專利名稱：高辛烷值和低硫含量的烴級分的生產方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種烴級分辛烷值改善的領域，并且進一步涉及一種高辛烷值和低硫 含量的烴級分的生產方法，其使得整個級分的改質成為可能，從而將級分的總硫含量降至 非常低的水平，同時提高級分的辛烷值。
背景技術：
現(xiàn)在石油精制以及石油化學受到新的限制。實際上，所有的國家正逐步的采用嚴 格的硫的規(guī)范目標是達到5到IOppm的硫。降低硫含量的問題基本上集中在通過裂解汽 油池中的主要含硫前體所得到的汽油上，不管裂解是催化的(FCC 根據(jù)英語術語的流化催 化裂化)或非催化的(焦化、減粘裂化、蒸汽-裂化)。今天，已經有計劃使催化裂化汽油滿 足硫的規(guī)范。盡管這些計劃意圖限制烯烴的損失，然而不管采用何種技術，它們都不可避免 地導致辛烷值的損失，這在汽車制造廠所強加的對辛烷值的限制越來越強烈的同時造成了 問題。由于在辛烷值水平、Reid蒸汽壓和硫含量上維持對汽油高品質要求的同時，燃料 市場產生的相對于柴油的對汽油需求的持續(xù)下降導致了第二個限制。由此相對于其他級分 (煤油和柴油)在降低的產量下生產高品質的汽油是非常重要的。從石油化學且尤其從蒸汽裂化和裂化重整工藝中產生第三個限制即_分別生產 具有最高價值(乙烯和丙烯)的烯烴和芳烴化合物_由于原材料(尤其是石腦油)價格驚 人的增長且還由于資源的限制以及需要芳烴化合物含量低的原料。本領域技術人員公知的一種降低硫含量的解決方法為對烴級分且尤其是催化裂 化汽油進行加氫處理(或加氫脫硫)。然而，該方法存在的主要缺點就是導致辛烷值的顯著 下降。通過限制烯烴的加氫，并因而通過最小化辛烷值的降低對烯屬汽油進行脫硫的其 它方法在大量專利中有所描述。例如，專利EP1370627描述了一種生產低硫含量汽油的方法，包括至少一個存在 于原始汽油中的二烯的選擇性加氫，一個存在于汽油中的輕硫化合物轉化的步驟，獲得至 少兩個級分，輕級分和重級分的汽油的分餾，在一個步驟中至少一部分來自于分餾的重級 分的脫硫處理。由此該方法使得降低存在于汽油中的硫的量以及獲得辛烷值比用簡單的加 氫處理所得到的辛烷值好的汽油成為可能。然而，即使辛烷值相對于用加氫處理所獲得的 辛烷值得到提高，它最終還是降低的，即低于處理后的原料的辛烷值。

發(fā)明內容
因此，本申請的目標為消除先前技術中的一個或多個缺陷，通過從烴原料，例如， 催化裂化汽油級分開始，提出一種生產烴級分的方法，使其能夠滿足上述限制-使烴原料符合硫的規(guī)范且具有大于或等于原料辛烷值的產物辛烷值以及烯烴含 量的大幅下降。
-烴原料的一部分轉化為石油化學的基礎。-且在某些情況下，烴原料的一部分轉化為具有低硫含量的中間級分。-僅將原始汽油的一部分送入汽油池。為此目的，本申請?zhí)岢隽艘环N通過烴原料生產具有高辛烷值和低硫含量的烴級分 的方法，包含至少如下步驟-烴原料的加氫脫硫步驟，-至少一個對于來自于加氫脫硫步驟的全部或部分流出物萃取芳烴化合物的 步驟，其中所述萃取形成富含鏈烷烴的萃余液(raffinate)和富含芳烴化合物的萃取液 (extract)，該萃取液被送入汽油池(gasoline pool)。在本發(fā)明的一個實施方式中，烴原料得自于催化裂化單元或熱裂化單元或焦化單 元或減粘裂化單元。根據(jù)本發(fā)明的一個實施方式，加氫脫硫步驟是選擇性的且在一個或兩個反應器中 在一個步驟中進行，或在兩個步驟中進行。根據(jù)本發(fā)明的另一個實施方式，加氫脫硫步驟是非選擇性的。在本發(fā)明的一個實施方式中，鏈烷烴萃余液的一部分被送入蒸汽裂化單元或催化
重整單元。在本發(fā)明的一個實施方式中，鏈烷烴萃余液的一部分與芳烴萃取液形成混合物被 送入汽油池。在本發(fā)明的一個實施方式中，鏈烷烴萃余液的至少一部分被送入分離步驟，其 生成輕萃余液，它被送入汽油池(以與芳烴萃取液形成混合物的形式)，和/或被送入蒸 汽-裂化單元或催化重整單元，以及重萃余液，它被送入柴油池或煤油池。根據(jù)本發(fā)明的一個實施方式，本方法包括如下步驟-烴原料中二烯的選擇性加氫步驟，-得自于選擇性加氫步驟的流出物的分離步驟，形成至少兩個級分，輕烴級分和重 烴級分，所述重級分被輸送作為加氫脫硫步驟的原料。