專利名稱：一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法。
背景技術(shù)：
中國(guó)是一個(gè)多煤缺油的國(guó)家，如果能將煤以高效潔凈的工藝方法大規(guī)模地轉(zhuǎn)化為液體燃料，將會(huì)有效地緩解油品供應(yīng)的緊張狀況，促進(jìn)經(jīng)濟(jì)持續(xù)穩(wěn)定地發(fā)展。煤間接液化生成的產(chǎn)物(即費(fèi)托合成產(chǎn)物)包含氣態(tài)烴、液態(tài)烴、合成蠟等粗產(chǎn)品。費(fèi)托合成產(chǎn)物的烴類組成和主要性質(zhì)與石油產(chǎn)品差異較大，主要由烷烴和烯烴構(gòu)成，且硫、氮含量極低，但含有一定量的氧。費(fèi)托合成產(chǎn)物得到的各個(gè)餾分需要經(jīng)過(guò)相應(yīng)的加氫提質(zhì)，才能得到合格的液體燃料及化學(xué)品。通常，液態(tài)烴和合成蠟經(jīng)加氫處理后可以生產(chǎn)出柴油、汽油、石腦油和精制臘等廣品。US6309432公 開(kāi)了一種加工提質(zhì)費(fèi)托合成油的方法，該法先將費(fèi)托合成油以371°C為分界點(diǎn)切割成輕重兩個(gè)餾分，371°C以下的輕餾分先后經(jīng)過(guò)熱分分離和冷分分離得到246-371°C餾分和C5-246°C餾分，246-371°C餾分和371°C以上的重餾分經(jīng)過(guò)加氫異構(gòu)裂化反應(yīng)器，在烯烴飽和、含氧化合物加氫的同時(shí)，正構(gòu)烷烴發(fā)生加氫異構(gòu)和加氫裂化反應(yīng)，異構(gòu)產(chǎn)物主要為單甲基支化烴類，C5-246°C餾分不經(jīng)過(guò)加氫處理，而是與加氫裂化反應(yīng)器出來(lái)的產(chǎn)物混合后去分餾塔，切割得到相應(yīng)的噴氣燃料等餾分。由于費(fèi)托油中含有較高含量的烯烴和氧含量，直接與異構(gòu)裂化催化劑接觸，會(huì)影響催化劑的穩(wěn)定性和運(yùn)轉(zhuǎn)周期，且產(chǎn)品質(zhì)量較差。CN200510068181.2提供了一種集成式費(fèi)托合成油加氫提質(zhì)的方法，該法先將費(fèi)托合成油全餾分、氫氣進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器，在加氫精制催化劑作用下發(fā)生加氫脫氧、烯烴飽和等反應(yīng)。加氫精制后的合成油依次經(jīng)高、低壓分離后，進(jìn)入分餾塔進(jìn)行切割，切出輕、重石腦油和煤油、柴油餾分后，分餾塔底得到的尾油進(jìn)入加氫裂化反應(yīng)器，在加氫異構(gòu)裂化催化劑的作用下，重質(zhì)餾分最大限度地轉(zhuǎn)化為中間餾分油產(chǎn)物。加氫裂化反應(yīng)器的產(chǎn)物與加氫精制反應(yīng)產(chǎn)物混合并依次經(jīng)高、低壓分離后，進(jìn)入分餾塔進(jìn)行切割得到目的產(chǎn)物。其不足之處在于采用集成式流程，操作靈活性較小，生產(chǎn)低凝柴油時(shí)，柴油收率偏低。CN200510068183.1提供了一種費(fèi)托合成產(chǎn)物加氫提質(zhì)的工藝方法，是將費(fèi)托合成反應(yīng)自然分離得到的高溫冷凝物、低溫冷凝物和合成蠟等三個(gè)組分分別加氫，其中高溫冷凝物和低溫冷凝物混合進(jìn)入加氫處理反應(yīng)器，在氫氣氣氛(氫分壓2.0-15.0MPa)和加氫精制催化劑作用下，于250-420°C發(fā)生加氫脫氧、烯烴飽和等反應(yīng)，經(jīng)過(guò)加氫精制以后的產(chǎn)物進(jìn)入分餾塔切割為石腦油、柴油和重油餾分；重油餾分與合成蠟混合后進(jìn)入異構(gòu)加氫裂化反應(yīng)器，在氫氣氣氛(2.0-15.0MPa)和催化劑作用下于300-45(TC發(fā)生異構(gòu)裂化反應(yīng)，異構(gòu)裂化反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分餾切割得到石腦油、柴油和尾油餾分，尾油餾分循環(huán)回異構(gòu)裂化反應(yīng)器繼續(xù)裂化反應(yīng)，或作為潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油原料。該法柴油產(chǎn)品收率達(dá)85wt%以上，其十六烷值超過(guò)80。其不足之處在于費(fèi)托冷凝物單獨(dú)去加氫精制反應(yīng)器，催化劑容易結(jié)焦，導(dǎo)致失活速率加快，縮短精制操作周期；合成蠟不進(jìn)加氫精制直接進(jìn)加氫裂化，導(dǎo)致加氫裂化投資增加；同時(shí)，該方法中未設(shè)置重柴油異構(gòu)降凝反應(yīng)器，無(wú)法得到高收率的低凝柴油產(chǎn)品。