專利名稱：一種催化烴重組處理方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種催化烴的重組處理方法，特別涉及一種催化烴重組制備高質量汽油和柴油的處理方法。
背景技術：
催化裂化、催化裂解及重油催化裂解技術是煉油的核心技術，催化裂化分為蠟油催化裂化、重油催化裂化；從這些工藝生產的生成油統(tǒng)稱為催化烴，所得催化烴經過加工處理，一般是分餾塔分餾，可以分餾出干汽、液化汽、汽油、柴油、重油等產品，其中汽油、柴油占據市場上汽油、柴油供應總量的70％以上。
催化烴的重組處理方法一般是將催化烴通過分餾塔進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分在溶劑萃取塔中進行萃取分離；或者將中間餾分與汽油餾混合后再泵入溶劑萃取塔中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分。
通過在分餾塔中部增加一個或多個側線切口分餾中間餾分，分餾塔的塔頂溫度為65～95℃，柴油出口溫度為190～280℃，側線切口溫度為120～260℃，塔底溫度為340～385℃；此分餾塔的塔頂壓力為0.11～0.28MPa，塔底壓力為0.12～0.30MPa；所述汽油分餾和柴油分餾及中間分餾在所述分餾塔內完成；所述汽油餾分的餾程控制在35～110℃±30℃，所述柴油餾分的餾程控制在210±30℃～355±30℃，所述中間餾分的餾程控制在120±30℃～210℃±30℃。
所述分餾也可以分為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔的溫度提高10～50℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～210℃±30℃，柴油餾分的餾程控制在210±30～355±30℃；所述汽油餾分泵入另一分餾塔，進行第二次分餾，此分餾塔底部分離出餾程為110±30℃～210℃±30℃的中間餾分，其頂部分離出餾程為35～110±30℃的汽油餾分。
所述分餾為二步分餾，第一步，先分餾汽油餾分和柴油餾分，將分餾塔的溫度降低10～40℃，將所述汽油餾分的餾程控制在35～110℃±30℃，柴油餾分的餾程控制在110±30℃～355±30℃；所述柴油餾分泵入另一分餾塔，進行第二次分餾，該分餾塔底部分離出餾程為210±30℃～355±30℃的柴油餾分，其頂部分離出餾程為110±30℃～210℃±30℃的中間餾分。
所述一步分餾的過程，在分餾塔中間餾分可以引出1個至4個側線切口，使中間餾分分為1至4個餾程。
將所述芳烴組分在分餾塔中進行分餾，該分餾塔頂部分離出高辛烷值汽油組分，其底部分離出重芳烴組分，所得高辛烷值汽油組分與餾程為35～110℃±30℃汽油餾分調和。
所述非芳烴組分也在一分餾塔中進行分餾，該分餾塔底部分離出柴油組分，并將其與所述餾程為210±30℃～380℃的柴油餾分調和，提高柴油的十六烷值；也可以根據市場情況，調和出一種或多種低凝柴油；該分餾塔頂部分離出輕非芳烴，該輕非芳烴可以作為化工輕油，也可以與汽油餾分調和。
所述高辛烷值汽油組分可以與所述餾程為35～110℃±30℃的汽油餾分全部調和?；蛘咚龈咝镣橹灯徒M分與所述餾程為35～110℃±30℃的汽油餾分根據設定值進行調和，得到不同標號的汽油，如90#汽油、93#汽油、97#汽油等。
所述中間餾分或者將所述中間餾分與汽油餾混合后在溶劑萃取塔中進行萃取分離時使用的溶劑為循環(huán)使用，其溶劑與水可以互溶。溶劑在裝置中長期循環(huán)運轉，部分溶劑不可避免地會被氧化產生酸性物質；為了去除之，還要加入抗酸性物質；在上述工藝過程中原料還會帶入微量烯烴；另外，設備及管道中還會產生機械雜質；使循環(huán)溶劑的顏色愈來愈深，高聚物和酸性物質不斷積累，漸漸影響上述工藝的操作，嚴重時影響上述工藝的產品的質量及收率。因此，必須對循環(huán)溶劑進行再生。
