專利名稱：一種催化烴重組處理方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種催化烴重組處理方法，特別涉及一種催化烴重組制備高質(zhì)量汽油、柴油及化工輕油的處理方法。
隨著環(huán)保要求的越來越嚴格，汽油、柴油的標準不斷提高，現(xiàn)有的催化烴經(jīng)過分餾塔分餾的加工處理方法顯出以下不足一個是該處理方法所生產(chǎn)的汽油和柴油的質(zhì)量有待提高汽油的烯烴含量偏高，辛烷值偏低，柴油的十六烷值偏低；二是上述處理方法不能同時生產(chǎn)多種標號的汽油，而且產(chǎn)品品種單一；三是所生產(chǎn)的柴油、汽油的比例與市場的需求不匹配，柴油不能滿足需求，而汽油供大于求。
影響汽油產(chǎn)品質(zhì)量的主要因素是汽油的烯烴含量及汽油的辛烷值。目前，煉油企業(yè)采取增加汽油辛烷值的措施①增加高辛烷值汽油調(diào)合組分，如重整生成油、烷基化油、醚化生成油、異構(gòu)化生成油等；②采用新型催化劑；③調(diào)整催化裂化操作條件；④調(diào)整汽油餾程范圍。
上述措施存在下列問題①建設投資巨大、操作費用高、規(guī)模受到原料的限制，同時存在資源的不合理利用，如重整生成油是生產(chǎn)聚脂的主要原料，大量重整生成油用于高辛烷值汽油調(diào)合組分，則加劇了本來就十分緊缺的聚脂原料緊缺程度；②采用新型催化劑，可增加汽油的辛烷值，但是，會導致汽油中的烯烴含量大幅度增加，柴汽比降低；③調(diào)整催化裂化操作條件，增加汽油辛烷值的措施，同樣會導致汽油中的烯烴含量增加，柴汽比降低；④調(diào)整汽油餾程范圍，增加汽油辛烷值的措施，調(diào)整余度不大，也會導致汽油中的烯烴含量增加。所有通過增加烯烴來增加汽油辛烷值的措施都與執(zhí)行新的汽油標準相抵觸。
目前，采取降低烯烴的措施主要是①采用降烯烴催化劑；②將催化汽油分段進行加氫及非加氫處理；③采用雙提升管等汽油回煉技術(shù)。
上述措施存在下列問題①采用降烯烴催化劑，會導致汽油辛烷值明顯降低；②催化汽油分段進行加氫及非加氫處理技術(shù)，雖然能降低烯烴含量，但汽油的辛烷值不增加，該技術(shù)投資較大，同時受氫氣資源的限制；③采用雙提升管等汽油回煉技術(shù)，降低烯烴幅度有限，該技術(shù)改造工程及技術(shù)難度較大，同時汽油的辛烷值不增加。
柴油的十六烷值是柴油質(zhì)量的核心問題，目前增加催化柴油十六烷值的主要措施是高壓加氫及高壓加氫組合技術(shù)，經(jīng)高壓加氫及高壓加氫組合技術(shù)處理后的催化柴油十六烷值有較大幅度提高，但該技術(shù)的建設投資巨大、操作成本很高、受氫氣資源限制。
本發(fā)明的進一步的目的是通過催化烴重組，同時生產(chǎn)各種標號的汽油和柴油，也可以增加化工輕油、重芳烴等產(chǎn)品。
本發(fā)明的另外目的是提高柴汽比，滿足市場需求。
為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采取以下技術(shù)方案一種催化烴重組處理方法，將催化烴通過分餾塔1進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；其特征在于將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分在溶劑萃取裝置中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分。
一種優(yōu)選方案，其特征在于通過在分餾塔1中部增加一個或多個側(cè)線采出口分餾出中間餾分，分餾塔1的塔頂溫度為65～130℃，柴油出口溫度為170～250℃，側(cè)線采出口溫度為120～240℃，塔底溫度為330～385℃；分餾塔1的塔頂壓力為0.15～0.28MPa，塔底壓力為0.12～0.30MPa；所述汽油餾分和柴油餾分及中間餾分在所述分餾塔1內(nèi)完成；所述汽油餾分的餾程控制在35～150℃，所述柴油餾分的餾程控制在170～395℃，所述中間餾分的餾程控制在70～250℃。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述分餾為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔1頂部及柴油采出口的溫度提高10～50℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～250℃，柴油餾分的餾程控制在170～395℃；所述汽油餾分泵入分餾塔2，進行第二次分餾，所述分餾塔2下部側(cè)線分離出餾程為70℃～250℃的中間餾分，其頂部蒸餾出餾程為35～150℃的汽油餾分。