一种催化裂化汽油脱硫方法及装置制造方法
【专利摘要】本发明涉及一种用于炼油企业及化工行业脱除催化裂化汽油中含硫化合物的催化裂化汽油脱硫方法及装置。它能克服萃取脱硫方法油品收率低及萃取精馏脱硫能耗高的缺陷。其技术方案：该方法是采用多级萃取蒸馏脱硫，以二级萃取蒸馏脱硫为例，先将催化裂化汽油从入口管输入第一萃取蒸馏塔下部，将脱硫溶剂用输送泵输入第一萃取蒸馏塔上部，逆流接触萃取蒸馏脱硫；上步混合物输入第二萃取蒸馏塔，从第一、二萃取蒸馏塔顶部输出组分混合经冷凝由脱硫产品出口管输出成品油；脱硫溶剂富液从第二萃取蒸馏塔底输出，再从溶剂再生塔上部输入，干燥氮气从溶剂再生塔下部输入，再生后的脱硫溶剂从塔底输出循环使用。本方法工艺流程简单、投资低、能耗低，用于生产国Ⅳ或国Ⅴ标准的车用汽油。
【专利说明】一种催化裂化汽油脱硫方法及装置
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种用于炼油企业及化工行业将萃取脱硫方法和蒸馏技术耦联起来以脱除催化裂化汽油中含硫化合物的催化裂化汽油脱硫方法及装置。
【背景技术】
[0002]汽车尾气造成的大气污染问题越来越引起人们的关注，我国要求近几年全国车用汽油硫含量必须降至50μ g/g以下(国IV标准)，甚至硫含量降至10μ g/g以下(国V标准)。催化裂化汽油中的含硫化物主要以硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩类硫化物四种形式存在:硫醇、硫醚和二硫化物主要存在于轻组分中，占总硫的40% ;噻吩类硫化物主要存在于重组分中，占总硫的60%以上。汽油中存在含硫化物会导致汽车尾气转化器中的催化剂中毒、汽油氧化安定性变差，加速发动机的腐蚀和磨损，燃烧后生成的含氧化物是大气污染的主要来源。
[0003]目前，加氢脱硫技术(HDS)在工业上应用最为广泛，该技术可以通过调整加氢深度满足精制油硫含量要求。然而加氢脱硫需要高温高压(200°C以上、5.0~10.0MPa)的操作条件，烯烃易被加氢饱和，辛烷值损失严重，消耗大量氢气，增加了投资和操作成本。现有的非加氢脱硫技术主要有吸附脱硫、萃取脱硫、氧化脱硫，烷基化脱硫，生物脱硫等。非加氢脱硫技术具有操作条件缓和、工艺流程简单以及成本低的优点，但很多非加氢脱硫技术还处在实验研究阶段，要实现工业化还需要进行大量研究。吸附脱硫和萃取脱硫很难脱除噻吩类硫化物，油品收率低；氧化脱硫和烷基化脱硫可脱除噻吩类硫化物，但脱硫选择性差，含硫废物处理难，由于使用强酸以及强氧化剂，存在安全隐患；生物脱硫方法脱硫效果好，但脱硫菌种培养难。因此，开发脱硫条件缓和、投资操作费用低的非加氢脱硫技术或与催化汽油加氢脱硫相结合的组合工艺成为炼油企业的目标。
[0004]文献[梅真，申兴海，凌昊，等.催化裂化汽油萃取蒸馏脱硫的研究.石化技术与应用，2010，28(3):185-189]对催化裂化汽油进行切割(切割点140°C)，以二甲基甲酰胺为脱硫溶剂，以所得轻组分为原料，在总塔板数17块、萃取剂进料位置第六块塔板、汽油进料位置第十一块塔板、回流比1.0、萃取剂与原料油的质量比为1.0以及塔顶温度约60°C的条件下进行萃取精馏脱硫，催化裂化轻汽油硫含量从234 μ g/g降至48 μ g/g,脱硫率79.49%,收率60.80%，脱硫产品达到欧IV汽油排放标准。文献[申兴海，沈海涛，沈本贤，等.FCC汽油萃取蒸馏脱硫效果.华东理工大学学报(自然科学版)，2011，37 (4):416-423]在连续萃取精馏小试装置上，以N-甲酰吗啉为脱硫溶剂，在回流比1、剂油体积比0.7、塔釜温度160°C的条件下，催化裂化汽油硫含量从190mg/L降至26mg/L，总脱硫率86.30%,收率64.18%，脱硫产品达到欧IV汽油排放标准。族组分分析结果都表明，萃取精馏过程能有效地将大部分高辛烷值的烯烃组分转移到低硫产品中，可作为优良高辛烷值汽油调和组分。萃取精馏脱硫方法油品脱硫率高，但此方法存在收率低、需要回流操作、能耗高以及萃取精馏塔内部结构复杂等问题。
【发明内容】
[0005]本发明的目的是针对萃取脱硫方法油品收率低以及萃取精馏脱硫能耗高的缺陷，特提供一种催化裂化汽油脱硫方法及装置。
