一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法
【專利摘要】本發明提供一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其技術方案為：主要由進料泵（1）、換熱器組（2）、循環氫壓縮機（3）、新氫線（4）、脫輕烴塔（5）、加熱爐（6）、預加氫反應器（7）、主加氫反應器（8）、吸附反應器（9）、第一脫芳反應器（10）、第二脫芳反應器（11）、高壓分離器（12）、低壓分離器（13）、戊烷精餾塔（14）、己烷精餾塔（15）、庚烷精餾塔一（16）、庚烷精餾塔二（17）、加氫尾油精餾塔（18）、異己烷精餾塔（19）、正己烷萃取精餾塔（20）、第一萃取劑回收塔（21）、甲基環戊烷精餾塔（22）、第二萃取劑回收塔（23）、苯精餾塔（24）、第一萃取劑再生蒸發器（25）和第二萃取劑再生蒸發器（26）構成；本發明設計合理實用，經濟效益較好。
【專利說明】
一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法[0001 ]
技術領域
:本發明涉及溶劑油技術領域，尤其是一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法。
[0002]【背景技術】:我國現有的石油烴類溶劑生產裝置及方法一般是針對當時原料來源及產品標準進行設計的，所以存在加工原料受限，產品品質差(揮發性有機物排放高，氣味大)，裝置加工靈活性差等問題，已經不能滿足當前環保溶劑的發展要求。目前國內外石油烴溶劑生產技術主要有萃取精餾法、吸附分離法、磺化法和催化加氫法，其中催化加氫法是應用最為廣泛的方法。催化加氫法溶劑油生產包括切取餾分和精制兩個過程。催化加氫裝置投資比較大，貴金屬催化劑昂貴，不適合中小企業投資建設。磺化法因產生的廢物污染環境而受到限制。所以亟待研究開發新的制備裝置及生產方法，發揮低壓加氫精制與溶劑萃取制取高端溶劑產品的綜合優勢，以滿足環保溶劑的應用需要，解決目前我國尚大量欠缺高端高純環保溶劑的問題。目前加氫精制法主要取決裝置操作壓力、溫度與催化劑投入成本的考慮。在保證催化劑的選擇性的前提下，選用低價金屬催化劑可以大大降低催化劑成本，同時可以降低反應壓力與反應溫度，減少氫耗。加氫精制必然與精餾相結合才能得到高純產品。普通精餾法得不到高純度單體烷烴產品;分子篩吸附法易飽和，再生困難;萃取精餾法不僅可以得到較高純度的產品，同時生產成本相對低，常用于芳烴與非芳烴的分離。對于萃取精餾法來說萃取溶劑的選擇非常重要，我們常用的萃取劑包括N-甲基吡咯烷酮、甘醇類、環丁砜、二甲基亞砜、N-甲酰基嗎啉等。萃取劑與原料的質量比(溶劑比)對改變原料組分間的相對揮發度有重要影響;萃取劑與原料的傳質面積對于萃取效率有重要影響。在一定操作范圍內，溶劑比越大，萃取分離的效果越好，但隨溶劑比的增大，萃取劑的消耗量會增加，導致能耗及成本的增大。通過采用新型填料萃取塔增大萃取塔內傳質面積，提高萃取效率，有效減少因溶劑比增大造成的溶劑消耗。因此，催化劑的選擇、萃取劑的處理工藝及萃取塔設計對裝置的操作費用及效率有重要影響。
【發明內容】