現有的溶劑再生方法包括常壓或減壓汽提再生、常壓或減壓蒸餾再生、吸附再生以及過濾再生。汽提再生由于受汽提汽量的限制，再生處理量??；蒸餾再生方法操作麻煩，溶劑損失大，能耗高，再生塔再沸器結焦嚴重。吸附再生一般采用離子交換樹脂，如美國專利US4919816提出的環(huán)丁砜抽提系統(tǒng)循環(huán)水的再生方法，該方法可以有效去除循環(huán)水中的酸性物質，減少設備的腐蝕，但無法除掉溶劑系統(tǒng)的污染物，而且還需要使用堿溶液。中國專利CN1062007C公開了一種芳烴抽提溶劑的再生方法，它是通過加入系統(tǒng)內的循環(huán)水，再通過過濾和吸附脫色，達到再生的目的。但其缺點在于，一是系統(tǒng)內的水量有限，導致其處理能力有限；二是加水后溶劑中的雜質在進入吸附床層前沒有分離，導致吸附床層經常被堵塞；三是由于吸附床層的吸附量有限，到一定程度吸附床就會失效，需要更換或再生吸附劑；四是樹脂再生時需要酸堿處理，操作復雜，成本高。

發(fā)明內容
本發(fā)明的目的是提供一種帶有溶劑損耗低、處理量大、無酸堿處理、再生后的溶劑質量高的水溶性溶劑再生系統(tǒng)的催化烴重組處理方法。
為實現上述目的，本發(fā)明采取以下技術方案一種催化烴的重組處理方法，將催化烴通過分餾塔進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分或者將所述中間餾分與汽油餾混合后在溶劑萃取塔中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分，其特征在于所述萃取分離時使用的溶劑為循環(huán)使用，所述溶劑的再生系統(tǒng)包括混合裝置、沉降裝置、蒸餾裝置、冷卻裝置以及回收水存貯裝置，所述混合裝置與所述沉降裝置相連，所述沉降裝置與所述蒸餾裝置相連，所述蒸餾裝置通過所述冷卻裝置與所述回收水存貯裝置相連。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述再生系統(tǒng)在所述混合裝置和所述沉降裝置之間還連接有一個以上的過濾裝置。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述沉降裝置中設有泡沫網。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述再生系統(tǒng)在所述混合裝置和所述沉降裝置之間還連接有第一過濾裝置及與之串接的第二過濾裝置。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述沉降裝置與所述過濾裝置及所述蒸餾裝置可以垂直一體化連接；也可以并列分體串接；也可以部分垂直部分并列分體連接。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述蒸餾裝置包括塔盤和再沸器兩部分，所述塔盤可以是泡罩(帽)塔盤、浮閥塔盤、篩板塔盤、穿流塔盤、噴射塔盤以及規(guī)整填料或普通散裝填料。
一種催化烴的重組處理方法，將催化烴通過分餾塔進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分或者將所述中間餾分與汽油餾混合后在溶劑萃取塔中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分，其特征在于所述萃取分離時使用的溶劑為循環(huán)使用，所述溶劑的再生方法的具體步驟依次為1.水溶性溶劑與水混合，所述水與水溶性溶劑的重量比為0.1-10；2.將上述步驟中的混合物進行沉降分離，產生三相，上部為油相，中部為水溶性溶劑和水的混合相，下部為不溶物；3.將步驟2的中部混合相在常壓或減壓條件下，利用廢熱進行蒸餾分離，得到再生好的水溶性溶劑和水；4.將上述步驟3中再生好的水溶性溶劑排出，將分離出的水冷卻；5.步驟4中經冷卻后的水進行油水再分離，排出回收水，再與步驟1中的水溶性溶劑混合循環(huán)使用。
一種優(yōu)選方案，其特征在于將所述步驟3中所述中部混合相先過濾分離，再進行蒸餾分離。
所述水與水溶性溶劑的重量比優(yōu)選0.5-3；更優(yōu)選1-2。
一種優(yōu)選方案，其特征在于所述過濾分離可分為一級過濾分離、二級過濾分離或三級過濾分離等，各級過濾分離可以串聯、并聯或串并聯同時使用。
過濾分離所用的過濾材料可采用濾芯或過濾填料。濾芯采用帶有一定開孔尺寸的材料包括金屬粉末冶金、陶瓷、金屬絲網、各種織物等，采用的過濾填料包括活性炭或經處理的活性炭、白土、硅膠、氧化鋁、氧化硅、分子篩、各種沙土等無機物、各種陰陽離子交換樹脂。
本發(fā)明的水溶性溶劑再生系統(tǒng)與汽提再生工藝相比，水溶性溶劑的再生處理量有較大提高，而汽提再生工藝是通過裝置的汽提汽處理，該裝置的汽提量有一個上限；并且隨著循環(huán)溶劑質量變劣，由于其汽提汽無法補充，其再生溶劑的處理能力降低。