根據(jù)本發(fā)明的另一個實施方式，如下步驟-烴原料中二烯的選擇性加氫步驟，-得自于選擇性加氫步驟的流出物的分離步驟，形成至少兩個級分，輕烴級分和中 間烴級分，所述中間烴級分被輸送作為加氫脫硫步驟的原料。在本發(fā)明的一個實施方式中，輕烴級分與芳烴萃取液和一部分鏈烷烴萃余液形成 混合物被送入汽油池。在本發(fā)明的一個實施方式中，芳烴化合物的萃取步驟是液-液萃取或萃取蒸餾。在本發(fā)明的一個實施方式中，芳烴化合物的萃取步驟是溶劑比為1.5到5的 液-液萃取。本發(fā)明還涉及到使用根據(jù)本發(fā)明的方法通過汽油級分生產芳烴化合物和/或烯 烴含量低的烴級分，且其用于石油化學。根據(jù)本發(fā)明的一個實施方式，該烴級分用于蒸汽-裂化工藝。根據(jù)本發(fā)明的另一個實施方式，該烴級分用于催化重整工藝。


本發(fā)明的其他特征和優(yōu)勢通過閱讀下面給出的說明可以得到更好的理解并變得 更加清晰，通過引用所附的圖并且以實施方式的方式提供說明-圖1是根據(jù)本發(fā)明生產烴級分方法的示意圖，-圖2是根據(jù)本發(fā)明生產烴級分方法的變形的示意圖，-圖3是根據(jù)本發(fā)明生產烴級分方法的另一個變形的示意圖。在圖1，2和3中闡述的根據(jù)本發(fā)明的方法為生產具有高辛烷值和低硫含量的烴級 分。
具體實施例方式根據(jù)本發(fā)明的方法中所用的原料為含有硫的烴原料且其沸點從具有4個碳原子 (C4)的烴原料的沸點延續(xù)到根據(jù)ASTM D86標準高達300°C的終沸點。根據(jù)本發(fā)明的方法中 所用的烴原料可為，例如得自于催化裂化單元，熱裂化單元(根據(jù)英語術語為蒸汽裂化)， 焦化單元(根據(jù)英語術語為焦化器)，或減粘裂化單元(根據(jù)英語術語為減粘裂化爐)的一 種汽油級分。根據(jù)本發(fā)明的方法中所用的原料通常含有 高于5%重量的烯烴級分且通常都高于10%重量 高于5%重量的芳烴化合物級分且通常都高于10%重量 至少50ppm重量的硫。在圖1闡述的根據(jù)本發(fā)明的方法中。烴原料經受至少一個加氫脫硫處理和一個芳 烴化合物的萃取處理。為此，原料通過管線(1)送入加氫脫硫單元(C)。得自于加氫脫硫單 元(C)的流出物在被送入萃取芳烴化合物的單元(D)之前通過管線(4)流動。然后芳烴萃 取液(也被稱為相對于原料富含芳烴化合物的萃取液)通過管線(9)流動。在萃取芳烴化 合物的單元(D)的出口獲得的鏈烷烴萃余液(也被稱為相對于原料富含鏈烷烴的萃余液) 通過管線(6)流動。該鏈烷烴萃余液的一部分通過管線(7)被送入蒸汽裂化單元。該鏈烷 烴萃余液的另一部分通過管線(8)被送入汽油池。在管線(9)和(8)中流動的流出物(芳 烴萃取液和鏈烷烴萃余液)的混合物通過管線(10)被送入汽油池。加氫脫硫和芳烴化合物萃取步驟的設置通過降低汽油中的硫含量和最大化其辛 烷值，使得整個烴原料且尤其是汽油級分的改質成為可能。汽油的一部分可被轉化為具有 低硫含量的中間級分。汽油的另一部分通過被送入蒸汽-裂化單元可被用作石油化學的基 石出。由此根據(jù)本發(fā)明的方法使得滿足上述限制成為可能，其是通過降低從烴原料中生 產的汽油的量從而有利于形成石油化學的較好的萃余液。根據(jù)本發(fā)明的方法的一個變形(在圖2中進行闡述)，加氫脫硫和芳烴化合物的 萃取步驟之前可有選擇性加氫步驟，選擇性加氫步驟隨后有分離步驟。在這個變形中，原料 通過管線(1)被送入選擇性加氫單元(A)。得自于選擇性加氫單元(A)的流出物通過管線 (2)流動且隨后被送入分離塔(B)中，其形成至少兩個級分一個通過管線(5)被送入汽油 池的輕汽油級分該輕級分的最大ASTM D86終點為160°C，優(yōu)選120°C，且非常優(yōu)選90°C， 同時重汽油級分通過管線(3)流動，且任選一個中間汽油級分通過管線(18)流動。該中間級分通常具有低于或等于220°C的ASTM D86終沸點，優(yōu)選低于或等于180°C，且非常優(yōu)選低 于或等于160°C。當生成中間級分(18)時，其通過管線(18)被送入加氫脫硫單元(C)。如 果需要，通過管線(3)流動的重級分在加氫處理后送入中間級分。在沒有中間級分的情況 下，重級分通過管線(3)被送入加氫脫硫單元(C)。得自于加氫脫硫單元(C)的流出物在被送入萃取芳烴化合物的單元(D)之前通過 管線(4)流動。鏈烷烴萃余液通過管線(6)流動。