[0006]为达到上述目的，本发明采用以下技术方案:一种催化裂化汽油脱硫方法，是采用多级萃取蒸馏脱硫，现以二级萃取蒸馏脱硫为例，先将催化裂化汽油(常温、常压)从催化裂化汽油入口管I经第一流量计2从第一萃取蒸馏塔3下部输入塔内，保持操作压力(绝对压力)0.14-0.20MPa，塔底温度为70-155°C，塔顶温度为50-89°C ;同时将脱硫溶剂存储罐
(22)中的脱硫溶剂用输送泵24经第六流量计25从第一萃取蒸馏塔3上部输入塔内，催化裂化汽油与脱硫溶剂在第一萃取蒸馏塔3内逆流接触进行萃取蒸馏脱硫，脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比为0.8-2.5，进料空速0.5-4.0tT1 ;催化裂化重组分和含硫脱硫溶剂从第一萃取蒸馏塔3底部输出，进入第二萃取蒸馏塔4下部，保持第二萃取蒸馏塔4内操作压力(绝对压力)0.10-0.15MPa，塔底温度为100_180°C，塔顶温度为90_128°C;再将从第一萃取蒸馏塔3和第二萃取蒸馏塔4顶部输出组分混合经第一换热器5冷凝成35°C以下的液态，经第二流量计9由脱硫产品出口管14输出成品油；然后将脱硫溶剂富液从第二萃取蒸馏塔4底部输出，经第二换热器6冷却到80-140°C，输入溶剂再生塔7，溶剂再生塔7操作温度为80-140°C，操作压力(绝对压力)0.08-0.lOMPa，将干燥氮气由氮气入口管18经氮气鼓风机19升压后从溶剂再生塔7下部以120h-1~200h-1的体积空速输入，在塔内氮气与脱硫溶剂富液进行逆流接触气提再生，再生后的脱硫溶剂从溶剂再生塔7底部输出，经第四换热器21冷却到30-40°C，再经第五流量计23输入脱硫溶剂存储罐22循环使用；气提后的富硫氮气经第三换热器8冷却到40-60°C，进入缓冲罐10，富硫氮气夹带出的脱硫溶剂从缓冲罐10底部输入溶剂再生塔7上部；富硫氮气从水洗塔11下部输入，水洗塔11操作温度为35-40°C，操作压力(绝对压力)0.06-0.08MPa,富硫氮气体积空速为150h-1~250h-1输入，水由水入口管15经第三流量计13从水洗塔11上部输入，在塔内富硫氮气与水进行逆流接触；含有少量水的氮气从水洗塔11顶部输出进入聚结过滤器12，聚结过滤器12操作温度为30-35°C，脱水氮气由出口管输入氮气入口管18，循环使用；最后将含硫化物从水洗塔11中部抽出，经第四流量计17由含硫化物出口管16送去加氢脱硫装置，下层水留在水洗塔11中。
[0007]上述多级萃取蒸馏脱硫是指设置一个蒸馏塔为一级萃取蒸馏脱硫，设置三个蒸馏塔为三级萃取蒸馏脱硫，类似有四级萃取蒸馏脱硫、五级萃取蒸馏脱硫、六级萃取蒸馏脱硫O
[0008]上述脱硫方法所用的催化裂化汽油是指催化裂化轻汽油和催化裂化全馏分汽油，催化裂化轻汽油是在对全馏分汽油进行蒸馏切割得到。上述脱硫方法的脱硫溶剂是用N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、聚乙二醇400、乙二醇、丙三醇、聚乙二醇二甲醚中的一种或2-6种的混合物。
[0009]以催化裂化汽油二级萃取蒸馏脱硫为例，其脱硫装置是由换热器、流量计、缓冲罐、溶剂再生塔、氮气鼓风机、输送泵、脱硫溶剂存储罐、萃取蒸馏塔和聚结过滤器组成，其特征是:催化裂化汽油入口管用管线联接第一流量计进口处，第一流量计出口处用管线联接第一萃取蒸馏塔下部进口处，第一萃取蒸馏塔顶部出口处用管线联接第一换热器进口处，第一换热器出口处用管线联接第二流量计入口处，第二流量计出口处用管线联接脱硫产口出口管；脱硫溶剂入口管用管线联接脱硫溶剂存储罐入口处，脱硫溶剂存储罐出口处用管线联接输送泵、再串联第六流量计，第六流量计出口处用管线联接在第一萃取蒸馏塔上部进口处；第一萃取蒸馏塔底部出口处用管线联接第二萃取蒸馏塔下部进口处，第二萃取蒸馏塔顶部出口处用管线联接第一换热器进口下，第一换热器出口下联接第二流量计再联接脱硫产品出口管；第二萃取蒸馏塔底部出口处用管线联接第二换热器进口处，第二换热器出口处联接溶剂再生塔上部入口处，氮气入口管联接氮气鼓风机，氮气鼓风机出口处用管线联接溶剂再生塔下部入口处，溶剂再生塔底部出口处用管线联接第四换热器、再串联第五流量计，第五流量计出口处用管线并联接脱硫溶剂存储罐顶部入口处及脱硫溶剂存储罐出口管线；溶剂再生塔顶部用管线联接第三换热器再联接缓冲罐中部进口处，缓冲罐底部用管线联接溶剂再生塔上部入口处；缓冲罐顶部出口处用管线联接水洗塔下部入口处，水入口管串联第三流量计，第三流量计出口处用管线联接水洗塔上部入口处；水洗塔顶部出口处用管线联接聚结过滤器、再接氮气鼓风机；水洗塔中部出口处用管线串联第四流量计，其出口用管线联接含硫化物出口管。
