專利名稱：催化汽油加氫脫硫方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種催化汽油加氫脫硫方法，具體地說是以催化汽油為原料加氫生產(chǎn)硫含量小于10 μ g/g的清潔汽油調(diào)和組分的方法。
背景技術(shù)：
隨著環(huán)保法規(guī)的日趨嚴(yán)格，歐美等發(fā)達(dá)國家相繼立法對(duì)車用汽油中硫和烯烴含量提出了越來越嚴(yán)格的規(guī)定。從2009年起，將執(zhí)行硫含量小于10 μ g/g歐V排放標(biāo)準(zhǔn)。我國對(duì)車用汽油的硫含量要求也越來越嚴(yán)格，自2008年I月I日起，供應(yīng)北京的汽油開始執(zhí)行相當(dāng)于歐IV排放標(biāo)準(zhǔn)的規(guī)格，即硫含量小于50 μ g/g，上海、廣州等國內(nèi)大城市也將陸續(xù)實(shí)行類似的標(biāo)準(zhǔn)。2010年7月I日其他地區(qū)開始執(zhí)行相當(dāng)于歐III排放標(biāo)準(zhǔn)的規(guī)格，即硫含量小于150 μ g/g，烯烴百分含量不大于18v%。由此可見，未來我國對(duì)汽油硫含量和烯烴含量的要求必將越來越嚴(yán)格。因此，針對(duì)我國車用汽油的產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，有必要開發(fā)一種新的工藝技術(shù)用于生產(chǎn)硫含量小于10 μ g/g的車用汽油，以滿足未來市場(chǎng)的需要。
由于歷史原因，我國車用汽油調(diào)和組分中催化裂化汽油占75% 80%左右，并且具有硫含量較高和烯烴較高的特點(diǎn)。因此，降低我國催化裂化汽油硫含量是現(xiàn)階段面臨的重要問題。
國外現(xiàn)有技術(shù)主要包括ExxonMobil公司的SCANFining工藝、IFP公司的Prime-G+ 工藝為代表的選擇性加氫脫硫工藝和ExxonMobil公司的0CTGAIN工藝、UOP公司的ISAL工藝為代表的加氫脫硫/辛烷值恢復(fù)組合工藝。但由于國外催化裂化汽油性質(zhì)與國內(nèi)相比較差別較大，且在汽油調(diào)和組分中所占比例較小。因此，國外技術(shù)在加工國內(nèi)催化裂化汽油難以取得滿意的結(jié)果。
國內(nèi)開發(fā)的催化裂化汽油加氫脫硫降烯烴技術(shù)有石油化工科學(xué)研究院的RSDS、 RSDS-11、RID0S和撫順石油化工研究院(FRIPP)的OCT-M技術(shù)和OCT-MD技術(shù)，這些技術(shù)均已經(jīng)實(shí)現(xiàn)了工業(yè)化，但是，在生產(chǎn)硫含量小于10μ g/g的汽油產(chǎn)品時(shí)，均存在產(chǎn)品辛烷值損失較大且能耗較高的缺點(diǎn)。例如石油化工科學(xué)研究院開發(fā)的RSDS-1I技術(shù)，在工業(yè)裝置運(yùn)轉(zhuǎn)的情況表明，要想生產(chǎn)硫含量小于IOy g/g的清潔汽油，辛烷值的損失將非常大。
CN101787307A公開了 一種汽油加氫脫硫方法。該方法將汽油原料分餾成輕餾分汽油和重餾分汽油，其中輕餾分汽油經(jīng)堿洗精制脫除其中的硫醇硫；重餾分汽油依次經(jīng)過兩個(gè)加氫反應(yīng)器，進(jìn)行加氫脫雙烯、選擇性加氫脫硫和選擇性加氫脫硫醇反應(yīng)；所得的加氫重餾分汽油與精制后的輕餾分汽油混合后得到超低硫的全餾分汽油。該方法雖然也可以生產(chǎn)出硫含量小于10μ g/g的汽油產(chǎn)品，但原料有適應(yīng)性較差，且工藝流程與本發(fā)明思路完全不同。