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法，具體為一種將煤炭間接液化合成烴轉(zhuǎn)化為具有經(jīng)濟(jì)效益產(chǎn)品的方法。本發(fā)明所提供的一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法，包括如下步驟:(I)將費(fèi)托油、費(fèi)托蠟與氫氣混合，進(jìn)入精制反應(yīng)器中進(jìn)行精制反應(yīng)；(2)所述精制反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入至熱高壓分離器I進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述熱高壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至熱低壓分離器I，經(jīng)所述熱高壓分離器I分離后的氣相進(jìn)入至冷高壓分離器I;經(jīng)所述熱低壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至分餾塔I，經(jīng)所述熱低壓分離器I分離后的氣相進(jìn)入至冷低壓分離器I ;經(jīng)所述冷高壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至所述冷低壓分離器I ;經(jīng)所述冷低壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至所述分餾塔I ;(3)經(jīng)所述分餾塔I分離后得到柴油、重柴油和精制尾油；經(jīng)所述分餾塔I分離得到的氣體和粗石腦油進(jìn)入吸收脫吸塔；所述吸收脫吸塔塔底的產(chǎn)物進(jìn)入石腦油穩(wěn)定塔，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯蜌猓鍪X油穩(wěn)定塔的塔底得到石腦油；所述重柴油進(jìn)入降凝反應(yīng)器進(jìn)行降凝反應(yīng)；所述精制尾油進(jìn)入裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)；(4)所述降凝反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物和所述裂化反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入熱高壓分離器II進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述高壓分離器II分離后的液相進(jìn)入熱低壓分離器II，經(jīng)所述高壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入冷高壓分離器II ；經(jīng)所述熱低壓分離器II分離后的液相進(jìn)入分餾塔II，經(jīng)所述熱低壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入冷低壓分離器II ;經(jīng)所述冷高壓分離器II分離后的液相進(jìn)入所述冷低壓分離器II ;經(jīng)所述冷低壓分離器II分離后的液相進(jìn)入所述分餾塔II ；(5)經(jīng)所述分餾塔II分離后得到柴油；經(jīng)所述分餾塔II分離得到的氣體和粗石腦油進(jìn)入所述吸收脫吸塔；所述吸收脫吸塔塔底的產(chǎn)物進(jìn)入所述石腦油穩(wěn)定塔，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯蜌?，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔底得到石腦油。上述的方法中，經(jīng)所述冷高壓分離器I分離后的氣相經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)I升壓后分成兩股氣體，其中一股氣體進(jìn)入所述精制反應(yīng)器中，另一股氣體與新氫氣壓縮機(jī)產(chǎn)生的氫氣混合后再進(jìn)入至所述精制反應(yīng)器。上述的方法中，經(jīng)所述冷高壓分離器II分離后的氣相經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)II升壓后分成三股氣體，其中兩股氣體分別進(jìn)入所述裂化反應(yīng)器和所述降凝反應(yīng)器中，另外一股氣體與所述新氫氣壓縮機(jī)產(chǎn)生的氫 氣混合后再分別進(jìn)入所述裂化反應(yīng)器和所述降凝反應(yīng)器中。上述的方法中，經(jīng)所述冷低壓分離器I分離后的氣相和經(jīng)所述冷低壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入氫氣回收裝置中，