[0010]本发明与现有脱硫方法比较具有以下有益结果:(1)多级萃取蒸馏脱硫属于物理分离过程，该方法采用结构简单的蒸馏塔代替结构复杂的精馏塔，工艺流程简单，投资低；(2)不使用强氧化剂和空气氧化，生产过程安全易控，无三废排放；(3)过程在低温度低压力(常压、200°C以下)条件下操作，无需回流，能耗低；(4)辛烷值损失低、操作弹性大、脱硫率和收率高，可处理较宽范围硫含量催化裂化汽油；(5)与加氢相结合的组合工艺，可以大大降低氢气负荷、生产成本和操作费用，可用于生产硫含量满足国IV甚至国V标准的车用汽油。
【专利附图】
【附图说明】
[0011]附图为本发明二级萃取蒸馏脱硫装置的结构示意图。
[0012]图中:1.催化裂化汽油入口管；2.第一流量计；3.第一萃取蒸馏塔；4.第二萃取蒸馏塔；5.第一换热器；6.第二换热器；7.溶剂再生塔；8.第三换热器；9.第二流量计；10.缓冲罐；11.水洗塔；12.聚结过滤器；13.第三流量计；14.脱硫产品出口管；15.水入口管；16.含硫化物出口管；17.第四流量计；18.氮气入口管；19.氮气鼓风机；20.脱硫溶剂入口管；21.第四换热器；22.脱硫溶剂存储罐；23.第五流量计；24.输送泵；25.第六流量计。
[0013]定义两个概念:
[0014]脱硫率:(原料油中的硫含量-脱硫后的硫含量)/原料油中的硫含量X 100%
[0015]质量收率:(原料油质量-溶剂增量)/原料油质量X 100%
【具体实施方式】
[0016]以下结合具体实施例进一步说明本发明的实现，以更好的理解本发明的技术特点和有益效果，但不对本发明的可实施范围构成限制。
[0017]实施例1
[0018]催化裂化轻汽油原料硫含量为14.3μg/g，馏程56-7(rC，脱硫溶剂用 N-甲酰吗啉，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.5h-1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度80°C、塔顶温度70°C、操作压力0.14MPa，再生塔操作温度80°C、操作压力0.lOMPa、氮气体积空速UOtT1，水洗塔操作温度35°C、操作压力即绝对压力
0.08MPa、富硫氮气体积空速ΙδΟΙ1，聚结过滤器操作温度30°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至2.0 μ g/g,脱硫率为86.0%，质量收率为99.12%。
[0019]实施例2 [0020]催化裂化轻汽油硫含量306.2 μ g/g,馏程34_90°C，脱硫溶剂用N-甲基吡咯烷酮，进行三级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.211，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.5，第一萃取蒸馏塔塔底温度70°C、塔顶温度54°C、操作压力0.20MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度110°C、塔顶温度72°C、操作压力0.16MPa，第三萃取蒸馏塔塔底温度160°C、塔顶温度88°C、操作压力0.12MPa，再生塔操作温度125°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速ΠΟΙ1，水洗塔操作温度36°C、操作压力即绝对压力0.70MPa、富硫氮气体积空速ΠΟΙ1，聚结过滤器操作温度31°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至23.0μ g/g，脱硫率为92.49%，油品收率 99.00%ο