CN101307255A公開了一種劣質(zhì)汽油餾分生產(chǎn)低硫汽油的方法。該方法先將全餾分劣質(zhì)汽油原料進(jìn)行固定床氧化脫臭，將硫醇硫轉(zhuǎn)化為二硫化物，然后分餾為輕餾分和重餾分，重餾分經(jīng)過高活性/低活性組合加氫脫硫催化劑進(jìn)行選擇性加氫脫硫，脫硫產(chǎn)物與輕餾分混合得到清潔汽油產(chǎn)品。該方法雖然也可以生產(chǎn)出硫含量小于10 μ g/g的汽油產(chǎn)品，但原料油適應(yīng)性較差，且辛烷值損失也較大，且工藝流程與本發(fā)明有很大差別。發(fā)明內(nèi)容
針對(duì)現(xiàn)有技術(shù)的不足，本發(fā)明提供了一種催化汽油加氫脫硫方法，可以生產(chǎn)硫含量小于10μ g/g的清潔汽油調(diào)和組分，且能耗與現(xiàn)有裝置相比大幅度降低。
本發(fā)明的催化汽油加氫脫硫方法包括如下內(nèi)容(1)調(diào)整催化裂化裝置分餾塔的操作，在FCC分餾塔內(nèi)進(jìn)行FCC汽油預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分；所述輕餾分和重餾分的分割溫度為110°C 130°C ；(2)步驟(I)所得輕餾分進(jìn)入堿抽提單元，進(jìn)行脫硫醇處理；(3)步驟(2)所得脫硫醇后的輕餾分進(jìn)入催化汽油加氫預(yù)分餾塔，分離出輕汽油和中汽油；輕汽油與中汽油的分割溫度為60V 75°C ；(4)步驟(3)所得中汽油與氫氣混合后，依次通過催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器和加氫脫硫反應(yīng)器，所得反應(yīng)流出物進(jìn)入分離器進(jìn)行分離；步驟(I)所得重餾分與氫氣混合后進(jìn)入催化汽油重餾分加氫脫硫反應(yīng)器，反應(yīng)流出物進(jìn)入分離器進(jìn)行分離；兩部分加氫液體產(chǎn)物經(jīng)氣提后與步驟(3)的輕汽油混合，得到清潔汽油產(chǎn)品或汽油調(diào)和組分。
根據(jù)本發(fā)明的催化汽油加氫脫硫方法，其中步驟(I)中所述調(diào)整催化裂化裝置分餾塔的操作，可以在新建催化裂化裝置上進(jìn)行，也可以充分利用催化裂化裝置內(nèi)已有的產(chǎn)品分餾系統(tǒng)進(jìn)行改造，例如可以通過增加側(cè)線并調(diào)整操作條件實(shí)現(xiàn)。步驟(I)中所述輕餾分和重餾分的分割溫度一般為110°c 130°C，優(yōu)選115°C 130°C。
步驟(2)中所述的堿抽提可以采用任何本領(lǐng)域熟知的技術(shù)。用于堿抽提的接觸反應(yīng)設(shè)備為靜態(tài)混合器、板式塔或填料塔、纖維膜接觸反應(yīng)器中的一種或幾種，其中幾種包括兩種或兩種以上的組合使用。所述的堿抽提劑為堿液或加入助抽提功能劑及再生催化劑的堿液。所述堿液為NaOH、KOH和季銨堿等強(qiáng)堿的水溶液。輕餾分在堿抽提單元進(jìn)行堿洗精制后，其中含有的硫醇以硫醇鈉的形式溶于堿液中而被脫除。
步驟(3)中所述的輕汽油與中汽油的分割溫度為60V 75°C，優(yōu)選60°C 70°C。 經(jīng)過加氫單元加氫預(yù)分餾塔后，含有較重硫化物和一部分難脫除噻吩硫的中汽油與脫硫醇后的輕汽油進(jìn)行分離。所得堿抽提后的輕汽油進(jìn)入產(chǎn)品調(diào)和罐區(qū)。