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述分餾為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔1頂部及柴油采出口的溫度降低10～50℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～150℃，柴油餾分的餾程控制在70～395℃；所述柴油餾分泵入分餾塔5，進行第二次分餾，所述分餾塔5下部側(cè)線采出餾程為170～395℃的柴油餾分，其頂部蒸餾出餾程為70～250℃的中間餾分。
一種優(yōu)選方案，其特征在于將所述芳烴組分和溶劑進入分餾塔3中進行分餾，所述分餾塔3頂部蒸餾出高辛烷值汽油組分，其下部側(cè)線采出重芳烴組分，所得高辛烷值汽油組分與餾程為35～150℃汽油餾分調(diào)合。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述高辛烷值汽油組分可以與所述餾程為35～150℃的汽油餾分全部調(diào)合。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述高辛烷值汽油組分與所述餾程為35～150℃的汽油餾分根據(jù)設定值進行調(diào)合，得到不同標號的汽油，如90#汽油、93#汽油、97#汽油等。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述一步分餾的過程，在分餾塔1中間餾分可以引出1個至4個側(cè)線采出口，使中間餾分分為1至4個物流。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述非芳烴組分在分餾塔4中進行分餾，所述分餾塔4下部側(cè)線采出柴油組分，并將其與所述餾程為170～380℃的柴油餾分調(diào)合，提高柴油的十六烷值，也可以根據(jù)市場情況，調(diào)合出一種或多種低凝柴油及非低凝柴油；所述分餾塔4頂部分離出輕非芳烴，該輕非芳烴可以作為化工輕油，也可以與汽油餾分調(diào)合。
所得化工輕油的芳烴含量很低，經(jīng)加氫精制后，可以作為乙烯裂解的優(yōu)質(zhì)原料。
所述芳烴組分也可以直接作為高質(zhì)量汽油使用。
萃取所用溶劑可以是砜類如環(huán)丁砜，甘醇類如四甘醇和五甘醇，烷酮類如N-甲基吡咯烷酮，酰胺類及胺類等，也可以兩種或兩種以上溶劑混合使用。
本發(fā)明的優(yōu)點是本發(fā)明方法所生產(chǎn)的產(chǎn)品均只來自催化裂化分餾塔汽油和柴油餾分，沒有其它調(diào)合組分參加；降低汽油的收率；汽油中芳烴含量提高，使得汽油的研究法辛烷值提高2～5個單位；汽油的餾程變寬，由35～190℃變?yōu)?5～203℃；柴油的收率增加了5～7個單位；柴汽比提高了0.4～0.8；柴油的芳烴含量降低，使其十六烷值提高了5～7個單位；柴油的餾程范圍變寬，由180～365℃變?yōu)?65～365℃；柴油的閃點降低，由75℃變?yōu)?6℃；增加了優(yōu)質(zhì)化工輕油產(chǎn)品和重芳烴產(chǎn)品；由于將汽柴油中間餾分的芳烴、非芳烴出來，芳烴組分的高辛烷值組分與汽油餾分調(diào)合后可調(diào)出不同比例的90#、93#及97#汽油，工廠可以根據(jù)市場情況靈活調(diào)整生產(chǎn)方案；本發(fā)明方法可使催化汽油在不需要高辛烷值組分調(diào)合后，就可直接出廠，節(jié)省了高辛烷值組分，特別是重整生成油，又是輕芳烴的主要來源；與其它方法相比，本發(fā)明方法只需要在原有的催化烴裝置的基礎(chǔ)上，增加一個萃取塔及若干個分餾塔，即可實現(xiàn)提高汽油和柴油的質(zhì)量，還可以同時生產(chǎn)不同標號的汽油和柴油，建設投資小、建設周期短、操作簡單、操作費用低；可以在較短時間內(nèi)改善柴汽比不能滿足需要的現(xiàn)狀。
附圖是本發(fā)明的催化烴重組處理過程的示意圖，圖中的一些輔助設備如分離罐、泵、各種冷換設備等未標出，但這對本領(lǐng)域普通技術(shù)人員是公知的。
下面通過具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保護范圍的限制。
實施例1如