[0021]实施例3
[0022]催化裂化轻汽油原料硫含量为221.1μ g/g，馏程42-90°C，脱硫溶剂用复合溶剂，其中N-甲酰吗啉占总体积的80%、丙三醇占总体积的20%，进行二级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.411，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度85°C、塔顶温度65°C、操作压力0.18MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度165°C、塔顶温度90°C、操作压力0.12MPa，再生塔操作温度100°C，操作压力0.08MPa、氮气空速体积空速ΙδΟΙ1，水洗塔操作温度40°C、操作压力即绝对压力0.06MPa、富硫氮气体积空速ΠΟΙ1，聚结过滤器操作温度35°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至45.0 μ g/g,脱硫率为79.64%，质量收率为99.25%。
[0023]实施例4
[0024]催化裂化汽油硫含量50.0 μ g/g,馏程40_160°C，脱硫溶剂用-甲酰吗啉，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速2.0r1,脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比2.0,第一萃取蒸馏塔塔底温度195°C、塔顶温度159°C、操作压力0.15MPa，再生塔操作温度120°C，操作压力
0.lOMPa、氮气空速体积空速ΠΟΙ1，水洗塔操作温度35°C、操作压力即绝对压力0.80MPa、富硫氮气体积空速19511，聚结过滤器操作温度31°C，精制后的催化裂化汽油硫含量降至
17.3 μ g/g,脱硫率为65.40%，油品收率99.00%。
[0025]实施例5
[0026]催化裂化轻汽油硫含量270.6 μ g/g,馏程34-75°C，脱硫溶剂用N-甲酰吗啉，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速2.511，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比2.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度105°C、塔顶温度75°C、操作压力0.16MPa，再生塔操作温度110°C，操作压力0.08MPa、氮气空速体积空速lSOtT1，水洗塔操作温度37°C、操作压力即绝对压力
0.06MPa、富硫氮气体积空速21(?-1,聚结过滤器操作温度30°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至98.5 μ g/g,脱硫率为63.60%，油品收率99.23%。
[0027]实施例6
[0028]催化裂化轻汽油硫含量114.0 μ g/g,馏程33_126°C，脱硫溶剂用聚乙二醇400，进行二级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速0.Sh-1,脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比0.8，第一萃取蒸馏塔塔底温度10(TC、塔顶温度66°C、操作压力0.17MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度180°C、塔顶温度120°C、操作压力0.12MPa，再生塔操作温度110°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速20(?-1,水洗塔操作温度37°C、操作压力即绝对压力0.07MPa、富硫氮气体积空速2501^，聚结过滤器操作温度32°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至27.8μ g/g，脱硫率为95.61%，质量收率为97.85%。