步驟(4)中的中汽油和FCC分餾塔來的重餾分，分別作為選擇性加氫裝置的進(jìn)料。 所述催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器使用的催化劑為本領(lǐng)域內(nèi)常用的加氫精制催化劑，如可以為W-Mo-Ni系加氫催化劑。W-Mo-Ni系加氫催化劑的組成通常包括氧化鶴8wt% 15wt%、氧化鑰6 wt% 16wt%和氧化鎳2. Owt% 8. O wt%。催化汽油中間懼分和重懼分加氫脫硫反應(yīng)器內(nèi)裝有脫硫催化劑，所述催化劑亦為本領(lǐng)域常用的加氫脫硫催化劑，如可以為Mo-Co系加氫催化劑。Mo-Co系催化劑的組成包括氧化鑰6wt% 16wt%,氧化鈷2.Owt% 8. 0wt%o兩部分加 氫產(chǎn)物經(jīng)過汽提塔后與堿抽提后的輕汽油混合，可以得到硫含量低于10 μ g/g的清潔汽油產(chǎn)品或調(diào)和組分。
在步驟(4)中，中汽油加氫脫硫反應(yīng)流出物和重餾分加氫脫硫反應(yīng)流出物可以分別進(jìn)入兩套氣液分離裝置進(jìn)行分離，也可以共用一套氣液分離裝置進(jìn)行氣液分離。
本發(fā)明方法中，步驟(4)中催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器的操作條件為氫分壓O. 8MPa 4. OMPa,最好1. OMPa 2. 5MPa ;反應(yīng)溫度為150°C 250°C，最好160 °C 2300C ;體積空速為2. Oh—1 6. Oh-1，最好2. 51Γ1 5. Oh—1 ;氫油體積比為10 300，最好為 50 200 ;催化汽油中間餾分脫硫反應(yīng)器的操作條件為氫分壓1. OMPa 4. OMPa，最好為1. OMPa 3. OMPa ;反應(yīng)溫度為200°C 300°C，最好在220°C 280°C;體積空速為1. OtT1 6. OtT1,最好為2. 51Γ1 4. OtT1 ;氫油體積比為100 700，最好在200 500 ;催化汽油重懼分脫硫反應(yīng)器操作條件為氫分壓為1. 2MPa 4. OMPa，最好為1. 5MPa 3. OMPa ;反應(yīng)溫度為220°C 340°C，最好為250°C 320°C，體積空速為1. OtT1 6. OtT1，最好為2. OtT1 4. OtT1 ;氫油體積比為100 700，最好在200 500。
由于催化汽油中間餾分和重餾分分別在不同的工藝條件下加氫脫硫，因此在達(dá)到相同脫硫深度的條件下，產(chǎn)品辛烷值損失最??；兩部分反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過分離器和汽提塔，液體產(chǎn)物進(jìn)入產(chǎn)品調(diào)和罐區(qū)，富含氫的氣體循環(huán)回反應(yīng)器繼續(xù)使用。
與現(xiàn)有催化汽油加氫處理技術(shù)相比較，本發(fā)明方法具有以下突出技術(shù)效果1、本發(fā)明方法中，僅需調(diào)整催化裂化裝置分餾塔的操作條件，即可在催化裂化裝置內(nèi)實(shí)現(xiàn)對(duì)催化汽油的輕、重餾分的預(yù)分離，可以充分利用催化裂化裝置內(nèi)已有的產(chǎn)品分餾系統(tǒng)進(jìn)行改造，有利于降低裝置改造投資和操作費(fèi)用，而且技術(shù)方案成熟可靠，簡(jiǎn)單易行。
2、現(xiàn)有技術(shù)中，催化裂化裝置所產(chǎn)汽油需要經(jīng)過冷卻降溫后，方可通過管線輸往催化汽油加氫裝置，然后再通過換熱或者加熱爐才能達(dá)到預(yù)分餾塔進(jìn)料溫度的要求，催化汽油需要經(jīng)歷降溫、升溫等比較大的溫度變化，導(dǎo)致催化汽油加氫裝置大大增加了不必要的能耗。而本發(fā)明方法中采用催化裂化預(yù)分離的輕、重餾分直接熱進(jìn)料的流程，取消了降溫、升溫等溫度大幅波動(dòng)的操作，可以充分利用催化裂化預(yù)分離的催化汽油輕、重餾分的熱量，從而大幅度降低催化汽油加氫預(yù)分餾塔和加氫裝置的能耗，同時(shí)降低設(shè)備投資和操作費(fèi)用。
