專利名稱：一種重整生成油的降苯方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明為一種降低烴類中苯含量的方法，具體地說(shuō)，是一種降低重整生成油中苯含量的方法。
背景技術(shù)：
隨著環(huán)保意識(shí)的不斷提高以及汽車尾氣污染的日益嚴(yán)重，環(huán)保法規(guī)對(duì)汽車尾氣排放的限制也日趨嚴(yán)格。由于苯是致癌物質(zhì)，燃燒不好會(huì)使尾氣排放物中苯含量增加，危害公眾健康，所以世界各國(guó)對(duì)汽油中苯含量的要求較為嚴(yán)格，對(duì)其含量的限制值有進(jìn)一步降低的趨勢(shì)。目前，國(guó)IV車用汽油標(biāo)準(zhǔn)對(duì)苯含量的限制為不大于1.0體積％。隨著美國(guó)加州實(shí) 行更為苛刻的車用汽油苯含量不大于O. 62體積％的標(biāo)準(zhǔn)，我國(guó)也有可能實(shí)施更為苛刻的汽油苯含量標(biāo)準(zhǔn)。在西方發(fā)達(dá)國(guó)家，重整汽油的苯含量為O. 2 8體積％，對(duì)整個(gè)汽油池中苯含量的貢獻(xiàn)為75 80% ;雖然我國(guó)重整的規(guī)模相對(duì)較小，且以芳烴型重整為主，但重整油苯含量超標(biāo)仍是重整油進(jìn)入汽油池的瓶頸。一方面隨著我國(guó)重整工藝規(guī)模的不斷擴(kuò)大，重整油進(jìn)入汽油池的比例逐漸增大，重整油苯含量超標(biāo)問(wèn)題必然會(huì)越來(lái)越嚴(yán)重；另一方面，化工市場(chǎng)周期性也要求開(kāi)發(fā)降低重整油苯含量的技術(shù)，當(dāng)純苯價(jià)格較低時(shí)，苯能夠進(jìn)入市場(chǎng)需求巨大且穩(wěn)定的高辛烷值汽油市場(chǎng)作為商品汽油出售。降低重整油苯含量的方法有三種①選擇合適的重整原料和操作方案，②脫除重整原料的苯及苯前軀體，③脫除重整生成油中的苯。選擇合適的重整原料及重整操作方案能降低重整生成油的苯含量，但往往受到原料來(lái)源，煉廠統(tǒng)一規(guī)劃等因素的影響，調(diào)整幅度有限，不能滿足重整油苯含量降低的要求。脫除重整原料的苯及苯前軀體是目前煉廠可選擇的低投資降低重整油苯含量的方法。在原料進(jìn)入重整裝置前，將原料中的C6組分苯及苯的前軀體通過(guò)蒸餾的方法脫除，以實(shí)現(xiàn)降低產(chǎn)物重整油苯含量的目的。但不能避免重整過(guò)程中苯的生成，因而重整油苯含量降低幅度有限，而且切割出的低辛烷值高苯含量的C6餾分仍需要進(jìn)一步處理，方能進(jìn)入汽油池。脫除重整生成油中的苯有兩大類方法。一種是物理分離的方法，如吸附，蒸餾，另一種是化學(xué)轉(zhuǎn)化法。吸附法利用特定的吸附劑選擇性吸附汽油中的苯，其缺點(diǎn)是損失汽油收率，同時(shí)損失高辛烷值組分，苯與其他芳烴、烯烴競(jìng)爭(zhēng)吸附嚴(yán)重，而且吸附劑吸附容量有限。重整生成油蒸餾切割出富苯餾分，低苯餾分進(jìn)汽油池是目前我國(guó)最為主要的降低重整油苯含量的方法。雖然該方法能方便快捷的降低重整油苯含量，但由于蒸餾方法的局限性，低苯餾分苯含量降低幅度有限。目前，脫苯油苯含量控制在2.0體積％以下，方能滿足調(diào)和后汽油苯含量在I. O體積％以下的要求?；瘜W(xué)轉(zhuǎn)化法脫除重整生成油中的苯含量因其脫苯靈活性高，降苯幅度大受到廣泛關(guān)注。主要有加氧飽和脫苯和燒基化脫苯兩種方法。USP7175754公開(kāi)了一種生產(chǎn)低苯含量汽油的方法，將汽油中的苯加氫飽和為環(huán)己烷，此法雖然可以顯著降低汽油中的苯含量，但氫耗高、有辛烷值損失且工藝復(fù)雜，脫苯后的低辛烷值油品仍需進(jìn)一步處理方能進(jìn)入汽油池。烷基化脫苯技術(shù)利用外來(lái)的輕烯烴資源與重整生成油中的苯發(fā)生烷基化反應(yīng)生成烷基苯實(shí)現(xiàn)降低重整油苯含量的目的。烷基化脫苯因其具有較高的苯轉(zhuǎn)化率、油品辛烷值增加、無(wú)氫耗等特點(diǎn)受到廣泛關(guān)注。US4827069公開(kāi)了一種在湍流流化床中使輕烯烴和催化重整生成油反應(yīng)提升其品質(zhì)的方法，將C4以下的輕烯烴與重整生成油反應(yīng)，將烯烴轉(zhuǎn)化成C5+烴，同時(shí)將C6 C8的芳烴轉(zhuǎn)化成C7 C11的芳烴。USP7476774公開(kāi)一種液相芳烴烷基化方法，使用MWff型沸石，如MCM-22為催化劑，使煉廠輕烯烴和重整生成油進(jìn)行烷基化反應(yīng)，以降低重整生成油的苯含量。雖然烷基化降苯技術(shù)有著諸多優(yōu)點(diǎn)，但因其在較低苯/烯分子比的條件下進(jìn)行，不可避免地生成多烷基苯，從而使得產(chǎn)物干點(diǎn)升高超出汽油流程。