一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法
【专利摘要】本发明提供一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其技术方案为：主要由进料泵（1）、换热器组（2）、循环氢压缩机（3）、新氢线（4）、脱轻烃塔（5）、加热炉（6）、预加氢反应器（7）、主加氢反应器（8）、吸附反应器（9）、第一脱芳反应器（10）、第二脱芳反应器（11）、高压分离器（12）、低压分离器（13）、戊烷精馏塔（14）、己烷精馏塔（15）、庚烷精馏塔一（16）、庚烷精馏塔二（17）、加氢尾油精馏塔（18）、异己烷精馏塔（19）、正己烷萃取精馏塔（20）、第一萃取剂回收塔（21）、甲基环戊烷精馏塔（22）、第二萃取剂回收塔（23）、苯精馏塔（24）、第一萃取剂再生蒸发器（25）和第二萃取剂再生蒸发器（26）构成；本发明设计合理实用，经济效益较好。
【专利说明】
一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法[0001 ]
技术领域
:本发明涉及溶剂油技术领域，尤其是一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法。
[0002]【背景技术】:我国现有的石油烃类溶剂生产装置及方法一般是针对当时原料来源及产品标准进行设计的，所以存在加工原料受限，产品品质差(挥发性有机物排放高，气味大)，装置加工灵活性差等问题，已经不能满足当前环保溶剂的发展要求。目前国内外石油烃溶剂生产技术主要有萃取精馏法、吸附分离法、磺化法和催化加氢法，其中催化加氢法是应用最为广泛的方法。催化加氢法溶剂油生产包括切取馏分和精制两个过程。催化加氢装置投资比较大，贵金属催化剂昂贵，不适合中小企业投资建设。磺化法因产生的废物污染环境而受到限制。所以亟待研究开发新的制备装置及生产方法，发挥低压加氢精制与溶剂萃取制取高端溶剂产品的综合优势，以满足环保溶剂的应用需要，解决目前我国尚大量欠缺高端高纯环保溶剂的问题。目前加氢精制法主要取决装置操作压力、温度与催化剂投入成本的考虑。在保证催化剂的选择性的前提下，选用低价金属催化剂可以大大降低催化剂成本，同时可以降低反应压力与反应温度，减少氢耗。加氢精制必然与精馏相结合才能得到高纯产品。普通精馏法得不到高纯度单体烷烃产品;分子筛吸附法易饱和，再生困难;萃取精馏法不仅可以得到较高纯度的产品，同时生产成本相对低，常用于芳烃与非芳烃的分离。对于萃取精馏法来说萃取溶剂的选择非常重要，我们常用的萃取剂包括N-甲基吡咯烷酮、甘醇类、环丁砜、二甲基亚砜、N-甲酰基吗啉等。萃取剂与原料的质量比(溶剂比)对改变原料组分间的相对挥发度有重要影响;萃取剂与原料的传质面积对于萃取效率有重要影响。在一定操作范围内，溶剂比越大，萃取分离的效果越好，但随溶剂比的增大，萃取剂的消耗量会增加，导致能耗及成本的增大。通过采用新型填料萃取塔增大萃取塔内传质面积，提高萃取效率，有效减少因溶剂比增大造成的溶剂消耗。因此，催化剂的选择、萃取剂的处理工艺及萃取塔设计对装置的操作费用及效率有重要影响。
【发明内容】