3、本發(fā)明方法中，催化裂化預(yù)分離的輕餾分首先進(jìn)行堿抽提，脫除其中的大部分硫醇硫，通過加氫預(yù)分餾塔進(jìn)行分離，其中的輕汽油可以作為產(chǎn)品調(diào)和組分，而中汽油進(jìn)行緩和的選擇性加氫脫硫，而含有大部分硫化物的重汽油，在較苛刻的條件下進(jìn)行深度選擇性加氫脫硫。因此，本發(fā)明方法有利于降低出裝置輕汽油的總硫含量，產(chǎn)品辛烷值損失最小，而且也免除了易生焦前體等引發(fā)的催化汽油加氫單元反應(yīng)器壓降異?？焖偕邌栴}。
4、本發(fā)明方法針對(duì)催化汽油的特點(diǎn)，將其分割為不同餾分進(jìn)行處理，在實(shí)現(xiàn)深度脫硫的同時(shí)，降低了產(chǎn)品辛烷值損失。催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器使用非貴金屬催化劑，可以在相對(duì)較低的溫度下將原料中的二烯烴飽和，減緩脫硫反應(yīng)器床層結(jié)焦速度，保證裝置運(yùn)轉(zhuǎn)周期，由于活性金屬含量較低，因此成本相對(duì)較低。催化汽油中間餾分和重餾分脫硫反應(yīng)器中的催化劑，主要目的是為了降低硫含量的同時(shí)，減少辛烷值損失。通過幾種措施的實(shí) 施，本發(fā)明方法可以實(shí)現(xiàn)深度脫硫的目的，獲得比現(xiàn)有工藝更好的技術(shù)效果，且可以大幅度降低裝置能耗。


圖1為本發(fā)明的催化汽油耦合加氫方法的示意流程圖。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合附圖和實(shí)施例對(duì)本發(fā)明方法作進(jìn)詳細(xì)說明。
如圖1所示，在催化裂化裝置(FCCU)分餾塔I內(nèi)對(duì)汽油進(jìn)行預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分。所得輕餾分經(jīng)管線2進(jìn)入輕餾分緩沖罐3，并經(jīng)原料泵4進(jìn)入堿抽提反應(yīng)塔5中， 所得脫硫醇后的輕餾分進(jìn)入加氫單元預(yù)分餾塔6，在塔頂?shù)玫捷p汽油由管線7引出，塔底得到中汽油。中汽油經(jīng)原料泵8和管線9，并與經(jīng)過管線21的循環(huán)氫混合后進(jìn)入中汽油預(yù)加氫反應(yīng)器10。所得預(yù)加氫流出物經(jīng)換熱器11進(jìn)行換熱升溫后，進(jìn)入中汽油加氫脫硫反應(yīng)器 12，加氫脫硫流出物首先進(jìn)入加熱爐13進(jìn)行加熱，然后經(jīng)換熱器11與預(yù)加氫流出物換熱后進(jìn)入分離器14。分離器14所得氣體經(jīng)管線15進(jìn)入循環(huán)氫脫硫塔17進(jìn)行凈化，脫硫后的富氫氣體經(jīng)管線18與經(jīng)管線19引入的新氫混合后進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)20。
FC⑶分餾裝置分出的重餾分經(jīng)過管線23、原料泵24后，與經(jīng)過管線22的循環(huán)氫混合后進(jìn)入加熱爐25，然后進(jìn)入重餾分加氫脫硫反應(yīng)器26，所得反應(yīng)流出物與中汽油加氫脫硫流出物混合后進(jìn)入分離器14進(jìn)行分離。分離器14所得生成油由管線16引出，經(jīng)汽提后與管線7引出的輕汽油混合后得到清潔汽油產(chǎn)品或調(diào)和組分。