US2010/0044273A1公開(kāi)了一種通過(guò)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)降低重整生成油苯含量的方法， 將全餾分重整生成油分割成至少三種餾分，一種含苯的輕餾分，一種含C7 C9單烷基芳烴的中間餾分、一種含Cltl+重質(zhì)芳烴的餾分，將輕餾分與重質(zhì)芳烴接觸，使其中的苯與Cltl+中的多烷基芳烴發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)形成單烷基芳烴。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種重整生成油的降苯方法，該法利用重整反應(yīng)裝置的脫戊烷塔將富苯餾分餾出進(jìn)行烷基化和/或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)降苯，可有效降低重整生成油的苯含量。本發(fā)明提供的利用烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)降低重整油中苯含量的方法，包括將重整生成油通入重整裝置的脫戊烷塔，在脫戊烷塔上部分離出富苯餾分，使其進(jìn)入降苯反應(yīng)器與烷基化劑或多烷基苯餾分反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物返回脫戊烷塔的中部。本發(fā)明方法利用重整裝置的脫戊烷塔分離重整生成油中的富苯餾分和降苯反應(yīng)后的產(chǎn)物，將降苯反應(yīng)與重整工藝的脫戊烷塔相結(jié)合，實(shí)現(xiàn)能量的綜合利用，為汽油降苯提供了一種低能耗的簡(jiǎn)單可行的方法。


圖I為本發(fā)明方法設(shè)置一個(gè)降苯反應(yīng)器的流程示意圖。圖2為本發(fā)明方法設(shè)置一個(gè)烷基化反應(yīng)器和一個(gè)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流程示意圖。
具體實(shí)施例方式本發(fā)明方法利用重整裝置的脫戊烷塔分離重整生成油中的富苯餾分，將其進(jìn)行降苯反應(yīng)后，反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離直接進(jìn)入脫戊烷塔，將C5烴從組分中分離，得到苯含量降低的重整生成油。本發(fā)明將降苯反應(yīng)與重整裝置相結(jié)合，充分利用現(xiàn)有的重整裝置對(duì)重整生成油進(jìn)行降苯，降苯后的重整生成油無(wú)辛烷值損失，無(wú)汽油收率損失。本發(fā)明從催化重整裝置的脫戊烷塔的上部，優(yōu)選在60 95%塔高處設(shè)側(cè)線出料口，自側(cè)線出料口抽出液相重整生成油的富苯餾分，將其送入降苯反應(yīng)器，與烷基化劑或多烷基苯進(jìn)行烷基化或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，將富苯餾分中的苯轉(zhuǎn)化為高辛烷值的烷基苯，反應(yīng)后產(chǎn)物直接返回催化重整脫戊烷塔的中部，由脫戊烷塔下方的塔板進(jìn)行分離，未反應(yīng)的苯在脫戊烷塔重新富集，由上層塔板富苯餾分出口重新進(jìn)入降苯反應(yīng)器，烷基苯則由脫戊烷塔的底部排出。本發(fā)明優(yōu)選將脫戊烷塔上部分離出的富苯餾分分成兩部分，一部分與烷基化劑進(jìn)入降苯反應(yīng)器進(jìn)行烷基化反應(yīng)，另一部分與多烷基苯餾分進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，從降苯反應(yīng)器底部排出的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器底部排出的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物均返回脫戊烷塔中部。所述的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物優(yōu)選由同一管線返回脫戊烷塔的中部，也可由不同管線各自返回脫戊烷塔的中部。本發(fā)明方法中脫戊烷塔頂溫度為40 60°C、塔底溫度為160 190°C、塔壓力為I. O 2. 5MPa，脫戊烷塔頂溫度優(yōu)選50 60°C、塔底溫度優(yōu)選170 190°C、塔壓力優(yōu)選