[0003]本發明的目的在于克服上述不足，提供一種環保溶劑及部分單體烷烴聯產裝置， 特別涉及戊烷、正己烷、己烷、石油醚、庚烷、苯、二甲苯和國V輕油組分離過程中萃取劑的循環及精制的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其技術方案為:進料栗、換熱器組、脫輕烴塔依次相連接，新氫線一端連接脫輕烴塔，另一端連接循環氫壓縮機， 加熱爐一側下部連接脫輕烴塔，另一側上部連接預加氫反應器，反應器單元的預加氫反應器、主加氫反應器、吸附反應器、第一脫芳反應器、第二脫芳反應器依次相連接，高壓分離器一側連接換熱器組，頂部連接循環氫壓縮機，底部連接低壓分離器，主加氫反應器、低壓分離器與精餾單元的戊烷精餾塔、己烷精餾塔、庚烷精餾塔一、庚烷精餾塔二、加氫尾油精餾塔依次相連接，精餾單元的戊烷精餾塔塔底物出口二與精餾萃取單元的異己烷精餾塔、正己烷萃取精餾塔、第一萃取劑回收塔、甲基環戊烷精餾塔、第二萃取劑回收塔、苯精餾塔依次相連接，第一萃取劑回收塔和第二萃取劑回收塔分別設有第一萃取劑再生蒸發器和第二萃取劑再生蒸發器，正己烷萃取精餾塔、第一萃取劑回收塔與第一萃取劑再生蒸發器形成回路，甲基環戊烷精餾塔、第二萃取劑回收塔與第二萃取劑再生蒸發器形成回路。
[0004]以餾程在30-280°C之間的石腦油餾分為原料，將原料栗入換熱器組換熱后進入脫輕烴塔，脫除輕組分的物料與氫氣混合，栗入加熱爐升溫后經反應器單元進行二次加氫、吸附、二次脫芳反應，反應物進入高壓分離器，經高壓分離器分離出的氫氣經壓縮機循環再次利用，脫氫后的物料經過低壓分離器進入精餾單元或精餾萃取單元，按照產品餾程進行相應的切割精餾可得到環保溶劑產品及部分高純單體烷烴，經精餾單元，可得戊烷發泡劑，以己烷、庚烷為主要成分的各牌號環保溶劑及石油醚、高沸點輕質白油溶劑，加氫尾油經精餾可得國V輕油，進入精餾萃取單元的物料經精餾、萃取可得高純正己烷、異己烷、甲基環戊烷、苯、二甲苯溶劑。反應器單元采用高選擇性雙金屬催化劑、高效吸附劑及深度脫芳催化劑;原料與反應產物進行換熱，提高裝置能源綜合利用率，精餾及精餾萃取單元采用新型填料塔，并按塔頂產品揮發度進行排序;運用夾點分析法合成換熱網絡并進行換熱器布局。優選鋁硅、鉬鎳的雙元素保護催化劑，主要用于改善流體分布、捕集雜質、降低反應器壓降，同時飽和烯烴，鋁硅保護劑:外形為五星環巾19.0mm*19.0mm，堆積密度為800-860Kg/m3，壓碎強度彡l〇2N/cm;鉬鎳保護劑:外形為齒輪環巾10.0mm*10.0mm，堆積密度為800-830Kg/m3， 壓碎強度多30N/cm，按照直徑上大下小的順序將其置于加氫反應器中加氫催化劑之上。優選活性金屬為鉬鎳的雙金屬加氫脫催化劑，其活性中心為金屬鉬、鎳，外形為三葉草、拉西環 1 ? 6mm* 1.6mm, <}> 6.0mm*6 ? 0mm，堆積密度為500-660Kg/m3，比表面積為 100—140cm2/kg, 壓碎強度多120N/cm，按照直徑上大下小的順序將其置于加氫反應器中保護催化劑之下。優選添加活性Zn0、Mg0、Ca0促進劑的吸附催化劑，主要用于吸附氯、H2S及微量金屬雜質，可以避免循環氫中的硫化氫導致催化劑中毒失活，提高催化劑活性穩定性，堆積密度為650-750Kg/m3，壓碎強度彡50N/cm，工作氯容(Wt)彡30.0%。優選有高加氫脫芳活性的鎳系催化劑，其活性中心為金屬鎳，外形為球形巾2.0-4.0_*2.0-4.0mm，堆積密度為800-820Kg/m3， 壓碎強度>9(^/(^，孔容>0.3(^3/10(^，兩個脫芳反應器按前后7:13的質量比進行裝填。 將餾程在30-280°C之間的石腦油餾分栗入換熱器組換熱后進入脫輕烴塔，脫除輕組分的物料與氫氣混合，栗入加熱爐升溫后經反應器單元進行二次加氫、吸附、二次脫芳反應，經換熱后反應物進入高壓分離器，氣液分離后，氫氣經壓縮機循環再次利用，脫氫后的物料經緩沖罐進入低壓分離器，分離出溶解氫及其它氣相進裝置干氣管網，液相進入精餾單元或精餾萃取單元。