本發(fā)明方法中，催化裂化裝置分餾塔塔頂分餾出的汽油的輕餾分與側(cè)線抽出的重餾分的切割溫度為110°c 130°C，優(yōu)選115°C 130°C。輕餾分進(jìn)入堿抽提裝置進(jìn)行堿洗精制脫硫醇，然后進(jìn)入催化汽油加氫裝置預(yù)分餾塔，分餾為輕汽油和中汽油，輕汽油與中汽油的分割溫度為60°C 75°C，優(yōu)選60°C 70°C。脫硫醇后的輕餾分直接作為清潔汽油調(diào)和組分，中汽油進(jìn)入催化汽油中間餾分加氫裝置預(yù)加氫反應(yīng)器，與加氫催化劑接觸脫除原料中的二烯烴，生成油進(jìn)入脫硫反應(yīng)器與加氫催化劑接觸，脫除硫、氮等雜原子，重汽油進(jìn)入催化汽油重餾分脫硫反應(yīng)器與加氫催化劑接觸，脫除硫、氮等雜原子，兩部分精制油經(jīng)過分離器和汽提塔后與脫硫醇的輕汽油混合，得到清潔汽油產(chǎn)品或調(diào)和組分。
催化汽油預(yù)加氫反應(yīng)器內(nèi)裝填的催化劑可以為W-Mo-Ni系加氫催化劑，該系催化劑的組成包括氧化鶴8wt% 15wt%、氧化鑰6wt% 16wt%和氧化鎳2. 0wt% 8. 0wt%。催化汽油中餾分和重餾分脫硫反應(yīng)器中的催化劑可以為Mo-Co系加氫催化劑，催化劑組成包括氧化鑰6wt% 16wt%,氧化鈷2. Owt% 8. Owt%。催化劑載體一般為耐熔多孔氧化物， 如氧化鋁、氧化硅、氧化鈦、氧化鋯等，可以含有其它助劑組分。催化劑可以選擇現(xiàn)有商品催化劑，也可以按本領(lǐng)域技術(shù)人員熟知的方法制備。根據(jù)原料汽油的性質(zhì)，可以在預(yù)加氫反應(yīng)器上部需裝填加氫保護(hù)劑，裝入量為預(yù)加氫反應(yīng)器加氫催化劑體積的5% 20%，保護(hù)劑的形狀可以是拉西環(huán)、鳥巢或異型等。
經(jīng)過本發(fā)明方法處理的催化汽油餾分，產(chǎn)品可以達(dá)到如下性質(zhì)硫含量低于 10yg/g，產(chǎn)品辛烷值損失較小，小于1. 5個(gè)單位，處理后的產(chǎn)品適用于作為滿足歐V質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)的清潔汽油產(chǎn)品或調(diào)和組分。如果采用現(xiàn)有工藝方法，生產(chǎn)硫含量小于10 μ g/g的汽油產(chǎn)品時(shí)，產(chǎn)品辛烷值損失較大，且能耗大大高于本方法。
本發(fā)明方法中，F(xiàn)CCU分餾塔內(nèi)所得催化汽油重餾分的終餾點(diǎn)一般要求小于 205°C，硫含量小于600 μ g/g，烯烴含量小于28v%。具體工藝條件等內(nèi)容可以根據(jù)原料的性質(zhì)、產(chǎn)品質(zhì)量要求等具體因素由本領(lǐng)域技術(shù)人員確定。
本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)在于通過催化汽油加氫脫 硫裝置與FCC裝置產(chǎn)品分餾部分深度聯(lián)合，不僅可以保證輕汽油脫除硫醇和脫除總硫的效果，通過對(duì)催化汽油中餾分和重餾分分別處理，可以使產(chǎn)品辛烷值損失最小，而且保證了整套裝置長周期平穩(wěn)運(yùn)行，并且還有利于降低裝置改造投資、正常生產(chǎn)運(yùn)行綜合能耗和操作費(fèi)用。
與常規(guī)催化汽油加氫裝置流程比較，將加熱爐改至脫硫反應(yīng)器后，先對(duì)加氫脫硫流出物進(jìn)行加熱，并通過換熱提升進(jìn)入加氫脫硫反應(yīng)器的入口溫度，可以減緩裝置結(jié)焦的速率，延長裝置運(yùn)轉(zhuǎn)周期。
下面的實(shí)施例將對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步說明，但并不用于限定本發(fā)明。