I.O 2. OMPa0脫戊烷塔上部分離出富苯餾分的出口溫度為60 85°C、優(yōu)選65 80°C， 餾出的富苯餾分的苯含量為20 50體積％。烷基化反應(yīng)產(chǎn)物和/或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物優(yōu)選從脫戊烷塔中部溫度為90 130°C的入口進(jìn)入。本發(fā)明方法中，用于烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的多烷基苯餾分中的多烷基苯的烷基優(yōu)選為C2 C4的烷基，多烷基苯餾分中多烷基苯的含量為15 40質(zhì)量％、優(yōu)選25 40質(zhì)量％。所述的多烷基苯餾分可由脫戊烷塔外引入，包括乙苯工藝中的副產(chǎn)物多乙苯和異丙苯工藝中的副產(chǎn)物多異丙苯，也可以是重整油烷基化反應(yīng)后切割出的大于160°C餾分。此種情況適用于本發(fā)明中設(shè)置的一個(gè)降苯反應(yīng)器進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的情況。在本發(fā)明中，若將富苯懼分分成兩部分,一部分用于燒基化反應(yīng)，一部分用于燒基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的情況，用于烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的多烷基苯餾分可來(lái)自脫戊烷塔外，也可由脫戊烷塔下部抽出進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。脫戊烷塔下部抽出多烷基苯餾分的出口溫度為150 175°C、優(yōu)選 155 170°C。所述的烷基化劑為C2 C4的烯烴，優(yōu)選乙烯、丙烯或丁烯，也可以是含上述烯烴的烴類物流，如干氣，液化氣等。本發(fā)明中，富苯餾分與烷基化劑反應(yīng)的溫度優(yōu)選100 300°C，壓力優(yōu)選O. I
6.OMPa，苯與烷基化劑的分子比為I 8、優(yōu)選3 6。烷基化劑的進(jìn)料質(zhì)量空速為O. 5 501Γ1、優(yōu)選 I. O IOh'富苯餾分與多烷基苯餾分進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的溫度為120 350°C、優(yōu)選150 300°C，壓力為O. I 6. OMPa、優(yōu)選I. O 4. OMPa。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)中，富苯餾分中的苯與多烷基苯餾分中的多烷基苯的分子比為O. 6 7. 5、優(yōu)選O. 6 5. O。本發(fā)明所述的多燒基苯是指具有超過(guò)兩個(gè)以上取代基的燒基苯，如_■燒基苯、二燒基苯。對(duì)于乙稀為燒基化劑的燒基化反應(yīng)，多燒基苯主要為~■乙苯、二乙苯；對(duì)于丙稀為烷基化劑的烷基化反應(yīng)，多烷基苯主要為二異丙苯、三異丙苯。本發(fā)明中，所述的烷基化催化劑和烷基轉(zhuǎn)移催化劑選自酸性沸石分子篩或雜多酸，所述的酸性沸石分子篩優(yōu)選 MFI、FAU、MOR、MWff, MTW、TON、MTT、MEL、FER、EON、BEA, AFI、MAZ> Iffff和NES結(jié)構(gòu)沸石中的一種或幾種。所述的烷基化催化劑優(yōu)選β、ZSM-5、MCM-22、絲光沸石、ITQ-2、MCM-36, MCM-49、MCM-56沸石或雜多酸，所用ZSM-5沸石的氧化硅/氧化鋁摩爾比為30 80。所述的烷基轉(zhuǎn)移催化劑優(yōu)選Y、β、USY、MCM-22、MCM-36、MCM-49或MCM-56沸石。MCM-22沸石的氧化娃/氧化招摩爾比為20 50。所述的沸石分子篩既可以直接使用，也可以與粘結(jié)劑混合后使用，粘結(jié)劑優(yōu)選二
氧化硅或氧化鋁。所述的雜多酸優(yōu)選磷鎢酸、硅鎢酸、磷鑰酸、硅鑰酸、鍺鎢酸、鍺鑰酸和它們的鹽類中的一種或幾種。為充分發(fā)揮雜多酸的催化活性和便于回收催化劑，通常將雜多酸負(fù)載后使用。常用的載體有硅膠、活性炭、碳化樹(shù)脂、沸石、氧化鋁、過(guò)渡金屬元素氧化物、各種天然或人工合成的硅鋁氧化物。雜多酸的負(fù)載方法很多，如浸潰法、吸附法、離子交換法、溶膠-凝膠法、共沉淀法等，常用的為浸潰法和吸附法。本發(fā)明的雜多酸可用市售商品或按傳統(tǒng)的酸化乙醚萃取方法制備。雜多酸正鹽、雜多酸酸式鹽的制備方法可采用已有技術(shù)制備將化學(xué)計(jì)量的雜多酸水溶液和金屬的碳酸鹽或氫氧化物水溶液混合，在常溫、常壓下充分?jǐn)嚢枰欢螘r(shí)間后，將水蒸干，即得雜多酸正鹽或酸式鹽。下面結(jié)合

本發(fā)明。