[0003]本发明的目的在于克服上述不足，提供一种环保溶剂及部分单体烷烃联产装置， 特别涉及戊烷、正己烷、己烷、石油醚、庚烷、苯、二甲苯和国V轻油组分离过程中萃取剂的循环及精制的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其技术方案为:进料栗、换热器组、脱轻烃塔依次相连接，新氢线一端连接脱轻烃塔，另一端连接循环氢压缩机， 加热炉一侧下部连接脱轻烃塔，另一侧上部连接预加氢反应器，反应器单元的预加氢反应器、主加氢反应器、吸附反应器、第一脱芳反应器、第二脱芳反应器依次相连接，高压分离器一侧连接换热器组，顶部连接循环氢压缩机，底部连接低压分离器，主加氢反应器、低压分离器与精馏单元的戊烷精馏塔、己烷精馏塔、庚烷精馏塔一、庚烷精馏塔二、加氢尾油精馏塔依次相连接，精馏单元的戊烷精馏塔塔底物出口二与精馏萃取单元的异己烷精馏塔、正己烷萃取精馏塔、第一萃取剂回收塔、甲基环戊烷精馏塔、第二萃取剂回收塔、苯精馏塔依次相连接，第一萃取剂回收塔和第二萃取剂回收塔分别设有第一萃取剂再生蒸发器和第二萃取剂再生蒸发器，正己烷萃取精馏塔、第一萃取剂回收塔与第一萃取剂再生蒸发器形成回路，甲基环戊烷精馏塔、第二萃取剂回收塔与第二萃取剂再生蒸发器形成回路。
[0004]以馏程在30-280°C之间的石脑油馏分为原料，将原料栗入换热器组换热后进入脱轻烃塔，脱除轻组分的物料与氢气混合，栗入加热炉升温后经反应器单元进行二次加氢、吸附、二次脱芳反应，反应物进入高压分离器，经高压分离器分离出的氢气经压缩机循环再次利用，脱氢后的物料经过低压分离器进入精馏单元或精馏萃取单元，按照产品馏程进行相应的切割精馏可得到环保溶剂产品及部分高纯单体烷烃，经精馏单元，可得戊烷发泡剂，以己烷、庚烷为主要成分的各牌号环保溶剂及石油醚、高沸点轻质白油溶剂，加氢尾油经精馏可得国V轻油，进入精馏萃取单元的物料经精馏、萃取可得高纯正己烷、异己烷、甲基环戊烷、苯、二甲苯溶剂。反应器单元采用高选择性双金属催化剂、高效吸附剂及深度脱芳催化剂;原料与反应产物进行换热，提高装置能源综合利用率，精馏及精馏萃取单元采用新型填料塔，并按塔顶产品挥发度进行排序;运用夹点分析法合成换热网络并进行换热器布局。优选铝硅、钼镍的双元素保护催化剂，主要用于改善流体分布、捕集杂质、降低反应器压降，同时饱和烯烃，铝硅保护剂:外形为五星环巾19.0mm*19.0mm，堆积密度为800-860Kg/m3，压碎强度彡l〇2N/cm;钼镍保护剂:外形为齿轮环巾10.0mm*10.0mm，堆积密度为800-830Kg/m3， 压碎强度多30N/cm，按照直径上大下小的顺序将其置于加氢反应器中加氢催化剂之上。优选活性金属为钼镍的双金属加氢脱催化剂，其活性中心为金属钼、镍，外形为三叶草、拉西环 1 ? 6mm* 1.6mm, <}> 6.0mm*6 ? 0mm，堆积密度为500-660Kg/m3，比表面积为 100—140cm2/kg, 压碎强度多120N/cm，按照直径上大下小的顺序将其置于加氢反应器中保护催化剂之下。优选添加活性Zn0、Mg0、Ca0促进剂的吸附催化剂，主要用于吸附氯、H2S及微量金属杂质，可以避免循环氢中的硫化氢导致催化剂中毒失活，提高催化剂活性稳定性，堆积密度为650-750Kg/m3，压碎强度彡50N/cm，工作氯容(Wt)彡30.0%。优选有高加氢脱芳活性的镍系催化剂，其活性中心为金属镍，外形为球形巾2.0-4.0_*2.0-4.0mm，堆积密度为800-820Kg/m3， 压碎强度>9(^/(^，孔容>0.3(^3/10(^，两个脱芳反应器按前后7:13的质量比进行装填。 将馏程在30-280°C之间的石脑油馏分栗入换热器组换热后进入脱轻烃塔，脱除轻组分的物料与氢气混合，栗入加热炉升温后经反应器单元进行二次加氢、吸附、二次脱芳反应，经换热后反应物进入高压分离器，气液分离后，氢气经压缩机循环再次利用，脱氢后的物料经缓冲罐进入低压分离器，分离出溶解氢及其它气相进装置干气管网，液相进入精馏单元或精馏萃取单元。