該鏈烷烴萃余液的一部分通過管線(7) 被送入蒸汽-裂化單元。該鏈烷烴萃余液的另一部分通過管線(8)被送入汽油池。在管線 (9)和(5)中流動的流出物(輕汽油和芳烴萃取液)在與通過管線(B)流動的流出物(鏈 烷烴萃余液)形成混合物被送入汽油池之前通過管線(11)混合。根據(jù)本發(fā)明的方法的變形使得在分離步驟時獲得含有少于IOppm硫的輕汽油級 分和具有可控烯烴含量的重汽油級分成為可能，其導致送入加氫脫硫單元的烯烴降低15% 到 85%。在需要將蒸汽-裂化單元中的原料最大化的情況下，建議的配置可為-選擇性加氫步驟，-分離步驟，-重汽油級分和一部分輕汽油級分的加氫脫硫步驟，-對加氫脫硫單元中所得全部流出物萃取芳烴化合物的步驟，-將所得的全部鏈烷烴萃余液送入蒸汽_裂化單元。將鏈烷烴萃余液分為兩個級分是可能的，一個低硫和低辛烷值的輕級分，當汽油 池具有富裕的辛烷值時，其被送入汽油池，或在相反的情況下，送入蒸汽-裂化單元，以及 一個低硫和閃點可控的重級分，其被送入煤油池或柴油池。根據(jù)本發(fā)明的方法的另一個變形(在圖3中進行闡述)，芳烴化合物的萃取步驟之 后可有分離步驟。原料通過管線(1)被送入選擇性加氫單元(A)。得自于選擇性加氫單元 (A)的流出物通過管線(2)流動且隨后被送入分離塔(B)中，其形成兩個級分通過管線5 被送入汽油池的輕汽油級分和通過管線(3)送入加氫脫硫單元(C)的重汽油級分。得自于 加氫脫硫單元(C)的流出物在被送入萃取芳烴化合物的單元(D)之前通過管線(4)流動。鏈烷烴萃余液通過管線(6)流動。在管線(9)和(5)中流動的流出物(輕汽油和 芳烴萃取液)通過管線(11)混合。通過管線(6)流動的鏈烷烴萃余液被送入分離塔(E)。重萃余液通過管線(13)被 送入柴油級分。輕萃余液通過管線(14)流動。該輕萃余液的一部分通過管線(15)被送入 汽油池，且另一部分通過管線(16)被送入蒸汽-裂化單元。通過管線(11)流動的流出物與 通過管線(15)流動的流出物混合從而提供被送入汽油池的通過管線(17)流動的流出物。該變形可用于需要將級分產物最大化而無需將產物送入石油化學工藝的情況。根據(jù)本發(fā)明的方法的另一個變形(未圖示)，未進行任何預選擇性加氫步驟或分 離的烴原料經受至少一個加氫脫硫處理和萃取芳烴化合物的處理，萃取芳烴化合物處理后 可有分離步驟。為此，原料被送入加氫脫硫單元。得自于加氫脫硫單元的流出物被送入萃取 芳烴化合物的單元。在萃取芳烴化合物的單元的出口獲得的鏈烷烴萃余液被送入分離塔。 重萃余液被送入柴油級分。輕萃余液的一部分被送入汽油池，且另一部分被送入蒸汽_裂 化單元。得自于萃取單元的芳烴萃取液與輕萃余液的另一部分混合然后被送入汽油池。
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根據(jù)本發(fā)明方法的各個步驟在下面詳細描述。詵擇件加氫步驟根據(jù)本發(fā)明的方法可包含選擇性加氫步驟。該步驟以將烴原料中存在的二烯轉化 為烯烴為目的。在該步驟中，增加烴原料中存在的輕硫產物的重量也是可能的。選擇性加氫步驟在反應器中發(fā)生，通常在含有至少一種選自VIII族，優(yōu)選選自由 鉬、鈀和鎳形成的組中的金屬，和載體(substrate)的催化劑的存在下。例如，使用沉積在 惰性載體，舉例如氧化鋁、二氧化硅或含有至少50%氧化鋁的載體上的鎳-或鈀-基催化劑 是可能的。另外一種金屬可與主金屬結合形成雙金屬催化劑，舉例如鉬或鎢。這種催化配方 的使用在例如專利FR2764299中已被要求保護。操作條件的選擇尤其重要。通常，該步驟在壓力以及一定量的氫氣存在下進行，氫 氣量稍微超過氫化二烯所需的化學計量值。待處理的氫氣和原料上流或下流注入通常含有 固定催化劑床的反應器中。選擇性加氫反應中所采用的壓力應該足夠使反應器中多于60%重量的待處理原 料保持處于液相，優(yōu)選多于80 %，且更優(yōu)選多于95 %。因此該壓力通常在，例如0. 4到5MPa， 優(yōu)選多于IMPa，且更優(yōu)選為1到4MPa。待處理原料的液時體積空速為約1到約201^ (每體 積催化劑和每小時的原料體積)，優(yōu)選2到IOtT1,且非常優(yōu)選2到81Γ1。溫度最通常為約50°C到約250°C，和優(yōu)選80°C到220°C，且更優(yōu)選100°C到200°C， 從而保證二烯足夠的轉化率。