圖I為本發(fā)明提供的與催化重整脫戊烷塔集成的設(shè)置一個(gè)降苯反應(yīng)器的側(cè)線降苯流程示意圖。重整生成油由管線I進(jìn)入催化重整裝置脫戊烷塔7 (穩(wěn)定塔)進(jìn)行分餾，富苯餾分由脫戊烷塔7上部的側(cè)線出料口抽出，通過(guò)管線4與來(lái)自管線5的烷基化劑或多烷基苯餾分混合后進(jìn)入降苯反應(yīng)器8進(jìn)行烷基化或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，富苯餾分經(jīng)過(guò)烷基化或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)降苯后，反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離直接由管線6進(jìn)入脫戊烷塔7的中部再進(jìn)行分餾。脫戊烷塔塔頂輕組分由管線3排出，降苯后的重整生成油由塔底管線2排出。圖2為本發(fā)明提供的與催化重整脫戊烷塔集成的設(shè)置一個(gè)烷基化反應(yīng)器和一個(gè)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的側(cè)線降苯流程示意圖。重整生成油由管線I進(jìn)入催化重整裝置脫戊烷塔7 (穩(wěn)定塔)進(jìn)行分餾，富苯餾分由脫戊烷塔7上部的側(cè)線出料口抽出進(jìn)入管線4分為兩路，一路與來(lái)自管線5的烷基化劑混合后，進(jìn)入烷基化反應(yīng)器8進(jìn)行烷基化反應(yīng)，另一路與來(lái)自管線10和/或管線11的多烷基苯餾分混合進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器9進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，所述的多烷基苯餾分可來(lái)自脫戊烷塔外，由管線10輸入，也可為由管線11抽出的來(lái)自脫戊烷塔下部的烷基化反應(yīng)重組分。烷基化反應(yīng)器8底部排出的烷基化產(chǎn)物和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器9底部排出的烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物，不經(jīng)分離直接由管線6進(jìn)入脫戊烷塔7的中部進(jìn)行分餾。脫戊烷塔塔頂輕組分由管線3排出，降苯后的重整生成油由塔底管線2排出。下面通過(guò)實(shí)例進(jìn)一步說(shuō)明本發(fā)明，但本發(fā)明并不限于此。實(shí)例中所用的烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器均為固定床反應(yīng)器，以小型精餾塔模擬催化重整脫戊烷塔，高度2.0m，裝填拉西環(huán)填料。進(jìn)料量由電子稱計(jì)量，進(jìn)料由柱塞泵完成。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)冷凝器在分離罐中收集，并測(cè)定產(chǎn)物的苯含量(體積百分含量)。其中重整生成油的苯含量為6. 8體積％。多乙苯物料的質(zhì)量組成為丁苯8. 2質(zhì)量％、二乙苯76. 5質(zhì)量％、三乙苯3.8質(zhì)量％，其他烷基苯(C7 C12的烷基苯)11. 5質(zhì)量％。多烷基苯亦可取自重整油C9+餾分，或脫戊烷塔下端出口的多烷基苯餾分。催化劑裝填量為3. 0g。實(shí)例I以下實(shí)例按圖I的流程進(jìn)行烷基化降苯。烷基化催化劑為工業(yè)用乙苯烷基化催化劑，建長(zhǎng)公司生產(chǎn)，牌號(hào)為AEB-2，其中含60質(zhì)量分子篩，40質(zhì)量％的氧化招。精餾塔操作條件為塔頂溫度60°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。將富苯餾分與乙烯混合后進(jìn)入裝填A(yù)EB-2的固定床反應(yīng)器，控制苯/乙烯分子比3 1，烷基化反應(yīng)溫度為180°C、壓力為3. OMPa、乙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為l.Oh'反應(yīng)過(guò)程中乙烯完全轉(zhuǎn)化，其反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為O. 7質(zhì)量％的低苯含量重整油。實(shí)例2烷基化催化劑為ZSM-5分子篩，氧化硅/氧化鋁摩爾比為50，長(zhǎng)嶺催化劑廠生產(chǎn)。 精餾塔操作條件為塔頂溫度60°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。將富苯餾分與丙烯混合后進(jìn)入裝填ZSM-5分子篩的固定床反應(yīng)器，控制苯/丙烯分子比3 I，烷基化反應(yīng)溫度為160°C、反應(yīng)壓力為3. OMPa、丙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為I. Oh—1。