预加氢反应器操作条件:压力为1.4-1.81^，入口温度为135-170°(:，出口温度为185-210°C，氢油比1:200，空速为5.0-7.01T1。严格控制预加氢反应器温度，防止烯烃自聚，主加氢反应器操作条件:压力为2.3-4.8Mp，入口温度为220-240°C，出口温度为270-290 °C，氢油比1:200，空速为0.251T1，吸附反应器操作条件:空速为0.5-3.5 1T1，温度为180-400°C，压力为常压-4.8 Mp，第一脱芳反应器(10)操作条件:压力为1.0-1.5Mp，入口温度为 120-160°C，出口温度为150-190°C，空速为0.751T1，第二脱芳反应器(11)操作条件:压力为 1.0-1.5Mp，入口温度为125-175°C，出口温度为160-210°C，空速为0.751T1，高压分离器操作压力为2.0Mp。设置两个吸附反应器，运行时一开一备，Zn0、Mg0、Ca0吸附催化剂轮流交换或按配比使用，便于不停车更换催化剂。
[0005]精馏塔塔底再沸器热源采用1.2Mpa、220°C导热油，其中脱轻烃塔塔顶温度为43.5-52°C、塔底温度为60-71°C、操作压力为0.5Mpa，脱除C4以下轻组分。
[0006]萃取剂回收塔与萃取剂再生蒸发器形成回路，通过萃取剂再生蒸发器可有效去除萃取剂杂质，提高萃取剂循环利用率，延长萃取剂使用寿命，缩减萃取剂用量。为提高换热效率与深度，有效降低萃取剂回流压降，萃取回流塔塔顶冷凝器、塔顶产品冷却器采用波纹管逆流式合金钢换热器，冷却介质采用乙二醇;其余塔顶冷凝器、塔顶产品冷却器冷却介质采用冷水。
[0007]本发明的有益效果:设计合理实用，氢耗、能耗低，操作压力低，精馏纯度高，三废排放少，工艺操作简单灵活，产品除国V轻油外，低硫低芳烃，纯度高，适应当前环保溶剂原料不确定性强，市场需求多样化的要求，经济效益较好。【附图说明】
[0008]图1为本发明的结构示意图；图2为本发明原料油性质示意图；图3为本发明实施例示意图。【具体实施方式】
[0009]如图1所示，一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，主要由进料栗 1、换热器组2、循环氢压缩机3、新氢线4、脱轻烃塔5、加热炉6、预加氢反应器7、主加氢反应器8、吸附反应器9、第一脱芳反应器10、第二脱芳反应器11、高压分离器12、低压分离器13、 戊烷精馏塔14、己烷精馏塔15、庚烷精馏塔一 16、庚烷精馏塔二17、加氢尾油精馏塔18、异己烷精馏塔19、正己烷萃取精馏塔20、第一萃取剂回收塔21、甲基环戊烷精馏塔22、第二萃取剂回收塔23、苯精馏塔24、第一萃取剂再生蒸发器25和第二萃取剂再生蒸发器26构成;进料栗1、换热器组2、脱轻烃塔5依次相连接，新氢线4 一端连接脱轻烃塔5,另一端连接循环氢压缩机3，加热炉6—侧下部连接脱轻烃塔5，另一侧上部连接预加氢反应器7，反应器单元的预加氢反应器7、主加氢反应器8、吸附反应器9、第一脱芳反应器10、第二脱芳反应器11依次相连接，高压分离器12—侧连接换热器组2，顶部连接循环氢压缩机3，底部连接低压分离器 13,主加氢反应器8、低压分离器9与精馏单元的戊烷精馏塔14、己烷精馏塔15、庚烷精馏塔一 16、庚烷精馏塔二17、加氢尾油精馏塔18依次相连接，精馏单元的戊烷精馏塔14塔底物出口二与精馏萃取单元的异己烷精馏塔19、正己烷萃取精馏塔20、第一萃取剂回收塔21、甲基环戊烷精馏塔22、第二萃取剂回收塔23、苯精馏塔24依次相连接，第一萃取剂回收塔21和第二萃取剂回收塔23分别设有第一萃取剂再生蒸发器25和第二萃取剂再生蒸发器26,正己烷萃取精馏塔20、第一萃取剂回收塔21与第一萃取剂再生蒸发器25形成回路，甲基环戊烷精馏塔22、第二萃取剂回收塔23与第二萃取剂再生蒸发器26形成回路。