[0029]实施例7
[0030]催化裂化轻汽油硫含量114.0μ g/g，馏程33-126°C，脱硫溶剂用乙二醇，进行二级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速3.51 1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.0,第一萃取蒸馏塔塔底温度100°C、塔顶温度70°C、操作压力0.18MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度170°C、塔顶温度124°C、操作压力0.13MPa，再生塔操作温度130°C，操作压力0.9MPa、氮气空速体积空速lSOtT1，水洗塔操作温度37°C、操作压力即绝对压力0.07MPa、富硫氮气体积空速2101^，聚结过滤器操`作温度33°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至59.8μ g/g，脱硫率为47.54%，质量收率为98.25%。
[0031]实施例8
[0032]催化裂化汽油硫含量56.3 μ g/g,馏程56_196°C，脱硫溶剂用N-甲酰吗啉，进行二级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.81 1，脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比1.9，第一萃取蒸馏塔塔底温度100°C、塔顶温度68°C、操作压力0.16MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度200°C、塔顶温度190°C、操作压力0.14MPa，再生塔操作温度120°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速HOtT1，水洗塔操作温度35°C、操作压力即绝对压力0.70MPa、富硫氮气体积空速2101 1，聚结过滤器操作温度32°C，精制后的催化裂化汽油硫含量降至30.0μ g/g，脱硫率为46.72%，油品收率99.00%ο
[0033]实施例9
[0034]催化裂化轻汽油硫含量306.2 μ g/g,馏程34_90°C，脱硫溶剂用N-甲基吡咯烷酮，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速0.51 1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比2.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度155°C、塔顶温度89°C、操作压力0.16MPa，再生塔操作温度130°C，操作压力0.lOMPa、氮气空速体积空速1901^，水洗塔操作温度39°C、操作压力即绝对压力
0.70MPa、富硫氮气体积空速2101^，聚结过滤器操作温度34°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至73.5 μ g/g,脱硫率为75.00%，油品收率99.36%。
[0035]实施例10
[0036]催化裂化轻汽油原料硫含量为183.5μ g/g，馏程42-70°C，脱硫溶剂用复合溶剂，其中N-甲基吡咯烷酮占总体积的40%、N-甲酰吗啉占总体积的40%以及乙二醇占总体积的20%，进料体积空速1.61 1，进行一级萃取蒸馏脱硫，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比