預加氫反應器操作條件:壓力為1.4-1.81^，入口溫度為135-170°(:，出口溫度為185-210°C，氫油比1:200，空速為5.0-7.01T1。嚴格控制預加氫反應器溫度，防止烯烴自聚，主加氫反應器操作條件:壓力為2.3-4.8Mp，入口溫度為220-240°C，出口溫度為270-290 °C，氫油比1:200，空速為0.251T1，吸附反應器操作條件:空速為0.5-3.5 1T1，溫度為180-400°C，壓力為常壓-4.8 Mp，第一脫芳反應器(10)操作條件:壓力為1.0-1.5Mp，入口溫度為 120-160°C，出口溫度為150-190°C，空速為0.751T1，第二脫芳反應器(11)操作條件:壓力為 1.0-1.5Mp，入口溫度為125-175°C，出口溫度為160-210°C，空速為0.751T1，高壓分離器操作壓力為2.0Mp。設置兩個吸附反應器，運行時一開一備，Zn0、Mg0、Ca0吸附催化劑輪流交換或按配比使用，便于不停車更換催化劑。
[0005]精餾塔塔底再沸器熱源采用1.2Mpa、220°C導熱油，其中脫輕烴塔塔頂溫度為43.5-52°C、塔底溫度為60-71°C、操作壓力為0.5Mpa，脫除C4以下輕組分。
[0006]萃取劑回收塔與萃取劑再生蒸發器形成回路，通過萃取劑再生蒸發器可有效去除萃取劑雜質，提高萃取劑循環利用率，延長萃取劑使用壽命，縮減萃取劑用量。為提高換熱效率與深度，有效降低萃取劑回流壓降，萃取回流塔塔頂冷凝器、塔頂產品冷卻器采用波紋管逆流式合金鋼換熱器，冷卻介質采用乙二醇;其余塔頂冷凝器、塔頂產品冷卻器冷卻介質采用冷水。
[0007]本發明的有益效果:設計合理實用，氫耗、能耗低，操作壓力低，精餾純度高，三廢排放少，工藝操作簡單靈活，產品除國V輕油外，低硫低芳烴，純度高，適應當前環保溶劑原料不確定性強，市場需求多樣化的要求，經濟效益較好。【附圖說明】
[0008]圖1為本發明的結構示意圖；圖2為本發明原料油性質示意圖；圖3為本發明實施例示意圖。【具體實施方式】
[0009]如圖1所示，一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，主要由進料栗 1、換熱器組2、循環氫壓縮機3、新氫線4、脫輕烴塔5、加熱爐6、預加氫反應器7、主加氫反應器8、吸附反應器9、第一脫芳反應器10、第二脫芳反應器11、高壓分離器12、低壓分離器13、 戊烷精餾塔14、己烷精餾塔15、庚烷精餾塔一 16、庚烷精餾塔二17、加氫尾油精餾塔18、異己烷精餾塔19、正己烷萃取精餾塔20、第一萃取劑回收塔21、甲基環戊烷精餾塔22、第二萃取劑回收塔23、苯精餾塔24、第一萃取劑再生蒸發器25和第二萃取劑再生蒸發器26構成;進料栗1、換熱器組2、脫輕烴塔5依次相連接，新氫線4 一端連接脫輕烴塔5,另一端連接循環氫壓縮機3，加熱爐6—側下部連接脫輕烴塔5，另一側上部連接預加氫反應器7，反應器單元的預加氫反應器7、主加氫反應器8、吸附反應器9、第一脫芳反應器10、第二脫芳反應器11依次相連接，高壓分離器12—側連接換熱器組2，頂部連接循環氫壓縮機3，底部連接低壓分離器 13,主加氫反應器8、低壓分離器9與精餾單元的戊烷精餾塔14、己烷精餾塔15、庚烷精餾塔一 16、庚烷精餾塔二17、加氫尾油精餾塔18依次相連接，精餾單元的戊烷精餾塔14塔底物出口二與精餾萃取單元的異己烷精餾塔19、正己烷萃取精餾塔20、第一萃取劑回收塔21、甲基環戊烷精餾塔22、第二萃取劑回收塔23、苯精餾塔24依次相連接，第一萃取劑回收塔21和第二萃取劑回收塔23分別設有第一萃取劑再生蒸發器25和第二萃取劑再生蒸發器26,正己烷萃取精餾塔20、第一萃取劑回收塔21與第一萃取劑再生蒸發器25形成回路，甲基環戊烷精餾塔22、第二萃取劑回收塔23與第二萃取劑再生蒸發器26形成回路。