圖1所示，將石蠟基催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LCS催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔1的中部增加一個側(cè)線采出口，用于切割中間餾分，側(cè)線采出口溫度為190℃，中間餾分的餾程范圍為120～210℃，所得中間餾分泵入萃取裝置進行溶劑萃取分離，所用溶劑為環(huán)丁砜，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為4.8，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分和溶劑在中間部位進入分餾塔3中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～165℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側(cè)線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調(diào)合；所得非芳烴組分在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調(diào)合；所得輕非芳烴與汽油餾分調(diào)合。
對比例2將中間基常渣重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為110℃，柴油出口溫度為190℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.11MPa，塔底壓力為0.12MPa，分餾得到干氣、液化氣、汽油、柴油、重油餾分等。
實施例2將中間基常渣重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔1的中部增加三個側(cè)線采出口，用于切割中間餾分，從上到下三個側(cè)線采出口溫度依次為170、180、190℃，中間餾分的餾程范圍分別為80～120℃、120～165℃、155～220℃，所得三個餾程的中間餾分泵入三個相同的萃取裝置進行溶劑萃取分離，所用溶劑為四甘醇，萃取溫度為85℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.1，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分合并后和溶劑在中間部位進入分餾塔3中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側(cè)線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調(diào)合；所得非芳烴組分合并后在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調(diào)合；所得輕非芳烴與汽油餾分調(diào)合。
對比例3將環(huán)烷基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為110℃，柴油出口溫度為190℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.11MPa，塔底壓力為0.12MPa，分餾得到干氣、液化氣、汽油、柴油、重油餾分等。
實施例3將環(huán)烷基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.18MPa，塔底壓力為0.25Mpa；在分餾塔1的中部增加二個側(cè)線采出口，用于切割中間餾分，從上到下二個側(cè)線采出口溫度依次為180、190℃，中間餾分的餾程范圍分別為80～165℃、165～220℃，所得二個餾程的中間餾分在泵入兩個相同的萃取裝置進行溶劑萃取分離，所用溶劑為N-甲?；鶈徇腿囟葹?5℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.1，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分合并后在中間部位進入分餾塔3中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側(cè)線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調(diào)合；所得非芳烴組分合并后和溶劑在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調(diào)合；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
對比例4將石蠟基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LBO-16催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為110℃，柴油出口溫度為190℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.11MPa，塔底壓力為0.12MPa，分餾得到干氣、液化氣、汽油、柴油、重油餾分等。
實施例4如圖3所示，將石蠟基重油催化裂化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LBO-16催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為90℃，柴油出口溫度為180℃，塔底溫度為340℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，將所述汽油餾分的餾程控制在35～120℃，柴油餾分1的餾程控制在120～355℃；所述柴油餾分1泵入分餾塔2，進行第二次分餾，分餾塔2塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，所述分餾塔2頂部分離出餾程為80℃～240℃的中間餾分，其底部分離出餾程為240～380℃的汽油餾分。中間餾分泵入萃取裝置進行溶劑萃取分離，所用溶劑為N-甲基吡咯烷酮，萃取溫度為66℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.3，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分和溶劑在中間部位進入分餾塔3中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側(cè)線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調(diào)合；所得非芳烴組分在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～150℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調(diào)合；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
對比例5將50％的石蠟基重油和50％的中間基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為110℃，柴油出口溫度為190℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.11MPa，塔底壓力為0.12MPa，分餾得到干氣、液化氣、汽油、柴油、重油餾分等。
實施例5如圖2所示，將環(huán)烷基重油催化裂化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為140℃，柴油出口溫度為220℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，將所述汽油餾分1的餾程控制在35～240℃，柴油餾分的餾程控制在240～385℃；所述汽油餾分1泵入分餾塔2，進行第二次分餾，分餾塔2塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，所述分餾塔2底部分離出餾程為110℃～210℃的中間餾分，其頂部分離出餾程為35～110℃的汽油餾分。中間餾分泵入萃取裝置塔進行溶劑萃取分離，所用溶劑為50％的N-甲基吡咯烷酮和50％的四甘醇，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.3，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分和溶劑在中間部位進入分餾塔3中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側(cè)線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分與汽油餾分調(diào)合成93#汽油；所得非芳烴組分在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分與柴油餾分調(diào)合成5#柴油；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
對比例6將摻渣比為60的石蠟基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LANET-35催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為110℃，柴油出口溫度為190℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.11MPa，塔底壓力為0.12MPa，分餾得到干氣、液化氣、汽油、柴油、重油餾分等。
實施例6將摻渣比為60的石蠟基重油催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產(chǎn)的LCS催化劑作用下產(chǎn)生催化烴，所得催化烴加入分餾塔1進行切割分餾，分餾塔1塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔1的中部增加一個側(cè)線采出口，用于切割中間餾分，側(cè)線采出口溫度為180℃，中間餾分的餾程范圍為140～240℃，所得中間餾分泵入萃取裝置進行溶劑萃取分離，所用溶劑為五甘醇，萃取溫度為100℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為2.9，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分直接作為高質(zhì)量汽油使用；所得非芳烴組分在中間部位進入分餾塔4中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～150℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調(diào)合；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
下面將對比例所得產(chǎn)品和實施例所得產(chǎn)品的收率及性能列表如下表1對比例1與實施例1產(chǎn)品收率比較