1.5，第一萃取蒸馏塔塔底温度85°C、塔顶温度70°C、操作压力0.15MPa，再生塔操作温度80°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速1551 1，水洗塔操作温度36°C、操作压力即绝对压力0.08MPa、富硫氮气体积空速ΠΟΙ 1，聚结过滤器操作温度33°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至32.0 μ g/g,脱硫率为82.56%，质量收率为99.04%。
[0037]实施例11
[0038]催化裂化轻汽油硫含量114.0 μ g/g，馏程33-126°C，脱硫溶剂用聚乙二醇二甲醚，进行四级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.71 1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.2，第一萃取蒸馏塔塔底温度70°C、塔顶温度50°C、操作压力0.20MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度10(TC、塔顶温度65°C、操作压力0.17MPa，第三萃取蒸馏塔塔底温度140°C、塔顶温度70°C、操作压力0.14MPa，第四萃取蒸馏塔塔底温度175°C、塔顶温度120°C、操作压力0.12MPa，再生塔操作温度100°C，操作压力0.08MPa、氮气空速体积空速180h-1，水洗塔操作温度35°C、操作压力即绝对压力0.60MPa、富硫氮气体积空速200h-1，聚结过滤器操作温度32°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至24.2μ g/g，脱硫率为78.77%，油品收率99.23%。
[0039]实施例12
[0040]催化裂化汽油硫含量50.0 μ g/g,馏程40_160°C，脱硫溶剂用N-甲基吡咯烷酮，进行三级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.6h-1，脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比1.6，第一萃取蒸馏塔塔底温度70°C、塔顶温度50°C、操作压力0.18MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度110°C、塔顶温度68°C、操作压力0.15MPa，第三萃取蒸馏塔塔底温度188°C、塔顶温度155°C、操作压力0.llMPa，再生塔操作温度125°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速175h-1，水洗塔操作温度35°C、操作压力即绝对压力0.60MPa、富硫氮气体积空速215h-1，聚结过滤器操作温度32°C，精制后的催化裂化汽油硫含量降至5.7μ g/g，脱硫率为88.60%,油品收率99.02%。
[0041]实施例13
[0042]催化裂化汽油硫含量454.9 μ g/g,馏程42-194°C，脱硫溶剂用N-甲酰吗啉，进行三级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速0.61h-1，脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比1.5，第一萃取蒸馏塔塔底温度70°C、塔顶温度50°C、操作压力0.20MPa,第二萃取蒸馏塔塔底温度110°C、塔顶75 °C、操作压力0.15MPa，第三萃取蒸馏塔塔底温度215 °C、塔顶温度188°C、操作压力0.lOMPa，再生塔操作温度140°C，操作压力0.08MPa、氮气空速体积空速185h-1，水洗塔操作温度34°C、操作压力即绝对压力为0.60MPa、富硫氮气体积空速235h-1，聚结过滤器操作温度30°C，精制后的催化裂化汽油硫含量降至185.5 μ g/g，脱硫率为59.22%，油品收率98.00%ο
[0043]实施例14