[0010]本發明工藝流程:首先根據石腦油餾分原料性質進行堿洗預處理，將原料中硫含量降至2500ppm以下。將原料經進料栗1栗入換熱器組2換熱后進入脫輕烴塔5,脫除輕組分的物料在加熱爐6前與循環氫壓縮機3循環氫與新氫線4所來新氫混合，進加熱爐6升溫后依次經過反應器單元的預加氫反應器7、主加氫反應器8、吸附反應器9、第一脫芳反應器10、第二脫芳反應器11進行二次加氫、吸附、二次脫芳反應，反應物換熱器組2換熱后進入高壓分離器12,分離出的氫氣經循環氫壓縮機3壓縮再次循環利用，脫氫后的物料經過低壓分離器 13進入精餾單元或精餾萃取單元，按照產品餾程進行相應的切割精餾可得到環保溶劑產品及部分高純單體烷烴。經精餾單元，可得戊烷發泡劑，以己烷、庚烷為主要成分的各牌號環保溶劑及石油醚、輕質白油等，加氫尾油經精餾可得高沸點溶劑及國V輕油。進入精餾萃取單元的物料經精餾、萃取可得高純正己烷、異己烷、甲基環戊烷、苯、二甲苯等溶劑。[〇〇11]預加氫反應器7中五星環鋁硅保護劑優選粒徑19.0mm，齒輪環鎳鉬保護劑優選粒徑10.0mm，拉西環鎳鉬催化劑優選粒徑6.0mm，反應器底部優先粒徑為6.0mm與13.0mm瓷球托底支撐。三種形狀的催化劑及兩種粒徑的瓷球按以上介紹順序優先按4:8:73:3:3的體積比進行裝填。[0〇12]主加氫反應器8中五星環鋁硅保護劑優選粒徑19.0mm，齒輪環鎳鉬保護劑優選粒徑10 ? 0mm，拉西環鎳鉬催化劑優選粒徑6 ? 0mm，三葉草鎳鉬催化劑優選粒徑1 ? 6mm，反應器底部優先粒徑為3.0mm、6.0_與13.0mm瓷球托底支撐。四種形狀的催化劑及三種粒徑的瓷球按以上介紹順序優先按4:4:12:75:3:3:3的體積比進行裝填。[0〇13] 第一脫芳反應器10中優先瓷球粒徑13 ? 0mm、6 ? 0mm瓷球，球形脫芳催化齊丨」優先粒徑 2-4mm，優先瓷球粒徑6 ? 0mm，優先瓷球粒徑6 ? 0mm，球形脫芳催化劑優先粒徑2-4mm，優先瓷球粒徑6.0mm，優先瓷球粒徑13.0mm。催化劑及瓷球按以上介紹順序優先按3:2:22:2:2:22: 2:2的體積比進行裝填。
[0014]第二脫芳反應器11中優先瓷球粒徑13.0mm、6.0mm瓷球，球形脫芳催化劑優先粒徑 2-4mm，優先瓷球粒徑6 ? 0mm，優先瓷球粒徑6 ? 0mm，球形脫芳催化劑優先粒徑2-4mm，優先瓷球粒徑6.0mm，優先瓷球粒徑13.0mm。催化劑及瓷球按以上介紹順序優先按3:2:34:2:2:34: 2:2的體積比進行裝填。[0〇15]本發明原料油性質(見圖2)。[〇〇16] 實施例1(見圖3)將原料A栗入換熱器組換熱后進入脫輕烴塔，經加熱爐升溫到135°C進入反應單元進行深度加氫脫硫反應、脫氮、脫氯反應以及脫芳飽和反應;反應產物進高加分離器氣液分離， 所得的富氫氣體即為循環氫，所得的液相餾分經低壓分離器進入精餾系統，分離出各個餾分段的溶劑油產品。經精餾單元，在戊烷精餾塔精餾出戊烷發泡劑產品及30-60°C石油醚產品；在己烷精餾塔精餾出以己烷為主要成分的6#植物抽提溶劑及60-90°C石油醚產品；在庚烷精餾塔一精餾出以庚烷為主要成分的120#橡膠工業用溶劑及90-120 °C石油醚產品；在庚烷精餾塔二精餾出120-160°CW2-20輕質白油;尾油經加氫尾油精餾塔精餾可得國V輕油。 除國V輕油外，所得產品無硫，芳烴含量極低，符合環保溶劑氣味小、揮發性有機物排放低的要求。