反應(yīng)過(guò)程中丙烯完全轉(zhuǎn)化，其反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由精餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為I. I體積％的低苯含量重整油。實(shí)例3烷基化催化劑為MCM-22分子篩，氧化硅/氧化鋁摩爾比為30，根據(jù)文獻(xiàn)A. Corma,C. Corell, J. Perez-Pariente, Zeolites 15 (1995) 2 合成。精餾塔操作條件為塔頂溫度60°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。富苯餾分與丙烯混合后進(jìn)入裝填MCM-22分子篩的固定床反應(yīng)器?？刂票?丙烯分子比3 I，烷基化反應(yīng)溫度為180°C、反應(yīng)壓力為3. OMPa、丙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為0. 5h'反應(yīng)過(guò)程中丙烯完全轉(zhuǎn)化，其反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由精餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為0. 6體積％的低苯含量重整油。實(shí)例4以下實(shí)例按圖I的流程進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移降苯。烷基轉(zhuǎn)移催化劑為工業(yè)用烷基轉(zhuǎn)移催化劑，建長(zhǎng)公司生產(chǎn)，牌號(hào)為AEB-1，其中含70質(zhì)量％ HY分子篩，氧化硅/氧化鋁摩爾比為5.0，30質(zhì)量％的氧化鋁。精餾塔操作條件為塔頂溫度60、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80 %處的出料口出料，出口溫度75 °C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。富苯餾分與多乙苯物料混合后進(jìn)入裝填A(yù)EB-I的固定床反應(yīng)器?？刂票脚c多乙苯的分子比為I : 1，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)溫度為180°C、反應(yīng)壓力為
3.OMPa、多乙苯物料進(jìn)料質(zhì)量空速為3. Oh'反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由精餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為
2.3體積％的低苯含量重整油。實(shí)例5按實(shí)例4的方法進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移降苯，不同的是精餾塔操作條件為塔頂溫度50°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 8MPa、塔頂回流比為8，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為27. 3體積％。富苯餾分與多乙苯物料混合后進(jìn)入裝填A(yù)EB-I的固定床反應(yīng)器?？刂票脚c多乙苯分子比I : 1.5,烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)溫度為200°C，反應(yīng)壓力為3. 5MPa、多乙苯物料進(jìn)料質(zhì)量空速為3. Oh'反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為11 5°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為I. 4體積％的低苯含量重整油。實(shí)例6
以下實(shí)例按圖2的流程進(jìn)行降苯，關(guān)閉管線11，開(kāi)啟管線10，使用來(lái)自脫戊烷塔外的多乙苯進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。烷基化催化劑為MCM-22分子篩，氧化硅/氧化鋁摩爾比為30，烷基轉(zhuǎn)移催化劑為建長(zhǎng)公司生產(chǎn)的工業(yè)用烷基轉(zhuǎn)移催化劑，其牌號(hào)為AEB-1。精餾塔操作條件為塔頂溫度60°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自精餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。將富苯餾分分成兩部分，一部分與丙烯混合后進(jìn)入裝填MCM-22分子篩的烷基化反應(yīng)器，另一部分與多乙苯物料混合后進(jìn)入裝填A(yù)EB-I的烷基轉(zhuǎn)移固定床反應(yīng)器。