[0044]催化裂化轻汽油硫含量306.2 μ g/g,馏程34_90°C，脱硫溶剂用复合溶剂，其中N-甲基吡咯烷酮占总体积的80%、乙二醇占总体积的20%，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.4h-1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比2.5，第一萃取蒸馏塔塔底温度155°C、塔顶温度89°C、操作压力0.16MPa，再生塔操作温度130°C，操作压力0.lOMPa、氮气空速体积空速WOh—1，水洗塔操作温度39°C、操作压力即绝对压力0.80MPa、富硫氮气体积空速210h-1，聚结过滤器操作温度34°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至53.5μ g/g，脱硫率为82.53%，油品收率99.16%。
[0045]实施例15
[0046]催化裂化轻汽油原料硫含量为183.5 μ g/g,馏程42_70°C，脱硫溶剂用N-甲酰吗啉，进行一级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.2h-1，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比1.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度85°C、塔顶温度70°C、操作压力0.15MPa，再生塔操作温度80°C，操作压力0.09MPa、氮气空速体积空速155h-1，水洗塔操作温度36°C、操作压力即绝对压力
0.08MPa、富硫氮气体积空速170h-1，聚结过滤器操作温度33°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至50.1 μ g/g，脱硫率为72.67%，质量收率为99.34%。
[0047]实施例16
[0048]催化裂化轻汽油硫含量114.0 μ g/g,馏程33-126°C，脱硫溶剂用复合脱硫溶剂，其中N-甲基吡咯烷酮占总体积的78%、N-甲酰吗啉占总体积的14%、乙二醇占总体积的2%、丙三醇占总体积的2%、聚乙二醇400占总体积的2%、聚乙二醇二甲醚占总体积的2%，进行二级萃取蒸馏脱硫，进料体积空速1.511，脱硫溶剂与催化裂化轻汽油体积比2.0，第一萃取蒸馏塔塔底温度10(TC、塔顶温度70°C、操作压力0.18MPa，第二萃取蒸馏塔塔底温度180°C、塔顶温度128°C、操作压力0.13MPa，再生塔操作温度140°C，操作压力0.9MPa、氮气空速体积空速lSOtT1，水洗塔操作温度37°C、操作压力即绝对压力为0.07MPa、富硫氮气体积空速2001!'聚结过滤器操作温度33°C，精制后的催化裂化轻汽油硫含量降至28.8μ g/g，脱硫率为74.74%，质量收率 为99.25%。
【权利要求】
1.一种催化裂化汽油脱硫方法，其特征在于:本方法是采用多级萃取蒸馏脱硫，以二级萃取蒸馏脱硫为例，先将催化裂化汽油经催化裂化汽油入口管(I)从第一萃取蒸馏塔(3)下部输入塔内，保持操作压力即绝对压力为0.14-0.20MPa，塔底温度为70_155°C，塔顶温度为50-89°C ;同时将脱硫溶剂存储罐(22)中的脱硫溶剂用输送泵(24)从第一萃取蒸馏塔(3)上部输入塔内，催化裂化汽油与脱硫溶剂在第一萃取蒸馏塔(3)内逆流接触进行萃取蒸馏脱硫，萃取脱硫溶剂与催化裂化汽油体积比为0.8-2.5，进料空速0.5-4.0r1 ；催化裂化重组分和含硫脱硫溶剂从第一萃取蒸馏塔(3)底部输出，进入第二萃取蒸馏塔(4)下部，保持第二萃取蒸馏塔(4)内操作压力即绝对压力为0.10-0.15MPa，塔底温度为100-18(TC，塔顶温度为90-128°C ;再将从第一萃取蒸馏塔(3)和第二萃取蒸馏塔(4)顶部输出组分混合经第一换热器(5)冷凝成35°C以下的液态，由脱硫产品出口管(14)输出成品油；然后将脱硫溶剂富液从第二萃取蒸馏塔(4)底部输出，经第二换热器(6)冷却到80-140°C，输入溶剂再生塔(7)，溶剂再生塔(7)操作温度为80-140°C，操作压力即绝对压力为0.08-0.lOMPa，将干燥氮气由氮气入口管(18)经氮气鼓风机(19)升压后从溶剂再生塔(7)下部以120H-1~20(?