所述氫氣回收裝置的尾氣進(jìn)入所述吸收脫吸塔中，所述氫氣回收裝置的氫氣回收率可達(dá)50 99%，氫氣純度可達(dá)70 99.99%。上述的方法中，所述分餾塔I和分餾塔II均選自下述任一種:I)汽提塔、常壓塔與減壓塔的組合；2)汽提塔與常壓塔的組合；3)常壓塔與減壓塔的組合；4)常壓塔；所述常壓塔和/或減壓塔設(shè)置一個(gè)或多個(gè)側(cè)線汽提塔。上述的方法中，所述氫氣回收裝置采用膜分離方式和/或變壓吸附方式提純氫氣。上述的方法中，步驟(I)中，所述精制反應(yīng)的溫度可為140 450°C，壓力可為
2.0 17.0MPa,總體積空速可為0.5 61Γ1，所述精制反應(yīng)器的入口氫油體積比可為200 1000，優(yōu)選所述步驟(I)中精制反應(yīng)溫度為300 400°C，壓力為4.5 9.5MPa，總體積空速為1.0 4.01Γ1，反應(yīng)器入口氫油體積比為300 700，其中“氫油體積比”為通入的氫氣與加入的所述費(fèi)托油與所述費(fèi)托蠟總和的體積比。

上述的方法中，步驟(2)中，所述熱高壓分離器I的操作溫度可為150 350°C，操作壓力可為2.0 17.0MPa ;優(yōu)選所述步驟(2)中熱高壓分離器I的操作溫度為200 300°C，操作壓力為3.5 9.0MPa ;和/或，所述冷高壓分離器I的操作溫度可為20 100°C，操作壓力可為2.0 17.0MPa ；優(yōu)選所述冷高壓分離器I的操作溫度為40 80°C，操作壓力為3.5 9.0MPa ;和/或，所述熱低壓分離器I的操作溫度可為150 350°C，操作壓力可為0.5 4.0MPa ；優(yōu)選所述熱低壓分離器I的操作溫度為200 300°C，操作壓力為1.0 3.0MPa ;和/或，所述冷低壓分離器I的操作溫度可為20 100°C，操作壓力可為0.5 4.0MPa,優(yōu)選所述冷低壓分離器I的操作溫度為40 80°C，操作壓力為1.0 3.0MPa0上述的方法中，步驟(3)和(5)中所述汽提塔的理論板數(shù)可為4 40，塔頂溫度可為60 180°C，塔底溫度可為150 400°C，操作壓力可為0.05 2.0MPa,優(yōu)選所述步驟
(3)和(5)中汽提塔理論板數(shù)為8 15，塔頂溫度為80 150°C，塔底溫度為160 300°C，操作壓力為0.5 0.8MPa ;所述常壓塔理論板數(shù)可為10 60，塔頂溫度為60 200°C，塔底溫度可為250 500°C，操作壓力可為0.05 2.0MPa，優(yōu)選所述常壓塔理論板數(shù)為20 40，塔頂溫度為100 150°C，塔底溫度為270 370°C，操作壓力為0.1 0.5MPa ;所述減壓塔理論板數(shù)可為10 60，塔頂溫度可為30 150°C，塔底溫度可為200 400°C，操作壓力可為O 0.1MPa，優(yōu)選所述減壓塔理論板數(shù)為20 40，塔頂溫度為50 100°C，塔底溫度為250 350°C，操作壓力為O 0.05Mpa。上述的方法中，步驟(3)中，所述裂化反應(yīng)的溫度可為200 500°C，壓力可為
2.0 18.0MPa,總體積空速可為0.5 41Γ1，所述裂化反應(yīng)器的入口氫油體積比可為300 1000，優(yōu)選所述步驟(3)中裂化反應(yīng)溫度為280 450°C，壓力為6.0 13.0MPa，總體積空速1.0 3.51Γ1，裂化反應(yīng)器入口氫油體積比400 800 ;和/或，所述降凝反應(yīng)的溫度可為250 500°C，壓力可為2.0 18.0MPa,總體積空速可為0.5 61Γ1，所述降凝反應(yīng)器的入口氫油體積比可為200 3000，優(yōu)選所述降凝反應(yīng)溫度為280 450°C，壓力為6.0 13.0MPa，總體積空速1.0 4.01Γ1，反應(yīng)器入口氫油體積比400 800 ;和/或，上述的方法中，步驟(4)中，所述熱高壓分離器II的操作溫度為200 350°C，操作壓力為2.0 18.0MPa，優(yōu)選所述步驟(4)中熱高壓分離器II的操作溫度為230 300°C，操作壓力為6.5 13.0MPa ;和/或，所述冷高壓分離器II的操作溫度可為20 100°C，操作壓力可為2.0 18.0MPa,優(yōu)選所述冷高壓分離器II的操作溫度為40 80°C，操作壓力為6.0 13.0MPa ;和/或，所述熱低壓分離器II的操作溫度可為180 350°C，操作壓力可為0.5 4.0MPa,優(yōu)選所述熱低壓分離器II的操作溫度為200 300°C，操作壓力為1.0 3.0MPa ;和/或，所述冷低壓分離器II的操作溫度可為20 100°C,操作壓力可為0.5 4.0MPa,優(yōu)選所述冷低壓分離器II的操作溫度為40 80°C，操作壓力為1.0 3.0MPa0步驟(3)和(5)所述吸收脫吸塔的理論板數(shù)可為5 40，塔頂溫度可為-40 120°C，塔底溫度可為-40 250°C，操作壓力可為0.5 6.0MPa ;優(yōu)選所述步驟(3)和(5)中吸收脫吸塔理論板數(shù)為9 25，塔頂溫度為30 60°C，塔底溫度為60 150°C，操作壓力為0.5 2.0MPa ;所述石腦油穩(wěn)定塔的理論板數(shù)可為10 60，塔頂溫度可為30 150°C，塔底溫度可為150 300°C，操作壓力可為0.3 2.0MPa ;優(yōu)選所述石腦油穩(wěn)定塔理論板數(shù)為25 35，塔頂溫度為40 80°C，塔底溫度為160 250°C，操作壓力為0.5 1.5MPa。