[0017] 實施例2(見圖3)將原料B栗入換熱器組換熱后進入脫輕烴塔，經加熱爐升溫到145°C進入反應單元進行深度加氫脫硫反應、脫氮、脫氯反應以及脫芳飽和反應;反應產物進高加分離器氣液分離， 所得的富氫氣體即為循環氫，所得的液相餾分經低壓分離器進入精餾系統，分離出各個餾分段的溶劑油產品。經精餾單元，在戊烷精餾塔精餾出戊烷發泡劑產品及30-60°C石油醚產品；在己烷精餾塔精餾出以己烷為主要成分的6#植物抽提溶劑及60-90°C石油醚產品；在庚烷精餾塔一精餾出以庚烷為主要成分的120#橡膠工業用溶劑及90-120 °C石油醚產品；在庚烷精餾塔二精餾出20#油漆工業用溶劑及120-160°CW2-20輕質白油；135-170°CW2-30輕質白油、155-200°CW2-40 輕質白油、185-225°CW2-60 輕質白油、195-235°CW2-70 輕質白油、 205-245 °CW2-80輕質白油、215-255 °CW2-90輕質白油、230-270°CW2-100輕質白油等高沸點溶劑，加氫尾油經精餾可得國V輕油。除國V輕油外，所得產品無硫，芳烴含量極低，符合環保溶劑氣味小、揮發性有機物排放低的要求。
[0018] 實施例(見圖3)將原料C栗入換熱器組換熱后不經脫輕烴塔直接與氫混合，經加熱爐升溫到125°C進入反應單元進行深度加氫脫硫反應、脫氮、脫氯反應以及脫芳飽和反應;反應產物進高加分離器氣液分離，所得的富氫氣體即為循環氫，所得的液相餾分經低壓分離器進入精餾系統，分離出各個餾分段的溶劑油產品。經精餾單元，在戊烷精餾塔精餾出戊烷發泡劑產品及30-60 °C石油醚產品；在己烷精餾塔精餾出以己烷為主要成分的6#植物抽提溶劑及60-90°C石油醚產品；在庚烷精餾塔一精餾出以庚烷為主要成分的120#橡膠工業用溶劑及90-120 °C石油醚產品；在庚烷精餾塔二精餾出120-160 °CW2-20輕質白油;尾油經加氫尾油精餾塔精餾可得國V輕油。除國V輕油外，所得產品無硫，芳烴含量極低，符合環保溶劑氣味小、揮發性有機物排放低的要求。
[0019] 實施例4(見圖3)將原料D栗入換熱器組換熱后不經脫輕烴塔直接與氫混合，經加熱爐升溫到155°C進入反應單元進行深度加氫脫硫反應、脫氮、脫氯反應以及脫芳飽和反應;反應產物進高加分離器氣液分離，所得的富氫氣體即為循環氫，所得的液相餾分經低壓分離器進入精餾系統，分離出各個餾分段的溶劑油產品。經精餾單元，在戊烷精餾塔精餾出戊烷發泡劑產品及30-60 °C石油醚產品；在己烷精餾塔精餾出以己烷為主要成分的6#植物抽提溶劑及60-90°C石油醚產品；在庚烷精餾塔一精餾出以庚烷為主要成分的120#橡膠工業用溶劑及90-120 °C石油醚產品；在庚烷精餾塔二精餾出120-160 °CW2-20輕質白油;尾油經加氫尾油精餾塔精餾可得國V輕油。除國V輕油外，所得產品無硫，芳烴含量極低，符合環保溶劑氣味小、揮發性有機物排放低的要求。
[0020]實施例5將以上實例所得6#植物抽提溶劑餾分栗入精餾萃取單元，經精餾萃取，可得異己烷、甲基環戊烷、混合二甲苯及高純正己烷、苯等產品。所得正己烷產品純度可達99%以上，其它產品無硫，芳烴含量極低，符合環保溶劑氣味小、揮發性有機物排放低的要求。