-1的体积空速输入，在塔内氮气与脱硫溶剂富液进行逆流接触气提再生；再生后的脱硫溶剂从溶剂再生塔(7)底部输出，经第四换热器(21)冷却到30-400C，输入脱硫溶剂存储罐(22)循环使用；气提出的富硫氮气经第三换热器(8)冷却到40-60°C，进入缓冲罐(10)，富硫氮气夹带出的脱硫溶剂从缓冲罐(10)底部输入溶剂再生塔(7)上部；富硫氮气从水洗塔(11)下部输入，水洗塔(11)操作温度为35-40°C，操作压力即绝对压力为0.06-0.08MPa，富硫氮气体积空速为150H-1~2501H-1输入，水由水入口管(15)从水洗塔(11)上部输入，在塔内富硫氮气与水进行逆流接触；含有少量水的氮气从水洗塔(11)顶部输出进入聚结过滤器(12)，聚结过滤器(12)操作温度为30-35°C，脱水氮气由出口管输入氮气入口管(18)循环使用；最后将含硫化物从水洗塔(11)中部抽出由含硫化物出口管(16 )送去加氢脱硫装置，下层水留在水洗塔(11)中。
2.按照权利要求1所述的脱硫方法，其特征是:所述多级萃取蒸馏脱硫是指设置一个蒸馏塔为一级萃取蒸馏脱硫，设置三个蒸馏塔为三级萃取蒸馏脱硫，类似有四级萃取蒸馏脱硫、五级萃取蒸馏脱硫、六级萃取蒸馏脱硫。
3.按照权利要求1所述的脱硫方法，其特征是:所述的催化裂化汽油是指催化裂化轻汽油和催化裂化全馏分汽油，催化裂化轻汽油是对全馏分汽油进行蒸馏切割得到。
4.按照权利要求1所述的脱硫方法，其特征是:所述的脱硫溶剂是用N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、聚乙二醇400、乙二醇、丙三醇、聚乙二醇二甲醚中的一种或2-6种的混合物。
5.一种如权利要求1所述脱硫方法使用的装置，是由换热器、流量计、缓冲罐、溶剂再生塔、氮气鼓风机、输送泵、脱硫溶剂存储罐、萃取蒸馏塔和聚结过滤器组成，其特征是:催化裂化汽油入口管(I)用管线联接第一流量计(2)进口处，第一流量计(2)出口处用管线联接第一萃取蒸馏塔(3)下部进口处，第一萃取蒸馏塔(3)顶部出口处用管线联接第一换热器(5 )进口处，第一换热器(5 )出口联接第二流量计(9 )，再联接脱硫产口出口管(14 );脱硫溶剂入口管(20)用管线联接脱硫溶剂存储罐(22)入口处，脱硫溶剂存储罐(22)出口处用管线联接输送泵(24)、再串联第六流量计(25)，第六流量计(25)出口管线联接在第一萃取蒸馏塔(3 )上部进口处；第一萃取蒸馏塔(3 )底部出口处用管线联接第二萃取蒸馏塔(4 )下部进口处，第二萃取蒸馏塔(4)顶部出口处用管线联接第一换热器(5)进口处，第一换热器(5)出口处联接第二流量计(9)，再联接脱硫产品出口管(14);第二萃取蒸馏塔(4)底部出口处用管线联接第二换热器(6)进口处，第二换热器(6)出口处联接溶剂再生塔(7)上部入口处，氮气入口管(18)联接氮气鼓风机(19)，氮气鼓风机(19)出口处用管线联接溶剂再生塔(7)下部入口处，溶剂再生塔(7)底部出口处联接第四换热器(21)、串联第五流量计(23)，第五流量计(23)出口处用管线并联接脱硫溶剂存储罐(22)顶部入口处及脱硫溶剂存储罐(22)出口管线；溶剂再生塔(7)顶部用管线联接第三热器(8)，再接缓冲罐(10)中部进口处，缓冲罐(10)底部用管线联接溶剂再生塔(7)上部入口处；缓冲罐(10)顶部出口处用管线联接水洗塔(11)下部入口处，水入口管(15)串联第三流量计(13)，第三流量计(13)出口处用管线联接水洗塔(11)上部入口处；水洗塔(11)顶部出口处用管线联接聚结过滤器(12)，聚结过滤器(12)再接氮气鼓风机(19);水洗塔(11)中部出口处用管线串联第四流量计(17)，其出口处用管线联接含硫化物出口管(16 )。
【文档编号】C10G53/04GK103468307SQ201310416658
【公开日】2013年12月25日 申请日期:2013年9月13日 优先权日:2013年9月13日
【发明者】唐晓东, 李晶晶, 温晓红, 卿大咏, 袁娇阳, 谯勤, 程瑾, 赵千舒 申请人:西南石油大学