上述的方法中，新氫壓縮機(jī)出口壓力可為2.5 20.0MPa，優(yōu)選所述新氫壓縮機(jī)出口壓力為5.0 15.0MPa0本發(fā)明具有如下優(yōu)點(diǎn):(I)精制反應(yīng)采用加氫精制一次通過(guò)加氫技術(shù)，裂化反應(yīng)采用全循環(huán)加氫裂化技術(shù)，降凝反應(yīng)一次通過(guò)臨氫降凝技術(shù)；(2)精制反應(yīng)產(chǎn)物、裂化反應(yīng)產(chǎn)物和降凝反應(yīng)產(chǎn)物分離采用熱高分、熱低分、冷高分與冷低分的分離方式；(3)裂化反應(yīng)和降凝反應(yīng)共用一套產(chǎn)物分離系統(tǒng)、產(chǎn)物分餾系統(tǒng)和循環(huán)氫壓縮系統(tǒng)；(4)精制反應(yīng)和裂化反應(yīng)分別設(shè)置了產(chǎn)物分離系統(tǒng)和產(chǎn)物分餾系統(tǒng)；(5)設(shè)置了吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，回收氣體中的液化石油氣和石腦油；(6)精制低分氣和裂化低分氣設(shè)置了氫氣回收方案。


圖1為本發(fā)明將費(fèi)托合成烴轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的流程示意圖；圖2為實(shí)施例1的流程示意圖；其中，I一精制反應(yīng)器；2—熱高壓分離器I ;3—冷高壓分離器I ;4一熱低壓分離器
I;5 —冷低壓分離器I ;6 —分餾塔I ;6-1—精制分餾塔；6-2 —精制常一線柴油汽提塔；6_3—精制常二線柴油汽 提塔；6-4—精制減壓塔；6-5—精制減壓塔頂抽真空系統(tǒng)；7—新氫壓縮機(jī)；8—循環(huán)氫壓縮機(jī)I ;9一裂化反應(yīng)器；10—熱高壓分離器II ;11 一冷高壓分離器II ;12—熱低壓分離器II ;13—冷低壓分離器II ;14一分餾塔II ;14_1 一裂化分餾塔；14-2—裂化常一線柴油汽提塔；14-3—裂化常二線柴油汽提塔；14-4一裂化減壓塔；14-5—裂化減壓塔頂抽真空系統(tǒng)；15—循環(huán)氫壓縮機(jī)II ;16—降凝反應(yīng)器；17—?dú)錃饣厥昭b置；18—吸收脫吸塔；19一石腦油穩(wěn)定塔；20—富氣壓縮機(jī)；21—重柴油脫硫iii ; 101 一費(fèi)托油；102 —費(fèi)托臘；103一補(bǔ)充氫；104 —精制重柴油；105 —精制尾油；106(106 -1, 106 - 2，106 - 3，106 - 4)，107 (107 -1, 107 - 2，107 - 3，107 - 4)—汽提蒸汽；111，112—減壓塔頂抽真空蒸氣；121—柴油；122—液化石油氣；123—石腦油；124—還原油；125—回收氫氣；126—干氣；127—減頂氣；131，132，133—含硫含油污水；141，142—含油污水。
具體實(shí)施例方式下述實(shí)施例中所使用的實(shí)驗(yàn)方法如無(wú)特殊說(shuō)明，均為常規(guī)方法。下述實(shí)施例中所用的材料、試劑等，如無(wú)特殊說(shuō)明，均可從商業(yè)途徑得到。下面結(jié)合圖1進(jìn)一步解釋本發(fā)明的方法。( I)精制反應(yīng)及產(chǎn)物分離部分來(lái)自費(fèi)托合成裝置的費(fèi)托油101油和費(fèi)托蠟102，與氫氣混合進(jìn)入精制反應(yīng)器1，在氫氣、加氫精制催化劑以及一定的溫度壓力下發(fā)生烯烴飽和和含氧化合物脫除等加氫精制反應(yīng)。精制反應(yīng)產(chǎn)物先經(jīng)熱高壓分離器I 2進(jìn)行氣液分離，熱高分油降壓后去熱低壓分離器I 4，熱高分氣換熱和冷卻后去冷高壓分離器3進(jìn)行氣、液、水三相分離，冷高壓分離器3頂部氣體經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)I 8升壓后分為兩股，一股作為急冷氫去精制反應(yīng)器1，一股與來(lái)自新氫壓縮機(jī)7的部分新氫混合后再與精制反應(yīng)原料混合成為混氫油去精制反應(yīng)器I。熱低壓分離器4中的液體降壓后去分餾塔I 6 ;熱低壓分離器4的氣體冷卻后去冷低壓分離器5，冷高壓分離器3中的水、油經(jīng)降壓后進(jìn)入冷低壓分離器5，冷低壓分離器5氣體去氫氣回收裝置17，冷低分油去分餾塔I 6。(2)精制分餾部分精制熱低分油 和精制冷低分油進(jìn)入分餾塔I 6，分餾塔I 6分離得到的氣體和精制石腦油去吸收脫吸塔18中，生成的柴油為產(chǎn)品柴油，生成的重柴油去降凝反應(yīng)器16，生成的精制尾油去裂化反應(yīng)器9。