表2對比例1與實施例1產(chǎn)品性能比較

表3對比例2與實施例2產(chǎn)品收率比較

表4對比例2與實施例2產(chǎn)品性能比較

表5對比例3與實施例3產(chǎn)品收率比較

表6對比例3與實施例3產(chǎn)品性能比較

表7對比例4與實施例4產(chǎn)品收率比較

表8對比例4與實施例4產(chǎn)品性能比較

表9對比例5與實施例5產(chǎn)品收率比較

表10對比例5與實施例5產(chǎn)品性能比較

表11對比例6與實施例6產(chǎn)品收率比較

表12對比例6與實施例6產(chǎn)品性能比較

柴油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；汽油辛烷值用GB/T5487測試；汽油的密度用GB/T1884-1885測試；汽油餾程范圍用GB/T6536測試；汽油烯烴含量用GB11132-2002方法測試；柴油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；柴油十六烷值用GB/T386測試；柴油的密度用GB/T1884-1885測試；柴油餾程范圍用GB/T6536測試；柴油的閃點用GB/T261測試；化工輕油餾程范圍用GB/T6536測試；化工輕油密度用GB/T1884-1885測試；化工輕油中的芳烴含量用GB11132-2002方法測試；化工輕油中的烯烴含量用GB11132-2002方法測試。
權(quán)利要求
1.一種催化烴重組處理方法，將催化烴通過分餾塔(1)進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；其特征在于將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分在溶劑萃取裝置中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于通過在所述分餾塔(1)中部增加一個或多個側(cè)線采出口分餾出中間餾分；所述汽油分餾和柴油分餾及中間分餾在所述分餾塔(1)內(nèi)完成；所述汽油餾分的餾程控制在35～150℃，所述柴油餾分的餾程控制在170～395℃，所述中間餾分的餾程控制在70～250℃。
3.根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述分餾塔(1)的塔頂溫度為65～130℃，柴油出口溫度為170～250℃，所述側(cè)線采出口溫度為120～240℃，所述分餾塔(1)的塔底溫度為330～385℃；所述分餾塔(1)的塔頂壓力為0.15～0.28MPa，所述分餾塔(1)的塔底壓力為0.12～0.30MPa。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述分餾為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔(1)頂部及柴油采出口的溫度提高10～50℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～250℃，柴油餾分的餾程控制在170～395℃；所述汽油餾分泵入分餾塔(2)，進行第二次分餾，所述分餾塔(2)下部側(cè)線采出餾程為70～250℃的中間餾分，其頂部分離出餾程為35～150℃的汽油餾分
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述分餾為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔(1)的溫度降低10～40℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～150℃，柴油餾分(1)的餾程控制在70～395℃；所述柴油餾分(1)泵入分餾塔(5)，進行第二次分餾，所述分餾塔(5)下部側(cè)線采出餾程為170～395℃的柴油餾分，其頂部分離出餾程為70～250℃的中間餾分。
6.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4所述的催化烴的重組處理方法，其特征在于將所述芳烴組分在分餾塔(3)中進行分餾，所述分餾塔(3)頂部分離出高辛烷值汽油組分，其下部側(cè)線采出重芳烴組分；所得高辛烷值汽油組分與所述汽油餾分調(diào)合，所得重芳烴組分與所述柴油餾分調(diào)合，所得重芳烴組分也可以作為獨立產(chǎn)品使用。
7.根據(jù)權(quán)利要求2所述的催化烴的重組處理方法，其特征在于所述分餾塔(1)中部引出2個至4個側(cè)線采出口，使中間餾分分為2至4個物流。
8.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4所述的催化烴的重組處理方法，其特征在于所述芳烴組分直接作為高質(zhì)量汽油使用。
9.根據(jù)權(quán)利要求1或2或3或4所述的催化烴的重組處理方法，其特征在于所述非芳烴組分在分餾塔(4)中進行分餾，所述分餾塔(4)底部側(cè)線采出柴油組分，并將其與所述柴油餾分調(diào)合，提高柴油的十六烷值，也可以調(diào)合出一種或多種低凝柴油和非低凝柴油；所述分餾塔(4)頂部分離出輕非芳烴，所述輕非芳烴可以作為化工輕油，也可以與所述汽油餾分調(diào)合。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種催化烴重組處理方法，催化烴通過催化主分餾塔進行分餾，分餾汽油餾分和柴油餾分，增加一個中間餾分；再對所述中間餾分進行芳烴萃取處理，分為芳烴組分和非芳烴組分；芳烴組分經(jīng)分餾，所得高辛烷值汽油組分與汽油餾分調(diào)合，提高汽油辛烷值；非芳烴組分經(jīng)分餾，所得柴油組分與柴油餾分混合，提高柴油產(chǎn)量及其十六烷值。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的烴重組處理方法不受原料限制、投資小、生產(chǎn)成本低，而且可以增加產(chǎn)品品種。
文檔編號C10G35/00GK1470607SQ0314818
公開日2004年1月28日 申請日期2003年7月4日 優(yōu)先權(quán)日2003年7月4日
發(fā)明者丁冉峰, 冉國朋 申請人:北京金偉暉工程技術(shù)有限公司