實(shí)施例1 3采用圖1的示意流程圖，經(jīng)管線16引出的汽油經(jīng)過氣提后，與管線 7引出的輕汽油混合，得到產(chǎn)品。試驗(yàn)使用催化劑為工業(yè)應(yīng)用的加氫精制催化劑A和B，催化劑A為撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的FH-40C加氫催化劑，催化劑B為撫順石油化工研究院研制生產(chǎn)的FGH-31加氫催化劑，其中A應(yīng)用于催化汽油中餾分預(yù)加氫反應(yīng)器，B應(yīng)用于催化汽油中餾分和重餾分加氫脫硫反應(yīng)器。未進(jìn)行預(yù)分離時(shí)全餾分汽油的性質(zhì)列于表I 中。
實(shí)施例1催化裂化裝置分餾塔內(nèi)對(duì)汽油進(jìn)行預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分，所述輕餾分與重餾分的分割溫度為125°C ;輕餾分進(jìn)行堿抽提，然后進(jìn)入加氫預(yù)分餾塔進(jìn)行分離，所得輕汽油和中汽油的分割溫度為65°C。其中催化汽油中餾分預(yù)加氫反應(yīng)條件為氫分壓力1.8MPa、 體積空速3. 8 h—1、反應(yīng)溫度178°C ;催化汽油中餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為氫分壓1. 6MPa、 體積空速3. 0h_\反應(yīng)溫度248°C、總氫油體積比為350 1 ;催化汽油重餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為氫分壓1. 7MPa、體積空速2. 3h_\反應(yīng)溫度282°C、氫油體積比為350 :1。原料油性質(zhì)及試驗(yàn)結(jié)果列于表2。
由表2可見，采用該技術(shù)可以使產(chǎn)品硫含量降至10 μ g/g以下，產(chǎn)品辛烷值僅損失1. 4個(gè)單位。
實(shí)施例2催化裂化裝置分餾塔內(nèi)對(duì)汽油進(jìn)行預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分；所述輕餾分與重餾分的分割溫度為120°C ;輕餾分進(jìn)行堿抽提，然后進(jìn)入加氫預(yù)分餾塔進(jìn)行分離，所得輕汽油和中汽油的分割溫度為70°C。其中催化汽油中餾分預(yù)加氫反應(yīng)條件為氫分壓力2. OMPa、 體積空速3. 8h_\反應(yīng)溫度183°C;催化汽油中餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為氫分壓1. 8MPa、體積空速3. 2 h_\反應(yīng)溫度246°C ;總氫油體積比為380 1 ;催化汽油重餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為氫分壓1. 7MPa、體積空速2. 5h_\反應(yīng)溫度285°C、氫油體積比為360 :1。原料油性質(zhì)及試驗(yàn)結(jié)果列于表2。
由表2可見，采用該技術(shù)可以使產(chǎn)品硫含量降至10 μ g/g以下，產(chǎn)品辛烷值僅損失1. 5個(gè)單位。