(3)裂化反應(yīng)、降凝反應(yīng)及產(chǎn)物分離部分精制尾油105、裂化未轉(zhuǎn)化油與混合氫混合后經(jīng)換熱和加熱爐加熱到一定溫度去裂化反應(yīng)器9中，在裂化反應(yīng)器9中發(fā)生加氫裂化反應(yīng)。精制重柴油104與混合氫混合后經(jīng)換熱和加熱爐加熱到一定溫度后去降凝反應(yīng)器16，在降凝反應(yīng)器16內(nèi)發(fā)生臨氫降凝反應(yīng)。裂化反應(yīng)產(chǎn)物和降凝反應(yīng)產(chǎn)物分別換熱后混合進(jìn)熱高壓分離器II 10進(jìn)行氣液分離，熱高分油經(jīng)降低壓力后去熱低壓分離器II 12，熱高分氣經(jīng)冷卻后去冷高壓分離II器11進(jìn)行氣、液分離，冷高壓分離器II 11的頂部氣體去循環(huán)氫壓縮機(jī)II 15升壓，升壓后的裂化循環(huán)氫分為三股，其中兩股做為急冷氫去裂化反應(yīng)器9和降凝反應(yīng)器16，另外一股和升壓后的新氫混合后再分為兩部分，其中一部分與裂化反應(yīng)進(jìn)料混合去裂化反應(yīng)器9，另一部分與降凝原料混合去降凝反應(yīng)器16。熱低壓分離器II 12中的液體降壓后去分餾塔II 14中；熱低壓分離器II 12的氣體冷卻后去冷低壓分離器II 13，冷高壓分離器II 11中的油經(jīng)降壓后進(jìn)入冷低壓分離器II 13，冷低壓分離器II 13的氣體去氫氣回收裝置17，裂化冷低分油去分餾塔 II 14。
(4)裂化分餾部分裂化熱低分油和裂化冷低分油進(jìn)入分餾塔II 14，分餾塔II 14產(chǎn)生的氣體和裂化石腦油去吸收脫吸塔18中，生成的柴油為產(chǎn)品柴油，生成的重柴油經(jīng)脫硫去費(fèi)托催化劑還原裝置，未轉(zhuǎn)化油返回裂化反應(yīng)器9中。(5)壓縮部分補(bǔ)充氫經(jīng)新氫壓縮機(jī)7升壓后分兩股，一股去精制反應(yīng)器I中，另一股去裂化反應(yīng)器9中和降凝反應(yīng)器16中。

(6)氫氣回收部分精制低分氣和裂化低分氣混合去氫氣回收裝置17中，經(jīng)氫氣回收裝置得到的回收氫氣出裝置，尾氣去吸收脫吸塔回收液化氣。(7)吸收穩(wěn)定部分分餾塔I 6和分餾塔II 14的塔頂氣經(jīng)升壓去吸收脫吸塔18，氫氣回收裝置17產(chǎn)生的尾氣、精制石腦油和裂化石腦油也去吸收脫吸塔18，吸收脫吸塔18塔頂氣體作為干氣出裝置，塔底脫乙烷油去石腦油穩(wěn)定塔19，從石腦油穩(wěn)定塔19塔頂?shù)玫揭夯瘹猱a(chǎn)品，從塔底得到石腦油產(chǎn)品和循環(huán)吸收劑。下面以實(shí)施例的方式進(jìn)一步解釋本發(fā)明，但是本發(fā)明不局限于這些實(shí)施例。該實(shí)施例中所用的費(fèi)托油和費(fèi)托蠟的主要性質(zhì)見(jiàn)表I ;表I費(fèi)托油和費(fèi)托蠟的主要性質(zhì)
項(xiàng)0指標(biāo)
__費(fèi)托油__費(fèi)托蠟_
___O__V_
_IBP__166.5__338.4_
_10%__195.5__400_
_30%__234.4__490_
_50%__248.4__560_
_70%__281.4__620_
_90%__330.9__700_
_95%__350.1__720_
_EBP__369.2__>750_按照?qǐng)D2所示的流程，來(lái)自費(fèi)托合成裝置的費(fèi)托油流股101和費(fèi)托蠟流股102，與氫氣混合進(jìn)入精制反應(yīng)器1，在氫氣、加氫精制催化劑以及溫度305°C、壓力8.0MPaG下發(fā)生烯烴飽和含氧化合物脫除等加氫精制反應(yīng)，總體積空速為2.0r1,反應(yīng)器入口氫油體積比為350。精制反應(yīng)產(chǎn)物先經(jīng)熱高壓分離器I 2在254°C和7.45MPaG壓力下進(jìn)行氣液分離，精制熱高分油經(jīng)降壓至2.4MPaG去熱低壓分離器I 4，精制熱高分氣經(jīng)冷卻至50°C去冷高壓分離器3進(jìn)行氣、液、水三相分離，冷高壓分離器3的頂部氣體經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)I 8升壓至8.85MPaG后和自新氫壓縮機(jī)7升壓到9.3MPaG的部分新氫混合去精制反應(yīng)器1，熱低壓分離器I 4中的液體降壓后去分餾塔I 6;熱低壓分離器I 4的氣體冷卻至50°C去冷低壓分離器I 5，冷高壓分離器I 3中的水、油經(jīng)降壓至2.3MPaG進(jìn)入冷低壓分離器I 5中，冷低壓分離器I 5產(chǎn)生的氣體去氫氣回收裝置17，精制冷低分油去分餾塔I 6。