控制烷基化反應(yīng)的苯/乙烯的分子比為3 I、溫度為180°C、壓力為3. OMPa、丙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為O. 51Γ1。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)苯與多乙苯的分子比I : I、溫度為200°C、壓力為3. OMPa、多乙苯物料的質(zhì)量空速為3. Oh'反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為O. 6體積％的低苯含量重整油，其干點(diǎn)低于180°C。實(shí)例I按實(shí)例6的方法對(duì)重整生成油進(jìn)行降苯，不同的是使用的烷基化催化劑為USY分子篩(建長(zhǎng)公司生產(chǎn)，牌號(hào)為AEB-6，氧化硅/氧化鋁摩爾比為25)。烷基化反應(yīng)以乙烯為烷基化劑，控制烷基化反應(yīng)的苯/乙烯分子比為3 I、溫度為200°C、壓力為3. OMPa、乙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為O. 51Γ1。控制烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)苯與多乙苯的分子比為I. 5 I、溫度為220°C、壓力為3. OMPa、多乙苯物料的質(zhì)量空速為3. Oh'反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為O. 8體積％的低苯含量重整油，其干點(diǎn)低于175°C。實(shí)例8按實(shí)例6的方法對(duì)重整生成油進(jìn)行降苯，不同的是烷基化催化劑為USY分子篩(生產(chǎn)牌號(hào)AEB-6)。控制烷基化反應(yīng)的苯/丙烯分子比為3 I、溫度為200°C、壓力為
3.OMPa、乙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為I. Oh'烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)所用的多烷基苯物料為重整油C9+餾分，其中多烷基苯含量為15質(zhì)量％，控制烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)苯與多烷基苯的分子比I : I. 5、溫度為220°C、壓力為3. 5MPa、C9+餾分進(jìn)料質(zhì)量空速為IOh'反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為I. 2體積％的低苯含量重整油，其干點(diǎn)低于185°C。實(shí)例9以下實(shí)例按圖2的流程進(jìn)行降苯，關(guān)閉管線10，開(kāi)啟管線11，使用來(lái)自脫戊烷塔下部的多烷基苯餾分進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。烷基化催化劑為實(shí)例3中MCM-22分子篩，烷基轉(zhuǎn)移催化劑為USY分子篩(牌號(hào)AEB-6)。精餾塔操作條件為塔頂溫度60°C、塔底溫度170°C、塔壓力I. 5MPa、塔頂回流比為6，精餾塔進(jìn)料量250g/h。富苯餾分自蒸餾塔塔高80%處的出料口出料，出口溫度75°C，餾出的富苯餾分苯含量為23. 3體積％。將富苯餾分分成兩部分，一部分與丙烯混合后進(jìn)入裝填MCM-22分子篩的烷基化反應(yīng)器，其流量為25g/h，另一部分與來(lái)自脫戊烷塔下部出口溫度為160°C餾出的多異丙苯餾分混合后進(jìn)入裝填工業(yè)牌號(hào)為AEB-6的烷基轉(zhuǎn)移固定床反應(yīng)器，所述多異丙苯餾分中多異丙苯的含量為23. 2質(zhì)量％。控制烷基化反應(yīng)的苯/丙烯的分子比為3 I、溫度為180°C、壓力為3. OMPa、丙烯進(jìn)料質(zhì)量空速為O. 51Γ1。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)苯與多異丙苯的分子比I : I、溫度為200°C、壓力為3. OMPa、多異丙苯餾分的質(zhì)量空速為121Γ1。反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為O. 82體積％的低苯含量重整油，其干點(diǎn)低于 185 0C ο實(shí)例10 按實(shí)例9的方法對(duì)重整生成油進(jìn)行降苯，不同的是所用的烷基化劑為乙烯，烷基化反應(yīng)溫度為200°C，并將來(lái)自脫戊烷塔下部出口溫度為160°C餾出的多乙苯餾分用于烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，多乙苯餾分中多乙苯的含量為26. 3質(zhì)量％。反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)分離，直接由蒸餾塔塔高50%處，溫度為120°C的側(cè)線進(jìn)入精餾塔內(nèi)分離，精餾塔頂?shù)玫紺5輕組分，塔底得到苯含量為O. 85體積％的低苯含量重整油，其干點(diǎn)低于170°C。