以升表示的氫氣和原料比通常為3至50L/L，優(yōu)選3至20L/L。在處理催化裂化汽油的情況中，后者含有高達百分之幾重量的二烯(從0. 到 5% )。加氫處理之后，二烯含量通常降至低于3，OOOrpm，且優(yōu)選低于1，500ppm。為了將輕硫化合物轉化為重硫化合物，該加氫步驟可通過，例如，使初始碳原料經 過能夠同時對二烯加氫和將輕硫化合物或烯烴轉化為較重硫化合物的催化劑或分離的催 化劑(相同的或不同的)進行，但使得在與加氫步驟相同的反應器中進行該轉化反應成為 可能。得自于加氫步驟的流出物的分離步驟根據(jù)本發(fā)明的方法通?？珊袑⒌米杂诩託洳襟E的流出物分離為至少兩個級分 的步驟。這些級分為-含有限的殘余硫含量和烯烴的輕級分，其可被用作石油化學的原料或不經其他 降低其硫含量的下游處理而加入汽油池中，-相對于原料富含芳烴化合物的重級分，且最初存在于原料中的硫化合物的大部 分濃縮于其中，_任選地，含有大部分最初存在于原料中的BTX (苯，甲苯，和二甲苯)產物的中間 級分。分離步驟優(yōu)選通過標準蒸餾/分餾塔的方式進行。該分餾塔使得將得自于加氫的 原料分離為至少一個輕級分和一個重級分成為可能，該輕級分含有少的硫級分，該重級分 含有大部分的最初存在于初始原料中的硫。該塔通常在0. 1到2MPa且優(yōu)選在0. 1到IMPa的壓力下操作。該分離塔的理論板數(shù)通常為10至100且優(yōu)選在20至60。回流比，表示為塔內被級分流所分割的液體流的比 例，用kg/h表示，通常為0. 1至2，優(yōu)選高于0. 5。在分離的終端得到的輕汽油通常含有至少50%的C5烯烴，且優(yōu)選至少90%，任選 地C5化合物，C6烯烴和C7化合物。通常，該輕級分具有低的硫含量，S卩，在作為燃料使用之前通常不必處理該輕級 分。然而，在某些極端情況下，會考慮輕汽油的脫硫。加氫脫硫步驟根據(jù)本發(fā)明的方法包括加氫脫硫步驟。該步驟可直接應用于初始原料，或應用于 在分離步驟終端得到的重級分。在該方法流程中進行的加氫脫硫可以是選擇性的(具有一定的烯烴飽和率，即保 持一部分烯烴)或非選擇性的(烯烴的飽和)。該步驟通常在至少一個反應器中在含有至 少一種選自VIII族的元素的催化劑存在下進行。詵擇件加氫脫硫選擇性加氫脫硫可在一個步驟或兩個步驟中進行。使用兩步法，我們設計了帶有中間脫除H2S的流程。在一步法流程的情況下，該步驟可含有具有不同操作條件的一個或兩個反應器。 單個反應器的情況所用催化劑通常是含有鈷或鎳和鉬的催化劑。該步驟在氫氣存在下進行，溫度為 例如2000CM 400°C，優(yōu)選2200CM 350°C，在通常為0. 5到5MPa，優(yōu)選1到3MPa，且非常優(yōu) 選1. 5到3MPa的壓力下。液時體積空速在例如0. 5至約IOtT1 (以每體積催化劑和每小時 的原料體積表示)，且優(yōu)選1至StT1。H2/HC比基于所需加氫脫硫速率被調整在例如100至 600L/L且優(yōu)選100至350L/L范圍內。 兩個反應器的情況在第一個反應器中所用的催化劑和操作條件與在單個反應器情況中所描述的那 些相似。在第二反應器中，所用催化劑通常為含有鈷和鉬的催化劑或含有鎳的催化劑。2nd反應器中的溫度通常為250至400°C，且優(yōu)選300至370°C。液時體積空速為 例如0. 5至IOtT1 (以每體積催化劑和每小時的原料體積表示)，且優(yōu)選1至81Γ1。壓力和H2/HC比條件與在第一步中的第一個反應器中的條件類似。這種設置(且尤其是溫度的不配合以及催化劑的串聯(lián)使用)使得其比具有1個單 獨的反應器的設置更具有選擇性。由此在HDS步驟中烯烴的保存更好。在兩步法的情況下，后者為-第一步在與具有1個反應器的1步流程中相似的壓力、溫度、LHSV和H2/HC條 件下進行-第二步脫除H2S后對來自于Ist步的流出物進行處理，在處于與Ist步相同范圍 內的條件下操作。在2步中所用催化劑通常是含有鈷和鉬的催化劑。該設置利用兩個步驟之間的H2S的中間脫除使得其更具選擇性成為可能，H2S的中間脫除降低了 H2S的分壓。在選擇性加氫脫硫的情況下，通過可測加氫脫硫轉化的烯烴為5到95%，優(yōu)選15 到85%，且更優(yōu)選15到50%。非詵擇件加氫脫硫該步驟在氫氣存在下進行，溫度為例如200°C至400°C，優(yōu)選220°C至350°C，在通 常為0. 