[0010]本发明工艺流程:首先根据石脑油馏分原料性质进行碱洗预处理，将原料中硫含量降至2500ppm以下。将原料经进料栗1栗入换热器组2换热后进入脱轻烃塔5,脱除轻组分的物料在加热炉6前与循环氢压缩机3循环氢与新氢线4所来新氢混合，进加热炉6升温后依次经过反应器单元的预加氢反应器7、主加氢反应器8、吸附反应器9、第一脱芳反应器10、第二脱芳反应器11进行二次加氢、吸附、二次脱芳反应，反应物换热器组2换热后进入高压分离器12,分离出的氢气经循环氢压缩机3压缩再次循环利用，脱氢后的物料经过低压分离器 13进入精馏单元或精馏萃取单元，按照产品馏程进行相应的切割精馏可得到环保溶剂产品及部分高纯单体烷烃。经精馏单元，可得戊烷发泡剂，以己烷、庚烷为主要成分的各牌号环保溶剂及石油醚、轻质白油等，加氢尾油经精馏可得高沸点溶剂及国V轻油。进入精馏萃取单元的物料经精馏、萃取可得高纯正己烷、异己烷、甲基环戊烷、苯、二甲苯等溶剂。[〇〇11]预加氢反应器7中五星环铝硅保护剂优选粒径19.0mm，齿轮环镍钼保护剂优选粒径10.0mm，拉西环镍钼催化剂优选粒径6.0mm，反应器底部优先粒径为6.0mm与13.0mm瓷球托底支撑。三种形状的催化剂及两种粒径的瓷球按以上介绍顺序优先按4:8:73:3:3的体积比进行装填。[0〇12]主加氢反应器8中五星环铝硅保护剂优选粒径19.0mm，齿轮环镍钼保护剂优选粒径10 ? 0mm，拉西环镍钼催化剂优选粒径6 ? 0mm，三叶草镍钼催化剂优选粒径1 ? 6mm，反应器底部优先粒径为3.0mm、6.0_与13.0mm瓷球托底支撑。四种形状的催化剂及三种粒径的瓷球按以上介绍顺序优先按4:4:12:75:3:3:3的体积比进行装填。[0〇13] 第一脱芳反应器10中优先瓷球粒径13 ? 0mm、6 ? 0mm瓷球，球形脱芳催化齐丨」优先粒径 2-4mm，优先瓷球粒径6 ? 0mm，优先瓷球粒径6 ? 0mm，球形脱芳催化剂优先粒径2-4mm，优先瓷球粒径6.0mm，优先瓷球粒径13.0mm。催化剂及瓷球按以上介绍顺序优先按3:2:22:2:2:22: 2:2的体积比进行装填。
[0014]第二脱芳反应器11中优先瓷球粒径13.0mm、6.0mm瓷球，球形脱芳催化剂优先粒径 2-4mm，优先瓷球粒径6 ? 0mm，优先瓷球粒径6 ? 0mm，球形脱芳催化剂优先粒径2-4mm，优先瓷球粒径6.0mm，优先瓷球粒径13.0mm。催化剂及瓷球按以上介绍顺序优先按3:2:34:2:2:34: 2:2的体积比进行装填。[0〇15]本发明原料油性质(见图2)。[〇〇16] 实施例1(见图3)将原料A栗入换热器组换热后进入脱轻烃塔，经加热炉升温到135°C进入反应单元进行深度加氢脱硫反应、脱氮、脱氯反应以及脱芳饱和反应;反应产物进高加分离器气液分离， 所得的富氢气体即为循环氢，所得的液相馏分经低压分离器进入精馏系统，分离出各个馏分段的溶剂油产品。经精馏单元，在戊烷精馏塔精馏出戊烷发泡剂产品及30-60°C石油醚产品；在己烷精馏塔精馏出以己烷为主要成分的6#植物抽提溶剂及60-90°C石油醚产品；在庚烷精馏塔一精馏出以庚烷为主要成分的120#橡胶工业用溶剂及90-120 °C石油醚产品；在庚烷精馏塔二精馏出120-160°CW2-20轻质白油;尾油经加氢尾油精馏塔精馏可得国V轻油。 除国V轻油外，所得产品无硫，芳烃含量极低，符合环保溶剂气味小、挥发性有机物排放低的要求。