【主權項】
1.一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其特征在于:進料栗(1)、換 熱器組(2)、脫輕烴塔(5)依次相連接，新氫線(4) 一端連接脫輕烴塔(5)，另一端連接循環氫 壓縮機(3)，加熱爐(6)—側下部連接脫輕烴塔(5)，另一側上部連接預加氫反應器(7)，反應 器單元的預加氫反應器(7)、主加氫反應器(8)、吸附反應器(9)、第一脫芳反應器(10)、第二 脫芳反應器(11)依次相連接，高壓分離器(12)—側連接換熱器組(2)，頂部連接循環氫壓縮 機(3)，底部連接低壓分離器(13)，主加氫反應器(8)、低壓分離器(9)與精餾單元的戊烷精 餾塔(14 )、己烷精餾塔(15 )、庚烷精餾塔一(16 )、庚烷精餾塔二(17 )、加氫尾油精餾塔(18 ) 依次相連接，精餾單元的戊烷精餾塔(14)塔底物出口二與精餾萃取單元的異己烷精餾塔 (19)、正己烷萃取精餾塔(20)、第一萃取劑回收塔(21)、甲基環戊烷精餾塔(22)、第二萃取 劑回收塔(23)、苯精餾塔(24)依次相連接，第一萃取劑回收塔(21)和第二萃取劑回收塔 (23)分別設有第一萃取劑再生蒸發器(25)和第二萃取劑再生蒸發器(26)，正己烷萃取精餾 塔(20)、第一萃取劑回收塔(21)與第一萃取劑再生蒸發器(25)形成回路，甲基環戊烷精餾 塔(22)、第二萃取劑回收塔(23)與第二萃取劑再生蒸發器(26)形成回路。2.根據權利要求1所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其特 征在于:以餾程在30-280°C之間的石腦油餾分為原料，將原料栗入換熱器組換熱后進入脫 輕烴塔，脫除輕組分的物料與氫氣混合，栗入加熱爐升溫后經反應器單元進行二次加氫、吸 附、二次脫芳反應，反應物進入高壓分離器，經高壓分離器分離出的氫氣經壓縮機循環再次 利用，脫氫后的物料經過低壓分離器進入精餾單元或精餾萃取單元，按照產品餾程進行相 應的切割精餾可得到環保溶劑產品及部分高純單體烷烴，經精餾單元，可得戊烷發泡劑，以 己烷、庚烷為主要成分的各牌號環保溶劑及石油醚、高沸點輕質白油溶劑，加氫尾油經精餾 可得國V輕油，進入精餾萃取單元的物料經精餾、萃取可得高純正己烷、異己烷、甲基環戊 烷、苯、二甲苯溶劑。3.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:反應器單元采用高選擇性雙金屬催化劑、高效吸附劑及深度脫芳催化劑;原料與 反應產物進行換熱，提高裝置能源綜合利用率，精餾及精餾萃取單元采用新型填料塔，并按 塔頂產品揮發度進行排序;運用夾點分析法合成換熱網絡并進行換熱器布局。4.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:優選鋁硅、鉬鎳的雙元素保護催化劑，主要用于改善流體分布、捕集雜質、降低反 應器壓降，同時飽和烯烴，鋁硅保護劑:外形為五星環巾19.0mm* 19.0mm，堆積密度為800-860Kg/m3，壓碎強度彡102N/cm;鉬鎳保護劑:外形為齒輪環巾10.0mm*10.0mm，堆積密度為 800-830Kg/m3,壓碎強度彡30N/cm，按照直徑上大下小的順序將其置于加氫反應器中加氫 催化劑之上。5.