實(shí)施例3催化裂化裝置分餾塔內(nèi)對(duì)汽油進(jìn)行預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分；所述輕餾分與重餾分的分割溫度為130°C ;輕餾分進(jìn)行堿抽提，然后進(jìn)入催化汽油中餾分加 氫預(yù)分餾塔進(jìn)行分離，所得輕汽油和中汽油的分割溫度為68°C。其中催化汽油中餾分預(yù)加氫反應(yīng)條件為氫分壓力1. 8MPa、體積空速4. 2 h_\反應(yīng)溫度180°C ;催化汽油中餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為 氫分壓1. 6MPa、體積空速3. 2 h_\反應(yīng)溫度252°C;總氫油體積比為320 1 ;催化汽油重餾分加氫脫硫反應(yīng)條件為氫分壓1. 6MPa、體積空速2. 7h_\反應(yīng)溫度278°C、氫油體積比為360 I。原料油性質(zhì)及試驗(yàn)結(jié)果列于表2。
由表2可見，采用該技術(shù)可以使產(chǎn)品硫含量降至10 μ g/g以下，產(chǎn)品辛烷值僅損失1.2個(gè)單位。
對(duì)比例I采用CN101787307A進(jìn)行加氫處理，原料油同實(shí)施例1，與本發(fā)明方法的對(duì)比數(shù)據(jù)列于表2和表3。
在加氫預(yù)分餾塔內(nèi)將汽油原料分餾成輕餾分和重餾分，其中輕餾分汽油經(jīng)堿洗精制脫除其中的硫醇硫；重餾分汽油依次經(jīng)過兩個(gè)加氫反應(yīng)器，進(jìn)行加氫脫雙烯、選擇性加氫脫硫和選擇性加氫脫硫醇反應(yīng)；所得的加氫重餾分汽油與精制后的輕餾分汽油混合后得到超低硫的全餾分汽油。
由表3可以看出，同時(shí)將產(chǎn)品硫含量降低至10 μ g/g，本方法的產(chǎn)品辛烷值損失僅為1. 4個(gè)單位，而常規(guī)方法為3. O個(gè)單位，裝置能耗也由18kgE0/t下降至10. 6kgE0/t。
表I原料油性質(zhì)
權(quán)利要求
1.一種催化汽油加氫脫硫方法，包括如下內(nèi)容(1)調(diào)整催化裂化裝置分餾塔的操作，在FCC分餾塔內(nèi)進(jìn)行FCC汽油預(yù)分離，得到輕餾分和重餾分；所述輕餾分和重餾分的分割溫度為110°C 130°C ；(2)步驟(I)所得輕餾分進(jìn)入堿抽提單元，進(jìn)行脫硫醇處理；(3)步驟(2)所得脫硫醇后的輕餾分進(jìn)入催化汽油加氫預(yù)分餾塔，分離出輕汽油和中汽油；輕汽油與中汽油的分割溫度為60V 75°C ；(4)步驟(3)所得中汽油與氫氣混合后，依次通過催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器和加氫脫硫反應(yīng)器；步驟(I)所得重餾分與氫氣混合后進(jìn)入催化汽油重餾分加氫脫硫反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)；(5)步驟(4)所得兩部分加氫反應(yīng)流出物進(jìn)行氣液分離，所得液體產(chǎn)物經(jīng)氣提后與步驟(3)的輕汽油混合，得到清潔汽油產(chǎn)品或汽油調(diào)和組分。
2.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(I)中所述輕餾分和重餾分的分割溫度為 115°C 130°C。
3.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(2)中所述的堿抽提的接觸反應(yīng)設(shè)備為靜態(tài)混合器、板式塔或填料塔、纖維膜接觸反應(yīng)器中的一種或幾種的組合使用；所述的堿抽提劑為堿液或加入助抽提功能劑及再生催化劑的堿液。
4.按照權(quán)利要求3所述的方法，其特征在于，所述的堿液為Na0H、K0H或季銨堿的水溶液。
5.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(3)中所述的輕汽油與中汽油的分割溫度60°C 70°C。