[0017] 实施例2(见图3)将原料B栗入换热器组换热后进入脱轻烃塔，经加热炉升温到145°C进入反应单元进行深度加氢脱硫反应、脱氮、脱氯反应以及脱芳饱和反应;反应产物进高加分离器气液分离， 所得的富氢气体即为循环氢，所得的液相馏分经低压分离器进入精馏系统，分离出各个馏分段的溶剂油产品。经精馏单元，在戊烷精馏塔精馏出戊烷发泡剂产品及30-60°C石油醚产品；在己烷精馏塔精馏出以己烷为主要成分的6#植物抽提溶剂及60-90°C石油醚产品；在庚烷精馏塔一精馏出以庚烷为主要成分的120#橡胶工业用溶剂及90-120 °C石油醚产品；在庚烷精馏塔二精馏出20#油漆工业用溶剂及120-160°CW2-20轻质白油；135-170°CW2-30轻质白油、155-200°CW2-40 轻质白油、185-225°CW2-60 轻质白油、195-235°CW2-70 轻质白油、 205-245 °CW2-80轻质白油、215-255 °CW2-90轻质白油、230-270°CW2-100轻质白油等高沸点溶剂，加氢尾油经精馏可得国V轻油。除国V轻油外，所得产品无硫，芳烃含量极低，符合环保溶剂气味小、挥发性有机物排放低的要求。
[0018] 实施例(见图3)将原料C栗入换热器组换热后不经脱轻烃塔直接与氢混合，经加热炉升温到125°C进入反应单元进行深度加氢脱硫反应、脱氮、脱氯反应以及脱芳饱和反应;反应产物进高加分离器气液分离，所得的富氢气体即为循环氢，所得的液相馏分经低压分离器进入精馏系统，分离出各个馏分段的溶剂油产品。经精馏单元，在戊烷精馏塔精馏出戊烷发泡剂产品及30-60 °C石油醚产品；在己烷精馏塔精馏出以己烷为主要成分的6#植物抽提溶剂及60-90°C石油醚产品；在庚烷精馏塔一精馏出以庚烷为主要成分的120#橡胶工业用溶剂及90-120 °C石油醚产品；在庚烷精馏塔二精馏出120-160 °CW2-20轻质白油;尾油经加氢尾油精馏塔精馏可得国V轻油。除国V轻油外，所得产品无硫，芳烃含量极低，符合环保溶剂气味小、挥发性有机物排放低的要求。
[0019] 实施例4(见图3)将原料D栗入换热器组换热后不经脱轻烃塔直接与氢混合，经加热炉升温到155°C进入反应单元进行深度加氢脱硫反应、脱氮、脱氯反应以及脱芳饱和反应;反应产物进高加分离器气液分离，所得的富氢气体即为循环氢，所得的液相馏分经低压分离器进入精馏系统，分离出各个馏分段的溶剂油产品。经精馏单元，在戊烷精馏塔精馏出戊烷发泡剂产品及30-60 °C石油醚产品；在己烷精馏塔精馏出以己烷为主要成分的6#植物抽提溶剂及60-90°C石油醚产品；在庚烷精馏塔一精馏出以庚烷为主要成分的120#橡胶工业用溶剂及90-120 °C石油醚产品；在庚烷精馏塔二精馏出120-160 °CW2-20轻质白油;尾油经加氢尾油精馏塔精馏可得国V轻油。除国V轻油外，所得产品无硫，芳烃含量极低，符合环保溶剂气味小、挥发性有机物排放低的要求。
[0020]实施例5将以上实例所得6#植物抽提溶剂馏分栗入精馏萃取单元，经精馏萃取，可得异己烷、甲基环戊烷、混合二甲苯及高纯正己烷、苯等产品。所得正己烷产品纯度可达99%以上，其它产品无硫，芳烃含量极低，符合环保溶剂气味小、挥发性有机物排放低的要求。