5到5MPa，優(yōu)選1至3MPa，且非常優(yōu)選1. 5至3MPa的壓力下。液時體積空速為例如 0. 5至約IOtT1 (以每體積催化劑和每小時的原料體積表示)，且優(yōu)選1至Sh—1。H2/HC比基 于所需加氫脫硫速率被調整在例如100至600L/L且優(yōu)選在100至350L/L范圍內。相對于選擇性加氫脫硫主要不同為催化劑的選擇。所用催化劑通常為含有鈷和鉬 或鎳和鉬的催化劑。所用催化劑比在選擇性加氫脫硫情況中具有較強的加氫活性。在根據(jù)本發(fā)明的方法中，不飽和硫化合物的轉化率高于15%且優(yōu)選高于90%。在非選擇性加氫脫硫的情況下，可測的烯烴的降低為高于50%，優(yōu)選高于85%， 且非常優(yōu)選高于95%。芳烴化合物的萃取步驟根據(jù)本發(fā)明的方法包括芳烴化合物的萃取步驟。該萃取是液_液萃取或采用一種 或多種溶劑的萃取蒸餾。在標準的液-液萃取情況下，萃取通過使用本領域技術人員已知的用于進行此種 萃取的任何種類的溶劑來進行，且例如為環(huán)丁砜類溶劑，二甲基亞砜(DMSO)，二甲基甲酰胺 (DMF)，N-甲基吡咯烷酮(NMP)，N-甲酰嗎啉(NFM)，甲醇，乙腈和這些不同溶劑的混合物。 加氫脫硫步驟之后獲得的流出物在第一萃取塔中與溶劑相接觸，從第一萃取塔中回收富含 芳烴化合物的溶劑和含有非芳烴化合物的萃余液。萃余液在下面在洗滌塔中進行提純從而 移除其中殘留的微量溶劑。富含芳烴化合物的溶劑通常首先在分離塔中脫除最后的非芳烴 化合物，然后被送入回收芳烴化合物的塔中。溶劑再生后進行循環(huán)，而芳烴化合物以萃取液 的形式被回收。在萃取蒸餾的情況中，使用一種在高沸點時易混合的非揮發(fā)性分離溶劑來改善混 合物中揮發(fā)性非常相似的組分的相對揮發(fā)性(蒸汽壓)。該溶劑與混合物中不同組分之間 的相互作用不同，由此導致相對于每個組分的揮發(fā)性的不同并使他們的分離成為可能。該 技術為將含有芳烴化合物和溶劑的混合物的流體送入萃取蒸餾塔。非芳烴化合物與少量的 溶劑(其隨后被再生)通過塔頂排出。芳烴化合物與溶劑通過塔底排出。溶劑/芳烴化合 物組合被送入分離塔或純化的芳烴化合物將從溶劑中分離出來。所用的溶劑是本領域技術 人員所公知的，舉例如，N-甲酰嗎啉。本發(fā)明的一個優(yōu)點在于一個事實，S卩，與這些技術應用于石油化學環(huán)境中從而生 成高純度和高產率的芳烴化合物的條件不同，在芳烴化合物萃取步驟的終端既不需要良好 的產率也不需要非常高的純度。盡管使用較高的溶劑比，辛烷值較好，使用比本領域技術人 員常用的較低的溶劑比的產物質量也是可以接受的。由此，使用相對于常規(guī)的萃取單元更 簡化的單元進行芳烴化合物的萃取是可能的。在此情況下，優(yōu)選-分離塔被取消或其具有較少的塔板數(shù)，-與比例為3至10的傳統(tǒng)的萃取不同，溶劑/原料比為1至10，優(yōu)選1至6，且非 常優(yōu)選1至3. 5。
所得的芳烴萃取液使得移除存在于原料中的較低辛烷值的分子成為可能，且與其 他典型組分(重整油，異構油，醚，……)再混合后，通常有利于超過汽油池所需的研究法 辛烷值(根據(jù)英語術語，或為RON)為95以及馬達法辛烷值(根據(jù)英語術語，或為Μ0Ν)為 85的規(guī)格。所得的鏈烷烴萃余液通常形成蒸汽-裂化或催化重整單元的優(yōu)良原料，且由此取 代非常昂貴的石腦油。擺憐·耳又少后·制聚本發(fā)明的方法可含有將得自于萃取芳烴化合物步驟的萃余液分離為至少兩個級 分的步驟，輕級分可被送入汽油池或石油化學，和重級分可被送入煤油池或柴油。該分離優(yōu)選使用傳統(tǒng)的蒸餾塔進行。該塔通常在0. 01至2MPa且優(yōu)選在0. 01至0. 5MPa的壓力下操作。該分離塔的理 論塔板數(shù)通常為10至100且優(yōu)選20至60?；亓鞅龋硎緸樗缺患壏至魉指畹囊后w流 的比例，用kg/h表示，通常高于0. 2，且優(yōu)選高于0. 4。下面的比較實施例對本發(fā)明進行說明。實施例實施例1(圖1)a)獲得脫硫催化裂化汽油起始原料為催化裂化汽油，用以生產至少與原來類似的高品質汽油以及可提供給 蒸汽-裂化單元的萃余液。催化裂化汽油具有如下特性ASTM D86 蒸餾起點:35°C終點220°C烯烴含量33. 6%重量芳烴化合物含量34. 