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:優選活性金屬為鉬鎳的雙金屬加氫脫催化劑，其活性中心為金屬鉬、鎳，外形為 三葉草、拉西環1.6mm* 1.6mm, <}> 6.0mm*6 ? 0mm，堆積密度為500_660Kg/m3，比表面積為 100—140cm2/kg，壓碎強度多120N/cm，按照直徑上大下小的順序將其置于加氫反應器中保 護催化劑之下。6.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:優選添加活性ZnO、MgO、CaO促進劑的吸附催化劑，主要用于吸附氯、H2S及微量金屬雜質，可以避免循環氫中的硫化氫導致催化劑中毒失活，提高催化劑活性穩定性，堆積密 度為650-750Kg/m3，壓碎強度多50N/cm，工作氯容(Wt)多30.0%。7.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:優選有高加氫脫芳活性的鎳系催化劑，其活性中心為金屬鎳，外形為球形巾2.0_ 4.0mm*2.0-4.0mm，堆積密度為800-820Kg/m3，壓碎強度 > 90N/cm，孔容 > 0.3cm3/ 100g，兩個 脫芳反應器按前后7:13的質量比進行裝填。8.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:將餾程在30-280°C之間的石腦油餾分栗入換熱器組換熱后進入脫輕烴塔，脫除 輕組分的物料與氫氣混合，栗入加熱爐升溫后經反應器單元進行二次加氫、吸附、二次脫芳 反應，經換熱后反應物進入高壓分離器，氣液分離后，氫氣經壓縮機循環再次利用，脫氫后 的物料經緩沖罐進入低壓分離器，分離出溶解氫及其它氣相進裝置干氣管網，液相進入精 餾單元或精餾萃取單元。9.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法，其 特征在于:預加氫反應器操作條件:壓力為1.4-1.81^，入口溫度為135-170°(:，出口溫度為 185-210°C，氫油比1:200，空速為5.0-7.0h—1，嚴格控制預加氫反應器溫度，防止烯烴自聚， 主加氫反應器操作條件:壓力為2.3-4.8Mp，入口溫度為220-240°C，出口溫度為270-290°C， 氫油比1:200，空速為0.25h—1，吸附反應器操作條件:空速為0.5-3.5 h—1，溫度為180-400 °C，壓力為常壓-4.8 Mp，第一脫芳反應器(10)操作條件:壓力為1.0-1.5Mp，入口溫度為 120-160°C，出口溫度為150-190°C，空速為0.751T1，第二脫芳反應器(11)操作條件:壓力為 1.0-1.5Mp，入口溫度為125-175°C，出口溫度為160-210°C，空速為0.751T1，高壓分離器操作 壓力為2.0Mp。10.根據權利要求1或2所述的一種環保溶劑及部分單體烷烴生產裝置及其使用方法， 其特征在于:設置兩個吸附反應器，運行時一開一備，ZnO、MgO、CaO吸附催化劑輪流交換或 按配比使用，便于不停車更換催化劑，精餾塔塔底再沸器熱源采用1.2Mpa、220°C導熱油，其 中脫輕烴塔塔頂溫度為43.5-52°C、塔底溫度為60-71°C、操作壓力為0.5Mpa，脫除C4以下輕 組分。
【文檔編號】C10G67/04GK105950213SQ201610499606
【公開日】2016年9月21日
【申請日】2016年6月30日
【發明人】苗廣發, 王兵杰, 李金朔
【申請人】東營市俊源石油技術開發有限公司