【主权项】
1.一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其特征在于:进料栗(1)、换 热器组(2)、脱轻烃塔(5)依次相连接，新氢线(4) 一端连接脱轻烃塔(5)，另一端连接循环氢 压缩机(3)，加热炉(6)—侧下部连接脱轻烃塔(5)，另一侧上部连接预加氢反应器(7)，反应 器单元的预加氢反应器(7)、主加氢反应器(8)、吸附反应器(9)、第一脱芳反应器(10)、第二 脱芳反应器(11)依次相连接，高压分离器(12)—侧连接换热器组(2)，顶部连接循环氢压缩 机(3)，底部连接低压分离器(13)，主加氢反应器(8)、低压分离器(9)与精馏单元的戊烷精 馏塔(14 )、己烷精馏塔(15 )、庚烷精馏塔一(16 )、庚烷精馏塔二(17 )、加氢尾油精馏塔(18 ) 依次相连接，精馏单元的戊烷精馏塔(14)塔底物出口二与精馏萃取单元的异己烷精馏塔 (19)、正己烷萃取精馏塔(20)、第一萃取剂回收塔(21)、甲基环戊烷精馏塔(22)、第二萃取 剂回收塔(23)、苯精馏塔(24)依次相连接，第一萃取剂回收塔(21)和第二萃取剂回收塔 (23)分别设有第一萃取剂再生蒸发器(25)和第二萃取剂再生蒸发器(26)，正己烷萃取精馏 塔(20)、第一萃取剂回收塔(21)与第一萃取剂再生蒸发器(25)形成回路，甲基环戊烷精馏 塔(22)、第二萃取剂回收塔(23)与第二萃取剂再生蒸发器(26)形成回路。2.根据权利要求1所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其特 征在于:以馏程在30-280°C之间的石脑油馏分为原料，将原料栗入换热器组换热后进入脱 轻烃塔，脱除轻组分的物料与氢气混合，栗入加热炉升温后经反应器单元进行二次加氢、吸 附、二次脱芳反应，反应物进入高压分离器，经高压分离器分离出的氢气经压缩机循环再次 利用，脱氢后的物料经过低压分离器进入精馏单元或精馏萃取单元，按照产品馏程进行相 应的切割精馏可得到环保溶剂产品及部分高纯单体烷烃，经精馏单元，可得戊烷发泡剂，以 己烷、庚烷为主要成分的各牌号环保溶剂及石油醚、高沸点轻质白油溶剂，加氢尾油经精馏 可得国V轻油，进入精馏萃取单元的物料经精馏、萃取可得高纯正己烷、异己烷、甲基环戊 烷、苯、二甲苯溶剂。3.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:反应器单元采用高选择性双金属催化剂、高效吸附剂及深度脱芳催化剂;原料与 反应产物进行换热，提高装置能源综合利用率，精馏及精馏萃取单元采用新型填料塔，并按 塔顶产品挥发度进行排序;运用夹点分析法合成换热网络并进行换热器布局。4.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:优选铝硅、钼镍的双元素保护催化剂，主要用于改善流体分布、捕集杂质、降低反 应器压降，同时饱和烯烃，铝硅保护剂:外形为五星环巾19.0mm* 19.0mm，堆积密度为800-860Kg/m3，压碎强度彡102N/cm;钼镍保护剂:外形为齿轮环巾10.0mm*10.0mm，堆积密度为 800-830Kg/m3,压碎强度彡30N/cm，按照直径上大下小的顺序将其置于加氢反应器中加氢 催化剂之上。5.