6%重量RON = 93. 00硫=3，278ppm起始原料(1)在Co/Mo催化劑(HR 806型)上在如下條件下進行選擇性脫硫在 加氫脫硫單元(C)中，溫度:260°C,P = 2MPa，VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 2001/1。b)脫硫汽油的萃取加氫脫硫步驟中獲得的流出物通過管線⑷被送入單元⑶從而萃取環(huán)丁砜芳烴 化合物。相對于傳統(tǒng)的萃取單元，該單元是簡化的-省略了分離塔，-溶劑/原料比降至2.7。通過管線(6)流動的鏈烷烴萃余液部分通過管線(8)被送入汽油池直到獲得辛烷 值大于或等于原料的汽油。剩余部分通過管線(7)被送入蒸汽_裂化單元。c)產品質量
10流出物14968710烯烴％重量33. 6016. 8012. 5017. 7817. 7817. 7814. 33芳烴化合物％重量34. 6034. 6061. 0028. 6128. 6128. 6149. 80飽和化合物％重量31. 8048. 6026. 5053. 6253. 6153. 6135. 90RON93. 0085. 9098. 4083. 0083. 0083. 0093. 10MON81. 6080. 3087. 0078. 8078. 8078. 8084. 18硫(ppm)3’ 278. 07. 011. 36. 06. 06. 09. 5流速(kg/h)100’ 000100’ 00018’ 50081’ 5009’ 78071’ 72028，280密度0. 7610. 7610. 7570. 7620. 7620. 7620. 758在這些條件下，獲得了相對于起始原料(R0N:93.00)辛烷值稍微升高的汽油 (RON 93. 10)。硫含量非常低(9. 5ppm)且相對于起始原料(3，278ppm)有大幅降低。該萃 余液形成好的蒸汽_裂化原料。實施例2 (圖2-選擇性模式)a)獲得一種脫硫催化裂化汽油起始原料為催化裂化汽油，需要從中回收用于送去蒸汽裂化的萃余液同時提高所 生成汽油的品質。通過管線(1)流動的催化裂化汽油具有如下特性ASTM D86 蒸餾起點:35°C終點140°C烯烴含量34. 5%重量芳烴化合物含量19. 2%重量RON = 91. 40IJi= 1, 112ppm它在Ni-Mo選擇性加氫催化劑(HR845)上進行處理。汽油在如下條件下進行處理溫度160"C；壓力:2MPa ；VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 51/1。然后通過管線(2)流動的流出物在塔中進行分餾(步驟B)。在頂部，最終脫硫ASTM D86沸點為60°C的級分通過管線(5)被回收。在底部，通 過管線(3)流動的60-140°C的ASTM D86蒸餾區(qū)間級分(3)在CoMo (HR806)催化劑上選擇 性脫硫，條件如下溫度:260°C,P = 2MPa，VVH =處―1，H2/HC比為2001/1。b)脫硫汽油的萃取加氫脫硫所得的流出物通過管線(4)被送入環(huán)丁砜芳烴化合物的萃取中。相對于傳統(tǒng)的萃取單元，該單元是簡化的-省略了分離塔，
11
-溶劑/原料比降至2.7。通過管線(6)流動的萃余液部分通過管線(8)被送入汽油池直到獲得辛烷值大于 或等于原料的汽油。剩余部分通過管線(7)被送入蒸汽-裂化單元。萃取液(9)被送入汽 油池。c)產品質量 在這些條件下，獲得了相對于起始原料(R0N:91.40)辛烷值稍微升高的汽油 (RON 92. 00)。硫含量非常低(< IOppm)且相對于起始原料(1，112ppm)有大幅降低。該 萃余液形成好的蒸汽_裂化原料。
實施例3 (圖2-非-選擇性模式)a)獲得一種脫硫催化裂化汽油起始原料為催化裂化汽油，需要從中回收用于送去蒸汽裂化的萃余液同時提高所 生成汽油的品質。通過管線(1)流動的催化裂化汽油具有如下特性ASTMD86 蒸餾起點35°C終點140°C烯烴含量34. 5%重量芳烴含量19. 2%重量RON = 91. 40硫=l，112ppm它在Ni-Mo選擇性加氫催化劑(HR845)上進行處理。汽油在如下條件下進行處理溫度160"C；壓力:2MPa ；VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 51/1。