權(quán)利要求
1.一種重整生成油的降苯方法，包括將重整生成油通入重整裝置的脫戊烷塔，在脫戊烷塔上部分離出富苯餾分，使其進(jìn)入降苯反應(yīng)器與烷基化劑或多烷基苯餾分反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物返回脫戊烷塔的中部。
2.按照權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于將脫戊烷塔上部分離出的富苯餾分分成兩部分，一部分與烷基化劑進(jìn)入降苯反應(yīng)器進(jìn)行烷基化反應(yīng)，另一部分與多烷基苯餾分進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，從降苯反應(yīng)器底部排出的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器底部排出的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物均返回脫戊烷塔中部。
3.按照權(quán)利要求I或2所述的方法，其特征在于所述的多烷基苯餾分由脫戊烷塔外引入。
4.按照權(quán)利要求2所述的方法，其特征在于所述的多烷基苯餾分由脫戊烷塔下部抽出進(jìn)入燒基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。
5.按照權(quán)利要求2 4所述的任意一種方法，其特征在于所述的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物由同一管線返回脫戊烷塔中部。
6.按照權(quán)利要求I 4所述的任意一種方法，其特征在于脫戊烷塔頂溫度40 60°C、塔底溫度160 190°C、塔壓力I. O 2. 5MPa，上部分離出富苯餾分的出口溫度為60 85°C，餾出的富苯餾分的苯含量為20 50體積％。
7.按照權(quán)利要求I 4所述的任意一種方法，其特征在于脫戊烷塔頂溫度40 60°C、塔底溫度160 190°C、塔壓力I. O 2. 5MPa，烷基化反應(yīng)產(chǎn)物與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物從脫戊烷塔中部溫度為90 130°C的入口進(jìn)入。
8.按照權(quán)利要求4所述的方法，其特征在于由脫戊烷塔下部抽出多烷基苯餾分的出口溫度為150 175°C。
9.按照權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于所述的烷基化劑為C2 C4的烯烴。
10.按照權(quán)利要求I或2所述的方法，其特征在于所述的多烷基苯中的烷基為C2 C4的烷基，多烷基苯餾分中多烷基苯的含量為15 40質(zhì)量％。
11.按照權(quán)利要求I或2所述的方法，其特征在于富苯餾分與烷基化劑反應(yīng)的溫度為100 300°C，苯與烷基化劑的分子比為I 8。
12.按照權(quán)利要求I或2所述的方法，其特征在于富苯餾分與多烷基苯餾分反應(yīng)的溫度為120 350°C，苯與多烷基苯的分子比為O. 6 7. 5。
全文摘要
一種重整生成油的降苯方法，包括將重整生成油通入重整裝置的脫戊烷塔，在脫戊烷塔上部分離出富苯餾分，使其進(jìn)入降苯反應(yīng)器與烷基化劑或多烷基苯餾分反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物返回脫戊烷塔的中部。利用重整裝置的脫戊烷塔分離重整生成油中的富苯餾分和降苯反應(yīng)后的產(chǎn)物，將降苯反應(yīng)與重整工藝的脫戊烷塔相結(jié)合，實(shí)現(xiàn)能量的綜合利用，為汽油降苯提供了一種低能耗的簡(jiǎn)單可行的方法。
文檔編號(hào)C10G57/00GK102757816SQ201110109869
公開(kāi)日2012年10月31日 申請(qǐng)日期2011年4月29日 優(yōu)先權(quán)日2011年4月29日
發(fā)明者劉強(qiáng), 慕旭宏, 羅一斌, 舒興田, 謝文華, 邢恩會(huì) 申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司, 中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院