精制熱低分油和精制冷低分油經(jīng)換熱后混合進(jìn)入精制分餾塔進(jìn)料閃蒸罐，在283°C和0.37MPaG條件下進(jìn)行閃蒸，閃蒸氣體直接去精制分餾塔6_1，閃蒸液體經(jīng)加熱爐加熱至355°C去精制分餾塔6-1，精制分餾塔6 -1的理論板數(shù)為26，塔頂溫度為120°C，塔底溫度為341°C，操作壓力為0.15MPaG，精制分餾塔6-1塔頂氣體和精制石腦油去吸收脫吸塔18，常一線柴油經(jīng)精制常一線柴油汽提塔6-2得到產(chǎn)品柴油，常二線柴油經(jīng)精制常二線柴油汽提塔6-3也得到產(chǎn)品柴油，精制分餾塔6-1塔底油經(jīng)加熱爐加熱到333°C后去精制減壓塔6-4。精制減壓塔理論板數(shù)為26，塔頂溫度為65°C，塔底溫度為309°C，操作壓力為80mmHG,精制減頂氣去加熱爐，精制減一線柴油為產(chǎn)品柴油，精制減二線柴油去降凝反應(yīng)器16，精制尾油去裂化反應(yīng)器9。精制尾油、裂化未轉(zhuǎn)化油與混合氫混合后經(jīng)加熱爐加熱到350°C去裂化反應(yīng)器9，在反應(yīng)器中發(fā)生加氫裂化反應(yīng)，反應(yīng)溫度為354°C，壓力為8.0MPaG,總體積空速為2.0h^1,反應(yīng)器入口氫油體積比為500。精制減二線柴油與混合氫混合后經(jīng)加熱爐加熱到349°C后去降凝反應(yīng)器16，在降凝反應(yīng)器16內(nèi)發(fā)生臨氫降凝反應(yīng)，反應(yīng)溫度為353°C，壓力為
7.55MPaG，總體積空速為2.0h—1，反應(yīng)器入口氫油體積比為500。裂化反應(yīng)產(chǎn)物和降凝反應(yīng)產(chǎn)物混合后進(jìn)熱高壓分離器II 10在261°C、7.25MPaG壓力下進(jìn)行氣液分離，裂化熱高分油降壓至2.4MPaG去熱低壓分離器II 1 2，裂化熱高分氣經(jīng)冷卻至50°C去冷高壓分離器II 11進(jìn)行氣、液分離，冷高壓分離器II 11頂部氣體經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)II 15升壓至9.0MPaG和自新氫壓縮機(jī)7升壓后的新氫混合去裂化反應(yīng)部分和降凝反應(yīng)部分，熱低壓分離器II 12中的液體降壓后去裂化分餾塔14-1 ;熱低壓分離器II 12的氣體冷卻至50°C去冷低壓分離器II 13，冷高壓分離器II 11中的油降壓至2.3MPaG去冷低壓分離器II 13，冷低壓分離器II 13的氣體去氫氣回收裝置17，裂化冷低分油去裂化分餾部分。裂化熱低分油和裂化冷低分油經(jīng)換熱后混合進(jìn)入裂化分餾塔進(jìn)料閃蒸罐，在264°C和0.1SMPaG條件下進(jìn)行閃蒸，閃蒸氣體直接去裂化分餾塔14_1，閃蒸液體經(jīng)加熱爐加熱到355°C去裂化分餾塔14-1，裂化分餾塔理論板數(shù)為26，塔頂溫度為165°C，塔底溫度為304°C，操作壓力為0.1MPaG，裂化分餾塔頂氣體和裂化石腦油去吸收穩(wěn)定部分，常一線柴油和常二線柴油分別經(jīng)裂化常一線柴油汽提塔14-2和裂化常二線柴油汽提塔14-3得到柴油產(chǎn)品，裂化分餾塔14-1的塔底油經(jīng)減壓去裂化減壓塔14-4。裂化減壓塔理論板數(shù)為26，塔頂溫度為65°C，塔底溫度為309°C，操作壓力為80mmHG。裂化減頂氣和精制減頂氣混合流股127去加熱爐，裂化減一線柴油為產(chǎn)品柴油和裂化常一線柴油、裂化常二線柴油、精制常一線柴油、精制常二線柴油、精制減一線柴油混合流股121作為成品柴油，裂化減二線柴油經(jīng)脫硫作為還原油流股124去費(fèi)托催化劑還原裝置(圖中未示)，裂化減壓塔底油作為循環(huán)油返回裂化反應(yīng)部分。精制低分氣和裂化低分氣混合去氫氣回收裝置17，經(jīng)氫氣回收裝置17得到的回收氫氣流股125出裝置，尾氣去吸收脫吸塔18回收液化石油氣。精制分餾塔頂氣、裂化分餾塔頂氣、氫氣回收部分尾氣、精制石腦油和裂化石腦油去吸收脫吸塔，吸收脫吸塔理論板數(shù)為17，塔頂溫度為43°C，塔底溫度為123°C，操作壓力為0.73MPaG，從吸收脫吸塔頂?shù)玫礁蓺饬鞴?26出裝置，塔底脫乙烷油去石腦油穩(wěn)定塔19，石腦油穩(wěn)定塔理論板數(shù)為25，塔頂溫度為63°C，塔底溫度為193°C，操作壓力為0.99MPaG，從石腦油穩(wěn)定塔塔頂?shù)玫揭夯瘹猱a(chǎn)品流股122，從塔底得到的石腦油一部分作為循環(huán)吸收劑返回吸收脫吸塔，其余作為石腦油產(chǎn)品流股123。上述實(shí)施例中,各原料和產(chǎn)物的質(zhì)量流量如表2中所示。表2實(shí)施例1中原料和產(chǎn)品數(shù)據(jù)(單位:kg/h)

權(quán)利要求