然后流出物(2)被分餾(單元B)。在頂部，最終脫硫ASTM D86沸點為60°C的級 分通過管線(5)被回收。在底部，通過管線(3)流動的60-140°C的ASTM D86蒸餾區(qū)間級 分在CoMo催化劑上脫硫(單元C)和全部加氫，條件如下溫度260°C，P = 2MPa, VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 2001/1。重催化裂化汽油中的烯烴實際上已被全部加氫。b)脫硫汽油的萃取加氫脫硫所得的流出物通過管線(4)被送入環(huán)丁砜芳烴化合物的萃取中。相對于傳統(tǒng)的萃取單元，該單元是簡化的-省略了分離塔，-溶劑/原料比降至2-3。在此其設為2.5。通過管線(6)流動的萃余液部分通過管線(8)被送入汽油池直到獲得辛烷值大于 或等于原料的汽油。剩余部分通過管線(7)被送入蒸汽-裂化單元。萃取液(9)被送入汽 油池。c)產品質量 在這些條件下，獲得了與原料(R0N:91.4)辛烷值相同的汽油。硫含量非常低 (< IOppm)且相對于起始原料(1，112ppm)有大幅降低。該萃余液形成好的蒸汽-裂化原料且由于其含有很少的烯烴比之前實施例中的 更好。實施例4 (圖2-非-選擇性模式)a)獲得一種脫硫催化裂化汽油起始原料為催化裂化汽油，需要從中回收具有最大辛烷值的汽油和用于送去蒸 汽-裂化的高品質萃余液同時提高所生成汽油的品質。催化裂化汽油具有如下特性ASTM D86 蒸餾起點:35°C終點140°C烯烴含量34. 5%重量芳烴化合物含量19. 2%重量RON = 91. 40IJi= 1, 112ppm它在Ni-Mo選擇性加氫催化劑(HR845)上在如下操作條件下進行處理溫度160"C；壓力:2MPa ；VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 51/1。然后流出物(2)被分餾(單元B)。在頂部，最終脫硫ASTM D86沸點為60°C的級 分通過管線(5)被回收。在底部，通過管線(3)流動的60-140°C的ASTM D86蒸餾區(qū)間級 分在CoMo催化劑上脫硫(單元C)和全部加氫，條件如下溫度260°C，P = 2MPa, VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 2001/1。重催化裂化汽油中的烯烴實際上已被全部加氫。b)脫硫汽油的萃取加氫脫硫所得的流出物通過管線(4)被送入環(huán)丁砜芳烴化合物的萃取(單元D)中。該單元與傳統(tǒng)的萃取單元相同，溶劑/原料比為6。萃余液(7)被送入蒸汽-裂化單元。由于其實際上完全為鏈烷烴的本質，萃余液 成為優(yōu)異的蒸汽-裂化原料。萃取液(9)被送入汽油池。所生成的汽油具有相對于原料提高很多的辛烷值。c)產品質量 在這些條件下，獲得了相對于起始原料(R0N:91.40)辛烷值較高的汽油(RON: 96. 90)。硫含量非常低(< IOppm)且相對于起始原料(1，112ppm)有大幅降低。實施例5(圖3)a)獲得一種脫硫催化裂化汽油起始原料為催化裂化汽油，需要將其20%送入柴油池，同時從中生產至少類似于 原料的高品質汽油并生產用于送去蒸汽_裂化的萃余液。催化裂化汽油具有如下特性ASTM D86 蒸餾起點:35°C終點220°C烯烴含量33. 6%重量芳烴化合物含量34. 6 %重量RON = 93. 00硫=3，278ppm它在Ni-Mo選擇性加氫催化劑(HR845)上在如下操作條件下進行處理溫度160"C；壓力:2MPa ；VVH = 41Γ1，H2/HC 比為 51/1。然后通過管線(2)流動的在選擇性加氫的終端獲得的流出物在分餾塔(B)中分 餾。在塔的頂部，最終脫硫ASTM D86沸點為60°C的級分通過管線(5)被回收。在底部，通過管線(3)流動的60_220°C的ASTMD86蒸餾區(qū)間級分在Co/Mo催化劑 (HR806型)上選擇性脫硫(單元C)，操作條件如下溫度:260°C,P = 2MPa,VVH = ^1jH2/ HC 比為 2001/1。b)脫硫汽油的萃取加氫脫硫步驟(4)的流出物被送入環(huán)丁砜芳烴化合物的萃取中。相對于傳統(tǒng)的萃取單元，該單元是簡化的