本發(fā)明的水溶性溶劑再生系統(tǒng)與減壓或常壓蒸餾再生相比，由于后者的再生溶劑全部汽化，能耗大；本發(fā)明由于只將處理溶劑中的水汽化，且熱源采用廢熱(如200℃的熱水)，所以能耗較低。
本發(fā)明的再生系統(tǒng)與吸附再生相比，本發(fā)明通過沉降先將溶劑中的雜質去掉；而吸附再生工藝中，溶劑在進入吸附床層之前其中的雜質沒有分離出去，會造成床層堵塞從而導致床層的吸附效率降低，嚴重時吸附劑失效；另外，吸附劑的量是一定的，隨著運轉時間的增加，其吸附能力會逐漸降低，導致再生溶劑的質量變差，需要再生或更換。本發(fā)明的再生工藝則沒有此類問題，可以連續(xù)處理。
本發(fā)明再生系統(tǒng)與過濾再生相比，過濾再生工藝由于雜質和膠質會造成過濾系統(tǒng)堵塞，需要經常處理，且再生后的溶劑質量很差；而本發(fā)明的再生工藝，在過濾之前，先經過靜止沉降，使溶劑中的雜質得到分離，再通過過濾將溶劑中的膠質有效分離，再生后的溶劑質量較好。
上述常壓或減壓汽提再生、常壓或減壓蒸餾再生、吸附再生以及過濾再生方法中，都有一個溶劑排渣過程，此過程會造成溶劑損耗；而本發(fā)明由于有一個沉降處理步驟，先將溶劑中的微量雜質除去，而且不會帶走溶劑，與上述常規(guī)方法相比，本發(fā)明的溶劑再生方法，溶劑損耗更低。
下面通過


對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保護范圍的限制。

圖1是本發(fā)明實施例1的流程示意圖；圖2是本發(fā)明實施例2的流程示意圖；圖3是本發(fā)明實施例3的流程示意圖；圖4是本發(fā)明實施例4的流程示意圖。
附圖是本實用新型的流程示意圖，圖中的一些輔助設備如放空閥、壓力表等未標出，但對本領域普通技術人員是公知的。
下面通過具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保護范圍的限制。
具體實施例方式
對比實施例將石蠟基催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產的LCS催化劑作用下產生催化烴，所得催化烴為催化裂化蠟油，將其加入分餾塔進行切割分餾，分餾塔塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔的中部增加一個側線切口，用于切割中間餾分，側線切口溫度為190℃，中間餾分的餾程范圍為120～210℃，所得中間餾分泵入板式塔進行水洗，然后再泵入萃取塔進行溶劑萃取分離，所用溶劑為環(huán)丁砜，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為4.8，環(huán)丁砜用汽提再生工藝進行再生；分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分在中間部位進入另一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～165℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調和；所得非芳烴組分在中間部位進入下一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調和；所得輕非芳烴與汽油餾分調和。
實施例1如圖1所示，將石蠟基催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產的LCS催化劑作用下產生催化烴，所得催化烴為催化裂化蠟油，將其加入分餾塔進行切割分餾，分餾塔塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔的中部增加一個側線切口，用于切割中間餾分，側線切口溫度為190℃，中間餾分的餾程范圍為120～210℃，所得中間餾分泵入萃取塔進行溶劑萃取分離，所用溶劑為環(huán)丁砜，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為4.8，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分在中間部位進入另一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分與汽油餾分調和成93#汽油；所得非芳烴組分在中間部位進入下一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分與柴油餾分調和成5#柴油；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