6.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器使用的催化劑為W-Mo-Ni系加氫催化劑，W-Mo-Ni系加氫催化劑的組成包括氧化鎢8wt% 15wt%、氧化鑰 6wt% 16wt% 和氧化鎮(zhèn) 2. Owt% 8. Owt%。
7.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化汽油中間餾分和重餾分加氫脫硫反應(yīng)器內(nèi)裝有Mo-Co系加氫催化劑，Mo-Co系催化劑的組成包括氧化鑰6wt% 16 wt%,氧化鈷 2. O wt% 8. O wt%0
8.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(5)中，中汽油加氫脫硫反應(yīng)流出物和重餾分加氫脫硫反應(yīng)流出物分別進(jìn)入兩個(gè)氣液分離器進(jìn)行分離，或者共用一套氣液分離器進(jìn)行氣液分離。
9.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，步驟(4)中催化汽油中間餾分預(yù)加氫反應(yīng)器的操作條件為氫分壓O. 8MPa 4. OMPa,反應(yīng)溫度為150°C 250°C，體積空速為2.OtT1 6. OtT1,氫油體積比為10 300 ;催化汽油中間懼分脫硫反應(yīng)器的操作條件為氫分壓1. OMPa 4. OMPa,反應(yīng)溫度為200。。 300°C，體積空速為1. OtT1 6. OtT1，氫油體積比為100 700 ;催化汽油重餾分脫硫反應(yīng)器操作條件為氫分壓為1. 2MPa 4. OMPa,反應(yīng)溫度為220°C 340°C，體積空速為1. O h—1 6. Oh—1，氫油體積比為100 700。
10.按照權(quán)利要求7所述的方法，其特征在于，在預(yù)加氫反應(yīng)器上部裝填加氫保護(hù)劑， 加氫保護(hù)劑裝入量為預(yù)加氫反應(yīng)器加氫催化劑體積的5% 20%。
11.按照權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于，催化裂化分餾塔內(nèi)所得催化汽油重餾分的終餾點(diǎn)小于205°C，硫含量小于600 μ g/g，烯烴含量小于28v%。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種催化汽油加氫脫硫方法。調(diào)整催化裝置分餾塔的操作條件，增加一個(gè)側(cè)線，采取適宜的切割溫度，塔頂出輕餾分，側(cè)線出重餾分；輕餾分進(jìn)行堿抽提處理，然后通過加氫預(yù)分餾塔分出輕汽油和中汽油；中汽油進(jìn)行緩和的選擇性加氫脫硫，重汽油進(jìn)行深度選擇性加氫脫硫，所得兩部分精制產(chǎn)物經(jīng)過氣提后與堿抽提的輕汽油混合，得到清潔汽油產(chǎn)品。與現(xiàn)有的催化汽油加氫脫硫技術(shù)相比較，本發(fā)明方法裝置能耗明顯降低，汽油辛烷值損失小，可以使汽油產(chǎn)品質(zhì)量滿足硫含量小于10μg/g的質(zhì)量要求，明顯提高煉油企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。
文檔編號(hào)C10G67/00GK103059950SQ20111032128
公開日2013年4月24日 申請(qǐng)日期2011年10月21日 優(yōu)先權(quán)日2011年10月21日
發(fā)明者徐大海, 關(guān)明華, 丁賀, 李士才 申請(qǐng)人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院