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:优选活性金属为钼镍的双金属加氢脱催化剂，其活性中心为金属钼、镍，外形为 三叶草、拉西环1.6mm* 1.6mm, <}> 6.0mm*6 ? 0mm，堆积密度为500_660Kg/m3，比表面积为 100—140cm2/kg，压碎强度多120N/cm，按照直径上大下小的顺序将其置于加氢反应器中保 护催化剂之下。6.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:优选添加活性ZnO、MgO、CaO促进剂的吸附催化剂，主要用于吸附氯、H2S及微量金属杂质，可以避免循环氢中的硫化氢导致催化剂中毒失活，提高催化剂活性稳定性，堆积密 度为650-750Kg/m3，压碎强度多50N/cm，工作氯容(Wt)多30.0%。7.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:优选有高加氢脱芳活性的镍系催化剂，其活性中心为金属镍，外形为球形巾2.0_ 4.0mm*2.0-4.0mm，堆积密度为800-820Kg/m3，压碎强度 > 90N/cm，孔容 > 0.3cm3/ 100g，两个 脱芳反应器按前后7:13的质量比进行装填。8.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:将馏程在30-280°C之间的石脑油馏分栗入换热器组换热后进入脱轻烃塔，脱除 轻组分的物料与氢气混合，栗入加热炉升温后经反应器单元进行二次加氢、吸附、二次脱芳 反应，经换热后反应物进入高压分离器，气液分离后，氢气经压缩机循环再次利用，脱氢后 的物料经缓冲罐进入低压分离器，分离出溶解氢及其它气相进装置干气管网，液相进入精 馏单元或精馏萃取单元。9.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法，其 特征在于:预加氢反应器操作条件:压力为1.4-1.81^，入口温度为135-170°(:，出口温度为 185-210°C，氢油比1:200，空速为5.0-7.0h—1，严格控制预加氢反应器温度，防止烯烃自聚， 主加氢反应器操作条件:压力为2.3-4.8Mp，入口温度为220-240°C，出口温度为270-290°C， 氢油比1:200，空速为0.25h—1，吸附反应器操作条件:空速为0.5-3.5 h—1，温度为180-400 °C，压力为常压-4.8 Mp，第一脱芳反应器(10)操作条件:压力为1.0-1.5Mp，入口温度为 120-160°C，出口温度为150-190°C，空速为0.751T1，第二脱芳反应器(11)操作条件:压力为 1.0-1.5Mp，入口温度为125-175°C，出口温度为160-210°C，空速为0.751T1，高压分离器操作 压力为2.0Mp。10.根据权利要求1或2所述的一种环保溶剂及部分单体烷烃生产装置及其使用方法， 其特征在于:设置两个吸附反应器，运行时一开一备，ZnO、MgO、CaO吸附催化剂轮流交换或 按配比使用，便于不停车更换催化剂，精馏塔塔底再沸器热源采用1.2Mpa、220°C导热油，其 中脱轻烃塔塔顶温度为43.5-52°C、塔底温度为60-71°C、操作压力为0.5Mpa，脱除C4以下轻 组分。
【文档编号】C10G67/04GK105950213SQ201610499606
【公开日】2016年9月21日
【申请日】2016年6月30日
【发明人】苗广发, 王兵杰, 李金朔
【申请人】东营市俊源石油技术开发有限公司