將芳烴抽提溶劑環(huán)丁砜與循環(huán)水在混合器1中充分混合水與環(huán)丁砜重量比為5.0，混合后的物料進入溶劑再生器2的沉降區(qū)3，沉降區(qū)3的下部設有一隔板32，沉降區(qū)3的操作溫度為30℃，壓力為0.3MPa，混合物在沉降區(qū)形成三層，上層為油層，通過排出口排出，下層為不溶物并通過排渣口排出，中部為水溶性溶劑和水的混合相并通過連通管31進入一級過濾區(qū)4；沉降區(qū)3與一級過濾區(qū)通過隔板32相隔離；過濾區(qū)4下部設有隔板42和43，在隔板42上安裝有濾芯41，濾芯41中裝填有多孔金屬絲網材料，多孔金屬絲網材料的孔徑為50μm，操作溫度為40℃，壓力為0.2MPa；在過濾區(qū)4處理后的濾出物料進入二級過濾區(qū)5，過濾區(qū)5下部設有隔板52和53，在隔板52上安裝有濾芯51，濾芯51裝填有多孔金屬粉末冶金材料，多孔金屬絲網材料孔徑為20μm，操作溫度為40℃，壓力為0.1MPa；在過濾區(qū)5處理后的濾出物料進入蒸餾區(qū)6進行環(huán)丁砜與水氣液分離，蒸餾區(qū)6上部設有塔盤61，下部設有再沸器62，蒸餾區(qū)6的上部溫度為85℃，下部溫度為150℃，再沸器的溫度為200℃，蒸餾區(qū)壓力為0.08MPa，水蒸汽排入冷凝器7中冷卻，再進入回收水儲罐8進行油水分離，所得水進入混合器1；再生溶劑經蒸餾區(qū)的下部排出。所得再生溶劑與溶劑的性質分析結果見表1。
表1

實施例2如圖2所示，將環(huán)烷基重油催化裂化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產的LANET-35催化劑作用下產生催化烴，所得催化烴為環(huán)烷基催化裂化重油，將其加入分餾塔進行切割分餾，分餾塔塔頂溫度為120℃，柴油出口溫度為270℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，將所述汽油餾分1的餾程控制在35～240℃，柴油餾分的餾程控制在240～385℃；所述汽油餾分1泵入另一分餾塔，進行第二次分餾，該分餾塔塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，該分餾塔底部分離出餾程為110℃～210℃℃的中間餾分，其頂部分離出餾程為35～110℃的汽油餾分。所得中間餾分進行溶劑萃取分離，所用溶劑為50％的N-甲基吡咯烷酮和50％的四甘醇，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.3，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分在中間部位進入下一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分與汽油餾分調和成93#汽油；所得非芳烴組分在中間部位進入最后一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分與柴油餾分調和成5#柴油；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
其它與實施例1相同，不同之處在于所述水溶性溶劑為芳烴抽提溶劑四甘醇；水與四甘醇的重量比為0.2；在沉降區(qū)3與過濾區(qū)4及過濾區(qū)5之間設有閥門V1、V2、V3，可以直接將沉降區(qū)3中的濾出物排入過濾區(qū)5；在過濾區(qū)4與過濾區(qū)5及蒸餾區(qū)6之間設有閥門V4、V5、V6、V7，可以將沉降區(qū)3或過濾區(qū)4或5的濾出物直接排入蒸餾區(qū)6，另外設有V8和V9可以將沉降區(qū)3或過濾區(qū)4或5或蒸餾區(qū)6的濾出物直接排出，得再生溶劑；在混合器1與回收水罐8之間設有閥門V10；當濾出物不經過蒸餾區(qū)6時，閥門V10關閉；當V2、V5、V8關閉，其它所有的閥門均打開時，濾出物依次通過沉降區(qū)3、過濾區(qū)4、過濾區(qū)5及蒸餾區(qū)6。所得再生溶劑與溶劑性質分析結果見表2。