1.一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法，包括如下步驟: (1)將費(fèi)托油、費(fèi)托蠟與氫氣混合，進(jìn)入精制反應(yīng)器中進(jìn)行精制反應(yīng)； (2)所述精制反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入至熱高壓分離器I進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述熱高壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至熱低壓分離器I，經(jīng)所述熱高壓分離器I分離后的氣相進(jìn)入至冷高壓分離器I; 經(jīng)所述熱低壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至分餾塔I，經(jīng)所述熱低壓分離器I分離后的氣相進(jìn)入至冷低壓分離器I ;經(jīng)所述冷高壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至所述冷低壓分離器I ;經(jīng)所述冷低壓分離器I分離后的液相進(jìn)入至所述分餾塔I ; (3)經(jīng)所述分餾塔I分離后得到柴油、重柴油和精制尾油； 經(jīng)所述分餾塔I分離得到的氣體和粗石腦油進(jìn)入吸收脫吸塔；所述吸收脫吸塔塔底的產(chǎn)物進(jìn)入石腦油穩(wěn)定塔，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯蜌?，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔底得到石腦油； 所述重柴油進(jìn)入降凝反應(yīng)器進(jìn)行降凝反應(yīng)； 所述精制尾油循環(huán)至裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)； (4)所述降凝反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物和所述裂化反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入熱高壓分離器II進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述高壓分離器II分離后的液相進(jìn)入熱低壓分離器II，經(jīng)所述高壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入冷高壓分離器II ； 經(jīng)所述熱低壓分離器II分離后的液相進(jìn)入分餾塔II，經(jīng)所述熱低壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入冷低壓分離器II ;經(jīng)所述冷高壓分離器II分離后的液相進(jìn)入所述冷低壓分離器II ;經(jīng)所述冷低壓分 離器II分離后的液相進(jìn)入所述分餾塔II ； (5)經(jīng)所述分餾塔II分離后得到柴油； 經(jīng)所述分餾塔II分離得到的氣體和粗石腦油進(jìn)入所述吸收脫吸塔；所述吸收脫吸塔塔底的產(chǎn)物進(jìn)入所述石腦油穩(wěn)定塔，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯蜌?，所述石腦油穩(wěn)定塔的塔底得到石腦油。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于:經(jīng)所述冷高壓分離器I分離后的氣相經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)I升壓后分成兩股氣體，其中一股氣體進(jìn)入所述精制反應(yīng)器中，另一股氣體與新氫氣壓縮機(jī)產(chǎn)生的氫氣混合后再進(jìn)入至所述精制反應(yīng)器。
3.根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的方法，其特征在于:經(jīng)所述冷高壓分離器II分離后的氣相經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)II升壓后分成三股氣體，其中兩股氣體分別進(jìn)入所述裂化反應(yīng)器和所述降凝反應(yīng)器中，另外一股氣體與所述新氫氣壓縮機(jī)產(chǎn)生的氫氣混合后再分別進(jìn)入所述裂化反應(yīng)器和所述降凝反應(yīng)器中。
4.根據(jù)權(quán)利要求1-3中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:經(jīng)所述冷低壓分離器I分離后的氣相和經(jīng)所述冷低壓分離器II分離后的氣相進(jìn)入氫氣回收裝置中， 所述氫氣回收裝置的尾氣進(jìn)入所述吸收脫吸塔中。
5.根據(jù)權(quán)利要求1-4中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:所述分餾塔I和分餾塔II均選自下述任一種: 1)汽提塔、常壓塔與減壓塔的組合； 2)汽提塔與常壓塔的組合； 3)常壓塔與減壓塔的組合；4)常壓塔； 所述常壓塔和/或減壓塔設(shè)置一個(gè)或多個(gè)側(cè)線汽提塔。