-溶劑/原料比降至3.5。然后通過管線(6)流動的萃取萃余液被蒸餾。最重的脫硫級分(ASTM D86蒸餾間 隔為150-220°C )通過管線(13)被送入柴油池。通過管線(14)流動的輕萃余液(ASTM D86最終蒸餾點為150°C )部分被送入汽油 池(15)直到得到辛烷值大于或等于原料的汽油。剩余部分被送入蒸汽_裂化單元(16)。c)產品質量
95. 70)。
在這些條件下，獲得了相對于起始原料(R0N:93.00)辛烷值增加的汽油(RON: 硫含量非常低(< IOppm)且相對于起始原料(3，278ppm)有大幅降低。 具有150-220的ASTM D86蒸餾間隔的級分將被送入柴油池或煤油池，如果需要，
18先經過加氫處理。輕萃余液形成好的蒸汽_裂化原料。對本發(fā)明的不同變形進行說明的實施例的設置證明了一個事實，即根據(jù)本發(fā)明的 方法使得保持以及在某些情況下增加所獲得烴原料的辛烷值，同時顯著降低其硫含量是可 能的。為了得到較好的用于石油化學的萃余液，汽油的量也大幅降低。對于本領域技術人員來說顯然本發(fā)明不僅僅局限于上面所提供的細節(jié)并且不脫 離本發(fā)明的應用領域能夠以大量其他具體的形式生成實施例。所以，應該將這些實施例看 做是說明并可在不脫離權利要求所確定的范圍內被修飾。
權利要求
一種由烴原料生產具有高辛烷值和低硫含量的烴級分的方法，包含至少如下步驟 烴原料的加氫脫硫步驟， 至少一個對得自于加氫脫硫步驟的全部或部分流出物萃取芳烴化合物的步驟，由此所述萃取形成相對于原料富含鏈烷烴的萃余液和富含芳烴化合物的萃取液，所述萃取液被送入汽油池。
2.根據(jù)權利要求1的方法，其中烴原料得自于催化裂化單元或熱裂化單元或焦化單元 或減粘裂化單元。
3.根據(jù)權利要求1或2的方法，其中加氫脫硫步驟是選擇性的并在一個或兩個反應器 中在一步中進行或在兩步中進行。
4.根據(jù)權利要求1或2的方法，其中加氫脫硫步驟是非選擇性的。
5.根據(jù)權利要求1到4中任一項的方法，其中一部分鏈烷烴萃余液送入蒸汽-裂化單 元生產輕烯烴或送入催化重整單元生產芳烴化合物。
6.根據(jù)權利要求1到5中任一項的方法，其中一部分鏈烷烴萃余液與芳烴萃取液形成 混合物被送入汽油池。
7.根據(jù)權利要求1的方法，其中至少一部分鏈烷烴萃余液送入分離步驟，其形成輕萃 余液和重萃余液，該輕萃余液與芳烴萃取液形成混合物被送入汽油池，和/或該輕萃余液 被送入蒸汽_裂化單元或催化重整單元，并且該重萃余液被送入柴油池或煤油池。
8.根據(jù)權利要求1到7中任一項的方法，其包含以下步驟 -烴原料中二烯的選擇性加氫步驟，-得自于選擇性加氫步驟的流出物的分離步驟，形成至少兩個級分，輕烴級分和重烴級 分，所述重烴級分被輸送作為加氫脫硫步驟的原料。
9.根據(jù)權利要求1到7中任一項的方法，其包含以下步驟 -烴原料中二烯的選擇性加氫步驟，-得自于選擇性加氫步驟的流出物的分離步驟，形成至少兩個級分，輕烴級分和中間烴 級分，所述中間烴級分被輸送作為加氫脫硫步驟的原料。
10.根據(jù)權利要求8或9的方法，其中所述輕烴級分與芳烴萃取液和一部分鏈烷烴萃余 液形成混合物送入汽油池。
11.根據(jù)權利要求1到10中任一項的方法，其中芳烴萃取步驟是液-液萃取或萃取蒸溜。
12.根據(jù)權利要求11的方法，其中萃取芳烴化合物的步驟是溶劑比為1.5至5的液-液萃取。
13.根據(jù)權利要求1到12中任一項方法的用途，其用于由汽油級分生產芳烴化合物和 /或烯烴含量低且用于石油化學的烴級分。
14.根據(jù)權利要求13的用途，其中烴級分用于蒸汽-裂化工藝。
15.根據(jù)權利要求13的用途，其中烴級分用于催化重整工藝。
全文摘要
本發(fā)明涉及高辛烷值和低硫含量的烴級分的生產方法，具體地涉及一種由烴原料生產高辛烷值和低硫含量的烴級分的方法，包含至少如下步驟-烴原料的加氫脫硫步驟，-至少一個從來自加氫脫硫步驟的全部或部分流出物中萃取芳烴化合物的步驟，由此所述萃取形成富含鏈烷烴的萃余液和富含芳烴化合物的萃取液，將該萃取液送入汽油池從而提高它的辛烷值。鏈烷烴萃余液的一部分可被用于與芳烴萃取液的混合物中；另一部分可被用作石油化學的基礎，或用于生產芳烴化合物或用于生產烯烴。
文檔編號C10G69/00GK101899325SQ20101021459
公開日2010年12月1日 申請日期2010年5月26日 優(yōu)先權日2009年5月26日
發(fā)明者J·弗雷康, Q·德布伊謝特, R·L·休金斯 申請人:Ifp公司