表2

實施例3如圖3所示，將石蠟基重油催化裂化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產的LBO-16催化劑作用下產生催化烴，所得催化烴為環(huán)烷基催化裂化重油，將其加入分餾塔進行切割分餾，分餾塔塔頂溫度為50℃，柴油出口溫度為210℃，塔底溫度為340℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，將所述汽油餾分的餾程控制在35～120℃℃，柴油餾分1的餾程控制在120～355℃；所述柴油餾分1泵入另一分餾塔，進行第二次分餾，該分餾塔塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa，該分餾塔頂部分離出餾程為80℃～240℃的中間餾分，其底部分離出餾程為240～380℃的汽油餾分。所得中間餾分泵入萃取塔進行溶劑萃取分離，所用溶劑為N-甲基吡咯烷酮，萃取溫度為66℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為3.3，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分在中間部位進入下一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～180℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調和；所得非芳烴組分在中間部位進入最后的分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～150℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調和；所得輕非芳烴作為化工輕油使用。
其它與實施例1相同，不同之處在于溶劑為芳烴抽提蒸餾的N-甲基吡咯烷酮，去掉過濾區(qū)4和過濾區(qū)5，水和溶劑的重量比為9.0。所得再生溶劑與溶劑性質分析結果見表3。
表3

實施例4如圖4所示，將石蠟基催化原料和回煉油在蘭州催化劑廠生產的LCS催化劑作用下產生催化烴，所得催化烴為催化裂化蠟油，將其加入分餾塔進行切割分餾，分餾塔塔頂溫度為80℃，柴油出口溫度為240℃，塔底溫度為370℃，塔頂壓力為0.1MPa，塔底壓力為0.12Mpa；在分餾塔的中部增加一個側線切口，用于切割中間餾分，側線切口溫度為190℃，中間餾分的餾程范圍為120～210℃，所得中間餾分泵入萃取塔進行溶劑萃取分離，所用溶劑為環(huán)丁砜，萃取溫度為80℃，萃取壓力為0.4MPa，溶劑重量比(溶劑/進料)為4.8，分離出芳烴組分和非芳烴組分；所得芳烴組分在中間部位進入另一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為120～165℃，分餾壓力為0.04～0.20MPa，下部進汽提水，塔頂餾分為高辛烷值組分，下部側線采出口為重芳烴組分，塔底出料作為循環(huán)溶劑；所得高辛烷值組分全部與汽油餾分調和；所得非芳烴組分在中間部位進入下一分餾塔中，進行蒸餾分離，分餾溫度為100～135℃，壓力為0.15～0.25MPa，塔頂出料為輕非芳烴，塔底出料為柴油組分；所得柴油組分全部與柴油餾分調和；所得輕非芳烴與汽油餾分調和。
將芳烴抽提蒸餾的溶劑N-甲酰基嗎啉與循環(huán)水在混合器1中充分混合，水與N-甲?；鶈徇亓勘葹?.0，混合后的物料進入沉降器9，沉降器9的操作溫度為90℃，壓力為1.0MPa，混合后的物料在沉降器形成三層，上層為油層，通過排出口排出，下層為不溶物并通過排渣口排出，中部為水溶性溶劑和水的混合相進入第一級過濾器10；所述過濾器10下部設有隔板42，在隔板42上安裝有濾芯41，濾芯41中裝填有陶瓷濾芯，陶瓷濾芯的孔徑為40μm，操作溫度為50℃，壓力為0.9MPa；在過濾器10處理后的濾出物料進入第二級過濾器11，過濾器11下部設有隔板52，在隔板52上安裝有濾芯51，濾芯51裝填有多孔金屬粉末冶金材料，多孔金屬粉末冶金材料孔徑為20μm，操作溫度為50℃，壓力為0.8MPa；經過濾器11處理后的濾出物料進入蒸餾器12進行氣液分離，蒸餾器12上部設有塔盤61，下部設有再沸器62，蒸餾器12上部溫度為85℃，下部溫度為162℃，再沸器的溫度為200℃，蒸餾器12的壓力為0.08MPa，水蒸汽排入冷凝器7中冷卻，再進入回收水儲罐8進行油水分離，所得水回流至混合器1；再生溶劑經蒸餾器12下部排出。所得再生溶劑與溶劑性質分析結果見表4。