6.根據(jù)權(quán)利要求1-5中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:步驟(I)中，所述精制反應(yīng)的溫度為140 450°C，壓力為2.0 17.0MPa，總體積空速為0.5 ΘΙΓ1，所述精制反應(yīng)器的入口氫油體積比為200 1000。
7.根據(jù)權(quán)利要求1-6中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:步驟(2)中，所述熱高壓分離器I的操作溫度為150 350°C，操作壓力為2.0 17.0MPa ;和/或， 所述冷高壓分離器I的操作溫度為20 100°C，操作壓力為2.0 17.0MPa ;和/或， 所述熱低壓分離器I的操作溫度為150 350°C，操作壓力為0.5 4.0MPa ;和/或， 所述冷低壓分離器I的操作溫度為20 100°C，操作壓力為0.5 4.0MPa0
8.根據(jù)權(quán)利要求1- 7中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:步驟(3)和(5)中，所述汽提塔的理論板數(shù)為4 40，塔頂溫度為60 180°C，塔底溫度為150 400°C，操作壓力為0.05 2.0MPa ； 所述常壓塔理論板數(shù)為10 60，塔頂溫度為60 200°C，塔底溫度為250 500°C，操作壓力為0.05 2.0MPa ； 所述減壓塔理論板數(shù)為10 60，塔頂溫度為30 150°C，塔底溫度為200 400°C，操作壓力可為O 0.1MPa0
9.根據(jù)權(quán)利要求1-8中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:步驟(3)中，所述裂化反應(yīng)的溫度為200 500°C，壓力為2.0 18.0MPa,總體積空速為0.5 41Γ1，所述裂化反應(yīng)器的入口氫油體積比為300 1000 ;和/或， 所述降凝反應(yīng)的溫度為250 500°C，壓力為2.0 18.0MPa,總體積空速為0.5 61Γ1，所述降凝反應(yīng)器的入口氫油體積比為200 3000 ;和/或， 步驟(4)中，所述熱高壓分離器II的操作溫度為200 350°C，操作壓力為2.0 18.0MPa ;和 / 或， 所述冷高壓分離器II的操作溫度為20 100°C，操作壓力為2.0 18.0MPa ;和/或， 所述熱低壓分離器II的操作溫度為180 350°C，操作壓力為0.5 4.0MPa ;和/或， 所述冷低壓分離器II的操作溫度為20 100°C，操作壓力為0.5 4.0MPa0
10.根據(jù)權(quán)利要求1- 9中任一項(xiàng)所述的方法，其特征在于:步驟(3)和(5)中，所述吸收脫吸塔的理論 板數(shù)為5 40，塔頂溫度為-40 120°C，塔底溫度為-40 250°C，操作壓力為 0.5 6.0MPa ； 所述石腦油穩(wěn)定塔的理論板數(shù)為10 60，塔頂溫度為30 150°C，塔底溫度為150 .300 °C，操作壓力為0.3 2.0MPa0
全文摘要
本發(fā)明公開(kāi)了一種將費(fèi)托合成產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為石腦油、柴油和液化石油氣的方法。包括如下步驟(1)將費(fèi)托油、費(fèi)托蠟與氫氣混合，進(jìn)入精制反應(yīng)器中進(jìn)行精制反應(yīng)；(2)所述精制反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入至熱高壓分離器Ⅰ進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述熱高壓分離器Ⅰ分離后的液相進(jìn)入至熱低壓分離器Ⅰ，經(jīng)所述熱高壓分離器Ⅰ分離后的氣相進(jìn)入至冷高壓分離器Ⅰ；(3)經(jīng)所述分餾塔Ⅰ分離后得到柴油、重柴油和精制尾油；所述重柴油進(jìn)入降凝反應(yīng)器進(jìn)行降凝反應(yīng)；所述精制尾油循環(huán)至裂化反應(yīng)器進(jìn)行裂化反應(yīng)；(4)所述降凝反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物和所述裂化反應(yīng)的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入熱高壓分離器Ⅱ進(jìn)行氣液分離；經(jīng)所述高壓分離器Ⅱ分離后的液相進(jìn)入熱低壓分離器Ⅱ，經(jīng)所述高壓分離器Ⅱ分離后的氣相進(jìn)入冷高壓分離器Ⅱ；(5)經(jīng)所述分餾塔Ⅱ分離后得到柴油。
文檔編號(hào)C10G67/02GK103146426SQ20131008944
公開(kāi)日2013年6月12日 申請(qǐng)日期2013年3月20日 優(yōu)先權(quán)日2013年3月20日
發(fā)明者李永旺, 張立, 楊強(qiáng), 白亮, 董立華 申請(qǐng)人:中科合成油工程有限公司