第二精馏塔塔顶设置有第二塔顶馏出物出口，所述第二精馏塔塔底设置有第二塔底馏出物出口；

所述第二塔顶馏出物出口依次连接第二冷凝器和第二回流罐，所述第二回流罐设置有第二物料出口，所述第二物料出口处设置有第二三通阀，所述第二三通阀一端连接有与所述第二精馏塔相连的管道，另一端连接引出第一高沸点芳烃溶剂的管道。

所述第一精馏塔和第二精馏塔的塔底分别连接有第一塔底再沸器和第二塔底再沸器。

所述第一精馏塔和第二精馏塔为填料塔，所述填料塔中的填料种类sp系列规整填料。

所述第一回流罐、第二回流罐和第三回流罐与干式真空泵相连。

对比例2

选用对比例1提供的装置

(1)将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，其经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

(2)将所述第一精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，其经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为第一高沸点芳烃溶剂，第二精馏塔塔底馏出物为第二高沸点芳烃溶剂。

步骤(1)中所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为40±1kpa，塔顶操作温度为101±1℃，塔底操作温度为128±1℃，回流比为6：1。

步骤(2)中所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为40±1kpa，塔顶操作温度为128±1℃，塔底操作温度为172±1℃，回流比为8：1。

对上述步骤得到的产物进行性能测定，结果见表4

表4产物性能测定结果

对比例3

一种宽馏程低色度高沸点芳烃溶剂的生产方法，在减压条件下使用精馏工艺进行生产，选用实施例1提供的装置进行生产。

其具体步骤为：

(1)将c9+馏分原料自中部进料在第一精馏塔内进行精馏分离得第一塔顶馏出物，其经与所述第一精馏塔塔顶相连通的第一冷凝器冷凝后进入与所述第一冷凝器相连通的第一回流罐，引出为高辛烷值调油组分；

(2)将所述第一精馏塔的塔底馏出物自中部进料在第二精馏塔内进行精馏分离得第二塔顶馏出物，其经与所述第二精馏塔塔顶相连通的第二冷凝器冷凝后进入与所述第二冷凝器相连通的第二回流罐，引出为宽馏程第一高沸点芳烃溶剂；

(3)将所述第二精馏塔的塔底馏出物与自其它装置来的重芳烃或富芳烃轻质蜡油的来源为重整装置c10+重芳烃、富芳烃轻质蜡油、加氢重汽油等一种或多种物料的充分混合后自中部进料，在第三精馏塔内进行精馏分离得第三塔顶馏出物，其经与所述第三精馏塔塔顶相连通的第三冷凝器冷凝后进入与所述第三冷凝器相连通的第三回流罐，引出为低色度第二高沸点芳烃溶剂。第三精馏塔塔底馏出物为有色重组分，引出其他装置原料。

步骤(1)中所述第一精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为28±1kpa，塔顶操作温度为98±1℃，塔底操作温度为127±1℃，回流比为27：1。

步骤(2)中所述第二精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为41±1kpa，塔顶操作温度为125±1℃，塔底操作温度为151±1℃，回流比为8：1。

步骤(3)中所述第三精馏塔的精馏条件为：塔顶绝对压力为45±1kpa，塔顶操作温度为136±1℃，塔底操作温度为155±1℃，回流比为2：1。

对上述步骤得到的产物进行性能测定，结果见表5

表5产物性能测定结果

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。