表4

實施例5如圖5所示，其它與實施例1相同，不同之處在于溶劑為吸收過程中所用的二甲基亞砜；水與二甲基亞砜的重量比為1.0；在沉降區(qū)3與過濾區(qū)4及過濾區(qū)5之間設有閥門V1、V2、V3、V4、V5、V6。如果只關閉閥門V2和V5，其它閥門打開，則沉降區(qū)3中的水溶性溶劑和水的混合相依次經過過濾區(qū)4和過濾區(qū)5，并從過濾區(qū)5排出口直接排出再生溶劑；如果只關閉V2，其它閥門打開，則沉降區(qū)3中的水溶性溶劑和水的混合相必須經過過濾區(qū)4，或者再經過過濾區(qū)5，或者直接從過濾區(qū)4的排出口排出再生溶劑。如果是閥門V2、V5全關閉的情況，所得再生溶劑與溶劑物性分析結果見表5。
表5

權利要求
1.一種催化烴重組處理方法，將催化烴通過分餾塔進行分餾，其中包括分餾汽油餾分和柴油餾分；將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分或者將所述中間餾分與汽油餾混合后在溶劑萃取塔中進行萃取分離，分離出芳烴組分和非芳烴組分，其特征在于所述萃取分離時使用的水溶性溶劑為循環(huán)使用，所述水溶性溶劑的再生方法為(1)水溶性溶劑與水混合，所述水與水溶性溶劑的重量比為0.1-10；(2)將上述步驟中的混合物進行沉降分離，產生三相，上部為油相，中部為水溶性溶劑和水的混合相，下部為不溶物；(3)將上述步驟(2)中的中部混合相在常壓或減壓條件下，利用廢熱進行蒸餾分離，得到再生好的水溶性溶劑和水；(4)將上述步驟(3)中再生好的水溶性溶劑排出，將分離出的水冷卻；(5)將步驟(4)中經冷卻后的水進行油水再分離，排出回收水，再與步驟(1)中的水溶性溶劑混合循環(huán)使用。
2.根據權利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于將所述步驟3中所述中部混合相先過濾分離，再進行蒸餾分離。
3.根據權利要求1所述的催化烴的重組處理方法，其特征在于所述水與水溶性溶劑的重量比0.5-3。
4.根據權利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述水與水溶性溶劑的重量比為1-2。
5.根據權利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述水溶性溶劑包括兩種或兩種以上的水溶性溶劑的混合溶劑。
6.根據權利要求1所述的催化烴重組處理方法，其特征在于將所述步驟(3)中所述中部混合相先經過一次以上的過濾分離，再進行蒸餾分離。
7.根據權利要求6所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述過濾分離為二級過濾分離。
8.根據權利要求6所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述過濾分離為三級過濾分離。
9.根據權利要求7或8所述的催化烴重組處理方法，其特征在于所述過濾分離為串聯。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種催化烴的重組處理方法，將催化烴通過分餾塔進行分餾；將汽油餾分和柴油餾分進行重新組合，從所述汽油餾分和柴油餾分之間抽出中間餾分；再將所述中間餾分或者將所述中間餾分與汽油餾混合后在溶劑萃取塔中進行萃取分離，其特征在于所述萃取分離時使用的溶劑為循環(huán)使用，所述溶劑先與水混合，再沉降分離；利用廢熱進行蒸餾分離；再生好的水溶性溶劑排出，將分離出的水冷卻；經冷卻后的水進行油水再分離，排出回收水循環(huán)使用。
文檔編號C10G35/00GK1613977SQ20031010354
公開日2005年5月11日 申請日期2003年11月7日 優(yōu)先權日2003年11月7日
發(fā)明者丁冉峰 申請人:丁冉峰